页数：39页文件大小：975.5 KB来源： 化工原理ppt课件
本课件讲授利用组分挥发性差异分离液体混合物：先讲两组分气液平衡与亨利定律之外的相平衡关系，再讲平衡蒸馏、简单蒸馏与精馏原理，随后推导操作线方程与q线，最后给出理论板数求法与回流比选择。
相律：只受温度和压力影响的平衡物系的自由度数等于独立组分数减去相数再加二。两组分气液平衡恒定压力时只有一个独立变量，可用平面相图表示。
纯液体饱和蒸汽压可用Antoine方程计算。
气相为理想气体时由分压定律可得气相组成与液相组成的关系，对双组分溶液整理即得气液平衡方程（相平衡方程）。
本页源文件未提取到文字内容，仅有图片。对应内容为两组分非理想物系的气液平衡（含恒沸体系等非理想溶液的相图与特点），建议对照原课件图片补充本页要点说明。
平衡蒸馏又称闪蒸，是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。原料连续进入加热器加热到一定温度后经节流阀减到规定压力，部分液体迅速汽化，汽液两相在分离器中分开，得到组成不同的塔顶与塔底产品。
由于汽液两相成平衡状态，故称为平衡蒸馏。
简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。在恒定压力下将釜中溶液加热沸腾并不断汽化，蒸汽随即进入冷凝器冷凝，冷凝液用多个罐子收集。
整个过程中气相与液相组成不断降低，故每个罐子收集的溶液组成不同，混合液得到初步分离。
本页源文件未提取到文字内容，仅有图片。对应内容为精馏过程原理与多次部分汽化冷凝流程的示意图，建议对照原课件图片补充本页要点说明。
本页源文件未提取到文字内容，仅有图片。对应内容为精馏操作流程的示意附图，建议对照原课件图片补充本页要点说明。
精馏塔除塔板外，塔顶设冷凝器、塔底设再沸器：塔顶无回流液体则最上一层塔板传质无法进行；塔底无上升蒸汽则最下一层塔板传质无法进行。
以第n层板为例：来自上板的液体与来自下板的蒸汽在板上接触，蒸汽部分冷凝、液体部分汽化，离开时达到相平衡，使气相中易挥发组分浓度增加、液相中易挥发组分浓度减少。
本页为精馏操作流程示意图，展示原料进入、塔顶冷凝器与回流、塔底再沸器与上升蒸汽，以及馏出液与釜残液的采出连接关系。
成立条件：各组分摩尔潜热相等、汽液交换显热可忽略、保温良好且热损失可忽略。
设F、D、W分别为原料液、馏出液与釜残液的摩尔流量，xF、xD、xW为相应易挥发组分的摩尔分率。
对精馏段虚线范围（包括冷凝器在内的塔顶部分）作总物料衡算与易挥发组分物料衡算，联立消去回流液量即得精馏段操作线方程。
该方程在x-y图上为一直线，斜率与截距均由回流比与馏出液组成决定。
对提馏段虚线范围作总物料衡算与易挥发组分衡算，得提馏段操作线方程，该线同样为一直线。
回流比R为回流液量与馏出液量之比，引入后精馏段操作线方程可用回流比表示。
本页源文件未提取到文字内容，仅有图片。对应内容为精馏段与提馏段操作线推导过程的附图，建议对照原课件图片补充本页要点说明。
五种进料热状况表：下表按进料温度与泡点、露点的关系分类。
| 序号 | 进料热状况 | 温度特征 |
|---|---|---|
| 1 | 冷液体 | 温度低于泡点 |
| 2 | 饱和液体 | 温度等于泡点 |
| 3 | 汽液混合物 | 温度介于泡点与露点之间 |
| 4 | 饱和蒸汽 | 温度等于露点 |
| 5 | 过热蒸汽 | 温度高于露点 |
对加料板虚线范围作物衡与热量衡算，因相邻两板的温度和浓度变化不大，可假定相应焓值相等，整理即得进料热状况参数q。
略去精馏段操作线方程的下标与提馏段操作线方程的下标和上标后，两式相减整理即得q线方程（进料方程）。
由推导过程可知，q线是经过两操作线交点的一直线，其斜率由进料热状况参数q决定。
把两操作线方程作线性组合可代表经过交点的直线束；选定参数后即为经过该交点的一直线，交点移动则形成另一直线束。
q值不同时q线斜率随之变化，在x-y图上的方位也不同。
再沸器中汽液两相达到平衡，相当于一块理论板，故总理论板数等于使用相平衡方程的次数减一。
略去精馏段操作线方程下标，可得对角线上一点a与截距b，两点联线即为精馏段操作线；a点代表塔顶用全凝器的情形。
水平线表示液体经板后组成减小，垂直线表示蒸汽经板后组成增大。
适宜的进料位置：由于跨过两操作线交点d后更换操作线所作梯级数最少，故跨过d点的梯级顶点代表适宜的加料板位置。
进料位置偏高或偏低都会使所需理论板数增多，用图解法可直观比较不同进料位置下的梯级数。
直接蒸汽加热时对提馏段操作线方程进行修正：由虚线范围的总物料衡算与易挥发组分衡算，在恒摩尔流假定下可得修正后的方程。
该方程仍为直线，与精馏段操作线的交点轨迹仍为q线，但通过点g(xw, 0)而非对角线上点c，联结qg即得操作线。
全回流：塔顶上升蒸汽冷凝后全部回流至塔内，此时D=0、W=0，无精馏段与提馏段之分，两操作线均与对角线重合。
此时操作线与平衡线的距离最大，所需理论板数最少，可用芬斯克方程计算。
由相对挥发度定义与操作线方程逐板推导，引入几何平均挥发度并取对数，即得双组分溶液的芬斯克方程。
最小回流比：当两操作线与平衡线相交于点d时，由精馏段操作线斜率即可求最小回流比，可用图解法或解析法。
设两操作线与平衡线交点d的坐标为(xq, yq)，由相平衡方程确定yq与xq的关系，代入即得最小回流比的解析算式。
适宜回流比应通过经济衡算决定，即操作费用和设备折旧费用之和最低时的回流比。
精馏设计中一般不作详细经济核算，而根据经验选取操作回流比。
吉利兰图给出回流比与理论板数之间的关联，简捷法即由最小回流比与最少理论板数查图求得实际回流比下的理论板数。
塔径由气体体积流量与适宜空塔气速计算。
间歇精馏特点：不稳定过程，且只有精馏段。
恒回流比时馏出液组成与釜液组成具有对应关系：任意选定xDi，过对角线上该点作斜率为R/(R+1)的操作线，在操作线与平衡线之间作梯级，最后一个梯级达到的液相组成即为xWi。
对釜液范围作微分物料衡算与易挥发组分衡算，可求出任一组成对应的釜液量与馏出液量。
恒馏出液组成时，回流比与釜液组成具有对应关系：任意选定Ri，过点a(xD, xD)作斜率为Ri/(Ri+1)的操作线，画梯级即得对应的xWi。
在全凝器与系统物料衡算基础上微分积分，可计算一批操作的气化量。
本页为特殊精馏章节标题页，介绍恒沸精馏与萃取精馏：两者均通过加入第三组分改变被分离组分间的相对挥发度，以实现普通精馏难以分离的物系。
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