相：同时液相发生部分汽化，因易挥发组分更易汽化，故液相中部分易挥发组分汽化后进入 汽相。其结果是离开第板的汽相中易挥发组分的组成较进入该板时增高，即)：〉？+1， 而离开该板的液相中易挥发组分的组成较进入该板时降低，即<x-1。由此可见，汽 体通过一层塔板，即进行了一次部分汽化和冷凝过程。当它们经过多层塔板后，则进行了多 次部分汽化和冷凝过程，最后在塔顶汽相中获得较纯的易挥发组分，在塔底液相中获得较纯 的难挥发组分，从而实现了液体混合物的分离。 塔板是汽液两相进行传热与传质的场所，每层塔板上必须有汽相和液相的流过。为实 现上述操作，必须从塔顶引入下降液流（即回流液）和从塔底产生上升蒸汽流，以建立汽液 两相体系。因此，塔顶液体回流和塔底上升蒸汽流是精馏过程连续进行的必要条件。回流是 结馏与普通蒸馏的本质风别。 二、精馏操作流程 根据精馏原理可知，单有精馏塔尚不能完成精馏操作，还必须有提供回流液的塔顶冷 凝器、提供上升燕汽流的塔底再沸器及其它附属设备。将这些设备进行安装组合，即构成 精馏操作流程。精馏过程根据操作方式的不同，分为连续精馏和间歇精馏两种流程。 1.违续精馏操作流程 玉 衿水 要残 您：-再沸塔：冷凝 1椅榴流绿影涂版器： 图1-12连续精馏操作流程图1-13间歇精馏操作流程 图1-12所示为典型的连续精馏操作流程。操作时，原料液连续地加入精馏塔内。连续 地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（称为釜残液）：部分液体被汽化，产生上升蒸汽， 依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器被全部冷凝，将部分冷凝液用泵（或借重力作用） 送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品（称为馏出液）采出。 通常，将原料液加入的那层塔板称为进料板。在进料板以上的塔段，上升汽相中难挥 发组分向液相中传递，易挥发组分的含量逐渐增高，最终达到了上升汽相的精制，因而称为
相；同时液相发生部分汽化，因易挥发组分更易汽化，故液相中部分易挥发组分汽化后进入 汽相。其结果是离开第 n 板的汽相中易挥发组分的组成较进入该板时增高，即 ， 而离开该板的液相中易挥发组分的组成较进入该板时降低，即 。由此可见，汽 体通过一层塔板，即进行了一次部分汽化和冷凝过程。当它们经过多层塔板后，则进行了多 次部分汽化和冷凝过程，最后在塔顶汽相中获得较纯的易挥发组分，在塔底液相中获得较纯 的难挥发组分，从而实现了液体混合物的分离。 塔板是汽液两相进行传热与传质的场所，每层塔板上必须有汽相和液相的流过。为实 现上述操作，必须从塔顶引入下降液流（即回流液）和从塔底产生上升蒸汽流，以建立汽液 两相体系。因此，塔顶液体回流和塔底上升蒸汽流是精馏过程连续进行的必要条件。回流是 精馏与普通蒸馏的本质区别。 二、精馏操作流程 根据精馏原理可知，单有精馏塔尚不能完成精馏操作，还必须有提供回流液的塔顶冷 凝器、提供上升蒸汽流的塔底再沸器及其它附属设备。将这些设备进行安装组合，即构成了 精馏操作流程。精馏过程根据操作方式的不同，分为连续精馏和间歇精馏两种流程。 1. 连续精馏操作流程 图 1-12 所示为典型的连续精馏操作流程。操作时，原料液连续地加入精馏塔内。连续 地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（称为釜残液）；部分液体被汽化，产生上升蒸汽， 依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器被全部冷凝，将部分冷凝液用泵（或借重力作用） 送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品（称为馏出液）采出。 通常，将原料液加入的那层塔板称为进料板。在进料板以上的塔段，上升汽相中难挥 发组分向液相中传递，易挥发组分的含量逐渐增高，最终达到了上升汽相的精制，因而称为
精馏段。进料板以下的塔段（包括进料板），完成了下降液体中易挥发组分的提出，从而提 高塔顶易挥发组分的收率，同时获得高含量的难挥发组分塔底产品，因而将之称为提馏段。 2。间歇精馏操作流程 图1-13所示为间敬精馏操作流程。与连续精馏不同之处是：原料液一次加入精馏釜中 因而间敏精馏塔只有精馏段而无提馏段。在精馏过程中，精馏釜的釜液组成不断变化，在塔 底上升蒸汽量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液的组成也逐渐降低。当精馏釜的釜液达 到规定组成后，精馏操作即被停止。 1-4两组分连续精馏的计算(1) 物料衡算与进料热状况的影响 学习目的 通过本知识点的学习，应掌握精馏塔的物料衡算方法，掌握精馏段与提馏段的操作线方 程，掌握进料热状况的基本概念及其对操作线方程的影响， 一、计算的基本假定 1.理论板的假定 所谓理论板是指离开该板的汽液两相互成平衡，塔板上各处的液相组成均匀一致的理 想化塔板。理论板作为一种假定，可用作衡量实际板分离效率的依据和标准， 2.恒摩尔流假定 精馏操作时，在精馏段和提馏段内，每层塔板上升的汽相摩尔流量和下降的液相摩尔 流量一般并不相等，为了简化精馏计算，通常引入恒摩尔流动的假定。 (1)恒摩尔汽流恒摩尔汽流是指在精馏塔内，从精馏段或提馏段每层塔板上升的汽相 摩尔流量各自相等，但两段上升的汽相摩尔流量不一定相等。即 精馏段乃=%=乃=.=P=常数 提馏段=巧：写.=p=常数 式中下标表示塔板序号。 (2)恒摩尔液流恒摩尔液流是指在精馏塔内，从精馏段或提馏段每层塔板下降的液相 摩尔流量分别相等，但两段下降的液相摩尔流量不一定相等。即 精馏段马1=L2=L3.=L=常数 提馏段1=行=兮=.=L=常数 二、物料衡算与操作线方程 1.全塔物料衡算
精馏段。进料板以下的塔段（包括进料板），完成了下降液体中易挥发组分的提出，从而提 高塔顶易挥发组分的收率，同时获得高含量的难挥发组分塔底产品，因而将之称为提馏段。 2. 间歇精馏操作流程 图 1-13 所示为间歇精馏操作流程。与连续精馏不同之处是：原料液一次加入精馏釜中， 因而间歇精馏塔只有精馏段而无提馏段。在精馏过程中，精馏釜的釜液组成不断变化，在塔 底上升蒸汽量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液的组成也逐渐降低。当精馏釜的釜液达 到规定组成后，精馏操作即被停止。 1-4 两组分连续精馏的计算（Ⅰ） 物料衡算与进料热状况的影响 学习目的 通过本知识点的学习，应掌握精馏塔的物料衡算方法，掌握精馏段与提馏段的操作线方 程，掌握进料热状况的基本概念及其对操作线方程的影响。 一、计算的基本假定 1. 理论板的假定 所谓理论板是指离开该板的汽液两相互成平衡，塔板上各处的液相组成均匀一致的理 想化塔板。理论板作为一种假定，可用作衡量实际板分离效率的依据和标准。 2. 恒摩尔流假定 精馏操作时，在精馏段和提馏段内，每层塔板上升的汽相摩尔流量和下降的液相摩尔 流量一般并不相等，为了简化精馏计算，通常引入恒摩尔流动的假定。 （1）恒摩尔汽流恒摩尔汽流是指在精馏塔内，从精馏段或提馏段每层塔板上升的汽相 摩尔流量各自相等，但两段上升的汽相摩尔流量不一定相等。即 精馏段 提馏段 式中下标表示塔板序号。 （2）恒摩尔液流恒摩尔液流是指在精馏塔内，从精馏段或提馏段每层塔板下降的液相 摩尔流量分别相等，但两段下降的液相摩尔流量不一定相等。即 精馏段 提馏段 二、物料衡算与操作线方程 1. 全塔物料衡算
精馏塔各股物料（包括进料、塔顶产品和塔底产品）的流量、组成之间的关系可通过全 塔物料衡算来确定。 D.xp 图1-14精馏塔的物科街算 图1-14所示为一连续精馏塔。在图片虚线范围内作全塔物料衡算，并以单位时间为基 准，可得 总物料衡算 R=D+W (1-26) 易挥发组分衡算 g=DxD+歌W (1-27) 联立式1-26和式1-27，可解得馏出液的采出率 品 (1-28) 塔顶易挥发组分的回收率为 o兴影im% (1-29) 2.操作线方程 在精馏塔中，任意塔板(n板)下降的液相组成x与由其下一层塔板(1板)上升 的蒸汽组成+1之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为操作线方程 (1)精馏段操作线方程
精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品和塔底产品)的流量、组成之间的关系可通过全 塔物料衡算来确定。 图 1-14 所示为一连续精馏塔。在图片虚线范围内作全塔物料衡算，并以单位时间为基 准，可得 总物料衡算 (1-26) 易挥发组分衡算 (1-27) 联立式 1-26 和式 1-27，可解得馏出液的采出率 (1-28) 塔顶易挥发组分的回收率为 (1-29) 2. 操作线方程 在精馏塔中，任意塔板（n 板）下降的液相组成 与由其下一层塔板（n+1 板）上升 的蒸汽组成 之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为操作线方程。 (1) 精馏段操作线方程
V.yl D.x 2 图1-15精馏段的物料衡算 在图1-15虚线范围（包括精馏段的第1层板以上塔段及冷凝器）内作物料衡算，以 单位时间为基准，可得 总物料衡算 v=L+D (1-30) 易挥发组分衡算 Vy=Lxx+DxD (1-31) 将式1-30代入式1-31，并整理得 +号2 (1-32) 或 m000 1-32a) 令R:吉 代入上式得 mR是*R动 (1-33) 式中R表示精馏段下降液体的摩尔流量与馏出液摩尔流量之比，称为回流比。根据恒 摩尔流假定，L为定值，且在稳态操作时，D及D为定值，故R也是常量，其值一般由设 计者选定。 式1-32、式1-3均称为精馏段操作线方程式。该式在-y相图上为直线，其斜率为 R(R+D,裁距为DR+D. (②)提馏段操作线方程
在图 1-15 虚线范围（包括精馏段的第 n+1 层板以上塔段及冷凝器）内作物料衡算，以 单位时间为基准，可得 总物料衡算 (1-30) 易挥发组分衡算 (1-31) 将式 1-30 代入式 1-31，并整理得 (1-32) 或 (1-32a) 令 代入上式得 (1-33) 式中 R 表示精馏段下降液体的摩尔流量与馏出液摩尔流量之比，称为回流比。根据恒 摩尔流假定，L 为定值，且在稳态操作时，D 及 为定值，故 R 也是常量，其值一般由设 计者选定。 式 1-32、式 1-33 均称为精馏段操作线方程式。该式在 相图上为直线，其斜率为 ，截距为 。 (2) 提馏段操作线方程
英汽十 图1-16提馏段的物料衡算 在图1-16虚线范围（包括提馏段第m层板以下塔段及再沸器）内作物料衡算，以单位 时间为基准，可得 总物料衡算 L'=p'+成 (1-34) 易挥发组分衡算 L%=7y州+肠W (1-35) 将式1-34代入式1-35，经整理得 154w (1-36) 加” 1-36a) 式1-36或式1-33称为提馏段操作线方程式。根据恒摩尔流假设，L'为定值，稳态 操作时，”与xw也为定值，因此式1-36或式1-36a在广y相图上为直线，其斜率为 上'-聊，裁距为肠m红-。 三、进料热状况对操作线方程的影响 精馏塔在操作过程中，精馏段和提馏段汽液两相流量间的关系与精馏塔的进料热状况 有关，因而进料热状况对精馏段和提馏段的操作线方程有直接的影响。 1.精馏塔的进料热状况
在图 1-16 虚线范围（包括提馏段第 m 层板以下塔段及再沸器）内作物料衡算，以单位 时间为基准，可得 总物料衡算 (1-34) 易挥发组分衡算 (1-35) 将式 1-34 代入式 1-35，经整理得 (1-36) 或 (1-36a) 式 1-36 或式 1-33a 称为提馏段操作线方程式。根据恒摩尔流假设， 为定值，稳态 操作时，W 与 也为定值，因此式 1-36 或式 1-36a 在 x-y 相图上为直线，其斜率为 ，截距为 。 三、进料热状况对操作线方程的影响 精馏塔在操作过程中，精馏段和提馏段汽液两相流量间的关系与精馏塔的进料热状况 有关，因而进料热状况对精馏段和提馏段的操作线方程有直接的影响。 1.精馏塔的进料热状况