第六章 蒸馏
本章学习要求
1、掌握的内容
（1）双组分理想物系的气液平衡，拉乌尔定律、泡点方程、露点方程、气液相平衡图、挥发度与相对挥发度定义及应用、相平衡方程及应用；
（3）精馏塔物料衡算、操作线方程及q线方程的物理意义、图示及应用； 2、熟悉的内容
（1）平衡蒸馏和简单蒸馏的特点；
（2）精馏装置的热量衡算；
（3）理论板数捷算法(Fenske方程和Gilliand关联图)；
（4）非常规二元连续精馏塔计算(直接蒸汽加热、多股进料、侧线采出、塔釜进料、塔顶采用分凝器，提馏塔等)。 3、了解的内容
（1）非理想物系气液平衡；
（2）间歇精馏特点及应用；
（3）恒沸精馏、萃取精馏特点及应用。
例6-6 在一连续常压精馏塔内分离苯-甲苯混合液，气液平衡关系如附图所示，已知 xF=0.4(摩尔分率，下同)，xD=0.9，xW=0.0667，D=40kmol/h，操作回流比R=1.875。
试求：在以下两种情况下，精馏过程所需的理论板数及精馏段及提馏段内气液两相流量。
1物料在20℃进入塔内；
2物料在汽液混合状态进料，液汽比为3:1（摩尔比），已知原料液的泡点温度为95℃，平均比热容为158.9kJ/(kmol⋅K)，平均气化潜热为3.26⨯104kJ/kmol。
解 （1）物料衡算：
两式联立得 F=100 kmol/h W=60 kmol/h
当物料20℃进入塔内时，热状态参数为
精馏段内气液两相流量为
提馏段内气液两相流量为
由于 R=1.875，xD=0.9
所以精馏段操作线方程为
提馏段操作线方程为
在x-y图上作出精馏段、提馏段操作线。在操作线与相平衡线之间画梯级，求得理论板数N=9块，第4块板为加料板，见例6-6（a）附图。
（2）当物料为汽液混合状态进料，液汽比为3:1时，q=3/4=0.75。
当汽液混合进料时，精馏段两相流量不变
提馏段两相流量为
由于回流比R=1.875不变，故精馏段操作线不变
提馏段操作线变为
根据精馏段和提馏段操作线方程在x-y图上做操作线，然后自塔顶在操作线与平衡线之间画梯级，求得理论板数N=12，加料板位置在第6块板。
q值 | L kmol/h | V kmol/h | L’ kmol/h | V’ kmol/h | NT | 加料板位置 |
1.366 | 75 | 115 | 211.6 | 151.6 | 9 | 4 |
0.75 | 75 | 115 | 150 | 90 | 12 | 6 |
| | | | | | |
例6-6附表 两种情况精馏段与提馏段两相流量及塔板数之比
由上表可知，当回流比R不变时，q值的变化不影响精馏段的两相流量，但影响提馏段，q值增大，提馏段两相流量增加，欲完成同样的分离任务，所需塔板数减少。
例6-7 有两股原料，一股为F1=10 kmol/h，xF1=0.5（摩尔分率，下同），q1=1的饱和液体，另一股为F2=5 kmol/h，xF2=0.4，q2=0的饱和蒸汽，现拟采用精馏操作进行分离，要求馏出液轻组分含量为0.9，釜液含轻组分0.05。塔顶为全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。若两股原料分别在其泡点、露点下由最佳加料板进入。
求：1) 塔顶塔底的产品量D和W？
2) R=1时求各段操作线方程？
解：（1）对全塔作物料衡算：
两式联立则得
D=7.35kmol/h， W=7.65kmol/h
（2）精馏塔被分成三段。如附图所示，
第一股为浓进料口以上部分，它与一般精馏段相同，操作线为：
第二段：
对第二股进料口以上部分，其上升气体量和下降液体量与第一段进料热状态有关。
第一段上升蒸汽量和下降液体量为
L=RD=1⨯7.35=7.35kmol/h
V=(R+1)D=2⨯7.35=14.7kmol/h
第一段为饱和液体进料，q1=1，则第二股进料口以上部分的上升气体量和下降液体量为
L’=L+q1F1=7.35+10=17.35kmol/h
V’=V-(1-q1)F1=14.7kmol/h
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