《化工原理》气液平衡 _液体精馏
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第7章 液体精馏
7.3.2 精馏装置的流程
典型的连续精馏流程如图7-7 所示。 原料液经预热后，送入精馏 塔内。操作时，连续地从再沸器 取出部分液体作为塔底产品（釜 残液），部分液体气化，产生上 升蒸气，依次通过各层塔板。塔 顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝， 并将部分冷凝液借助重力作用 （也可用泵送）送回塔顶作为回 流液体，其余部分经冷却器（图 中末画出）后被送出作为塔顶产 1.精馏塔 2.再沸器 品（馏出液）。
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第7章 液体精馏
图7-11 进料板上的物料衡算和热量衡算
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第7章 液体精馏
将上述关系代入式（7-20a），联解式（7-20）和（7-20a） 可得 L′ − L IV − I F = （7-21） F IV − I L 令
7.2.1双组分溶液的气液相平衡
1．双组分理想溶液的气液相平衡关系 气液相平衡关系，是指溶液与其上方的蒸气达到平衡时， 系统的总压、温度及各组分在气液两相中组成间的关系。 ⑴ 理想溶液及拉乌尔定律 实验表明，理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律。 拉乌尔定律表示：当气液呈平衡时，溶液上方组分的蒸气 分压与溶液中该组分的摩尔分率成正比。 在一定压强下，液体混合物开始沸腾产生第一个气泡的温 度，称为泡点温度（简称泡点）。 严格而言，实际上理想溶液是不存在的，仅对于那些由性 质极相近、分子结构相似的组分所组成的溶液，例如苯-甲苯、 甲醇-乙醇、烃类同系物等可视为理想溶液。
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第7章 液体精馏
⑵ 气液平衡相图 ① t-x-y图 该图表示在一定总压下， 温度与气、液相组成之间的 关系。 在 总 压 为 101.33kPa 下 ， 苯-甲苯混合液的t-x-y图如 图7-1所示。
图7-1 苯-甲苯混合液的t-x-y图
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第7章 液体精馏
② y-x图 在一定外压下，以y为纵 坐标，以x为横坐标，建立气 -液相平衡图，即y-x图，图 中曲线代表气液相平衡时的 气相组成y与液相组成x之间 的关系。 图7-2为苯-甲苯混合液在 外压为101.33kPa下的y-x图。 如图中曲线的D点表示组成 为x1 的液相与组成为y1 的气 相互成平衡。该曲线又称为 平衡曲线。
图7-2 苯-甲苯混合液的y-x图
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第7章 液体精馏
2．双组分非理想溶液的气液平衡关系 非理想溶液可分为与理想溶液发生正偏差的溶液和负偏差 的溶液。例如，乙醇-水物系是具有正偏差的非理想溶液；硝 酸-水物系是具有负偏差的非理想溶液。它们的y-x图分别如图 7-3和7-4所示。
图7-3 乙醇-水溶液的y-x图
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第7章 液体精馏
图7-8 精馏段操作线方程的推导
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第7章 液体精馏
将式7-15代入式7-15a，并整理得：
y n +1 L D = xn + xD L+D L+D
（7-16）
若将上式等号右边的两项的分子和分母同时除以D，可得：
y n +1 = L/D 1 xn + xD L / D +1 L / D +1
7.4.3 进料热状态对操作线的影响
1．进料热状态 在生产中，加入精馏塔中的原料可能有以下五种热状态： （1）冷液体进料，原料温度为低于泡点的冷液体； （2）饱和液体进料，原料温度为泡点的饱和液体，又称泡 点进料； （3）气、液混合物进料，原料温度介于泡点和露点之间的 气、液混合物； （4）饱和蒸汽进料，原料温度为露点的饱和蒸汽，又称露 点进料； （5）过热蒸汽进料，原料温度为高于露点的过热蒸汽。
（7-18） （7-18a）
式中 x ′——提馏段第m层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； m y ′ +1——提馏段第m+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。 m
将式（7-18）代入式（7-18a），并整理可得：
y m+1
/
L/ W / = / xm − / xW L −W L −W
（7-19）
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第7章 液体精馏
2．精馏段的物料衡算 按图7-8虚线范围（包括精馏段第n+1层塔板以上塔段和 冷凝器）作物料衡算，以单位时间为基准，即 总物料 V =L+D （7-15） 易挥发组分
Vy n +1 = Lx n + Dx D
（7-15a）
式中 xn——精馏段中任意第n层板下降液体中易挥发组分的 摩尔分率； yn+1——精馏段中任意第n+1层板上升蒸气中易挥发组 分的摩尔分率。
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第7章 液体精馏
7.1.2 精馏的分类
工业上精馏操作可按以下方法分类： （1）操作方式：可分为间歇精馏和连续精馏。 （2）物系中组分的数目：可分为双组分精馏和多组分精馏。 （3）物系分离的难易：可分为精馏和特殊精馏。 （4）操作压强：可分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。
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第7章 液体精馏
7.2 双组分溶液的气液相平衡
令L/D=R，代入上式得：
y n +1 = R 1 xn + xD R +1 R +1
（7-17）
式中R称为回流比，它是精馏操作的重要参数之一。其值一般 由设计者选定。R值的确定将在后面讨论。
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第7章 液体精馏
式7-16和式7-17称为精馏 段 操作线方程。此二式表示在一定 操作条件下，精馏段内自任意第 n层板下降的液相组成xn与其相 邻的下一层板（如第n+1层板） 上升蒸气气相组成yn+1 之间的关 系。该式在x-y直角坐标图上为直 线，其斜率为R/ （ R+1 ） ，截距 为xD/ （ R+1 ） ，如图7-10中直线 ab。
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第7章 液体精馏
7.4.2 物料衡算－操作线方程
1．全塔的物料衡算 对图7-8所示的间接 蒸汽加热的连续精馏塔 作全塔物料衡算，并以 单位时间为基准，
图7-7 精馏塔的物料衡算
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第7章 液体精馏
则总物料 易挥发组分 F=D+W FxF=DxD+WxW （7-12） （7-12a）
式中 F－原料液流量（kmol/s）； D－塔顶产品（馏出液）流量（kmol/s）； W－塔底产品（釜残液）流量（kmol/s）； xF－原料液中易挥发组分的摩尔分率； xD－馏出液中易挥发组分的摩尔分率； xW－釜残液中易挥发组分的摩尔分率。
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第7章 液体精馏
2.进料热状态参数 ⑴ 进料板的物料衡算与热量衡算 对图7-11所示的进料板分别作物料衡算及热量衡算，即 F+ V′+L=V+ L′ （7-20） FIF+ V′IV′+LIL=VIV+ L′IL′ （7-20a） 式中 IF——原料液的焓（kJ/kmol）； IV ， IV′—— 分 别 为 进 料 板 上 、 下 处 饱 和 蒸 气 的 焓 （kJ/kmol）； IL ， IL′—— 分 别 为 进 料 板 上 、 下 处 饱 和 液 体 的 焓 （kJ/kmol）。 由于与进料板相邻的上下板的温度及气液相组成各自都 很相近，故有： IV≈IV′ IL≈IL′
第7章 液体精馏
7.1 概述 7.2 双组分溶液的气液相平衡 7.3 精馏原理 7.4 双组分连续精馏的计算 7.5 板式塔
第7章 液体精馏
7.1 概 述
化工生产过程中，常常需要将均相混合物分离为较纯净 或几乎纯态的物质。对于均相物系必须要造成一个两相物系， 利用原物系中各组分间某种物性的差异，而使其中某个组分 （或某些组分）从一相转移到另一相，以达到分离的目的。 物质在相间的转移过程称为传质过程或分离过程。化工生产 中常见的传质过程有蒸馏、吸收、干燥和萃取等单元操作， 常见的蒸馏方式有简单蒸馏、平衡蒸馏和精馏。当分离程度 要求不高或较易分离时，可采用简单蒸馏或平衡蒸馏；当分 离程度要求很高时，可采用精馏。精馏是蒸馏操作中应用最 广泛的一种。
3.冷凝器 4.回流液泵 图7-6 连续精馏装置流程
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第7章 液体精馏
7.3.3塔板与回流的作用
塔内气、液两相每经过一块塔板，上升蒸汽中易挥发组 分和下降液相中难挥发组分分别同时得到一次提浓，因此， 经过的塔板数越多，提浓程度越高。通过整个精馏过程，最 终在塔顶得到高纯度的易挥发组分（塔顶馏出液），塔釜得 到的基本上是难挥发组分。概括来说，每一块塔板是一个混 合分离器，进入塔板的气流和液流之间同时发生传质和传热 过程，结果是两相各自得到提浓。 塔顶蒸汽冷凝器可分为全凝器和分凝器两种。全凝器用 得较多，所以通常称其为冷凝器。
图7-10 精馏塔的操作线
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第7章 液体精馏
3．提馏段的物料衡算 按图7-10虚线范围（包 括提馏段第m层板以下塔段 及再沸器）作物料衡算，以 单位时间为基准，
7-9 提馏段操作线方程的推导
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第7章 液体精馏
即 总物料 易挥发组
L′ = V ′ + W
′ ′ L ′x m = V ′y m +1 + WxW
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第7章 液体精馏
7.1.1精馏操作在化工中的应用
精馏是分离液体均相混合物典型的单元操作，在化工、 炼油等工业生产中应用很广，例如石油精馏可得到汽油、煤 油和柴油等；液态空气精馏可得到纯的液氧和液氮等。精馏 分离的依据是液体混合物中各组分的挥发性不同。 精馏操作通过气、液两相的直接接触，使易挥发组分由 液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是气、液 两相之间的传质过程。
式（7-19）称为提馏段操作线方程式。此式表示在一定操 作条件下，提馏段内自任意第m层板下降液体组成与其相邻的 下一层板（第m+1层）上升蒸气组成之间的关系。根据恒摩尔 流的假定，L′为定值，且在稳定操作时，W和xW也为定值，故 式（7-19）在x-y图上也是直线，如图7-10直线cd。
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第7章 液体精馏
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第7章 液体精馏
7.3 精馏原理
7.3.1 精馏原理
精馏过程原理 可用气液平衡相图 说明，如图7-5所示。
图7-5 多次部分气化和部分冷凝
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第7章 液体精馏
若将组成为xF、温度低于泡点的某混合液加热到泡点以上， 使其部分气化，并将气相和液相分开，则所得气相组成为y1， 液相组成为x1 ，且y1 ＞xF ＞x1 ，此时气液相量可用杠杆规则确 定。若将组成为y1的气相混合物进行部分冷凝，则可得到组成 为y2的气相和组成为x2的液相；又若将组成为y2的气相部分冷 凝，则可得到组成为y3的气相和组成为x3的液相，且y3＞y2＞y1， 可见气体混合物经多次部分冷凝后，在气相中可获得高纯度的 易挥发组分。同时，若将组成为x1的液相经加热器加热，使其 部分气化，则可得到组成为x2＇的液相和组成为y2＇（图中未 标出）的气相，再将组成为x2＇的液相进行部分气化，可得到 组成为x3 ＇的液相和组成为y3 ＇（图中未标出）的气相，且 x3＇＜x2＇＜x1＇，可见液体混合物经过多次部分气化，在液 相中可获得高纯度的难挥发组分。
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第7章 液体精馏
7.4.1 理论板的概念及恒摩尔流的假定
1．理论板的概念 所谓理论板，是指气液两相在板上充分接触混合，塔板 上不存在温度差、浓度差，离开该板时气液两相达到平衡状 态，即两相温度相等，组成互为平衡。 2．恒摩尔流的假定 ⑴ 恒摩尔气流 恒摩尔气流是指在精馏塔内，在没有中间加料（或出料） 条件下，各层板上升蒸气的摩尔流量相等，但两段的上升蒸 气摩尔流量不一定相等。 ⑵ 恒摩尔液流 恒摩尔液流是指在精馏塔内，在没有中间加料（或出料） 条件下，各层板下降液体的摩尔流量相等，但两段的下降液 体摩尔流量不一定相等。
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第7章 液体精馏
7.4 双组分连续精馏的计算
精馏过程的计算可分为设计型和操作型两类。本章重点 讨论板式塔的设计型计算。精馏过程设计型计算，通常已知 原料液流量、组成及分离程度，需要计算和确定的内容有： ①选定操作压强和进料热状态等； ②确定产品流量和组成； ③确定精馏塔的理论板数和加料位置； ④选择精馏塔的类型，确定塔径、塔高和塔板结构尺寸，并 进行流体力学验算； ⑤计算冷凝器和再沸器的热负荷，并确定两者的类型和尺寸。
图7-4 硝酸-水溶液的y-x图
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第7章 液体精馏
7.2.2相对挥发度
1 ．挥发度 挥发度可表示物质挥发的难易程度。纯物质的挥发度可用 该物质在一定温度下的饱和蒸气压来表示。同一温度下，蒸 气压愈大，表示挥发性愈大。对于混合液，因组分间的相互 影响，使其中各组分的蒸气压要比纯组分的蒸气压低，故混 合液中组分的挥发度可用该组分在气相中平衡分压与其在液 相中组成（摩尔分率）之比表示， 2．相对挥发度 相对挥发度，即为混合液中组分挥发度之比，用α表示。
第7章 液体精馏
7.3.2 精馏装置的流程
典型的连续精馏流程如图7-7 所示。 原料液经预热后，送入精馏 塔内。操作时，连续地从再沸器 取出部分液体作为塔底产品（釜 残液），部分液体气化，产生上 升蒸气，依次通过各层塔板。塔 顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝， 并将部分冷凝液借助重力作用 （也可用泵送）送回塔顶作为回 流液体，其余部分经冷却器（图 中末画出）后被送出作为塔顶产 1.精馏塔 2.再沸器 品（馏出液）。
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图7-11 进料板上的物料衡算和热量衡算
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将上述关系代入式（7-20a），联解式（7-20）和（7-20a） 可得 L′ − L IV − I F = （7-21） F IV − I L 令
7.2.1双组分溶液的气液相平衡
1．双组分理想溶液的气液相平衡关系 气液相平衡关系，是指溶液与其上方的蒸气达到平衡时， 系统的总压、温度及各组分在气液两相中组成间的关系。 ⑴ 理想溶液及拉乌尔定律 实验表明，理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律。 拉乌尔定律表示：当气液呈平衡时，溶液上方组分的蒸气 分压与溶液中该组分的摩尔分率成正比。 在一定压强下，液体混合物开始沸腾产生第一个气泡的温 度，称为泡点温度（简称泡点）。 严格而言，实际上理想溶液是不存在的，仅对于那些由性 质极相近、分子结构相似的组分所组成的溶液，例如苯-甲苯、 甲醇-乙醇、烃类同系物等可视为理想溶液。
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第7章 液体精馏
⑵ 气液平衡相图 ① t-x-y图 该图表示在一定总压下， 温度与气、液相组成之间的 关系。 在 总 压 为 101.33kPa 下 ， 苯-甲苯混合液的t-x-y图如 图7-1所示。
图7-1 苯-甲苯混合液的t-x-y图
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② y-x图 在一定外压下，以y为纵 坐标，以x为横坐标，建立气 -液相平衡图，即y-x图，图 中曲线代表气液相平衡时的 气相组成y与液相组成x之间 的关系。 图7-2为苯-甲苯混合液在 外压为101.33kPa下的y-x图。 如图中曲线的D点表示组成 为x1 的液相与组成为y1 的气 相互成平衡。该曲线又称为 平衡曲线。
图7-2 苯-甲苯混合液的y-x图
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2．双组分非理想溶液的气液平衡关系 非理想溶液可分为与理想溶液发生正偏差的溶液和负偏差 的溶液。例如，乙醇-水物系是具有正偏差的非理想溶液；硝 酸-水物系是具有负偏差的非理想溶液。它们的y-x图分别如图 7-3和7-4所示。
图7-3 乙醇-水溶液的y-x图
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图7-8 精馏段操作线方程的推导
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将式7-15代入式7-15a，并整理得：
y n +1 L D = xn + xD L+D L+D
（7-16）
若将上式等号右边的两项的分子和分母同时除以D，可得：
y n +1 = L/D 1 xn + xD L / D +1 L / D +1
7.4.3 进料热状态对操作线的影响
1．进料热状态 在生产中，加入精馏塔中的原料可能有以下五种热状态： （1）冷液体进料，原料温度为低于泡点的冷液体； （2）饱和液体进料，原料温度为泡点的饱和液体，又称泡 点进料； （3）气、液混合物进料，原料温度介于泡点和露点之间的 气、液混合物； （4）饱和蒸汽进料，原料温度为露点的饱和蒸汽，又称露 点进料； （5）过热蒸汽进料，原料温度为高于露点的过热蒸汽。
（7-18） （7-18a）
式中 x ′——提馏段第m层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； m y ′ +1——提馏段第m+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。 m
将式（7-18）代入式（7-18a），并整理可得：
y m+1
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L/ W / = / xm − / xW L −W L −W
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2．精馏段的物料衡算 按图7-8虚线范围（包括精馏段第n+1层塔板以上塔段和 冷凝器）作物料衡算，以单位时间为基准，即 总物料 V =L+D （7-15） 易挥发组分
Vy n +1 = Lx n + Dx D
（7-15a）
式中 xn——精馏段中任意第n层板下降液体中易挥发组分的 摩尔分率； yn+1——精馏段中任意第n+1层板上升蒸气中易挥发组 分的摩尔分率。
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7.1.2 精馏的分类
工业上精馏操作可按以下方法分类： （1）操作方式：可分为间歇精馏和连续精馏。 （2）物系中组分的数目：可分为双组分精馏和多组分精馏。 （3）物系分离的难易：可分为精馏和特殊精馏。 （4）操作压强：可分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。
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7.2 双组分溶液的气液相平衡
令L/D=R，代入上式得：
y n +1 = R 1 xn + xD R +1 R +1
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式中R称为回流比，它是精馏操作的重要参数之一。其值一般 由设计者选定。R值的确定将在后面讨论。
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式7-16和式7-17称为精馏 段 操作线方程。此二式表示在一定 操作条件下，精馏段内自任意第 n层板下降的液相组成xn与其相 邻的下一层板（如第n+1层板） 上升蒸气气相组成yn+1 之间的关 系。该式在x-y直角坐标图上为直 线，其斜率为R/ （ R+1 ） ，截距 为xD/ （ R+1 ） ，如图7-10中直线 ab。
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7.4.2 物料衡算－操作线方程
1．全塔的物料衡算 对图7-8所示的间接 蒸汽加热的连续精馏塔 作全塔物料衡算，并以 单位时间为基准，
图7-7 精馏塔的物料衡算
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则总物料 易挥发组分 F=D+W FxF=DxD+WxW （7-12） （7-12a）
式中 F－原料液流量（kmol/s）； D－塔顶产品（馏出液）流量（kmol/s）； W－塔底产品（釜残液）流量（kmol/s）； xF－原料液中易挥发组分的摩尔分率； xD－馏出液中易挥发组分的摩尔分率； xW－釜残液中易挥发组分的摩尔分率。
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2.进料热状态参数 ⑴ 进料板的物料衡算与热量衡算 对图7-11所示的进料板分别作物料衡算及热量衡算，即 F+ V′+L=V+ L′ （7-20） FIF+ V′IV′+LIL=VIV+ L′IL′ （7-20a） 式中 IF——原料液的焓（kJ/kmol）； IV ， IV′—— 分 别 为 进 料 板 上 、 下 处 饱 和 蒸 气 的 焓 （kJ/kmol）； IL ， IL′—— 分 别 为 进 料 板 上 、 下 处 饱 和 液 体 的 焓 （kJ/kmol）。 由于与进料板相邻的上下板的温度及气液相组成各自都 很相近，故有： IV≈IV′ IL≈IL′
第7章 液体精馏
7.1 概述 7.2 双组分溶液的气液相平衡 7.3 精馏原理 7.4 双组分连续精馏的计算 7.5 板式塔
第7章 液体精馏
7.1 概 述
化工生产过程中，常常需要将均相混合物分离为较纯净 或几乎纯态的物质。对于均相物系必须要造成一个两相物系， 利用原物系中各组分间某种物性的差异，而使其中某个组分 （或某些组分）从一相转移到另一相，以达到分离的目的。 物质在相间的转移过程称为传质过程或分离过程。化工生产 中常见的传质过程有蒸馏、吸收、干燥和萃取等单元操作， 常见的蒸馏方式有简单蒸馏、平衡蒸馏和精馏。当分离程度 要求不高或较易分离时，可采用简单蒸馏或平衡蒸馏；当分 离程度要求很高时，可采用精馏。精馏是蒸馏操作中应用最 广泛的一种。
3.冷凝器 4.回流液泵 图7-6 连续精馏装置流程
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7.3.3塔板与回流的作用
塔内气、液两相每经过一块塔板，上升蒸汽中易挥发组 分和下降液相中难挥发组分分别同时得到一次提浓，因此， 经过的塔板数越多，提浓程度越高。通过整个精馏过程，最 终在塔顶得到高纯度的易挥发组分（塔顶馏出液），塔釜得 到的基本上是难挥发组分。概括来说，每一块塔板是一个混 合分离器，进入塔板的气流和液流之间同时发生传质和传热 过程，结果是两相各自得到提浓。 塔顶蒸汽冷凝器可分为全凝器和分凝器两种。全凝器用 得较多，所以通常称其为冷凝器。
图7-10 精馏塔的操作线
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第7章 液体精馏
3．提馏段的物料衡算 按图7-10虚线范围（包 括提馏段第m层板以下塔段 及再沸器）作物料衡算，以 单位时间为基准，
7-9 提馏段操作线方程的推导
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第7章 液体精馏
即 总物料 易挥发组
L′ = V ′ + W
′ ′ L ′x m = V ′y m +1 + WxW
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第7章 液体精馏
7.1.1精馏操作在化工中的应用
精馏是分离液体均相混合物典型的单元操作，在化工、 炼油等工业生产中应用很广，例如石油精馏可得到汽油、煤 油和柴油等；液态空气精馏可得到纯的液氧和液氮等。精馏 分离的依据是液体混合物中各组分的挥发性不同。 精馏操作通过气、液两相的直接接触，使易挥发组分由 液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是气、液 两相之间的传质过程。
式（7-19）称为提馏段操作线方程式。此式表示在一定操 作条件下，提馏段内自任意第m层板下降液体组成与其相邻的 下一层板（第m+1层）上升蒸气组成之间的关系。根据恒摩尔 流的假定，L′为定值，且在稳定操作时，W和xW也为定值，故 式（7-19）在x-y图上也是直线，如图7-10直线cd。
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7.3 精馏原理
7.3.1 精馏原理
精馏过程原理 可用气液平衡相图 说明，如图7-5所示。
图7-5 多次部分气化和部分冷凝
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第7章 液体精馏
若将组成为xF、温度低于泡点的某混合液加热到泡点以上， 使其部分气化，并将气相和液相分开，则所得气相组成为y1， 液相组成为x1 ，且y1 ＞xF ＞x1 ，此时气液相量可用杠杆规则确 定。若将组成为y1的气相混合物进行部分冷凝，则可得到组成 为y2的气相和组成为x2的液相；又若将组成为y2的气相部分冷 凝，则可得到组成为y3的气相和组成为x3的液相，且y3＞y2＞y1， 可见气体混合物经多次部分冷凝后，在气相中可获得高纯度的 易挥发组分。同时，若将组成为x1的液相经加热器加热，使其 部分气化，则可得到组成为x2＇的液相和组成为y2＇（图中未 标出）的气相，再将组成为x2＇的液相进行部分气化，可得到 组成为x3 ＇的液相和组成为y3 ＇（图中未标出）的气相，且 x3＇＜x2＇＜x1＇，可见液体混合物经过多次部分气化，在液 相中可获得高纯度的难挥发组分。
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第7章 液体精馏
7.4.1 理论板的概念及恒摩尔流的假定
1．理论板的概念 所谓理论板，是指气液两相在板上充分接触混合，塔板 上不存在温度差、浓度差，离开该板时气液两相达到平衡状 态，即两相温度相等，组成互为平衡。 2．恒摩尔流的假定 ⑴ 恒摩尔气流 恒摩尔气流是指在精馏塔内，在没有中间加料（或出料） 条件下，各层板上升蒸气的摩尔流量相等，但两段的上升蒸 气摩尔流量不一定相等。 ⑵ 恒摩尔液流 恒摩尔液流是指在精馏塔内，在没有中间加料（或出料） 条件下，各层板下降液体的摩尔流量相等，但两段的下降液 体摩尔流量不一定相等。
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第7章 液体精馏
7.4 双组分连续精馏的计算
精馏过程的计算可分为设计型和操作型两类。本章重点 讨论板式塔的设计型计算。精馏过程设计型计算，通常已知 原料液流量、组成及分离程度，需要计算和确定的内容有： ①选定操作压强和进料热状态等； ②确定产品流量和组成； ③确定精馏塔的理论板数和加料位置； ④选择精馏塔的类型，确定塔径、塔高和塔板结构尺寸，并 进行流体力学验算； ⑤计算冷凝器和再沸器的热负荷，并确定两者的类型和尺寸。
图7-4 硝酸-水溶液的y-x图
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第7章 液体精馏
7.2.2相对挥发度
1 ．挥发度 挥发度可表示物质挥发的难易程度。纯物质的挥发度可用 该物质在一定温度下的饱和蒸气压来表示。同一温度下，蒸 气压愈大，表示挥发性愈大。对于混合液，因组分间的相互 影响，使其中各组分的蒸气压要比纯组分的蒸气压低，故混 合液中组分的挥发度可用该组分在气相中平衡分压与其在液 相中组成（摩尔分率）之比表示， 2．相对挥发度 相对挥发度，即为混合液中组分挥发度之比，用α表示。