第六章蒸馏技术

1、本章主要内容：6.1 概述6.2 双组分物系的汽液相平衡 more6.3 平衡蒸馏和简单蒸馏 more6.4 精馏原理和流程 more6.5 双组分连续精馏的计算 more 物料衡算与操作线方程 more 进料热状况对两段物料分配的影响 more 理论板数的计算 more 回流比对精馏操作的影响 more 塔高塔径计算/热量衡算 more6.6 间歇精馏 more6.7 恒沸精馏和萃取精馏 原理及流程 more6.8 多组分精馏 more 关键组分的概念 more 习题思考题 本章重点: 常压下双组分连续精馏原理与计算。第六章 蒸馏 酿造酿造战国时期保存在铜壶中战国时期保存在铜壶中的酒的酒保留

2、至今中国保留至今中国最早的古酒最早的古酒16世纪欧洲的酒精蒸馏装置世纪欧洲的酒精蒸馏装置 蒸蒸 馏馏XO之源，XO之本轩尼诗XO国酒茅台酒蒸馏酒酒精为alcohol，就是阿拉伯语中“蒸馏”蒸蒸 馏馏轩尼诗XO茅台酒葡萄高粱蒸馏发酵八次发酵，八次蒸馏蒸馏发酵蒸蒸 馏馏6.1 引言蒸馏均相液体混合物的典型分离方法。基本原理加热形成汽液两相物系，利用物系中 各组分的挥发度差异实现分离。特点 1) 无需外加其它组分,无需后续分离; 2) 也可用于均相气体、均相固体混合物的分离； 3) 能耗高，操作设备要求高。蒸馏的分类： 操作流程 (间歇、连续) 蒸馏方式 (简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏) 操作

3、压强 (常压、减压、加压) 待分组分 (双组分、多组分)6 蒸 馏6.2 双组分物系的汽液相平衡 (挥发度理论)6.2.1 两组分理想物系的相平衡关系相律 (见物理化学) F = C + 2(6-1) 式中式中 F 物系的自由度数目；物系的自由度数目； C 物系的独立组分数；物系的独立组分数； 物系的相数物系的相数. 两组分汽液两相物系：C = 2, = 2, 因此, F2。即: t、P、x、y 四个参数中只有两个是独立的, 当操作压力恒定操作压力恒定 时, 该物系只有一个自由度。两组分汽液平衡的表示方法： t - x y 关系 (p恒定) x - y 关系 (p恒定)6 蒸 馏Root 理想

4、物系：液相为理想溶液；气相为理想气体。 理想溶液：性质、分子结构相近的组分组成的液体。 理想气体：总压不太高(10MPa)的气体。二. 两组分理想物系的汽液平衡关系1.用饱和蒸汽压、相平衡常数表示的汽液平衡关系根据拉乌尔定律，理想溶液上方的平衡分压)1 (000ABBBBAAAxpxppxpp(6-2)溶液沸腾时，系统总压 P pA + pB (6-3) 4)-(6 000BABApppPxx)5-(6 0axPpyyAAA联解(6-2)、(6-3)，得 6-2 双组分物系的汽液相平衡 相平衡常数KA , 其实并非常数, 随温度及物系总压而变化。纯组分的 p0 - t 关系，可用 Antoin

5、e方程描述：8)-(6 ln0tCBAp 式中，A、B、C为常数，随物质不同而不同。 从有关手册中查取时，应注意： p0 和 t 的单位； 是常用对数还是自然对数。引入相平衡常数：)7-(6 0aPpKAA则，7)-(6 AAAxKyxKyA或 二. 两组分理想物系的汽液平衡关系2.用相对挥发度表示的汽液平衡关系两组分溶液中，组分A、B 的挥发度9)-(6 , BBBAAAxpvxpv对理想溶液， )9-(6 , Bapvpv0B0AA 由于挥发度 vA、vB 均随温度变化， 使用不方便，为此引入相对挥发度相对挥发度 定义式10)-(6 1BBAABAxpxpvv系统总压不高时， PypPyp

6、BBAA , 由此，可得到相对挥发度的计算式：11)-(6 BBAABBAAxyxyxPyxPy相对挥发度数值可由实验测得。 二. 两组分理想物系的汽液平衡关系对于理想溶液，12)-(6 0B0App 理想溶液的值随温度变化不大，一般可看作常数。计算时，取操作温度范围的平均值。对于双组分物系， BABAxxyy略去下标， 11xxyy解出y， 13)-(6 ) 1(1xxy或 )13-(6 ) 1(ayyx 二. 两组分理想物系的汽液平衡关系三. 两组分理想溶液的汽液平衡相图用相图表达平衡关系直观、清晰，图解方便。常用的相图有两种： t - x - y 图 (用于分析原理) x - y 图 (

7、用于图解)1.温度组成图 ( t-x-y 图)构成要素： 一组坐标 (x, y, t) 两个点 (A, B) 两条线 (te-x, td-y) 三个区 五种状态10 xyx , yt e x饱和液体线（泡点线）饱和液体线（泡点线） 饱和蒸汽线（露点线）饱和蒸汽线（露点线） t d -yP=101.33kPat, tBA汽汽液液共共存存区区过热蒸汽区过热蒸汽区冷液区冷液区图6-1 苯-甲苯的 t-x-y 图应用： 蒸馏操作区：共存区 t, x, y三者知其中之一， 便可知其余。 6.2 双组分物系的汽液相平衡2. 汽液组成图(x-y 图) 可通过 t-x-y 图作出。由 x-y 图可以看出： 曲

8、线始终位于直线 yx 的 上方，即 yx 。值越大, 曲线偏离 y = x 越远；该物系通过蒸馏分 离就越容易, 反之亦然。 总压变化, 曲线理论上也 变化。总压变化不大时, 外压影响可以忽略。 对于理想物系, 可以证明: x-y 图对称于直线 x+y =1.三. 两组分理想溶液的汽液平衡相图 .01.0 0.2 0.4 0.6 0.8 . . . .0.20.40.60.81.0yx 1 2 图6-2 苯-甲苯的 x-y 图 P=101.33kPa 12y xx y 1 . . .6.2.2 两组分非理想物系的汽液平衡关系 由图可见： 泡点线与露点线在最低温度时交汇于M点，混合液体蒸馏分离至

9、该点时，分离无法继续。 由于M点不是纯组分点，因此称为最低恒沸点。 最典型的是乙醇水溶液, 其 t-x-y 图如右。一.具有最低恒沸点的溶液 常压下, 乙醇水溶液体系恒沸点的温度为78.15, 对应的组成为 y = 0.894 (乙醇的mol 分率), 乙醇的质量分率约为95. M 100 0.894 78.15 t/图6-3 乙醇-水的 t-x-y 图露点线露点线泡点线泡点线 P=101.33kPa6.2 双组分物系的汽液相平衡二.具有最高恒沸点的溶液 图6-6 硝酸-水溶液的 x - y 图.01.00.20.40.60.8.0.20.40.60.81.0yxP=101.33kPaN 以硝

10、酸-水溶液为例，其 x - y 图如右所示。 泡点与露点在N点重合，此时, x = y = 0.383 ,普通蒸馏到此无法继续。该点在 t - x - y 图上对应温度最高 (121.9)，故 N 点称为最高恒沸点。 恒沸物系 x-y 图上，相平衡曲线有一部分处于参考线 y = x 的下方 ，其 “相对挥发度” 并非常数 。 恒沸物系在恒沸点的组成随总压 P 而变化。参见表6-1.6.2.2 两组分非理想物系的汽液平衡关系三.汽液平衡关系数据的获取 汽液平衡关系是解决蒸馏理论计算的基本依据，可以有不同的表示方法，用于不同的场合。 汽液平衡关系数据获取途径有： 1) 查阅手册； 2) 实验测定；

11、 3) 公式估算； 4) 实验 公式估算 【例题6-1】计算汽液平衡数据 ( x, y )。详见教材P8-9. 解：方法1) 利用拉乌尔定律计算汽液平衡数据，并绘制 t - x - y 图。方法2) 计算相对挥发度， 给出 y = f (, x ) 。6.2.2 两组分非理想物系的汽液平衡关系Root6.3 平衡蒸馏与简单蒸馏 6.3.1 平衡蒸馏（闪蒸） 闪蒸操作 ： 进料 加热 减压 部分汽化Q加加 热热 器器 减压阀减压阀 汽相产品汽相产品D, y液相产品液相产品W, x闪蒸罐闪蒸罐图图6-7 平衡蒸馏装置平衡蒸馏装置 原原 料料F, xF6 蒸 馏 t, 10 xy x, yt e -

12、 x t d - y P =consttBA汽汽液液共共存存区区过热蒸汽区过热蒸汽区冷液区冷液区 闪蒸的工作原理xF闪蒸工作原理闪蒸工作原理闪蒸就是一次部分汽化。 组成为xF 的原料经过一次汽化后，馏出物中轻组分浓度得到提高， 即 y xF ； 同时，釜液中轻组分浓度得到降低，x xF 所以有 x xF y6-3 平衡蒸馏与简单蒸馏一.物料衡算 式( 6-18) 称为闪蒸操作线方程, 在 x y 图上为一条通过 ( xF , xF )点截距为 xF / (1 q) 的直线。总物料衡算 F = D + W轻组份衡算 FxF = Dy + Wx(6-16)联解，得 )(1FxDFxDFy于是18)

13、-(6 1 1qxxqqyF式中式中 W/F = q 液化分率液化分率 D/F = 1q 汽化分率汽化分率 闪蒸操作线示意图闪蒸操作线示意图1.0yx P=const B1.00 ExF yxxF /(1 - q )xF /q平衡蒸馏二.热量衡算 热量计算就是加热器的热负荷计算。是设计换热器、安排生产能源的主要依据。 忽略热损失，对加热器作热量衡算，即可得到加热器的热负荷 Q Q = FCP ( T - tF ) (6-19) 闪蒸时，物料放出的显热部分汽化所需的潜热即 F CP ( T t e ) = (1q ) F r = D r 解出预热温度T21)-(6 1peCrqtT)( 平衡蒸馏

14、三.闪蒸理论计算依据 1)相平衡关系: x y 图 或 13)-(6 1)(1xxy t x y 图 te = f (x) 或 td = f (y) 2)闪蒸操作线方程18)-(6 11xqqqxyF方法 1) 运用公式计算；操作方程与相平衡关系y= f(x)联解,可得到 馏出液组成 xD 及釜残液组成 xW 。 2) 图解方法 参见【例题6-2】。【例题6-2】详见教材P11.已知：xF= 0.5 , 1 - q = 0.6 , x - y 图，te -x 图 求：x, y, te6.3 平衡蒸馏与简单蒸馏 原料液原料液蒸汽蒸汽 蒸馏釜蒸馏釜冷凝器冷凝器接受器接受器馏出物馏出物釜残液釜残液

15、图图6-8 6-8 简单蒸馏装置简单蒸馏装置 6.3.2 简单蒸馏 (微分蒸馏 ) 简单蒸馏是一种间歇式蒸馏操作.一.概述系统构成 蒸馏釜 冷凝器 接受器操作原理 原料 F ( kmol, 组成为x1 ) 一次性进入； 蒸馏开始 釜中液体 F x1 釜残液 W x2 馏出物：0D y0 平均组成为y6-3 平衡蒸馏与简单蒸馏二.简单蒸馏计算 假设某瞬间釜液量为L (kmol)、组成为x, 经时间d后, 釜液增量为- dL, 轻组分组成增量为- dx ; 馏出液中的轻组分组成为y;微分操作方程 xydxLdL 忽略二阶微量dxdL，整理得对轻组分作物料衡算：23)-(6 ydLdxxdLLLx)

16、(初值条件：LF，xx1； 终值条件： LW，xx2 积分操作方程 1224)-(6 xxxydxWFln代入初值、终值条件，积分得6.3.2 简单蒸馏(L, x)(L-dL, x-dx)时时刻刻后后 d(dL, y)+ 根据相平衡关系 y = f (x) 的表达方式，分以下三种情况：釜残液组成的计算:1) y = f (x) 以相图或数表形式给出，数值积分方法 全过程轻组分物料衡算式21xDWxDFy21WxyDFx馏出液平均组成 ：y【例题6-3】详见教材P13.6.3.2 简单蒸馏2)xxy)(11lnlnln12211111xxxxWF 3) y = m x + b； 第三种情形 只能

17、是在局部近似成立只能是在局部近似成立 bxmbxmmWF211111)()(lnln 例例1：在常压下对苯与甲苯二元理想溶液分别进行平衡蒸馏与简单蒸馏。若原料液中苯的浓度为0.5（摩尔分率）。物系的相对挥发度为2.47。试求： 1）用平衡蒸馏方法分离，当汽化率为 0.4时，釜液与馏出液的组成。 2）用简单蒸馏方法分离，使釜液浓度与平衡蒸馏相同，所得馏出物中苯的平均组成。 解：解：1） xxxxy47. 1147. 2) 1(1因为汽化率1-q=0.4，q=0.6物料衡算式为： 11qxxqqyF16 . 05 . 016 . 06 . 0 x25. 15 . 1x634. 0,411. 0yx

18、2）简单蒸馏终了时的釜液浓度与平衡蒸馏时相同 411. 02x122111lnln11lnxxxxWF5 . 01411. 01ln47. 2411. 05 . 0ln47. 114088. 0505. 1WF设馏出液的平均组成为 y21WxFxyDWFWxFxy21FWxFWx121505. 111505. 1411. 05 . 0676. 0 在相同的原料液浓度及相同釜液的条件下，简单蒸馏简单蒸馏所得到的馏出液浓度高于平衡蒸馏所得到的馏出液浓度高于平衡蒸馏，而平衡蒸馏的优点是连续操作，但其分离效果不如间歇操作的简单蒸馏。简单蒸馏与平衡蒸馏的比较6.3.2 简单蒸馏 简单蒸馏适用的情形： 1

19、) 原料处理量不大、来源不定期、且分离要求较高 2) 实验室用来作试验研究Root 当原料液组成相同，相平衡关系相同时 指标 平衡蒸馏 简单蒸馏 分离效果 差 好 过程特征 定常 时变 操作方式 连续 分批 生产能力 高 低 单产能耗 低 高 单产成本 低 高6.4 精馏原理和流程6.4.1 精 馏 过 程原理和条件 6 蒸 馏本节以两组分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申，讲解精馏的操作原理及其实现的方法，从而理解和掌握精馏与简单蒸馏的区别（包括：原理、操作、结果等方面）。6.4.1.1简单 蒸馏的操作和结果 以苯-甲苯混合液为例，图6-9为其装置和流程简图，其t-

20、x-y 相图如图6-10 所示。将组成为xF、温度为t1的混合液加热到t3，使其部分气化，并将气相与液相分开，则所得的气相组成为y3,液相组成为x3。可以看出，y3xFx3 。6-96.4 精馏原理和流程 由此可知，简单蒸馏，即将液体混合物进行一次部分气化(单级)的过程，只能起到部分分离的作用，只适用于要求粗分或初步加工的场合。而要使混合物中的组分得到高纯度（几乎完全）的分离，只有进行精馏。 从相图可以看出，用一次部分气化得到的气相产品的组成不会大于yD，而yD 是加热原料液xF时产生的第一个气泡的平衡气相组成。同时，液相产品的组成不会低于xW，而xW是将原料也全部气化时剩下最后一滴液体的平衡

21、液相组成。组成为xW的液体量及组成为yD的气体量是极少的。至于将xF的原料液加热到t3时，液相量和气相量之间的关系，可由杠杆规则来确定。 6-106.4.1.2 多次部分气化和部分冷凝 如果将图6-9所示的蒸馏单级分离加以组合, 变成如图6-11所示的多级分离流程（以3级为例）. 若将第1级溶液部分气化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝, 然后再将冷凝液在第2级中部分气化, 此时所得气相组成为y2，y2y1, 这种部分气化的次数（级数）愈多, 所得到的蒸汽浓度也愈高, 最后几乎可得到纯态的易挥发组分. 同理, 若将从各分离器所得到的液相产品分别进行多次部分气化和分离, 那么这种级数愈多, 得到的液

22、相浓度也愈低, 最后可得到几乎纯态的难挥发组分. 图6-11 多次部分气化的分离示意图1. 过程分析 上述的气液相浓度变化情况可以从图中清晰地看到.因此,同时多次地进行部分气化是使混合物得以完全分离地必要条件. 不难看出, 图6-11所示的流程在工业上是不能采用的, 因其存在以下两个问题： （1）分离过程得到许多中间馏分，如图中的组成为x2.x3 等液相产品，因此最后纯产品的收率就很低； （2）设备庞杂，能量消耗大。 同时，由图还可以看出，当第 级所产生的蒸气 与第 级下降的液体 直接混合时，由于液相温度 低于气相温度因此高温的蒸气（潜热）将加热低温的液体而使液体部分气化，蒸气自身则被部分冷凝

23、。传热 图6-12 多次部分气化的 t-x-y图今以图6-13中的第3级为例，由图6-12可知而在和之间存在和如果冷凝和气化的温度选择恰当，可使和较为接近。这样，若将第3级中产生的中间产品与第1级的蒸汽相混合,.，其结果不但消除了中间产品，且提高了最后产品的收率。传质由此可见，不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上一级的液相回流（如液相）与下一级的气相（如气相)直接接触，就可以将图6-11所示的流程演变为图6-13所示的分离流程，从而省去了逐级使用的中间加热器和冷凝器。 图 6-13 无中间产品的 多次部分气化的分离示意图从图6-13可知，将每一级中间

24、产品返回到下一级中，不仅可以提高产品的收率，而且是过程进行的必不可少条件。例如，对第2级而言，如没有液体 回流到 中(无中间加热器和冷凝器)，就不会有溶液的部分气化和蒸气的部分冷凝，第2级也就没有分离作用了。因此每级都需有回流液。2. 实现精馏操作的条件对增浓难挥发组分来说，道理是完全相同的。进入最低1级的难挥发组分(最高浓度)的蒸气只能有更低一级下降的液体部分气化而得到，此时气化的热量由加热器（称为再沸器）供给。在再沸器中，溶液的部分气化而产生上升蒸气(又称:气相回流)，如同塔顶回流一样，是精馏连续稳定操作的另一个必要条件。对于最上一级（图6-13中第3级）而言，将冷凝后不是全部作为产品，而

25、把其中一部分返回与 相混合是最简单的回流方法。通常，将部分产品引回设备的操作称为回流。回流是保证精馏过程连续稳定操作的必要条件之一。 混合液体连续或多次部分汽化，釜液组成沿 t-x(y) 相图的泡点线变化，可得难挥发组分含量很高而易挥发组分含量很低的釜液。 混合蒸汽连续或多次部分冷凝，蒸汽组成沿 t-x(y) 相图的露点线变化，可得到易挥发组分含量很高而难挥发组分含量很低的蒸汽。 精馏过程正是这二者的有机结合。 精馏：将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。3. 定义图6-14所示的为精馏塔的模型，目前工业上使用的精馏塔是它的

26、体现。塔中各级的易挥发组分浓度由上至下逐级降低，而温度逐步增高。当某级的浓度与原料液的浓度相同或相近时，原料液就由此级进入。图6-15是以筛板塔为例，由精馏塔模型转变为实际精馏塔的一段。n+1 图图6-16 筛板塔的操作情况筛板塔的操作情况 xn x n-1 n yn+1 yn6.4 精馏原理和流程6.4.1.2 精馏塔的操作情况 精馏操作在直立圆形的精馏塔内进行. 塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料, g-l 两相传质可以是微分接触式或逐级接触式. 传质设备对吸收和蒸馏过程通用. 本章以逐级接触的板式塔为重点. 图6-8所示的为泡罩塔中任意第n层板上的操作情况. 进入第n层板的气相浓度和

27、温度分别为yn+1和tn+1，液相的浓度和温度分别为xn-1和tn-1，二者互不平衡, yn+1tn-1 -存在温度差和浓度差-传质和传热. 其结果: 1) 气相部分冷凝, 使其中难挥发组分转入到液相中； 2) 气相冷凝放出潜热传给液相, 使其部分气化, 其中的部分易挥发组分转入到气相, 结果: xnyn+1。连续精馏系统的构成6.4.2 精馏操作流程 间歇精馏系统与连续精馏系统的差别: 间歇精馏是一次性加料；只有精馏段，没有提馏段。精馏段、提馏段6.4 精馏原理和流程 图图6-17 连续精馏操作流程连续精馏操作流程 馏出物馏出物 冷却水冷却水 蒸汽蒸汽锅炉蒸汽锅炉蒸汽冷凝水冷凝水 釜液釜液

28、进料进料 蒸汽蒸汽Root 确定产品的流量和组成； 选择或确定适宜的操作条件，如操作压强、回流比和进料热状况等； 确定精馏塔的类型，选择板式塔或填料塔，根据塔型，计算理论板数和填料层高度； 确定塔高和塔径及塔的其他结构尺寸，并进行流体力学验算； 计算冷凝器和再沸器的热负荷, 并确定两者的类型和尺寸。本章的核心内容双组分连续精馏塔的工艺计算主要包括以下内容： 本节重点讨论前三项,其中4) 项内容在下册第3章有详细介绍；5 ) 项属于传热问题, 在上册传热学中已做过讨论.6.5 双组分连续精馏的计算理论板是指在其上气、液两相都充分混合，且传热及传质过程阻力均为零的理想化塔板。因此不论进入理论板的气

29、、液两相组成如何，离开该板时气、液两相达到平衡状态，即两相温度相等，组成互成平衡。显然,在相同条件下, 理论板具有最大的分离能力, 是塔分离的极限。事实上，由于塔板上汽液接触的面积和接触时间都是有限的，所以理论板实际上并不存在。6.5.1 理论板的概念、恒摩尔流假定恒摩尔流假定 为简化计算，假定： 1) 恒mol气流假定； 2) 恒mol液流假定。 恒摩尔流假定成立的条件： 各组分的mol汽化潜热相等； 汽液接触时交换的显热可以忽略； 塔设备的热损失可以忽略。6 蒸 馏Root 图图618 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 L, xDD, xD F, xF W, xWV, xD QC QB 回

30、收率 轻组分： FxF = DxD + WxW6.5.2 物料衡算和操作线方程一.全塔物料衡算总物料： F = D + WFDAFxDx轻组分(塔顶) )()(FWBxFxW11重组分(塔底)【例6-4】详见教材P17-18.要点：组成、流量换算成 mol 制。6-5 双组分连续精馏的计算DnnxDLDxDLLy1二.精馏段操作线方程令，回流比 DLR 111RxxRRyDnn则有，L1： 在图中虚框范围内作物料衡算。总物料：V L + D轻组分： V yn+1L xn + D xD在x-y 图上为过 (xD ,xD)点及 ( 0, ) 点的直线。1RxD 6.5.2 物料衡算和操作线方程 L

31、, xD D, xD V, xD 1 2 n n1 x1 xn x2 y1 y2 yn yn+1 图图6-19 精馏段物料衡算精馏段物料衡算 V L xW精馏段操作线 L1在 x y 图上的表示 P=const 0 xFxxD1RxD L1 y 6.5.2 物料衡算和操作线方程 三.提馏段操作线方程 图图6-20 提馏段物料衡算提馏段物料衡算 W, xw mm+1 m+2 N xm xm+1 ym+1ym+2 yN xNVL 在图中虚框所示的范围内,对提馏段作物料衡算。总物料：WVL轻组分：wmmWxyVxL1wmmxWLWxWLLy1解出ym+1 ,得L2： 6.5.2 物料衡算和操作线方程

32、 提馏段操作线 L2在 x y 图上的表示 在 x - y 图上, 提馏段操作线过(xW ,xW)点,斜率为 。WLL xW P=const 0 xF x xD Q1RxD L1 L2 y 6.5.2 物料衡算和操作线方程 Root6.5.3 进料热状态的影响 q 线方程低低高高 进料热状态不同，将导致提馏段与精馏段的汽、液两相流动物流的流量不同。 根据进料温度的不同，进料热状态分五种： 6.5 双组分连续精馏的计算热状态热状态过冷液体过冷液体饱和液体饱和液体汽液两相进料汽液两相进料饱和蒸汽饱和蒸汽过热蒸汽过热蒸汽温度tFtFte tF= te tetFtdtF= td tdtF（a）冷液体

33、LL+F VV （b）饱和液体 L=L+F V=V （c）气液混合物VV LV L 0. xW图622 q 值对L2 的影响 P=const 0 xF x xD L1 q1 0q1 q=1 q= 0 q 0 y 6.5.3 进料热状态的影响Root6.5.4 理论板数 NT 的求算 一.逐板计算法方法： 逐板计算法 图解法 关联法已知条件： 条件参数 （F, xF , xD , xW , q, R ) 相平衡关系精馏段L1 11 RxxRRyDnn 1yn-1 xn-1xq yn xnxq y1=xD x1= f-1(y1) xn+1= f-1(yn+1) 操作线方程 相平衡反函数进料位置 在

34、第n 块理论板上方。 6.5 双组分连续精馏的计算nDxxyxyx操作关系平衡关系操作关系平衡关系2211xm+1= f-1(ym+1) 提馏段 L2 WmmxWqFLWxwqFLqFLy1ym xm xW 则全塔理论板数 NT = m +n - 1 （包括再沸器） 二. 图解法(MT 法) 条件：xF, q, xW, R 等已确定，相平衡关系y=f(x) 图线已绘出。原理与逐板计算法完全相同，在 x-y 图上作业。 6.5.4 理论板数 NT 的求算 wmnxxyxyxx3221平衡关系操作关系平衡关系操作关系1) 过(xD , xD)点及(0, )点作 L1 2) 过(xF , xF)点及

35、 ( ,0)点作 q 线 1RxDqxF交于Q点(xq , yq) 3) 过（xW,xW）点及Q 点作 L24) 由(xD, xD)出发, 在相平衡曲线、L1与L2及所夹区域内, 向左下方作 梯级, 并依次标上序号1,2; 直至第 n 号梯级在相平衡线上顶点 的横坐标 xn xW , 作图结束; 全塔理论板数NT = n(包括再沸器).5) 如果第m号及第m+1号梯级顶点的横坐标xm, xm+1与xq之间 具有关系：xm+1xq 1 0 q2 1 NT1 NT2原因：q 值增大, 进料操作线斜率增大；L2与L1的交点 距离相平衡曲线越远, 分离较为容易。 另一方面, q 值增大, 在提馏段 由

36、于 L = L + qF V = V + ( q1)F因而, 提馏段内的汽液循环量增大, 使得提馏段分离效果增强。Root6.5.4 理论板数 NT 的求算 6.5.6 回流比 R 的影响及其选择 6.5 双组分连续精馏的计算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。精馏过程的投资费用和操作费用都取决于回流比的值。全回流时：R D=0 W=0 F=0即不向塔内进料，亦不从塔内取出产品，全塔也就无精馏段和提馏段之区分，两端的操作线合二为一。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。 精

37、馏段操作线：111RxxRRyDnnnnxy1全回流时的理论板数 Nmin 可用逐板计算法或图解法求得。对理想溶液，可由芬斯克（Fenske）方程直接计算得。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： 离开第 1 块板的汽液平衡为： 芬斯克 (Fenske) 方程nBAnnBAxxyyDBABAxxyy1111BABAxxyynBnBnAnAxyxy,1,1,nBAnBAxxyy1221BADBAxxxx2111BABADBAyyxxxx321BADBAyyxx如此类推，可得第 N+1 块板（塔釜）上升蒸汽组成为 即塔釜的液体组成 对双组分溶液可略去下标A、B式中的

38、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 芬斯克方程 DBANWBAxxxx12111121NNmmWBADBAxxxxNloglog1minmWWDDxxxxNlog11log1min wBANDBAxxxx121二. 最小回流比 Rmin(看图看图124） R 减小时, L1斜率减小, L1与q 线的交点Q远离 y=x , 分离难度加大。当R为某一临界数值时, Q点落在相平衡线上, 此时分离无法进行。该情况下对应的回流比就是最小回流比, 记为 Rmin。1.作图法 1)割线法： 适用于y = f (x) 无拐点的情形 qqqDxyyxRmin或 b为割线在y

39、轴上的截距。 1minbxRDRmin的求算（作图、解析） Q xW图6-26 割线法确定RminP=const 0 xF x xD1minRxD L1 q 线线 xq yq6.5.6 回流比 R 的影响及其选择 2) 切线法：适用于y = f (x) 有拐点的情形gggDxyyxRmin情形 xW图6-27a 切线法确定Rmin P=const 0 xF x xD g1minRxD L1 xg yg6.5.6 回流比 R 的影响及其选择 gDgDxxyxRR 1minminqqqDxyyxRmin xW 图6-27b 切线法确定Rmin P=const 0 xF x xDg L2 xq yq

40、 q 线线 L1 Q 情形2 解析法： 当相平衡关系满足 时，xxy) 1(1 47)-(6 1111minqDqDxxxxR 6.5.6 回流比 R 的影响及其选择 qDqDxxyxRR 1minmin三.适宜回流比的选择6.5.6 回流比 R 的影响及其选择 操作费用操作费用 C C2 2RRmin设备费用设备费用 C C1 1费用费用图1-25 适宜回流比的确定总费用总费用 C CC C1+ C+ C2适宜适宜R 实际操作的回流比应介于全回流与最小回流比两者之间。适宜的回流比根据经济核算来确定，即应在操作费用和设备费用之间作出权衡。 操作费用：精馏的操作费用主要决定于再沸器中产生上升蒸汽

41、 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 可见，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。 FqVVDRDLV11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minoptRR22 . 1R 进一步增大，上升蒸汽 V 和 V 增大，塔径、塔板面积、再沸

42、器及冷凝器换热面积增大，设备费用又开始上升。 理论板数 NRmin回流比 RNmin6.5.7 求NT 的简捷方法Gilliland关联法 6.5 双组分连续精馏的计算Root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 =0.537.0；(4) 组分间相对挥发度=1.264.05；(5) 理论板数=2.443.1。用8个物系，由逐板计算得出的结果绘制而成。吉利兰 (Gilliland) 关联图吉利兰图在精馏塔设计中，常借助于最小回流比 Rmin 以及全回流时对应的最少理论板数 Nmin 的概念初步估算所需的理论塔板数。注意：使用该图计算

43、时，条件应尽量与上述条件相近。 1minRRR1minNNN【例题6-9】 详见教材P33-34.注意：算出的NT 可以保留小数，如果取整数，应向大圆整。(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+1) ，即可求得所需的 N；(4) 确定加料位置。将该图用于双组分和多组分精馏的计算，其大致步骤是：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全塔理论板数。 吉

44、利兰图1minRRR1minNNN6.5.8 塔高与塔径的计算 一.塔高计算6.5 双组分连续精馏的计算1）板式塔有效高度计算Z(Np-1)HT 以上算得的塔高为安装塔板部分的高度，不包括塔底精馏釜和塔顶的有效高度。(1)塔板效率（板效率）表征的是实际塔板的分离效果接近理论板的程度。单板效率与全塔板效率是常用的两种表示方法。 单板效率 Em 又称默弗里（Murphree）板效率，可用气相单板效率 EmV 或液相单板效率 EmL 表示，其定义分别为 1*1nnnnmVyyyyE*11nnnnmLxxxxExn, yn 离开第 n 板的液相与汽相的实际组成；yn*, xn* 与离开第 n 板的液(

45、汽)相组成 xn (yn)成平衡的汽(液)相组成；2)塔板效率nynyn1xnxn-1 6.5.8 塔高与塔径的计算 分子代表经过一块板后组成的实际变化，分母则为将该板视为理论板时的组成变化。单板效率通常由实验测定。注意：单板效率是一块板的平均效率，板上各点的传质差异可进一步由点效率（Local efficiency）来表达。全塔板效率 ET （总板效率）为完成一定分离任务所需的理论塔板数 N 和实际塔板数 NT 之比ET 代表了全塔各层塔板的平均效率，其值恒小于1.0。一般由实验确定或用经验公式计算。对一定结构形式的板式塔，由分离任务和工艺条件确定出理论板数后，若已知一定操作条件下的全塔效率

46、，便可求得实际板数。 TTNNE （3）填料塔填料层高度的计算设想在填料塔内，将填料层分为若干相等的高度单位，每一单位填料层的作用相当于一层理论板，即通过这一单位高度后，上升蒸汽与下降液体互成平衡，此单位填料层高度理论板当量高度（等板高度）HETP 确定空塔气速 u 计算气相体积流率 Vs 计算塔径 D53)-(6 maxuV4Ds二.塔径计算6.5.9 连续精馏装置的热量衡算1.冷凝器： 热负荷 Qc= V rD + V cPt ( kJ/h ) = ( R + 1 ) D (rD + cPt ) rD馏出液汽化热 ( kJ/kmol ) cp馏出液比热容 ( kJ/kmol. ) t过冷温

47、度()Qc冷却介质耗量：55)-(6 (kg/h) )(12ttcQWpccc 6.5.8 塔高与塔径的计算 加热蒸汽耗量 饱和蒸汽加热，冷凝液在饱和温度下排出饱和蒸汽加热，冷凝液在饱和温度下排出r 饱和水蒸汽气化热, kJ/kg59)-(6 (kg/h) rQWBh2.再沸器将流量为V、组成为xW 的饱和液体加热成饱和蒸汽。热负荷 QBV IV +WIW - LIL +QL 由于 IW IL QBV IV ( L W ) IW +QL V ( IV IW ) +QL QL再沸器的热损失, kJ/h【例6-10】详见教材P41.W, xW 6.5.9 连续精馏装置的热量衡算 wLV QB (k

48、J/h) (kg/h) 21BBIIBQhW1物料平衡的影响和制约根据精馏塔的总物料衡算可知，对于一定的原料液流量F和组成xF，只要确定了分离程度xD和xW，馏出液流量D和釜残液流量W也就被确定了。采出率D/F:WDWFxxxxFD不能任意增减，否则进、出塔的两个组分的量不平衡，必然导致塔内组成变化，操作波动，使操作不能达到预期的分离要求。在精馏塔的操作中，需维持塔顶和塔底产品的稳定，保持精馏装置的物料平衡是精馏塔稳态操作的必要条件。通常由塔底液位来控制精馏塔的物料平衡。 6.5.10 精馏塔的操作和调节 进料(F, xF , q) 一定时，D, W 只能由分离要求 (xD ,xW )确定，

49、不可任意增减。2、塔顶回流的影响回流比是影响精馏塔分离效果的主要因素，生产中经常用回流比来调节、控制产品的质量。当回流比增大时，精馏产品质量提高；当回流比减小时，xD减小而xW增大，使分离效果变差。回流比增加，使塔内上升蒸汽量及下降液体量均增加，若塔内汽液负荷超过允许值，则可能引起塔板效率下降，此时应减小原料液流量。 F, D, NT 一定时，R xD，xW，QC，QB3进料热状况的影响当进料状况（xF和q）发生变化时，应适当改变进料位置，并及时调节回流比R。一般精馏塔常设几个进料位置，以适应生产中进料状况，保证在精馏塔的适宜位置进料。如进料状况改变而进料位置不变，必然引起馏出液和釜残液组成的

50、变化。进料情况对精馏操作有着重要意义。常见的进料状况有五种，不同的进料状况，都显著地直接影响提馏段的回流量和塔内的汽液平衡。精馏塔较为理想的进料状况是泡点进料，它较为经济和最为常用。对特定的精馏塔，若xF减小，则将使xD和xW均减小，欲保持xD不变，则应增大回流比。 xF , q 的影响：xF（或 q）增大时， (为什么)进料位置应适当上移? 作为一个思考题4. 精馏塔两段产品的质量监控： 传统方法：监控产品的泡点温度（或露点温度） 现代方法：用现代在线分析方法直接监控产品组成. 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（压降）。温度在塔顶（或塔底

51、）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。 塔顶塔板序号塔釜温度 t例：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。塔顶塔板序号塔釜温度 t高纯度分离操作条件（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。灵敏板：温度改变最显著的塔板。以该塔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。 一.恒沸精馏(必须加入夹带剂 J ) 应用场合 分离具有最低恒沸点，或具有最高恒沸点的混合液 6-7 特殊精馏原理

52、 AB + J AB+J破坏原恒沸系，形成新恒沸系;Root6.6 间歇精馏对夹带剂的要求 可形成三元恒沸系，且恒沸点明显低于纯组分的沸点； 新恒沸液含夹带剂组成越低越好； 新恒沸液最好是非均相混合物，便于用分层法分离； 无毒、无腐，热稳定性好； 价廉、易得。流程 注意苯的循环利用6.7 特殊精馏苯、乙醇、水三元非均相恒沸物：苯：0.539乙醇：0.228水：0.233沸点：64.85上层苯相苯：0.745乙醇：0.217少量水下层水相苯：0.0428乙醇：0.35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

53、醇水恒沸物+苯二.萃取精馏 ( 必须加入萃取剂 C )应用场合 分离各组分挥发度差异很小的混合液。原理 加入 C 后 AB明显增大图图6-38 6-38 萃取精馏流程萃取精馏流程6.7 特殊精馏循环糠醛补充糠醛脱溶剂顶部产品脱溶剂底部产品苯+环己烷（原料）萃取剂回收段溶剂分离塔萃取精馏塔冷凝器冷凝器环己烷糠醛-苯混合液苯x糠醛0.00.980.21.380.41.860.52.070.62.360.72.7对萃取剂的要求 不形成恒沸液，可显著增大AB ； 挥发性低，沸点明显高于原料各组分的沸点； 无毒、无腐，热稳定性好； 价廉、易得。Root6.7 特殊精馏 分子蒸馏是一种特殊的液分子蒸馏是一

54、种特殊的液-液分离液分离技术，它不同于传统蒸馏依靠沸点差分技术，它不同于传统蒸馏依靠沸点差分离，而是靠不同物质分子运动平均自由离，而是靠不同物质分子运动平均自由程的不同实现分离。程的不同实现分离。6.86.8分子蒸馏技术分子蒸馏技术分子运动自由程分子运动平均自由程分子运动自由程的分布规律有关分子运动理论有关分子运动理论分子运动平均自由程分子运动平均自由程一、分子蒸馏原理一、分子蒸馏原理 分子与分子之间存在着相互作分子与分子之间存在着相互作用力。用力。 当两分子离得较远时，分子之间的吸当两分子离得较远时，分子之间的吸引力是主要的。但当两分子相互接近到一定引力是主要的。但当两分子相互接近到一定距离之后，分子之间的作用力就会改变为斥距离之后，分子之间的作用力就会改变为斥力，并且随着其接近程度而迅速增加。力，并且随着其接近程度而迅速增加。 当接当接近到一定程度时，由于斥力的作用，两分子近到一定程度时，由于斥力的作用，两分子发生斥离。这种发生斥离。这种由于接近而至斥离的过程由于接近而至斥离的过程就就是分子的是分子的碰撞过程碰撞过程。分子碰撞：分子运动自由程：一个分子相邻两次碰撞之间所走的路程