1
第六章 蒸 馏
2
第一节 概述
3
一,蒸馏操作在化工生产中的应用
用于均相液体混合物的分离,达到提纯或回收
组分的目的。
二,蒸馏分离的依据
利用液体混合物中各组分挥发能力的差异。
三,蒸馏操作的分类
1.操作方式,
简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏。
2.压力,常压、真空、加压。
3.组分：双组分、多组分。
4.连续性：间歇、连续。
4
第二节 双组分溶液的气液平衡
6 — 1 溶液的蒸汽压及拉乌尔定律
** 溶液的蒸汽压与纯组分时不同
一, 气液相平衡：单位时间从液相进入气相的分子
数与从气相进入液相的分子数相等。
理想溶液：
fAA= fBB = fAB
非理想溶液,
fAA≠ fBB ≠ fAB
5
二,拉乌尔定律
在一定温度下,气相中任一组分的分压等于
此纯组分在该温度下的蒸汽压与它在溶液中的
摩尔分率的乘积。
PA= PA0 x A
6
6— 2 温度组成图（ t—x—y）
P = pA + pB
= pA0 x + pB0（ 1 - x）
A
B
C
D
00
0
BA
B
A pp
pPx
?
??
AA yPp ?
P
xp
P
py AoAA
A ??
E
t1
t2
t3
t4
t5
t
x（ y）
液相线（泡点线）
气相线（露点线 ）
7
6 — 3 气液相平衡图（ y—x图）
t—x—y 图 y —x 图
t1
t2
x
1
x
2
y1 y2
y1
y2
x
1
x
2
8
6 — 4 双组分非理想溶液
乙醇 -水 硝酸 -水
6N
t t
yx? yx?
y y
x x
9
6— 5 挥发度及相对挥发度
一、挥发度：
在一定温度下，混合液的某组分在气相中的
分压与平衡时液相中的摩尔分率之比。
νA = pA / xA νB = pB / xB
νA, νB — 组分 A,B 的挥发度 。
对理想溶液，符合拉乌尔定律
νA = pA / xA
= pA0 xA / xA
= pA0
νB = pB0
** 理想溶液中,各组分的挥发度等于其饱和蒸汽压,
10
二、相对挥发度
相对挥发度定义：
溶液中两组分挥发度之比。
三、气液相平衡方程
B
A
?
?? ?
BB
AA
xp
xp
/
/?
压力不太高时
BB
AA
xyp
xyp
/
/??
B
A
B
A
x
x
y
y ??
00 / BA pp??理想溶液
A
A
y
y
?1
A
A
A
A
x
x
y
y
?
??? 11
A
A
A x
x
y ?
??? 111
x
xy
)1(1 ??
?
?
?
A
A
x
x
?
?
1
?
11
例 6— 2 已知正戊烷及正己烷在不同温度下的饱
和蒸汽压，求平均相对挥发度。
解：理想溶液的平均相对挥发度可用平均温度
下的饱和蒸汽压求取,
正戊烷及正己烷的沸点分别为 36.1℃ 和 68.7℃
平均温度 t = ( 36.1+ 68.7) / 2 =52.4 ℃
50℃ pA0 =159.16 pB0=54.04
α1 = pA0 / pB0=159.16 / 54.04 =2.95
55℃ pA0 = 185.18 pB0 = 64.44
α2 = pA0 / pB0 =185.18 / 64.44 = 2.87
α= ( 2.95 + 2.87 ) / 2 = 2.91
相平衡方程
x
x
x
xy
91.11
91.2
)1(1 ?
?
??
?
?
?
12
内插法求 52.4度时的相对挥发度
t1 = 50℃ α1 = 2.95
t2 = 55℃ α2 = 2.87
)( 1121 tt
t
?
?
??? ????
)504.52(
5
95.287.295.2 ?????
91.2?
t = 52.4℃
13
第三节 蒸馏及精馏原理
6— 6简单蒸馏及平衡精馏
适用于：
1,沸点差较大的混合液；
2,分离含量要求不高的情况；
3,粗加工过程。
特点：一次加料，釜内及馏出液的含量不断变化，
得不到纯组分。 —— 不稳定过程。
一、简单蒸馏
F
W 1D 2D 3D
14
第三节 蒸馏及精馏原理
6— 6简单蒸馏及平衡精馏
二、平衡蒸馏（闪蒸）
特点：
低温沸腾、放出的
显热作为气化的潜热、
平衡产物含量不高、产
物含量不随时间变化。
适用于：
粗略分离的物料。
F
D
W
15
6 — 7 精馏原理
一,多次部分气化、部分冷凝
x
t
A
1A
2A
3A
4A
1B
2B
3B
4B
16
原料
0V
冷凝器
1V
2V
1L
2L
加热器
加热器
冷凝器
加热器
'0L
'1V
'1L
'2L
'2V
17
0V
1V
2V
1L
2L
加热器
'0L
'1V
'1L
'2L
'2V
15N
18
二,塔板的作用
x1＞ x2＞ x3＞ x4
t4＞ t3＞ t2＞ t1
A
1A
2A
3A
4A
1B
2B
3B
4B
1x
2x
3x
4x
1
2
3
4
1y
2y
3y
4y
y1＞ y2＞ y3＞ y4
19
三、精馏塔的精馏过程
? 馏出液 — 塔顶产品
? 回馏液
? 全凝器
? 部分冷凝器
? 再沸器
? 加料板
? 精馏段
? 提馏段
FxF
进料
1yV
全凝器
DxD
L
WyV '
WxW
水蒸气
再沸器
冷凝水
20
第四节 双组分连续精馏塔的计算
6— 8 全塔物料衡算 全塔物料衡算,
F = D + W
全塔轻组分物料衡算
（易挥发组分）
F xF = D xD+ W xW
塔顶易挥发组分回收率
η= D xD / F xF
塔釜难挥发组分回收率
FxF
DxD
L
WxW
)1( WxW ???FD /?采出率
)1( FxF ?
21
将 5000kg/h含正戊烷 0.4(摩尔分率 )的正戊烷正己烷混
合液在连续精馏塔内分离,馏出液含正戊烷 0.98,釜液含正
戊烷不高于 0.03,求馏出液、釜液的流量及塔顶易挥发组分
的回收率。
解, 正戊烷 M = 72
正己烷 M = 86
MF = 0.4× 72+0.6× 86
= 80.4
F = 5000 / 80.4
= 62.2 kmol/h
D =24.6 2 kmol / h
W=37.62 kmol / h
98.06.24 ???
?
?
? ?? WDF
?
?
? ?? WD2.62
WD 03.098.04.02.62 ???
WDf WxDxFx ??
4.02.62 ?
%97?
22
6— 9 理论板的概念及恒摩尔流假设
一、理论板的概念
理论板：离开塔板的
蒸气和液体呈平衡的
塔板 。
1、恒摩尔气化
V1= V2= V3
= · · · · · ·= V
V1’= V2’= V3’
= · · · · · ·= V’
2、恒摩尔溢流
L1 = L2= L3
= · · · · · ·= L
L1’ = L2’ = L3’
= · · · · · ·=L’
n
nx
ny
1?ny
n
n
n x
x
y
)1(1 ??
?
?
?
二、恒摩尔流假设
V
'V
L
'L
23
三、恒摩尔流假设的条件
1、各组分的摩尔潜热相同 ;
2、因温度不同,气液接触交换
的显热可忽略 ;
3、保温良好。
24
6— 10 操作线方程
一、精馏段操作线方程 精馏段总物料衡算
V = L+D
精馏段轻组分物料衡算
V yn+1=Lxn + D xD
V=L+D
Dx
D
L
n
1
V
1?ny
1y
1x
nx
ny
LV
Dnn xDL
Dx
DL
Ly
????? 1
Dnn xDDDL
DDx
DDDL
DLy
//
/
//
/
1 ?????
25
** 精馏段操作线方程的意义：
在一定的操作条件下，从任一塔板（ n）向
下流的液体组成 xn与相邻的下一块塔板（ n+1）
上升蒸汽组成 y n+1之间的关系。
L = R D V = L+ D =（ R + 1） D
Dnn xDDDL
DDx
DDDL
DLy
//
/
//
/
1 ?????
RDL ?/令
111 ?
?
?
??
R
xx
R
Ry D
nn
26
例 6— 4 氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内
分离，要求馏出液氯仿浓度为 0.95(摩尔分率 )，流
量为 50kg/h,顶为全凝器，平均相对挥发度为 1.6，
回流比为 2。
求, (1) 由上向下数第一块塔板下降的液体组成 ;
(2) 第二块塔板上升蒸气组成。
(3) 精馏段各板上升蒸气量及下降的液体量 ;
27
解,(1) y1 = xD= 0.95
1
1
1 )1(1 x
xy
??
?
?
?
1
1
)16.1(1
6.195.0
x
x
??
?
92.01 ?x
1y
Dx
1x2y
2x
DxRxR
Ry
1
1
1 12 ????
(2)
12
950920
12
2
?????
.,93.0?
28
（ 3）
V （质） = ( R + 1 ) D
= ( 2 + 1 )× 50 = 150 kg / h
M氯访 = 119.35 kg / kmol
M四氯化碳 = 153.8kg / kmol
Mm= 0.95× 119.35 + 0.05× 153.8
=121.1 kg / kmol
V = 150 / 121.1 = 1.24 kmol / h
L（质） = R﹒ D = 2 × 50 = 100 kg / h
L = 100 / 121.1 = 0.826 kmol / h
29
问题,下面说法是否正确?
① 根据恒摩尔流假设,每块塔版回流液的量应
皆为 100 kg/h;
② 根据恒摩尔流假设,每块塔版回流液的量应
皆为 0.826 kmol/h;
30
二、提馏段操作线方程
L’ = V’ + W
V’ = L’ - W
L’xm= V’ ym+1 + WxW
Wx
W
m
Wy
1?my
'V
Wmm xV
Wx
V
Ly
''
'
1 ???
Wm xWL
Wx
WL
L
???? ''
'
'L
1?m
mx
31
一,进料热状态参数
五种进料热状态
1、冷液进料 ;
2、泡点进料（饱和液体进料） ;
3、气液混合物进料 ;
4、露点进料（饱和气体进料） ;
5、过热蒸气进料 ;
6— 12 进料热状态的影响和 q线方程
32
hf-1≈ hf = h
HF ≈ HF+1 = H
F hF +V’ H + L h =V H + L’h
( V-V’) H =F hF – ( L’- L) h
[ F-( L’- L) ] H =FhF - (L’- L) h
F H - ( L’- L) H=F hF - (L’- L) h
F ( H - hF ) = ( L’- L) ( H – h )
F + V’+ L = V + L’
V - V’ = F - ( L’- L )
加料板热量衡算
FhF +V’HF+1 + Lhf-1
=VH F+ L’hf
F
F
h
xF
1?fhL
fhL'
1' ?FHV
FHV
hH
hH F
?
?
F
L'L ?? q?
加料板物料衡算
33
qF LLhH hH F ????? '
H — 饱和蒸气的焓 ;
h — 饱和液体的焓；
hf — 料液的焓。
q — 为每千摩尔料液气化为蒸气的热量与进料的
摩尔气化热的比值。其值表示：进料中液体
量占总进料量的分率。
q =（ Cp △ t +γ） / γ
L’ = L + q F
V-V’ = F - ( L’ – L )
V’ = V- F +（ L+ q F - L） = V -（ 1- q） F
V’ = V +（ q-1） F
34
q 值与 V,V’,L,L’的关系
1、冷液进料
q＞ 1 V＜ V’ L’＞ L+F
2、泡点进料
q = 1 V = V’ L’ = L +F
3、气液混合物进料
1＞ q＞ 0 V ＞ V’ L’＜ L +F
4、露点进料
q = 0 V =V’ +F L’ = L
5、过热蒸气进料
q＜ 0 V ＞ V’ L’＜ L
L
'L
V
'V
F
q =（ Cp △ t +γ） /γ
35
将 L’ = L+ F q 代入提馏段方程
例 6— 5正戊烷与正己烷混合液用精馏方法分离,进
料含量 0.4,釜液含量 0.03,进料平均摩尔质量为
80.4,原料进塔温度为 20℃,求进料的热状态参数。
解,由相平衡线查出泡点温度为 51℃,因进料温度
低于泡点温度,因此为冷液进料。
Wmm xWFqL
Wx
WFqL
FqLy
?????
??
? 1
Wmm xWL
Wx
WL
Ly
????? ''
'
1
36
查 51℃ 正戊烷 γc5 =330 kJ /kg = 23800 kJ / kmol
正己烷 γc6 = 340 kJ/kg = 29200 kJ / kmol
γm = 23800× 0.4 + 29200 × 0.6 = 27000 kJ / kmol
进料平均温度 t = ( 20 + 51 ) / 2 = 35.5 ℃,查得,
Cp c5 = 2.45 kJ / kg.k = 179 kJ / kmol.k
Cp c6 = 2.3 kJ / kg.k = 198 kJ / kmol.k
Cp m =179 × 0.4+198 × 0.6 =190 kJ / kmol.k
?
???? tCpq
22.12 7 0 0 0 )2051(1902 7 0 0 0 ????q
37
二,q线方程 (加料板操作线方程 )
q 线方程应为精馏段操作线与提馏段操作线的交
点轨迹坐标方程,
精馏段操作线方程 V y = Lx + D xD (1)
提馏段操作线方程 V’ y = L’ x - W xW (2)
11 ?
?
?
?
q
xx
q
qy F
(2) - (1) ( V’- V ) y = ( L’- L) x - ( W xW + D xD )
V’ =V + ( q – 1 ) F L’ = L+ qF
W xW + D xD＝ F xF
( q – 1 ) Fy = q Fx - F xF
38
三, 三条操作线的画法
1,精馏段操作线
当 xn = xD
yn+1 = xD
1?R
x D截距
Dnn xRxR
Ry
1
1
11 ?????
1?R
x D
Dx
39
二,加料板操作线 (q线 )
11 ?
?
?
?
q
xx
q
qy F
Fx
1?q
q斜率
Fxx ?设
Fxy ?则
1、冷液进料 q＞ 1
2、泡点进料 q = 1
3、气液进料 1＞ q＞ 0
4、露点进料 q = 0
5、过热蒸气 q＜ 0
40
3,提馏段操作线
由精馏段操作线和 q
线的交点得提馏段操作线
上的一点。
Dx
1?R
xD
Wmm xWL
Wx
WL
Ly
????? ''
'
1
FxWx
Wm xx ? Wm xy ?
41
6— 11 理论板数的确定
FxF
DxD
L
1y
2y
2x
nx1my
1mx
mx
Wy
WxW
1x
)1(111 ????? R xxR Ry Dnn
)2('' '1 Wmm xWL WxWL Ly ?????
)3()1(1 xxy ??? ??
? ?? )3( ? ?? )1(1x 2y
? ?? )3( ? ?? )1(
? ?? )3( ? ?? )2(? ?? )2(
2x
3y
1my 2m
y
1mx
nx?? F
x?
mx?? Wx?
1yx D ?
一,逐板计算法
N = n + m - 1
42
二、图解法
步骤, 1.画相平衡线和三条操作线； 2,作 阶梯。
Dx
1?R
xD
Fx
1?q
q
Wx
9理论板数
5加料板
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
'1
),( 11 1y x
),( ' 12 1y x
),( 22 2y x
'2 ),( ' 2
3 2y x
43
三、进料热状态的影响
1,q↓提馏段操作线靠近相平衡线,则：
所需理论板数 N↑.
2、由热量衡算得：
Q进 + Q釜 - Q冷凝 = QD + QW
当 R一定,V一定,Q冷凝 一定，则,
① Q进 ↑,Q釜 ↓,N ↑
② Q进 ↓,Q釜 ↑,N ↓
3,Q釜 一定,QD一定,QW一定，则
q↓,Q进 ↑,Q冷凝 ↑,L↑,R↑,N↓
44
四、不同条件下理论板计算
—— 直接蒸汽加热
条件,1,混合液为水溶液；
2,水为难挥发组分，
馏出液为非水组分，
釜液近于纯水。
45
L’ + V0 = V’ + W
L’x’m+ V0 y0
= V’ ym+1 + W x’W
V’ = V0
L’ = W
y0 = 0
Wx’m = V0 ym+1 + Wx’W
V0 ym+1 = Wx’m + Wx’W
1?m
mWxL ''
00 yV
1' ?myV
WxW
Wmm xV
Wx
V
Wy
0
'
0
1 ???
46
直接水蒸气加热精馏时图解法求理论板数
DFW xxx
1?R
xD
47
6 — 13 回流比的影响与选择
一、全回流与理论板
全回流,D = 0 F =0
W = 0 R=∞
芬斯克公式推导
BB
AA
B
A
xp
xp
/
/??
?
??
B
A
B
A
x
x
yP
yP ??
相平衡方程
B
A
B
A
x
x
y
y ??
nn xy ?? 1
操作线方程—n
B
A
n
B
A
x
x
y
y )()(
1 ??
48
n
B
A
n
B
A
x
x
y
y )()(
1 ??
B
A
B
A
x
x
y
y ??
1)()(
B
A
D
B
A
y
y
x
x ?
11 )(
B
A
x
x??
21 )(
B
A
y
y??
221 )(
B
A
x
x?? ??
321 )(
B
A
y
y?? ??
3321 )(
B
A
x
x??? ???
??4321 )(
B
A
y
y??? ???
W
B
A
WD
B
A
x
x
x
x )()(
321 ???? ?????
W
B
An
x
x )(1?? ?
1
)/(
)/( ?? n
WBA
DBA
xx
xx ?
WBA
DBA
xx
xxn
)/(
)/(l o gl o g)1( ?? ?
1
l o g
)/(
)/(
l o g
0 ?? ?
WBA
DBA
xx
xx
n
49
芬斯克公式的使用范围,
1,全回流
2,全凝器
3.理想溶液
计算精馏段的最少理论塔板数及加料板位置,
芬斯克公式 1
l o g
)/(
)/(
l o g
m i n ?? ?
WBA
DBA
xx
xx
n
1
l o g
)/(
)/(
l o g
)(m i n ??
F
FBA
DBA
xx
xx
n
?
精
50
二、最小回流比
求最小回流比的方法,
1,作图法
1?m
D
R
x
DF xx
hd
a
qx
dh
ah
R
R
m
m ?
? 1
qD
qD
m
m
yx
xx
R
R
?
?
?? 1
qD
qDqD
m yx
yxxx
R ?
???
?1
qq
qD
m xy
yx
R
?
?
?
qy
qD
qD
xx
yx
?
?
?
51
2.解析法
三,适宜回流比选择
]
1
)1([
1
1
F
D
q
D
m x
x
x
xR
?
??
?
? ?
?
费用
mR
操作费
总费用
设备费
R（适宜）R
?（适宜）R mR)2~1.1(
52
6 — 14 理论板的简捷计算
吉利兰图应用条件：
1、组分数,2 — 11
2、进料热状态：五种
3、最小回流比：
0.53 ~ 7.0
4、相对挥发度,
1.26 ~ 4.05
5、理论板数：
2.4 ~ 43.1
→计算 Nm
1?
?
R
RR m
2?
?
N
NN m
Rm→ R → 横坐标 →作垂线
→交点 →水平线 →交纵坐
→N
53
例 6— 11 精馏分离正庚烷 -正辛烷，进料 0.45，顶
液 0.95,釜液 0.05，泡点进料,最小回流比为 1.63，
回流比为 2.45，用简捷法求理论板数及加料位置。
已知 塔顶 塔釜 进料
正庚烷 760 mmHg 1540 mmHg 1093 mmHg
正辛烷 330 mmHg 760 mmHg 496.4 mmHg
α(顶 ) =760 / 330 = 2.28
α(釜 ) = 1540 / 760 = 2.06
α(板 ) = 1093 / 496.4 = 2.2
α= (2.28× 2.06 )1/2 = 2.17
α(精 ) = ( 2.28× 2.20 )1/2 = 2.24
54
8.71
17.2log
)
98.0/02.0
05.0/95.0
l o g (
???mN
24.0145.2 63.145.21 ??????R RR m
查吉利兰图得
( N –Nm ) / ( N + 2 ) = 0.4
N = 14.3 (不包括釜 )
求加料板位置
9.21
24.2log
45.0/55.0
05.0/95.0
log
???mN
第七块板加料17.6?N
55
6— 18 恒沸精馏（共沸精馏 ）
原理：
加入第三组分（夹带剂）与原料液中的一
种组分形成共沸液，然后用精馏的方法分
离的操作。
56
乙醇（ E） — 水（ W）共沸液，夹带剂苯（ S）
EW 恒沸液
恒
沸
塔
回
收
塔
精
馏
塔
共沸液EW
S
EW
E
EWS
W
共沸液EW
共沸液E W S
57
6— 19 萃取精馏
原理：向混合液中加入萃取剂，改变原组分的
挥发度。
苯（ B）、环己烷（ H）、萃取剂（ S）
萃
取
塔
精
馏
塔
环己烷
苯、环己烷
苯、糠醛
糠醛
糠醛
苯
第六章 蒸 馏
2
第一节 概述
3
一,蒸馏操作在化工生产中的应用
用于均相液体混合物的分离,达到提纯或回收
组分的目的。
二,蒸馏分离的依据
利用液体混合物中各组分挥发能力的差异。
三,蒸馏操作的分类
1.操作方式,
简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏。
2.压力,常压、真空、加压。
3.组分：双组分、多组分。
4.连续性：间歇、连续。
4
第二节 双组分溶液的气液平衡
6 — 1 溶液的蒸汽压及拉乌尔定律
** 溶液的蒸汽压与纯组分时不同
一, 气液相平衡：单位时间从液相进入气相的分子
数与从气相进入液相的分子数相等。
理想溶液：
fAA= fBB = fAB
非理想溶液,
fAA≠ fBB ≠ fAB
5
二,拉乌尔定律
在一定温度下,气相中任一组分的分压等于
此纯组分在该温度下的蒸汽压与它在溶液中的
摩尔分率的乘积。
PA= PA0 x A
6
6— 2 温度组成图（ t—x—y）
P = pA + pB
= pA0 x + pB0（ 1 - x）
A
B
C
D
00
0
BA
B
A pp
pPx
?
??
AA yPp ?
P
xp
P
py AoAA
A ??
E
t1
t2
t3
t4
t5
t
x（ y）
液相线（泡点线）
气相线（露点线 ）
7
6 — 3 气液相平衡图（ y—x图）
t—x—y 图 y —x 图
t1
t2
x
1
x
2
y1 y2
y1
y2
x
1
x
2
8
6 — 4 双组分非理想溶液
乙醇 -水 硝酸 -水
6N
t t
yx? yx?
y y
x x
9
6— 5 挥发度及相对挥发度
一、挥发度：
在一定温度下，混合液的某组分在气相中的
分压与平衡时液相中的摩尔分率之比。
νA = pA / xA νB = pB / xB
νA, νB — 组分 A,B 的挥发度 。
对理想溶液，符合拉乌尔定律
νA = pA / xA
= pA0 xA / xA
= pA0
νB = pB0
** 理想溶液中,各组分的挥发度等于其饱和蒸汽压,
10
二、相对挥发度
相对挥发度定义：
溶液中两组分挥发度之比。
三、气液相平衡方程
B
A
?
?? ?
BB
AA
xp
xp
/
/?
压力不太高时
BB
AA
xyp
xyp
/
/??
B
A
B
A
x
x
y
y ??
00 / BA pp??理想溶液
A
A
y
y
?1
A
A
A
A
x
x
y
y
?
??? 11
A
A
A x
x
y ?
??? 111
x
xy
)1(1 ??
?
?
?
A
A
x
x
?
?
1
?
11
例 6— 2 已知正戊烷及正己烷在不同温度下的饱
和蒸汽压，求平均相对挥发度。
解：理想溶液的平均相对挥发度可用平均温度
下的饱和蒸汽压求取,
正戊烷及正己烷的沸点分别为 36.1℃ 和 68.7℃
平均温度 t = ( 36.1+ 68.7) / 2 =52.4 ℃
50℃ pA0 =159.16 pB0=54.04
α1 = pA0 / pB0=159.16 / 54.04 =2.95
55℃ pA0 = 185.18 pB0 = 64.44
α2 = pA0 / pB0 =185.18 / 64.44 = 2.87
α= ( 2.95 + 2.87 ) / 2 = 2.91
相平衡方程
x
x
x
xy
91.11
91.2
)1(1 ?
?
??
?
?
?
12
内插法求 52.4度时的相对挥发度
t1 = 50℃ α1 = 2.95
t2 = 55℃ α2 = 2.87
)( 1121 tt
t
?
?
??? ????
)504.52(
5
95.287.295.2 ?????
91.2?
t = 52.4℃
13
第三节 蒸馏及精馏原理
6— 6简单蒸馏及平衡精馏
适用于：
1,沸点差较大的混合液；
2,分离含量要求不高的情况；
3,粗加工过程。
特点：一次加料，釜内及馏出液的含量不断变化，
得不到纯组分。 —— 不稳定过程。
一、简单蒸馏
F
W 1D 2D 3D
14
第三节 蒸馏及精馏原理
6— 6简单蒸馏及平衡精馏
二、平衡蒸馏（闪蒸）
特点：
低温沸腾、放出的
显热作为气化的潜热、
平衡产物含量不高、产
物含量不随时间变化。
适用于：
粗略分离的物料。
F
D
W
15
6 — 7 精馏原理
一,多次部分气化、部分冷凝
x
t
A
1A
2A
3A
4A
1B
2B
3B
4B
16
原料
0V
冷凝器
1V
2V
1L
2L
加热器
加热器
冷凝器
加热器
'0L
'1V
'1L
'2L
'2V
17
0V
1V
2V
1L
2L
加热器
'0L
'1V
'1L
'2L
'2V
15N
18
二,塔板的作用
x1＞ x2＞ x3＞ x4
t4＞ t3＞ t2＞ t1
A
1A
2A
3A
4A
1B
2B
3B
4B
1x
2x
3x
4x
1
2
3
4
1y
2y
3y
4y
y1＞ y2＞ y3＞ y4
19
三、精馏塔的精馏过程
? 馏出液 — 塔顶产品
? 回馏液
? 全凝器
? 部分冷凝器
? 再沸器
? 加料板
? 精馏段
? 提馏段
FxF
进料
1yV
全凝器
DxD
L
WyV '
WxW
水蒸气
再沸器
冷凝水
20
第四节 双组分连续精馏塔的计算
6— 8 全塔物料衡算 全塔物料衡算,
F = D + W
全塔轻组分物料衡算
（易挥发组分）
F xF = D xD+ W xW
塔顶易挥发组分回收率
η= D xD / F xF
塔釜难挥发组分回收率
FxF
DxD
L
WxW
)1( WxW ???FD /?采出率
)1( FxF ?
21
将 5000kg/h含正戊烷 0.4(摩尔分率 )的正戊烷正己烷混
合液在连续精馏塔内分离,馏出液含正戊烷 0.98,釜液含正
戊烷不高于 0.03,求馏出液、釜液的流量及塔顶易挥发组分
的回收率。
解, 正戊烷 M = 72
正己烷 M = 86
MF = 0.4× 72+0.6× 86
= 80.4
F = 5000 / 80.4
= 62.2 kmol/h
D =24.6 2 kmol / h
W=37.62 kmol / h
98.06.24 ???
?
?
? ?? WDF
?
?
? ?? WD2.62
WD 03.098.04.02.62 ???
WDf WxDxFx ??
4.02.62 ?
%97?
22
6— 9 理论板的概念及恒摩尔流假设
一、理论板的概念
理论板：离开塔板的
蒸气和液体呈平衡的
塔板 。
1、恒摩尔气化
V1= V2= V3
= · · · · · ·= V
V1’= V2’= V3’
= · · · · · ·= V’
2、恒摩尔溢流
L1 = L2= L3
= · · · · · ·= L
L1’ = L2’ = L3’
= · · · · · ·=L’
n
nx
ny
1?ny
n
n
n x
x
y
)1(1 ??
?
?
?
二、恒摩尔流假设
V
'V
L
'L
23
三、恒摩尔流假设的条件
1、各组分的摩尔潜热相同 ;
2、因温度不同,气液接触交换
的显热可忽略 ;
3、保温良好。
24
6— 10 操作线方程
一、精馏段操作线方程 精馏段总物料衡算
V = L+D
精馏段轻组分物料衡算
V yn+1=Lxn + D xD
V=L+D
Dx
D
L
n
1
V
1?ny
1y
1x
nx
ny
LV
Dnn xDL
Dx
DL
Ly
????? 1
Dnn xDDDL
DDx
DDDL
DLy
//
/
//
/
1 ?????
25
** 精馏段操作线方程的意义：
在一定的操作条件下，从任一塔板（ n）向
下流的液体组成 xn与相邻的下一块塔板（ n+1）
上升蒸汽组成 y n+1之间的关系。
L = R D V = L+ D =（ R + 1） D
Dnn xDDDL
DDx
DDDL
DLy
//
/
//
/
1 ?????
RDL ?/令
111 ?
?
?
??
R
xx
R
Ry D
nn
26
例 6— 4 氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内
分离，要求馏出液氯仿浓度为 0.95(摩尔分率 )，流
量为 50kg/h,顶为全凝器，平均相对挥发度为 1.6，
回流比为 2。
求, (1) 由上向下数第一块塔板下降的液体组成 ;
(2) 第二块塔板上升蒸气组成。
(3) 精馏段各板上升蒸气量及下降的液体量 ;
27
解,(1) y1 = xD= 0.95
1
1
1 )1(1 x
xy
??
?
?
?
1
1
)16.1(1
6.195.0
x
x
??
?
92.01 ?x
1y
Dx
1x2y
2x
DxRxR
Ry
1
1
1 12 ????
(2)
12
950920
12
2
?????
.,93.0?
28
（ 3）
V （质） = ( R + 1 ) D
= ( 2 + 1 )× 50 = 150 kg / h
M氯访 = 119.35 kg / kmol
M四氯化碳 = 153.8kg / kmol
Mm= 0.95× 119.35 + 0.05× 153.8
=121.1 kg / kmol
V = 150 / 121.1 = 1.24 kmol / h
L（质） = R﹒ D = 2 × 50 = 100 kg / h
L = 100 / 121.1 = 0.826 kmol / h
29
问题,下面说法是否正确?
① 根据恒摩尔流假设,每块塔版回流液的量应
皆为 100 kg/h;
② 根据恒摩尔流假设,每块塔版回流液的量应
皆为 0.826 kmol/h;
30
二、提馏段操作线方程
L’ = V’ + W
V’ = L’ - W
L’xm= V’ ym+1 + WxW
Wx
W
m
Wy
1?my
'V
Wmm xV
Wx
V
Ly
''
'
1 ???
Wm xWL
Wx
WL
L
???? ''
'
'L
1?m
mx
31
一,进料热状态参数
五种进料热状态
1、冷液进料 ;
2、泡点进料（饱和液体进料） ;
3、气液混合物进料 ;
4、露点进料（饱和气体进料） ;
5、过热蒸气进料 ;
6— 12 进料热状态的影响和 q线方程
32
hf-1≈ hf = h
HF ≈ HF+1 = H
F hF +V’ H + L h =V H + L’h
( V-V’) H =F hF – ( L’- L) h
[ F-( L’- L) ] H =FhF - (L’- L) h
F H - ( L’- L) H=F hF - (L’- L) h
F ( H - hF ) = ( L’- L) ( H – h )
F + V’+ L = V + L’
V - V’ = F - ( L’- L )
加料板热量衡算
FhF +V’HF+1 + Lhf-1
=VH F+ L’hf
F
F
h
xF
1?fhL
fhL'
1' ?FHV
FHV
hH
hH F
?
?
F
L'L ?? q?
加料板物料衡算
33
qF LLhH hH F ????? '
H — 饱和蒸气的焓 ;
h — 饱和液体的焓；
hf — 料液的焓。
q — 为每千摩尔料液气化为蒸气的热量与进料的
摩尔气化热的比值。其值表示：进料中液体
量占总进料量的分率。
q =（ Cp △ t +γ） / γ
L’ = L + q F
V-V’ = F - ( L’ – L )
V’ = V- F +（ L+ q F - L） = V -（ 1- q） F
V’ = V +（ q-1） F
34
q 值与 V,V’,L,L’的关系
1、冷液进料
q＞ 1 V＜ V’ L’＞ L+F
2、泡点进料
q = 1 V = V’ L’ = L +F
3、气液混合物进料
1＞ q＞ 0 V ＞ V’ L’＜ L +F
4、露点进料
q = 0 V =V’ +F L’ = L
5、过热蒸气进料
q＜ 0 V ＞ V’ L’＜ L
L
'L
V
'V
F
q =（ Cp △ t +γ） /γ
35
将 L’ = L+ F q 代入提馏段方程
例 6— 5正戊烷与正己烷混合液用精馏方法分离,进
料含量 0.4,釜液含量 0.03,进料平均摩尔质量为
80.4,原料进塔温度为 20℃,求进料的热状态参数。
解,由相平衡线查出泡点温度为 51℃,因进料温度
低于泡点温度,因此为冷液进料。
Wmm xWFqL
Wx
WFqL
FqLy
?????
??
? 1
Wmm xWL
Wx
WL
Ly
????? ''
'
1
36
查 51℃ 正戊烷 γc5 =330 kJ /kg = 23800 kJ / kmol
正己烷 γc6 = 340 kJ/kg = 29200 kJ / kmol
γm = 23800× 0.4 + 29200 × 0.6 = 27000 kJ / kmol
进料平均温度 t = ( 20 + 51 ) / 2 = 35.5 ℃,查得,
Cp c5 = 2.45 kJ / kg.k = 179 kJ / kmol.k
Cp c6 = 2.3 kJ / kg.k = 198 kJ / kmol.k
Cp m =179 × 0.4+198 × 0.6 =190 kJ / kmol.k
?
???? tCpq
22.12 7 0 0 0 )2051(1902 7 0 0 0 ????q
37
二,q线方程 (加料板操作线方程 )
q 线方程应为精馏段操作线与提馏段操作线的交
点轨迹坐标方程,
精馏段操作线方程 V y = Lx + D xD (1)
提馏段操作线方程 V’ y = L’ x - W xW (2)
11 ?
?
?
?
q
xx
q
qy F
(2) - (1) ( V’- V ) y = ( L’- L) x - ( W xW + D xD )
V’ =V + ( q – 1 ) F L’ = L+ qF
W xW + D xD＝ F xF
( q – 1 ) Fy = q Fx - F xF
38
三, 三条操作线的画法
1,精馏段操作线
当 xn = xD
yn+1 = xD
1?R
x D截距
Dnn xRxR
Ry
1
1
11 ?????
1?R
x D
Dx
39
二,加料板操作线 (q线 )
11 ?
?
?
?
q
xx
q
qy F
Fx
1?q
q斜率
Fxx ?设
Fxy ?则
1、冷液进料 q＞ 1
2、泡点进料 q = 1
3、气液进料 1＞ q＞ 0
4、露点进料 q = 0
5、过热蒸气 q＜ 0
40
3,提馏段操作线
由精馏段操作线和 q
线的交点得提馏段操作线
上的一点。
Dx
1?R
xD
Wmm xWL
Wx
WL
Ly
????? ''
'
1
FxWx
Wm xx ? Wm xy ?
41
6— 11 理论板数的确定
FxF
DxD
L
1y
2y
2x
nx1my
1mx
mx
Wy
WxW
1x
)1(111 ????? R xxR Ry Dnn
)2('' '1 Wmm xWL WxWL Ly ?????
)3()1(1 xxy ??? ??
? ?? )3( ? ?? )1(1x 2y
? ?? )3( ? ?? )1(
? ?? )3( ? ?? )2(? ?? )2(
2x
3y
1my 2m
y
1mx
nx?? F
x?
mx?? Wx?
1yx D ?
一,逐板计算法
N = n + m - 1
42
二、图解法
步骤, 1.画相平衡线和三条操作线； 2,作 阶梯。
Dx
1?R
xD
Fx
1?q
q
Wx
9理论板数
5加料板
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
'1
),( 11 1y x
),( ' 12 1y x
),( 22 2y x
'2 ),( ' 2
3 2y x
43
三、进料热状态的影响
1,q↓提馏段操作线靠近相平衡线,则：
所需理论板数 N↑.
2、由热量衡算得：
Q进 + Q釜 - Q冷凝 = QD + QW
当 R一定,V一定,Q冷凝 一定，则,
① Q进 ↑,Q釜 ↓,N ↑
② Q进 ↓,Q釜 ↑,N ↓
3,Q釜 一定,QD一定,QW一定，则
q↓,Q进 ↑,Q冷凝 ↑,L↑,R↑,N↓
44
四、不同条件下理论板计算
—— 直接蒸汽加热
条件,1,混合液为水溶液；
2,水为难挥发组分，
馏出液为非水组分，
釜液近于纯水。
45
L’ + V0 = V’ + W
L’x’m+ V0 y0
= V’ ym+1 + W x’W
V’ = V0
L’ = W
y0 = 0
Wx’m = V0 ym+1 + Wx’W
V0 ym+1 = Wx’m + Wx’W
1?m
mWxL ''
00 yV
1' ?myV
WxW
Wmm xV
Wx
V
Wy
0
'
0
1 ???
46
直接水蒸气加热精馏时图解法求理论板数
DFW xxx
1?R
xD
47
6 — 13 回流比的影响与选择
一、全回流与理论板
全回流,D = 0 F =0
W = 0 R=∞
芬斯克公式推导
BB
AA
B
A
xp
xp
/
/??
?
??
B
A
B
A
x
x
yP
yP ??
相平衡方程
B
A
B
A
x
x
y
y ??
nn xy ?? 1
操作线方程—n
B
A
n
B
A
x
x
y
y )()(
1 ??
48
n
B
A
n
B
A
x
x
y
y )()(
1 ??
B
A
B
A
x
x
y
y ??
1)()(
B
A
D
B
A
y
y
x
x ?
11 )(
B
A
x
x??
21 )(
B
A
y
y??
221 )(
B
A
x
x?? ??
321 )(
B
A
y
y?? ??
3321 )(
B
A
x
x??? ???
??4321 )(
B
A
y
y??? ???
W
B
A
WD
B
A
x
x
x
x )()(
321 ???? ?????
W
B
An
x
x )(1?? ?
1
)/(
)/( ?? n
WBA
DBA
xx
xx ?
WBA
DBA
xx
xxn
)/(
)/(l o gl o g)1( ?? ?
1
l o g
)/(
)/(
l o g
0 ?? ?
WBA
DBA
xx
xx
n
49
芬斯克公式的使用范围,
1,全回流
2,全凝器
3.理想溶液
计算精馏段的最少理论塔板数及加料板位置,
芬斯克公式 1
l o g
)/(
)/(
l o g
m i n ?? ?
WBA
DBA
xx
xx
n
1
l o g
)/(
)/(
l o g
)(m i n ??
F
FBA
DBA
xx
xx
n
?
精
50
二、最小回流比
求最小回流比的方法,
1,作图法
1?m
D
R
x
DF xx
hd
a
qx
dh
ah
R
R
m
m ?
? 1
qD
qD
m
m
yx
xx
R
R
?
?
?? 1
qD
qDqD
m yx
yxxx
R ?
???
?1
qD
m xy
yx
R
?
?
?
qy
qD
qD
xx
yx
?
?
?
51
2.解析法
三,适宜回流比选择
]
1
)1([
1
1
F
D
q
D
m x
x
x
xR
?
??
?
? ?
?
费用
mR
操作费
总费用
设备费
R（适宜）R
?（适宜）R mR)2~1.1(
52
6 — 14 理论板的简捷计算
吉利兰图应用条件：
1、组分数,2 — 11
2、进料热状态：五种
3、最小回流比：
0.53 ~ 7.0
4、相对挥发度,
1.26 ~ 4.05
5、理论板数：
2.4 ~ 43.1
→计算 Nm
1?
?
R
RR m
2?
?
N
NN m
Rm→ R → 横坐标 →作垂线
→交点 →水平线 →交纵坐
→N
53
例 6— 11 精馏分离正庚烷 -正辛烷，进料 0.45，顶
液 0.95,釜液 0.05，泡点进料,最小回流比为 1.63，
回流比为 2.45，用简捷法求理论板数及加料位置。
已知 塔顶 塔釜 进料
正庚烷 760 mmHg 1540 mmHg 1093 mmHg
正辛烷 330 mmHg 760 mmHg 496.4 mmHg
α(顶 ) =760 / 330 = 2.28
α(釜 ) = 1540 / 760 = 2.06
α(板 ) = 1093 / 496.4 = 2.2
α= (2.28× 2.06 )1/2 = 2.17
α(精 ) = ( 2.28× 2.20 )1/2 = 2.24
54
8.71
17.2log
)
98.0/02.0
05.0/95.0
l o g (
???mN
24.0145.2 63.145.21 ??????R RR m
查吉利兰图得
( N –Nm ) / ( N + 2 ) = 0.4
N = 14.3 (不包括釜 )
求加料板位置
9.21
24.2log
45.0/55.0
05.0/95.0
log
???mN
第七块板加料17.6?N
55
6— 18 恒沸精馏（共沸精馏 ）
原理：
加入第三组分（夹带剂）与原料液中的一
种组分形成共沸液，然后用精馏的方法分
离的操作。
56
乙醇（ E） — 水（ W）共沸液，夹带剂苯（ S）
EW 恒沸液
恒
沸
塔
回
收
塔
精
馏
塔
共沸液EW
S
EW
E
EWS
W
共沸液EW
共沸液E W S
57
6— 19 萃取精馏
原理：向混合液中加入萃取剂，改变原组分的
挥发度。
苯（ B）、环己烷（ H）、萃取剂（ S）
萃
取
塔
精
馏
塔
环己烷
苯、环己烷
苯、糠醛
糠醛
糠醛
苯
