化工原理——蒸馏

1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2蒸馏在化工生产中的应用•分离多组分混合物；•某一组分的提纯；•有用组分的回收。目的：广泛性：•液体混合物；•气体混合物；•固体混合物。345蒸馏过程的分离依据依据：蒸馏是利用混合物中各组分挥发性的差异。易挥发组分(或轻组分):挥发性高的组分，以A表示；难挥发组分(或重组分):挥发性低的组分，以B表示。蒸馏过程液体混合物加热部分汽化液相：xA,xB汽相：yA,yB液相冷凝6必有：yAxA,yBxB即：BABAxxyy蒸馏过程的分类方法简单蒸馏按蒸馏方式：平衡蒸馏精馏特殊精馏7常压蒸馏按操作压力：加压蒸馏减压（真空）蒸馏间歇蒸馏连续蒸馏按操作方式：普通蒸馏特殊蒸馏按分离难易：按物系的组分数双组分蒸馏多组分蒸馏8第一节双组分溶液的气液相平衡一、溶液的蒸气压与拉乌尔定律二、理性溶液气液相平衡三、非理想溶液气液相平衡9一、溶液的蒸气压与拉乌尔定律密闭容器内，一定温度，纯组分液体的气液两相达到平衡状态，饱和状态。蒸汽为饱和蒸汽，其压力为饱和蒸汽压（蒸气压）。ctB-Aplg0Antoine方程：po—纯组分液体的饱和蒸汽压，kPaA、B、C—纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa10理想溶液与拉乌尔定律拉乌尔定律：在一定温度下，汽相中任一组分的分压等于此纯组分在该温度下的蒸汽压乘以它在溶液中的摩尔分率。理想溶液：微观：fAB=fAA=fBB；宏观：体积和不变，无热效应。pA=pAoxApB=pBoxB=pBo（1-xA）11pA、pB—溶液上方A和B两组分的平衡分压，Papao、pBo—同温度下，纯组分A和B的饱和蒸汽压，Pa；xA、xB—分别为混合液组分A和B的摩尔分率二、理想溶液气液相平衡（一）理想溶液t~y~x关系式理想液体pA=pAoxApB=pBoxB=pBo（1-xA）理想气体)1(0000ABAABBAABAxpxpxpxpppp12——汽液两相平衡组成间的关系AAAAxppyp0)()()(000tftftfpppppxBABBABA——泡点方程AAAxPpy0)()()()(00000tftftfpptfppppPpxPpyBABABABAAAA—露点方程AAAxPpy013（二）t~y~x图与y~x图三个区：液相区，过冷液体气相区，过热蒸汽两相区，气液共存两相区特点：两相温度相同yx两条线：液相线（泡点线）气相线（露点线）组成相同，t露点t泡点14•对角线y=x为辅助曲线，yx，平衡线在对角线之上；•x~y线上各点温度不同；•平衡线离对角线越远，挥发性差异越大，物系越易分离。15压力对t~xA（yA）图及x~y图的影响压力增加，平衡线靠近对角线，分离难度大16（三）相对挥发度与理想溶液的y－x关系组分的挥发度:是该物质挥发难易程度的标志，表示。pA、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在液相中的摩尔分率。BBBAAAxpxp,混合液某组分挥发度:1.挥发度纯组分的挥发度：=pAo17理想溶液则:oBBBoBBBBoAAAoAAAApxxpxppxxpxp2.相对挥发度(以α表示)BBAABAxpxp理想气体：BBAAxyxyBABAxxyy或：一般物系：183.理想溶液的气液相平衡方程式AByy1ABxx1BABAxxyy代入xxy)1(1——相平衡方程讨论:•α的物理意义：汽相中两组分组成之比是液相中两组分组成之比的倍数。•其值标志着分离的难易程度。19•若α=1，则普通蒸馏方式将无法分离此混合物。•α1,则重新定义轻组分与重组分，使α1。•平均相对挥发度αm。釜顶m三、非理想溶液气液相平衡（一）对拉乌尔定律有正偏差的溶液（1）无恒沸点的溶液如甲醇-水溶液pApA理，pBpB理，介于pAo、pBo之间。20（2）有最低恒沸点的溶液如乙醇-水（二）对拉乌尔溶液有负偏差的溶液（1）无恒沸点溶液如氯仿-苯溶液pApA理，pBpB理，介于pao、pBo之间。21（2）有最高恒沸点的溶液如硝酸-水溶液22第二节蒸馏与精馏原理二、精馏原理一、简单蒸馏与平衡蒸馏23（一）简单蒸馏（微分蒸馏）y原料液x蒸气xD1xD2xD3冷凝器特点：间歇、非定态，R=0一、简单蒸馏与平衡蒸馏24（二）平衡蒸馏特点：1.可连续；2.定态；3.单级。分离器塔顶产品yAxA加热器原料液塔底产品Q减压阀25二、精馏原理（一）精馏塔内气液两相的流动、传热与传质26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。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27yn-1*xn+1*n+1nn-1tn+1tntn-111nnttxn-1yn+1xnyn1*1nnyy1*1nnxx（二）塔板上气液两相的传质与传热2811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理论级：离开该级的气液两相组成相平衡。29问题：1.精馏过程的能耗在何处？2.无液相回流，分离结果如何？3.无气相回流，分离结果如何？（三）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)30第三节双组分连续精馏的计算与分析一、全塔物料衡算二、恒摩尔流量的假定三、进料热状态参数q四、操作线方程与q线方程五、理论板数的计算六、回流比与进料热状态对精馏的影响九、精馏塔的操作计算八、理论板数的捷算法计算七、塔顶回流比的选择31设计目标：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。32一、全塔物料衡算单位时间为基准总物料衡算：F=D+W易挥发组分物料衡算：FxF=DxD+WxWF、D、W：kmol/sxF、xD、xW：摩尔分数F,xFD,xDW,xW33分离要求的不同形式：2）组分回收率：%100AFDFxDx1）规定xD、xW%100)1()1(BFWxFxW二、恒摩尔流量的假定1.恒摩尔流假定34即：V1=V2=……V=常数V1’=V2’=……V’=常数V------精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h;V’-----提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h。（1）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。但两段的上升蒸汽的摩尔流量不一定相等。35即：L1=L2=······L=常数L1’=L2’=······L’=常数但两段下降的液体摩尔流量不一定相等。式中：L------精馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h;L’-----提馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h。（2）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。362.恒摩尔流假设适用条件•两组分的摩尔汽化潜热相等；•两相接触因温度不同交换的显热忽略不计；•塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。37三、进料热状态参数q泡点ttF过冷液体P泡点ttF饱和液体C露点泡点tttF汽液混合物G露点ttF饱和蒸汽D露点ttF过热蒸汽HH'LLqF''LVVLFFqLL'(1)'VVqF38FLV’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FqVV)1(＝qFLL39FLV’L’V过热蒸汽进料LL'FVV'FLV’L’V饱和蒸汽进料FVVLL40（一）精馏段操作线方程总物料衡算：V=L+D易挥发组分的物料衡算：Vyn+1=Lxn+DxDDnnxVDxVLy1精馏段的操作线方程四、操作线方程与q线方程41DnnxDDDLDDxDDDLDLy//////1令R=L/D，R称为回流比DnnxRxRRy1111精馏段的操作线方程（二）提馏段操作线方程总物料衡算：WVL''易挥发组分：WmmWxyVxL1''精馏段的操作线方程42WmmxVWxVLy'''11'''mmWVWWyxxVV11'''////mmWV111'''mmWRyxxRR''/RVW——塔釜的气相回流比43（三）塔釜气相回流比R’与塔顶液相回流比R及进料热状态参数q的关系11'RWRDqF1RRD(1)'VVqF''/RVW11'//RRDWqFWFWDFxxDWxxDWDFxxFWxx44（四）操作线的绘制与q线方程11'FWDWDFDFxxxxRRqxxxx1.精馏段操作线斜率:VL1RR截距:1DRxyx1DRxxD操作线为过点（xD，xD）45xW过点（xW，xW）''VL斜率截距:V'W-WxyxxD1DRxxFDIf2.提馏段操作线FW3.两操作线交点坐标与q线方程4611'//RRDWqFW111'''mmWRyxxRRFDWFxDxWx11FDfFDfRxqxxRqRxqxyRq两操作线交点坐标q线方程11Fqxxqqy47L与L’(1)冷液q1FLL''VV(2)饱和液体q＝1FLL''VV(3)气液混合0q1LL''VV(4)饱和蒸汽q＝0LL'FVV'(5)过热蒸汽q0LL'FVV'进料状况q值q线位置V与V’48q线对两操作线的影响对精馏操作线无影响，对提馏操作线有影响，q提馏操作线斜率推动力。49五、理论板数计算（一）理论板数的图解法计算梯级的物理意义理论板上浓度特征：xnyn相平衡，落到平衡线上。某截面浓度特征：xnyn+1操作关系，落到操作线上。50图解法求理论板数讨论：无关；与、、、、、FxxRqxfNWDFT)(TNVLVL''、一定，确定最佳进料位置•最优进料位置：塔内汽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。5152（二）理论板数的逐板计算法全凝器泡点回流泡点进料间接蒸汽加热F,xFD,xDW,xWyWm-112nx1x2xnxm-1y2y1ym-1精馏段：y1=xD1x平衡关系2y操作关系2x平衡关系Fxxn精馏段塔板数：n-1n——平衡关系的次数53提馏段：平衡关系：操作关系：DnnxVDxVLy1DnnxRxRRy1111或nnnyyx)1('1nxx'2y操作关系'2x平衡关系'3y操作关系Wmxx'提馏段塔板数：m-1(不含再沸器）54平衡关系：操作关系：nnnyyx)1(WmmxVWxVLy'''1WmmxWqFLWxWqFLqFLy1或注意：•塔顶分凝器与冷凝器，分凝器相当于一块理论板.精馏段塔板数：n-1-1D,xD=y0Іy1y0x055六、回流比与进料热状态对精馏过程的影响QFQDQWQcQ’QvQRQB①q一定，R↑R’、V、V’、L、L’都↑CcQrV'BbQrVCQBQ（一）R、q和R’对冷凝器和蒸馏釜的热负荷影响56③R’一定，QB一定，QF↑（q↓）FBQQ一定分离任务一定，热进料，减少塔釜负荷总输入热量一定，塔釜输入热量多，有利传质传热R↑,