第六章 精馏

采出量、采出位置、加料位置 塔高、理论级数 回流比R、 效率 设备直径、高、水力学特性

6.4.1 计算的前提
为了计算简化，假设进料中各组分的摩尔气化热
相等，同时定如下：



引入塔中的进料预热至泡点，温度与进料板温度接近； 塔身绝热，没有热损失 各层塔板上气化和冷凝的物质的量相等 回流采用全凝操作，回流组成与产品组成相同； 精馏段各层的回流量都相等； 提馏段各层的回流量都相等； 提馏段回流量等于精馏段回流量与进液量之和。

求全回流下的最小理论塔板数 求出最小回流比，确定实际回流比 由以上两结果求得理论板数
全回流下的最小理论板数：
相对挥发度定义式6－3: yA/yB=αxA/xB 对第1块板：yA1/yB1=α yA2/ /xB1 对第2块板：yA2/yB2=αxA2/xB2 同时，全回流操作相当于操作线为对角线y=x， 则yA2＝xA1；yB2＝xB1 故， yA1/yB1=α2xA2/xB2 类推得到 yA1/yB1=αNxAN/xBN
6－2.1 平衡蒸馏的计算
过程描述：
将原料加热到超过进料的泡点，当此 气液混合相进入闪蒸塔的瞬间，蒸汽 和残液处于平衡。从而达到分离目的。
特点：

在较低温度下得到较高的馏出率 多用在高温易分解的物质的蒸馏
气化率和液化率
f=V/F q=W/F=1-f 平衡蒸馏的计算 xD=(f-1)xw/f+xf/f 或 xD=qxw/(q-1)-xf/(q-1)
图解求算的原理
第1块板上：y1和x1满足平衡方程， 即点（ y1,x1）在平衡线上; 第2块板上升的蒸气y2与第一块板 下降的回流液满足操作线方程， 即点（ y2,x2）在操作线上。 则从y1 到y2需要一块理论板。 依此类推。
逐板计算法
对于理想溶液的气液平衡关系有： xn yn 1 ( 1) xn 精馏段操作线方程有：
拉乌尔（Roult）定律
液相中某组分的蒸气压等于 溶液温度下，纯组分的饱和 蒸气压乘以该组分在溶液中 的摩尔分数。
pA=pA*xA pB=pB*xB
其中，PA*、PB*分别为A、B纯 组分的蒸汽压。
理想两组分体系（A重组分，B轻组分）
对A、B，分别有：
pA=pA*xA pB=pB*xB=pB(1-xA）
例6－3 例6－4
例6－5
摩尔分数的计算 馏分组成计算和回收率计算 （需要用到图解积分） 馏分的组成计算（理想溶液）
练习题 将含苯70％的苯和甲苯的混合液加热气化，
气化率为1/3，α =2.47.试计算简单蒸馏时，气液 相的组成。
解：
x F 1 ln f ln 1 xw ln W 1 xw 1 x f



假设摩尔气化潜热相等—— 得到各塔板回流量L或者L’相等；或者各塔板上升的 蒸气量V或者V’相等。则两操作线均为直线，图解作 图简化。 进料点为泡点，便于确定提馏段的上的一点。 塔无热损失—— 塔中回流液量上升蒸气量不变的附加条件 回流由全凝器供给。若为分凝器，实际塔板数为图 解法中塔板数减一块。
第六章
精馏
蒸馏（包括精馏）——一种液－液分离技术。
利用物系在发生相变过程中组分间的挥发性的 差异，将液体混合物中各组分分离的操作。 蒸馏得到的产物，可以是纯的单独组分，也可 以是具有一定沸点范围的馏分。 蒸馏广泛应用于—— 基本有机合成 酿酒工业 精细有机合成 石油炼制（常压减压蒸馏） 石油化工（烃类及其衍生物分离） 高聚物工业 炼焦化工（焦油分离） 基本化工和轻化工
6.3.3 回流比
回流比 L R , D
V L D ( R 1) D
回流比对精馏操作的影响
V一定，R越大，馏出液的量D越小。 R越大，气化生成的轻组分含量多，较少的塔
板数即可以达到所要求的分离纯度。
6.3.4 连续精馏的流程
§6-4 连续精馏理论塔板数的计算
要解决的问题：
p=pA+pB=pA*xA+ pB*(1-xA) 整理得到， xA= (p- pA)/(pA*- pB*) 同时根据道尔顿分压定律： yA= pA*xA/p
总压力等于
或者写成：
故，已知各温度下纯组分的蒸汽压，就可以逐点求得相应 的x、y，即可得t-x-y平衡关系。
yA= pA*xA/[pA*xA ＋ pB*(1-xA )]
精馏塔中物相的组成变化
精馏塔操作情况






每层塔板上都发生部分气化和部分冷凝，进行传热和传质。 蒸气——液体接触并能够达到平衡的一次相分离称为一个 理论板（或理论级）。 往塔顶方向，蒸气中轻组分越来越富集温度越来越低；往 塔底方向，蒸气中重组分越来越富集，温度越来越高。 最上一层塔板必须有和其组成接近的液体接触，液体可以 是塔顶蒸气的部分冷凝或者全凝后的冷凝液（即馏出液） 引回一部分注入塔内。 引回的这部分馏出液为回流。没有回流，塔内的部分气化 和部分冷凝无法稳定持续的进行，精馏目的也无法实现。 塔底应当提供和釜底残留液组成接近的蒸气，应当安装加 热的再沸器，使残留液部分气化。 进料组成和塔底、塔顶都不一样，应当选择合适的位置 （进料板）进料。在此板上，液体的组成与进料的接近。 精馏段和提馏段
6.4.4 理论塔板数的图解求算
已知xf，确定xd, xw,R 作出x-y相图平衡线，并确 定xd,xf,xw 作精馏段操作线:点(xd,xd) 与点(0, xd/(R+1))的连线 作提馏段操作线:泡点进料 精馏段操作线上x=xf的点， 与对角线上x=xw的点的连线。 图解求理论塔板数
作为回收的手段
作为精馏前的预处理
6－2.3
简单蒸馏的计算
蒸馏过程中任意瞬间的物料衡算为： 易挥发组分总量＝残留液中含量＋馏出液中含量 或 nx=(n-dn)(x-dx)+ydn 其中，n——瞬间蒸馏中混合液的物质的量，mol x——混合液中易挥发组分的摩尔分数， dn——瞬间馏出的物质的量，mol y——瞬间馏出液中易挥发组分的摩尔分数。 将上式作变形，可得 边界条件：
积分可得，
1 xw F 1 xf ln ln ln W 1 xw 1 x f
或者
式6－8
F ( A) F ( B) ln ln W ( A) W ( B)
式6－9
其中，F(A)、F(B)为原始溶液中组分A和B的物质的量； W(A)、W(B)为残留液中组分A和B的物质的量。
将f=1/3 xf=0.7 α ＝2.47代入 解得xw=0.642 xD=0.816
6－2.2
简单蒸馏的操作和应用
间歇操作，非稳态。 不同沸点范围的馏分组成不同 蒸馏结束时，从蒸馏釜排除残液，
重新装料操作。 馏份液平均组成与原始溶液只有物 料衡算关系，没有相平衡关系。 运用场合：
小规模、粗糙的分离 处理组分间相对挥发度较大的混合物
§6-1 精馏原理
精馏（蒸馏）：利用各种物质挥发性的不同, 将一个多组分混合液分离的过程。 需解决问题—— 根据加料情况和分 离要求确定操作参数。 提高效率，节约能源。 查资料，计算，做 汽液平衡实验。
相图（恒温相图p-x图，衡压相图t-x-y图 ，气 液平衡 x-y相图）
6.1.1 理想的两组分互溶体系
dn dx n yx
n＝F, n＝W,
x=xf x=xw
F ln W

xf
xw
dx yx
式6－6
运用图解积分法，在xf～xw范围，求解出1/(y-x)， 作图求解即得。 馏出组分的平均浓度可以由总的物料衡算求得：
xd
Fx f Wx w F W
式6－7
若溶液接近理想溶液，根据相平衡关系 x A yA 1 ( 1) x A
6.4.2 精馏段操作线方程
精馏段总物料衡算： V=L+D 对图示中虚线部分进行轻 组分物料衡算： V·n+1=L·n+D·d y x x 由于R＝L/D，整理可得 yn+1=(R·n+xd)/(R+1) x 此式即精馏段操作线方程，表述的是yn+1与xn之间的关系。
特别注意：
平衡线上表述的是yn与xn之间的关系。 yn与xn是由xn－1 与yn＋1在第n块板上传质传热的结果。 对于理论板， yn与xn之间存在相平衡关系。
联立式
xw yD (即xD ) 1 ( 1) xw
即可求出xD和xw
例题：将含苯70％的苯和甲苯混合液加热气化，气化
率为1/3，α 为2.47，试计算平衡蒸馏时汽液两相的组 成。
解： xD=(f-1)xw/f+xf/f xw yD (即xD ) 1 ( 1) xw
W=2/3F, α＝2.47，则有
ln 1 xw 1 1 0.7 (ln 2.47 ln ) 2 2.47 1 xw 1 0.7 3
试差法求得
xw=0.633 xd,平均＝0.7×3－2×0.633＝0.834
一次部分气化图示
多次部分气化部分冷凝的示意图
缺点：收率低、 能耗大。
AB
x A yA 1 ( 1) x A
6.1.3 非理想的两组分互溶体系
6.1.4 压力对气液平衡的影响
自学
6.1.5 以t-x-y相图表示的蒸馏过程
对于部分气化 的蒸馏过程见： 图6－10
6.1.6 以x-y相图表示的蒸馏过程
对于部分气化 的蒸馏过程见： 图6－13
§6-2平衡蒸馏和简单蒸馏
x-y相图
自由度计算
F＝C－＋1
温度和组成只有 一个可变。
6.1.2 相对挥发度
挥发度定义：vA=pA/xA
vB=pB/xB