环境工程原理第六章 蒸馏-01

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1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：特点：直接获取产品；适用范围广泛：液体混合物、气体混合物、固体混合物；适用于各种浓度混合物的分离。所得气相需要冷凝液化，能耗大。23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4必有：yA>xA,yB<xB即：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5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6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、理想物系气液相平衡三、非理想物系气液相平衡7一、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，称为饱和状态。蒸汽为饱和蒸汽，其压力为饱和蒸汽压（蒸气压）。Antoine方程：po—纯组分液体的饱和蒸汽压，kPaA、B、C—纯组分液体的Antoine常数

，kPat—温度

，℃8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。pA=pAoxApB=pBoxB=pBo（1-xA）pA、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9二、理想物系气液相平衡（一）理想物系t~y~x关系式

理想溶液pA=pAoxApB=pBoxB=pBo（1-xA）理想气体理想物系：液相为理想溶液，服从拉乌尔定律；气相为理想气体，服从道尔顿分压定律。

微观：fAB=fAA=fBB；宏观：体积和不变，无热效应。10——汽液两相平衡组成间的关系（二）t~y~x图与y~x图1、基本概念：沸点：纯物质液态的蒸汽压等于某一外界压力时的温度，即纯物质液体开始沸腾时的温度。泡点：液相混合物在某一压力下开始沸腾时的温度。从开始沸腾到全部汽化温度不断变化。露点：汽相混合物在某一压力下开始冷凝时的温度。从开始冷凝到全部液化温度不断变化。11t/℃x(y)t-xt-yp=101.3kPatFFGtGECxCDyDtEIJtItJx001.01001108090苯-甲苯温度-组成图2：t-y-xyG12三个区：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

y>x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133:y-x泡点方程p-t-x已知体系压力和泡点，可计算液相组成；已知液相组成和体系压力，可计算泡点（试差法）；已知液相组成和泡点，可计算体系压力；14露点方程p-t-y已知体系压力和露点，可计算汽相组成；已知体系压力和汽相组成，可计算露点（试差）；已知汽相组成和露点，可计算体系压力；汽液两相平衡时：相平衡方程15对角线y=x为辅助曲线，y>x

，平衡线在对角线之上；x~y线上各点温度不同，每一点代表一个平衡组成；平衡线离对角线越远，挥发性差异越大，物系越易分离。16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17（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。混合液某组分挥发度:1.挥发度纯组分的挥发度：=pAo18理想溶液则:2.相对挥发度(以α表示)理想气体：或：一般物系：193.理想溶液的气液相平衡方程式代入——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。20若α=1，则普通蒸馏方式将无法分离此混合物。

α<1,则重新定义轻组分与重组分，使α>1。相对挥发度α在蒸馏范围内的变化远远小于相平衡常数的变化，因此可用平均相对挥发度αm。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pA>pA理，pB>pB理21（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

pA<pA理，pB<pB理22（2）有最高恒沸点的溶液如硝酸-水溶液23例：苯-甲苯混合液含苯0.4（摩尔分数），在101.33kPa下，加热到100℃，试求此时气、液相的组成。解：苯（A）和甲苯（B）的Antoine方程分别为：根据拉乌尔定律和道尔顿定律，可得：代入数据，可得：

24可得：分析：

对于苯-甲苯混合液，因为苯和甲苯的分子结构及性质相似，故在全浓度范围内符合拉乌尔定律，因此，两相平衡时，汽液相的组成关系可以应用拉乌尔定律和道尔顿分压定律表示。经过一次平衡蒸馏，可以得到苯和甲苯含量均高于原混合物的两相产品，如果我们进行多次平衡蒸馏，最终就可以得到纯度较高的苯和甲苯，从而实现混合物的分离。25例：苯-甲苯精馏塔塔顶处蒸气含苯0.5（摩尔分数），温度为82℃，求此处的压力（假设蒸气处于饱和状态）。解：根据苯（A）和甲苯（B）的Antoine方程：根据拉乌尔定律和道尔顿定律，可得：代入数据，可得：

联立求解，可得：

26例：CHCl3-CCl4的混合蒸气，组成各为50%（摩尔分数），将其冷却到25℃，若：（1）全部变为饱和液体；（2）气液相量各占一半（以摩尔数计）。分别求出上述两种情况下的总压、各组分的分压和气液相组成。解（1）当全部变为饱和液体时，其中CHCl3的组成x=0.5,CCl4的含量为（1-0.5），因此：（已知25℃时，CHCl3和CCl4的饱和蒸气压分别为26.53kPa和15.27kPa）CHCl3的分压为：CCl4的分压为：总压：27由pA=py可得：(2)气液相量各占一半（以摩尔数计）时，设原蒸气总量为1mol，其中由CHCl3和CCl4

各有0.5mol，冷却至25℃，气液相的量各为0.5mol。则根据物料衡算，冷却前后CHCl3的量相等，即：由拉乌尔定律：由道尔顿定律：联立求解28CHCl3的分压为：CCl4的分压为：分析：此题计算较简单，但在分析题意时要清楚什么情况下用什么样的计算公式。第一种情况相当于精馏塔顶全凝器的计算，将馏出蒸气全部冷凝成饱和液体；第二种情况相当于塔顶分凝器，即只进行部分冷凝用于塔顶回流。29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30（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任一时刻y>x釜内组成x、y不断下降釜内溶液的温度不断升高31（二）平衡蒸馏特点：可连续；定态；单级。分离器塔顶产品yAxA加热器原料液塔底产品Q减压阀气液两相只有一次相平衡；釜内组成x、y符合相平衡方程；分离程度有限，不能得到高纯度的产品；32二、精馏原理（一）精馏塔内气液两相的流动、传热与传质3334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底再沸器35yn-1*xn+1*n+1nn-1tn+1tntn-1xn-1yn+1xnyn（二）塔板上气液两相的传质与传热36——两相传热——两相传质液相中的易挥发组分部分汽化向气相传递；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；理论级：离开该级的气液两相组成相平衡。37提馏段：将回流液中的易挥发组分汽化至上升气体中，即越到塔底回流液中的易挥发组分含量越低。温度较低的回流液在塔板上发生多次的部分汽化。精馏段：对上升的蒸汽进行提纯，即越到塔顶蒸汽中的易挥发组分的含量越高。温度较高的上升气体在塔板上发生多次的部分冷凝。38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？（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)3.无气相回流，分离结果如何？39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40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。41一、计算的前提假设1.精馏塔在操作过程中处于绝热状态，无热损失。2.回流液由塔顶全凝器供给，其组成与馏出液相同。3.塔内上升蒸气由再沸器加热馏残液使之部分气化送入塔内而得到。4.塔内塔板均为理论塔板。5.恒摩尔流假设。42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。但两段的上升蒸汽的摩尔流量不一定相等。（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。43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。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；44二、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,xW45分离要求的不同形式：2）组分回收率：1）规定xD、xW46三、进料热状态参数q过冷液体P饱和液体C汽液混合物G饱和蒸汽D过热蒸汽H47FLV'L'V冷液进料泡点进料FLV'L'VFLFVFLV'L'V汽液混合进料48FLV'L'V过热蒸汽进料FLV'L'V饱和蒸汽进料49（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+DxD精馏段的操作线方程四、操作线方程与q线方程50令R=L/D，R称为回流比

精馏段的操作线方程（二）提馏段操作线方程总物料衡算：易挥发组分：提馏段的操作线方程51——塔釜的气相回流比提馏段的操作线方程52（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53（四）操作线的绘制与q线方程1.精馏段操作线斜率:截距:x操作线为过点（xD，xD

）yxD54xW

过点（xW，xW）斜率截距:yxxDxFDIf2.提馏段操作线FW3.两操作线交点坐标与q线方程55两操作线交点坐标q线方程56L与L’(1)冷液q>1(2)饱和液体q＝1(3)气液混合0<q<1(4)饱和蒸汽q＝0(5)过热蒸汽q<0进料状况q值q线位置V与V’57

q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。58五、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：xnyn相平衡，落到平衡线上。某截面浓度特征：xnyn+1操作关系，落到操作线上。59图解法求理论板数讨论：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。60011123456789afbc61步骤：①在x~y图中作出平衡线与对角线；②在x轴上定出xD、xF、xw的点，并通过这三点作垂线定出对角线上的点a、f、b；③在y轴上定出yc=xD/(R+1)的点c，连a、c作出精馏段操作线；④求出q线的斜率q/(q-1)，并通过点f作q线;⑤将q线、精馏操作线交点d与点b连成提馏段操作线bd；⑥从点a开始，在平衡线与精馏操作线之间作梯级，跨过点d时（这个梯级相当于加料板），然后在平衡线与提馏操作线之间作梯级，直到跨过点b为止。就可以分别得出精馏段和提馏段的理论板数，同时也确定了加料板的位置。62（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-163计算过程总共用了n+m次相平衡关系，因而全塔所需的理论板数N=n+m块（包括再沸器）。求x1求y2求x2相平衡…yn求y3精馏段相平衡（说明第n块板为理论加料板）精馏段求相平衡提馏段由xn求求提馏段求求。。。，相平衡直至为止。相平衡塔顶为全凝器，则y1=xD（xD为已知值）64

再沸器实现了部分汽化相当于一块理论板，L’=V’+W，xw与yw呈平衡关系。这种方法适用于相平衡关系可写成数学表达式的场合。为什么理论板数中包含再沸器的呢？平衡关系：操作关系：65六、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↑（一）R、

q和R’对冷凝器和蒸馏釜的热负荷影响66③R’一定，QB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QF↑（q↓）R↑,QC↑②R一定，D、W、xD、xW一定QD、QW一定QFQDQWQcQ’QvQRQB67（二）R、

q和R’理论板数的影响①q一定，R↑②R一定，D、W、xD、xW一定，q的影响68D、F、xD、R一定，q推动力

NTq

NT是以塔釜负荷增加为代价69③R’一定，xF、xD、xW一定，q↓的影响xWyxxDxFDFWq<0q=00<q<1q=1q>1推动力

NTq↓

NT是以塔顶负荷增加为代价70R的影响RNT、操作费七、塔顶液相回流比的选择71（一）全回流与最少理论板数全回流：塔顶上升蒸气冷凝后全部引回塔顶作为回流。D=0，W=0，F=0；两条操作线合二为一，与对角线重合。N=Nmin

全回流的特点：72全回流时Nmin：第1块73第1块第2块第2块第N-1板第N块（再沸器）塔顶全凝器74——芬斯克公式(多组分)适用条件：双组分混合物，塔顶全凝器，塔釜间接加热。75注意：

Nmin：包括再沸器；

xw=xF

全回流的意义:开工、实验研究、设备异常或调试时，便于控制。76（二）最小回流比Rmin最小回流比对于某一物系，在一定的分离任务下，所需理论板为无穷多时所对应的回流比。phDFFxqyq77恒浓区（夹紧点）

在p点前后气液两相浓度没有变化，即无增浓作用。所以此区称作恒浓区，p点叫夹紧点。78

作图法：理想物系平衡线非理想物系平衡线最小回流比的计算phDfFxpyp79gg80（三）适宜回流比R对操作费用的影响：R对设备费用的影响：81八、理论板的简捷计算法82左端：右端：最小回流全回流适用条件：多组分，多种进料状态，：1.264.05N：2.443.1特点：简便、快；双组分、多组分都适用；误差大，可用N估算，方案的比较。83

NT的计算步骤：（1）由物系性质及分离程度定Rmin、R；（2）计算全回流下的Nmin（图解法、芬斯克公式）（4）xw=xF，定加料位置84九、精馏塔的操作计算（试差法）先设xw物料衡算求xD（y1)（接近xw为止）十、直接蒸气加热及两股进料的精馏塔（一）直接蒸汽加热的精馏塔85目的：处理某轻组分的水溶液，难挥发组分为水时，直接蒸气加热，省再沸器流程及特点：FxFWD86NT的计算精馏段操作线提馏段操作线

q线总物料衡算L´+S=V´+b易挥发组分L´xn=V´yn+1+bxnF,xFD,xDW,xWSV´,yn+1L,xn´nn+187过点（xb，0）斜率：b/SS=V´b=L´xDxWxF理论板数的求取88（二）两股进料的精馏塔F2,xF2D,xDW,xWF1,xF1ІПШV´´,ys+1L´´,xss+1sІ段：П段：89DxF2xF1xDxw357共7块（含再沸器）第3块为xF1加料板第5块为xF2加料板斜率：І<П<Ш注意：ІП有Rmin

ПШ有RminRmin取其大的q2q1Wf1f290十一、连续精馏装置的热量衡算1冷凝器式中：Qc——冷凝器的热负荷，kJ/s；IVD,ILD——塔顶上升蒸汽和馏出液的焓，kJ/kmol。Wc——冷却介质消耗量，kg/s；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℃。

912再沸器式中：QB——再沸器的热负荷，kJ/s；IVW,ILW——塔底上升蒸汽和釜底出液的焓，kJ/kmol；

Wh——加热介质消耗量，kg/s；

IB1,IB2——加热介质进出口的焓，kJ/kmol；r

——加热介质冷凝时放出的汽化热，kJ/kg。

92提馏段：将回流液中的易挥发组分汽化至上升气体中，即越到塔底回流液中的易挥发组分含量越低。温度较低的回流液在塔板上发生多次的部分汽化。精馏段：对上升的蒸汽进行提纯，即越到塔顶蒸汽中的易挥发组分的含量越高。温度较高的上升气体在塔板上发生多次的部分冷凝。93特点：,1）非定态；2）只有精馏段。操作方式：2）恒定xD，R；1）恒定R，xD。D,xDW,xW一、恒定R的操作1.操作（NT、R一定），xWxWe、xD平均xD

第四节间歇精馏94恒定NT、xD

xW达到xWe、R二、xD恒定的操作1.操作工业间歇操作常为两种方式的结合。95第五节恒沸精馏与萃取精馏一、恒沸精馏二、萃取精馏96一、恒沸精馏（一）含义：加第三组份，形成恒沸物（沸点更低），塔底得纯产品。（二）实例89%E11%W恒沸精馏塔苯回收塔乙醇回收塔苯富水富苯97三元恒沸物：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醇水恒沸物98（三）挟带剂应具备的条件1）新恒沸液A挟带含量少的组分；2）A冷凝后分层；3）A沸点低；能耗低易分离易分离4）价廉、稳定、安全。二、萃取精馏（一）含义：加萃取剂，99（三）萃取剂应具备的条件1）选择性好，；2）沸点高，易回收；3）与原料互溶度大；4）价廉、稳定、安全。回收塔（二）实例100恒沸精馏与萃取精馏的比较：1）原理：恒沸物2）第三组份：塔顶出塔底出难选易选加量受限量变,变3）加入位置：