《化工原理-蒸馏》教学课件

蒸馏

Distillation第一节概述第二节双组分溶液的汽液相平衡第三节蒸馏与精馏原理第四节双组分连续精馏塔的计算第五节间歇精馏第六节恒沸精馏与萃取精馏第七节板式塔第一节概述

Introduction蒸馏是分离液体混合物的一种方法。利用液体混合物中各组分的挥发度不同来进行分离的操作称蒸馏。在一定温度压力下，挥发性高的组分(也称低沸点、易挥发、轻组分)在汽相中的浓度比在液相中浓度高。反之，挥发性低的组分(也称高沸点、难挥发、重组分)在汽相中的浓度比在液相中浓度低。从而可以在塔顶得到轻组分，而在塔底得到较重组分。在一个塔内进行多次部分汽化和部分冷凝，轻、重组分分离的操作叫精馏（Rectification）。简单蒸馏平衡蒸馏精馏特殊精馏连续精馏间歇精馏双组分精馏多组分精馏蒸馏分类按蒸馏性质分类按操作性质分类按分离物料性质分类第二节双组分溶液的汽液相平衡Vaporliquidphaseequilibriumoftwocomponents

一、溶液的蒸汽压及拉乌尔定律在一定条件下，液体与其上方的蒸汽达到动态平衡，即液相中的分子向汽相转移的个数与同时从汽相向液相转移的分子数相等时，称达到了汽液相平衡。此时液体上方的蒸汽压叫该物质的饱和蒸汽压。混合溶液达汽液相平衡时，溶液中某组分的蒸汽压比纯组分的饱和蒸汽压低。理想溶液：两组分的分子相互作用完全相等，所形成的溶液无容积效应、无热效应。非理想溶液：两组分的分子相互作用不等，所形成的溶液称非理想溶液。理想溶液的汽液相平衡服从拉乌尔(Raoult)定律。

上标表示纯组分的饱和蒸汽压液相摩尔分率溶液上方组分的蒸汽分压二、温度－组成图苯和甲苯形成的溶液近似为理想溶液。其汽液平衡示意相图如左图。理想溶液的相图可用拉乌尔定律计算得出。t/Cx或ytbtd

露点泡点对某一温度和总压，由这几式可求出xA，yA。得出一系列的值后便可作出如前图所示的图来。对于非理想溶液，计算很复杂。一般由实验得出平衡数据。实验得出的平衡数据也是计算的基础。三、汽液相平衡图(y-x图)除了t-x-y相图之外，还有p-x(y)相图、y-x相图，蒸馏操作中常用y-x相图。只要重新作出座标,就可用同样数据绘出y-x相图来。易挥发组分汽相浓度大于液相浓度。yAxAyA＞xA四、双组分非理想溶液若溶液中两组分间的相互作用比纯组分的作用小，则溶液组分容易汽化，溶液上方组分的蒸汽分压比理想溶液大。称对拉乌尔定律呈现正偏差。如乙醇－水、正丙醇－水体系。反之，若溶液中两组分间的相互作用比纯组分的作用大，则溶液组分不容易汽化，溶液上方组分的蒸汽分压比理想溶液小。称对拉乌尔定律呈现负偏差。如硝酸－水、氯仿－丙酮体系。t/Cx或y常压下乙醇－水体系相图最低恒沸点78.15

C0.894最高恒沸点t/Cx或y常压下硝酸－水体系相图常压下乙醇－水体系y-x相图yAxAMyAxA常压下硝酸－水体系y-x相图M恒沸组成随压力而变。在通常情况下，不能用普通精馏方法分离恒沸液，使同时得到两种纯组分。操作中改变压力可改变恒沸组成，从而越过原恒沸点，达到完全分离目的。但实际上很少采用此法。溶液有无恒沸点，是由实验决定的。并非所有非理想体系都有恒沸点。五、挥发度及相对挥发度1.挥发度(Volatility)挥发度：表示纯物质在一定温度下蒸汽压的大小。在溶液中，用某组分在汽相中的分压与其平衡液相的摩尔分数之比来表示挥发度的大小。理想溶液服从拉乌尔定律2.相对挥发度(relativevolatility)溶液中两组分挥发度之比称相对挥发度,

。通常用易挥发组分挥发度作分子。若汽相服从理想气体规律，则对理想溶液当溶液与理想溶液相差不大时，可近似认为相对挥发度为常数，取其平均值代替。3.汽液相平衡方程对二元溶液，整理并略去下标得若已知相对挥发度，则可由x计算y或由y计算x。

一般不是常数，变化不大时可用平均值代替而取为常数以简化计算。

越大，两组分越容易分离。当

1时，很难分离，

=1时不能用普通方法分离。第三节蒸馏与精馏原理

Principlesofdistillationandrectification

一、简单蒸馏与平衡蒸馏1.简单蒸馏混合液加入蒸馏釜后在恒压下加热使液体汽化，液相中易挥发组分浓度不断降低。不稳定的间歇操作。去冷凝2.平衡蒸馏(闪蒸，flashdistillation)混合液加热后减压，在分离器中部分液体汽化，热量由液体温度降低提供。在分离器中近似为平衡过程。操作是稳定连续过程。但这种分离只能初步分离，不能得到纯组分。二、精馏原理1.多次部分汽化部分冷凝t/CxA(yA)L1L2L3L4G4G3G2G1加热冷却加热加热冷却多次部分冷凝部分汽化操作示意图多次部分冷凝和汽化的改进：后一级冷凝液相加入前一级汽相中(对前级汽相起冷凝作用)；后一级汽化汽相加入前一级液相中(对前级液相起加热作用)。可使操作连续、稳定。但设备仍然太多，操作不便，控制也困难。将每一个分离装置设置成一块塔板，形成精馏塔。每一塔板代替部分冷凝汽化的分离设备，使操作更方便灵活，控制更容易。2.塔板的作用ynxnyn+1下层塔板汽化的汽相上升，通过塔板上的小孔与塔板上的液相充分接触传热、传质；塔板上的液体经降液管下降到下层塔板。每一层塔板上离开的汽相和液相近似平衡。易挥发组分汽相浓度yn>yn+1,液相浓度xn<xn

-1。塔顶得到较纯易挥发组分，塔底得到较纯难挥发组分。在稳定蒸馏过程中，每块塔板上冷凝的蒸汽量恰好等于被汽化的液体量。3.精馏塔的分离过程精馏塔内设多块塔板。汽相沿塔板逐级上升，在塔顶再冷凝得到产品并将部分产品回流到塔内，以维持稳定操作。液相沿塔板降液管逐级下降，到塔底得到难挥发组分较多的残液。原料液从塔中某层塔板处加入，该板称加料板。加料板以上称为精馏段(rectifyingsection)，加料板及以下称提馏段(strippingsection)。DRWF加热提馏段精馏段回流目的：将馏出液部分回流以提供下降液体，保证第一层板上的平衡和传热传质过程；提供较浓液相，保证汽化出的汽相浓度达到要求。塔底再沸器内汽体上升到底层塔板，保证底层塔板浓度低的汽相与之平衡。精馏塔的塔顶回流、塔底上升蒸汽是保证过程连续稳定进行的必要条件。精馏装置一般必须包括冷凝器和再沸器。精馏过程也可用填料塔代替板式塔，其余装置相同。第四节双组分连续精馏塔的计算

Calculationofcontinuerectificationtoweroftwocomponents工业蒸馏过程一般为连续精馏。精馏塔的计算内容包括：物料衡算、塔板数、进料口位置等。一、全塔物料衡算对全塔作物料衡算

F=D＋W再对其中易挥发组分衡算

FxF=DxD

+WxW易挥发组分回收率

难挥发组分回收率DFW二、理论板的概念与恒摩尔流的假定1.理论板(Theoreticalplate)的概念设塔内任一塔板上，离开该板的汽相与液相达汽液平衡。实际塔板不可能达汽液平衡，但理论上用平衡板来处理较方便，这样可以应用相平衡规律计算离开塔板的汽液相浓度。计算得出理论塔板数后，再经实际经验加上校正系数就可得出实际需要的塔板数。2.恒摩尔流的假设精馏塔内的汽液两相流体的流动是很复杂的。为了简化计算，作以下假设：1.恒摩尔汽化精馏段内，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量相等。提馏段内，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量相等。

V1=V2=…=Vn=定值（精馏段）

V

1=V

2=…=V

n=另一定值（提馏段）2.恒摩尔溢流精馏段内，每层塔板下降的溢流摩尔流量相等。提馏段内，每层塔板下降的溢流摩尔流量相等L1=L2=…=Ln=定值（精馏段）

L

1=L

2=…=L

n=另一定值（提馏段）一定注意：精馏段和提馏段下降的溢流分别不相等。精馏段和提馏段上升的蒸汽分别不相等。因为加料板加入原料液后使两段汽液两相流量发生变化。当各组分摩尔汽化焓相等，汽液接触良好且可忽略显热(与汽化热比较)，保温良好且塔的热损失可忽略时，恒摩尔流假定基本上成立。三、操作线方程1.精馏段操作线方程对如图划定范围作物料衡算

V=L+D对易挥发组分衡算

Vyn+1=Lxn+DxDV,yn+1L,xn令回流比R=L/DD,xD第n板(6-22)操作线方程表示某层塔板与其相邻塔板汽相组成与液相组成之间的关系。精馏段操作线方程是一直线，斜率R/(R+1)，截距xD/(R+1)。通常塔顶的蒸汽在冷凝器中全部冷凝为液相，称为全凝器，冷凝液在泡点温度下部分回流，称泡点回流。全凝器的物料衡算：V=L+D=(R+1)D例6-4氯仿和四氯化碳混合液在一连续精馏塔中进行分离。要求馏出液中氯仿的组成为0.95(摩尔分率)，馏出液流量50kg/h，塔顶为全凝器，全塔平均相对挥发度

=1.6,回流比R=2。求：(1)第一块塔板下降的液体组成；

(2)精馏段各板上升蒸汽V及下降液体L。解:(1)进全凝器的汽相组成与出全凝器的液相组成相同，y1=0.95。第一板的平衡关系解得x1=0.92(2)将已知质量流量换算为摩尔流量

V=(R+1)D=30.414=1.242kmol/h

L=V-D=1.242-0.414=0.828kmol/hkmol/h2.提馏段操作线方程按图所示范围作物料衡算

L=V+WL

xm=V

ym+1+WxW提馏段操作线方程是一直线，斜率L

/(L

-W)，截距-WxW/(L

-W)。(5-27)W,xWL

,xmV

,ym+1第m+1层板四、理论板数的确定1.逐板计算法塔顶为全凝器，所以

y1=xD从第一板下降的液相组成要满足平衡关系可以解出x1(或从相平衡图上读出)D,xD第1板y1y2y3x1x2x3第二板上升汽相组成与第一板下降液相组成之间符合操作线方程由此得出y2,以下重复应用平衡关系和操作线方程可以逐板解出汽、液相组成。直到xn<xF(对饱和液体进料),说明此板即为加料板位置。精馏段的塔板数为n-1。从加料板开始，用同样方法计算，直到xm<xW为止。提馏段塔板数为m-1,第m层为再沸器。如果不是饱和液体进料，则应根据进料情况，找出加料板达汽液平衡的汽、液相浓度，然后再用上法计算。所以加料板的位置与加料板进料热状态有关。由于加料板是精馏段和提馏段的分界，也可以通过精馏段操作线和提馏段操作线的交点来找出加料板的位置。2.图解法应用原理与逐板计算法一样，但不是采用逐次计算的方法，而是将平衡关系和操作线画在图上，逐次作图找出平衡相点和操作点之间转换关系，以此得到理论板数。先在直角坐标上画出平衡相图y-x图。然后画出对角线，在该直线上找出y=x=xD,通过该点作精馏段操作线同样找出y=x=xw，

通过该点作提馏段操作线然后从A开始依次作水平线交平衡线于A

，从A

作垂直线交操作线，再从交点作水平线；…过D点的板表示加料板。DA

TT

xDA

xWB

xy操作关系平衡关系五、进料热状态的影响和q线方程进料热状态不同，可使精馏操作中两段汽液相流量发生变化。1.进料热状况参数对加料板作物料衡算:V-V=F-(L-L)由于板上为平衡(理论板)，相邻两板的温度和浓度差别不大，所以近似有：hL

hL

=h

hV

hV

=H作热量衡算:(V-V)H=FhF-(L-L)hF,hFL,hLV,hVL

,hL

V

,hV

[F-(L-L)]H=FhF-(L-L)hF(H-hF)=(L-L)(H-h)定义进料热状态参数q为进料液的温度不同，热状态参数q值不同。五种进料热状态(1)冷液进料料液温度低于泡点温度。V＜V

，L

＞F+L(2)泡点液体进料料液温度等于泡点温度，且全部是饱和液体。L

＝F+L，V＝V

(3)汽液混合物进料料液温度等于泡点温度，但有一部分蒸汽。V＞V

，L

＜F+LFLVL

V

冷液进料FLVL

V

饱和液体L

V

FLV汽液混合(4)饱和蒸汽进料温度等于泡点温度，且全部为饱和蒸汽。V＝V

＋F，L

＝Lq=0(5)过热蒸汽进料温度高于泡点温度，且全部为蒸汽。V>V

＋F，L<Lq<0FLVL

V

饱和蒸汽FLVL

V

过热蒸汽例6-5含正戊烷0.4(摩尔分率)和正己烷0.6的混合物在精馏塔中分离，进料温度为20C，平均摩尔质量MF=80.4kg/kmol，求进料热状态参数q。解：先判断是哪种进料状态，查该双组分体系相图，得出体系的泡点为51C＞20C，所以为冷液进料。根据q的定义应该查出两个组分的汽化潜热和比热，再取混合物的平均值，代入上式计算便可。但要注意：操作是在平衡情况下进行的，所以板的实际温度是泡点温度，而冷液要加热到泡点温度再汽化。查得51C时各组分的汽化潜热和比热分别为：rc5=23800kJ/kmolrc6=29200kJ/kmolCp,c5=179kJ/(kmol.K)Cp,c6=198kJ/(kmol.K)r=238000.4+292000.6=27000kJ/kmolcp=1790.4+1980.6=190kJ/(kmol.K)2.q线方程(进料方程)进料板是精馏段和提馏段的交界处，所以精馏段操作线和提馏段操作线的交点也表示进料位置。所以进料热状态对精馏操作的影响可以通过进料线方程来分析。因为D点既在精馏段直线上又在提馏段直线上，

Vy=Lx+DxD

V

y=L

x–WxW两式相减

(V-V)y=(L-L)x–WxW-DxD由q的定义L

-L=qF再由加料板物料衡算

V

-V=(q-1)F(q-1)Fy=qFx–FxF(全塔物料衡算得到)整理得

(6-37)上方程称进料线方程，该直线通过x=y=xF这一点。由该点及q定出斜率后易作出进料线。用q的定义改写提馏段操作线方程得(6-36)

q>1q=10<q<1q=0q<0yxxF

进料热状态对进料方程的影响3.进料热状态对精馏操作的影响回流比R不变时，q值不改变精馏段操作线，只改变提馏段操作线。q值减小，提馏段操作线向平衡线靠近，推动力减小，所需理论板数增多。

q>1q=10<q<1q=0yxxF

进料热状态对精馏操作的影响xD

xW

例6-7有两股原料，一为100kmol/h含苯0.6及甲苯0.4的混合液，另一为100kmol/h含苯0.2及含甲苯0.8的混合液。拟用精馏操作分离，要求馏出液含苯0.9，釜液含苯0.05(以上浓度均为摩尔分率)。塔顶为全凝器，塔釜为间接水蒸气加热，回流比为2。问下述两种方案哪种所需理论板数少？(1)两股原料分别在其泡点下进入相应浓度塔板上；(2)将两股原料混合后在其泡点下进入相应浓度塔板上。解:(1)两股原料分别进料，易挥发组分浓度大的应在塔的上部进料。上部为普通精馏段，操作线方程为第二段的操作线需另作物料衡算求出。在图示红线框内作物料衡算得V

＋F1=L

＋DVys+1＋F1xF1=Lxs＋DxDDF1WF2精馏段中间段提馏段S+1板V

L

得出进料为饱和液体，V=V=(R+1)DL

=L+F1此即为中间段的操作线方程。下段的操作线方程即提馏段操作线方程。由进料为饱和液体知，q线垂直于横轴，再由精馏段和提馏段的斜率或截距容易作出操作线。中间段的直线也不一定要求出截距再作。yxxWxF2xF1xD(2)两股原料混合后加入。只要求出混合后的组成就可用常规精馏法处理。求得xF=0.4作图得塔板数增加。yxxWxFxD例6-8

含甲醇0.45的甲醇水溶液在一常压精馏塔中分离。原料为100kmol/h，泡点进料，要求馏出液含甲醇0.95，釜液含甲醇0.05，回流比为1.8，塔釜用水蒸气直接加热。求理论塔板数。平衡数据如表。解：塔底通入水蒸气直接加热，提馏段物料与间接加热时不同，精馏段不变。对提馏段重新作物料衡算：L

＋V0=V+WL

xm=V

ym+1+WxWW,xWL

,xmV

,ym+1第m+1层板V0写成直线形式注意：不再与对角形交于y=x=xw处。而是与x轴交于x=xw。提馏段操作线只要过横轴x=xw和进料线与精馏段直线的交点就行了。yxW

xF

xD

六、回流比的影响及选择通常回流比加大，推动力增大，所需理论塔板数减少。但冷凝器和再沸器负荷加重，操作费用增多。应该兼顾两者选择合适的回流比。1.全回流与最少理论板数塔顶蒸汽在全凝器中冷凝后全部回流塔内称全回流(totalreflux)。因为不引出产品，全回流只在理论、实验研究和精馏开车时有用。D=0,F=0,W=0，全塔一段操作。操作线斜率为1，所以对角线即为操作线。此时所需理论板数最少。全回流时理论塔板数最少全回流的芬斯克方程相对挥发度与浓度的关系

操作线yn=xn-1反复应用这两个式子平衡关系操作关系一般情况下各层塔板的相对挥发度不等。工程上可近似取平均值代替。定义当塔顶和塔底的相对挥发度相差不大时，可取

则有最少理论塔板数(6-40)2.最小回流比回流比减小，操作线向平衡线靠近，理论塔板数增加。但回流比不能无限减小，到理论上没有蒸馏推动力时回流比为最小。通常用作图法求最小回流比，当平衡关系较简单时也可用计算法。(1)作图法作进料线交平衡线于点D,过D点的精馏段操作线必然使理论塔板数为无穷多。因为在D点已没有蒸馏推动力了，平衡状态需要无限长时间才能完成有限的过程。yqyxqxFxD一般平衡曲线时最小回流比的求法特殊平衡曲线时最小回流比的求法xFxWxD(2)解析法当平衡曲线为一般情况时，可以由已知平均相对挥发度及进料方程和平衡方程解出xq，yq，然后代入式(6-41)计算。泡点液体进料时，xq=xF饱和蒸汽进料时，yq=xF=yF用求出相应的yq或xq后再用公式计算.(2)适宜回流比最小回流比是理论的极限，实际上不可能在这个回流比下操作。但当然也不能为全回流，所以有一个适宜值。R小，塔板数多，设备费用贵。R大，塔板数少，但上升蒸汽量大，也可能使设备尺寸增大，从而增加设备费用。合适的回流比为R=(1.2~2.0)Rmin难分离的物系R应取大些，反之则可小些。费用总费用操作费用设备费用Rmin

R例6-9

分离正庚烷和正辛烷的混合液，原料液组成0.45且为泡点液体进料。要求馏出液组成为0.95,釜液组成不高于0.02，汽液平衡数据如附表。求：(1)全回流时最少理论塔板数；(2)最小回流比及操作回流比(R=1.5Rmin)。解：绘出平衡曲线，全回流时操作线为对角线。泡点液体进料，xq=xF=0.45。掌握这两个特点，求理论板数是不难的。(1)全回流时，在平衡曲线与对角线之间作梯级，直到x<xW为止。作图得最少理论塔板数为10。

(2)从图中读出xq=xF=0.45时，yq=0.635R=1.5Rmin=1.51.7=2.55七、理论板数的简捷计算常用的简捷算法是利用吉利兰关联图，将R、Rmin、N、Nmin四者关联综合在一图中，利用最少理论板数和已知回流比值查出理论板数。步骤：求塔顶和塔底的相对挥发度

利用芬斯克公式求最少理论板数求最小回流比和回流比查出(N-Nmin)/(N+2)

计算N。注意：计算的N不包括再沸器。例6-11用简捷算法解例6-9,求理论板数并与图解法比较。塔顶、塔底在操作条件下纯组分的饱和蒸汽压如表所示。塔顶塔底正庚烷101.325205.3(kPa)正辛烷44.4101.325(kPa)解：体系近似为理想溶液，

=PA0/PB0最少理论板数

查图得

N=14.3(不包括再沸器）用同样方法对精馏段计算(用塔顶和进料相对挥发度)，可得

……N=6.17

加料板为第7板。

八、双组分精馏的操作计算在塔设备已定的条件下，由操作条件计算精馏产品组成或产量，称精馏的操作计算。以下述例题说明计算方法。例6-12有一双组分混合液要在附图所示的塔中分离，理论板数为5(不包括再沸器)。泡点液体进料，且直接进入再沸器。塔顶用全凝器，回流液为饱和液体。回流量为0.5kmol/h，进料量1kmol/h，进料组成0.5。要求塔顶产品组成0.9。已知平均相对挥发度为2。计算塔底产品浓度及塔顶、塔底产品流量。回流量已知，塔顶产品量不知，回流比不知，精馏段操作线方程不知。饱和液体进料，进料线为过xF=0.5的垂直线。只要操作线能作出，理论塔板数就能画出，塔底产品能否满足要求也就可知。因此可以先假设塔顶产品量作精馏段操作线判断用已知塔板能否使塔底浓度达到要求若不能达到要求，则调整塔顶产品量重复上述计算直到满足要求为止。先设D=0.25kmol/h,R=0.5/0.25=2W=F-D=1-0.25=0.75xW=(FxF-DxD)/W=(0.5-0.250.9)/0.75=0.367由物料衡算塔底浓度能满足要求。再看用已知塔能否满足要求。xWxW

由作图得到塔底浓度大于物料衡算结果，不合要求。需重新调整D，使两者尽可能接近，可以让作图结果略低于物料衡算结果。本题调整一次后，两者较接近，再用内插法就可定出较准确的值。分析本题问题时应注意：加料浓度并不是平衡浓度，塔底出料浓度XW才是平衡浓度。加料线方程已失去本来意义。九、精馏装置的热量衡算1.冷凝器的热负荷与冷却水用量的计算忽略热损失时，冷凝器的热负荷等于蒸汽冷凝放出的潜热。

Qc=D(R+1)(HV-hR)

塔顶蒸汽的摩尔焓值回流液的摩尔焓因此冷却剂用量为

2.再沸器的热负荷与加热剂用量对全塔进行热量衡算

QB

=QD+QW+QC-QF

塔顶塔底冷凝器原料液实际上应以焓表示才严格。加热剂用量

加热剂进出再沸器的比焓，kJ/kg。(6-47)3.热能回收利用冷凝器放出的热相当多，回收利用对于提高经济效益意义重大。1.产生低压水蒸气塔顶气体温度高时，可用以产生低压水蒸气。2.作加热剂预热进料液、加热其它物料、多塔操作的热量相互交叉利用。3.热泵消耗一定功将塔顶低温热源变为高温热源，可以用作再沸器的热源。第五节间歇精馏(略)

Intermissionrectification间歇精馏主要有两种操作方式：馏出液浓度恒定，不断改变回流比；保持回流比恒定，馏出液浓度逐渐降低。一、馏出液组成恒定的操作塔内理论板数固定，不断加大回流比才能保持该条件。因为釜液浓度不断降低，塔板数又不变，只有加大推动力使操作线下移，才能满足。操作中逐渐加大回流比，保持xD不变和塔板数不变的条件，直到釜液浓度达到要求为止。yxW2xW1xD馏出液组成恒定的操作XweXD计算理论最小回流比实际回流比及最终操作线最初回流比及最初操作线计算方法：由最后要求的釜液浓度求理论上的最小回流比Rmin

R

最终操作线求出理论板层数。因为最后都能满足分离要求，在蒸馏初期釜液浓度较高，一定能顺利分离。二、回流比恒定的操作回流比不变，馏出液组成和釜液组成都随分离时间而变。但回流比不变，操作线始终为互相平行的直线。以操作初期的馏出液组成求最小回流比，不能以平均组成求。以后计算与馏出液组成恒定相同。XweXD3XD2XD1第六节恒沸精馏和萃取精馏(略)

Azeotropicandextractiverectification

当两组分沸点很接近，相对挥发度约等于1时，用普通精馏方法分离不经济。当有最低或最高恒沸点时，不可能用普通方法分离。此时可以采取恒沸精馏和萃取精馏的办法分离。一、恒沸精馏加入第三组分使形成新的恒沸物，将原来某组分集中到新恒沸物中，以达到分离提纯的目的。乙醇稀乙醇水AAAA二、萃取精馏加入萃取剂使原两组分中某一组分蒸汽压显著改变，从而加大相对挥发度，也可达到分离恒沸物或沸点相差很小的两组分的目的。yx异辛烷甲苯萃取剂第七节板式塔

Platetower一、塔板的流体力学状况1.汽相通过塔板的阻力损失工程上用液柱高度表示阻力损失

hf=hd+hl

通过干塔板压降通过液层的压降2.塔板上液体的返混由于汽相扰动使流体在塔板上流动与主流方向相反，称返混(backmixing)。

二、塔板效率常用莫弗里(Murphree)板效率表示。以汽相表示的单板效率

以液相表示的单板效率

全塔效率理论板数与实际板数之比称为全塔效率。影响全塔效率的因素很多，物性、塔板结构、操作条件等都有影响。一般双组分混合液的全塔效率在50~70%。全塔效率的图解如图6-48.二、塔高的确定

板式塔有效段高度由实际板数和板间距决定。板间距板间距为经验值，取200,250,300,350,400,500mm等。空间要足够，以利于检修维护。对于填料塔可用等板高度的经验值来确定塔高。一些填料的等板高度经验值见表6-4。

HETP/mHETP/m

25mm填料0.46吸收1.5~1.8

38mm填料0.66小直径塔塔径

50mm填料0.90真空塔塔径+0.1三、塔径的计算根据流量关系易得计算塔径的关键是合适的空塔气速.空塔气速与板间距的关系。按经验值初步选取板间距后可计算最大允许空塔汽速：实际空塔汽速u=(0.6~0.8)umax第七章干燥

Dryness第一节概述第二节湿空气的性质及湿度图第三节干燥过程的物料衡算和热量衡算第四节物料的平衡含水量和干燥速率第五节干燥设备第一节概述

Introduction一、固体物料的去湿方法除去固体原料、半成品或成品中的水分或其它溶剂，称为去湿。去湿方法常有：机械去湿法：沉降、过滤、离心分离等。加热去湿法：加热使其中水分汽化并移走蒸汽，这种操作又称干燥。通常两类方法联合运用，先用机械除去大部分水分，然后再进行干燥使产品达到较高的干燥程度。干燥目的：保证产品质量、方便运输、贮藏和加工使用。二、湿物料的干燥方法干燥操作类型：(1)热传导干燥法(2)对流传热干燥法(3)红外线辐射干燥法发热体向金属氧化物涂层供热，涂层发出红外辐射，被干燥物料接受热量。物料固有频率与辐射频率相等时也发生共振，加热干燥效果最好。(4)微波加热干燥法也是一种辐射干燥。湿物料水分子的偶极子在微波能量作用下，发生激烈旋转运动产生热量，使物料水分蒸发逸出。(5)冷冻干燥法(真空干燥)冷冻并抽真空，使冰在很低的压力下升华成水蒸气。所需热量主要是由物料本身降温提供。常压干燥：一般用此法。真空干燥：干燥速度快、适用于热敏性物质、含水量要求很低的物料、有毒气体物料等。但由于真空条件要求高，大型化、连续化有困难。三、对流干燥过程的传热与传质热空气与湿物料直接接触，传热推动力为空气温度与物料表面温度之差。水汽蒸发出来被空气带走，传热推动力为水汽饱和分压与空气主体水汽实际分压差。传热、传质过程并存。空气既是载热体又是载湿体，空气必须相当干燥(水汽分压足够低)和较高温度才能完成干燥任务。所以干空气一般先预热到较高温度后进入干燥器进行干燥操作。第二节湿空气的性质及湿度图

Thepropertiesandhumiditydrawingofwetair一、湿空气的性质干燥过程中，湿空气中水分不断增加，但干空气不变。所以通常以不变的干空气为基准来讨论湿空气的性质比较方便。1.湿空气的湿含量(1)水汽分压pv压力不高时按理想气体规律讨论

p=pv+pg(2)相对湿度

定义：

=pv/ps

=0绝干空气

＜1未饱和空气

=1饱和空气（不能作干燥空气）(3)湿度H定义：

易得以下关系(7-7)用相对湿度的定义可得(7-8)2.湿空气的比容、比热和焓(1)湿空气的比容vH定义易得以下关系(2)湿空气的比热cH

cH=cg+cv

H在273~393k的温度范围内，干空气和水汽的比热分别可取平均值1.01和1.88kJ/kg，则

cH=1.01+1.88H(3)湿空气的焓I

I=Ig+HIv以0C的干空气和0C的水为焓的基准零值，则

I=1.01t+(r0+cvt)H=(1.01+1.88H)t+2492H(7-16)3.湿空气的温度(1)干球温度(drybulbtemperature)t干球温度即用普通温度计测得的空气温度。(2)露点(dewpoint)td

将一定温度t、一定压力P、一定湿度H的空气冷却到开始有一滴液态水出现时的温度称为露点温度。此时一定为饱和状态，相对湿度等于1。湿度H越大，露点越高。露点湿度即饱和湿度(3)湿球温度(wetbulbtemperature)tW未饱和湿球温度恒低于干球温度。开始湿球温度计的湿球上的水温等于空气温度，但湿球表面水的饱和蒸汽压大于空气中的水汽分压，就有水汽不断向空气汽化。汽化所需的热量只能由水温降低来提供。在空气与湿球间产生温度差，热量由空气向湿球传递。传递热量不够汽化所需时，湿球水温继续下降。湿球温度下降同时饱和蒸汽压也降低，汽化速率也减小。当空气供给湿球的热量刚好等于汽化所需热量时，达到平衡。湿球水温不再下降，这个动态平衡的温度就是湿球温度。在整个过程中可以认为干球温度和空气的湿度都不变，因为空气是大量的，而湿球表面的汽化量很少。显然，湿球温度是由干球温度和湿度决定，湿度越大，两个温度差越小。当干球温度与湿球温度相等时达到饱和。相对湿度等于1。空气向湿球表面对流传热速率水汽向空气的传质速率湿球温度

湿球表面饱和湿度稳定平衡时

整理得

1.09kJ/(kg水.K)(4)绝热饱和温度(adiabaticsaturationtemperature)taS开始时温度变化情况与湿球的温度变化及热量传递方式相同。但由于此时有大量的水循环，空气的温度也要变化。随着水温的降低空气温度也随之降低。最后达到两者达到静态平衡。补充水饱和空气最后平衡时空气与水的温度称绝热饱和温度。空气进入 绝热饱和器后向水供热使水汽化，但汽化后的热量又随汽带入空气中。虽然空气温度降低了，但总焓值不变。所以，在这个过程中，空气为等焓过程。作焓平衡所以对空气与水体系，cHas

/kH

所以tas

tW不饱和空气t>tW>td饱和空气t=tW=td二、湿空气的湿度图及其应用在一定总压下，只要两个独立变量就可确定湿空气的状态，从而确定湿空气的性质。原则上，知道pv,,H,I,t,td,tW=tas其中某两个独立参数就可通过前面讨论的基本公式计算出其它参数。但有时计算并不是直接的，比较麻烦。工程上为了方便，将湿空气的性质作成图，用已知条件在图上能迅速查到其它性质。这种图就叫湿空气的湿焓图。湿度H/(kg水/kg干空气）湿空气的焓I/(kJ/kg干空气)温度/C水汽分压p/kPa等温线I=(1.01+1.88H)t+2492H等相对湿度线H=0.622

ps/(P-

ps)I-H图的用法由湿度和温度读出焓值。由湿度读出水汽分压值。由湿度读出露点。由焓I读出绝热饱和温度或湿球温度。湿度H/(kg水/kg干空气）湿空气的焓I/(kJ/kg干空气)温度/C水汽分压p/kPa湿度H/(kg水/kg干空气）湿空气的焓I/(kJ/kg干空气)温度/C水汽分压p/kPa第三节干燥过程的物料衡算与热量衡算

Thebalancesofmaterialandheatofdrynessprocess一、干燥过程的物料衡算1.物料含水量的表示湿基含水量干基含水量实际生产中，用湿基含水量表示较方便，但在干燥计算中用干基含水量表示方便。两者关系2.物料衡算用G1、G2分别表示湿物料和干燥产品实际流量，Gc表示绝干物料流量，对干燥器进行物料衡算得Gc=G1(1-w1)=G2(1-w2)由此可求出干燥产品流量或绝干物料流量。热空气L,H1废气L,H2产品Gc,X2湿物料Gc,X1对水分衡算可得蒸发水分量WW=Gc(X1-X2)=L(H2-H1)L：绝干空气质量流量若已知蒸发水分量可求需要干空气量及蒸发单位质量水分所需空气量。

L=W／(H2-H1)l=L／W=

1／(H2-H1)热空气L,H1废气L,H2产品Gc,X2湿物料Gc,X1鼓风机风量的确定注意：鼓风机风量是以20C、101325Pa为标准的。风量V根据计算的风量V再确定风机型号。例7-3湿物料流量为800kg/h的湿物料通过干燥器后湿基含水量从30%降到4%。干燥介质为空气，湿空气的初温为15C，相对湿度为50%，经预热器加热到120C进入干燥器，出干燥器的温度为

45C，相对湿度为80%。求：(1)水分蒸发量W；(2)空气消耗量L，单位空气消耗量；(3)如鼓风机在进口处，求鼓风机的风量V。L,t0,H0L,t1,H1L,t2,H2Gc,X1,G1,w1Gc,X2,G2,w2W解:(1)W=Gc(X1-X2)=G1(1-w1)(X1-X2)X1=w1/(1-w1)=0.3/(1-0.3)=0.429X2=w2/(1-w2)=0.04/(1-0.04)=0.042W=800(1-0.3)(0.429-0.042)=216.7kg水/h(2)查15C和45C水的饱和蒸汽压分别为1.707、9.584kPa，所以Kg水/kg干空气Kg水/kg干空气(3)应该用此风量选择风机。m3/hkg干空气/hkg干空气/kg水二、干燥过程的热量衡算1.预热器的加热量忽略热损失时

Qp=L(I1-I0)=L(1.01+1.88H1)(t1-t0)L,t0,H0L,t1,H1L,t2,H2Gc,X1,

1G1,w1Gc,X2,

2

G2,w2WQpQD2.干燥器的热量衡算湿物料的相对焓值

进出干燥器湿物料和产品物料的焓差对干燥器作热量衡算得

(7-32a)若上式右边为零，则I1=I2,干燥过程为等焓过程，湿空气在干燥器内经历等焓降温增湿过程。这时，由湿空气等焓的特性可以只由出口废气的一个独立参数就可确定它的状态。通过计算或查图都可求出其它状态参数。例7-4

用气流式干燥器干燥某物料。已知干燥器的生产能力为2106kg/年,年工作日为300天，每日三班连续生产。物料湿基含水量为w1=20%，w2=2%，在干燥器内由15C升至45C，物料比热为cs=1.25kJ/(kg.K)。冷空气温度15C相对湿度70%，经预热器后升温到90C进入干燥器。废气离开干燥器的温度为65C，忽略热损失并不向干燥器补充热量。求(1)水分蒸发量；(2)空气用量、废气湿度H2、焓I2；(3)若预热器用绝对压力为200kPa的饱和水蒸气加热，求水蒸气用量；(4)空气加热、水分蒸发、物料加热所用热量的比例；(5)热空气在干燥器内放热量；(6)若将预热温度提高到100C，求空气用量、加热水蒸气用量、空气加热所需热量占总热量的比例。解：(1)产品绝干物料量Gc=G2(1-w2)=kg干料/hX1=w1/(1-w1)=0.2/(1-0.2)=0.25X2=w2/(1-w2)=0.02/(1-0.02)=0.0204水分蒸发量W=Gc(X1-X2)=272(0.25-0.0204)=62.5kg/hL,t0,H0L,t1,H1L,t2,H2Gc,X1,

1G1,w1Gc,X2,

2

G2,w2WQpQD(2)H1=H0=kg水/kg干气解(A)(B)得H2=0.01681kg水/kg干空气

L=6654kg干空气/h(A)(B)kJ/hkJ/kg干空气(3)空气预热需热量水蒸气用量D=Qp/r=511002/2205=232kg/h(4)空气加热需热量水分蒸发需热kJ/hkJ/hkJ/hL,H0L,H0+W物料加热所需热量干燥产品从

1升温到

2需热Qs=Gc(cs+X2cw)(

2-

1)=272(1.25+0.02044.187)(45-15)=10897kJ/h(5)热空气在干燥器内放热QD=L(1.01+1.88H1)(t1-t2)=6654(1.01+1.880.00742)(90-65)=170334kJ/h热空气放热用于蒸发水分和将除去水分的湿物料加热到

2

。从这个角度理解作热量平衡得出的关系式更简。Gc,X2+WGc,X2W(6)若空气预热到100C进入干燥器，则H1、W不变，需空气量L减少，H2有变化。(A)变为(B)式不变解得L=4760kg干空气/hH

2=0.02055kg水/kg干空气预热器供热空气加热需热kJ/hkJ/h从本题的计算可以看出：在干燥任务不变和冷空气状态不变时，提高预热器空气出口温度可以减少空气用量，减少预热器热负荷，减少加热蒸汽用量和能量消耗，提高热效率。第四节物料的平衡含水量与干燥速率

Equilibriummoisturecontentofmaterielandspeedofdryness一、物料的干燥实验曲线二、物料的平衡含水量曲线三、恒定干燥条件下的干燥速率与干燥时间一、物料的干燥实验曲线干燥过程既有传热又有传质，其机理是很复杂的，不能从理论直接得出较简单实用的公式。所以工程上都是通过实验得出干燥过程的普遍规律，再加以应用。实验方法：在恒定空气状态、流量等条件下，将少量湿物料样品悬挂空气中并在外面与天平相连。通过测定物料重量直接得出物料含水量与温度时间的变化关系。毫伏表ABCDEX1X

X0X＊tw

1干燥时间

干燥过程的三个阶段1.预热段AB物料温度小于空气湿球温度tw,空气向物料传热，物料温度上升。同时物料表面水汽压力大于空气中水汽分压，水汽化，但汽化速率小。当水分汽化热量与空气供热平衡时，预热阶段结束，开始进入恒速干燥阶段。2.恒速干燥阶段BC在这一阶段物料表面基本保持tw温度，空气状态也不变，所以传热推动力(t-tw)和传质推动力(Hw-H)都不变。因此水分汽化速率恒定。BC段近似为直线。3.降速干燥阶段CDE干燥到C点以后，物料内部水分迁移到表面的速度跟不上，干燥速度下降。且随着干燥程度增加，内部水分越来越不容易移到表面，速度逐渐下降。恒速阶段与降速段的转折点C称为临界点，此处的含水量称为临界含水量Xc。当润湿表面减小到完全没有时，即到D点，进入第二降速阶段。汽化表面向物料内部转移，热量必须通过毛细管向内传递，传质也必须克服毛细管形成的阻力，干燥速度进一步降低。一直到E点达到物料在该条件下的平衡含水量X*为止。二、物料的平衡含水量曲线物料的平衡含水量曲线由实验得出的某物料平衡含水量曲线如图所示。平衡含水量X*自由水(freemoisture):物料含水量大于平衡含水量的部分。平衡水分自由水分非结合水结合水结合水分与非结合水分：结合水：存在于细胞或毛细管内，与物料结合力强，蒸汽压比纯水的低，干燥过程中很难除去。非结合水：固体表面的润湿水分和大孔隙中的水分，与物料结合力较弱，干燥过程中容易除去。总水分=平衡水分+自由水分总水分=结合水+非结合水结合水与非结合水的界限并无明确规定。上图中以相对湿度100％的平衡水分为界只是一种规定。也有用临界含水量Xc来划分的。三、恒定干燥条件下干燥速率和干燥时间恒定干燥条件是指在干燥过程中空气的状态参数不变。如用大量空气干燥少量物料，蒸发的水分和所需热量不足以使空气温度