化工原理(下册)ppt第二版课件.ppt

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1、第五章 蒸 馏 Distillation,5.1 概 述,化工过程中步骤很多,这些步骤可分为两类: 以进行化学反应为主,通常在反应器中进行.物理性操作 单元操作,单元操作 流体力学：沉降、过滤、离心分离等,分离非均相混合物,传热：,传质：吸收、脱吸、精馏、萃取、干燥、吸附、结晶等,分离操作,非均相混合物,均相混合物,传质设备,一、化工生产中的传质过程 均相混合物的分离过程1. 均相物系的分离混合物可分为非均相物系和均相物系。,非均相物系的分离前面已经讲过； 均相物系的分离条件是必须造成一个两相物系，然后依据物系中不同组分间某种物性的差异，使其中某个组分或某些组分从一相向另一相转移，以达到分离的

2、目的。,均相物系分离的特点引入第二个相，并使两组分在第二个相中存在不均匀分配。相际传质（物质从一相通过相界面进入另一相）,分离的目的：,浓缩：除去溶剂； 纯化：除去杂质；分离：将混合物分成两种或多种目的产物；反应促进：把化学反应或生化反应的产物连续取出，以提高反应速率。,以相际传质为特征的单元操作常见的有：吸收气体混合物的分离。物质由气相转入液相,气相B+A,液相S+A,A,A脱吸,吸收,逆过程,脱吸,气体的减湿吸收的一种特殊情况。为水蒸气所饱和的气体与冷水接触，水蒸气则从气相转入液相，传质只在气相中进行。,逆过程,气相B+A,液相（水相）A（水）,A,减湿,增湿,A,增湿,液液萃取（萃取）混

3、合液的分离，物质从一液相转入另一液相,液相B+A,液相S+A,A,萃取,A萃取,逆过程,萃取,固液萃取（浸沥或浸取） 属多相系的分离 物质固相表面或内部转入液相。,固相B+A,液相S+A,浸沥,A,结晶溶质从液相趋附于溶质晶体的表面转为固相，使晶体长大。 溶解,液相S+A,固相A,A,结晶,溶解,A,逆过程,吸附物质从气相或液相趋附于固体表面（多为多孔性固体的内表面）脱附,气相或液相 B+A,固相C,A,吸附,脱附,A,逆过程,干燥液体（水）经过汽化，从固体表面或内部转入气相，属多相系分离。,固相B+A,气相C+A,干燥,A,精馏液体混合物的分离不同物质在汽液两相间相互转移。,液相A+B,汽相

4、A+B,A,B,精馏,3.相际传质与传热的相似和区别相似：区别：,二、相组成的表示法,.质量分率和摩尔分率质量分率ai：均相混合物中某组分质量占总质量的分率或百分率。 ai 摩尔分率xi 、yi：某组分摩尔数占总摩尔数的分率或百分率。 xi yi ,2.质量比和摩尔比：常用于双组分物系质量比：a= m A/mB摩尔比：X= n A/nB Y= n A/nB换算 a =,a,1 - a,a =,a,1 + a,X =,x,1 - x,X =,X,1+X,3.浓度：单位体积中的物质量质量浓度： cA= 摩尔浓度： CA=(体积浓度）,质量,摩尔量,mA,V,nA,V,kg/m3,kmol/m3,质

5、量浓度与质量分率的关系：,摩尔浓度与摩尔分率的关系：,C混合物在液相中的总摩尔浓度， kmol/m3；混合物液相的密度，kg/m3。,4气体总压与理想气体中组分的分压,总压与某组分的分压之间的关系:,摩尔比与分压之间的关系:,摩尔浓度与分压之间的关系:,pA = PyA,三、传质设备简介,1. 对传质设备的要求（设计原则）：给传质的两相（或多相）提供良好的接触机会，包括增大相界面积和增强湍动程度。两相在接触后能分离完全。结构简单、紧凑，操作便利，稳定，运转可靠，周期长，能量消耗小等。,2. 填料塔和板式塔：填料塔：在填料塔内气液两相沿着塔高连续接触、传质，因而两相的浓度也沿塔高连续变化。 连续

6、接触式传质设备板式塔：在板式塔内气流与液流依次在各层塔板上接触、传质，其浓度沿塔高呈阶跃式变化。 逐级接触式传质设备,板式塔,拉西环,鲍尔环,阶梯环,环,填料塔,5.2 蒸馏概述,1. 蒸馏原理： 蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同实现分离的单元操作. 沸点低的组分称为易挥发组分或轻组分，高的为难挥发组分或重组分。,2. 蒸馏分离的特点,蒸馏操作需要消耗大量的能量，流程简单 蒸馏操作既可用于气体混合物的分离，也可用于液体混合物甚至是固体混合物的分离蒸馏操作有时需要高压、高真空、高温或低温条件,3. 蒸馏过程的分类,5.1双组分溶液的气液相平衡,5.1.1 双组分理想物系的气液平衡,5.1

7、.2 双组分非理想物系的气液平衡,5.1 双组分溶液的气液平衡,5.1.1 双组分理想物系的气液平衡一、相律 在物理化学中，我们学习过相律，即：,式中 F自由度数； C 独立组分数； 相数。,对双组分的气液相平衡，由相律知其自由度数为2。,二、双组分理想物系的气液平衡函数关系 所谓理想物系，即指液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律；气相为理想气体，遵循道尔顿分压定律。,理想溶液,理想溶液是指溶液中不同组分的分子间作用力和相同分子间的作用力完全相等的溶液。拉乌尔（Raoult）定律：理想溶液各分子之间的牵制力相等，各组分的挥发性不受其他组分存在的影响，它们在平衡气相中的分压仅由纯组分的饱和蒸气压及其在

8、溶液中的摩尔分率决定。,p=pA+pB,设A-B是一对理想溶液体系，若在纯液体A中逐渐加入较难挥发的液体B形成A、B溶液，A的平衡分压（蒸汽压）pA仅仅由于被B的稀释而降低，则：,同理：,拉乌尔（Raoult）定律,拉乌尔定律：,A0、 pB0为溶液温度下纯组分A和B的饱和蒸气压,可查有关手册或由下面安托因方程求得：,当溶液沸腾时，溶液上方的总压等于各组分的蒸气压之和：,由式5-2和5-4得：,相平衡常数,当总压不变时，相平衡常数K并非常数，随温度变化,三、双组分理想溶液的气液平衡相图,1、 温度-组成（t-x-y)图,将不同温度下的xA、yA绘在直角坐标系中得到T-x-y图图中各点和线的物理

9、意义：1）两端点分别代表纯组分A、B的沸点。2）tx线称为泡点线 （也就是饱和液体线）。 tx线以下，代表过冷液体（温度未达到沸点）。3）ty称为露点线 （也就是饱和蒸气线）4）图中分为三个区 ： tx以下，液相区 tx线和 Ty线之间，气液共存区 ty线以上，气相区,图5-1 苯甲苯混合液的t-x-y图,1）t-x-y相图的说明2）液体的加热过程 泡点3）过热蒸汽的冷凝过程 露点4）液体混合物的分离条件： 部分汽化或部分冷凝5）二元理想溶液与纯液体的不同：,1）温度t上升tE时, 单一液相此时位于液相区2）温度t上升tF时,开始沸腾产生气泡，此时位于tx线称为泡点线3）温度t上升tG时,有部

10、分气化此时位于气液共存区4）温度t上升tH时,全部液体变成饱和蒸气5）温度t上升tI时,过热蒸气此时位于气相区,分析：含40%A和B的混合液体逐渐升温时各点、线的意义,反过来，温度由tI降至tH时，蒸气冷凝开始有液滴出现，ty线称为露点线。,图5-2 苯甲苯混合液的x-y图,1、平衡线偏离对角线越远，溶液采用精馏法分离越容易。2、若平衡线与对角线相交或相切，则溶液达到平衡时交点或切点处的两相组成完全相同，表示该溶液不能采用普通精馏的方法来同时获得两个纯净组分。,气液平衡线上的任一点均表示平衡时气相、液相的组成，但是不同的点对应的温度不同，其组成也各不相同。,2、气液平衡图（xy图）,注意：,上

11、述的平衡曲线是在恒定的压强（总压为1atm）下测得的。对同一物系而言，混合液的平衡温度愈高，各组分间挥发度差异愈小，即相对挥发度愈小，因此蒸馏压强愈高，平衡温度随之升高，减小，分离变得愈难，反之亦然。但实验也表明，在总压变化范围为20-30%下，x-y平衡曲线变动不超过2%，因此在总压变化不大时，外压对平衡曲线的影响可以忽略。,四、挥发度和相对挥发度,1、挥发度： 对于纯液体：用其蒸气压表示挥发度。 对于二元溶液： 对于理想溶液： vA = pAo vB = pBo 对于非理想溶液： vi pio,对双组分溶液，气相遵循道尔顿分压定律，则：,2. 相对挥发度：,上式称为气液相平衡方程。越大，分

12、离越容易。,5.1.2 双组分非理想物系的气液平衡一、非理想物系 化工生产中遇到的物系大多为非理想物系。,液相为非理想溶液，气相为理想气体；液相为理想溶液，气相为非理想气体；液相为非理想溶液，气相为非理想气体。,非理想物系可能有以下几种情况：,1、具有正偏差的非理想溶液,产生正偏差的原因： 不同分子间的吸引力aAB小于相同分子间的吸引力aAA和aBB。,当不同分子间的排斥倾向达到一定的程度时，就会出现最高蒸气压和相应的最低恒沸点，这就是所谓的“共沸”现象,“共沸”现象：,如：乙醇水溶液在P=1atm下，当x=0.894时，点M为最低恒沸点78.15,2、具有负偏差的非理想溶液,产生负偏差的原因

13、： 不同分子间的吸引力aAB大于相同分子间的吸引力aAA和aBB。,当负偏差达到一定程度时，也会出现“共沸”现象，就会出现最低蒸气压和相应的最高恒沸点,如：硝酸水溶液在P=1atm下，当x=0.383时，点M为最高恒沸点121.9,共沸：,气液平衡数据来源1、实验测定或从有关手册中查得2、由纯组分的某些物性按经验的或理论的公式估算3、根据少量实验数据，由经验的或理论的公式估算,例11 苯与甲苯的饱和蒸汽压和温度的关系如本题附表所示。试利用拉乌尔定律和相对挥发度，分别计算苯甲苯混合液在总压为101.33kPa下的气液平衡数据，并做出温度组成图。该溶液可视为理想溶液。,（1）利用拉乌尔定律,（2）

14、利用相对挥发度,第1讲小结1、蒸馏是分离均相液体混合物最广泛采用的单元操作。蒸馏分离的依据是混合液中组分挥发度的差异。2、在恒压下，气液相平衡关系是t-x-y及x-y关系。表示这些定量关系的方程是泡点方程、露点方程与相平衡方程。或者采用直观的t-x-y图及x-y图。3、相对挥发度数值大小可以说明物系采用蒸馏法进行分离的难易。越大，溶液越容易分离，反之则越难。而当l时，由于平衡气、液相浓度相等，即yx，则不能采用普通蒸馏法将此物系进行分离。4、非理想溶液起因于溶液中异种分子间与同种分子间的作用力不同，表现为平衡蒸汽压对Raoult定律的偏差。其极端情况是具有最高或最低恒沸点的溶液。在恒沸点组成下

15、yx，即1，普通蒸馏法不能越过此点。,5.2平衡蒸馏和简单蒸馏,5.2.1 平衡蒸馏,5.2.2 简单蒸馏,平衡蒸馏和简单蒸馏均为单级蒸馏操作过 程，通常用于混合液中各组分挥发度相差较大，对分离要求又不高的场合。,5.2.1 平衡蒸馏平衡蒸馏装置,特点： 1、平衡蒸馏为稳定连续过程，生产能力大。 2、不能得到高纯度产品，只能作为粗略分离物料用，石油炼制和石油裂解分离常采用平衡蒸馏。,图5-4 平衡蒸馏装置,一、物料衡算,总物料衡算：F=D+W易挥发组分的衡算,联立式（5-12）和式（5-13）得：,（5-12）,（5-13）,（5-14）,设液相产物W占总加料量F的分率为q，q叫做液化率，其值

16、0q1；而D/F即（1-q）叫做汽化率，则：,在x-y图上，式（5-15）代表通过点（xf，xf)的直线，其斜率为q/(q-1)。,（5-15）,二、热量衡算,（5-16）,节流减压，液体部分汽化所需的热量来自于物料放出的显热，即：,三、气液平衡关系,（5-17）,（5-18）,及,若已知原料液流量F、组成xf、温度tf及汽化率，则联立式5-11、5-15和5-19，即可求得平衡的气液相组成及温度。图解法如下：,图5-5 平衡蒸馏图解计算,例12 对某两组分理想溶液进行常压闪蒸，已知 xf 为0.5（易挥发组分的摩尔分率），若要求汽化率为60，试求闪蒸后平衡的气液相组成及温度。解：,5.2.2

17、 简单蒸馏简单蒸馏装置,简单蒸馏又称微分蒸馏，是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。,图5-6 简单蒸馏装置,1、特点： 由于是一次性投料，所以气、液相的组成随温度而变，是一种非定态操作。时间t上升，馏出液轻组分y下降，釜液中x下降，釜液中难挥发组分含量上升，沸点上升。 气相和液相只是一种瞬间的平衡。,2、应用： 相对挥发度较大，易分离的混合液。 作为精馏前的预处理，如：原油、煤焦油的粗分离。 常用于实验室或小型工厂。,3、简单蒸馏计算,（5-20）,（5-21）,简单蒸馏为非稳态过程，需要进行微分计算。,假设简单蒸馏某瞬间釜液量为L kmol、组成为x，经微分时间d后，釜液量变为L+dL、组

18、成变为x+dx，而蒸出的馏出液量为dD、组成为y，且y与x呈平衡关系。在d时间内作物料衡算：,总物料：,易挥发组分：,dD=-dL,Lx=(L+dL)(x+dx)+ydD,联立式（5-20）和式（5-21），并略去二阶无穷小量得：,则式（5-22）积分可得：,设初始时，釜液量为F，组成为x1; 结束时，釜液量为W，组成为x2。,若已知气液平衡关系，则由式（5-23）可求出馏出液组成、釜残液组成与釜残液量（或馏出液量）之间的关系。若气液平衡关系可由式（5-11）表示，则将式（5-11）代入式（5-23）积分可得：,馏出液的组成随时间而变，其平均组成可通过一批操作的物料衡算求得，即：,（5-25）

19、,总物料：,易挥发组分：,D=F-W,联立得：,例13 对例12中的液体混合物进行简单蒸馏，若汽化率仍为60，试求釜残液组成和馏出液平均组成。已知常压下该混合物的平均相对挥发度为2.16。,平衡蒸馏与简单蒸馏的比较,原因：平衡蒸馏造成物料的返混,5.3精馏原理和流程,5.3.1 精馏过程原理和条件,5.3.2 精馏操作流程,5.3.1 精馏过程原理和条件一、精馏过程原理 上述的平衡蒸馏和简单蒸馏都是单级分离过程，分离所能达到的程度有限。而精馏是多级分离过程，同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到几乎完全的分离。,精馏过程原理可用图5-7所示的t-x-y图来说明。,原理：多次部分汽

20、化，多次部分冷凝工程实现面临的问题设备庞杂能量消耗大产生中间馏分使产品收率低改进用一个设备：塔（板式塔，填料塔）冷凝放出的热用于汽化需要的热塔顶引入液相回流，塔底引入气相回流,精馏过程原理及条件理论依据：挥发度不同工程手段：精馏塔，塔顶液相回流，塔底气相 回流传热传质：多次、同时进行气相的部分冷凝和 液相的部分汽化结果：实现高纯度的分离,精馏塔内只要有足够多的塔板数，就可使混合液达到所要求的分离程度。但必须保证塔板上始终有一定的液层和与之接触的气相，实现气液两相的传质和传热过程，所以精馏塔必须从塔底引入上升蒸气流和从塔顶引入下降液流（称为回流）。回流是精馏操作不同于平衡蒸馏和简单蒸馏的重要区别

21、。,若离开某塔板的气液两相达到平衡状态，则称该板为理论板。,5.3.2 精馏操作流程连续精馏操作流程,化工生产以连续精馏为主。将原料进入的那层板称为加料板。,精馏操作分段：1、精馏段（加料板以上部分）2、提馏段（加料板以上部分）3、回流,间歇精馏操作流程,图5-11所示为间歇精馏操作流程。原料液一次加入塔釜内，釜液浓度随时间不断变化，产品组成也逐渐降低。当釜液达到规定组成后，精馏操作即被停止。,图5-11 间歇精馏操作流程,第2讲小结平衡蒸馏和简单蒸馏是工业上最简单的蒸馏方式，它们的原理是混合液的一次部分气化，因此分离效果非常有限，只能用于分离程度要求不高的物系或物系的初步分离。平衡蒸馏与简单

22、蒸馏属于平衡过程。其计算途径是联立求解物料衡算、热量衡算和相平衡方程。由于简单蒸馏为非稳态过程，所以计算中要采用微积分方法。工业上实现高纯度分离最常采用的方法是精馏，精馏原理可概括为：分离依据(组分挥发度差异)十工程手段(回流液、气相回流)多次、同时部分气化和部分冷凝实现高纯度分离。,5.4双组分连续精馏计算（）,5.4.1 计算的基本假定,5.4.2 物料衡算和操作线方程,5.4.3 进料热状况的影响,工艺设计内容确定产品流量和组成；确定精馏塔类型，选择板式塔或填料塔，计算理论板数或填料层高度；确定塔高和塔径；板式塔：塔板结构尺寸设计，流体力学验算； 填料塔：确定填料类型，计算流动阻力；计算

23、冷凝器和再沸器热负荷，确定换热器类型和尺寸；绘制工艺流程图和设备条件图,5.4.1计算的基本假定一、理论板的概念理论板的假定：该板上气液两相的传热、传质达到平衡离开该板的气液两相温度相等、组成满足平衡关系,理论板可作为衡量实际板分离效率的标准。在设计中，先求得理论板数，然后用塔板效率予以校正，即可求得实际塔板数。,二、恒摩尔流假定恒摩尔气流： 1、精馏段内每层板上升蒸气摩尔流量均相等 2、提馏段内每层板上升蒸气摩尔流量均相等,恒摩尔液流：,1、精馏段内每层板下降液体摩尔流量均相等2、提馏段内每层板下降液体摩尔流量均相等,精馏段：V1=V2= - =Vn=V （kmol/h）提馏段：V1=V2=

24、 - =Vn=V （kmol/h ）,精馏段：L1=L2= - =Ln=L （kmol/h）提馏段：L1=L2= - =Ln=L （kmol/h）,5.4.2 物料衡算和操作线方程一、全塔物料衡算,以单位时间为基准，对连续精馏塔作全塔物料衡算：,图5-12 连续精馏塔的物料衡算,在精馏计算中，对易挥发组分或难挥发组分，有时还用回收率来表示，即：,塔顶易挥发组分回收率,塔底难挥发组分回收率,例14 每小时将15000kg含苯40（质量，下同）和甲苯60的溶液，在连续精馏塔中进行分离，要求釜残液中含苯不高于2，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%。试求馏出液和釜残液的流量及组成，以摩尔流量和摩尔分率

25、表示。,解：,二、精馏段操作线方程,精馏段的作用：利用回流液把上升蒸气中的重组分逐步冷凝下来，同时把回流液中的轻组分逐步气化，从而在塔顶能够得到较纯的轻组分。,在图5-13虚线范围内作物料衡算，以单位时间为计算基准，即：,图5-13 精馏段操作线方程的推导,式中 xn精馏段中第n层板下降液 体中易挥发组分的摩尔分率 yn+1精馏段中第n+1层板上 升蒸气中易挥发组分的摩尔分率,将式3-32代入式3-33中，整理后得：,令R=L/D称为回流比，则：,以上两式均称为精馏段操作线方程式。在x-y图中，均表示为线性关系，其斜率为R/（R+1），截距为xD/(R+1)。,x,y,(xD, xD),作图方

26、法:直线经过两点(xD，xD)和,xD,提馏段的作用：利用上升蒸气把液相中的轻组分逐渐蒸出来，同时把蒸气中重组分逐渐冷凝下来，从而在塔釜能够得到较纯的重组分。,三、提馏段操作线方程,在图5-14虚线范围内作物料衡算，以单位时间为计算基准，即：,图5-14 提馏段操作线方程的推导,式中 xm提馏段中第m层板下降液 体中易挥发组分的摩尔分率 ym+1提馏段中第m+1层板上 升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。,将式3-35代入式3-35a中，整理后得：,上式称为提馏段操作线方程式。在x-y图中，此式表示在一定操作条件下，提馏段内自任意第 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

27、成y m+1 之间的关系。根据恒摩尔流假定，L 为定值，且在定态操作时，W和xW也为定值，故上式在x-y图中也是直线。,直线斜率为:,直线在y轴上的截距为:,提馏段操作线方程为直线方程,直线经过点（xw，xW）,x,5.4.3 进料热状况的影响一、进料热状况 提馏段下降的液体量L 除与精馏段回流液体量L 有关外，还受进料量及进料热状况的影响。,在实际生产中，加入精馏塔中的原料液可能有五种热状况：,冷液进料：温度低于泡点饱和液体进料：温度为泡点气液混合物进料：温度介于泡点与露点之间饱和蒸汽进料：温度为露点过热蒸汽进料：温度高于露点,由于不同进料热状况的影响，使进料板处上升的蒸气量和下降的液体量都

28、发生变化，即精馏段上升蒸量与下降液量和提馏段有所区别（见图5-16）。,图5-15 进料的五种热状况,(c)气液混合物进料,(b)饱和液体进料,(d)饱和蒸气进料,(a)冷液进料,说明 提馏段上升的蒸气与进料液相遇时，由于料液温度较低，提馏段上升的蒸气部分被冷凝下来与料液、精馏段回流液一起进入提馏段。,(e)过热蒸气进料,说明 过热蒸气进料将精馏段溢流下来的一部分液体被气化后随提馏段上升蒸气一起进入精馏段。,(a),(b),(c),(d),(e),图5-16 进料热状况对进料板上、下各流股的影响,(a)冷液进料,(c)气液混合物进料,(e)过热蒸气进料,(b)饱和液体进料,(d)饱和蒸气进料,

29、图5-17 进料板上的物料衡算和热量衡算,精馏塔中精馏段和提馏段的各股物流量受进料热状况的影响，为进行定量计算的需要，引入进料热状况参数q。,二、进料热状况参数,对进料板进行物料衡算和热量衡算得：,令,q值称为进料热状况参数,三、进料热状况对操作线的影响,将式5-41和式5-42代入式5-36中得：,(a)冷液进料 q1 LL+F V V,(c)气液混合物进料 0q1 LLL+F V-FV V,(e)过热蒸气进料 q0 LL V V-F,(b)饱和液体进料 q=1 L=L+F V =V,(d)饱和蒸气进料 q=0 L=L+F V =V-F,提馏段方程的另一种形式,对饱和液体、气液混合物及饱和蒸

30、汽三种进料，q值就等于进料中的液相分率。,例15 分离例14中的溶液时，若进料为饱和液体，选用的回流比R=2.0，试求提馏段操作线方程，并说明操作线的斜率和截距的数值。,解：,第3讲小结二元精馏塔的简化物理模型要点是：塔内各板视为理论板；塔内物流为恒摩尔流(注意条件)，即精馏段与提馏段内的气、液流率各为恒定量，二段物流关系由进料状态(q值)决定即有；LL十qF及VV(1q)F。操作线方程是物料衡算的数学表达式，若回流比与进料状态恒定，并满足恒摩尔流假设，精馏段与提馏段操作线方程都是直线方程。描述简化精馏塔的方程组是：精馏段方程，提馏段方程，相平衡方程。,5.4双组分连续精馏计算（）,5.4.1

31、 计算的基本假定,5.4.2 物料衡算和操作线方程,5.4.3 进料热状况的影响,5.4.1计算的基本假定一、理论板的概念理论板的假定： 1、塔板上下各处的气相和液相组成一致； 2、离开该板的气液两相组成互相平衡。,理论板可作为衡量实际板分离效率的标准。在设计中，先求得理论板数，然后用塔板效率予以校正，即可求得实际塔板数。,二、恒摩尔流假定恒摩尔气流： 1、精馏段内每层板上升蒸气摩尔流量均相等 2、提馏段内每层板上升蒸气摩尔流量均相等,恒摩尔液流：,1、精馏段内每层板下降液体摩尔流量均相等2、提馏段内每层板下降液体摩尔流量均相等,5.4.2 物料衡算和操作线方程一、全塔物料衡算,以单位时间为基

32、准，对连续精馏塔作全塔物料衡算：,图5-12 连续精馏塔的物料衡算,在精馏计算中，对易挥发组分或难挥发组分，有时还用回收率来表示，即：,塔顶易挥发组分回收率,塔底难挥发组分回收率,二、精馏段操作线方程,在图5-13虚线范围内作物料衡算，以单位时间为计算基准，即：,图5-13 精馏段操作线方程的推导,式中 xn精馏段中第n层板下降液 体中易挥发组分的摩尔分率 yn+1精馏段中第n+1层板上 升蒸气中易挥发组分的摩尔分率,将式3-32代入式3-33中，整理后得：,令R=L/D称为回流比，则：,以上两式均称为精馏段操作线方程式。在x-y图中，均表示为线性关系，其斜率为R/（R+1），截距为xD/(R

33、+1)。,三、提馏段操作线方程,在图5-14虚线范围内作物料衡算，以单位时间为计算基准，即：,图5-14 提馏段操作线方程的推导,式中 xm提馏段中第m层板下降液 体中易挥发组分的摩尔分率 ym+1提馏段中第m+1层板上 升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。,将式3-35代入式3-35a中，整理后得：,式5-36称为提馏段操作线方程式。在x-y图中，此式表示在一定操作条件下，提馏段内自任意第 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y m+1 之间的关系。根据恒摩尔流假定，L 为定值，且在定态操作时，W和xW也为定值，故上式在x-y图中也是直线。,5.4.3 进料热状况的

34、影响一、进料热状况提馏段下降的液体量L 除与精馏段回流液体量L 有关外，还受进料量及进料热状况的影响。,在实际生产中，加入精馏塔中的原料液可能有五种热状况（见图5-15）：,温度低于泡点的冷液体（A）；泡点下的饱和液体（B）；温度介于泡点和露点之间的气液混合物（C）；露点下的饱和蒸气（D）；温度高于露点的过热蒸气（E）。,由于不同进料热状况的影响，使进料板处上升的蒸气量和下降的液体量都发生变化，即精馏段上升蒸量与下降液量和提馏段有所区别（见图5-16）。,图5-15 进料的五种热状况,(a),(b),(c),(d),(e),图5-16 进料热状况对进料板上、下各流股的影响,(a)冷液进料,(c

35、)气液混合物进料,(e)过热蒸气进料,(b)饱和液体进料,(d)饱和蒸气进料,图5-17 进料板上的物料衡算和热量衡算,精馏塔中精馏段和提馏段的各股物流量受进料热状况的影响，为进行定量计算的需要，引入进料热状况参数q。,对进料板进行物料衡算和热量衡算得：,二、进料热状况参数,三、进料热状况对操作线的影响,将式5-41和式5-42代入式5-36中得：,(a)冷液进料 q1 LL+F VV,(c)气液混合物进料 0q1 LLL+F V-FVV,(e)过热蒸气进料 q0 LL VV-F,(b)饱和液体进料 q=1 L=L+F V=V,(d)饱和蒸气进料 q=0 L=L+F V=V-F,5.4双组分连

36、续精馏计算（）,5.4.4 理论板层数的计算,5.4.5 回流比的影响及其选择,5.4.6 捷算法求理论板层数,5.4.4 理论板层数的求法,1、逐板计算法,对于稳定的双组分连续精馏，任一块理论塔板上气液两相经过充分的传质、传热后，理论塔板上上升的蒸气组成与下降的液体组成呈平衡关系，满足平衡关系式：,对于精馏段相邻两块塔板间上升蒸气与下降液体组成满足精馏段操作线方程：,步骤,平衡关系,操作关系,平衡关系,操作关系,对饱和液体进料，若：精馏段理论板数：n-1以下计算采用提馏段操作线，因为：结束。提馏段理论板数：m-1,操作关系,平衡关系,2、图解法,1）操作线的作法（1）做精馏段操作线（2）做提

37、馏段操作线,通过点c(xw ，xw),通过点a(xD ，xD)，b(0，xD/R+1),y,xW,C（xw，xW）,a,b,x,两操作线的交点可由联立两操作线方程而得：,两式相减：,整理得：,在x-y图中，为线性关系，其斜率为 q/（q-1），截距为-xF/(q-1)，通过点e （xF ，xF ）。,此式称为 q线方程或进料方程，为代表两操作线交点的轨迹方程。,1、作平衡线（x-y图）和对角线,y,xW,C（xw，xW）,xF,xD,d,e（xF，xF）,a,b,1,2,3,4,5,x,2、作精馏段操作线过（0，xD）作垂直线交对角线于a点，在y轴上找截距为xD/（R+1）的b点，直线ab即为

38、精馏段操作线。3、作进料线过（0，xF）作垂直线交对角线于e点，过e点作斜率为q/（q-1）的直线交ab于d点，ed即为进料线。4、作提馏段操作线过（0，xW）作垂直线交对角线于c点，连接c、d两点即得提馏段操作线cd。5、画直角阶梯，求理论塔板数,从a点开始，在平衡线与两操作线之间作水平线和铅垂线构成的阶梯，直到铅垂线跨过c点为止，阶梯数减一即为精馏过程所需理论塔板数（不含再沸器）,2）图解方法,（4）进料热状况对q线及操作线的影响,进料线方程(q线方程),x,y,xF,e（xF，xF）,讨论:,、冷液进料， q1，K1，q线 、泡点进料， q=1，K=，q线 、气液混合进料，0 q1，K0

39、，q线 、饱和蒸气进料， q=0，K=0，q线 、过热蒸气进料， q0，0K1，q线,特点：精馏段操作线、提馏段操作线和进料线三条直线交于一点d同理，d点的坐标均满足三线方程。,3）适宜的进料位置,例16 用一常压操作的连续精馏塔分离含苯为0.44（摩尔分率，下同）的苯甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于0.0235。操作回流比为3.5。试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。 （1）原料液为20的冷液体； （2）原料为液化率等于1/3的气液混合物。 已知数据如下：操作条件下苯的汽化热为389kJ/kg；甲苯的汽化热为360kJ/kg。苯甲苯混合

40、液的气液平衡数据及t-x-y图见例11和图11。解：,（1）20的冷液进料绘制平衡线与对角线，确定做精馏段操作线做q线,做提馏段操作线从a点开始画梯级,（2）气液混合物进料,第4讲小结 精馏过程理论板数的计算途径是交替使用操作线方程与平衡关系，在计算过程中使用平衡关系的次数便是理论板数。当计算中的液相浓度近似等于进料组成时，要更换提馏段操作线方程，而这块理论板便是最佳加料板。分凝器与再沸器中的气、液相组成呈平衡关系，应各视为一块理论板。 进料热状态q会影响提馏段操作线位置，进而影响为完成规定分离要求所需的理论板数及加料板位置。是一个需综合考虑才能确定的设计参数。,5.4.5 回流比的影响及其选

41、择,（1）全回流的特点操作线与对角线重合理论板数最少没有进料、没有产品（2）应用工厂开工阶段，目的是：润湿塔板或填料，提高分离能力，使系统尽快达到稳态操作出现意外而产品纯度低于要求纯度时，先采取全回流操作，然后再进行部分回流操作。科学研究，测定塔板效率,1、 全回流和最少理论板数,F=0,D=0,W=0,精馏塔顶上升的蒸气经过冷凝后，全部回到塔内，这种方操作方式称为全回流。,y,xW,xD,x,图解法,(3)理论板层数的计算,最少理论塔板数的计算方法:逐板计算法、图解法和解析法,解析法,上两式称为芬斯克方程式,对于双组分溶液,2、最小回流比Rmin,两操作线向平衡线靠近，所需理论塔板数增多。当

42、回流比减小到使两操作线交点正好落压在平衡线上e点处时，所需理论塔板数为无穷多。N= 恒浓区（夹紧区），d点称为夹紧点。 此时对应的回流比为最小回流比Rmin,求法：（1）作图法正常的平衡曲线： q线与平衡线的交点e (xq，yq),x,对于某些不正常的平衡曲线，象乙醇和水的平衡曲线，具有下凹部分。当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已经与平衡线相切于h点，此时恒浓区出现在点h附近，对应的回流比为最小回流比。Rmin的求法：由点a（xD、xD）向平衡线作出切线，由切线的截距xD/(Rmin+1)求Rmin。,不正常平衡曲线:,不正常的平衡线：切线与q线的交点,（2）解析法（理想物系）

43、,联立平衡线与q线方程：,xq，yq,即,1）、泡点进料xq=xF，则最小回流比Rmin为：,2）、饱和蒸气进料yq=yF，则最小回流比Rmin为：,3、适宜回流比的选择,对于一定的分离任务： 、若采用全回流操作，R= ，虽然理论塔板数最少，但得不到产品。 、若采用最小回流比操作，需要的理论塔板数为无穷多，不现实。,实际的回流比，应选在两个极限Rmin和之间，适宜的回流比应根据经济衡算决定，即操作费用和设备费之和为最低时的回流比作为适宜的回流比,设备费用: 设备的类型和材料一经确定，此项费用主要决于设备的尺寸。 当R=Rmin时，N=，设备费为无穷大. 当RRmin时，N由迅速下降为有限层数，

44、设备费下降较快. R继续增大，导致塔内上升蒸气量增加,设备尺寸加大，设备费用又上升.,讨论：、操作费用：主要取决于再沸器的蒸气消耗量和冷凝器中冷却水的消耗量，此两项又取决于塔内上升的蒸气量。 V=（R+1）D，V=V+（q-1）FV和V与回流比R成正比，R增加，操作费用呈直线上升，使得再沸器、冷凝器的热负荷增加，而且塔径d也应相应增大，设备费亦随之增大。,总费用 = 操作费+设备费 总费用最低时对应回流比为最适宜回流比。,根据经验一般取例17: 根据例16的数据，试求实际回流比为最小回流比的倍数。解：,R=（1.12）Rmin,（1）冷液进料（2）气液混合物进料,3）最小回流比的影响因素进料热

45、状态参数分离要求平衡关系,5.4.6 捷算法求理论板层数,1、吉利兰（Gilliland）图,吉利兰图是描述操作回流比R、最小回流比Rmin、理论塔板数N及最少理论塔板数Nmin四者之间关系的经验关联图。 吉利兰关联图由双对数坐标绘制，纵坐标中N和Nmin均包含再沸器。,吉利兰（Gilliland）图 八个物系，组分数目211，五种进料热状况，Rmin为0.53 7.0 ，相对挥发度为1.264.05，理论板数2.4 43.1,回归公式,2、计算步骤计算Rmin，并选择R；计算Nmin；计算横坐标，查图得到纵坐标，计算N；确定进料板位置。,注意： 简捷计算法尽管简便、快捷，但误差较大，该法常用

46、于精馏塔的初步设计计算。,例18 利用例17的结果，用简捷法重算例16中气液混合物进料时的理论板数和加料板位置。 塔顶、进料和塔底条件下纯组分的饱和蒸汽压列于本题附表中。,解：,（1）平均相对挥发度（2）全塔理论板数,查吉利兰图,或用回归公式,（3）精馏段理论板数,165,5.5 其它精馏方式,5.5.1直接蒸汽加热5.5.2回收塔（提馏塔）5.5.3多股进料5.5.4分凝器5.5.5间歇精馏,166,5.5.1 直接蒸汽加热,操作前提：,1、原料液中有水2、水是重组分，从塔釜出去,提馏段物料恒算：,提馏段操作线方程：,167,间接加热,直接蒸汽加热,168,169,例19 在常压连续精馏塔中

47、，分离甲醇水混合液。原料液组成为0.3（甲醇摩尔分数，下同），冷液进料（q=1.2），xD=0.9，甲醇回收率90，R=2.5。分别写出间接蒸汽加热和直接蒸汽加热时的操作线方程并对两种加热方式予以比较。,170,5.5.2回收塔（提馏塔）,特点：从第一块板加料，无精馏段，无回流，下降的液体由进料提供。,加料情况：冷液或泡点进料。,171,已知：xF, F, xW ,泡点进料L=F, V=D,例：回收塔分离乙醇水溶液，塔内有蒸馏釜，一块理论板，已知为泡点进料，要求xD=0.6, xW=0.1。求：xF, D/F,172,5.5.3 多侧线的塔多个进料或多个出料或二者都有。分段计算：i个侧线有i+

48、1段。,F1,xF1 ; F2,xF2分别与相应塔板组成与xF1，xF2相当;,1）多股进料,173,两股进料将塔分成三段，得三个操作线方程,第一段：,第二段：,第三段：,174,操作线交点的轨迹：,第一段操作线方程：,第二段操作线方程：,两式相减：,第一段、第二段操作线的交点轨迹方程-q1线方程,第二段、第三段操作线的交点轨迹方程-q2线方程,得：,同理：,175,例110 在常压连续精馏塔中，分离乙醇水溶液，组成为xF1=0.6及xF2=0.2的两股原料液分别被送到不同的塔板，进入塔内。两股原料液的流量之比为F1/F2=0.5，均为饱和液体进料。操作回流比为2。若要求馏出液组成为0.8，釜

49、液组成为0.02，试求理论板层数及两股原料液的进料板位置 常压下乙醇水溶液的平衡数据见附表。,176,解：第一段第二段,177,178,第三段与无侧线塔的提馏段操作线相同操作线交点的轨迹方程,179,180,例：泡点回流，塔釜间接加热，理想液体第一股加料：F1=10kmol/h, XF1=0.6 q1=1第二股加料：F2=5kmol/h, XF2=0.4, q2=0要求：XD=0.99, Xw=0.02求：1)D,W 2) R=1时求第二段操作线 3) 若=3 Rmin=?,181,2）侧线出料 饱和液体或饱和蒸汽获得不同馏分的产品中间段操作线方程,V”,V,L,L”,qD2,(1-q)D2,

50、182,将塔分成三段，得三个操作线方程,第一段：,第二段：,第三段：,183,操作线交点的轨迹：,第一段操作线方程：,第二段操作线方程：,两式相减：,第一段、第二段操作线的交点轨迹方程-侧线出料的q线方程,第二段、第三段操作线的交点轨迹方程-进料的q线方程,得：,同理：,184,分凝器也相当于一块理论板，可以x0、y0计，其它相同 。,5.5.4分凝器,185,分凝器例 ：分离苯-甲苯混合液，塔顶装有分凝器与全凝器，已知塔顶的蒸汽出口温度92， 分凝器出口的汽液温度为88（汽液温度同），p=1atm, 若上述两个温度均下降2，即90与86，试问回流比与流出液组成有何变化？,苯-甲苯沸点与饱和蒸