第七章 蒸馏精选PPT.ppt

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1、第七章 蒸馏第1页，本讲稿共82页白酒蒸白酒蒸白酒蒸白酒蒸馏器馏器馏器馏器第2页，本讲稿共82页三塔蒸馏三塔蒸馏三塔蒸馏三塔蒸馏流程图流程图流程图流程图第3页，本讲稿共82页精馏流精馏流精馏流精馏流程图程图程图程图第4页，本讲稿共82页一组冷凝器第5页，本讲稿共82页两塔蒸馏两塔蒸馏两塔蒸馏两塔蒸馏流程图流程图流程图流程图第6页，本讲稿共82页蒸馏蒸馏：将液体部分气化，利用各组分挥发度的不同从而使：将液体部分气化，利用各组分挥发度的不同从而使混合物达到分离的单元操作。蒸馏是分离液相混合物的典型混合物达到分离的单元操作。蒸馏是分离液相混合物的典型单元操作。单元操作。易挥发组分易挥发组分：沸点低的

2、组分，又称为轻组分沸点低的组分，又称为轻组分。难挥发组分难挥发组分：沸点高的组分，又称为重组分沸点高的组分，又称为重组分。第7页，本讲稿共82页蒸馏操作的分类蒸馏操作的分类v按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏v按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏v按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏v按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏 本章主要讨论常压双组分连续精馏。本章主要讨论常压双组分连续精馏。第

3、8页，本讲稿共82页蒸馏是气液两相间的传质过程；蒸馏是气液两相间的传质过程；组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡量组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小，传质过程以两相达到相平衡为极限；传质推动力的大小，传质过程以两相达到相平衡为极限；气液相平衡是分析蒸馏原理和进行蒸馏设备计算的理论气液相平衡是分析蒸馏原理和进行蒸馏设备计算的理论基础。基础。第一节第一节双组分溶液的气液平衡双组分溶液的气液平衡第9页，本讲稿共82页相律是研究相平衡的基本规律，它表示平衡物系中自由度数、相律是研究相平衡的基本规律，它表示平衡物系中自由度数、相数及独立组分数间的关系。相数及独立组分数

4、间的关系。F=C-+2式中式中F自由度数自由度数C独立组分数独立组分数相数相数2表示外界只有温度和压强可以影响物系的平衡关系。表示外界只有温度和压强可以影响物系的平衡关系。一、相关概念及气液平衡图一、相关概念及气液平衡图一、相关概念及气液平衡图一、相关概念及气液平衡图1 1相律相律相律相律第10页，本讲稿共82页汽液相平衡汽液相平衡(vapor-liquid phase equilibrium)vapor-liquid phase equilibrium)：溶液与其上方蒸溶液与其上方蒸汽达到平衡时汽液两相各组分组成的关系。汽达到平衡时汽液两相各组分组成的关系。溶液的分类：理想溶液和非理想溶液。

5、溶液的分类：理想溶液和非理想溶液。理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律，即理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律，即式中式中p溶液上方组分的平衡分压溶液上方组分的平衡分压 p0同温度下纯组分的饱和蒸气压同温度下纯组分的饱和蒸气压 x溶液中组分的摩尔分率溶液中组分的摩尔分率2 2拉乌尔定律拉乌尔定律拉乌尔定律拉乌尔定律第11页，本讲稿共82页根据道尔顿分压定律，溶液上方的蒸汽总压为根据道尔顿分压定律，溶液上方的蒸汽总压为 当总压当总压P不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道尔顿分压不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道尔顿分压定律，即定律，即式（式（a）和（和（b）为为两组分理想物系的气液平衡

6、关系式两组分理想物系的气液平衡关系式。（a）（b）第12页，本讲稿共82页纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。相相对对挥挥发发度度（Relative Volatility）是是指指溶溶液液中中两两组组分分挥挥发发度度之之比比，常以易挥发组分的挥发度为分子。常以易挥发组分的挥发度为分子。溶液中各组分的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之相平溶液中各组分的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之相平衡的液相中的摩尔分率之比，即衡的液相中的摩尔分率之比，即=vA/vB=（PA/XA）/（PB/XB）vA=PA/xAvB=PB/xB3 3

7、相对挥发度及气液平衡方程相对挥发度及气液平衡方程相对挥发度及气液平衡方程相对挥发度及气液平衡方程第13页，本讲稿共82页当当总总压压不不高高时时，蒸蒸气气服服从从道尔顿分压定律道尔顿分压定律对于二元溶液对于二元溶液 xB=1-xAyB=1-yA整理后，略整理后，略去下标去下标相平衡方程相平衡方程第14页，本讲稿共82页相对挥发度的意义相对挥发度的意义其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以分离以其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。及分离的难易程度。当当1时，表示组分时，表示组分A较较B容易挥发，容易挥发，愈大，挥发度差异愈大，愈大，挥发度差异愈大，分

8、离愈容易。分离愈容易。当当=1时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法加以分离。时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法加以分离。第15页，本讲稿共82页上曲线：平衡时汽相组成与温上曲线：平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线（度的关系，称为汽相线（露点露点曲线曲线）；）；下曲线：平衡时液相组成与温下曲线：平衡时液相组成与温度的关系，称为液相线（度的关系，称为液相线（泡点曲泡点曲线线）。）。两曲线将图分成三个区域：两曲线将图分成三个区域：液相区、过热蒸汽区、汽液液相区、过热蒸汽区、汽液共存区。共存区。T-X(Y)x1(y1)t4BHJA t-x t-yTt3t2t14 4气液平衡图

9、气液平衡图气液平衡图气液平衡图(GraphofGGraphofGLEquilibrium)LEquilibrium)4.14.1温度温度温度温度 组成图（组成图（组成图（组成图（t t xx y y图）图）图）图）第16页，本讲稿共82页TX(Y)TXYTXY图图图图 的作法的作法的作法的作法第17页，本讲稿共82页液相组成液相组成x气气相相组组成成y110X Y图图平衡线位于对角线的上方；平衡线位于对角线的上方；平衡线离对角线越远，表示该溶液平衡线离对角线越远，表示该溶液越易分离。越易分离。注意：注意：总压对总压对t-y-x关系比对关系比对y-x关关系的影响大；系的影响大；当总压变化不大时当

10、总压变化不大时,总压对总压对y-x关关系的影响可以忽略不计系的影响可以忽略不计蒸馏中使用蒸馏中使用y-x图较图较t-y-x图更为图更为方便。方便。4.2汽液相平衡图汽液相平衡图（X Y图图）第18页，本讲稿共82页与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇水、正丙醇水、正丙醇水等物系。对于水等物系。对于乙醇乙醇水体系，其恒沸组成为水体系，其恒沸组成为x=y=0.894x=y=0.894，恒沸点恒沸点t=78.15(t=78.15(常压下常压下)。称为具有最低恒沸点的溶液。称为具有最低恒沸点的溶液。与理想溶液发生负偏差的溶液：如硝酸与理想溶液发生负偏差的溶液：如硝酸水、

11、氯仿水、氯仿丙酮等物系。对于丙酮等物系。对于硝酸硝酸水体系，其恒沸组成为水体系，其恒沸组成为x=y=0.383x=y=0.383，恒沸点恒沸点t=121.9(t=121.9(常压下常压下)。称为具有最高恒沸点的溶液。称为具有最高恒沸点的溶液。同一种溶液的恒沸组成随压强而变。在理论上可采用改变压强的同一种溶液的恒沸组成随压强而变。在理论上可采用改变压强的方法来分离恒沸溶液。但在实际使用时，则应该考虑经济性和操作可方法来分离恒沸溶液。但在实际使用时，则应该考虑经济性和操作可能性。能性。4.34.3两组分非理想溶液的气液平衡相图两组分非理想溶液的气液平衡相图两组分非理想溶液的气液平衡相图两组分非理想

12、溶液的气液平衡相图第19页，本讲稿共82页历史上最早应用的蒸馏方法；历史上最早应用的蒸馏方法；一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行；一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行；简单蒸馏多用于混合液的初步分离。简单蒸馏多用于混合液的初步分离。第二节第二节平衡蒸馏和简单蒸馏平衡蒸馏和简单蒸馏一、简单蒸馏（微分蒸馏）一、简单蒸馏（微分蒸馏）一、简单蒸馏（微分蒸馏）一、简单蒸馏（微分蒸馏）第20页，本讲稿共82页将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，冷凝成馏出液；冷凝成馏出液；随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相平衡的气相随着过程

13、的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相平衡的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐渐升高；组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐渐升高；当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停止蒸馏当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停止蒸馏操作；操作；在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出液。在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出液。1 1 简单蒸馏操作原理简单蒸馏操作原理第21页，本讲稿共82页蒸汽蒸汽原料液原料液冷却水冷却水冷凝器冷凝器蒸馏釜蒸馏釜收集收集器器2 2 2 2 简单蒸馏流程简单蒸馏流程简单蒸馏流程简单蒸馏流程第

14、22页，本讲稿共82页将一定组分的液体加热至泡点以上，使其部分气化，或将一定组分的液体加热至泡点以上，使其部分气化，或者将一定组分的蒸汽冷却至露点以下，使其部分冷凝，两相者将一定组分的蒸汽冷却至露点以下，使其部分冷凝，两相达到平衡，然后将两相分离。此过程的结果是易挥发组分在达到平衡，然后将两相分离。此过程的结果是易挥发组分在气相中富集，难挥发组分在液相中富集。气相中富集，难挥发组分在液相中富集。二、平衡蒸馏二、平衡蒸馏（闪蒸）（闪蒸）（闪蒸）（闪蒸）第23页，本讲稿共82页加热器加热器减压减压阀阀分离器分离器原料原料底部产品底部产品冷凝器冷凝器塔顶产品塔顶产品平衡蒸馏平衡蒸馏流程流程第24页，

15、本讲稿共82页yFxFxwyF加热原料液时产生的加热原料液时产生的第一个气泡的组成。第一个气泡的组成。xw原料全部气化后剩的原料全部气化后剩的最后一滴液体的组成。最后一滴液体的组成。xw x1 xF y1 yF ABCDP=定值TX（Y）E第三节第三节第三节第三节 精馏原理和流程精馏原理和流程精馏原理和流程精馏原理和流程一、一次部分气化和部分冷凝一、一次部分气化和部分冷凝一、一次部分气化和部分冷凝一、一次部分气化和部分冷凝第25页，本讲稿共82页 xw ABDP=定值TX（Y）Cx1xFy2x2y1yF第26页，本讲稿共82页从气相得到较纯的易从气相得到较纯的易挥发组分；挥发组分；Multi-

16、partial gasification and condensing AP=定值定值Tx(y)xmynxFB从液相中则得到较纯的从液相中则得到较纯的难挥发组分难挥发组分。二、多次部分气化和多次部分冷凝二、多次部分气化和多次部分冷凝二、多次部分气化和多次部分冷凝二、多次部分气化和多次部分冷凝第27页，本讲稿共82页xFx2x1y1x3y2y3 y3(或或xD)y1冷凝冷凝器器分离器分离器加热器加热器多次部分气化示意图多次部分气化示意图多次部分气化示意图多次部分气化示意图第28页，本讲稿共82页分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。解决方法：解决方法

17、：上图所示的流程存在的问题上图所示的流程存在的问题：对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，气对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又产生液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又产生新的气液两相。蒸汽逐级上升，液体逐级下降。省却中间加热器新的气液两相。蒸汽逐级上升，液体逐级下降。省却中间加热器和冷凝器。工业上采用塔板取代中间各级。和冷凝器。工业上采用塔板取代中间各级。流程庞杂，设备繁多，能量消耗大。流程庞杂，设备繁多，能量消耗大。第29页，本讲稿共82页xFx2x1y1x3y2y3 y3(或或xD)冷凝器冷凝

18、器分离器分离器加热器加热器有回流的多次部分气化和冷凝示意图有回流的多次部分气化和冷凝示意图有回流的多次部分气化和冷凝示意图有回流的多次部分气化和冷凝示意图第30页，本讲稿共82页l回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作为回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称为回流。塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称为回流。l再沸器：提供一定量上升的蒸气流。再沸器：提供一定量上升的蒸气流。三、精馏原理三、精馏原理1 1 1 1 精馏的定义精馏的定义精馏的定义精馏的定义 精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在

19、精馏塔中同时多精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。2 2 2 2 精馏连续稳定进行的条件精馏连续稳定进行的条件精馏连续稳定进行的条件精馏连续稳定进行的条件第31页，本讲稿共82页 如图所示，考察筛板塔中任意第如图所示，考察筛板塔中

20、任意第n层板的操作情况。层板的操作情况。理论塔板理论塔板(Ideal plate)：若若yn和和xn满足气液平衡方程，则此层塔板满足气液平衡方程，则此层塔板称为理论称为理论塔板。塔板。yn-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔内气液的流动注：注：x*n+1 表示与表示与yn+1成相平衡的成相平衡的液相的组成。液相的组成。tn+1tn-1 xn-1x*n+1在任一塔板上易挥发组分由液在任一塔板上易挥发组分由液相转移到气相，而难挥发组分从相转移到气相，而难挥发组分从气相转移到液相，即气相转移到液相，即xn-1 xnyn yn+1精馏塔精馏塔精馏塔精馏塔(Distilling ColumnD

21、istilling ColumnDistilling ColumnDistilling Column)第32页，本讲稿共82页设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流液泵等。液泵等。加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时,料液料液由此加入，该板称为加料板。由此加入，该板称为加料板。精馏段：加料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分增浓的精馏段：加料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分增浓的作用。作用。提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原

22、料中易提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原料中易挥发组分的作用。挥发组分的作用。精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示。精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示。3 3精馏操作精馏操作精馏操作精馏操作流程流程流程流程精馏操作的不正常现象：精馏操作的不正常现象：l漏液、液沫夹带漏液、液沫夹带l液泛液泛l反混反混第33页，本讲稿共82页冷凝水冷凝水水蒸气水蒸气液体液体蒸汽蒸汽塔顶产品塔顶产品冷却水冷却水蒸汽蒸汽塔底产品塔底产品进料进料进进料料板板再沸器再沸器连续精馏操作流程连续精馏操作流程第34页，本讲稿共82页回流液回流液馏出液馏出液进料进料加热蒸汽加热蒸汽釜液釜液

23、冷凝水冷凝水观察罩观察罩全凝器全凝器贮槽贮槽间歇精馏操作流程间歇精馏操作流程间歇精馏操作流程间歇精馏操作流程第35页，本讲稿共82页确定产品的流量；确定产品的流量；确定合适的操作条件确定合适的操作条件:操作压强、回流比和加料状态等；操作压强、回流比和加料状态等；确定精馏塔所需的理论塔板数和加料位置；确定精馏塔所需的理论塔板数和加料位置；选择精馏塔的类型、确定塔径、塔高及塔的其它参数；选择精馏塔的类型、确定塔径、塔高及塔的其它参数；冷凝器和再沸器的设计计算。冷凝器和再沸器的设计计算。第四节第四节两组分连续精馏的计算两组分连续精馏的计算一、两组分连续精馏工艺计算的主要内容一、两组分连续精馏工艺计算

24、的主要内容一、两组分连续精馏工艺计算的主要内容一、两组分连续精馏工艺计算的主要内容第36页，本讲稿共82页理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板。理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板。理理论论板板不不存存在在的的原原因因：气气液液间间接接触触面面积积和和接接触触时时间间是是有有限限的的，难难以达到平衡状态。以达到平衡状态。理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准。理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准。二、理论塔板的概念二、理论塔板的概念二、理论塔板的概念二、理论塔板的概念(Idealplateortray)Idealplateortray)第37页，本讲稿共82页

25、恒摩尔汽化恒摩尔汽化：每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。：每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。精馏段精馏段:L1=L2=L3=Ln=L=定值定值提馏段提馏段:L1=L2=L3=Lm=L=定值定值但但L与与L不一定相等不一定相等.精馏段精馏段:V1=V2=V3=Vn=V=定值定值提馏段提馏段:V1=V2=V3=Vm=V=定值定值但但V与与V不一定相等不一定相等.恒摩尔溢流恒摩尔溢流：每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。三、恒摩尔流的假设三、恒摩尔流的假设三、恒摩尔流的假设三、恒摩尔流的假设第38页，本讲稿共82页恒摩尔流恒摩尔流满足恒摩尔流的条件满足恒摩尔流的条件（

26、1 1）各组分的气化潜热相等；）各组分的气化潜热相等；（2 2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；（3 3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。）塔设备保温良好，热损失可以忽略。恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的总称。恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的总称。第39页，本讲稿共82页原料液原料液釜残液釜残液馏出液馏出液QBLD,XD,ILDF,XF,IFV,IVWQcL,ILMV,IVDW,XW,ILW四、全塔物料衡算四、全塔物料衡算四、全塔物料衡算四、全塔物料衡算(Mass BalanceMass BalanceMass BalanceMass Balance)第4

27、0页，本讲稿共82页总物料总物料F=D+W式中式中F原料液流量，原料液流量，kmol/h；D馏出液流量，馏出液流量，kmol/h；W釜残液流量，釜残液流量，kmol/h；xF原料液中易挥发组分的摩尔分率；原料液中易挥发组分的摩尔分率；xD馏出液中易挥发组分的摩尔分率；馏出液中易挥发组分的摩尔分率；xW釜残液中易挥发组分的摩尔分率；釜残液中易挥发组分的摩尔分率；塔顶易挥发组分回收率塔顶易挥发组分回收率=DxDxD D/Fx/FxF F100%100%易挥发组分易挥发组分FxF=DxD+WxW塔底难挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率=第41页，本讲稿共82页D,XDL,XDV,y1F,xFx1x2

28、xn yn+1 yny212nn+1五、精馏段操作线方程五、精馏段操作线方程五、精馏段操作线方程五、精馏段操作线方程第42页，本讲稿共82页 以精馏段的第以精馏段的第n+1n+1层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算范围，以单层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算范围，以单位时间为基准，则有位时间为基准，则有总物料衡算：总物料衡算：V=L+D易挥发组分：易挥发组分：Vyn+1=Lxn+DxD式中式中 V V 精馏段每块塔板上升的蒸汽流量，精馏段每块塔板上升的蒸汽流量，kmol/hkmol/h；L L 精馏段每块塔板溢流的液体流量，精馏段每块塔板溢流的液体流量，kmol/hkmol/h；D D 馏出液流量，馏出

29、液流量，kmol/hkmol/h；y yn+1n+1 精馏段第精馏段第n+1n+1板上升蒸汽中易挥发组分的板上升蒸汽中易挥发组分的molmol分率；分率；x xn n 精馏段第精馏段第n n板下降的液体中易挥发组分的板下降的液体中易挥发组分的molmol分率；分率；第43页，本讲稿共82页由上两物料恒算式得由上两物料恒算式得 根根据据恒恒摩摩尔尔流流假假设设，L为为定定值值，且且在在稳稳定定操操作作时时，D及及xD为为定定值值，故故R为常量。为常量。令令R=L/D（R称为回流比），则有称为回流比），则有上上式式即即为为精精馏馏段段操操作作线线方方程程。它它描描述述了了任任一一板板(第第n n层

30、层板板)的的液液体体组组成成与与自自相相邻邻的的下下一一塔塔板板(第第n+1n+1层层)上上升升的的蒸蒸汽汽组组成成之之间间的的关关系系，为为一一线线性性关关系系，其其中中，斜斜率率为为R/(R+1)R/(R+1)，截截距为距为x xD D/(R+1)/(R+1)。第44页，本讲稿共82页W xWF,xFxNxmyNym+1VN 以提馏段第以提馏段第m层塔板以下塔段及再沸器作为层塔板以下塔段及再沸器作为衡算范围，则有衡算范围，则有总物料衡算总物料衡算:L=V+Wxm提馏段第提馏段第m板下降液体易挥发组分板下降液体易挥发组分mol分率；分率；ym+1提馏段第提馏段第m+1板上升蒸汽易挥发组分板上

31、升蒸汽易挥发组分mol分率；分率；式中：式中：L提馏段每板下降液体流量提馏段每板下降液体流量,kmol/h；V提馏段每板上升蒸汽流量提馏段每板上升蒸汽流量,kmol/h；W 釜液流量釜液流量,kmol/h；易挥发组分易挥发组分:Lxm=Vym+1+Wxw六、提馏段操作线方程六、提馏段操作线方程六、提馏段操作线方程六、提馏段操作线方程L第45页，本讲稿共82页由上两物料恒算式可得由上两物料恒算式可得 上式称为上式称为提馏段操作线方程提馏段操作线方程。此式表示在一定操作条件下，。此式表示在一定操作条件下，提馏段内自第提馏段内自第m m层板下降液体组成层板下降液体组成x xm m与其相邻的下层板（第

32、与其相邻的下层板（第m+1m+1层）层）上升蒸气组成上升蒸气组成y ym+1m+1之间的关系，呈线性关系。之间的关系，呈线性关系。L=L+qF 注：提馏段液体量注：提馏段液体量 L L 不容易求，它除了与不容易求，它除了与 L L 有关外，还受进有关外，还受进料量及进料热状况的影响料量及进料热状况的影响 。第46页，本讲稿共82页初始条件初始条件提馏段操作线方程提馏段操作线方程精馏段操作线方程精馏段操作线方程相平衡方程相平衡方程七、理论塔板数的确定七、理论塔板数的确定七、理论塔板数的确定七、理论塔板数的确定利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有利用相平衡原理和操作线方程可确定理论

33、塔板数，其方法有利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有逐板计算法逐板计算法逐板计算法逐板计算法和和和和图解法图解法图解法图解法。1 1 1 1 逐板计算法逐板计算法逐板计算法逐板计算法 第47页，本讲稿共82页xD=y1 x1 y2 x2 xn(xnxd)相平衡相平衡关系关系操作线操作线方程方程相平衡相平衡关系关系相平衡相平衡关系关系操作线操作线方程方程操作线操作线方程方程x1(=xn)y1 x2 y2 xm(xmxw)xd为为精精馏馏线线与与提提馏馏线线交交点点处处的的x（当当为为饱饱和和液液体体进进料料时时，计计算算至至xn

34、xF即可），则第即可），则第n块板为加料板块板为加料板,精馏段有精馏段有n-1层层,需需n-1块板。块板。当当求求得得xmxw时时,则则提提馏馏段段需需塔塔板板m-1层层(块块)，第第m层层为为再再沸沸器器，精精馏馏塔共需塔板塔共需塔板m+n-1块。块。同理同理,可求得提馏段理论塔板数。可求得提馏段理论塔板数。第48页，本讲稿共82页在坐标上绘出双组分混合液的在坐标上绘出双组分混合液的y-x平衡曲线，并作出对角线，对角线为平衡曲线，并作出对角线，对角线为y=x。在同一坐标上作精馏段操作线，此操作线通过位于对角线的点（在同一坐标上作精馏段操作线，此操作线通过位于对角线的点（x=xD，y=xD）和

35、和y轴上的点（轴上的点（x=0，y=xD/R+1），），此操作线的斜率为此操作线的斜率为R/R+1，截距为截距为xD/R+1。在同一坐标上作提馏段操作线，此操作线通过位于对角线的点（在同一坐标上作提馏段操作线，此操作线通过位于对角线的点（x=xW，y=xW）和和y轴上的点（轴上的点（x=0，y=-WxW/L+qF-W），），此操作线的斜率为（此操作线的斜率为（L+qF/L+qF-W）。从点（从点（x=xD，y=xD）开始在操作线与平衡线作直角阶梯直至作后一个阶梯的垂线开始在操作线与平衡线作直角阶梯直至作后一个阶梯的垂线达到达到xW或略小于或略小于xW为止。为止。注：所画的每一个阶梯代表理论塔板

36、，跨过两操作线交点的那层塔板为注：所画的每一个阶梯代表理论塔板，跨过两操作线交点的那层塔板为加料板，最后一层塔板为再沸器。加料板，最后一层塔板为再沸器。2 2 图解法图解法第49页，本讲稿共82页 xW xD12345678baxFecd11l 画坐标图；画坐标图；fl 作平衡线和对角线线作平衡线和对角线线 ；l作精馏线（作精馏线（abab线）；线）；l作作q q线（线（efef线）；线）；l作提馏线（作提馏线（cdcd线）；线）；l作梯级作梯级。图解过程图解过程第50页，本讲稿共82页 如图所示，对进料板作总物料衡算如图所示，对进料板作总物料衡算和热量衡算和热量衡算式中：式中：IF原料液的焓

37、，原料液的焓，kJ/kmol；IV、IV分别为进料板上下处饱和蒸气的的焓，分别为进料板上下处饱和蒸气的的焓，kJ/kmol；IL、IL分别为进料板上下处饱和液体的焓，分别为进料板上下处饱和液体的焓，kJ/kmol；V,IVL,ILV,IVL,ILF,IF加料板加料板物料衡算物料衡算：F+L+V=L+V热量衡算热量衡算：FIF+LIL+VIV=VIV+LIL 八、进料热状况的影响八、进料热状况的影响八、进料热状况的影响八、进料热状况的影响第51页，本讲稿共82页 因因为为塔塔板板上上液液相相和和汽汽相相呈呈饱饱和和状状态态，且且进进料料板板上上下下处处的的温温度度及及气气相相组成各自都比较相近，

38、所以有：组成各自都比较相近，所以有：IV IV IL IL代入热量衡算式整理得：代入热量衡算式整理得：将物料衡算式代入将物料衡算式代入（V-V）IV=FIF-（L-L）ILF-（L-L）IV=FIF-（L-L）IL第52页，本讲稿共82页令令q称为进料热状况参数。称为进料热状况参数。将上式整理可得到：将上式整理可得到：L=L+qF V=V-(q-1)Fq的意义：以的意义：以1kmol/h进料为基准时，提馏段的液体流量较精馏段液进料为基准时，提馏段的液体流量较精馏段液体流量增大的体流量增大的kmol数。数。对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，q值等于进

39、料中的液值等于进料中的液相分率。相分率。第53页，本讲稿共82页 通常，进料状况有通常，进料状况有5种情况：种情况：冷液体进料冷液体进料、泡点进料泡点进料、汽液混合物汽液混合物进料进料、饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料和和过热蒸汽进料过热蒸汽进料。IF I V L+FL-L F q 1FLVLV原料温度原料温度加热板上沸腾液的温度加热板上沸腾液的温度(料温料温板温板温)FLVLV q值表示进料中液体量占总进料量的分率。值表示进料中液体量占总进料量的分率。IV IF IL 0 q 板温板温)FLLVVIF=IV V=V+F L=L q=0 4 4 4 4 饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料

40、第57页，本讲稿共82页原料加热至过热蒸汽原料加热至过热蒸汽(料温料温板温板温)FLLVVIF IV V V+F L L q 1,冷液体进料；冷液体进料；垂直线垂直线,q=1,泡点进料；泡点进料；第二相线第二相线,0q1,汽液混合物进料；汽液混合物进料；水平线水平线,q=0,饱和蒸汽进料；饱和蒸汽进料；第三相线第三相线,q 1q=10 q 1q=0q 0eXFaXDXwb不同热状态下的不同热状态下的不同热状态下的不同热状态下的q q q q 线图线图线图线图第60页，本讲稿共82页进料状况进料状况进料状况进料状况进料的焓进料的焓进料的焓进料的焓 I IF F q q 值值值值q q 线斜率线斜

41、率线斜率线斜率 q/qq/q-1-1 q q 线在线在线在线在y-xy-x 图上的图上的图上的图上的位置位置位置位置冷液体冷液体冷液体冷液体I IF F11+饱和液体饱和液体饱和液体饱和液体I IF F=I IL L q=1q=1无穷大无穷大无穷大无穷大气液混合物气液混合物气液混合物气液混合物I IL LI IF FI IVV0 0 q 1q I IVVq 0q 0+表表 进料状况对进料状况对q q线的影响线的影响第61页，本讲稿共82页例：例：用一常压操作的连续精馏塔分离进料组成为用一常压操作的连续精馏塔分离进料组成为0.44（摩尔分率）的苯（摩尔分率）的苯甲苯混合物，求在下述进料状况下的边

42、甲苯混合物，求在下述进料状况下的边q值：值：（1）气、液的摩尔流率各占一半；）气、液的摩尔流率各占一半；（2）进料温度为）进料温度为20；（3）进料温度为）进料温度为180；已知数据：操作条件下苯的气化潜热为已知数据：操作条件下苯的气化潜热为389kJ/kg，甲苯的气化潜热为甲苯的气化潜热为360kJ/kg。苯蒸气和甲苯蒸气的平均比热为苯蒸气和甲苯蒸气的平均比热为1.256kJ/(kg)解：解：（1）根据）根据q为进料液相分率的定义，可直接得出为进料液相分率的定义，可直接得出q=1/2。如果按公式计算，则有如果按公式计算，则有例例例例题题题题第62页，本讲稿共82页（2）原料液的气化潜热为：）

43、原料液的气化潜热为：rm=0.4438978+0.5636092=31900kJ/kmol查苯查苯甲苯物系在常压下的温度甲苯物系在常压下的温度组成图，知组成为组成图，知组成为0.44的进料，的进料，泡点为泡点为94（露点为（露点为100.5）。）。料液的平均温度料液的平均温度=(94+20)/2=57,由附录由附录17查的在查的在57下苯和甲苯的下苯和甲苯的比热为比热为1.84kJ/(kg),则原料的平均比热为：则原料的平均比热为：Cp=1.84780.44+1.849256=158kJ/(kmol)第63页，本讲稿共82页（3）进料的平均分子量为：）进料的平均分子量为：Mm=780.44+9

44、20.56=85.8组成为组成为0.44的进料，其露点为的进料，其露点为100.5，则将进料的过热蒸汽转化为，则将进料的过热蒸汽转化为饱和蒸汽应移走的热量为：饱和蒸汽应移走的热量为：I=IF-IV=85.81.256(180-100.5)=8567.3kJ/kmol第64页，本讲稿共82页 利用上方程式作提馏段的操作线利用上方程式作提馏段的操作线方程较复杂。由于方程较复杂。由于q 线的引入，简线的引入，简化了提馏段操作线的绘制。化了提馏段操作线的绘制。xD xW xFedd(1)过坐标为（过坐标为（x=xF，y=yF）的的e点作点作斜率为斜率为q/q-1的直线即为的直线即为q线。线。(2)q线

45、与精馏段操作线相交于一点，线与精馏段操作线相交于一点，联结该点与联结该点与 e 点即为提馏段操作线。点即为提馏段操作线。十、提馏段操作线的作法十、提馏段操作线的作法第65页，本讲稿共82页 xD xW xF xW xF xD1234565R一定一定,q不改变精馏线的位置；不改变精馏线的位置；R一定一定,q对提馏线有较大影响（见右图）。对提馏线有较大影响（见右图）。随随q减小，减小，提馏线相平衡线靠近，所需理论塔板数越多。提馏线相平衡线靠近，所需理论塔板数越多。（3 3）进料状况对操作线的影响进料状况对操作线的影响进料状况对操作线的影响进料状况对操作线的影响第66页，本讲稿共82页在图解求理论塔

46、板的过程中，当某阶梯跨过两操作线的交点时，应变在图解求理论塔板的过程中，当某阶梯跨过两操作线的交点时，应变更操作线。更操作线。跨过交点的阶梯即代表适宜的加料板的位跨过交点的阶梯即代表适宜的加料板的位置置（逐板计算也相同），这是因为对一定的分离任务而言，如此作图所（逐板计算也相同），这是因为对一定的分离任务而言，如此作图所需的理论塔板数最少。不改换操作线或提早更换操作线都会使理论塔板数需的理论塔板数最少。不改换操作线或提早更换操作线都会使理论塔板数增加。增加。（4 4）适宜的进料板位置）适宜的进料板位置）适宜的进料板位置）适宜的进料板位置第67页，本讲稿共82页4.影响塔板效率的因素影响塔板效率

47、的因素：传质系数、传质推动力、传质面积、接触传质系数、传质推动力、传质面积、接触时间、物料特性等。时间、物料特性等。1.理论塔板的概念理论塔板的概念：2.分离的实际情况分离的实际情况：由于气液两相接触时间、接触面积有限，因此在实由于气液两相接触时间、接触面积有限，因此在实际分离过程中不存在理论塔板，完成一定任务所需的实际塔板数比理论际分离过程中不存在理论塔板，完成一定任务所需的实际塔板数比理论塔板数多。塔板数多。3.塔板效率塔板效率：理论塔板数理论塔板数NT与实际塔板数与实际塔板数NR之比称为塔板效率，之比称为塔板效率，用用ET表示。表示。式中式中ET称为全塔效率或总板效率称为全塔效率或总板效

48、率注：计算塔板数时应圆整，如注：计算塔板数时应圆整，如7/0.6=11.712九、实际塔板数与塔板效率九、实际塔板数与塔板效率第68页，本讲稿共82页(1)(1)R R，精馏段操作线向对角线靠近，精馏段操作线向对角线靠近，N N，但但L L，即冷凝器的负即冷凝器的负荷加大。荷加大。(2)(2)R R，精馏段远离对角线，精馏段远离对角线，N N，当精馏操作线和当精馏操作线和q q线的交点在平衡线的交点在平衡线上时，则线上时，则N N，此时此时R R 称为称为R Rminmin，全回流。全回流。十、回流比的影响与选择十、回流比的影响与选择1 1 1 1 回流比回流比回流比回流比R=L/DR=L/D

49、R=L/DR=L/D的改变对精馏操作的影响的改变对精馏操作的影响的改变对精馏操作的影响的改变对精馏操作的影响第69页，本讲稿共82页(1)R,q点下降，提馏段接近对角线，板数减少，再沸器负荷加大，纯度点下降，提馏段接近对角线，板数减少，再沸器负荷加大，纯度(2)R，提馏段与操作线相距越远，当与平衡线相交提馏段与操作线相距越远，当与平衡线相交(q 线线)，N。xD xW xFe2 2 2 2 回流比回流比回流比回流比R=L/DR=L/DR=L/DR=L/D的改变对提馏段操作线的影响的改变对提馏段操作线的影响的改变对提馏段操作线的影响的改变对提馏段操作线的影响第70页，本讲稿共82页l全回流：若塔

50、顶上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回流（全回流：若塔顶上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回流（total reflux）。）。lD=0，F=0，W=0，无精馏段和提馏段之分。无精馏段和提馏段之分。l回流比回流比R=L/D，是回流比的最大值。是回流比的最大值。l精馏操作线为精馏操作线为yn+1=xn，所需理论塔板数最少，以所需理论塔板数最少，以Nmin表示表示。3 3 全回流与最小理论塔板数全回流与最小理论塔板数第71页，本讲稿共82页 xDxW 对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式Fenske）：）：Nmin为全回流时所需的最少理论板数（不包括再沸