《化工原理教学》第六章蒸馏(郭锴)课件.ppt

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1、第6章 蒸馏（Distillation）,6.1 概述6.2 双组分溶液的汽-液平衡6.3 简单蒸馏和平衡蒸馏6.4 精馏原理6.5 双组分连续精馏塔的计算6.6 间歇精馏6.7 恒沸精馏与萃取精馏6.8 板式塔6.9 蒸馏过程的强化与展望,6.1 概述,蒸馏的应用 液体产品的精制,目的：对液体混合物的分离，提取或回收有用组分依据：液体混合物中各组分挥发性的差异,蒸馏分离的目的和依据,液体混合物：(如：酒精水溶液),必有： yA xA, yB xB,部分冷凝：难挥发组分 气相液相,部分汽化：易挥发组分 液相气相,蒸馏过程的分类,蒸馏操作的费用,主要费用：加热和冷却费用，即能耗大。,与吸收、萃取

2、的比较,分离依据挥发性的差异溶解度的差异,单元操作 蒸馏 吸收 萃取,操作难易操作简便，操作费用在于加热、冷却需加入分离剂，操作费用在于解吸,适用性适于各种浓度混合物的分离仅适于低浓气体、液体混合物的分离,6.2.1 理想溶液的汽-液平衡6.2.2 温度-组成图6.2.3 汽液平衡图6.2.4 挥发度与相对挥发度6.2.5 非理想溶液的汽液相平衡,6.2 双组分溶液的汽-液平衡,组分： A、B变量 ： t、p、xA、 yA相数： 气相、液相,一定压力下，液相（气相）组成xA(yA)与温度t存在一一对应关系，气液组成之间xAyA存在一一对应关系。,自由度：,1、相律分析,6.2.1理想溶液的汽-

3、液平衡,2、理想溶液定义 ：溶液中同分子间的作用力与异分子间的 作用力相等,如：甲醇与乙醇，苯和甲苯，二甲苯和对二甲苯可近似看成理想溶液,理想物系：液相为理想溶液，服从拉乌尔定律 气相为理想气体，服从道尔顿分压定律,A，pB 溶液上方A、B组分的分压，Pa；pAo ， pBo 溶液温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa；xA ， xB 液相中A、B组分的摩尔分率。,对于理想溶液：,拉乌尔定律（ Raoults Law）,道尔顿分压定律：,汽液两相在全浓度范围内分别满足道尔顿定律和拉乌尔定律，构成完全理想体系。,对双组份体系,泡点方程,液相组成 x 与温度（泡点）的关系,对液相，从中解出xA,对汽相,气

4、相组成yA与温度（露点）的关系,露点方程,例6-1 试计算压力为101.3kPa，温度为100时，苯(A)-甲苯(B)物系平衡时，苯和甲苯在液相和气相的组成。已知t=100时解,两条线：汽相线（露点线） yAt 关系曲线 液相线（泡点线） xAt 关系曲线,三个区域：液相区 气、液共存区 气相区,6.2.2温度组成图（t-x-y图),苯-甲苯体系的温度组成图,混合液体的泡点随组成的变化而变化； 同温度下，汽液两相达平衡，气液量大小由杠杆定律确定； 同组成下，露点高于泡点。,对角线 y=x 为辅助曲线； xy曲线上各点具有不同的温度； 平衡线离对角线越远，挥发性差异越大，物系越易分离。,6.2.

5、3汽液平衡图（x-y图),6.2.4 挥发度与相对挥发度,A、 pB汽液平衡时，组分A,B在气相中的分压；xA、xB 汽液平衡时，组分A,B在液相中的摩尔分数。,混合液某组分挥发度:,1. 挥发度,意义： 是该物质挥发难易程度的标志,定义：汽相中某一组分的蒸汽分压和与之平衡的液相中的该组分摩尔分数之比， 用符号表示。,理想溶液：,理想气体：,一般物系：,2. 相对挥发度(以表示) (relative volatility),定义：溶液中两组分挥发度之比,对于二元物系：yB=1-yA xB=1-xA,即,相平衡方程,理想溶液：,则,3. 平均相对挥发度,式中: 顶: 塔顶的相对挥发度 釜: 塔釜

6、的相对挥发度,4.的物理意义,气相中两组分组成之比是液相中两组分组成之 比的倍数； 标志着分离的难易程度； 若1,则 yx ,可用蒸馏方法分离，且愈大， 平衡线愈远离对角线，物系愈易分离； =1, 无法用普通蒸馏方法分离。,5. 压力对xy图的影响,压力增加，平衡线靠近对角线，分离难度大,6.2.5 非理想溶液的汽-液平衡,1.具有正偏差的溶液,一般正偏差：pApA理， pBpB理，介于pAo、pBo 之间。,正偏差溶液：x=0.894，最低恒沸点，78.15,乙醇水溶液相图,硝酸水溶液相图,负偏差溶液：x=0.383，最高恒沸点，121.9,2. 具有负偏差的溶液,一般负偏差 pApA理，

7、pBpB理。,注意：1、非理想溶液不一定都具有恒沸点。 如甲醇水溶液，属正偏差系统。2、精馏分离的依据： 挥发度的差异，而非沸点的大小。,6.3 简单蒸馏和平衡蒸馏,一 、 简单蒸馏1. 装置,2. 特点:,间歇非定态一次进料xD, xW不是一对平衡组成适合于大的组分对A部分提出, 粗分,二. 平衡蒸馏(又叫闪蒸),1. 流程,2. 特点:一次进料，粗分xD, xW是一对平衡组成,6.4.1多次部分汽化、部分冷凝6.4.2连续精馏装置流程6.4.3塔板的作用6.4.4 精馏过程的回流,6.4精馏原理,6.4.1多次部分汽化、部分冷凝,通过多次部分气化和多次部分冷凝，最终可以获得几乎纯态的易挥发

8、组分和难挥发组分，但得到的气相量和液相量却越来越少。,缺点：1、收率低；2、设备重复量大，设备投资大；3、能耗大，过程有相变。,问题：工业上如何实现？,2. 有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝,进料板：原料液进入的那层塔板精馏段：进料板以上的塔段提馏段：进料板以下（包括进料板）的塔段,6.4.2 连续精馏装置流程,塔板提供了汽液分离的场所；每一块塔板是一个混合分离器；足够多的板数可使各组分较完全分离。,特点：,6.4.3 塔板的作用,说明：1、下降的液相泡点tn-1与上升的气相露点tn+1不等，当气液平衡时，两相温度相等tn，即传质伴有传热。2、重组分由气相冷凝至液相，放出潜热，轻组分由液相汽

9、化成气相，需要潜热，二者同时发生，潜热抵消；3、气液两相偏离平衡越远，传质过程进行越快。,回流的作用：提供不平衡的气液两相，是构成气液两相传质的必要条件。精馏的主要特点就是有回流。,6.4.4 精馏过程的回流,回流包括：,塔顶回流液塔底回流汽,塔顶回流液,回流液：在任意塔板上，上一块塔板下来的液体，轻组分含量高，温度低,塔釜汽相回流,回流汽：任意塔板上，下一块塔板上来的汽体，重组分含量高，温度高；,6.5 双组分连续精馏塔的计算,6.5.1理论板的概念和恒摩尔流假设6.5.2全塔物料衡算6.5.3操作线方程6.5.4进料热状况的影响及q线方程6.5.5理论塔板数的确定6.5.6 回流比的影响与

10、选择6.5.7 理论板数的简捷计算6.5.8 精馏装置的热量衡算6.5.9 双组分精馏的操作型计算,6.5.1 理论板的概念和恒摩尔流的假设,理论板：离开塔板的蒸汽和液体呈平衡的塔板,假设：（1） 两组分的摩尔汽化潜热相等；（2）两相接触因两相温度不同而交换的显热可忽略不计；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。,2. 恒摩尔流的假设,1. 理论板的概念,精馏段，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量都相等，提馏段也一样。即： V1=V2= V=常数 V1=V2= V=常数式中：V-精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h-1; V-提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h-1。 （下标1、2表示自上而下

11、的塔板序号。）,（1）恒摩尔汽化,精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都相等，提馏段也一样。即： L1=L2= L=常数 L1=L2= L=常数式中：L-精馏段下降液体的摩尔流量，kmol.h-1;L-提馏段下降液体的摩尔流量，kmol.h-1。（下标1、2表示自上而下的塔板序号。）,（2）恒摩尔溢流,1）根据分离任务，确定产品流量D，W；,2）选择操作条件R、进料状态；,3）确定塔板数及加料位置；,4）选择塔型，确定塔径，塔内结构尺寸，流体力学验算；,5）冷凝器及再沸器热负荷及设计计算。,设计目标:,6.5.2 全塔物料衡算,塔顶采出率,塔底采出率,全塔物料衡算,F、D、Wkmol.h-1,

12、xF、xD、xW轻组分的摩尔分率,塔顶易挥发组分回收率,塔底难挥发组分回收率,例6-3 将5000kg/h含乙醇0.4（摩尔分数，下同）和水0.6的混合液在常压连续精馏塔中分离。要求馏出液含乙醇0.85，釜液含乙醇不高于0.02，求馏出液，釜液的流量及塔顶易挥发组分的回收率和采出率。解 乙醇=A，水=B，MA=46，MB=18进料平均分子量 MF=MAxF+MB(1-xF),6.5.3 操作线方程,令 回流比,精馏段操作线方程,取右图虚框内为衡算体系,精馏段操作线:,当R, D, xD为一定值时,该操作线为一直线.,斜率:,截距:,y,x,xD,操作线过点（xD，yD ）,精馏段操作线画法,提

13、馏段操作线方程,提馏段操作线方程,取虚框内为衡算体系,意义：提馏段 ym1f（xm）,提馏段操作线过点（xW，yW ）,斜率:L/V,截距:,例6-4 将含0.24（摩尔分数，下同）易挥发组分的某液体混合物送入一连续精馏塔中。要求馏出液含0.95易挥发组分，釜液含0.03易挥发组分。送入冷凝器的蒸汽量为850kmol/h，流入精馏塔的回流液为670kmol/h，试求：1每小时能获得多少kmol/h的馏出液？多少kmol/h的釜液？2回流比R为多少？3写出精馏段操作线方程。,6.5.4 进料热状况的影响及q线方程,以进料温度区分，有5种进料热状况 冷液 tFtd,1. 加料板的物料衡算,FhF+

14、LhF-1+VHF+1=VHF+LhF,物料恒算：F+V+L=V+L,2. 热量衡算,式中： H，h，hF-分别为饱和蒸汽、饱和液体、原料液的摩尔焓kJ.kmol-1；,HF=HF+1=H =原料在饱和蒸汽状态下的摩尔焓,hF=hF-1=h原料在饱和液体状态下的摩尔焓,假设：,令,q进料热状况参数,所以：,其中饱和液体所占分率为 q，饱和蒸汽所占分率为（1q）。,将精馏段与提馏段关联起来,q线方程或进料方程,意义：精馏段与提馏段交点轨迹方程；,冷液进料,泡点进料,F,L,V,L,V,汽液混合进料,过热蒸汽进料,饱和蒸汽进料,L与L,进料状况,q值,q线位置,V与V,（1）D, xD (W, x

15、W)；（2）xD , xW；,（3）,选择条件：操作压力p，回流比R，进料热状态q。,确定：塔板数N,精馏操作分离要求：,6.5.5 理论塔板数的计算,1.逐板计算法,xnyn符合平衡关系；yn +1 xn符合操作关系。,塔顶设全凝器，泡点回流。,塔顶全凝器,精馏段(n-1)块板，第n块为加料板。,精馏段：,提馏段：,提馏段(m-1)块板,再沸器相当于一块理论板；,分凝器也相当于一块理论板，可以x0、y0计，其它相同 。,精馏段操作线：,平衡线：,2. 图解法,73,双组份体系精馏图解法,74,1在yx图上作气液平衡线及对角线；,75,2在图上依次定出进料组成xF，塔顶xD塔釜xW组成；,76

16、,3在yx图上根据不同进料状况作q线；,77,4求最小回流比和操作回流比,78,79,5根据已知回流比定出精馏段操作线方程在图上标出,80,5根据已知回流比定出精馏段操作线方程在图上标出,81,6精馏段操作线与q线的交点与对角线上xW点相连，得提馏段操作线,82,7由a点出发，在平衡线与操作线之间作阶梯，到跨过c点为止，所得阶梯数即理论板数，跨过e点的板即进料板,3. 最优加料位置的确定,最优加料板位置：,确定最佳进料位置,最优进料位置：塔内气相或液相组成与进料组成 相等或相近的塔板。,图解法最优进料板：跨越两操作线交点的梯级， NT最少。,梯级的物理意义,理论板上浓度特征：xnyn相平衡，落

17、到平衡线上。,某截面浓度特征： xnyn+1操作关系，落到操作线上。,注意：,6.5.6 回流比的影响与选择,1. 回流比对精馏操作的影响,2. 全回流与最少理论板数全回流操作时，完成分离任务所需的理论板数为最少理论板,全回流时操作线方程,操作线：,平衡线：,第1块板：,全凝器,或,则,第2块板：,yB:重组分的mol分率,NT块板后,（不包括再沸器）,相差不大时：,双组分：,（不包括再沸器）,Fenske方程,3. 最小回流比,最小回流比：对于某一物系，在一定的分离任务下，所需理论板为无穷多时所对应的回流比。,恒浓区（夹紧点）: 在d点前后气液两相浓度没有变化 ，即无增浓作用。所以此区称作恒

18、浓区，d点叫夹紧点。,（1）定义,1）一般形状的平衡线：,（2）最小回流比的计算,图解,公式计算,q线与平衡线的交点坐标,斜率法,截矩法:,公式法: （已知q）由平衡线与q线联立求解交点坐标：,在图上直接读取,代入精馏段操作线方程,求解Rmin,q=1，xq=xF,q=0，yq=xF,特殊情况,2）不同平衡线形状的最小回流比,相平衡方程未知情况下只能图解,Rmin取决于提馏段,4. 适宜回流比,适宜回流比：,问题？,实际操作中，RRmin，精馏塔能否正常工作，若能正常工作，导致什么结果？,为什么？,求：(1)D, W (2)V, L(3) 泡点进料, V L ?(4) 饱和蒸汽进料 V L?,

19、例6-X：分离苯-甲苯混合液，理想物系。已知：加料板温度96 , F=110kmol/h, xF=0.4, xD=0.95 , xw0.02, R=3.2。,6.5.7理论板的捷算法-（Gilliland）图,1、先算Rmin及Nmin,2、R=(1.1-2)Rmin,3、Nmin 由坐标YN,注意：N,Nmin不包括再沸器。,102,103,104,106,107,108,对塔釜,109,110,将红框内的三式联立，结合,6.5.8精馏装置的热量衡算,目的：加热剂与冷却剂的用量,带入系统的热：,1、再沸器的热量衡算：,QB, Q F , QR,带出系统的热：Qv,Qw,Q,对全塔作热量衡算，

20、以1小时，0为基准。,冷凝器为全凝器,作热量衡算，以1小时,0C为基准，忽略热损失,蒸汽用量:,GB水蒸汽用量, kg/h; r水蒸气的汽化潜热, kJ/kg。,2、冷凝器的热量衡算,冷却剂消耗量,热量衡算,能量衡算：,例6-13在一常压操作的连续精馏塔中，分离苯-甲苯混合液，原料中苯的含量为0.4（摩尔分数，下同），原料液量为100kmol/h，泡点进料，要求塔顶产品中苯的含量不低于0.98，塔釜残液中苯的含量不高于0.02，操作回流比为2，泡点回流，忽略热损失。试求塔釜加热蒸汽用量和冷凝器中冷却水用量。忽略热损失。已知下列数据：加热蒸汽为101.3kPa(表压)的饱和蒸汽；冷却水进、出口温

21、度为15C和30C，比热容为4.187kJ/kgK；苯和甲苯的摩尔质量分别为78.11和92.13kg/kmol、80.2C时苯的气化热： r苯=31024.2kJ/kmol；,相平衡曲线或相对挥发度；全塔总板数及加料板位置；原料量及组成；进料热状况q；回流比R；塔顶馏出液的采出率。,当某个操作条件改变时，塔顶、塔底产品的量或组成如何变化？,6.5.9双组分精馏的操作型计算,已知量为：,要解决的问题为：,1. NT不变，泡点进料，讨论xD,xW如何变化？,xF , 其它不变， D, W不变。,结论： xD , xW ,xF 对xD, xW 的影响,b. 加料板位置上移,结论：xD , xW ,

22、加料板位置对xD, xW 的影响,c. R,结论：xD , xW ,R 对xD, xW 的影响,d. q , R 不变， D不变， V ,结论：xD , xW ,q 对xD, xW 的影响,、一个正常操作的精馏塔，泡点进料，塔顶塔底产品均合乎要求，由于某种原因，xF。,问： （1）此时产品组成将有何变化？ （2）若维持xD不变，可采用哪些措施，并比较这些方法的优缺点？,减压精馏塔故障现象：塔顶回流量过大。分析原因：回流流量计指示错误？塔漏气？再沸器温度超高？进料温度超高？再沸器泄漏？,6.6间歇精馏,特点：（1）过程非定态（2）塔底加料，无提馏段（3） 获得 xD, xW一定的产 品，能耗大于

23、连续精馏,两种操作：(1) 恒回流比R为常数(2) 恒流出液组成, 定xD,初始值,平均值,终了值,(1) 恒回流比R为常数,回流比以开始的状态计算,已知: F,xF,xW终, (平均馏出液组成), 选择适宜的R求 : NT,(2) 恒馏出液组成,定xD,例6-X CS2和CCl4的混合液在常压下进行间歇精馏，原料中含CS2 , xF=0.3, xW=0.1停止操作。保持流出液组成恒定为xD=0.9, R=2Rmin。求:理论塔板数,6.7恒沸精馏与萃取精馏,原理：在混合液中加入第三组分（称为挟带剂）形成新的最低恒沸物。,6.7.1恒沸精馏,6.7.2萃取精馏,原理：向混合液中加入溶剂(又称萃

24、取剂)，与恒沸精馏不同的是萃取剂不与原料液中任何组分形成恒沸物。,6.8 板式塔,概述6.8.1 板式塔的结构特点和流体力学特性6.8.2 塔板的流体力学状况6.8.3 塔板效率6.8.4 塔高和塔径的计算 6.8.5 塔板负荷性能图6.8.6 板式塔的类型,一、传质设备分类,板式塔：逐级接触式，内装塔板，气液 传质在板上液层内进行。,填料塔：连续接触式，内装填料，气液 传质在填料润湿表面进行。,概述,二、评价塔设备性能的指标,1. 生产能力大；2. 分离效率高；3. 阻力小，压降低；4. 操作弹性大；5. 满足工业对生产设备的一般要求：结构 简单、造价低、安装维修方便等。,三、塔设备研制开发

25、思路,1. 总体上保证气液两相呈逆流流动,2. 每块板上或填料层内保证气液两相充分接触,3. 提供足够大的气液两相通道,6.8.1 板式塔的结构特点和流体力学特性,板式塔的设计意图 1. 在每块塔板上气液两相必须保持密切而充分 的接触，为传质过程提供足够大而且不断更 新的相际接触表面，以减小传质阻力； 2. 在塔内应尽量使气液两相呈逆流流动，以提 供较大的传质推动力。,板式塔：总体上气液呈逆流流动； 每块塔板上呈均匀错流。,汽液两相接触状态,鼓泡接触状态,稳定的气泡表面,泡沫接触状态,更新的液膜表面,喷射接触状态,更新的液滴表面,6.8.2 塔板的流体力学状况,1. 鼓泡接触状态 液体连续相

26、气体分散相 两相接触面积：气泡表面,2. 泡沫接触状态 液体 连续相 气体 分散相 两相接触面积：不断更新的液膜表面,气体 连续相 液体 分散相两相接触面积：不断更新的液滴表面,3. 喷射接触状态,气体液体,反向流动,不均匀流动,一、液沫夹带,气量 夹带量板间距HT 夹带量,要求液沫夹带量 eG0.1kg液沫/kg干气,主要影响因素,液沫夹带气泡夹带,不正常操作,原因：液体在降液管中停留时间过短，气泡来 不及解脱，而被液体卷入下层塔板。,三、气体沿塔板的不均匀流动,1. 液面有落差和液层波动，引起气体分布不均匀；2. 液层厚，阻力大，气速小；3. 液层薄，阻力小，气速大。,二、气泡夹带,四、液

27、体沿塔板的不均匀流动,定义：液体进塔量大于出塔量，结果使塔内不 断积液，直至塔内充满液体，破坏塔内 正常操作，称为液泛。,一、液泛,液泛包括：夹带液泛、溢流液泛。,1. 夹带液泛,原因：由液沫夹带引起 气速过大。,与板间距HT有关： HT uF 与液量有关：VL uF 与物系性质有关：易发泡，uF,影响液泛气速 uF 的因素：,适宜气速：u=(0.70.8)uF u/uF 液泛分率,2. 溢流液泛（降液管液泛）,原因：由降液管通过液体能力不够而引起 液量过大。,综上所述，造成液泛的原因主要是液量过大、板压降过大（即气量过大）或降液管堵塞。,气量过小 ；塔板开孔率大。,二、严重漏液,当气体孔速过

28、小或气体分布不均匀时，使有的筛孔无气体通过，从而造成液体短路，大量液体由筛孔漏下。,1、全塔效率E,6.8.3塔板效率,NT:不包括塔釜再沸器，再沸器相当于一块理论板,其中：,xi: 进料液中任一组分的摩尔分率。i：进料液中任一组分的粘度，mPas。,2、单板效率(Murphree默弗里板效率)Emv, EmL,例6-X（习题6-24） 用一个蒸馏釜和一层实际板组成的精馏塔分离二元理想溶液。组成为0.2的料液在泡点温度下由塔顶加入，系统的相对挥发度为3.5。若使塔顶轻组分的回收率为80%，并要求塔顶产品组成为0.30，试求该层塔板的液相默弗里板效率。,解： 全塔物衡求xW, F, D, W,蒸

29、馏釜相当于再沸器，为一块理论板，汽液相达到平衡。由相平衡方程：,提馏段操作线方程,从中解得x1,再算一下汽相EMV对照,对比,再验证一下，进料与y1为相遇两相，应满足提馏段操作线关系,板效率的影响因素：,（1）物性，D(扩散系数）, （表面张力）, ,（2） 操作参数：ug, uL, V/L , R, P, T,（3）塔的结构尺寸，希望高效低阻,3、点效率（了解）,6.8.4塔高和塔径的计算,塔的有效高度：,1. 精馏段,塔径,注意：,将两段的摩尔流量换成体积流量,2. 提馏段,由于q及操作条件不同，Vs,Vs可能不同，D精与D提可能不同，若相差不大，可统一。,包含降液管,6.8.5 塔板负荷

30、性能图,漏液线液体流量下限线液体流量上限线（溢流）液泛线过量液沫夹带线,一、漏液线由发生漏液时的干板压降计算。二、液体流量下限线由how = 6mm 确定。三、液体流量上限线由液体在降液管内的停留时间=3 5s计算。四、（溢流）液泛线由Hd = (HT + hw)确定。五、过量液沫夹带线由液沫夹带量eG = 0.1kg液沫/kg干气确定。,6.8.6 板式塔的类型,一、泡罩塔,二、筛板塔,筛板塔的主要结构及功能：筛孔 提供气体上升的通道；2. 溢流堰 维持塔板上一定高度的液层，以保证在 塔板上气液两相有足够的接触面积；3. 降液管 作为液体从上层塔板流至下层塔板的通道。,三、浮阀塔,1. 生产能力： 筛板 浮阀 泡罩；2. 压降： 泡罩 浮阀 筛板；3. 操作弹性： 浮阀 泡罩 筛板；4. 造价： 泡罩 浮阀 筛板；5. 板效率： 浮阀、筛板相当 泡罩。,三种塔板的比较:,四、其它类型塔板,1. 舌形塔板与浮动舌形塔板,2. 导向筛板,3. ADV浮阀塔板,ADV塔盘的鼓泡状态,6.9 蒸馏过程的强化与展望,低能耗蒸馏技术的开发： 双效蒸馏、热泵技术强化传质与过程耦合 催化蒸馏、反应蒸馏,