化工原理第四章-蒸馏

第六章蒸馏►第一节双组分溶液的气液相平衡►第二节蒸馏与精馏原理►第三节双组分连续精馏的计算与分析►第五节恒沸精馏与萃取精馏►第四节间歇精馏►第六节板式塔蒸馏：依据液体混合物中各组分的挥发度(沸点、饱和蒸气压）不同进行组分分离的。A：易挥发组分，沸点低B：难挥发组分，沸点高将原料、中间产物或粗产物进行分离。例如：将原油蒸馏可得到汽油、煤油、柴油及重油等。1.蒸馏过程在化工中的应用2.蒸馏过程的分类（1）蒸馏操作方式：无回流的简单蒸馏、平衡蒸馏（闪蒸），有回流的精馏和特殊精馏（2）蒸馏操作流程：间歇蒸馏和连续蒸馏。（3）物系中组分的数目：两组分精馏和多组分精馏（4）操作压力：加压、常压和减压蒸馏第一节双组分溶液的汽液相平衡一.溶液的蒸气压与拉乌尔定律饱和蒸气压：在密闭容器内，在一定的温度下，纯组分液体的气液两相达到平衡状态，液面上的压力。CtBAp0lgp0—纯组分液体的饱和蒸气压，kPat——温度，℃；A、B、C——安托因常数。附录十CtBAp0lg拉乌尔定律：在一定的温度下，当汽液两相达到平衡时，溶剂A在汽相中的蒸气分压pA与其在液相中的组成xA（摩尔分数）成正比。AAAxpp0BBBxpp0同理，对于组分B拉乌尔定律对大多数溶液都不适用。只有溶液浓度很低时，拉乌尔定律才适用。但由实验发现，如果性质近似的物质所组成的溶液如苯-甲苯、正己烷-正庚烷、甲醇-乙醇等在全部浓度范围内，拉乌尔定律都能适用。这是因为它们的分子结构及分子大小非常接近，分子间的相互作用力几乎相等。全部浓度范围内符合拉乌尔定律的溶液称理想溶液。二.理想溶液的汽液相平衡xxxyVLSS泡点温度D露点温度F70110100908012000.20.40.60.81.0CEFSD液体蒸气气液混合区t℃x,y1.t-y-x图与y-x图y-x图2.理想溶液的t-y-x关系式AAAxpp0)1(00ABBBBxpxpp000BABppppxpxpyAAA0例4-1已知正戊烷与正己烷的饱和蒸气压和温度的关系如下表所示，求总压为101.33kPa时t-y-x数据，并作图表示。表4-1正戊烷-正己烷的饱和蒸气压和温度的关系例4-2苯(A)-甲苯(B)汽液相平衡服从拉乌尔定律，x=0.5，汽相组成y=0.71平衡温度与总压。3.挥发度n挥发度:是表示物质挥发能力大小的物理量。纯组分液体的饱和蒸气压也能反映其挥发能力。nA=p0AnB=p0B00BABAppvv相对挥发度A-B常以表示理想溶液的汽液相平衡方程式xxy)1(1随温度升高而略有降低，但随温度变化不大。因此当温度变化不大时，可以取最低温度的值与最高温度的值之几何平均值，将视为常数。例4-3汽液相平衡方程式计算总压为101.33kPa时已知正戊烷与正己烷混合液(理想溶液)的y-x饱和蒸气压数据见例4-1，并与例4-1数据比较。三.非理想溶液的汽液相平衡体系内的组分在混合前后分子数目的改变导致溶液中各组分产生分压偏离拉乌尔定律。混合物中分子间吸引力fA-B较fA-A与fB-B小，这种混合液对拉乌尔定律具有正的偏差，如乙醇-水、正丙醇-水混合物中分子间吸引力fA-B较fA-A与fB-B大，这种混合液对拉乌尔定律具有负的偏差，如硝酸-水、氯仿-丙酮常压下乙醇-水溶液的y-x图常压下乙醇-水溶液的t-y-x图常压下硝酸-水溶液的y-x图常压下硝酸-水溶液的t-y-x图yy原料液x蒸气xD1xD2xD3冷凝器特点：间歇不稳定过程，馏出液按不同浓度范围分罐收集，最后从釜中排出残液。第二节蒸馏和精馏原理一.简单蒸馏和平衡蒸馏1.简单蒸馏：2.平衡蒸馏分离器塔顶产品yAxA加热器原料液塔底产品Q减压阀特点：连续稳定过程，将原料用泵连续送入加热器加热至一定温度经节流阀骤然减压，部分料液迅速气化，气体上升，液体下降，顶部得易挥发组分，底部得难挥发组分。1.精馏塔内汽液两相的流动、传热与传质二.精馏原理进料板：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）的塔段塔顶冷凝器和塔低再沸器精馏原理：多次部分冷凝、多次部分汽化、液相回流及上升蒸气。釜液W，xW馏出液D，xDx全凝器yn-1xn+1n+1nn-1tn+1tntn-111nnntttxn-1yn+1xnyn11nnnyyy2.塔板上汽液两相的传质与传热11nnnxxx多次部分汽化和多次部分冷凝xWxFxDt111111nnnnnnnnntttxxxyyy11nntt——两相传热不平衡与11nnyx——两相传质1*1nnyy液相中的易挥发组分部分汽化向气相传递1*1nnxx气相中的难挥发组分部分冷凝向液相传递平衡：离开该级的气液两相温度相等；1nnyy1nnxx相平衡与nnxy理论板：离开该塔板的汽液两相达到平衡状态，平衡温度tn，汽相组成yn与气相组成xn为平衡关系的塔板。xxy)1(1釜液W，xW馏出液D，xDx全凝器3.回流作用连续精馏的充分必要条件：最上要有高纯度易挥发组分的液相：液相回流最下要有高纯度难挥发组分的气相：气相回流(上升蒸气)易挥发组分物料衡算WDFWxDxFx馏出液易挥发组分回收率ηFDFxDx釜液难挥发组分的回收率η)1()1(FWxFxW质量分数(kg/h)摩尔分数(kmol/h)进料F,xF馏出液D,xD釜液W,xW一.全塔物料衡算WDF第三节双组分连续精馏的计算例4-4流量为5000kg/h正戊烷与正己烷混合液在连续精馏塔中分离混合液。进料液中正戊烷摩尔分数为0.4。要求馏出液与釜液中正戊烷的摩尔分数分别为0.95与0.05，试求馏出液、釜液的流量kmol/h和塔顶易挥发组分的回收率。二.恒摩尔流假定恒摩尔气流、液流VVVV........321LLLL........321釜液W，xW馏出液D，xDx提馏段精馏段LLLL.........321VVVV........321例4-5CHCl3-CCl4溶液(理想溶液)在连续操作的精馏塔中分离，此物系的平均相对挥发度1.66。馏出液的质量流量为1000kg/h，其中氯仿的摩尔分数0.95塔顶蒸气全冷凝，冷凝为泡点液体，回流液L与馏出液D的比值L/D称回流比R试求(1)塔顶第一块理论板下降的液体组成(2)R=2精馏段每层塔板下降的液体L及上升的蒸气的流量V(3)进料为饱和液体流量20kmol/h进入精馏中部，试求提馏段每层塔板下降的液体及上升的蒸气的流量。三.进料热状态参数q(1)冷液体进料q1L′L+FVV′▲(2)饱和液体进料q=1L′=L+FV′=V(3)气液混合物进料q=0~1L′=L+LFV′=V+VF▲(4)饱和蒸气进料q=0L′=LV=V´+F(5)过热蒸气进料q0L′L+FVV´L′=L+qFV=V′+(1-q)FFLV’L’V冷液进料泡点进料FLL''VVFLL＋＝'VV＝'FLV’L’VFqF(1-q)FLV’L’V汽液混合进料FVVV＝FLLL进料热状态参数qFLV’L’V过热蒸汽进料LL'FVV'FLV’L’V饱和蒸汽进料FVVLLq线方程0q1),(FFxx01.01.0yxq=1q=0q1q0Fxqxqqy111DLRDLV过(xD,xD)，(0,xD/R+1)DnnxRxRRy1111DnnxVDxVLy1四.操作线方程1.精馏段操作方程DnnDxLxVy1L,xnV,yn+1D,xDWVL2.提馏段操作线方程过(xW,xW),精馏段与q线方程的交点WmmxWLWxWLLy1WnnWxxLyV1例4-7在连续操作的精馏塔中分离苯-甲苯溶液平均相对挥发度2.46。进料流量为250kmol//h，其中苯的摩尔分数0.4馏出液的流量100kmol//h其中苯的摩尔分数0.97。塔顶泡点回流饱和蒸气,回答(1)塔顶第一块理论板下降的液体组成(2)精馏每层塔板下降的液体流量200kmol/h，塔顶第二层理论板上升的蒸气组成(3)冷液体进料q=1.2提馏段每层塔板上升蒸气的流量及塔釜的汽相回流比R′(4)写出提馏段操作线方程(5)塔釜上一层塔板下降的液体。1.逐板计算法相平衡x1精馏线y2xmx2相平衡提馏线y1=xD…相平衡(xnxf)ym相平衡(xNxW)xn…相平衡xN理论塔板数NT=N-1，再沸器相当于一块理论塔板。全冷凝y1=xD=x0五.理论塔板数的求法2.图解法图解法①相平衡线y-x，连对角线②精馏段操作线过两点)1,0(),,(RxCxxDDDD④提馏段操作线过两点(xW,xW)和精馏与q线方程的交点③q线过一点(xF,xF)泡点进料q=111qxxqqyF⑤y1=xD，塔顶点作水平线交相平衡线，作垂线交精馏段xnxq，平衡线与提馏段之间作梯级xmxW为止。⑥梯级数（含再沸器）为所求的理论塔板数NT，跨过两操作线交点的板为最佳进料板xWxFxD1RxD01.01.0xy1109876543210987654xWxFxD1RxD01.01.0xy132NT=10-1=9(不含再沸器)第5块最佳进料板例4-8某连续精馏塔分离正戊烷-正己烷，已知xF=0.40，xD=0.95，xW=0.05，q=1.22，（1）R=2.0，试用逐板计算法计算所需的理论塔板数=2.92。与最佳进料板位置，（2）R=1.6。试用图解法计算所需的理论塔板数与进料板位置，汽液相平衡数据见例4-1。xFR减少，理论塔板数NT增加第四节回流比的影响及选择xW154321.0yxFxD1.0x0R=∞，NT最少一.全回流和最少理论塔板数lg)]1()1lg[(minWWDDxxxxNNNN121芬斯克方程例4-9分离正庚烷与正辛烷的混合液(正庚烷为易挥)，xF=0.45，xD=0.95，xW=0.05,均为摩尔分数。汽液相平衡数据(总压为101.33kPa)如表温度/℃98.4105110115120125.6x摩尔分数1.00.6560.4870.3110.1570.0y摩尔分数1.00.8100.6730.4910.2800.0温度/℃正庚烷p0A/kPa正辛烷p0B/kPa98.4101.344.4125.6205.3101.3试求全回流和最少理论塔板数(1)图解法(2)芬斯克方程。正庚烷与正辛烷的饱和蒸汽压数据如下二.最小回流比phDFyPxFxDxw1RxDxP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p点前后气液两相浓度没有变化，即无增浓作用。所以此区称作恒浓区，p点叫夹紧点。Rmin，NT=∞作图法：pph1phminminDDxyRDRxx理想物系平衡线phDFyPxFxDxw1RxDxPpppDxyyxRmin最小回流比的计算gdagRR1minmingg非理想物系平衡线例4-10正戊烷-正己烷混合液(理想溶液)连续精馏xF=0.4，xD=0.98(均为摩尔分数)，已知平均相对挥发度2.92。试计算3种进料状态下的最小回流比(1)冷液体进料q=1.2(2)饱和液体进料q=1(3)气液混合物进料，进料温度55℃。R=(1.1~2.0)Rmin三.适宜回流比四.理论板的简捷计算方法pppDxyyxRminlg)]1()1lg[(minWWDDxxxxNN和Nmin(包括蒸馏釜)例4-11分离正庚烷与正辛烷溶液，饱和液体进料，xF=0.45，xD=0.95，xW=0.05(均为摩尔分数)，在例6-12中已求出最少理论塔板数Nmin=7.69，y-x平衡曲线如图6-33所示。取回流比R=1.5Rmin，试用简捷法求理论塔板（包括蒸馏釜）。