6第六章 蒸馏

第六章蒸馏化工单元操作教学课件一.蒸馏操作在化工生产中的应用用于均相液体混合物的分离,达到提纯或回收组分的目的。二.蒸馏分离的依据利用液体混合物中各组分挥发能力的差异。三.蒸馏操作的分类1.操作方式:简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏。2.压力：常压、真空、加压。3.组分：双组分、多组分。4.连续性：间歇、连续。第二节双组分溶液的气液平衡6-1溶液的蒸汽压及拉乌尔定律**溶液的蒸汽压与纯组分时不同一.气液相平衡：单位时间从液相进入气相的分子数与从气相进入液相的分子数相等。理想溶液：fAA=fBB=fAB非理想溶液：fAA≠fBB≠fAB二.拉乌尔定律在一定温度下,气相中任一组分的分压等于此纯组分在该温度下的蒸汽压与它在溶液中的摩尔分率的乘积。PA=PA0xA6-2温度组成图（t-x-y）P=pA+pB=pA0x+pB0（1-x）ABCD000BABApppPxPxpPpyAoAAAEt1t2t3t4t5tx（y）液相线（泡点线）气相线（露点线）pA=PyA6-3气液相平衡图（y-x图）t-x-y图y-x图t1t2x1x2y1y2y1y2x1x26-4双组分非理想溶液乙醇-水硝酸-水ttyxyxyyxx6-5挥发度及相对挥发度一、挥发度：在一定温度下，混合液的某组分在气相中的分压与平衡时液相中的摩尔分率之比。νA=pA/xAνB=pB/xBνA、νB—组分A、B的挥发度。对理想溶液，符合拉乌尔定律νA=pA/xA=pA0xA/xA=pA0νB=pB0**理想溶液中,各组分的挥发度等于其饱和蒸汽压.二、相对挥发度相对挥发度定义：溶液中两组分挥发度之比三、气液相平衡方程BABBAAxpxp//压力不太高时BBAAxypxyp//BABAxxyy00/BApp理想溶液AAyy1AAAAxxyy11AAAxxy111xxy)1(1AAxx1例6-2已知正戊烷及正己烷在不同温度下的饱和蒸汽压，求平均相对挥发度。解：理想溶液的平均相对挥发度可用平均温度下的饱和蒸汽压求取:正戊烷及正己烷的沸点分别为36.1℃和68.7℃平均温度t=(36.1+68.7)/2=52.4℃50℃pA0=159.16pB0=54.04α1=pA0/pB0=159.16/54.04=2.9555℃pA0=185.18pB0=64.44α2=pA0/pB0=185.18/64.44=2.87α=(2.95+2.87)/2=2.91相平衡方程xxxxy91.1191.2)1(1内插法求52.4度时的相对挥发度t1=50℃α1=2.95t2=55℃α2=2.87)(1121ttt)504.52(595.287.295.291.2t=52.4℃第三节蒸馏及精馏原理6-6简单蒸馏及平衡精馏适用于：1.沸点差较大的混合液；2.分离含量要求不高的情况；3.粗加工过程。特点：一次加料，釜内及馏出液的含量不断变化，得不到纯组分。——不稳定过程。一、简单蒸馏FW1D2D3D第三节蒸馏及精馏原理6-6简单蒸馏及平衡精馏二、平衡蒸馏（闪蒸）特点：低温沸腾、放出的显热作为气化的潜热、平衡产物含量不高、产物含量不随时间变化。适用于：粗略分离的物料。FDW6-7精馏原理一、多次部分气化、部分冷凝xtA1A2A3A4A1B2B3B4B原料0V冷凝器1V2V1L2L加热器加热器冷凝器加热器'0L'1V'1L'2L'2V0V1V2V1L2L加热器'0L'1V'1L'2L'2V15N二、塔板的作用x1＞x2＞x3＞x4t4＞t3＞t2＞t1A1A2A3A4A1B2B3B4B1x2x3x4x12341y2y3y4yy1＞y2＞y3＞y4三、精馏塔的精馏过程馏出液—塔顶产品回馏液全凝器部分冷凝器再沸器加料板精馏段提馏段FxF进料1yV全凝器DxDLWyV'WxW水蒸气再沸器冷凝水第四节双组分连续精馏塔的计算6-8全塔物料衡算全塔物料衡算:F=D+W全塔轻组分物料衡算（易挥发组分）FxF=DxD+WxW塔顶易挥发组分回收率η=DxD/FxF塔釜难挥发组分回收率FxFDxDLWxW)1(WxWFD/采出率)1(FxF将5000kg/h含正戊烷0.4(摩尔分率)的正戊烷正己烷混合液在连续精馏塔内分离,馏出液含正戊烷0.98,釜液含正戊烷不高于0.03,求馏出液、釜液的流量及塔顶易挥发组分的回收率。解：正戊烷M=72正己烷M=86MF=0.4×72+0.6×86=80.4F=5000/80.4=62.2kmol/hD=24.62kmol/hW=37.62kmol/h98.06.24WDFWD2.62WD03.098.04.02.62WDfWxDxFx4.02.62%976-9理论板的概念及恒摩尔流假设一、理论板的概念理论板：离开塔板的蒸气和液体呈平衡的塔板。1、恒摩尔气化V1=V2=V3=······=VV1’=V2’=V3’=······=V’2、恒摩尔溢流L1=L2=L3=······=LL1’=L2’=L3’=······=L’nnxny1nynnnxxy)1(1二、恒摩尔流假设V'VL'L三、恒摩尔流假设的条件1、各组分的摩尔潜热相同;2、因温度不同,气液接触交换的显热可忽略;3、保温良好。6-10操作线方程一、精馏段操作线方程精馏段总物料衡算V=L+D精馏段轻组分物料衡算Vyn+1=Lxn+DxDV=L+DDxDLn1V1ny1y1xnxnyLVDnnxDLDxDLLy1DnnxDDDLDDxDDDLDLy//////1**精馏段操作线方程的意义：在一定的操作条件下，从任一塔板（n）向下流的液体组成xn与相邻的下一块塔板（n+1）上升蒸汽组成yn+1之间的关系。L=RDV=L+D=（R+1）DDnnxDDDLDDxDDDLDLy//////1RDL/令111RxxRRyDnn例6-4氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内分离，要求馏出液氯仿浓度为0.95(摩尔分率)，流量为50kg/h，顶为全凝器，平均相对挥发度为1.6，回流比为2。求:(1)由上向下数第一块塔板下降的液体组成;(2)第二块塔板上升蒸气组成。(3)精馏段各板上升蒸气量及下降的液体量;解：(1)y1=xD=0.95111)1(1xxy11)16.1(16.195.0xx92.01x1yDx1x2y2xDxRxRRy11112(2)12950920122..93.0（3）V（质）=(R+1)D=(2+1)×50=150kg/hM氯访=119.35kg/kmolM四氯化碳=153.8kg/kmolMm=0.95×119.35+0.05×153.8=121.1kg/kmolV=150/121.1=1.24kmol/hL（质）=R﹒D=2×50=100kg/hL=100/121.1=0.826kmol/h问题:下面说法是否正确?①根据恒摩尔流假设,每块塔版回流液的量应皆为100kg/h;②根据恒摩尔流假设,每块塔版回流液的量应皆为0.826kmol/h;二、提馏段操作线方程L’=V’+WV’=L’-WL’xm=V’ym+1+WxWWxWmWy1my'VWmmxVWxVLy'''1WmxWLWxWLL''''L1mmx一、进料热状态参数五种进料热状态1、冷液进料;2、泡点进料（饱和液体进料）;3、气液混合物进料;4、露点进料（饱和气体进料）;5、过热蒸气进料;6—12进料热状态的影响和q线方程hf-1≈hf=hHF≈HF+1=HFhF+V’H+Lh=VH+L’h(V-V’)H=FhF–(L’-L)h[F-(L’-L)]H=FhF-(L’-L)hFH-(L’-L)H=FhF-(L’-L)hF(H-hF)=(L’-L)(H–h)F+V’+L=V+L’V-V’=F-(L’-L)加料板热量衡算FhF+V’HF+1+Lhf-1=VHF+L’hfFFhxF1fhLfhL'1'FHVFHVhHhHFFL'Lq加料板物料衡算qFLLhHhHF'H—饱和蒸气的焓;h—饱和液体的焓；hf—料液的焓。q—为每千摩尔料液气化为蒸气的热量与进料的摩尔气化热的比值。其值表示：进料中液体量占总进料量的分率。q=（Cp△t+γ）/γL’=L+qFV-V’=F-(L’–L)V’=V-F+（L+qF-L）=V-（1-q）FV’=V+（q-1）Fq值与V、V’、L、L’的关系1、冷液进料q＞1V＜V’L’＞L+F2、泡点进料q=1V=V’L’=L+F3、气液混合物进料1＞q＞0V＞V’L’＜L+F4、露点进料q=0V=V’+FL’=L5、过热蒸气进料q＜0V＞V’L’＜LL'LV'VFq=（Cp△t+γ）/γ将L’=L+Fq代入提馏段方程例6-5正戊烷与正己烷混合液用精馏方法分离,进料含量0.4,釜液含量0.03,进料平均摩尔质量为80.4,原料进塔温度为20℃,求进料的热状态参数。解:由相平衡线查出泡点温度为51℃,因进料温度低于泡点温度,因此为冷液进料。查51℃正戊烷γc5=330kJ/kg=23800kJ/kmolWmmxWFqLWxWFqLFqLy1WmmxWLWxWLLy'''1正己烷γc6=340kJ/kg=29200kJ/kmolγm=23800×0.4+29200×0.6=27000kJ/kmol进料平均温度t=(20+51)/2=35.5℃,查得:Cpc5=2.45kJ/kg.k=179kJ/kmol.kCpc6=2.3kJ/kg.k=198kJ/kmol.kCpm=179×0.4+198×0.6=190kJ/kmol.ktCpq22.127000)2051(19027000q二、q线方程(加料板操作线方程)q线方程应为精馏段操作线与提馏段操作线的交点轨迹坐标方程.精馏段操作线方程Vy=Lx+DxD(1)提馏段操作线方程V’y=L’x-WxW(2)11qxxqqyF(2)-(1)(V’-V)y=(L’-L)x-(WxW+DxD)V’=V+(q–1)FL’=L+qFWxW+DxD＝FxF(q–1)Fy=qFx-FxF三.三条操作线的画法1.精馏段操作线当xn=xDyn+1=xD1RxD截距DnnxRxRRy11111RxDDx二.加料板操作线(q线)11qxxqqyFFx1qq斜率Fxx设Fxy则1、冷液进料q＞12、泡点进料q=13、气液进料1＞q＞04、露点进料q=05、过热蒸气q＜03.提馏段操作线由精馏段操作线和q线的交点得提馏段操作线上的一点。Dx1RxDWmmxWLWxWLLy'''1FxWxWmxxWmxy6-11理论板数的确定FxFDxDL1y2y2xnx1my1mxmxWyWxW1x)1(111RxxRRyDnn)2('''1WmmxWLWxWLLy)3()1(1xxy)3()1(1x2y)3()1()3()2()2(2x3y1my2my1mxnxFxmxWx1yxD一.逐板计算法N=n+m-1二、图解法步骤:1.画相平衡线和三条操作线；2.作阶梯。Dx1RxDFx1qqWx9理论板数5加料板12345678910'1),(111yx),('121yx),(222yx'2),('232yx三、进料热状态的影响1、q↓提馏段操作线靠近相平衡线,则：所需理论板数N↑.2、由热量衡算得：Q进+Q釜-Q冷凝=QD+QW当R一定,V一定,Q冷凝一定，则:①Q进↑,Q釜↓,N↑②Q进↓,Q釜↑,N↓3、Q釜一定,QD一定，QW一定，则q↓，Q进↑，Q冷凝↑，L↑，R↑，N↓四、不同条件下理论板计算——直接蒸汽加热条件:1.混合液为水溶液；2.水为难挥发组分，