【正文】 35對(duì)于理想物系，有相對(duì)揮發(fā)度(2)相對(duì)揮發(fā)度≥1總總或36由道爾頓分壓定律，有(3)以相對(duì)揮發(fā)度表示的氣液平衡方程37用相對(duì)揮發(fā)度 a 表示的相平衡方程 （ p90） 若 a = 1，則 y = x，此系統(tǒng)不能用普通精餾分離 ( 恒沸溶液 )若 a 1，則 y﹥ x， 可以用普通精餾分離； a 越大，分離越容易。 t –x –y圖三、兩組分理想溶液的氣液平衡相圖（ p92）45露點(diǎn)線(氣相線）泡點(diǎn)線(液相線 )液相區(qū)氣相區(qū)氣液平衡區(qū)（兩相區(qū)）泡點(diǎn)露點(diǎn)苯－甲苯混合液的 t –x –y 圖46① 曲線 t x 表示恒定壓力下，飽和液體組成與泡點(diǎn)的關(guān)系，稱為飽和液體線或 泡點(diǎn)曲線 。p xi ； Antoine常數(shù)Tb初值 閃蒸一、平衡蒸餾裝置57平衡蒸餾裝置簡(jiǎn)圖1－加熱器2－減壓閥3－分離器58總物料衡算 易揮發(fā)組分物料衡算 氣相產(chǎn)品的流量為 1－加熱器 2－加壓閥 3－分離器二、平衡蒸餾過(guò)程的計(jì)算 59設(shè)則整理得直線方程斜率過(guò)點(diǎn)液化率汽化率平衡蒸餾中氣液相組成的關(guān)系式60對(duì)加熱器作熱量衡算，忽略熱損失，得 對(duì)減壓閥和分離器作熱量衡算，忽略熱損失，得 整理得二、61 平衡蒸餾中，氣液兩相處于平衡狀態(tài)，即兩相溫度相等，組成互為平衡。餾 精餾原理和流程 (p98) 精餾過(guò)程原理和條件 精餾操作流程63液體混合物的初步分離平衡蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾單級(jí)過(guò)程 進(jìn)行一次部分汽化比較精餾 多級(jí)過(guò)程 進(jìn)行多次部分汽化和冷凝實(shí)現(xiàn)液體混合物的完全分離 精餾過(guò)程原理和條件一、多次部分汽化和冷凝64精餾原理示意動(dòng)畫65AB多次部分汽化和冷凝的 t－ x － y 圖66精餾原理 進(jìn)料板之上為 精餾段 ；進(jìn)料板之下為 提餾段 。),精餾塔板式塔： 塔內(nèi)裝有若干層塔板填料塔： 塔內(nèi)裝有一定高度的填料層二、精餾塔模型73塔板上的操作情況精餾塔模型 74 精餾操作流程一、連續(xù)精餾操作流程 化工生產(chǎn)過(guò)程以連續(xù)精餾為主。通常，在工程設(shè)計(jì)中，先求得理論板層數(shù)，再用塔板效率予以校正，即可求得實(shí)際塔板層數(shù)。恒摩爾液流 提餾段的物料衡算91提餾段總物料衡算 提餾段易揮發(fā)組分衡算 整理得 提餾段操作線方程92 根據(jù)恒摩爾流假定， 為定值，且在穩(wěn)態(tài)操作時(shí)， W 及 xW 為定值。 1. 操作線的作法 用圖解法求理論板層數(shù)時(shí)，需先在 x – y 圖上作出精餾段和提餾段的操作線。 自對(duì)角線上的點(diǎn) a 開始，在精餾段操作線與平衡線之間作由水平線和鉛垂線構(gòu)成的階梯，當(dāng)階梯跨過(guò)兩操作線的交點(diǎn) d 時(shí)，改在提餾段操作線與平衡線之間繪階梯，直至階梯的垂線達(dá)到或跨過(guò)點(diǎn) c 為止。蒸 當(dāng)回流比為無(wú)限大，兩操作線與對(duì)角線重合，此時(shí)， 操作線距平衡線最遠(yuǎn)，氣液兩相間的傳質(zhì)推動(dòng)力最大 ，因此所需理論板層數(shù)最少，以 Nmin 表示。1 章 板式塔有效高度是指安裝塔板部分的高度，其計(jì)算方法是，先通過(guò)板效率將理論板層數(shù)換算為實(shí)際板層數(shù)，再選擇合適的板間距計(jì)算板式塔的有效高度。 ② 計(jì)算塔徑后應(yīng)進(jìn)行圓整。 155解：由全塔物料衡算，得 F’ = D’ + W’ (1)由題意知將式（ 3）代入式（ 2）得156D’ = F’ – W’ = 4000 – 2880 = 1120 （ kg/h）而 平均分子量 Mm= 76 + 154 = (kg/kmol)所以（摩爾分?jǐn)?shù)）157例 5 4【例 5 – 4 】 在一連續(xù)精餾塔的精餾段中，進(jìn)入第 n 層理論板的氣相組成 y n+1= ，從該板流出的液相組成xn = 。161 已知： R = xD = xw = xF = a = (1) 操作回流比為最小回流比的倍數(shù)(2) 對(duì) 泡點(diǎn)進(jìn)料 與 露點(diǎn)進(jìn)料 分別用下列兩式計(jì)算 Rmin162泡點(diǎn)進(jìn)料 xF = 則163露點(diǎn)進(jìn)料 yF = 則164（ 2）最小理論板層數(shù) 用芬斯克方程計(jì)算 Nmin，即 [ p112] 計(jì)算結(jié)果表明，隨進(jìn)料熱狀況參數(shù) q 值減小，在其他相同條件下， Rmin值是增大趨勢(shì)；計(jì)算 Nmin時(shí)則不考慮 q 的影響。167yN1xN1yNxNyWN1NN+1xW = xN+1= yN+1L’V’W再由 (1)式 ,離開第 N 板的汽相組成為 :由已知條件相平衡關(guān)系 (1)塔底總物料衡算L’ = V’+W (3)第 N+1板A組分衡算L’ xN= V’yN+1+WxW (4)由 (3)由 (1)由 (4)第 N板A組分衡算 (2)由 (2) xN1 = 168精餾有關(guān)重要公式匯總169謝謝觀看 /歡迎下載BY FAITH I MEAN A VISION OF GOOD ONE CHERISHES AND THE ENTHUSIASM THAT PUSHES ONE TO SEEK ITS FULFILLMENT REGARDLESS OF OBSTACLES. BY FAITH I BY FAITH。試求：（ 1）操作回流比為最小回流比的倍數(shù)（按泡點(diǎn)進(jìn)料和露點(diǎn)進(jìn)料分別計(jì)算。已知原料液流量為 4000 kg / h，組成為 （二硫化碳的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），若要求釜液組成不大于 ，餾出液回收率為 88% 。恒沸精餾可分離具有最低恒沸點(diǎn)的溶液、具有最高恒沸點(diǎn)的溶液以及揮發(fā)度相近的物系。點(diǎn)效率分析示意圖 基本計(jì)算公式 等板高度獲取途徑① 經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算；② 查有關(guān)填料手冊(cè)；③ 實(shí)驗(yàn)測(cè)定。 ④ 用精餾段的最小理論板層數(shù) Nmin1代替全塔的 Nmin ，確定適宜的進(jìn)料板位置。162。全回流操作時(shí)不向塔內(nèi)進(jìn)料，也不從塔內(nèi)取出產(chǎn)品，全塔無(wú)精餾段和提餾段之區(qū)分，兩段的操作線合二為一并 與對(duì)角線重合 。全回流的應(yīng)用121操作線的斜率和截距分別為 直線方程斜率截距q 線方程或進(jìn)料方程113xDabxWcxFe截距斜率fd截距斜率截距斜率截距斜率操作線的作法示意圖1142.≤(b) (a)y3精餾段操作線方程為一直線方程。1 章 精餾段 提餾段 注意： 兩段的氣相（或液相）摩爾流量不一定相等 。（ 6）計(jì)算冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷，確定其類型和尺寸。二、間歇精餾操作流程771－精餾塔2－再沸器3－全凝器4－觀察罩5－儲(chǔ) 槽間歇精餾裝置示意圖 78第 塔頂進(jìn)料 塔底進(jìn)料 原料中氣體經(jīng)過(guò)多次部分冷凝 可得到純 A 但對(duì)原料而言，只有一次液體的部分汽化，得不到純 B。 溫度 自上而下 逐步升高： t n1 tn t n+1 濃度 自上而下 逐步降低： x n1 xn xn+1 y n1 yn yn+1yn+1 tn+1 yn tn xn1 tn1xn tn？ 針對(duì) n塔板： 來(lái)液部分汽化 蒸 過(guò)熱液體混合物在分離器中部分汽化，將平衡的氣、液兩相分別從分離器的頂部、底部引出，即實(shí)現(xiàn)了混合液的初步分離。1 章 的應(yīng)用（ p95）yi結(jié)束YTb=Tbfn/fn’計(jì)算步驟：四、氣液平衡方程y–x 圖48yy2y1 x1 x2 x t t1 t2x1 x2 y1 y2y – x 圖 —— 壓力恒定時(shí)直接由 t – x ( y ) 圖得到： y – x 圖有兩條線在精餾計(jì)算中多采用 y – x 圖。由于苯和甲苯可視作理想物系，于是可見兩種方法求得的