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1、重点： 理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进料方程、回流比难点： 操作线方程、进料方程、精馏设备,第四节 蒸馏,吸收：气相混合物的分离（溶解度不同）蒸馏： 液相混合物的分离（挥发度不同） 挥发度高：轻组分 挥发度低：重组分,蒸馏：使混合液体部分气化，利用各组分挥发度的不同从而使混合物达到分离的单元操作。蒸馏是分离液相混合物的典型单元操作。,蒸馏操作的分类,按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏,按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏,按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏,按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏,本章主要讨论常压双组分连续精馏。,相律是研究相平衡的基本规律
2、，它表示平衡物系中自由度数、相数及独立组分数间的关系。,F = C-+2,式中 F自由度数 C独立组分数 相数 2表示外界只有温度和压强可以影响物系的平衡关系。,4.1 双组分溶液的气液相平衡,1 . 相律,一. 相律和拉乌尔定律,汽液相平衡：溶液与其上方蒸气达到平衡时汽液两相各组分组成的关系。,溶液的分类：理想溶液和非理想溶液。,理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律，即,式中 pA、pB 溶液上方组分的平衡分压 p0同温度下纯组分的饱和蒸气压 x 溶液中组分的摩尔分率,2 . 拉乌尔定律,根据道尔顿分压定律，溶液上方的蒸气总压为,当总压P不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道尔顿分压定律，
3、即,式（a）和（b）为两组分理想物系的气液平衡关系式。,（a）,（b）,泡点方程,露点方程,略去下标,双组分物系的独立变量： 汽相组成 y、液相组成 x、温度 T 、 压力P 。,可见：规定其中的两个，则系统平衡状态即定。一般蒸馏压力恒定，故仅有一个自由度。,两组份的气液平衡常用一定压力下的t-x(y)及x-y函数关系或相图来表示,利用一定温度下纯组分的饱和蒸气压，即可求得该温度下平衡时气、液组成。反之，若已知一相组成，也可求得与之平衡的另一相组成的温度，但一般需要试差法计算。,上曲线：平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线（露点曲线）；,下曲线：平衡时液相组成与温度的关系，称为液相线（泡点曲
4、线）。,两曲线将图分成三个区域：液相区、过热蒸汽区、汽液共存区。,二 . 两组分理想溶液的气液平衡相图 （1）温度组成图（t x y图）,气液两相达到平衡时y x,气液组成相同时，露点高于泡点,平衡线位于对角线的上方；平衡线离对角线越远，表示该溶液越易分离。,注意：总压对 t-x-y 关系比对 x-y 关系的影响大；当总压变化不大时,总压对 x-y 关系的影响可以忽略不计蒸馏中使用 x-y 图较t-x-y 图更为方便。,2.气液相平衡图（ X Y 图 ）,纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。,相对挥发度是指溶液中两组分挥发度之比，常以易挥发组分的挥发度为分子。,溶液中各组分的挥发
5、度定义为该组分在蒸气中的分压和与之相平衡的液相中的摩尔分率之比，即,3 .相对挥发度与气液平衡方程,若A、B形成的理想溶液：,当总压不高时，蒸气服从道尔顿分压定律,对于二元溶液 xB=1-xAyB=1-yA,整理后，略去下标,气液相平衡方程,其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。,当1时，表示组分A较B容易挥发， 愈大，挥发度差异愈大，分离愈容易。,当=1时，气相组成与液相组成相同，不能用普通蒸馏方法加以分离。,相对挥发度的意义,与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇水、正丙醇水等物系。对于乙醇水体系，其恒沸组成为x=y=0.894，恒沸点t=78.15 (常压下
6、)。称为具有最低恒沸点的溶液。,两组分非理想溶液的气液平衡相图,与理想溶液发生负偏差的溶液：如硝酸水、氯仿丙酮等物系。对于硝酸水体系，其恒沸组成为x=y=0.383，恒沸点t=121.9 (常压下) 。称为具有最高恒沸点的溶液。,同一种溶液的恒沸组成随压强而变。在理论上可采用改变压强的方法来分离恒沸溶液。但在实际使用时，则应该考虑经济性和操作可能性。,一、平衡蒸馏（闪蒸）,4.2 蒸馏与精馏原理,特点： 连续操作； 组成和温度恒定不变； 气、液两相平衡 。,闪蒸的计算,（1）物料衡算,对易挥发组分：,对总物料：,汽液相平衡组成的关系,f汽化率,（2）热量衡算,原料液节流减压后进入分离器，物料放
7、出的显热等于部分气化所需的潜热,原料液离开加热器的温度 ：,对加热器作热量衡算，若忽略加热器的热损失,（3）气液平衡关系,历史上最早应用的蒸馏方法；一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行；简单蒸馏多用于混合液的初步分离。,二、简单蒸馏（微分蒸馏）,将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，冷凝成馏出液；随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相平衡的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐渐升高；当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停止蒸馏操作；在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出液。,1 简单蒸馏操作原理,2 简单蒸馏流程,3.简单蒸馏
8、的计算,设： F、W2釜内的原料液量和最终残液量，kmol； x1、x2料液和残液中易挥发组分组成（摩尔分率） W某一瞬间釜内的液量，kmol； x、y某一瞬间的液气组成，（摩尔分率）； 经过微分时间dt后，残液量减少dW，液相组成减少dx 以蒸馏釜为衡算系统 对易挥发组分，dt前后的微分物料衡算为：,积分,对于理想溶液 ，平衡关系用,表示，,若操作范围内平衡线可近似地看作直线,若平衡线为过原点的直线，,若平衡关系不能用简单的数学式表示，可以应用图解积分或数值积分。,馏出液的量D及平均组成,在相同的原料液浓度及相同釜液的条件下，简单蒸馏所得到的馏出液浓度高于平衡蒸馏，而平衡蒸馏的优点是连续操作
9、，但其分离效果不如间歇操作的简单蒸馏。,三 精馏原理和流程1 精馏的定义 精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。,精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流液泵等。,精馏段：加料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分增浓的作用。,提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原料中难挥发组分的作用。,（1） 精馏操作流程,精馏装置示意图,（2） 板式塔精馏塔塔板上的传质,（3）精馏连续稳定进行的条件,回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称
10、为回流。,再沸器：提供一定量上升的蒸气流。,加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时,料液由此加入，该板称为加料板。,精馏与简单蒸馏或平衡蒸馏的主要区别在于存在回流：塔顶液相回流和他付部分气化,确定产品的流量及组成；确定合适的操作条件:操作压强、回流比和加料状态等；确定精馏塔所需的理论塔板数和加料位置；选择精馏塔的类型、确定塔径、塔高及塔的其它参数；冷凝器和再沸器的设计计算。,第五节 双组分连续精馏塔的计算两组分连续精馏工艺计算的主要内容,例：年处理量为10万吨粗甲醇精馏塔的设计,理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板。,理论板不存在的原因：气液间接触面积和接触时间是有限的
11、，难以达到平衡状态。,理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准。,5.1理论塔板的概念,恒摩尔汽化： 每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。,精馏段: L1=L2=L3=Ln=L=定值提馏段: L1=L2=L3=Lm=L=定值但L与L不一定相等. ,精馏段: V1=V2=V3=Vn=V=定值提馏段: V1=V2=V3=Vm=V=定值但V与V不一定相等. ,恒摩尔液流： 每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。,5.2 恒摩尔流的假设,恒摩尔流,满足恒摩尔流的条件,（1）各组分的气化潜热相等；（2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。,恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的
12、总称。,5.3 全塔物料衡算,F = D+W,塔顶易挥发组分回收率,FxF = DxD+WxW,塔底难挥发组分回收率,对进料板作总物料衡算和热量衡算,IF 原料液的焓，kJ/kmol； IV、 IV 分别为进料板上下处饱和蒸气的焓， kJ/kmol； IL 、IL 分别为进料板上下处饱和液体的焓，kJ/kmol；,V,IV,L,IL,V,IV,L,IL,F,IF,进料板,物料衡算： F+L+V = L+V,热量衡算： FIF+LIL+VIV = VIV+LIL,5.4 进料板及进料热状态参数,原料入塔时温度或状态称为加料的热状态。共五种情况：,因为塔板上液相和汽相呈饱和状态，且进料板上下处的温
13、度及气相组成各自都比较相近，所以有：IV IV IL IL,代入热量衡算式整理得：,将物料衡算式代入,（V- V ）IV= FIF-（ L -L）IL,F-（ L -L ） IV= FIF- （ L -L）IL,令,q称为进料热状况参数。,将上式整理可得到： L = L + qF V = V + (q-1)F,q的意义：以1kmol/h进料为基准时，提馏段的液体流量较精馏段液体流量增大的kmol数。,L = L + qF V = V + (q-1)F,5.5 精馏段操作线方程,V=L+D,Vyn+1=Lxn+DxD,令R=L/D（R称为回流比），则有,上式即为精馏段操作线方程。它描述了任一板(
14、第n层板)的下降液体组成与自相邻的下一塔板(第n+1层)上升的蒸汽组成之间的关系，为一线性关系，其中，斜率为R/(R+1)， 截距为xD/(R+1)。,以提馏段第m层塔板以下塔段及再沸器作为衡算范围，则有,总物料衡算: L=V+W,易挥发组分: Lxm=Vym+1+Wxw,5.6 提馏段操作线方程,由上两物料恒算式可得,上式称为提馏段操作线方程。此式表示在一定操作条件下，提馏段内自第m层板下降液体组成xm与其相邻的下层板（第m+1层）上升蒸气组成ym+1之间的关系，呈线性关系。,L = L + qF,注：提馏段液体量 L 不容易求，它除了与 L 有关外，还受进料量及进料热状况的影响 。,(1)
15、 操作线方程的图示（x-y 图）, 精馏段操作线方程的分析与图示。,过点（xD，xD）和点（0， xD /（R+1）的直线。,5.7 操作方程的图示与q线, 提馏段操作线方程的分析与图示,过点（ xW， xW）的直线，斜率与q有关。,q线方程为精馏段操作线与提留段操作线交点的轨迹方程,Vy = Lx+DxD 精馏段关系式；Vy = Lx-WxW 提馏段关系式； V-V=(q-1)F 热状态关系式； L-L =qF 热状态关系式；FxF=DxD+WxW 物料衡算关系式；,xF,q 1, 冷液体进料；q = 1, 泡点进料； 0 q 1, 汽液混合物进料； q = 0, 饱和蒸汽进料； q 0,
16、过热蒸汽进料。,不同热状态下的q 线图,q线方程或进料方程反映了加料板上汽液组成为一线性关系。不改变精馏段操作线的位置，明显改变提馏段操作线的位置。,表 进料状况对q线的影响,例题7-8,提馏段操作线方程,精馏段操作线方程,相平衡方程,5.7 理论塔板数的确定 利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有逐板计算法和图解法。,条件： 塔顶蒸气在冷凝器中全部冷凝； 泡点回流。,1. 逐板计算法,V, y1,x1,x2,y2,y2,1,2,n,n-1,L, xD,F, xF,D, xD,x1,xn-1,.,y3,x3,计算到xn xq即可（ xq为精馏线与提馏线交点处的x值，当为饱和液体进
17、料时xn=xF），则第n块板为加料板,精馏段有n-1层, 需n-1块板。,当求得xmxw时, 则提馏段需塔板m-1层(块)，第m层为再沸器。,同理, 可求得提馏段理论塔板数。,在坐标上绘出双组分混合液的y-x平衡曲线，并作出对角线，对角线为y = x。,在同一坐标上作精馏段操作线，此操作线通过位于对角线的点（x=xD，y=xD）和y轴上的点（x=0，y=xD/R+1），此操作线的斜率为R/R+1，截距为xD/R+1。,在同一坐标上作提馏段操作线，此操作线通过位于对角线的点（x=xW，y=xW）,此操作线的斜率为（L+qF/L+qF-W） 。,从点（x=xD，y=xD）开始在操作线与平衡线作直角
18、阶梯直至作后一个阶梯的垂线达到xW或略小于xW为止。,注：所画的每一个阶梯代表理论塔板，跨过两操作线交点的那层塔板为加料板，最后一层塔板为再沸器。,2 图解法,xW,xD,1,2,3,4,5,6,7,8,b,a,xF,e,c,d,1,1,画坐标图；,f,作平衡线和对角线 ；,作精馏线（ab线）；,作q线（ef线）；,作提馏线（cd线）；,作梯级 。,图解过程,在图解求理论塔板的过程中，当某阶梯跨过两操作线的交点时，应变更操作线。跨过交点的阶梯即代表适宜的加料板的位置（逐板计算也相同），这是因为对一定的分离任务而言，如此作图所需的理论塔板数最少。不改换操作线或提早更换操作线都会使理论塔板数增加。
19、,3. 适宜的进料板位置,。,影响塔板效率的因素：传质系数、传质推动力、传质面积、接触时间、物料特性等。,理论塔板的概念：,分离的实际情况：由于气液两相接触时间、接触面积有限，因此在实际分离过程中不存在理论塔板，完成一定任务所需的实际塔板数比理论塔板数多。,5.8 实际塔板数与塔板效率,（1）总板效率：理论塔板数NT与实际塔板数NR之比称为塔板效率，用ET表示。,式中ET称为全塔效率或总板效率,注：计算塔板数时应圆整，如 7/0.6=11.7 12,（2）单板效率：以气相（或液相）经过实际塔板的组成变化值与经过理论板时的组成变化值之比表示,(1) R，精馏段操作线向对角线靠近，N，但L，即冷凝
20、器的负荷加大。,(2) R，精馏段远离对角线，N，当精馏操作线和q线的交点在平衡线上时，则N，此时R 称为Rmin。,5.5 回流比的影响与选择1 回流比R=L/D的改变对精馏操作的影响,(1) R, q点下降，提馏段接近对角线，板数减少，再沸器负荷加大,(2) R，提馏段与操作线相距越远，当与平衡线相交(q 线)，N。,xD,xW,xF,e,2 回流比R=L/D的改变对提馏段操作线的影响,全回流：若塔顶上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回流（total reflux）。,D=0，F=0，W=0，无精馏段和提馏段之分。,回流比R=L/D ，是回流比的最大值。,精馏操作线为yn+1=xn，所需
21、理论塔板数最少，以Nmin表示。,5.5.1 全回流与最小理论塔板数,对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式Fenske）：,在d点上下各板（进料板上下区域）气液两相组成基本不变化，即无增浓作用，点d 称为夹紧点。该区域称为恒浓区（或夹紧区）。,yq,回流比减小，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度所需的理论塔板数增多，当两操作线的交点位于平衡线上时，则需要无穷多的阶梯才能达到d点。相应的回流比称为最小回流比。以Rmin表示。对于一定的分离要求， Rmin是回流比的最小值。,5.5.2 最小回流比,对于正常曲线（如图），设d点坐标为(xq，yq)，则由精馏段的斜率可知,最小回流比的求法：作图
22、法,对于非正常曲线（如图），过a或c点作平衡线的切线，根据切点坐标求Rmin。,1 实际回流比的范围,精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用。回流比是影响精馏过程经济性的一个重要指标。,RminRR,5.5.3 适宜回流比的选择,2 正确选择适宜回流比,操作费：,设备费(塔板数)：,加热蒸汽和冷却水：R增大时需消耗较多的加热蒸汽和冷却水，操作费用相应增加。V=(R+1)D V=V-(1-q)F,设备折旧、维修：指精馏塔、蒸馏釜、冷凝器等设备的投资乘以相应的折旧费，当设备类型和所用材料已选定时，此项费用主要取决于设备尺寸。,当为Rmin时，塔板数无穷大，设备费无穷大；R继续增大时，塔板数缓慢减少，但上升的蒸汽量增加，从而使得设备的尺寸增大，即当R增加到一定值时，设备费又上升。,总费用是操作费用与设备折旧费用之和，其最小值所对应的回流比即为适宜的回流比，常称为操作回流比。,R=（1.12）Rmin,对于难分离的物系，R应取得更大些。,
