化学-蒸馏_201605

1、第六章 蒸 馏,2,物质以扩散的方式，从一相转移到另一相界面的过程，称为物质的传递过程，简称为传质过程。,3,空分工业中，液态的空气经过精馏得到纯度很高的氧气和氮气 炼油工业中，原油经过精馏得到不同品位的汽油、煤油和柴油等 石油化工中用精馏来分离乙烯、乙烷、苯、甲苯等基础化工原料 食品、医药工业中由含低浓度乙醇的“乙醇-水”溶液得到含乙醇浓度很高的溶液 .,6.1.1 蒸馏过程的工业应用,4,特点 应用广泛； 直接得纯产品； 能耗大，有时需建立高真空、高压、低温等技术条件。 分类 按蒸馏方式:简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏 按组分数：双组分精馏、多组分精馏 按操作压力:常压、加压、减压 按

2、操作方式:连续、间歇,6.1.2 蒸馏过程特点及分类,5,气、液平衡示意图,气液相平衡 如图所示。经长时间接触，当每个组分的分子从液相逸出与气相返回的速度相同，该过程达到了即相平衡。 平衡时气液两相的组成之间的关系称为相平衡关系。它取决于体系的热力学性质，是蒸馏过程的热力学基础。,6.2 双组分溶液的气液相平衡,体 系 分 类,气相为理想气体，液相为理想溶液,气相为理想气体，液相为非理想溶液,气相为非理想气体，液相为理想溶液,气相为非理想气体，液相为非理想溶液,6,（1）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，符合道尔顿分压定律：,理想物系的气液相平衡,7,（2）平衡时气液

3、相各参数之间的数量关系 若气液平衡的温度为t,压强为p,对二元理想物系存在着如下关系： 液相中： 汽相中： 汽液两相间（拉乌尔定律）： 由以上导出：,液相组成-温度（泡点）,气相组成-温度 （露点）,8,纯物质的饱和蒸汽压与温度的关系 Antoine 方程 已知温度 t，可直接计算液相组成；反之，已知组成也可算温度t，但一般需经试差。,9,纯组分A的沸点,纯组分B的沸点,t-y线，表示混合液的平衡温度t与汽相组成y之间的关系，称为饱和蒸气线（露点线）,t-x线，表示混合液的平衡温度t与液相组成x之间的关系，称为饱和液体线（泡点线）,过热蒸汽,过冷液体,汽液共存区,（3）汽液平衡图线（t-x(y

4、)图）,两条线 三个区 两个点,10,由温度组成图可知： 就一定总压下的饱和温度来说，二元理想溶液与纯液体不同，沸点（泡点）不是一个定值，而有一个范围，随着溶液中易挥发组分含量的增加，沸点将逐渐降低，且介于两纯液体沸点之间； 同样的组成下，液体开始沸腾的温度（泡点）与蒸气开始冷凝的温度（露点）并不相等。在组成相同时，露点总是高于泡点。,11,气、液平衡曲线 (x-y图),图解方法或近似方法求解蒸馏过程所需平衡级时，涉及体系的平衡组成之间的关系 在一定操作条件，将t-x-y图平衡组成关系直接影射到直角坐标x-y中，获得x-y平衡曲线。如图所示,12,依据：各种液体的挥发能力 挥发度：某组分在汽相

5、的分压P与其在液相的摩尔分率之比，对A，B组分有： 相对挥发度：,（4）汽液平衡方程（相平衡方程）,13,A对B的相对挥发度：,当汽相为理想气体时 pA = PyA , pB = PyB,理想物系,14,对平衡曲线的影响, =1 时，yx（即对角线）， 值越大，同一液相组成x对应的值y越大，可获得的提浓程度越大，分离程度越好。因此， 的大小可作为用蒸馏分离某物系的难易程度的标志。,对平衡曲线的影响,15,简单蒸馏又称为微分蒸馏，瑞利(Rayleigh)1902年提出了该过程数学描述方法，故该蒸馏又称之为瑞利蒸馏。其流程如图所示,6.3.1 简单蒸馏,流程描述,16,略去高阶微分,加入积分限,物

6、料衡算,17,1、理想溶液,2、若平衡关系不能用简单的数学式表示时，可以应用图解积分或数值积分。,18,F,xF,D,y,W,x,6.3.2 平衡蒸馏,流程描述,系连续定态过程,19,物料衡算：,其中：,热量衡算(了解) ：,加热器的热量衡算：,分离器的热量衡算：,气液平衡关系 ：,原料液离开加热器温度：,过程计算,20,思考几个问题 ： 简单蒸馏能否实现高纯度的分离？ 简单蒸馏只能达到有限程度的轻、重组分分离 如何蒸馏可得到高纯度的产品？ 反复进行多次部分汽化，部分冷凝可以实现高纯度的分离。从理论上说，可以用多次重复蒸馏的方法来达到所要求的分离纯度, 实际生产中可否利用多次简单蒸馏实现高纯度

7、分离？为什么？ 操作复杂，设备造价高，不是很经济,21,22, 工业上如何利用多次部分汽化和多次部分冷凝原理实现连续的高纯度分离，而流程又不太复杂呢？,精馏 精馏与蒸馏的最大区别在于“回流”，包括塔顶的液相回流和塔底的气相回流,连续精馏,23,利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往汽相中转移，而难挥发组分由汽相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制,* 部分气化与部分冷凝相结合的分离原理 * 利用多层塔板，实现多级的部分汽化与部

8、分冷凝相结合的过程，可增强分离效果,精馏原理,6.4 精馏原理和流程,24,连续精馏的典型流程：,再沸器,精馏塔,塔板,进料预热器,冷凝器,塔底产品冷却器,塔顶产品冷却器,进料板（加料板）,精馏段,提馏段,使经加料板上升汽流中易挥发组分的浓度逐板增加，在塔顶得到易挥发产品。,使经加料板下流液体中易挥发组分的浓度逐板减少，在塔底得到难挥发产品。,25,精馏塔内汽液恒摩尔流假设,假设： a） 各组分的摩尔汽化热相等； rn-1 =rn =rn+1=r b） 气液接触时温度不同而交换的显热可以忽略；im-1=in= =i, In-1=In=I c）塔设备保温良好，热损失可以忽略,对第n块板作物料与热

9、量恒算：,6.5.1 恒摩尔流假设及理论板概念,26,理论塔板,影响塔板分离能力的因素十分复杂，塔板上的实际工况的随机性很强，难以建立一个描述塔板实际工况的数学模型,理论塔板： 理论板是指这样的塔板：气、液两相在塔板上充分接触、混合，进行充分传质、传热后，离开该塔板的两相在传热、传质方面都达到了平衡，即汽液两相的温度相同、组成互呈平衡，常又称为平衡级。显然，这是一种理想情况，或者说是一种简化模型。在相同条件下，理论板具有最大的分离能力，是塔分离的极限能力。,一、全塔物料衡算,F,xF,D,xD,W,xW,1.5.2 物料衡算和操作线方程,28,离开各板的汽流量皆等于V，液流量皆等于L；理论塔板

10、数自上而下数。 自第一板上升的蒸气从塔顶导入冷凝器，将组成为y1的蒸气在冷凝器中全部冷凝。 冷凝液的组成xD与y1相等，一部分D作为塔顶产品，另一部分L回流入塔。,二、精馏段操作线方程,29,回流比,30,两板间任一气、液组成的关系：,精馏段操作线方程,31,三、提馏段的操作线方程,虚线内的物料衡算：,两板间任一液、汽组成,32,加（进）料的热状态对精馏段与提馏段液、汽流量的关系会产生影响。进料的热状况有五种可能：,过冷液体（温度低于泡点） 饱和液体 汽液混合物（介于泡点和露点之间） 饱和蒸气 过热蒸气（温度高于露点）,6.5.3 进料热状态的影响,33,对气液混合物（介于泡点和露点之间）在加

11、料板上的物料及热量衡算：,令进料、饱和液体、饱和蒸气的焓（摩尔焓）分别为：IF、iL、IV:,34,对气液混合物（介于泡点和露点之间）在加料板上的物料及热量衡算：,q:以1kmol/h进料为基准，提馏段较精馏段 中液体流量增大的数（kmol/h）; 对于饱和液体、气体混合物及饱和蒸气而言，等于进料中液相所占的分率,35,气液混合物,36,饱和液体,37,过冷液体,料液入塔后在加料板上与提馏段上升的蒸气相遇，被加热至饱和温度，同时蒸气本身有一部分被冷凝下来。,过热蒸气,料液入塔后在加料板上与精馏段下降的液体相遇，将一部分液汽化。,38,饱和蒸气,39,q 线方程,由精馏段和提馏段物料衡算方程,4

12、0,进料方程（q线方程）,代表两操作线交点d的轨迹，即此线与两操作线共点于d, d为q线与精馏段操作线ac的交点。 联结点d与点b(xW, xW),得提馏段操作线bd. q线方程为通过点f(xF, yF )的直线。,41,五种可能的进料状况,过冷液体,饱和液体,气液混合物,饱和蒸气,过热蒸气,42,一、逐板计算法,第一块上升的蒸气组成y1等于塔顶产品的组成xD,自第一块板下降的液体组成x1与y1平衡，由相平衡关系可得x1. 自第二块板上升的蒸气组成y2与x1满足精馏段操作线方程，由此可得y2. 如上重复，直到第N1块理论塔板恰好出现xN1xf (两操作线交点)为止，此处为加料板。,6.5.4

13、理论板数的计算,43,精馏段所需理论塔板数为N1，计算中，每使用一次平衡关系，表示需要一层理论板。 对提馏段，交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程，继续进行重复计算，直到xN2xW为止。 再沸器内进行的是部分汽化，xW与yW达到平衡，相当于一次平衡蒸馏或一层理论板，其理论塔板应从得出的数目减去1. 不包括再沸器的全塔所需理论板数为（N2-1）,44,二、x-y图解法,1、在x-y图中作平衡线和对角线。 2、在x 轴上定出x= xD、xF、xW的点，并得出对角线上的点a、f、b。 3、在y轴上定出yc= xD/(R+1)的点c, 联接ac. 4、由进料热状况求q线斜率，过点f 作q线。,45,5

14、、将q线、ac的交点d与点b联结成线bd. 6、从点a开始，在平衡线与线ac之间作梯级，当梯级跨过点d时，相当于加料板。再在bd间作梯级，直至跨过点b.,数梯级的数目，可以分别得出精馏段和提馏段的理论板数，同时也决定了加料板的位置。,46,精馏中的回流比在设计中是决定设备费和操作费的一个重要因数，须合理选择；在操作中是一个对产品的质量和产量有重大影响而又便于调节的参数。,6.6.1 回流比的影响及其选择,47,回流比R=L/D对精馏段的影响,R增大,减小,线ac向对角线靠近,d点下移，线bd向对角线靠近,理论板数减少,设备费用减少,回流量L=RD，汽流率V=(R+1)D增大,冷凝器、再沸器负荷

15、加大,回流比应当合理选择，使总费用最低,48,R减小,增大,操作线ac、bd上移,理论塔板数N增多,d接近e时，理论塔板数N为无穷大,最小回流比Rmin,49,回流比对精馏费用的影响,当R=Rmin时，所需的理论板数N=，相应的设备费也为无限大；当R稍稍增大，N即从无限大急剧减少，随R继续增大， R对N的影响逐渐减弱。 精馏段上升蒸气量V=(R+1)D随R线性增加，使得再沸器、冷凝器的负荷随之增加，塔径及上述换热器也要增加。当这些增加的费用超过塔板数减少的费用时，设备费将开始随R的增大而增大。,设备费,操作费,总费用,50,R愈大，所需的板数N愈小。当R无限增大，精馏段操作线在y轴上的截距趋于

16、0, 操作线与对角线重合，此时操作线离平衡线最远，所需的理论塔板数N最小，用Nmin表示。,R=的操作情况为全回流，Nmin为最少理论板数。全回流时，精馏塔产品D、W为零，也不需要进料，不能作为生产中的正常操作，只在特定的条件下采用。,如精馏塔的启动阶段，或操作中因发生意外而产品纯度低于要求时，进行一定时间的全回流，使其能较快地达到操作正常；以及在试验中测定塔的分离效能等。,51,操作费用主要是再沸器中加热蒸汽消耗加上冷凝器中冷却水消耗的费用，称为能耗费，它取决于塔内上升蒸气量。上升蒸气量V及V随回流比R成线性增大。 总运行费用的最低点相当于最回流比Ropt.,通常Ropt为Rmin的1.12

17、倍。,以上分析是从设计的角度，考虑R对设备费、运行费的影响，在此基础选定适宜的R值进行设计。,设备费,操作费,总费用,52,最小回流比Rmin的图解求算：,ac斜率：,ac截距：,精馏段操作线方程,53,对于二元精馏用x-y图解法：,Nmin对应于全回流,操作线与对角线重合,Nmin为平衡线与对角线之间从a(xD,xD)画到点b(xW,xW)的梯级数,最少理论板数Nmin的图解求算：,6.6.3 最小理论板数及芬斯克方程(了解),54,精馏塔的全回流操作,二元精馏,全回流时操作线方程式为：yn+1=xn (yA)n+1=(xA)n，(yB)n+1=(xB)n,最少理论板数N的计算：,55,离开

18、任一层板的汽液组成间的关系为：,若塔顶采用全凝器，（yA）1=（xA）D ，（yB）1=（xB）D 第一层板的汽液平衡关系为：,56,第一层板和第二层板之间的操作关系为：yA2=xA1 ,yB2=xB2,即,同理，第二板的气液平衡关系为：,57,若令,58,交替使用相平衡、物料衡关系逐板计算（并用相对挥发度表示相平衡关系）,Fenske方程,全回流时理论板数，即为精馏塔所需的最少理论板数（含塔釜）,59,吉利兰关系图,根据给定条件算出X,由图查出Y,求Nmin,求N,6.6.4 简捷法求理论层板数,60,一、实际塔板和塔板效率,塔板效率用来表示塔板上传质的完善程度，有全塔板效率，单板效率及点效率三种。,全塔板效率ET(总板效率)：完成一定分离任务所需的理论塔数NT与实际塔板数Np之比。,理论板假定是一种极限情况，操作中的实际塔板因气液相接触界面有限，接触的时间也不可能无穷大，故离开塔板的气液两相通常达不到相平衡，即实际塔板的分离效果常常不如理论板。,6.7 实际板数与板效率,61,单板效率Emv(默弗里板效率)：对于第n层塔板，自下一层（n+1）塔板上升，组成为yn+1蒸气，在第n层塔板上与液相进行物质交换后，离开该板的蒸气组成提高到yn,这层塔板的气相增富程度为(yn-yn+1)。而与离开该板液相组成xn 成平衡的汽相组成为yn*,理论上达到的增富程度