化工原理下册讲稿第十章 蒸馏讲稿4

第六节其他蒸馏方式一、水蒸气蒸馏(一)沸点降低原理

互不相溶的两个液相，当达到汽-液-液三相平衡时，汽相总压是各组分在平衡温度时的蒸气分压之和。由于在水蒸气蒸馏时，水蒸气具有一定分压，于是对于待分离的物质来说，其蒸气分压必小于总压，因而能在较低的温度下进行蒸馏。第六节其他蒸馏方式(一)沸点降低原理第六节其他蒸馏方式(二)水蒸气消耗系数水蒸气分压愈大，消耗水蒸气愈多，其用量可以如下计算：NA,NW分别为水蒸气及A物质的摩尔流率以质量计时式中Gw、GA分别为蒸馏出的水蒸气及A物质的质量流率。上式表示蒸馏单位质量A物质所消耗的水蒸气质量,称为水蒸气消耗系数。二、间歇精馏(1)非定态过程，W、x，T

。;(2)只有精馏段;(3)塔顶产品组成变化取决于操作方式。若保持R不变，xD将随xW的下降而下降；若要维持xD不变，则需不断加大R。第六节其他蒸馏方式D,xDW,xWQVLF

料液一次加入蒸馏釜中。加热产生的蒸汽经冷凝器冷凝，部分作为塔顶产品，部分作为回流。间歇精馏过程的特点：操作：三、恒沸精馏与萃取精馏简介

具有恒沸点或接近1的物系，受相平衡的限制或经济合理性的制约，不能或不宜采用普通精馏方法进行分离。

解决方法一：采用萃取、吸附以及膜分离等其它分离方法。

解决方法二：采用特殊精馏。向精馏系统添加第三组分，通过它对原溶液中各组分间的不同作用，提高原溶液各组分间的，使原来难以用精馏分离的物系变得易于分离。第六节其他蒸馏方式1.恒沸精馏

加入第三组分(恒沸剂或挟带剂)，使之与原溶液中一或两个组分形成恒沸物，再用一般精馏方法分离。

第六节其他蒸馏方式乙醇-水二元恒沸物（恒沸点78.15℃，乙醇摩尔分率0.894）苯、乙醇、水三元非均相恒沸物：苯：0.554乙醇：0.230水：0.226沸点：64.85℃上层苯相苯：0.761乙醇：0.189水:0.05下层水相苯：0.017乙醇：0.316水:0.667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2.工业酒精恒沸精馏（用苯作恒沸剂）制取无水酒精第六节其他蒸馏方式3.萃取精馏

加入第三组分萃取剂(溶剂)，虽不与原溶液中任一组分形成恒沸物，但可以改变原组分的从而实现精馏分离。

第六节其他蒸馏方式4.苯-环己烷溶液的萃取分离

常压下苯的沸点为80.1℃，环己烷的沸点为80.73℃，为0.98，难于用普通精馏方法分离。若在该溶液中加入沸点较高的糠醛（沸点161.7℃），则溶液的相对挥发度发生显著的变化。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第六节其他蒸馏方式第七节多元精馏一、流程方案的选择DABCDBCDCD–––ABCCABCDBCDBC–––ADBDABCDABCD–––ACB第七节多元精馏DABCDABC––ACBC–BDABCDABC––CAAB–B用精馏塔分离有4个组分的溶液需要3个塔;生产4个产品的流程方案有5个。第七节多元精馏用精馏塔分离有n个组分的溶液需要(n-1)个塔;生产n个产品的流程数可用下式计算：(1)如果各组分之间的相对挥发度变化较大，则按相对挥发度减小的顺序安排分离流程。

(2)如果各组分在原料中的含量变化比较大、而相对挥发度变化又不太大，则按含量减小的顺序分别取出。

(3)当组分的含量和相对挥发度的变化范围均不大时，则将组分作为塔顶产品按轻、重顺序分别取出。

(4)容易聚合的组分应减少其加热次数，以减少聚合的可能性。流程方案的选择原则第七节多元精馏露点方程∑(yi/Ki)＝1泡点方程∑Kixi＝l1.泡点方程及露点方程第七节多元精馏二、多元物系的汽、液相平衡关系2.通过相对挥发度表示的相平衡方程已知若选取某一组分j作为对比的组分，则任一组分i对组分j的相对挥发度将上式分子、分母均除以Kj，可得即类似可写出第七节多元精馏三、多元平衡蒸馏计算

１.计算任务：

(1)已知操作压力P、汽化或冷凝温度ｔ，进料组成xi,F，求Ｖ、Ｌ(或汽化分率ｅ)及平衡汽、液组成ｙｉ和ｘｉ；

(2)已知操作压力P、进料组成xi,F汽化分率ｅ，求温度ｔ以及平衡汽、液相组成ｙｉ和ｘｉ。２.计算工具：物料衡算、相平衡和热量衡算方程(一)平衡气化与平衡冷凝进料F,xi,F加热器或冷却器气相V,yi液相Ｌ,xi第七节多元精馏进料F,xi,F加热器或冷却器气相V,yi液相Ｌ,xi由上两式消去L可得：3．物料衡算和相平衡方程对右图的平衡汽化或冷凝系统：总物料衡算任一组分的物料衡算第七节多元精馏进料F,xi,F加热器或冷却器气相V,yi液相Ｌ,xi(1)(2)第七节多元精馏计算任务1计算步骤：假设气化率ｅ由T,P确定Ki是否成立输出气化率ｅ、V、L、xi否是第七节多元精馏计算任务2计算步骤：假设t由T,P确定Ki是否成立输出气化率t、V、L、xi否是第七节多元精馏4.热量衡算方程对平衡汽化或冷凝过程可写出热量衡算方程如下：

轻烃类混合物的热焓可按下式计算：

其中──进料中纯组分i的热焓，J/mol；──汽相中纯组分i的热焓，J/mol；──液相中纯组分i的热焓，J/mol。进料F,HF加热器或冷却器气相V,HV液相Ｌ,HL可以计算汽化过程所需加入的热量(+Q)或冷凝过程所需除去的热量(-Q)。第七节多元精馏（二）绝热闪蒸过程及计算

１.计算任务：

(1)已知温度ｔ，进料组成xi,F，压力由P1闪蒸到P2时，求闪蒸后的温度t2,汽化分率ｅ及平衡汽、液组成ｙｉ和ｘｉ２.计算工具：物料衡算、相平衡和热量衡算方程F,xi,F减压阀气相V,yi液相Ｌ,xiP1,t1t2=?P2第七节多元精馏3.热量衡算方程

对于绝热闪蒸过程，由于Q＝0，由热量衡算，可得：将代入上式消去L即得第七节多元精馏F,xi,F减压阀气相V,yi液相Ｌ,xiP1,t1t2=?P24.计算步骤：假设温度t2；由t2,P确定Ki假设e是否成立输出气化率ｅ、V、L、xi否是计算HF,HV,HL由绝热过程热量衡算计算e′比较e′=e是否成立输出结果是否1.对多组分溶液分离起控制作用的两个组分(一般为工艺中最关心的两个组分)。挥发度高的组分称为轻关键组分，挥发度低的称为重关键组分。

2.理论板数的确定，通常以关键组分所需达到的分离程度或回收率作为计算的依据。

3.在一定条件下，其它组分在馏出液和釜残液中的组成随关键组分的分离程度或回收率而定，不能再任意规定。四、产品组成和量的决定──全塔物料衡算(一)关键组分第七节多元精馏(二)全塔物料衡算①两关键组分为相邻组分；②两关键组分之间及其与相邻的组分α相差较大；③两关键组分为分离要求较高。1.清晰分割的内容第七节多元精馏2.清晰分割成立的条件塔顶产品中不含比重关键组分还重的组分塔底产品中不含比轻关键组分还轻的组分①两关键组分不相邻；②两关键组分之间分离程度不高；③两关键组分与相邻的组分挥发度相接近。第七节多元精馏3.非清晰分割塔顶产品中含有比重关键组分还重的组分塔底产品中含有比轻关键组分还轻的组分4.非清晰分割的条件若将上式中轻关键组分换成某一组分i，则即（1）（2）第七节多元精馏最少理论塔板数的计算─用Fenske方程计算第七节多元精馏由式(1)，(2)可得i组分轻关键组分重关键组分BA

由亨斯特别克(Hengstebeck)法第七节多元精馏(一)最小回流比1.恩德伍德(Underwood)公式式中：ij

——

相对挥发度，取塔顶和塔釜的平均温度时的值；——第一式的根，其值介于轻、重关键组分与对比组分j的相对挥发度之间。第七节多元精馏五、求理论板数的简捷法1．确定轻、重关键组分；2．以清晰分割估算各组分在塔顶、塔底产品中的组成；3．确定塔的操作压力；4．计算塔顶、塔底、进料温度；5．由芬斯克公式计算Nmin；6．用非清晰分割对塔顶、塔底组成进行校核；7．由恩德伍德公式计算Rmin；8．由吉利兰图求所需理论板数；9．确定进料位置；第七节多元精馏(二)简捷法求理论板数步骤例题18某厂脱乙烷塔进料组成如下：组成CH4C2H4C2H6C3H6C3H8i-C4H10总计XFi(mol%)0.01030.61110.07280.24150.00780.05651.00进料为饱和液相，流率为305kmol/h，塔顶采用部分冷凝器，冷凝温度为12℃。要求丙烯回收率不低于99.1％(摩尔)，乙烷回收率不低于97.6％(摩尔)，试计算：(1)塔顶和塔底产品量和组成。(2)塔的操作压力(忽略压降)。(3)塔底温度。(4)最小理论板数。(5)最小回流比。(6)操作回流比为最小回流比的1.2倍时，用简捷法求所需理论板数和进料位置。清晰分割结果F=305xFifidiwixDixWiA0.01033.14153.14150.00000.01480.0000B0.6111186.3855186.38550.00000.87980.0000C0.072822.204021.67110.53290.10230.0057D0.241573.65750.662972.99460.00310.7837E0.00782.37900.00002.37900.00000.0255F0.056517.23250.000017.23250.00000.1850∑1.0000305.0000211.861093.13901.00001.0000回流罐压力确定（12℃，分凝器，yi=xdi)∑yi/Ki=1)P,atmABCDEF∑yi/KixDi0.01482810.8797540.1022890.00312900

403.81.20.820.290.250.120.872562859443.510.750.260.240.1051.032410577423.61.050.770.280.250.110.985997758433.551.0250.760.270.2450.1071.008653224进料温度的确定P=43atm,xi=xFi,∑Kixi=1T,℃ABCDEF∑KixixFi0.01030.61110.07280.24150.00780.0565

604.821.40.660.60.321.53763504.41.81.30.540.570.281.374796404.21.61.10.470.420.211.2178813041.410.390.340.171.066377203.71.20.90.330.290.130.918907253.91.320.960.360.320.151.006146塔底温度的确定P=43atm,xi=xWi,∑Kixi=1T,℃ABCDEF∑KixixFi000.0057220.7837170.0255420.185019

905.22.61.90.980.910.50.802156996925.32.7210.920.510.818658909965.42.82.11.020.980.540.8364379451005.42.92.151.0510.560.8607463741105.63.052.31.21.10.60.9817163691155.83.22.31.2251.10.671.001309289全塔平均相对挥发度的计算

ABCDEF回流罐K3.551.0250.760.270.2450.107回流罐α13.1481483.7962962.81481510.9074070.396296进料K3.91.320.960.360.320.15进料α10.8333333.6666672.66666710.8888890.416667塔底K5.83.22.31.2251.10.67塔底α4.73469392.6122451.87755110.8979590.546939α8.76946033.3129522.4154810