【正文】 拉烏爾定律有負(fù)偏差的二元體系 溶液中相異的分子間的吸引力大于相同分子間的吸引力 ， 使真實(shí)溶液比相同的理想溶液在相同的條件下有較低的蒸氣壓 （ 沸點(diǎn)較理想溶液高 ） ， txy相圖見 P8， [硝酸 —水 ]， 特殊情況下形成最高恒沸物 。當(dāng)在單級釜內(nèi)進(jìn)行平衡蒸餾時(shí)，釜內(nèi)液體混合物被部分汽化，并使氣相與液相處于平衡狀態(tài)，然后將氣液兩相分開。簡單蒸餾可以在常壓下操作也可以在減壓下操作。計(jì)算 1/（ yx），以 x為橫坐標(biāo)， 1/（ yx）為縱坐標(biāo) ，作得一條曲線，曲線與 x的初始條件圍成的面積即為所求。 ? 但是 ， 我們實(shí)際不能在這兩點(diǎn)操作 。 所得的氣相產(chǎn)品組成為 y2， y2y1 。由此可知，同時(shí)進(jìn)行 多次部分汽化和部分冷凝 是使混合物得以完全分離 的必要條件。 由相圖可知 x1xFy1。由此可見，不同溫度且互不平衡的氣液兩相接觸時(shí)，必然會(huì)產(chǎn)生傳質(zhì)和傳熱的雙重作用。 二、精餾塔和精餾操作流程 精餾塔 塔板上開有很多小孔， 由下一層板（如 n+1層） 上升的蒸汽通過板上 的小孔上升，而上一層板 （如 n1層）上的液體通過 溢流管下降到第 n層板上。 總的效果致使離開第 n層塔板的液相中易揮發(fā)的組分較進(jìn)入該板時(shí)低，而離開的氣相中易揮發(fā)組分濃度又較進(jìn)入該板時(shí)的濃度增高，即： xnxn1,ynyn+1。 在每層塔板上回流液體與上升蒸汽互相接觸 ， 進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程 。 ? R=L/D。 提餾段每層板上升的蒸汽摩爾流量相等 。 C、 回流液的組成與產(chǎn)品相同 ， 溫度為溶液的泡點(diǎn) 。 xW xF xD y1 xD/R+1 提餾段的操作線方程 對精餾段作物料衡算 總物料 ： L′=V′+W (a) 易揮發(fā)組分 ： L′xm′=V′ym+1 ′ +Wxw (b) 將 a代入 b式 wmm xWLWxWLLy?????????? 1(120) wmm xVWxVLy39。 ? 在實(shí)際生產(chǎn)中 ， 加入精餾塔的原料可能有以下五種情況： （ 1） 、 過冷液體 （ 低于泡點(diǎn) ） ； （ 2） 、 飽和液體 （ 泡點(diǎn)進(jìn)料 ） ； （ 3） 、 汽 、 液混合物 （ 介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間 ） ； （ 4） 、 飽和蒸汽 （ 露點(diǎn)溫度 ） ； （ 5） 、 過熱蒸汽 （ 溫度高于露點(diǎn) ） 。 ? 將 122式代入前面得的提餾段操作線方程， 有 wmm xWqFLWxWqFLqFLy?????????? 1(124) 對一定的操作條件而言，上式中的 L、 F、 W、 xW及q為已知值或易于求算的值，與 121比較，物理意義相同，在 x—y相圖上為同一直線，其斜率為 （ L+qF） /（ L+qFW）， 截距為－（ WxW） /（ L+qFW）。 逐板計(jì)算法： xxy)1(1 ?????或 yyx)1( ?? ??（ 2）、操作線方程（板間） 。 即 y1=xD（已知，工藝條件規(guī)定） yn 由于離開每層理論板的氣液兩相是互成平衡的。 利用提餾段操作線方程由 x1′求 y2′,再利用平衡方程由 y2′求x2′。 因此 ， 我們利用操作線和平衡線也可求出塔內(nèi)濃度分布和理論塔板數(shù) 。此方程與對角線相交于 x= xF ， y= xF。 逐板計(jì)算法是一種嚴(yán)格的理論塔板數(shù)計(jì)算方法，計(jì)算的結(jié)果比較精確。原料液于泡點(diǎn)溫度進(jìn)入塔內(nèi)，塔頂設(shè)有全凝器，液體在泡點(diǎn)下進(jìn)行回流，回流比取為最小回流比的 。 ? 例：圖解法求理論板數(shù) 見 P26例 1－ 6 五、幾種特殊情況時(shí)理論板層數(shù)的求法 ? （一）直接蒸汽加熱 ? 混合液為水溶液， ? 水是難揮發(fā)組分。1 ?????? 提餾段操作線與對角線的交點(diǎn)不在（ ）上，而是與橫軸相交于 ? P28圖 1—25 ? ?wmw xxxx ????? ? ,0y 1mww xx , （二）多側(cè)線的塔 ? 在工業(yè)生產(chǎn)中，有時(shí)為了獲得不同規(guī)格的精餾產(chǎn)品，可根據(jù)所需的產(chǎn)品濃度在不同位置上開設(shè)側(cè)線出料口；有時(shí)為了分離不同濃度的原料液，在不同塔板位置上設(shè)置不同進(jìn)料口。減少回流比，操作費(fèi)用降低 ,但塔的投資增大。全回流時(shí)的回流比為： 因此，精餾段操作線的斜率 R/（ R+1） =1。也可以從芬斯克方程計(jì)算得到， P32。lg)]1)(1lg[(1?????（ 127） ?’ m為塔頂、進(jìn)料平均揮發(fā)度 但是全回流得到理想的換熱、傳質(zhì)。以 RM表示。見 P34圖 .。 簡捷法求理論塔板數(shù)，包括下面三個(gè)步驟： 求全回流下的最小理論塔板數(shù)； 求 RM， 確定 R； 利用吉利蘭特圖求 N。 因?yàn)閷?shí)際上板上很難達(dá)到平衡 ， 實(shí)際塔板分離效果與理論板偏差的程度用 板的效率 來衡量 。 ?? 若兩段蒸汽的體積流量相差相大，可考慮不同的塔徑，如相差不大時(shí)，盡量用同一塔徑。根據(jù)全塔物料衡算可知，對于一定的原料液流量Ｆ，只要確定了分離程度ｘ D和ｘ ｗ ，餾出液流量Ｄ和釜?dú)堃毫髁? Ｗ也就被確定了。 ３）．進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況的影響 ? 進(jìn)料狀況（ｘ F和ｑ）發(fā)生變化時(shí)，應(yīng)適當(dāng)改變進(jìn)料位置。 ? 對于餾出液和釜?dú)堃阂灿袑?yīng)的露點(diǎn)和泡點(diǎn)，通?？捎盟敎囟确从仇s出液組成，用塔底溫度反映釜?dú)堃航M成。 ? 基本操作方式： ? （ 1）餾出液組成恒定，回流比不斷增大； ? （ 2）回流比恒定，餾出液組成逐漸減小。 ? 在精餾段或提餾段的的某塔板上溫度變化最顯著，也就是說這些塔板的溫度對于外界因素的干擾反映最為靈敏，通常將它稱之為靈敏板。 ? 以上對精餾過程的主要影響因素進(jìn)行了定性分析，若需要定量計(jì)算（或估算）時(shí)，則所用的計(jì)算方法與設(shè)計(jì)計(jì)算的方法基本相同，只是更復(fù)雜一些。同時(shí)回流比增大，提餾段操作線斜率 L‘/V變小，該段的傳質(zhì)推動(dòng)力增加，因此在一定的提餾段理論板數(shù)下，釜?dú)堃航M成變小。即在允許范圍內(nèi)采用較小的回流比和較大的再沸器傳熱量。 ? 全塔效率反映了塔中各層塔板的平均效率。 確定進(jìn)料板位置 。適宜的回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)核算來解決，即操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用之和為最低。 ? 最小回流比可以從作圖法求得，對于正常的平衡曲線，由精餾段的操作線斜率可知。 ? 這是因?yàn)樵诮稽c(diǎn)前后各板之間 （ 進(jìn)料板上 、 下區(qū)域 ） 。這種情況下實(shí)際得不到精餾產(chǎn)品，即生產(chǎn)能力為零。 ? 顯然，此時(shí)操作線和平衡線的距離為最遠(yuǎn)。 全回流和最少理論板數(shù) ? 若塔頂上升蒸汽經(jīng)冷凝后，全部回流到塔內(nèi)，這種方式稱為 全回流 。 ? ? 例：有兩股進(jìn)料的情況 ? P30圖 P31圖 P30,31圖 六、回流比對精餾過程的影響與選擇 ? 回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一。0 wmm WxyVyVx ?????? ? 139。 基準(zhǔn)： 100kmol進(jìn)料 /h 總物料衡算 100＝ D+W 易揮發(fā)組分衡算 100 ＝ + 解得： D=25mol/h, W=75kmol/h ??????? xxy WxVWxVLy 39。如果我們編程用計(jì)算機(jī)算，還是很快的。 如上圖，階梯總數(shù)為 5，第 3級跨過兩操作線的交點(diǎn)，即第 3級為加料板，故精餾段理論板層數(shù)為 2；因再沸器相當(dāng)于一層理論板，故提餾段理論塔板層數(shù)為 1。如用斜率（ L+qF） /（ L+qF－ W）作圖，不僅麻煩，也不能在圖上反映出進(jìn)料熱狀態(tài)的影響。 ? 達(dá)到分離要求所需的 精餾段 理論塔板數(shù)為（ n1） 進(jìn)料板 為 1塊理論板 提餾段 所需的理論板數(shù)為 (m1) ， 再沸器 為 1塊理論板 ? 塔中實(shí)際的理論板數(shù)為 ? （ n1） +1+（ m1） =n+m1 計(jì)算過程可用下列示意圖表示 : ? y1 = xD （已知） x1 平衡關(guān)系 y2 x2 操作線關(guān)系 平衡關(guān)系 y3 操作線關(guān)系 xn ≤ xF（已知，泡點(diǎn)進(jìn)料） （ xn ≤ xq， 非泡點(diǎn)進(jìn)料） y1 ′ x1′ y2 ′ x2′ xm′ ≤ xW （已知，結(jié)束） 平衡關(guān)系 平衡關(guān)系 操作線關(guān)系 操作線關(guān)系 理論塔板數(shù)計(jì)算框圖 開始 讀入 xf， xd， xw， ?， R， W， F 平衡方程求 x1 打印 y（ I+1） 精餾操作線求 y（ I+1） 打印 x1 x1≤xf 是 否 打印（ I+1） 提餾操作線求 y’（ I+1） 打印 y’（ I+1） 平衡方程求 x’ 1 打印 x’ (I+1) x’ (I+1)≤xw 打?。?I+1） 結(jié)束 是 否 圖解法 : 逐板計(jì)算法 ， 如我們上面所述 ， 計(jì)算很復(fù)雜 。 ? 第 n層理論板為 加料板 。39。 理論上講塔中濃度分布是連續(xù)的 ，應(yīng)包括離開塔的汽 、 液相組成 、 塔板間的汽液相組成 。 物料衡算： F+L+V′=L′+V 熱量衡算 : F IF + V′IV′ + L IL = V IV + L′IL′ IF –原料液的焓， kJ/kmol IV ， IV′–分別為進(jìn)料板上下處飽和蒸汽的焓 kJ/kmol IL， IL′ –分別為進(jìn)料板上下處飽和液體的焓 kJ/kmol ? 由于塔中液體和蒸汽都呈飽和狀態(tài)，且進(jìn)料板上、下處溫度及汽相組成各自都比較相近 。 ? 在穩(wěn)定操作時(shí)，根據(jù)恒摩爾流的假定， L′、 W（ xw）都是定值。 ? 對精餾段作物料衡算， 以單位時(shí)間為基準(zhǔn)： 總物料 V=L+D (a) 易揮發(fā)分 Vyn+1= Lxn + DxD (b) 將 a代入 b， 整理得 Dnn xDL DxDL Ly ????? 1F,xF V,y1 L,xD x1 x2 y2 yn xn yn+1 1 2 n D,xD DnnxVDxVLy ??? 1n+1 等式右邊分子分母同除 D ? R=L/D 代入上式得 或 ? 上式稱為精餾段的操作線方程，它表示了精餾段中在操作時(shí)任意相鄰兩層板間上升的氣相和下流的液相組成之間的關(guān)系，它是物料衡算式。 （ 2） 、 確定塔的類型 ， 求算達(dá)到分離任務(wù)要求的理論板層數(shù) ， 或填料層高度 。加料板以上塔段稱為精餾段；加料板以下的塔段（包括加料板）稱為提餾段。有時(shí)還需要配 有原料預(yù)熱器、 回流泵等附屬設(shè)備， 才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。液相中易揮發(fā)組分的濃度 xn1大于與 yn+1成平衡的液相濃度 xn+1。 ? 通常將引回的部分產(chǎn)品稱為回流。 x（ y） xF y1 x1 y2 y3 1 2 3 x’2 x’3 t2 t1 t3 x3 x2 t 同時(shí)，從 txy圖知 ? x3溫度為 t3。最后得到的產(chǎn)品量很少、收率低。 ? 將得到組成為 x3的液相產(chǎn)品。 但無論如何都得不到純的組分 。 如果把此氣泡引 出冷凝下來 ， 就可得到組成 為 yF的液相 。 ? （ 2）隨著蒸餾的進(jìn)行，汽液組成及溫度隨時(shí)間而變化，餾出液的平均組成與原始液和餾殘液只存在物料平衡關(guān)系，不存在直接的相平衡關(guān)系。 ? 混合液在蒸餾釜 1中受熱后部分汽化，產(chǎn)生的蒸氣隨即進(jìn)入冷凝器 2中冷凝，冷凝液不斷流入接受器 3中，作為餾出液產(chǎn)品。如乙醇 —水體系 ， 硝酸 —水體系等 。 而 xy相圖圖形的變化不大（ 總壓變化 20%30%， xy平衡線變動(dòng)不超過 2%） 。 組成為 x1= ， 平衡時(shí)氣相的組成為 。 例如 ：圖上任一點(diǎn) D， 表示 組成為 x1的液相與組成為 y1的汽相 互成平衡 ， 且表示 D有一定 的狀態(tài) 。舉例來說，當(dāng)選定某一組成后，其泡點(diǎn)也被固定，相平衡時(shí)汽相組成也被固定，不能亂變。 此時(shí) ， 氣相的組成為 y=x1， 相應(yīng)液相的組成為 x3。 以某一組成苯 — 甲苯為例來說明 txy相圖表示的意義。 00BApp??(113） xxy)1(1 ???