工程原理：蒸馏

第6章蒸馏6.1概述6.2双组分溶液的气液相平衡6.3蒸馏与精馏原理6.4双组分连续精馏的计算6.5双组分精馏的设计计算6.6其他精馏方式6.7塔高塔径的计算6.8操作型计算6.9恒沸精馏与萃取精馏6.1.1蒸馏的应用6.1.2蒸馏分离的目的和依据6.1.3蒸馏过程的分类6.1.4蒸馏操作的费用6.1.5与吸收、萃取的比较6.1概述6.1.1蒸馏的应用

液体产品的精制汽油煤油柴油其他油品石油苯甲苯二甲苯等煤焦油目的：对液体混合物的分离，提取或回收有用组分。依据：液体混合物中各组分挥发性的差异。6.1.2蒸馏分离的目的和依据挥发性高（乙醇），称为易挥发组分或轻组分（A）挥发性低（水），称为难挥发组分或重组分（B）液体混合物：(酒精水溶液)液体混合物

加热部分汽化

气相：yA,yB

液相：xA,xB

液相冷凝必有：yA>xA,yB<xB部分汽化：易挥发组分液相气相部分冷凝：难挥发组分气相液相6.1.3蒸馏过程的分类按物系的组分数双组分蒸馏多组分蒸馏简单蒸馏平衡蒸馏精馏

按蒸馏方式常压蒸馏加压蒸馏减压（真空）蒸馏按操作压力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6.1.4蒸馏操作的费用主要费用：加热和冷却费用，即能耗大。6.1.5与吸收、萃取的比较

分离依据挥发性的差异溶解度的差异单元操作蒸馏吸收萃取

操作难易操作简便，操作费用在于加热、冷却需加入分离剂，操作费用在于解吸

适用性适于各种浓度混合物的分离仅适于低浓气体、液体混合物的分离6.2.1双组分溶液的气液关系6.2.2气液相平衡6.2.3挥发度与相对挥发度6.2.4非理想溶液6.2双组分溶液的气液相平衡组分：A、B变量：

t、p、xA、yA相数：气相、液相

一定压力下，液相（气相）组成xA(yA)与温度t存在一一对应关系，气液组成之间xA~yA存在一一对应关系。自由度：1、相律分析6.2.1双组分溶液的气液关系2、理想溶液定义：溶液中同分子间的作用力与异分子间的作用力相等。如：甲醇与乙醇，苯和甲苯，二甲苯和对二甲苯理想物系：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。pA,pB

——溶液上方A、B组分的分压，Pa；pA0,pB0

——溶液温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa；

xA,

xB

——液相中A、B组分的摩尔分率。对于理想溶液：1.

拉乌尔定律（Raoult’sLaw）6.2.2气液相平衡2、道尔顿分压定律：——泡点方程液相组成x与温度（泡点）的关系气液两相平衡组成间的关系：气相组成yA与温度（露点）的关系——露点方程3、组成~温度图（t~x~y图)两条线：气相线（露点线）

——yA~t关系曲线液相线（泡点线）

——xA~t关系曲线三个区域：液相区气、液共存区气相区

混合液体的泡点随组成的变化而变化；同温度下，气液两相达平衡，气液量大小由杠杆定律确定；同组成下，露点高于泡点。4、x~y图

对角线y=x

为辅助曲线；

x~y曲线上各点具有不同的温度；平衡线离对角线越远，挥发性差异越大，物系越易分离。5.压力对x~y图的影响压力增加，平衡线靠近对角线，分离难度大6.2.3挥发度与相对挥发度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在液相中的摩尔分数。混合液某组分挥发度:1.挥发度意义：是该物质挥发难易程度的标志。定义：气相中某一组分的蒸汽分压和与之平衡的液相中的该组分摩尔分数之比，用符号表示。理想溶液：理想气体：一般物系：2.相对挥发度(以α表示)(relativevolatility)定义：溶液中两组分挥发度之比。对于二元物系：yB=1-yAxB=1-xA即——

相平衡方程理想溶液：则3.平均相对挥发度式中α顶——塔顶的相对挥发度α釜——塔釜的相对挥发度4.α的物理意义

气相中两组分组成之比是液相中两组分组成之比的倍数；

α标志着分离的难易程度；若α>1,则y>x

,可用蒸馏方法分离，且α愈大，平衡线愈远离对角线，物系愈易分离；

α=1,无法用普通蒸馏方法分离。

6.2.4非理想溶液1.具有正偏差的溶液

一般正偏差：pA>pA理，pB>pB理，介于pAo、pBo

之间。正偏差溶液：x=0.894，最低恒沸点，78.15℃乙醇－水溶液相图硝酸－水溶液相图负偏差溶液：x=0.383，最高恒沸点，121.9℃2.具有负偏差的溶液一般负偏差pA<pA理，pB<pB理。注意：1.非理想溶液不一定都具有恒沸点。如甲醇水溶液，属正偏差系统。2.精馏分离的依据：挥发度的差异，而非沸点的大小。6.3.1简单蒸馏与平衡蒸馏6.3.2精馏原理6.3.3连续精馏装置流程6.3.4理论板的概念和恒摩尔流假设6.3蒸馏与精馏原理6.3.1简单蒸馏和平衡蒸馏一、简单蒸馏1.装置2.特点:间歇非定态一次进料xD,xW不是一对平衡组成适合于

大的组分对A部分提出,

粗分二、平衡蒸馏(又叫闪蒸)1.流程2.特点:一次进料，粗分xD,xW是一对平衡组成WxWTDxDFxF1、多次部分汽化和多次部分冷凝6.3.2精馏原理通过多次部分气化和多次部分冷凝，最终可以获得几乎纯态的易挥发组分和难挥发组分，但得到的气相量和液相量却越来越少。缺点：1.收率低；2.设备重复量大，设备投资大；3.能耗大，过程有相变。问题：工业上如何实现？2.有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝进料板：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。6.3.3连续精馏装置流程１.连续精馏装置2.塔板的作用塔板提供了汽液分离的场所；每一块塔板是一个混合分离器；足够多的板数可使各组分较完全分离。特点：说明：1、下降的液相泡点tn-1与上升的气相露点tn+1不等，当气液平衡时，两相温度相等tn，即传质伴有传热。2、重组分由气相冷凝至液相，放出潜热，轻组分由液相汽化成气相，需要潜热，二者同时发生，潜热抵消；3、气液两相偏离平衡越远，传质过程进行越快。回流的作用：提供不平衡的气液两相，是构成气液两相传质的必要条件。精馏的主要特点就是有回流。3.精馏过程的回流回流包括：塔顶回流液塔底回流汽塔顶回流液回流液：在任意塔板上，上一块塔板下来的液体，轻组分含量高，温度低。塔釜汽相回流回流汽：任意塔板上，下一块塔板上来的汽体，重组分含量高，温度高；6.3.4理论板的概念和恒摩尔流的假设理论板：离开塔板的蒸汽和液体呈平衡的塔板。

假设（1）两组分的摩尔汽化潜热相等；（2）两相接触因两相温度不同而交换的显热可忽略不计；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。2.恒摩尔流的假设1.理论板的概念精馏段，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量都相等，提馏段也一样。即：V1=V2=······

V=常数

V1’=V2’=······

V’=常数式中：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。（下标1、2······表示自上而下的塔板序号。）（1）恒摩尔汽化精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都相等，提馏段也一样。即：

L1=L2=······

L=常数

L1’=L2’=······

L’=常数式中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。（下标1、2······表示自上而下的塔板序号。）（2）恒摩尔溢流6.4双组分连续精馏的计算6.4.1全塔物料衡算6.4.2精馏段操作线方程6.4.3提馏段操作线方程6.4.4进料热状况的影响6.4.5

进料方程（q线方程）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。

设计目标:6.4.1全塔物料衡算塔顶采出率塔底采出率F,xFD,xDW,xW全塔物料衡算F、D、W——kmol/hxF、xD、xW——摩尔分率塔顶易挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率例6-1将5000kg/h含乙醇0.4（摩尔分数，下同）和水0.6的混合液在常压连续精馏塔中分离。要求馏出液含乙醇0.85，釜液含乙醇不高于0.02，求馏出液，釜液的流量及塔顶易挥发组分的回收率和采出率。6.4.2精馏段操作线方程令——回流比——精馏段操作线方程精馏段操作线:当R,D,xD为一定值时,该操作线为一直线.斜率:截距:yxxD操作线为过点（xD，xD

）画操作线过程如下:6.4.3提馏段操作线方程——提馏段操作线方程xW

意义：提馏段ym＋1＝f（xm）

提馏段操作线为过点（xW，xW

）

斜率：截距:yxxDxFabq例6-2将含0.24（摩尔分数，下同）易挥发组分的某液体混合物送入一连续精馏塔中。要求馏出液含0.95易挥发组分，釜液含0.03易挥发组分。送入冷凝器的蒸汽量为850kmol/h，流入精馏塔的回流液为670kmol/h，试求：1．每小时能获得多少kmol/h的馏出液？多少kmol/h

的釜液？2.回流比R为多少？3.写出精馏段操作线方程。6.4.4进料热状况的影响(1)冷液tF<ts

(2)饱和液体（泡点进料）tF＝ts

(3)气液混合ts<tF<td(4)饱和蒸汽（露点进料）tF＝td

(5)过热蒸汽tF>td1.加料板的物料衡算FhF+LhF-1+V’HF+1=VHF+L’hF

物料恒算：F+V’+L=V+L’2.热量衡算加料板FF,xF,hFLhF-1VHFL’hFV’HF+1式中

H，h，hF——分别为饱和蒸汽、饱和液体、原料液的摩尔焓kJ/kmol；HF=HF+1=H=原料在饱和蒸汽状态下的摩尔焓hF=hF-1=h＝原料在饱和液体状态下的摩尔焓假设令q——进料热状况参数所以：其中饱和液体所占分率为q，饱和蒸汽所占分率为（1－q）。将精馏段与提馏段关联起来6.4.5进料方程（q线方程）q线方程或进料方程xWyxxDxF意义：精馏段与提馏段交点轨迹方程；FLV’L’V冷液进料泡点进料FLV’L’VFqF(1-q)FLV’L’V汽液混合进料FLV’L’V过热蒸汽进料FLV’L’V饱和蒸汽进料L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’求：(1)D,W

（2）V,L(3)泡点进料,V’L’?(4)t进=40℃,V’L’?(5)饱和蒸汽进料V’L’?苯:M=78,r=389.4kJ/kg甲苯:M=92r=376.4kJ/kgxW≯0.02F=110kmol/hxF=0.4xD=0.95例6-3：分离苯-甲苯混合液，理想物系。已知：加料板温度96℃,F=110kmol/h,xF=0.4,xD=0.95,xw≯0.02,R=3.2。6.5双组分精馏的设计计算6.5.1理论塔板数的计算6.5.2回流比的影响与选择6.5.3理论板的捷算法（1）D,xD(W,xW)；（2）xD,xW；（3）选择条件：操作压力p，回流比R，进料热状态q。确定：塔板数N精馏操作分离要求：6.5.1理论塔板数的计算1.逐板计算法xn~yn符合平衡关系；yn+1~xn符合操作关系。塔顶设全凝器，泡点回流。塔顶全凝器精馏段（n-1）块板，第n块为加料板。精馏段：F,xFD,xDW,xWyWm-112nx1x2xnxm-1y2y1ym-1提馏段：提馏段（m-1）块板

再沸器相当于一块理论板；

分凝器也相当于一块理论板，可以x0、y0计，其他相同。D,xD分凝器全凝器2.图解法3.最优加料位置的确定最优加料板位置：确定最佳进料位置

最优进料位置：塔内气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。

梯级的物理意义理论板上浓度特征：xn

yn相平衡，落到平衡线上。某截面浓度特征：xn

yn+1操作关系，落到操作线上。注意：6.5.2回流比的影响与选择1.回流比对精馏操作的影响2.全回流与最少理论板数操作线方程操作线：平衡线：第1块板：全凝器或则第2块板：NT块板后（不包括再沸器）α相差不大时：双组分：（不包括再沸器）3.最小回流比最小回流比：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。恒浓区（夹紧点）:

在d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，d点叫夹紧点。（1）定义1）一般形状的平衡线：（2）最小回流比的计算图解公式计算斜率法截矩法:公式法:q=1，xq=xFq=0，yq=xF2）不同平衡线形状的最小回流比4.适宜回流比适宜回流比：问题？实际操作中，R<Rmin，精馏塔能否正常工作，若能正常工作，导致什么结果？6.5.3理论板的捷算法1.先算Rmin2.R=(1.1-2)Rmin3.Nmin

由坐标Y

N注意：N,Nmin不包括再沸器。例6-4用一精馏塔分离甲醇-水混合液，已知：xF=0.628(摩尔分率，下同),xD=0.965,xW=0.03,泡点进料，回流比R=1.95。试:按逐板计算法确定理论塔板数。并近似用图解法表示第二块板下降液体组成和上升蒸汽组成。例6-5在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，已知xF=0.4（摩尔分率、下同），xD=0.97,xw=0.04相对挥发度α=2.47。试分别求以下三种进料方式下的最小回流比和全回流下的最小理论板数。（1）冷液进料q=1.387（2）泡点进料（3）饱和蒸汽进料6.6其他精馏方式6.6.1直接蒸汽加热6.6.2回收塔（提馏塔）6.6.3多股进料6.6.4分凝器6.6.5间歇精馏6.6.1直接蒸汽加热操作前提：1.物料中有水2.水是重组分，从塔釜出去提馏段物料恒算：操作线方程：F

xFWD间接加热直接蒸汽加热区别：与对角线的交点不同，xW

,N

原因：直接蒸汽加热的稀释作用。例6-6含甲醇0.45（摩尔分数，下同）的甲醇-水溶液在一常压连续精馏塔中进行分离，进料量为100kmol/h，泡点进料，要求馏出液含甲醇0.95，釜液含甲醇0.05。塔釜用水蒸气直接加热，回流比为1.8。试问需要多少块理论板？6.6.2回收塔（提馏塔）特点：从第一块板加料，无精馏段，无回流，下降的液体由进料提供。加料情况：冷液或泡点进料。FxFDxDWxW已知：xF,F,xW,

泡点进料L’=F,V’=D例6-7回收塔分离乙醇水溶液，塔内有蒸馏釜，一块理论板，已知为泡点进料，要求xD=0.6,xW=0.1。求：xF,D/F6.6.3多股进料两股进料：

F1,xF1，F2,xF2分别与相应塔板组成与xF1，xF2相当;F1q1

xF1F2q2xF2DxDІПШWxW两股进料将塔分成三段，得三个操作线方程第一段：第二段：第三段：例6-8：有两股原料，一股为F1=10kmol/h，xF1=0.5（摩尔分数，下同），q1=1的饱和液体，另一股为F2=5kmol/h，xF2=0.4，q2=0的饱和蒸汽，现拟采用精馏操作进行分离，要求馏出液轻组分含量为0.9，釜液含轻组分0.05。塔顶为全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。若两股原料分别在其泡点、露点下由最佳加料板进入。求：1)塔顶塔底的产品量D和W？

2)回流比R=1时求各段操作线方程？

3）若α=3Rmin=?D,xD分凝器全凝器

分凝器也相当于一块理论板，可以x0、y0计，其他相同。6.6.4分凝器T℃86889092pA0mmHg908.2963.21020.81081pB0mmHg356.1381.1406.7433.7例6-9分离苯-甲苯混合液，塔顶装有分凝器与全凝器，已知塔顶的蒸汽出口温度92℃，分凝器出口的汽液温度为88℃（汽液温度同），p=1atm,若上述两个温度均下降2℃，即90℃与86℃，试问回流比与流出液组成有何变化？苯-甲苯沸点与饱和蒸汽压数据分凝器6.6.5间歇精馏特点：（1）过程非定态（2）塔底加料，无提馏段（3）获得xD,xW一定的产品，能耗大于连续精馏两种操作：(1)恒回流比R为常数(2)恒流出液组成,定xD(1)恒回流比R为常数回流比以开始的状态计算已知:FxF,xW终,（平均馏出液组成）,选择适宜的R求:NT(2)恒馏出液组成,定xD例6-10CS2和CCl4的混合液在常压下进行间歇精馏，原料中含CS2,xF=0.3,xW=0.1，停止操作。保持流出液组成恒定为xD=0.9,R=2Rmin。求:理论塔板数6.7塔高塔径的计算6.7.1塔效率6.7.4精馏装置的热量恒算6.7.3塔径的计算6.7.2塔高的计算1、全塔效率E6.7.1塔效率NT:不包括塔釜再沸器，再沸器相当于一块理论板E0其中：xi:进料液中任一组分的摩尔分率。

i：进料液中任一组分的黏度，cp。2、单板效率(默弗里板效率)Emv,EmL例6-11用一个蒸馏釜和一层实际板组成的精馏塔分离二元理想溶液。组成为0.2的料液在泡点温度下由塔顶加入，系统的相对挥发度为2.5。若使塔顶轻组分的回收率为80%，并要求塔顶产品组成为0.80，试求该层塔板的液相默弗里板效率。板效率的影响因素：（1）物性，

，

，D(扩散系数）,

（表面张力）,

（2）操作参数：ug,uL,V/L,R,P,T（3）塔的结构尺寸，希望高效低阻3、点效率（了解）6.7.2塔高的计算塔的有效高度：HT1.精馏段6.7.3塔径的计算注意：将两段的摩尔流量换成体积流量2.提馏段由于q及操作条件不同，Vs,Vs’可能不同，D精与D提可能不同，若相差不大，可统一。6.7.4精馏装置的热量恒算目的：加热剂与冷却剂的用量带入系统的热：1、再沸器的热量恒算：QB,QF,QR带出系统的热：Qv,Qw,Q’对全塔作热量衡算，以1小时0

C为基准。QFQDQWQcQ’QvQRQB冷凝器为全凝器,作热量衡算，以1小时0

C为基准，忽略热损失GB——水蒸气用量,kg