生物技术专业之化工原理课件第六章 精馏

,单击此处编辑母版标题样式,单击此处编辑母版文本样式,第二级,第三级,第四级,第五级,*,*,化 工 原 理,Unit Operations of Chemical Engineering,湖北师院卢 莲 英,应用化工技术专业,9/14/2024,1,第六章 蒸馏 Distillation,9/14/2024,2,第六章 蒸馏 .学习要求,1、内容提要,说明精馏的根本原理，然后通过物料衡算导出精馏塔的精馏段和提馏段操作线方程，泡点进料线方程，进而讨论精馏塔理论塔板数和实际塔板数的计数原理和方法；,回流比对精馏操作的影响与选择，最后对精馏设备作简单介绍。,9/14/2024,3,2、学习指导,(1)明确相对挥发度、理论塔板的概念；,(2)了解精馏原理；熟悉t-x-y和x-y相图；,(3)掌握连续稳定精馏塔的物料衡算及操作线方程；,(4)掌握泡点进料时理论塔板数的求算方法逐板法和图解法；,(5)了解回流比、进料状态对精馏的影响及板式塔的根本结构。,3、授课学时,讲授12学时,9/14/2024,4,第六章 蒸馏,概述,第一节 双组分溶液的气液平衡,第二节 蒸馏及精馏原理,第三节 双组分连续精馏塔的计算,第四节 间歇精馏,第五节 恒沸精馏与萃取精馏,第六节 板式塔,9/14/2024,5,概述Introduction,一、蒸馏操作在化工生产中的应用,二、蒸馏别离的依据,三、蒸馏分类,主目录,9/14/2024,6,闪蒸罐,塔顶产品,y,A,x,A,加热器,原料液,塔底产品,Q,减压阀,用于均相液体混合物的别离,到达提纯或回收组分的目的。图6-1,一、蒸馏操作在化工生产中的应用,主目录,次目录,9/14/2024,7,图6-2,主目录,次目录,9/14/2024,8,二、蒸馏别离的依据,吸收操作中 那么采用从外界引入另一相物质吸收剂的方法形成两相系统。,处理对象：气体混合物,别离依据：溶解度不同,蒸馏操作中采用改变状态参数的方法如加热与冷却，使混合物系内部产生出第二个物相。,处理对象：液体混合物,别离依据：沸点不同挥发度不同,主目录,次目录,9/14/2024,9,精馏,精馏操作中液相的屡次局部气化与气相的屡次局部冷凝同时发生，每层塔板上的液体和蒸气都处于接近饱和的温度之下。,蒸馏一次汽化，一次冷凝,精馏传质：在相界面两侧，轻、重组分同时地向着彼此相反的方向传递，即气相中的重组分向着液相一侧传递过去，液相中的轻组分那么向着气相一侧传递过来.,吸收传质：只有溶质分子由气相进入液相的单向传递，而气相中的惰性组分及液相中的溶剂组分那么处于“停滞状态。,主目录,次目录,9/14/2024,10,1、按操作方法分：,2、按蒸馏方法分：,简单蒸馏（分离要求不高）,平衡蒸馏（闪蒸）,精馏,特殊精馏,3、按组分数分：,双组分蒸馏,多组分蒸馏,复杂系蒸馏,4、按操作压力分：,常压,减压（热敏性物料）,加压,连续蒸馏,间歇蒸馏,本章主要讨论常压下双组分连续精馏,三、蒸馏分类,主目录,次目录,9/14/2024,11,第一节 双组分溶液的气液平衡,一、溶液的蒸汽压及拉乌尔定律,二、理想溶液汽液相平衡,三、非理想溶液汽液相平衡,主目录,9/14/2024,12,蒸馏是气液两相间的传质过程；,组分在两相中的浓度组成偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小，传质过程以两相到达相平衡为极限；,气液相平衡是分析蒸馏原理和进行蒸馏设备计算的理论根底。,主目录,次目录,9/14/2024,13,一、溶液的蒸汽压及拉乌尔定律,(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。,易挥发组分,:,通常将沸点低的组分称为易挥发组分。,难挥发组分,：,通常将沸点高的组分称为难挥发组分。,理想溶液,：,在这种溶液内，组分A、B分子间作用力a,AB,与纯组分A的分子间作用力a,AA,或纯组分B的分子间作用力a,BB,相等。,主目录,次目录,9/14/2024,14,(二)拉乌尔定律,Raoults law,拉乌尔定律,：在一定温度下，溶液上方某组分的平衡分压等于此组分在该温度下的饱和蒸汽压乘以其在溶液中的摩尔分率。,即,p = p,0,x,1、泡点方程,p,A,=p,A,0,x,A,p,B,= p,B,0,x,B,p = p,A,+ p,B,=p,A,0,x,A,+ p,B,0,x,B,= P,A,0,x,A,+P,B,0,(1-x,A,),主目录,次目录,9/14/2024,15,2、露点方程,用途：(1)已知泡点，计算液相组成。,(2）已知液相组成求泡点。 X=f（p,t,）,确定露点温度或气相组成,主目录,次目录,9/14/2024,16,二、理想溶液汽液相平衡,1、温度组成图6-3,二条线,：泡点线、露点线。,三个相区,：液相区、气相区、气液两相区。,两个温度,：泡点温度、露点温度,两个端点,：,t,A,、,t,B,代表纯,A,、纯,B,组分的沸点。,五种状态,：冷液体、饱和液体、气液混合物、饱和蒸汽、过热蒸汽。,杠杆定律,：求组成,主目录,次目录,9/14/2024,17,t/,C,x(y),0,1.0,露点线,泡点线,露点,泡点,x,A,y,A,x,f,气相区,液相区,两相区,t,x(y),tx,ty,过热蒸汽区,液相区,汽液,共存区,t,A,t,B,图6-3 温度组成图,主目录,次目录,9/14/2024,18,绘温度组成图txy,P = pA + pB,= pA0 x + pB01 - x,t,1,t,2,t,3,t,4,t,5,t,xy,液相线泡点线,气相线露点线,主目录,次目录,9/14/2024,19,2、 气液相平衡图yx图 equilibrium diagram,txy,图,t,1,t,2,x,1,x,2,y,1,y,2,y,1,y,2,x,1,x,2,图6-4汽液相平衡图(,y x,图),主目录,次目录,9/14/2024,20,液相组成,x,气相组成,y,1,1,0,X Y,图,平衡线位于对角线的上方；,平衡线离对角线越远，表示该溶液越易别离。,注意,：,总压对,t,-,y,-,x,关系比对,y,-,x,关系的影响大；,当总压变化不大时,总压对,y,-,x,关系的影响可以忽略不计,蒸馏中使用,y,-,x,图较,t,-,y,-,x,图更为方便。,X Y,图,主目录,次目录,9/14/2024,21,3、 挥发度及相对挥发度,(1)挥发度：表示某种溶液易挥发的程度。,假设为纯液体时，通常用其当时温度下饱和蒸气压来表示，如PA0。,假设为溶液时，各组分的挥发度，那么用它在一定温度下蒸气中的分压和与之平衡的液相中该组分的 摩尔分率之比来表示，,A = pA / xA B = pB / xB,A 、B 组分A、B 的挥发度。,对理想溶液，符合拉乌尔定律,A = pA / xA,= pA0 xA / xA,= pA0,B = pB0,* 理想溶液中, 各组分的挥发度等于其饱和蒸汽压.,主目录,次目录,9/14/2024,22,(2)相对挥发度,relative volatility,相对挥发度定义：,溶液中两组分挥发度之比。,(3)气液相平衡方程用相对挥发度表示：,可求得 x-y 关系的方程，称为气液平衡方程。,主目录,次目录,9/14/2024,23,相对挥发度的意义,其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以别离以及别离的难易程度。,当1时，表示组分A较B容易挥发， 愈大，挥发度差异愈大，别离愈容易。,当=1时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法加以别离。,小结 t-x-y 和x-y 以及相对挥发度从三个不同的角度表达了溶液的气液平衡关系 , 都能判断双组分溶液能否别离及别离的难易程度。,主目录,次目录,9/14/2024,24,三、 非理想溶液汽液相平衡,图6-5 乙醇-水的y-x图,图6-6 硝酸-水的y-x图,主目录,次目录,9/14/2024,25,(一)正偏差,1、当异分子间的排斥作用大到一定程度，会出现最高蒸汽压和相应的最低沸点，如乙醇水溶液 。切点温度， 组成为xM。,2、当排斥现象更为严重时，两组分不能互溶，以致趋于完全不溶，其蒸汽压为两层液体之和，沸点显著低于任一组分。,(二)负偏差,组分的蒸汽压比拉乌尔定律低，那么沸点或t-x线比理想溶液高。原因是异分子间的作用力aABaAA、aBB。当负偏差到达一定程度，会出现最高恒沸点，如硝酸水物系。当xM时，有最低的蒸汽压。,主目录,次目录,9/14/2024,26,(三)讨论,具有恒沸点的溶液用一般蒸馏的方法,其浓度最多到达恒沸组成。,非理想溶液不一定具有恒沸点，但有恒沸点的是明显的、偏差大的非理想溶液；具有恒沸点的溶液在总压发生改变时，恒沸组成也发生变化，p,xM。,主目录,次目录,9/14/2024,27,第二节 蒸馏及精馏原理,一、简单蒸馏,二、平衡蒸馏,三、精馏,主目录,9/14/2024,28,一、简单蒸馏,适用于：,1. 沸点差较大的混合液；,2. 别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。,图6-7 简单蒸馏示意图,主目录,次目录,9/14/2024,29,二、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：,粗略别离的物料。,图6-5,图6-8 平衡蒸馏示意图,主目录,次目录,9/14/2024,30,三、精馏 Rectification,精馏概念,精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时屡次地进行局部气化和局部冷凝，使其别离成几乎纯态组分的过程,主目录,次目录,9/14/2024,31,(一)屡次局部气化、局部冷凝,图6-9 局部气化与局部冷凝,主目录,次目录,9/14/2024,32,图6-10 屡次局部气化屡次局部冷凝示意图,主目录,次目录,9/14/2024,33,(二) 塔板的作用传质与传热,x,1, x,2, x,3, x,4,t,4, t,3, t,2, t,1,y,1, y,2, y,3, y,4,图6-11 塔操作示意图,主目录,次目录,9/14/2024,34,塔板的作用,塔板提供了汽液别离的场所。汽液两相在板上充分接触，进行传质和传热。,每一块塔板是一个混合别离器,足够多的板数可使各组分较完全别离,图6-12 塔板上气液组成示意图,主目录,次目录,9/14/2024,35,三精馏塔的精馏过程,馏出液 塔顶产品,回馏液,全凝器,局部冷凝器,再沸器,加料板,精馏段,提馏段,图6-13 连续精馏流程示意图,主目录,次目录,9/14/2024,36,精馏塔,板式塔：泡罩塔、浮阀塔、筛板塔,填料塔：塔内充填一定高度的填料,图6-14 板式塔,图6-15 浮阀塔,图6-16 泡罩塔,主目录,次目录,9/14/2024,37,四回流的作用,1、回流精馏与蒸馏的区别就在于“回流，回流包括塔顶的液相回流和塔底再沸器局部汽化造成的汽相回流。,2、回流是构成汽、液两相接触传质的必要条件，没有汽液两相的接触也就无从进行物质交换。,3、塔顶液相回流与塔底上升蒸汽(汽相回流)是精馏塔连续稳定操作的必要条件,主目录,次目录,9/14/2024,38,精馏操作时为什么必须有塔顶回流？,答：因为塔顶回流不断地补充塔板上的易挥发组分，使塔板上的汽液组成互为平衡，维持精馏操作连续稳定进行；另外回流液又是汽相中蒸汽进行局部冷凝的冷却剂，所以精馏操作必须有回流。,发散：,精馏操作时为什么必须有塔底汽相回流？,生产中加热蒸汽为什么不直接通入塔内，而是参加再沸器中？,主目录,次目录,9/14/2024,39,(五)精馏操作流程,1.连续精馏流程,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。,理论板：离开的汽液两相到达平衡状态的塔板。,再沸器：加热塔底釜残液。,冷凝器：冷凝塔顶上升蒸汽,图6-17 连续精馏流程(板式塔),主目录,次目录,9/14/2024,40,2.间歇精馏流程,原料一次参加到塔内，当釜残液到达指定组成后，精馏停止。,无提馏段。,精馏段：全部的塔段,馏出液组成不断变化，在塔底上升蒸汽量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液组成不断降低。,图6-18间歇精馏流程(板式塔),主目录,次目录,9/14/2024,41,Problems 1,P,318,:,Thank You !,主目录,9/14/2024,42,第三节 双组分连续精馏塔的计算,一、全塔物料衡算,二、理论板的概念及恒摩尔假定,三、进料热状态,四、操作线方程与q线方程,五、全凝器与再沸器物料衡算,六、理论板数的计算,七、回流比的影响与选择,八、理论板的简捷计算,九、精馏塔的热量衡算,主目录,9/14/2024,43,1.屡次局部气化、局部冷凝屡次塔板数确实定,2.为获得高纯度产品，中间加料中间何位置加料板位置,nxn的关系如何？引入理论板概念平衡关系,n1xn的关系如何？物料衡算操作关系,5.加热蒸汽及冷却水用量热量衡算,描述精馏过程的根本方法是物料衡算、热量衡算及找出表示过程特征的方程,计算引出：,主目录,次目录,9/14/2024,44,一、全塔物料衡算,全塔物料衡算:与吸收比照,总物料：F = D + W,全塔轻组分物料衡算,易挥发组分,F xF = DxD+ W xW,塔顶易挥发组分回收率,= D xD / F xF,塔釜难挥发组分回收率,图6-19 全塔物料衡算,主目录,次目录,9/14/2024,45,吸收,蒸馏,衡算范围,全塔,全塔，精馏段、提馏段、全凝器、再沸器,基准,mol/s ,比摩尔分率,mol/s，摩尔分率,衡算物质,吸收质(进出的气体量和液体量改变）,总物料、易挥发组分,分离要求,吸收率或回收率,回收率、采出率,返回,主目录,次目录,9/14/2024,46,【例6-1】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别离,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 =,86,M,F,=,Mixi,F =,= 62.2 kmol/h,D =,24.6 2 kmol / h,W=,37.62 kmol / h,改变：假设组成为质量分率呢,主目录,次目录,9/14/2024,47,二、 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,蒸气和液体组成,呈平衡的塔板,。,图6-20 理论板上气液组成示意图,主目录,次目录,9/14/2024,48,理论板不存在的原因：气液间接触面积和接触时间是有限的，难以到达平衡状态。,理论板可作为衡量实际板别离效率的依据和标准。,理论塔板的概念,( Ideal plate or tray ),主目录,次目录,9/14/2024,49,恒摩尔汽化,：,每层,塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。,精馏段:,L,1,=L,2,=L,3,=L,n,=L,=定值,提馏段:,L,1,=L,2,=L,3,=L,m,=L=,定值,但,L,与,L,不一定相等.,精馏段:,V,1,=V,2,=V,3,=V,n,=V,=定值,提馏段:,V,1,=V,2,=V,3,=V,m,=V=,定值,但,V,与,V,不一定相等.,恒摩尔溢流,：,每层,塔板溢流的液体的摩尔流量相等。,两段不一定相等，主要是与进料热状态有关,。,(二)恒摩尔流假设,主目录,次目录,9/14/2024,50,(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。,主目录,次目录,9/14/2024,51,三、,进料热状态q,1、进料热状态,1冷液体2饱和液体3气液混合物4饱和气体蒸汽5过热蒸汽,分析关键-进料状态改变后对加料板温度有何影响？,根据精馏原理，在饱和温度下易挥发组分进行局部气化，难挥发组分局部冷凝，因此，进料状态改变对加料板温度没有影响。,影响的是上升蒸汽量和下降液体量-物料流向与进料状态的对应关系见示意图 。,主目录,次目录,9/14/2024,52,2、定性分析进料状况对气液流量的影响,1冷液体 LL+F,VV,2饱和液体 L=L+F,V=V,3气液混合物VV,LV,LL,F,F,V,L,L,L,L,V,V,V,F,F,F,L,L,L,L,L,L,V,V,V,V,V,V,主目录,次目录,9/14/2024,53,3 、定量分析进料热状况的影响,IF：进料的焓 kJ/kmol,IV ，IV：进料板上下饱和蒸汽的焓,IL，IL：进料板上下饱和液体的焓,对进料板进行总物料衡算和热量衡算：,物料衡算 F+L+V=V +L 或V-V=F-L-L,热量衡算 FIF+VIV+LIL=VIV+LIL,由于液气体处于饱和状态且板上下处的气相或液相温度，组成均相近，即：IV=IV IL=IL,F,I,F,L,I,L,L I,L,V,I,V,V I,V,图6-21 加料板的组成示意图,主目录,次目录,9/14/2024,54,整理：(IV-IF)/(IV-IL)=(L-L)/F=q 进料热状况参数,物理意义：,1将1kmol原料液变成饱和蒸汽所需的热量与原料液kmol的汽化潜热之比。,2每进行1kmol料液而使提馏段中的液体回流量较精馏段增大的kmol值 。q等于液相所在分率。,进料热状态在泡点和露点之间,主目录,次目录,9/14/2024,55,4、进料热状况参数q计算,1 定义：q=(IV-IF )/IV-IL,2 当进料为液体时：,q=rc+CP(tS-tF)/rc =1+CP(tS-tF)/rc,其中：,rc：按进料组成算的平均千摩尔汽化潜热；,cp：进料的定压比热；,ts:：进料的泡点；,tF：进料温度。,主目录,次目录,9/14/2024,56,3q=(LL)/ F V=V-1-qF,物理意义：每进1kmol料液使提馏段中液体回流量较精馏段增大的kmol值。,对于饱和液体，气液混合物，饱和蒸汽 三种进料状况，q即为进料中的液相分率。,主目录,次目录,9/14/2024,57,【例6-2】 用一常压操作的连续精馏塔别离进料组成为摩尔分率的苯甲苯混合物，求在下述进料状况下的边q 值： 1气、液的摩尔流率各占一半；,2进料温度为20 ；,3进料温度为180；,数据：操作条件下苯的气化潜热为389kJ/kg，甲苯的气化潜热为360kJ/kg。苯蒸气和甲苯蒸气的平均比热为1.256 kJ/(kg),解： 1根据q为进料液相分率的定义，可直接得出q=1/2。,如果按公式计算，那么有,例题,主目录,次目录,9/14/2024,58,2原料液的气化潜热为： rm=rixi=0.4438936092=31900kJ/kmol,查苯甲苯物系在常压下的温度组成图，知组成为的进料，泡点为94 露点为100.5 。,料液的平均温度=(94+20)/2=57,由附录17查的在57下苯和甲苯的比热为1.84kJ/(kg),那么原料的平均比热为： Cp=cpixi1.84789256=158kJ/(kmol),主目录,次目录,9/14/2024,59,3进料的平均分子量为：,Mm=780.44+92,组成为的进料，其露点为100.5，那么将进料的过热蒸汽转化为饱和蒸汽应移走的热量为：,I=IF-IV=85.8,主目录,次目录,9/14/2024,60,5、操作线交点的轨迹方程 (q线方程,Vy=Lx+DxD,Vy=Lx-WxW,V-Vy=L-Lx-DxD+WxW,q-1Fy=qFx-FxF,操作线交点轨迹方程，直线方程， q线斜率q/q-1，q线过e点xF，xF,y,x,w,x,F,x,D,图6-22 进料线的作法,主目录,次目录,9/14/2024,61,6、,进料热状况对q线斜率、位置的影响,进料热状态,进料的焓I,F,q值,斜率q/（q-1）,q线在xy图上位置,冷液体,I,F,1,+,ef1(,),饱和液体,I,F,=I,L,1,ef2(,),气液混合物,I,L,I,F,I,V,0,+,ef5(,),主目录,次目录,9/14/2024,62,四、 操作线方程与q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,V y,n+1,=Lx,n,+,D x,D,V=L+D,主目录,次目录,9/14/2024,63,* 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y n+1之间的关系。,L = R D V = L+ D =R + 1D,主目录,次目录,9/14/2024,64,平衡关系,：离开,气、液体组成,操作关系,：进入、离开,气、液组成,主目录,次目录,9/14/2024,65,Problems 2,P,319,:,Thank You !,主目录,次目录,9/14/2024,66,(二)提馏段操作线方程,总物料：,L= V + W,易挥发组分：,Lx,m,= V y,m+1,+ Wx,W,主目录,次目录,9/14/2024,67,物理意义：在一定操作条件下，从提馏段内自任意第m层板下降液体组成Xm与其相邻的下层板第m+1层上升蒸汽组成Ym+1之间的关系。,根据恒摩尔流的假定，L为定值，在操作稳定时，W和XW也为定值，表示的是一条直线方程。,L除与L有关，还受进料量和进料热状况的影响。,L=L+qF,V=V-1-qF,主目录,次目录,9/14/2024,68,(三),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,V y = Lx + D x,D,(1),提馏段操作线方程,V y = L x - W x,W,(2),(2) - (1),(,V- V,),y,=,(,L- L,),x -,(,W x,W,+ D x,D,),V =V +,(,q 1,),F L = L+ qF,W x,W,+ D x,D,F x,F,(,q 1,),Fy = q Fx - F x,F,主目录,次目录,9/14/2024,69,(四) 三条线的画法二点法,1.,精馏段操作线,斜率R/R+1,特征点： a( xd ,xd),b(0,xd/(R+1),a,b,图6-23 操作线的作法,主目录,次目录,9/14/2024,70,2.加料板进料线(,q,线),1,、冷液进料,q,1,2,、泡点进料,q,= 1,3,、气液进料,1,q,0,4、露点进料,q,= 0,5、过热蒸气,q,0,e,特征点,e(x,f,x,f,),图6-24 q线在y-x图上,主目录,次目录,9/14/2024,71,3. 提馏段操作线,ym+1=L/(L-W)xm-,W/(L-W) xw,截距： L/(L-W) xw,斜率： L /L-W,特征点：c(xw；xw),由精馏段操作线和q,线的交点得提馏段操作线,上的一点。,d,c,图6-25 提馏段操作线的作法,主目录,次目录,9/14/2024,72,进料热状况对精馏操作过程的影响,值对q线的影响。,2.q值愈大，即进料愈冷，精馏段愈短，操作过程较早地转入提馏段，此时两操作线与平衡线距离愈远，因而有利于别离；,3.q值不同，不改变精馏段操作线的位置，仅改变了提馏段操作线的位置。,f,1,f,2,f,3,f,4,f,5,y,x,F,e,x,D,x,W,a,b,c,d,主目录,次目录,9/14/2024,73,五、全凝器与再沸器物料衡算,1、全凝器,总物料：VLD,易挥发：y1=xl=xd,2、再沸器相当于一块塔板的作用,总物料：LWV,易挥发：Lxl=Wxw+Vyv,3、假设为分凝器，那么同样相当于一块塔板作用,主目录,次目录,9/14/2024,74,【例6-3】氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内别离，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，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。,主目录,次目录,9/14/2024,75,解,：(1),y,1,= x,D,=,(2),主目录,次目录,9/14/2024,76,3,M氯访= kg / kmol,M四氯化碳 = 153.8kg / kmol,Mm=,=121.1 kg / kmol,D = kmol / h,L= RD = kmol / h,V = DL1.2387 kmol / h,主目录,次目录,9/14/2024,77,【例6-4】别离乙醇水溶液的精馏塔，进料量为100kmol/h，进料温度为60，含乙醇10%(摩尔分率，下同)，回流比为2。要求馏出液中含乙醇87%，且乙醇回收率到达98%，计算塔顶、塔底产品量及其釜液组成。精馏段和提馏段上升蒸汽及下降液体量。10%乙醇泡点为86。,【解】 1.,主目录,次目录,9/14/2024,78,主目录,次目录,9/14/2024,79,【例6-5】,在双组分连续精馏塔中精馏段的某一理论板,n,上，进入该板的气相组成为,0.8(,摩尔分率，下同,),，离开该板的液相组成为，物系相对挥发度为，气液比为,2,1,，计算离开该板的气相组成和进入该板的液相组成。,？,？,n,n+1,x,n,x,n+1,y,n,y,n+1,x,n-1,主目录,次目录,9/14/2024,80,六、理论板数计算,理论板仅是作为衡量实际板别离效率的依据和标准，它是一种理想板。,逐板计算法,图解法,简捷法(吉利兰图法),主目录,次目录,9/14/2024,81,(一)逐板计算法,N = n + m -,1,主目录,次目录,9/14/2024,82,逐板计算法,x,D,= y,1,由气液平衡,x1,由操作线方程,y2,依此类推至,x,n,x,F,按提馏段操作线方程,由,x,F,= x,1,y,2,由气液平衡,x,2,依此类推至,x,n,x,W,主目录,次目录,9/14/2024,83,【例6-6】苯甲苯混合液，含苯mol%)，用精馏别离。要求塔顶产品组成xD=0.95,塔底产品组成xW=0.05,选用.0,泡点进料，2.45, 试用逐板法求T。,解：列出计算式：,a气液平衡关系式,b)精馏段操作线方程，xD=0.95,R=2.0,所以：,0.667x+0.317,主目录,次目录,9/14/2024,84,(c)提馏段操作线方程,设100mol/s ,根据全塔物料衡算：,得：,泡点进料时提馏段操作线方程,主目录,次目录,9/14/2024,85,如此逐板求得精馏段各塔板的y和x列表如下：,塔板数,1,2,3,4,5,y,0.95,0.908,0.851,0.784,0.715,x,0.886,0.801,0.700,0.597,0.506,用逐板法计算板数,精馏数第一块板：因,y,1,=,xD,=0.95x,1,=y,1,1,第二块板：,y,2,1,+0.317=0.908,主目录,次目录,9/14/2024,86,(b)提馏段由于x,F,，而x,5,，故第五块板以后改用提馏段操作线方程计算。第6块板：y,65,-0.017=1.330.506-0.017=0.685x,6,=y,66,)=0.658/(2.45-1.450.658)=0.440如此逐板求得提馏段各塔板的y和x列表如下：,塔板数,6,7,8,9,10,11,y,0.658,0.569,0.449,0.315,0.194,0.101,x,0.440,0.350,0.249,0.158,0.089,0.044,x11=0.044 xw=0.05故：NT=11-1=10块不含再沸器,主目录,次目录,9/14/2024,87,步骤: 1.画相平衡线和三条操作线；2. 作 阶梯。,(二)图解法,图6-26,主目录,次目录,9/14/2024,88,梯级的物理意义,x,n,y,n,符合平衡关系，由2点表示,主目录,次目录,9/14/2024,89,三 适宜进料位置的选择,在图解求理论塔板的过程中，当某阶梯跨过两操作线的交点时，应变更操作线。跨过交点的阶梯即代表适宜的加料板的位置逐板计算也相同，这是因为对一定的别离任务而言，如此作图所需的理论塔板数最少。不改换操作线或提早更换操作线都会使理论塔板数增加。,主目录,次目录,9/14/2024,90,图6-27 a 进料位置过低,图6-27b 进料位置过高,主目录,次目录,9/14/2024,91,影响塔板效率的因素,：,传质系数、传质推动力、传质面积、接触时间、物料特性等。,理论塔板的概念,：,别离的实际情况：由于气液两相接触时间、接触面积有限，因此在实际别离过程中不存在理论塔板，完成一定任务所需的实际塔板数比理论塔板数多。,塔板效率,：,理论塔板数,N,T,与实际塔板数,N,R,之比称为塔板效率，用,E,T,表示。,式中,E,T,称为全塔效率或总板效率,注：计算塔板数时应圆整，如 7/0.6=11.7 12,实际塔板数与塔板效率,主目录,次目录,9/14/2024,92,Problems 3,P,319,:,Exercise no.6-13(x,1,Thank You !,主目录,次目录,9/14/2024,93,几种精馏的特殊情况:,1、直接蒸汽加热,适用于别离轻组分水混合液，水作重组分，釜残液排弃时。,V,L,F,V,L,Vo,W,全塔物料衡算：,F+Vo=D+W,Fx,F,=Dx,D,+Wx,W,泡点进料：,V=Vo=V,L=L+F=W,主目录,次目录,9/14/2024,94,精馏段：,提馏段：,过点xw，0，以W/Vo为斜率的直线。,主目录,次目录,9/14/2024,95,直接水蒸气加热精馏时图解法求理论板数,主目录,次目录,9/14/2024,96,2、采用分凝器,采用场合：,1塔顶产品不需要液化，以气相采出；,2塔顶产品中有不凝气体；,3合理利用热能，采用分凝器预热原料。,分凝器相当于一块理论板，其它不变。,y,1,x,0,y,0,x,D,主目录,次目录,9/14/2024,97,3、多股进料,可将塔分为三段:,1)F,1,以上为第一段，同常规塔：,2)F,1,以下为第二段：,F1+V=L+D,F,1,x,F,+Vy,s+1,=Lx,s,+Dx,D,泡点进料：V=V=(R+1)D L=L+F,1,F,1,F,2,V,L,V,L,S,S+1,主目录,次目录,9/14/2024,98,3)F,2,为第三段，同常规塔:,泡点进料：V=V=(R+1)D L=L+F,2,=F,1,+F,2,+L,e,1,e,2,主目录,次目录,9/14/2024,99,进料热状态的影响,1、q 提馏段操作线靠近相平衡线,那么：,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，那么:, Q进, Q釜, N , Q进, Q釜, N ,3、Q釜一定, QD一定，QW一定，那么,q，Q进 ， Q冷凝，L ，R ，N ,主目录,次目录,9/14/2024,100,思考题 在完成同样的别离任务下，进料热状况参数越大即进料温度越低所需的理论板层数越少，为何工业上还经常将原料液预热接近泡点后进料？,答：在完成同样的别离任务下，进料热状况参数越大即进料温度越低所需的理论板层数越少，这一结论是正确的。但精馏过程是传热和传质同时进行的过程，除考虑传质因素外，还应考虑传热因素。假设进料温度过低，不利于塔内温度梯度的建立。,主目录,次目录,9/14/2024,101,七、 回流比的影响与选择,(一)全回流与理论板,全回流：,D =,0,F =,0,W =,0,R=,芬斯克公式推导,主目录,次目录,9/14/2024,102,全回流：将塔顶上升蒸汽冷凝后全部回流至塔内。,特点是：,全回流操作时塔顶产品为零，因而当过程到达稳定时，既不向塔内进料，也不能取出塔底产品。,无精馏段和提馏段之分，二段操作线合二为一，与对角线重合。,由于操作线与平衡线距离最远，因而到达一定别离要求(xD，xW)时，所需理论板数最少，以Nmin表示。,主目录,次目录,9/14/2024,103,主目录,次目录,9/14/2024,104,芬斯克公式,芬斯克公式的使用范围:,1. 全回流,2. 全凝器,3.理想溶液，,为几何平均值。,计算精馏段的最少理论塔板数及加料板位置:,主目录,次目录,9/14/2024,105,N,min,求解方法：,图解法：,在平衡线和对角线间绘梯级。Nmin=梯级数。,假设塔釜采用间接蒸汽加热，那么Nmin含釜。,图6-28 全回流时理论板数,主目录,次目录,9/14/2024,106,(二)最小回流比,主目录,次目录,9/14/2024,107,求最小回流比的方法:,1. 作图法,图6-29,主目录,次目录,9/14/2024,108,2.解析法,需指出Rmin既取决与物系的相平衡关系，又与规定的别离要求xD，xw有关。对于给定物系和操作压强，Rmin只取决于混合物的别离要求,主目录,次目录,9/14/2024,109,(三)适宜回流比选择,主目录,次目录,9/14/2024,110,主目录,次目录,9/14/2024,111,正确选择适宜回流比,操作费,：,设备费,(,塔板数,),：塔径上升蒸汽量计算,加热蒸汽和冷却水：,R,增大时需消耗较多的加热蒸汽和冷却水，操作费用相应增加。,V=(R+1)D V=V-(1-q)F,设备折旧、维修：,指精馏塔、蒸馏釜、冷凝器等设备的投资乘以相应的折旧费，当设备类型和所用材料已选定时，此项费用主要取决于设备尺寸。,当为,R,min,时，塔板数无穷大，设备费无穷大；,R,继续增大时，塔板数缓慢减少，但上升的蒸汽量增加，从而使得设备的尺寸增大，即当,R,增加到一定值时，设备费又上升。,主目录,次目录,9/14/2024,112,【例6-7】用一连续精馏塔别离苯和甲苯混合物，原料液中苯为，馏出液中苯为，釜液中苯为，进料为饱和液体 ，回流比为最小回流比的2倍，相对挥发度为，求, 列平衡方程和进料线方程, 最小回流比,列操作线方程,主目录,次目录,9/14/2024,113,分析：,平衡线方程式： y = x /1+( -1 ) x,进料线方程： y = qx/ ( q-1) -xf /( q-1),饱和液体进料，q= 1，x = xf ,与x轴垂直。此处为难点，易出错，提示,主目录,次目录,9/14/2024,114,最小回流比进料线与平衡线交点求交点坐标,Ri /(Ri +1) = (x,d,-y,q,) / (x,d,-x,q,) Ri,精馏段操作线方程：,提馏段操作线方程：,0.0081(全塔物料衡算),主目录,次目录,9/14/2024,115,Problems 4,P,320,:,Thank You !,主目录,次目录,9/14/2024,116,【简答题】试分析精馏过程中回流比大小对操作费与设备费的影响并说明适宜回流比方何确定。,答：回流比有两个极限，全回流时，到达一定的别离程度需要的理论板层数最小设备费最低，但无产品取出，对工业生产无意义；最小回流比时，需要无限多理论板层数，设备费为无限大，随回流比加大， T 降为有限数，设备费降低，但随R加大，塔径、 换热设备等加大，且操作费加大。操作回流比R应尽可能使设备费与操作费总和为最小，通常取R2Rm i n 。,主目录,次目录,9/14/2024,117,八、 理论板的简捷计算,吉利兰图应用条件：,1、组分数：,2 -11,2、进料热状态：五种,3、最小回流比：,4、相对挥发度:,5、理论板数：,计算,N,m,R,m, R,横坐标,作垂线,交点,水平线,交纵坐,N,图6-30 吉利兰关联图,主目录,次目录,9/14/2024,118,【例6-8】精馏别离正庚烷-正辛烷，进料，顶液0.95,釜液，泡点进料,最小回流比为，回流比为，用简捷法求理论板数及加料位置。,塔顶 塔釜 进料,正庚烷 760 mmHg 1540 mmHg 1093 mmHg,正辛烷 330 mmHg 760 mmHg 496.4 mmHg,(顶),(釜),(板),= (2.282.06 )1/2,(精) = ( 2.282.20 )1/2,主目录,次目录,9/14/2024,119,查吉利兰图得,( N N,m,) / ( N +,2,) =,N = (,不包括釜,),求加料板位置,主目录,次目录,9/14/2024,120,影响精馏操作的主要因素,1.物料平衡的影响,据物料衡算，对一定的F和xF，确定了xD和xW后，D、W即确定了。因此，D、W或D/F、W/F只能根据xD、xW确定，而不能任意增减，否那么进、出塔的两个组分的量不平衡，将导致塔内组成变化，操作波动，使操作不能到达预期的效果。,2.回流液温度的影响,回流液温度降低，将增加塔内实际 的汽液两相流量，使别离效率提高。但能量消耗增大。,主目录,次目录,9/14/2024,121,3.回流比R的影响,增大R,，将使精馏段操作线斜率L/V变大，推动力变大，,馏出液组成变大,；同时，使提馏段操作线斜率L/V变小，推动力变大，,釜残液组成变小,；但塔顶产品D减小。,图6-31 R,对,x,D,x,W,的影响,主目录,次目录,9/14/2024,122,4.进料组成,x,F,的影响,x,F, 其它不变，,D, W,不变。结果：,x,D,x,W,图6-33 q,对,x,D, x,W,的影响,图6-32 x,F,对,x,D, x,W,的影响,5.进料热状况q的影响,q, R 不变， D不变， V 结果：,x,D, x,W,主目录,次目录,9/14/2024,123,1、冷凝器的热量衡算,QC=VImV-LImL+DImL,=V(ImV-ImL),=(R+1)D (ImV-ImL),冷却介质用量: WC=Qc/Cpc(t2-t1),式中，Cpc：冷却介质的比热,t1，t2：冷却介质进出口温度。,Dx,D,V,L,n,n+1,xn,Y,n+1,I,mL,I,mV,九、精馏塔的热量衡算,主目录,次目录,9/14/2024,124,Dx,D,V,L,n,n+1,xn,Y,n+1,I,mL,I,mV,WI,mL,Q,B,VI,mV,LImL,2、再沸器的热量衡算,Q,B,=VI,mV,+WH,mL,-LI,mL,+Q,L,=V,(I,vw,-I,Lw,)+Q,L,式中 Q,B,:：再沸器的热负荷,Q,L,:,：再沸器的热损失。,水蒸气消耗量：Wh=Q,B,/r,进料温度, q N,T, Q,B,3,、,全塔热量衡算,加热蒸汽带入的热量,Q,h,=W,h,(I,1,-I,2,),主目录,次目录,9/14/2024,125,Dx,D,V,L,n,n+1,xn,Y,n+1,I,mL,I,mV,WI,mL,Q,B,VI,mV,LImL,原料带入的热量,Q,F,=FC,F,t,F,回流液带入,的热量,Q,R,=DRC,R,t,R,塔顶蒸汽带出,的热量,Q,V,=D(R+1)I,V,再沸器内残液带出,的热量,Q,W,=WC,W,t,W,损失,于周围的热量Q,全塔,热量衡算：Q,h,+Q,F,+Q,R,=Q,V,+Q,W,+Q,主目录,次目录,9/14/2024,126,第四节 间歇精馏,间歇精馏过程的特点,间歇精馏是将料液成批投入蒸馏釜,逐步加热汽化,待釜液组成降至规定值后一次性排出的操作,其,特点有二:,1、非定态过程，间歇精馏往往采用填料塔。这样可尽量减小持液量塔身积存的液体量。持液量将影响间歇精馏过程及产品的数量。,主目录,9/14/2024,127,2.,间歇精馏时全塔均为精馏段，无提馏段。因此获得同样的塔底、塔顶组成的产品，间歇精馏的能耗必大于连续精馏。,间歇精馏两种,方式,：保持馏出液浓度恒定而相应地不断改变回流比；保持回流比恒定，而馏出液组成逐渐降低。,主目录,9/14/2024,128,第五节,恒沸精馏与萃取精馏,一、恒沸精馏,二、萃取精馏,主目录,9/14/2024,129,主目录,次目录,9/14/2024,130,主目录,次目录,9/14/2024,131,一、 恒沸精馏共沸精馏,原理：,参加第三组分夹带剂与原料液中的一,种组分形成共沸液，然后用精馏的方法分,离的操作。,主目录,次目录,9/14/2024,132,主目录,次目录,9/14/2024,133,乙醇E水W共沸液，夹带剂苯S,EW 恒沸液,恒,沸,塔,回,收,塔,精,馏,塔,主目录,次目录,9/14/2024,134,恒沸精馏举例,工业酒精恒沸精馏用苯作恒沸剂制取无水酒精。乙醇-水二元恒沸物恒沸点78.15，乙醇摩尔分率为,三元恒沸物,：,苯：,乙醇：,水：,沸点：,64.85,上层苯相,苯：,乙醇：,少量水,下层水相,苯：,乙醇：,其余为水,无水酒精,水,恒,沸,精,馏,塔,分层器,乙,醇,回,收,塔,苯,回,收,塔,冷凝器,冷凝器,三元非均相,恒沸物,三元非均相,恒沸物,稀乙醇,水溶液,二元恒沸物,二元恒沸物,乙醇水恒沸物,图6-35 恒沸精馏流程示意图,主目录,次目录,9/14/2024,135,二、萃取精馏,萃取精馏也是向原料液中参加第三组分，称为萃取剂。参加的萃取剂一般沸点较高、且不与原溶液中任一组分形成恒沸物，仅仅是改变原有组分的相对挥发度而实现精馏别离。萃取精馏，从塔顶可得一个纯组分，萃取剂与另一组分从塔底排出。萃取剂的选择是过程的关键。,主目录,次目录,9/14/2024,136,A、萃取精馏流程,苯-环乙烷溶液的萃取别离：,苯沸点 80.1，环已烷沸点为 80.73，其相对挥发度为 ，苯-环乙烷溶液难于用普通精馏别离。假设在该溶液中参加沸点较高的糠醛沸点161.7，那么溶液的相对挥发度发生显著的变化。,主目录,次目录,9/14/2024,137,x,糠醛,0.0,0.98,0.2,1.38,0.4,1.86,0.5,2.07,0.6,2.36,0.7,2.7,图6-36 萃取精馏流程示意图,主目录,次目录,9/14/2024,138,主目录,次目录,9/14/2024,139,第六节 板式塔,一、板式塔结构,二、塔板上的流体力学状况,三、塔板负荷性能图,四、塔板型式,主目录,9/14/2024,140,完成精馏过程的设备-精馏塔-板式塔和填料塔,根本功能-气液两相充分接触，传质与传热 过程,-气液两相及时分开，互不夹带,板式塔-气液两相逆流流动增大传质推动力；液体流动-重力作用、气体流动-压力差；,气液两相传质接触面积-气体以鼓泡的形式进入。,主目录,次目录,9/14/2024,141,一、板式塔结构,图6-37 板式塔结构,主目录,次目录,9/14/2024,142,塔板结构,-有降液管-气液两相错流接触,-无降液管-气液两相逆流接触,塔板由气体通道，溢流堰，降液管等局部构成。,塔径-根据气体流量上升蒸汽量与气体的空塔气速来确定。,主目录,次目录,9/14/2024,143,二、塔板的流体力学状况,1、筛板上的气液接触状态图6-38,主目录,次目录,9/14/2024,144,2、筛板塔内气液两相的非理想流动(不正常现象),主目录,次目录,9/14/2024,145,(1)气沬夹带,气泡夹带(气沬夹带)-液体在下降过程中，有一局部该层板上面的气体被带到下层板上去，这种现象称为。,图6-39,主目录,次目录,9/14/2024,146,(2)液沬夹带,液沬