[工学]第六章 蒸馏.ppt

化工原理,第六章 精 馏,1/113,任课教师:于海莲,学历：硕士研究生 联系电话E-mail:,化工原理,第六章 精 馏,2/113,第六章 蒸 馏,教学要求 6-1 概述 6-2 两组分溶液的汽液平衡 6-3 平衡蒸馏与简单蒸馏 6-4 精馏原理和流程 6-5 两组分连续精馏的计算 6-6间歇精馏 6-7特殊精馏 复习,化工原理,第六章 精 馏,3/113,第一章 蒸馏 重 点：两组分的相平衡关系；两组分连 续精馏的计算；影响精馏过程的主要因素。 难 点：单板效率，确定回流比，间歇精 馏。,化工原理,第六章 精 馏,4/113,3.覆盖内容: 两组分物系的汽液平衡关系，t-x-y图, x-y图，拉乌尔定律，泡点方程、露点方程、相对挥发度及其影响因素；精馏原理；双组分连续精馏塔的物料衡算，恒摩尔流假设，理论板的概念，操作线方程，进料热状况，q的意义及计算，最小回流比的概念及确定，回流比对精馏过程的影响，理论板数的确定；（图解法，逐板计算法及简捷法）；点效率、板效率和塔效率的概念，实际塔板数的确定；精馏装置的热衡算；平衡蒸馏、简单蒸馏的特点及计算，间歇精馏的特点；精馏塔全塔效率及点效率的测定方法。,化工原理,第六章 精 馏,5/113,4.掌握的内容：,1、双组分理想体系的汽液平衡：拉乌尔定律、泡点方程、露点方程、汽液平衡图、挥发度与相对挥发度定义及应用、相平衡方程及应用 2、精馏原理与流程 3、精馏塔的物料衡算、操作线方程和q线方程及物理意义、图示及应用 4、双组分连续精馏塔计算及操作调节、分析：恒摩尔流假设、理论板、等板高度、汽液两相的摩尔流率、回流比选用与最小回流比、加料热状况影响及选择、全塔效率、单板效率、理论板数的确定。,化工原理,第六章 精 馏,6/113,5.熟悉的内容：,1、平衡蒸馏与简单蒸馏的流程、特点、计算 2、精馏装置的热量衡算 3、非常见的二元连续精馏塔计算：直接蒸汽加热、多股进料与多股出料、提馏塔、塔顶采用分凝器、冷液回流 4、Fenske方程、Gilliland关联图，捷算法,化工原理,第六章 精 馏,7/113,6.了解的内容：,1、非理想物系的汽液平衡 2、间歇精馏繁荣特点与应用,化工原理,第六章 精 馏,8/113,7.内容概要 第一节 概 述,1.混合物 非均相物系：离心分离、沉降等 均相物系：吸收、蒸馏等 2.均相物系的分离条件：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，以达到分离的目的。如吸收。 3.传质过程：物质在相间的转移过程。 4.常见的传质过程：吸收、蒸馏、萃取、干燥等。,化工原理,第六章 精 馏,9/113,6-1概述,蒸 馏通过加热造成气液两相物系，利用物系中各组分的挥发度不同的特性以实现分离的操作。,轻组分：沸点低的组分（易挥发组分） 重组分：沸点高的组分（难挥发组分）,蒸馏分离的特点：,（1）蒸馏操作，可以直接获得所需要的组分 （产品），因此一般蒸馏操作流程较为简单。,（2）蒸馏应用较广泛，历史悠久。可分离液体混合物、气体混合物。,（3）蒸馏产生大量的气相或液相消耗大量的能量。能耗的高低是决定是否能采用蒸馏分离的主要因素。,化工原理,第六章 精 馏,10/113,6-1 概述,蒸馏的分类：,本章重点讨论常压下双组分连续精馏的原理和计算,化工原理,第六章 精 馏,11/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,相律：只受温度和压力影响的平衡物系的自由度数，等于物系的独立组分数减去相数再加上2，即, 6-1-1 两组分理想物系的汽液平衡,一、相律相平衡,相律描述了平衡物系中自由度数、相数及独立组分数间的关系。自由度数(F)：在一定范围内可以自由改变，而不改变体系中的相态和相数的强度性质的物理量。独立组分数(C)：构成体系所需要的最少组分数。,化工原理,第六章 精 馏,12/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,两组分汽液平衡时，强度性质：t、P、yA、yB、xA、xB，浓度约束方程有： yA+ yB =1 和 xA + xB =1。因此F=2，汽液相组成是 t （P=constant）的函数，故可以采用P一定时的tx(y)及xy的函数关系或相图表示其平衡关系。,拉乌尔定律：在稀溶液中，达到汽液平衡时，挥发性溶剂在气相中平衡分压等于液相中溶剂的摩尔分率与同温度下纯溶剂的饱和蒸汽压的乘积。,理想物系是指：液相遵从拉乌尔定律理想溶液、气相遵从道尔顿分压定律理想气体。,化工原理,第六章 精 馏,13/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,拉乌尔定律示意图,理想溶液：在整个浓度范围内遵从拉乌尔定律的溶液。对理想溶液，亨利定律和拉乌尔定理合二为一，即亨利常数=该温度下纯组分的饱和蒸汽压。,理想气体：,化工原理,第六章 精 馏,14/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,2.泡点方程,纯组分液体的饱和蒸汽压与温度的关系可用安托因（Antoine）方程表示：,A、B、C 为安托因常数，可由相关的手册查到。,对理想体系，在一定压强P下达到汽液相平衡时：系统总压等于各个组分的平衡分压之和：,纯组分：,化工原理,第六章 精 馏,15/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,3.露点方程,该式描述了一定总压下理想体系中汽液平衡时气相组成与纯组分饱和蒸汽压(露点温度)之间的关系，称为露点方程,当已知气相（液相）组成计算露点（泡点）温度时，常需要试差计算。,当汽相为理想气体时，有：,化工原理,第六章 精 馏,16/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,4.相平衡常数,达到汽液平衡时同一组分在气、液两相中的摩尔分率之比称为相平衡常数(K)。,由于纯组分的饱和蒸汽压与温度有关，所以在一定压强下的相平衡常数也随温度变化而变化，并非是常数。多用于多组分精馏计算。 根据组成计算泡点（露点）温度也需要进行试差计算。,化工原理,第六章 精 馏,17/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,5.相对挥发度,溶液中各组分的挥发度是指达到汽液平衡时气相中组分的分压与对应液相中该组分的摩尔分率之比。对纯组分，其挥发度等于饱和蒸汽压。,易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比称为相对挥发度，以AB表示：,挥发度,相对挥发度,化工原理,第六章 精 馏,18/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,当操作压强低，气相服从道尔顿分压定律，则：,对理想体系：,由于 pA0和pB0均随温度沿相同方向变化，因而两者的比值变化不大，故一般可将视为常数，计算时可取操作温度范围内的平均值。,对于双组分溶液，当总压不高时：,化工原理,第六章 精 馏,19/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,相对挥发度的大小描述了该二元物系进行蒸馏分离的难易程度： 1，表示组分A较B易挥发；值越大，两组分的挥发度差异越大，在处于相平衡的汽液两相中的含量差别越大，用蒸馏方法越容易将其分离；越接近于1，采用普通蒸馏的方式越难分离；对越接近于1的体系则需采用特殊精馏。,化工原理,第六章 精 馏,20/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,三.两组分理想溶液的气液平衡相图,温度一定下，气、液两相平衡时，系统压力与组分的关系用压力-组成图（p-x(y)图）表示。也称为等温图。 P=pA0x+(1-x)pB0 y=pA0x/(pA0x+(1-x)pB0) 利用计算所得的Px、Py描点作图。,1.Px(y)图,化工原理,第六章 精 馏,21/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,当体系的压力恒定时，利用在不同温度下达到汽液平衡时的汽液两相组成x、y作图获得二元体系气液平衡的等压图。等压图分为t-x-y图和x-y图两种。,2.等压图, t-x-y图,杠杆规则 部分汽化：残液xyF,将原料液（汽）进行部分汽化（冷凝），都能将原料进行一定程度的分离。,化工原理,第六章 精 馏,22/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,t-x-y图可通过实验测定。,只要知道不同温度下的饱和蒸汽压数据，可计算得x与y，就可作出在指定外压下的图。上式说明：总压对t-x-y图是有影响的。,若为二元理想溶液，t-x-y图可利用计算方法求得：, x-y图,取 txy 图中的数据，以x为横坐标，y为纵坐标，绘成的图为 xy 图。,化工原理,第六章 精 馏,23/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,对易挥发组分，因为yAxA ，所以x-y线均在对角线上方。 X-y线与对角线偏离越远，表示越易分离。若x-y线与对角线重合，则不能用精馏方法分离。 对于二元理想溶液，计算t-x-y 数据得到x-y图 。,通常，精馏过程是在接近等压的条件下进行，所以等压图是精馏过程中常用的，尤其是x-y图，常用它来说明两组分混合物精馏过程的计算。压强对x-y曲线的影响不大，但压强明显改变时，必须考虑压强的影响。,化工原理,第六章 精 馏,24/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡, 6-1-2 两组分非理想物系的汽液平衡,几种情况： 1）气相为理想气体，液相为非理想溶液； 2）液相为理想溶液，气相为非理想气体； 3）液相为非理想溶液，气相为非理想气体。 对非理想溶液，其表现是溶液中各组分的平衡分压与拉乌尔定律发生偏差，此偏差可正可负，分别称为正偏差溶液和负偏差溶液。实际溶液中以正偏差溶液为多。,化工原理,第六章 精 馏,25/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,气相应采用逸度表示。根据实际物系汽液平衡对理想物系的偏差，将实际物系分为三类：具有一般正负偏差、具有最大正偏差、具有最大负偏差。,在Px(y)图中，PB0PPA0、液相线不是直线。tx(y)图、x-y图与理想体系的接近。,Px图，PmaxPA0，PB0max；tx(y)图出现最低点，最低恒沸点；xy图中，平衡曲线与对角线相交。,Px图，PminPA0，PB0min，tx(y)图出现最高点，最高恒沸点，xy图，平衡曲线与对角线相交。,一、具有一般正负偏差的实际物系,二、具有最大正偏差的实际物系,三、具有最大负偏差的实际物系,化工原理,第六章 精 馏,26/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,化工原理,第六章 精 馏,27/113,6-2 两组分溶液的汽液平衡,化工原理,第六章 精 馏,28/113,6-3平衡蒸馏和简单蒸馏,一、流程,6-3-1平衡蒸馏,化工原理,第六章 精 馏,29/113,6-3平衡蒸馏和简单蒸馏,特点：连续稳定、分离程度不高。,计算内容：通常给定F、xF和分离要求（y、x)或(W、x)）确定D、W或D、y确定 P 操作温度te 换热器热负荷。 约束方程：物、热衡算、平衡关系。,范围：整个设备；基准：1h 轻组分：FxF = Dy + Wx 总物料：F=D+W 液化率：q=W/F,二.物料衡算,化工原理,第六章 精 馏,30/113,6-3平衡蒸馏和简单蒸馏,对换热器： Q：加热器的热负荷，kJ/h or KW； F：原料液流量，kmol/h； Cp：原料液的平均比热，KJ/kmol ； tf：原料液的温度， ； T：通过加热器后原料液的温度， ,对闪蒸罐： r: 汽化潜热，KJ/kmol； te：平衡温度， 。,三.热量衡算,化工原理,第六章 精 馏,31/113,6-3平衡蒸馏和简单蒸馏,四.汽液平衡关系,1.由P确定平衡曲线xy线及tex线； 2.由分离要求或物料衡算计算q， 3.作q线，与xy线相交； 4.由交点的x坐标确定te。,五.步骤,化工原理,第六章 精 馏,32/113,1-3-2 简单蒸馏,简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。在恒定压力下，将蒸馏釜中的溶液加热至沸腾，并使液体不断汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器中冷凝，冷凝液用多个罐子收集。由于整个蒸馏过程中，蒸馏釜中的液相组成不断下降，使得与之平衡的气相组成也降低，因此，气相的组成和液相的组成都是不断降低的，所以每个罐子收集的溶液的组成是不同的，因此混合液得到了初步的分离。,化工原理,第六章 精 馏,33/113,6-3平衡蒸馏和简单蒸馏,在实验室或工业生产中，采用的装置，实质也是一个汽化器，一个冷凝器。, 6-3-2 简单蒸馏,一.流程,二.简单蒸馏的原理,简单精馏：液相组成由,汽相组成（馏出液组成）由,釜液量由,化工原理,第六章 精 馏,34/113,化工原理,第六章 精 馏,35/113,6-3平衡蒸馏和简单蒸馏,釜液量全部汽化 全部冷凝 最终釜液量W=0，则达不到分离的目的。只有部分汽化，部分冷凝，才可得到易挥发组分较高的馏出液。 当料液组成为x1时，所得馏出液最高组成为y1。所以用简单蒸馏的方法，得不到高纯度的产品。,三.过程计算,总：dD +L +dL=L dD = -dL,物料衡算：任一瞬间，yx满足平相衡。范围：塔釜；基准：时间微元dt,化工原理,第六章 精 馏,36/113,6-3平衡蒸馏和简单蒸馏,轻组分：,若x-y平衡关系用曲线或表格表示，则应用图解积分法或数值积分。,最初釜液量F，组成为X1；最终釜液量为W ，釜液组成为x2，积分上式：,若平衡关系可用相对挥发度表示：,若在操作范围内，x-y平衡关系为直线，即y=mx+b，则：,化工原理,第六章 精 馏,37/113,6-3平衡蒸馏和简单蒸馏,若y=mx，则,原料量F及原料组成x1一般已知，当给定x2即可联立上式求出残液量W。由于釜液组成x随时变化，每一瞬间的气相组成y也相应变化。若将全过程的气相产物冷凝后汇集一起，则馏出液的平均组成及数量可对全过程的始末作物料衡算而求出。,轻组分的物料衡算：,总物料衡算：,与平衡蒸馏比较：对相同的物系，在相同液化率时，简单蒸馏的效果更好。,化工原理,第六章 精 馏,38/113,6-4 精馏原理和流程,简单蒸馏、平衡蒸馏 部分分离。如何利用两组分挥发度的差异实现连续分离 高纯度产品，是我们在本节要讨论的基本内容。,6-4-1 精馏过程原理和条件,在一定压力下，将混合蒸汽连续进行多次部分冷凝，蒸汽相的组成沿 t-x(y) 相图的露点线变化，结果可得到难挥发组分（重组分）含量很低而易挥发组分（轻组分）摩尔分数 y 很高的蒸汽。,化工原理,第六章 精 馏,39/113,6-4 精馏原理和流程,精馏过程正是这二者的有机结合。,料液, xF Feed,塔顶产品, xD Overhead product,液相回流 Liquid reflux,汽相回流 Vapor reflux,精馏段 Rectifying section,提馏段 Stripping section,再沸器 Reboiler,冷凝器condenser,简单蒸馏 对液体连续进行多次部分汽化，釜液组成沿泡点线变化，其结果可得难挥发组分（重组分）含量很高而易挥发组分（轻组分）摩尔分数 x 很低的釜液。,化工原理,第六章 精 馏,40/113,化工原理,第六章 精 馏,41/113,6-4 精馏原理和流程,第n-1板溢流：液体量为Ln-1，组成为xn-1 ，温度为tn-1； 第n+1板上升：蒸汽量为Vn+1，组成为yn+1，温度为tn+1； 第n板溢流：液体量为Ln，组成为xn，温度为tn； 第n板上升：蒸汽量为Vn，组成为yn，温度为tn。,进入第n板的汽液两相是不平衡的。组成为x n-1的液体及组成为y n+1的蒸汽同时进入第n板，存在温度差（ tn+1 tn-1）和浓度差（ xn-1 x n + 1） ，汽液两相在第n板上密切接触进行传质和传热，组成为yn+1的蒸汽在第n层板上部分冷凝，并使xn-1的液体部分汽化，使离开该板的汽液两相趋近相平衡（理论板：离开的汽液两相达到相平衡），且ynyn+1，xnxn-1（从宏观看）重组分：汽液；轻组分：液汽。,化工原理,第六章 精 馏,42/113,化工原理,第六章 精 馏,43/113,6-4 精馏原理和流程,精馏的条件：塔顶的液体回流和塔釜产生的蒸汽回流。,原理：在塔内，对汽、液两相同时进行多次部分冷凝和多次部分汽化。, 2-4-2精馏流程,连续精馏流程,间歇精馏流程,精馏段、提馏段,化工原理,第六章 精 馏,44/113,1-4-2 精馏操作流程示意图：,化工原理,第六章 精 馏,45/113,6-4 精馏原理和流程,精馏段：汽相中的重组分向液相（回流液）传递，而液相中的轻组分向汽相传递，从而完成上升蒸气的精制。,提馏段：下降液体（包括回流液和料液中的液体部分）中的轻组分向汽相（回流）传递，而汽相中的重组分向液相传递，从而完成下降液体重组分的提浓。,精馏之所以区别于蒸馏就在于精馏有“回流”，而蒸馏没有“回流”。回流包括塔顶的液相回流与塔釜部分汽化造成的气相回流。回流是构成汽、液两相接触传质使精馏过程得以连续进行的必要条件。若塔顶没有液相回流，或是塔底没有再沸器产生蒸汽回流，则塔板上的气液传质就缺少了相互作用的一方，也就失去了塔板的分离作用。因此，回流液的逐板下降和蒸汽的逐板上升是实现精馏的必要条件。,化工原理,第六章 精 馏,46/113,化工原理,第六章 精 馏,47/113,6-5两组分连续精馏的计算,两组分连续精馏的工艺设计及计算主要内容:,1）确定产品的流量和组成； 2）确定精馏塔的类型，根据塔型，计算理论板层数或填料层高度； 3）确定塔高和塔径； 4）对板式塔，进行塔板结构尺寸的计算和塔板的流体力学验算； 5）对填料塔，确定填料的类型和尺寸，并计算填料塔的流动阻力； 6）计算冷凝器和再沸器的热负荷，并确定两者的类型和尺寸，以及冷却剂和加热剂的用量。,化工原理,第六章 精 馏,48/113,第五节 两组分连续精馏的计算 1-5-1 理论板的概念及恒摩尔流假定,一、理论板的概论 理论板：离开该塔板的蒸汽和液体成平衡的塔板，即组成yn与xn成平衡关系的塔板，并且两相温度相等。 二、恒摩尔流假定 1恒摩尔汽流：精馏段和提馏段内由每层塔板上升蒸汽的摩尔流量分别相等， 即 2恒摩尔液流：精馏段和提馏段内由每层塔板下降液体的摩尔流量分别相等， 即 3恒摩尔流假定成立的条件 （1）各组分的摩尔汽化热相等 （2）气液交换的显热可以忽略 （3）塔保温良好，塔的热损失可以忽略,化工原理,第六章 精 馏,49/113,6-5两组分连续精馏的计算,对连续精馏过程，基准：以单位时间为衡算基准。 xF、xD、xW：进料、馏出液、釜残液的组成（易挥发组分的摩尔分率）； F、D、W：进料、馏出液、釜残液的流量（kmol/h）。, 6-5-2 物料衡算与操作线,一、全塔物料衡算,化工原理,第六章 精 馏,50/113,6-5两组分连续精馏的计算,范围：全塔。,总物料：,轻组分：,塔顶轻组分回收率：,塔底重组分回收率：,注意：,1.回收率的定义,化工原理,第六章 精 馏,51/113,6-5两组分连续精馏的计算,2. 规定分离要求，应使DxDFxf 或(D/F)(Xd/Xw)。如果塔顶产品采出率取得过大，即使精馏塔有足够的理论板层数也达不到分离要求。,二、精馏段操作线方程,回流比,满足恒摩尔流，则L1=L2=L、V1=V2= =V；塔顶为全凝器、泡点回流，则V=(R+1)D。,化工原理,第六章 精 馏,52/113,6-5两组分连续精馏的计算,精馏段操作线方程,描述了精馏段相邻两块板间上升气相和下降液相的组成关系。在一定的操作条件下，该式在x-y直角坐标图上为直线，其斜率：R /（R+1）， 截距：xD / (1+R)。,三.提馏段操作线方程,化工原理,第六章 精 馏,53/113,6-5两组分连续精馏的计算,以单位时间为衡算基准，范围：,在提馏段内, V = L W, 代入上式,提馏段操作线方程,在一定的操作条件下，该式在x-y直角坐标图上为直线，过(XW,XW）点。,化工原理,第六章 精 馏,54/113,6-5两组分连续精馏的计算,提馏操作线： c点：y =x= xW 斜率：L/V 截距：-WxW /V,精馏操作线： a点：y =x= xD 斜率：R/(R+1) 截距：xD /(R+1),x,y,0,1.0,1.0,xD,a,b,xW,c,d,e,化工原理,第六章 精 馏,55/113,6-5两组分连续精馏的计算,6.5.3 进料热状况的影响,有物料自塔外引入，故进、出加料板的汽液两相摩尔流率一般不相等。变量增多使得该板计算所需相关方程数增加，其基本计算式仍由三个衡算式和相平衡关系式组成。,设第 m 块板为加料板，进、出该板各股的摩尔流率、组成与热焓等如图所示： 以单位时间为基准：,F, xF, IF， tF,V, ym+1, IV,V, ym, IV,L, xm-1, IL,L, xm, IL,第m板,化工原理,第六章 精 馏,56/113,6-5两组分连续精馏的计算,热量衡算：,液汽呈饱和状态，且相邻板的温度及组成相差不大。,精馏塔内的汽、液相摩尔流率不仅取决于塔顶的回流比和塔底再沸器的汽化量，而且与加料的热状态（即入塔原料的热状态）直接相关。 加料热状态影响的大小通常用加料热状态参数来表征。,化工原理,第六章 精 馏,57/113,6-5两组分连续精馏的计算,定义：,可得：, 加料热状态参数,加料热状态参数的大小与进料热的焓值 IF 直接相关。,则提馏段操作线方程可写为：,化工原理,第六章 精 馏,58/113,1-5-3 进料热状况的影响,一、五种进料热状况 1温度低于泡点的冷液体 2温度等于泡点的饱和液体 3温度介于泡点和露点之间的汽液混合物 4温度等于露点的饱和蒸汽 5. 温度高于露点的过热蒸汽,化工原理,第六章 精 馏,59/113,6-5两组分连续精馏的计算,（1）温度低于泡点的冷液体 tF1;,（2）泡点下的饱和液体tF=tB ， IF=IL； q=1 ;,（3）汽液两相混合物tBtFtD，ILIFIV ；0q1; q=汽液混合中液相分率,（4）露点下的饱和蒸汽tF=tD， IF=IV ；q=0;,（5）过热蒸汽tFtD，IFIV ; q0。,实际生产中，精馏塔的进料可能有五种不同的热状态, 对于两段之间的物料平衡会有不同影响：,化工原理,第六章 精 馏,60/113,6-5两组分连续精馏的计算,(1) 冷液体 q1, LL+F, VV,(2) 饱和液体 q=1, L=L+F, V=V,(3) 汽液混合物 0L, VV,(4) 饱和蒸汽 q=0, L=L, V=F+V,(5) 过热蒸汽 qF+V,上述各进料热状态下的 q 值，以及受此影响的汽、液摩尔流率分别为,进料线方程精馏段操作线与提馏段操作线的交点轨迹方程，也被称为q线方程。,精馏段操作线方程：,提馏段操作线方程：,化工原理,第六章 精 馏,61/113,6-5两组分连续精馏的计算,进料方程或q线方程,加料热状态一定时，q 线方程式为一直线方程，且必定会过点（xF, xF)。 不同加料热状态对应不同的 q 值，也就对应着不同的 q 线。 当饱和液体进料，q=1,q 线方程为x=xF；当饱和蒸汽进料，q=0，q 线方程为y=xF 。,化工原理,第六章 精 馏,62/113,6-5两组分连续精馏的计算,q 线的作法： (1)在对角线上作 e 点 (y=x=xF)； (2)过e点作斜率 q/(q-1) 的直线。,进料焓值(温度)增加，q 值减小， 则 q 线与精馏操作线的交点(相应加料热状态下两操作线的交点)沿着精馏操作线朝 x、y 减小的方向移动。从塔设备的角度，这意味着加料板位置下移。,q 线与精馏段操作线的交点即为两操作线的交点，仅需将此点与对角线上的 x=xW，y=xW 点联结，即得提馏段操作线。 实际应用中，常用此法作提馏段操作线。,化工原理,第六章 精 馏,63/113,6-5两组分连续精馏的计算,6.5.4 理论板层数的求法,对符合恒摩尔流假设的双组分精馏过程，N 的计算只需应用由易挥发组分衡算得出的操作线方程和相平衡关系。,一.逐板计算法,化工原理,第六章 精 馏,64/113,6-5两组分连续精馏的计算,步 骤：,x1,y2,x2,第n层理论板是进料板，精馏段所需理论板层数为（n-1）,此后，可改用提段操作线方程进行类似计算，直至xm xW，m为提馏段理论板数（含再沸器）。,若塔顶为全凝器, y1=xD,化工原理,第六章 精 馏,65/113,6-5两组分连续精馏的计算,例.二元混合液中轻组分的摩尔分率xF=0.25，采用精馏操作进行分离，要求xD不小于0.98、xW不大于0.0885。操作条件下的相对挥发度为2.47，操作条件为回流比为5、泡点回流、泡点进料，求所需理论板层数。,物料衡算：,精馏段操作线：,提馏段操作线：,化工原理,第六章 精 馏,66/113,6-5两组分连续精馏的计算,泡点回流，则y1=xD=0.98平衡方程x1 操作线y2 ,第八块板为进料板，共需要10块理论板（含塔釜再沸器）,化工原理,第六章 精 馏,67/113,6-5两组分连续精馏的计算,二、图解法,通常采用直角梯级图解法，其实质仍然是以平衡关系与操作关系为依据，将两者绘在图上，便可图解得出达到指定分离任务所须的理论塔板数及加料板位置。,依据：R、q，进料及产品组成。 步 骤： 1. 作y-x 图中的平衡线及对角线； 2. 由点(xD,xD)和截距xD/(R+1)作精馏段操作线； 3.由点(xF,xF)和斜率 q/(q-1)作q线，与精馏段操作线的交点为(xq，yq)。 4. 由点 (xq, yq) 和 (xW，xW) 作提馏段操作线,化工原理,第六章 精 馏,68/113,6-5两组分连续精馏的计算,5.从a点开始，在平衡线与精馏段操作线之间作直角梯级；6.当梯级跨过两操作线交点（d点）时，则改在平衡线与提馏操作线之间作梯级，直至某梯级的垂直线达到小于xW为止；7 .每个梯级代表一块理论板。梯级总数即为所需理论板数（含再沸器）。,化工原理,第六章 精 馏,69/113,6-5两组分连续精馏的计算,进料位置对理论板数的影响：,图a：加料板位置在汽、液相组成与进料组成相同或相近的板上。此时所需的理论板数为最少。因此，它代表了适宜的加料位置；图b，c：加料板位置偏离进料组成，两种安排所需的理论板数均有所增加。原因是操作线在局部与平衡线距离很近，传质推动力小（增浓程度小）。,化工原理,第六章 精 馏,70/113,6-5两组分连续精馏的计算, 6-5-5 几种特殊情况时理论板层数的求法,一.直接蒸气加热,适用于重组分为水的体系。,不影响精馏段操作线，但由于塔底多了一股直接蒸汽，使提馏段的操作线与间接蒸汽加热精馏过程略有差异。,V0 为加热蒸汽量，kmol/s。,易挥发组分衡算,总物料衡算,若恒摩尔流假设仍成立，则V = V0 ， L = W，上式可改写为,F, xF,D, xD,W, xW,加热蒸气 V0,V,L,V,L,提馏段操作线,化工原理,第六章 精 馏,71/113,6-5两组分连续精馏的计算,采用图解法可求理论板数：精馏段操作线及q线作法与间接加热相同，连接(xW,0)和(xq, yq)为提留段操作线，从D点开始作梯级。 与间接加热比较，当组成、热状况和理论板数相同时，直接加热所需理论板数、回收率、采出量D均有所降低。若要维持相同产品质量 及回收率，则应适当增加理论塔板数以降低釜液组成 。,化工原理,第六章 精 馏,72/113,6-5两组分连续精馏的计算,二.多侧线塔,以有两股进料的精馏塔为例： 精馏塔以两进料板为界分为上、中、下三段，各段内上升与下降的汽、液相摩尔流率互不相同，相应有三条操作线，两条 q 线。,对不同浓度的料液要在同一塔内同时进行分离的情况，一般不将料液混为一股后加入塔内，而是按各股料液的浓度及热状态分别确定相应的加料位置。 原因：任何混合后的再分离都将引入不必要的能量消耗。,化工原理,第六章 精 馏,73/113,6-5两组分连续精馏的计算,第1段：,q2线：,化工原理,第六章 精 馏,74/113,由(xD, xD)、(0,xD/(R+1)作第1塔段的操作线； 由(xq1, yq1)和第2塔段操作线的截距作第2条操作线； 由(xq2, yq2)和(xW, xW)作第3条操作线。,化工原理,第六章 精 馏,75/113,6-5两组分连续精馏的计算,侧线出料的精馏塔：,当需要获得不同组成的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线以抽出产品。侧线出料的产品可为板上的饱和液体或板间的饱和蒸汽。,一个侧线出料精馏塔：精馏塔分为三段，各段操作线可通过相应的物料衡算导出；上图所示分别为饱和液体和饱和蒸汽出料的情况。图解理论板数的原则与前述相同。,化工原理,第六章 精 馏,76/113,6-5两组分连续精馏的计算,三.提馏塔,以原料液作液相流时：,提馏段操作线方程为 ：,q 线方程联立求解可得提馏段操作线与 q 线交点坐标,理论板数图解： y=xD 与 q 线的交点即为提馏段操作线的起点，联结点 d 与点 b（xW , xW）得提馏段操作线，由点 d 开始在两线间作梯级至 b 点得所需理论板数。,化工原理,第六章 精 馏,77/113,6-5两组分连续精馏的计算,当泡点进料时 q=1，交点为 xq= xF , yq=xD,提馏段操作线方程为 ：,欲提高馏出液组成，必须减少蒸发量，增大操作线斜率F/D，所需理论板数将增加。 当操作线上端移至 e 点，与成平衡的汽相组成为 xD,max,化工原理,第六章 精 馏,78/113,6-5两组分连续精馏的计算,四.塔顶设分凝器的精馏,采用全凝器的原因：保持一定过冷度，以免蒸气未凝而积累，引起塔压升高。 采用分凝器的原因：节省高品位冷剂的用量。如果塔顶蒸气中含少量或一定量较轻的组分，一般冷剂难以将其冷凝，提高冷剂品位又不经济。为此，塔顶则设部分冷凝器，将未凝的部分轻组分气体采出，然后，再用高品位冷剂将其冷凝作产品送出。对于量少和无利用价值的不凝气，则直接排入火炬或放空。 分凝器的作用：在分凝中存在蒸气的部分冷凝，相当一平衡级，故也相当一个理论板。 塔内理论板数：塔内总理论板数等于（N2）。,化工原理,第六章 精 馏,79/113,6-5两组分连续精馏的计算,带分冷凝器的精馏,化工原理,第六章 精 馏,80/113,6-5两组分连续精馏的计算, 6-5-6 回流比的影响及其选择,回流是精馏塔内汽、液相间传质过程得以连续稳定进行的必要条件，回流比是精馏过程计算不可缺的重要参数，塔所需的理论板数，塔顶冷凝器和塔釜再沸器的热负荷均与回流比有关。精馏过程的设备费用和操作费用都取决于回流比的值。因此，选择适宜的回流比十分重要 。,一.全回流与最少理论板数,全回流时：R D=0 W=0 F=0,提馏段操作线：,对角线,化工原理,第六章 精 馏,81/113,6-5两组分连续精馏的计算,全回流时操作线和平衡线的距离为最远，达到相同的分离程度所需的理论板数最少，以 Nmin 表示。,全回流时的理论板数 Nmin 可用逐板计算法或图解法求得。对理想体系，可解析法直接计算得。,二.芬斯克 (Fenske) 方程,第 n 板汽液相平衡关系：,塔顶为全凝器时，y1 = xD,全回流操作线：,化工原理,第六章 精 馏,82/113,6-5两组分连续精馏的计算,类推，得第 N 块板（塔釜）上升蒸汽组成为 ：,即塔釜的液体组成 ：,式中的塔板数 N 即为全回流时所需的最少理论板数 Nmin。 若取平均相对挥发度 ：,化工原理,第六章 精 馏,83/113,6-5两组分连续精馏的计算,对双组分溶液可略去下标A、B,芬斯克方程,三.最小回流比,一定的条件，减少R精馏段操作线截距增大，该操作线向平衡线移动，精馏段操作线与q线的交点d（即两操作线交点）向平衡线靠近。这意味着，随回流比减小，提馏段也向平衡线移动。因此，达到指定分离程度所需理论板数增多。,化工原理,第六章 精 馏,84/113,6-5两组分连续精馏的计算,回流比减至某一数值时，交点落在平衡线上，这时不论画多少梯级都不能跨越该交点，即所需的理论板数恰好为无穷多。称为最小回流比，用Rmin 示之。d点称为挟点，其附近称为恒浓区或挟紧区。,最小回流比的求法,对理想物系、或具有一般正负偏差的实际体系，其最小回流比时对应对的挟点为两操作线的交点（且在平衡线上），设两操作线与平衡线交点的坐标为（xq, yq），此时精馏段操作线的斜率为:,化工原理,第六章 精 馏,85/113,6-5两组分连续精馏的计算,xq与yq是平衡线与进料线之交点。最小回流比是指对于一定分离要求的最小回流比，分离要求变动了（例如xD变了），对应的Rmin亦要改变。,以相对挥发度表示体系的平衡关系时：,饱和液体进料，q=1,xq=xF：,饱和蒸汽进料，q=0,yq=xF：,化工原理,第六章 精 馏,86/113,6-5两组分连续精馏的计算,减小回流比时，在两操作线的交点还未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图a、b中e点所示。此时恒浓区出现在e点附近，对应的回流比为最小回流比。R min 仍可采用上式计算，但式中xq 与yq不是一对平衡数据，需由图上读出。,化工原理,第六章 精 馏,87/113,6-5两组分连续精馏的计算,RRmin，R直接影响精馏过程操作费用和设备费用。,四.适宜回流比的选择,操作费用：主要决定于再沸器中产生上升蒸汽 V 所消耗加热介质的量和冷凝器中冷凝塔顶蒸汽 V 所消耗的冷却介质的量。而塔内蒸汽量与回流比有关，即,当 F、q、D 一定时，R 增大，塔内上升蒸汽量增加，加热和冷却介质的消耗量亦随之增多，操作费用相应增加。,总费用,设备费,操作费,费用,回流比 R,Ropt,化工原理,第六章 精 馏,88/113,6-5两组分连续精馏的计算,设备费用：R=Rmin 时，需无穷多块塔板数，故设备费用为无穷大。 只要 R 稍大于Rmin，所需理论板数急剧减少，设备费用随之剧减。 随 R 的增大，理论板数减小的趋势渐缓。,最适宜的回流比：精馏过程总费用（操作费用与设备费用之和）最低时的回流比。,根据实验和生产数据统计:,R 进一步增大，上升蒸汽 V 和 V 增大，塔径、塔板面积、再沸器及冷凝器换热面积增大，设备费用又开始上升。,化工原理,第六章 精 馏,89/113,6-5两组分连续精馏的计算,例.xF=0.5、q=1、=2、D/F=0.6、NT=。 求：1)R=0.8，xD=? xW=? 2)R=1.5，xD=? xW=?,解：,1） NT=，R=Rmin=(xD-yq) / (yq-xq) q=1xq=xF=0.5 夹紧为x=xF与平衡曲线的交点。,xD=0.8,物料衡算,化工原理,第六章 精 馏,90/113,6-5两组分连续精馏的计算,2)设仍存在夹紧点，且位于q线与平衡曲线的交点，则：,物料衡算：,说明达到了最大分离程度。取F=1mol/h基准，D=0.6mol/hFxF，表明塔釜残液为纯态的重组分。因此：,化工原理,第六章 精 馏,91/113,6-5两组分连续精馏的计算,精馏条件： (1)组分数目=211； (2)进料热状态包括冷液至过热蒸汽的五种情况； (3)Rmin =0.53 7.0； (4)组分间相对挥发度=1.26 4.05 (5)理论板数=2.4 43.1。,用8个物系，由逐板计算得出的结果绘制而成。,吉利兰 (Gilliland) 关联图,吉利兰图,注意：使用该图计算时，条件应尽量与上述条件相近。, 6-5-7简捷法求理论板层数,化工原理,第六章 精 馏,92/113,6-5两组分连续精馏的计算,(1) 根据物系性质及分离要求，求出 Rmin，并选择适宜的 R； (2) 求出全回流下的 Nmin，对于接近理想物系的溶液，可用Fenske方程计算； (3) 计算出 (R-Rmin)/(R+1)，查吉利兰图得 (N-Nmin)/(N+2) ，即可求得所需的N ；（不包括再沸器） (4) 确定加料位置。,简捷法求理论板层数的步骤是：,注意：上述计算中，与实际回流比 R 对应的 N 和与全回流对应的 Nmin，均指不包括再沸器的理论板数。,化工原理,第六章 精 馏,93/113,6-5两组分连续精馏的计算, 6-5-8 塔高和塔径的计算,一、板效率与塔高,理论板定义：汽、液两相在板上充分接触混合； 离开塔板的两相流体达到相平衡。,理论板用途：可以用汽液平衡关系式描述，实际上平衡态是不可能进行传质的，故实际塔板用板效率的概念加以校正。,塔板效率反映了实际塔板的气、液两相传质的完善程度。,化工原理,第六章 精 馏,94/113,1.总板效率（全塔效率）,板式塔内各层塔板的传质效率并不相同，总板效率反映了全塔的平均传质效果。 影响塔板效率的因素： 物系性质：粘度、密度、表面张力、扩散系数、相对挥发度等 塔板结构：塔板类型、塔径、板间距等 操作条件：温度、压强、气体上升速度、气液流量比等 塔板效率的估算方法： 一类是较全面的考虑各种传质和流体力学因素的影响，从点效率的 计算出发，逐步的推算出板效率。 另一类是简化的经验计算法。,化工原理,第六章 精 馏,95/113,6-5两组分连续精馏的计算,2.单板（Murphree）效率 Em的定义：,物理意义: 式中分子代表汽相或液相经过一块板后实际的组成变化，分母则为理论板的组成变化。,获得：由实验测定xn, yn 等，再与计算的理论组成比较。 同一层板的EMV与EML数值并不相同，关系为：,只有操作线与平衡线平行时，EMV与EML数值才会相等。,化工原理,第六章 精 馏,96/113,注意：单板效率可直接反映该层塔板的传质效果，各层塔板的单板效率通常不相等。即使塔内各板效率相等，全塔效率也不等于单板效率，二者定义的基准不同，全塔效率是基于所需理论板数的概念，单板效率基于该层理论增浓程度的概念。 单板效率的数值有可能超过100。因为可能有ynyn*。 3.点效率E0 指塔板上各点的局部效率。 点效率与单板效率的区别：只有当板上液体完全混合时，点效率与板效率才相等。,化工原理,第六章 精 馏,97/113,6-5两组分连续精馏的计算,3.塔高,二.塔径计算,分别计算精馏段和提馏段塔径，若相差较大，应采用异径塔。,化工原理,第六章 精 馏,98/113,6-5两组分连续精馏的计算, 6-5-9 连续精馏装置的热量衡算,冷凝器：塔顶冷凝得到回流液和产品； 再沸器：塔底供热产生回流蒸汽。,一.冷凝器的热量衡算,对全凝器作热量衡算，若忽略热损失,冷却介质消耗量则为,Qc：全凝器的热负荷，kJ/h；IV, IL ：塔顶上升蒸汽和馏出液的焓，kJ/kmol；Wc ：冷却介质消耗量，kg/h； Cpc：冷却介质的比热，kJ/(kg)；t1、t2 ：冷却介质在冷凝器进、出口处的温度。,化工原理,第六章 精 馏,99/113,6-5两组分连续精馏的计算,二.再沸器,加热介质消耗量：,化工原理,第六章 精 馏,100/113,1-5-10 精馏塔的操作和调节,保持精馏稳态操作的条件： 1.塔压稳定 2.进塔、出塔的物料量平衡和稳定 3.进料组成和热状况稳定 4.回流比恒定 5.再沸器和冷凝器的传热条件稳定 6.塔系统与环境间散热稳定,化工原理,第六章 精 馏,101/113,一、影响精馏操作的主要因素简析 1物料平衡的影响和制约 由 ，知当F、xF、xD、xW一定时，D、W 被确定。所以D、W不能任意增减。 2.回流比的影响：回流比减小时， x D减小、xW增大。 3.进料组成和进料热状况的影响：应改变进料位置。 二、精馏塔的产品质量控制和调节 生产上常用测量和控制灵敏板的温度来保证产品的质量。,化工原理,第六章 精 馏,102/113,6-5两组分连续精馏的计算,二.灵敏板,精馏塔内温度不同分布：由塔底至塔顶逐渐降低。 原因：各塔板上物料组成不同，汽相的压强不同。,温度在塔顶（或塔底）相当一段高度内变化极小。操作中常通过监测塔顶和塔底温度来反映馏出液组成和釜残液组成。,灵敏板：温度改变最显著的塔板。,化工原理,第六章 精 馏,103/113,6-5两组分连续精馏的计算,操作条件（F, q, R, 再沸器与冷凝器的热负荷等）改变必然引起分离效果的变化，但每一块板改变的程度不等。 以该塔灵敏板上的温度监控全塔的操作状态，有利于对精馏塔进行预见性调节。 灵敏板通常靠近进料口。,高纯度分离时，塔顶（或塔底）若干块塔板间的温度差都很小，若通过塔顶和塔釜温度来监控产品质量将发生严重的滞后。,化工原理,第六章 精 馏,104/113,6-5两组分连续精馏的计算, 6-5-11精馏塔的计算类型,一.设计型计算,已知：混合物系、组成及处理量、进料热状态,任务：1）选择合适的操作条件；2）选择合适的塔型；3）计算塔的工艺尺寸（塔径、塔高、板间距、塔板布置、流体力学性能验算等）；4）选择合适的加热剂和冷凝剂，选择合适的再沸器和冷凝器，以及泵；5）主体设备和附属部件选择，包括塔体壁厚与公称直径、接管尺寸、接管阀栏、群坐、人孔、手孔、等。,步骤：,选择P确定xy*(m),物料衡算确定D、W或xD、xW,确定q (xq,yq) Rmin R,化工原理,第六章 精 馏,105/113,6-5两组分连续精馏的计算,y n+1=f(xn)、y m+1=F(xm)、q线方程,NT、NT1、NT2,Dg,流体力学验算,主体设备及附属设备选型,化工原理,第六章 精 馏,106/113,6-5两组分连续精馏的计算,二、操作型,设备一定，且忽略操作条件变化对ET的影响。 1.通过改变操作条件，定量计算分离效果的变化，或定性分析xD、xW的变化趋势。 2.校核：对一定的设备在指定操作条件下操作，判断能否达到分离要求。,二元精馏的基本方程,物料衡算：,相平衡：,化工原理,第六章 精 馏,107/113,6-5两组分连续精馏的计算,分离程度：,分离结果的变化受物料衡算和各板分离能力的约束。,方法：试差法或反证法。,例.某精馏塔具有5块理论板（含塔釜再沸器），含苯50%（摩尔分率）的苯甲苯混合掖预热至泡点后在塔的第三块理论板（从上往下）上进入塔内，泡点回流，