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第七章 蒸 馏 常压下苯、甲苯的相对挥发度随温度的变化 从过冷液体至过热气体的变化过程 7.5.1理论板与恒摩尔流假设 1 、理论板的概念 该板上气液两相的传热、传质达到平衡 离开该板的气液两相温度相等、组成满足平衡关系 7.5.2 二元连续精馏的分析和计算 7.5.2.4进料热状况的影响和q线方程 7.6 连续精馏装置的热量衡算和节能 3 精馏过程的节能 合理的回流比 利用余热 优化控制 减小有效能损失 1）热泵精馏 2）多效精馏 3）设置中间再沸器 和中间冷凝器 7.7直接蒸汽加热 7.8 二元连续精馏的操作型问题 7.9间歇蒸馏（分批蒸馏） （7-56） 该方程是精馏段与提馏段操作线联立得到的，是精馏段与提馏段操作线交点的轨迹方程，同时又反映了进料中汽液组成x、y的物料衡算关系，称为q线方程（进料方程）。 0 1 1 e d 点（xd，yd）为q线、精馏段操作线、提馏段操作线的交点；点(xe，ye)为相平衡线与 q线的交点， xe，ye为汽液混合进料中汽液相的组成。 讨论： ① 饱和液体，泡点进料 q线变为 x = xF ② 饱和蒸汽，露点进料 q线变为 y = yF ③ 汽液混合进料 0 1 1 图10-20 进料状况 e 四、提馏段操作线方程的其他求解方法 a、物料衡算方法： b、两点求直线法： 0 1 1 图10-19 提馏段操作线 （xd，yd） ⑤ 进料状态（q 值）对分离过程的影响 0 1 1 q↓，进料带入的热量增大，xF、xD 、xW 、R不变，塔底的供热量必减少才能保证塔顶冷凝量不变，则塔釜上升的蒸汽量V’ 相应减小，L’ /V’↑,提馏段操作线远离对角线，达到同样的分离要求，所需理论塔板数增大。 若塔釜供热量（V’）不变，进料带入热量增加， q↓，则V↑， R↑，精馏段操作线斜率L/V↑，靠近对角线，远离平衡线，所需理论塔板数减小。 在热量不变的情况下，热量应尽可能在塔底输入，使所产生的汽相回流能在全塔中发挥作用；而冷量应尽可能施加于塔顶，使所产生的液体回流能经过全塔而发挥最大的效能。 7.5.2.5 理论塔板数的计算 （1）逐板计算法 提馏段操作线方程 精馏段操作线方程 相平衡方程（理想溶液） y1 x1 图10-14 精馏段的分析 y2 计算过程总共用了n+m次相平衡关系，因而全塔所需的理论板数N = n + m块（包括再沸器）。为什么理论板数中包含再沸器的呢？ 求x1 求y2 求x2 相平衡 … yn 求y3 精馏段 相平衡 （说明第n块板为理论加料板） 精馏段 求 相平衡 提馏段由xn 求 求 提馏段 求 求 。。。， 相平衡 直至 为止。 相平衡 塔顶为全凝器，则 y1 = xD（ xD为已知值） 再沸器实现了部分汽化相当于一块理论板，L’=V’+W，xw与yw呈平衡关系。精馏段塔板数为n-1；提馏段塔板数为m（不含再沸器）；进料板为第n块。 这种方法适用于相平衡关系可写成数学表达式的场合。 （2）图解法 步骤： ① 在x~y图中作出平衡线与对角线； ② 在x轴上定出xD、xF、xw的点，并通过这三点作垂线定出对角线上的点a、f、b； ③ 在y轴上定出yc=xD/(R+1)的点c，连a、c作出精馏段操作线； ④ 由进料状况求出q线的斜率q/(q-1)，并通过点f作q线; 0 1 1 1 2 3 4 5 6 7 8 9 a f b c ⑤ 将q线、精馏段操作线的交点d与点b连成提馏段操作线bd； ⑥ 从点a开始，在平衡线与精馏段操作线之间作梯级，当梯级跨过点d时（这个梯级相当于加料板），然后在平衡线与提馏段操作线之间作梯级，直到跨过点b为止。数梯级的数目，就可以分别得出精馏段和提馏段的理论板数，同时也就确定了加料板的位置。 0 1 1 1 2 3 4 5 6 7 8 9 a f b c d 再沸器内进行的过程是部分汽化，xw与yw达到平衡，故相当于一次平衡蒸馏或一层理论板，则提馏段和全塔所需的理论板数应从以上得出的数目减1；如果塔顶的冷凝器不是全凝器而是分凝器，也相当于一层理论板，使得分离所需的理论板数再减一层。 m m+1 ym+1 xm 图10-16 提馏段的分析 应当指出：①用图解法代替逐板计算法较直观，但当所需的理论板数相当多，则图解法不易准确，应采取适当的数值计算法；②上述解法中应用了恒摩尔流假设，与之偏差大的物系，如水—醋酸体系