化工原理---精馏课件
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总压变化不大时外压影响可 忽略，但温度的变化对 y—x 平衡线的影响较大。
6.1 理想溶液的气液相平衡
6.1.2 相平衡——相平衡方程
纯液体的挥发度：该液体在一定温度下的饱和蒸气压。
溶液中各组分的挥发度：该组分在蒸气中的分压和与之 相平衡的液相中的摩尔分率之比。
A
xpA A，B
pB xB
相对挥发度：是指溶液中两组分挥发度之比，常以易挥
✓实现的 条件：
回流； 塔釜产生的蒸汽
xw
6.3 双组分连续精馏塔的计算
涉及的主要问题：
全塔物料衡算、恒摩尔流假设、操作线方 程 、q线方程、（最小）回流比 、适宜回流比 、 （最少）理论塔板数、全塔效率、实际塔板数
6.3 双组分连续精馏塔的计算
6.3.1 全塔物料衡算
V
总物料：
F=D+W 易挥发组分：
➢ 原料液（进料）、 馏出液（产品）、 回流液和釜液；
➢ 冷凝器（分凝器、 全凝器）、再沸器 （塔釜加热）；
➢ 加料板、精馏段和 提馏段
6.2 精馏原理
6.2.2 精馏原理
一次部分气化和部分冷
凝
t
y1>xF>x1
y1——加热原料液时产 生的第一个 气泡的组成。
x1——经过一次气化后 原料剩下的液体的组成。
xD
R1 b
xD
6.3 双组分连续精馏塔的计算
提馏段操作线方程 对提馏段物料衡算
L’=V’+W
L’
V’ x
ym+1
m
m+1
L’ xn =V’ ym+1+ W xw
L'
W
ym1L'WxmL'WxW
W , xw , Iw 釜液
6.3 双组分连续精馏塔的计算
由于提馏段下降液体
量L’不易确定，所以提馏段
6.1 理想溶液的气液相平衡
6.1.2 相平衡——相图
t — x （或 y） 图（温度—组成图）
t4
B
t3
H
t2
t1 J
A
气相区（过热蒸汽）
露点线 气液共存区 泡点线 液相区（冷液）
x1(y1)
6.1 理想溶液的气液相平衡
y — x 图（气液组成关系图）
大多数溶液，平衡线位于对 角线上方，且偏离对角线愈远， 此溶液愈易分离（传质推动力 越大）。
F xF=D xD+W xw
原料液
F , xF , IF
应用见P263例7－1
L’
馏出液 L D , xD , ID
V’ 釜残液 W , xW , IW
6.3 双组分连续精馏塔的计算
6.3.2 恒摩尔流的假设
塔顶采用全凝器，塔釜间接加热 离开每块塔板的气液相达到平衡 每段各板上的气液摩尔流量各自恒定（不一定相等）
6. 概述
蒸馏：利用液体混合物各组分挥发度的不同，使 其部分气化，从而达到分离的单元操作
易挥发组分：沸点低的组分，又称为轻组分 难挥发组分：沸点高的组分，又称为重组分
蒸馏的分类
按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精 馏
按组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏 按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）
发组分的挥发度为分子。
B A
pA xA
pB xB
道尔顿分压定律
pA P y
yA
yB
xA xB
6.1 理想溶液的气液相平衡
相平衡方程
yA xA
yB xB
yB1yA xB1xA
yA
1
xA
1 yA xA
相对挥发度表示的 相平衡方程
y x 1( 1)x
6.2 精馏原理
6.2.1 精馏工艺
精馏流程 （熟悉相关的概念）
V
1
y1 VL
L
2
y2 x1
L
x2
n L
V xn yn+1
馏出液 D , xD , ID
6.3 双组分连续精馏塔的计算
L
D
yn1LDxnLDxD
令 R DL(回流比）yn1RR 1xnR11xD
a
精馏段操作线方程：
➢表示xn与yn+1之间的关系
➢是直线关系，斜率为
R/(R+1)，截距为 xD/(R+1)
6.1 理想溶液的气液相平衡
6.1.1 相平衡——拉乌尔定律
条件：
pA pA 0xA
双组分理想溶液 pB pB 0xB pB 0(1xA)
双组分理想溶液的气液相平衡关系式：
xA
P pB0 pA0 pB0
yA
p
0 A
P
xA
P：系统的总压强
p0A：纯A组分在系统温度和 下蒸 的汽 饱压 pB0：纯B组分在系统温度和 下蒸 的汽 饱压
满足恒摩尔流的 条件
➢ 各组分的摩尔汽化潜热相等； ➢ 气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略； ➢ 塔设备保温好，无热损失。
6.3 双组分连续精馏塔的计算
6.6.3 操作线方程
研究相邻两块塔板 气 液组成之间的关系
精馏段——操作方程
对精馏段作物料衡算
V=Baidu Nhomakorabea+D
V yn+1=L xn+ D xD
蒸馏 按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏
6.1 理想溶液的气液相平衡
精馏与吸收的对比
操作过程中相态的变化：精馏时两相同时产生，而吸收 是操作前已经是两相；
操作结果的不同：精馏能得到较为纯净的分离产物，而 吸收则必须通过后续的进一步处理才能得到较纯净的物 质；
传质的方向不同：精馏过程中既有气相传质，也有液相 传质，而吸收一般只有气相中溶质分子进入吸收剂中， 属于单向传质。
6.1 理想溶液的气液相平衡
蒸馏是气液两相间的传热和传质过程
气液相平衡关系是指溶液与其上方蒸汽达到相平 衡时，汽液相间组成、温度和压强的关系。
气液相平衡关系是分析蒸馏原理和进行设备计算 的理论基础，过程以两相达到平衡为极限
气液相平衡关系可用 p（分压）— x 或 t — x（或 y ）或 x — y 的函数关系或相图来表 示。
P=定值
D C B
A
xw x1 xF y1 yF
6.2 精馏原理
多次的部分气化和部分冷凝
t
y3
冷凝器
y1
xF
分离 器
x1
y2 x3
加热器
x2
xm
P=定值
B
A
xF
(y)
yn
6.2 精馏原理
有回流的多次部分汽化、冷凝
xD xF
✓具有不同挥发度的组分
所组成的混合液，经多次 进行部分气化和部分冷凝， 使其分离成几乎纯态组分 的过程。
精馏段操作线：V yn+1=L xn+ D xD…………………………A 提馏段操作线： L’ xn =V’ ym+1+ W xw……………………B
操作线的实际应用价值不大。
但提馏段操作线一定通过C
点（xW，xW）（间接蒸汽加
d
热方式）
操作线的应用举例详见
c
教材P265 例 7－2、例 7－3
xW
xD
6.3 双组分连续精馏塔的计算
6.3.4 进料热状况——q 线方程
提馏段操作线不易确定，但可以通过两条操作线的交点 （轨迹）来确定（两点一线）
6.1 理想溶液的气液相平衡
6.1.2 相平衡——相平衡方程
纯液体的挥发度：该液体在一定温度下的饱和蒸气压。
溶液中各组分的挥发度：该组分在蒸气中的分压和与之 相平衡的液相中的摩尔分率之比。
A
xpA A，B
pB xB
相对挥发度：是指溶液中两组分挥发度之比，常以易挥
✓实现的 条件：
回流； 塔釜产生的蒸汽
xw
6.3 双组分连续精馏塔的计算
涉及的主要问题：
全塔物料衡算、恒摩尔流假设、操作线方 程 、q线方程、（最小）回流比 、适宜回流比 、 （最少）理论塔板数、全塔效率、实际塔板数
6.3 双组分连续精馏塔的计算
6.3.1 全塔物料衡算
V
总物料：
F=D+W 易挥发组分：
➢ 原料液（进料）、 馏出液（产品）、 回流液和釜液；
➢ 冷凝器（分凝器、 全凝器）、再沸器 （塔釜加热）；
➢ 加料板、精馏段和 提馏段
6.2 精馏原理
6.2.2 精馏原理
一次部分气化和部分冷
凝
t
y1>xF>x1
y1——加热原料液时产 生的第一个 气泡的组成。
x1——经过一次气化后 原料剩下的液体的组成。
xD
R1 b
xD
6.3 双组分连续精馏塔的计算
提馏段操作线方程 对提馏段物料衡算
L’=V’+W
L’
V’ x
ym+1
m
m+1
L’ xn =V’ ym+1+ W xw
L'
W
ym1L'WxmL'WxW
W , xw , Iw 釜液
6.3 双组分连续精馏塔的计算
由于提馏段下降液体
量L’不易确定，所以提馏段
6.1 理想溶液的气液相平衡
6.1.2 相平衡——相图
t — x （或 y） 图（温度—组成图）
t4
B
t3
H
t2
t1 J
A
气相区（过热蒸汽）
露点线 气液共存区 泡点线 液相区（冷液）
x1(y1)
6.1 理想溶液的气液相平衡
y — x 图（气液组成关系图）
大多数溶液，平衡线位于对 角线上方，且偏离对角线愈远， 此溶液愈易分离（传质推动力 越大）。
F xF=D xD+W xw
原料液
F , xF , IF
应用见P263例7－1
L’
馏出液 L D , xD , ID
V’ 釜残液 W , xW , IW
6.3 双组分连续精馏塔的计算
6.3.2 恒摩尔流的假设
塔顶采用全凝器，塔釜间接加热 离开每块塔板的气液相达到平衡 每段各板上的气液摩尔流量各自恒定（不一定相等）
6. 概述
蒸馏：利用液体混合物各组分挥发度的不同，使 其部分气化，从而达到分离的单元操作
易挥发组分：沸点低的组分，又称为轻组分 难挥发组分：沸点高的组分，又称为重组分
蒸馏的分类
按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精 馏
按组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏 按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）
发组分的挥发度为分子。
B A
pA xA
pB xB
道尔顿分压定律
pA P y
yA
yB
xA xB
6.1 理想溶液的气液相平衡
相平衡方程
yA xA
yB xB
yB1yA xB1xA
yA
1
xA
1 yA xA
相对挥发度表示的 相平衡方程
y x 1( 1)x
6.2 精馏原理
6.2.1 精馏工艺
精馏流程 （熟悉相关的概念）
V
1
y1 VL
L
2
y2 x1
L
x2
n L
V xn yn+1
馏出液 D , xD , ID
6.3 双组分连续精馏塔的计算
L
D
yn1LDxnLDxD
令 R DL(回流比）yn1RR 1xnR11xD
a
精馏段操作线方程：
➢表示xn与yn+1之间的关系
➢是直线关系，斜率为
R/(R+1)，截距为 xD/(R+1)
6.1 理想溶液的气液相平衡
6.1.1 相平衡——拉乌尔定律
条件：
pA pA 0xA
双组分理想溶液 pB pB 0xB pB 0(1xA)
双组分理想溶液的气液相平衡关系式：
xA
P pB0 pA0 pB0
yA
p
0 A
P
xA
P：系统的总压强
p0A：纯A组分在系统温度和 下蒸 的汽 饱压 pB0：纯B组分在系统温度和 下蒸 的汽 饱压
满足恒摩尔流的 条件
➢ 各组分的摩尔汽化潜热相等； ➢ 气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略； ➢ 塔设备保温好，无热损失。
6.3 双组分连续精馏塔的计算
6.6.3 操作线方程
研究相邻两块塔板 气 液组成之间的关系
精馏段——操作方程
对精馏段作物料衡算
V=Baidu Nhomakorabea+D
V yn+1=L xn+ D xD
蒸馏 按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏
6.1 理想溶液的气液相平衡
精馏与吸收的对比
操作过程中相态的变化：精馏时两相同时产生，而吸收 是操作前已经是两相；
操作结果的不同：精馏能得到较为纯净的分离产物，而 吸收则必须通过后续的进一步处理才能得到较纯净的物 质；
传质的方向不同：精馏过程中既有气相传质，也有液相 传质，而吸收一般只有气相中溶质分子进入吸收剂中， 属于单向传质。
6.1 理想溶液的气液相平衡
蒸馏是气液两相间的传热和传质过程
气液相平衡关系是指溶液与其上方蒸汽达到相平 衡时，汽液相间组成、温度和压强的关系。
气液相平衡关系是分析蒸馏原理和进行设备计算 的理论基础，过程以两相达到平衡为极限
气液相平衡关系可用 p（分压）— x 或 t — x（或 y ）或 x — y 的函数关系或相图来表 示。
P=定值
D C B
A
xw x1 xF y1 yF
6.2 精馏原理
多次的部分气化和部分冷凝
t
y3
冷凝器
y1
xF
分离 器
x1
y2 x3
加热器
x2
xm
P=定值
B
A
xF
(y)
yn
6.2 精馏原理
有回流的多次部分汽化、冷凝
xD xF
✓具有不同挥发度的组分
所组成的混合液，经多次 进行部分气化和部分冷凝， 使其分离成几乎纯态组分 的过程。
精馏段操作线：V yn+1=L xn+ D xD…………………………A 提馏段操作线： L’ xn =V’ ym+1+ W xw……………………B
操作线的实际应用价值不大。
但提馏段操作线一定通过C
点（xW，xW）（间接蒸汽加
d
热方式）
操作线的应用举例详见
c
教材P265 例 7－2、例 7－3
xW
xD
6.3 双组分连续精馏塔的计算
6.3.4 进料热状况——q 线方程
提馏段操作线不易确定，但可以通过两条操作线的交点 （轨迹）来确定（两点一线）