最新南京林業(yè)大學(xué) 蒸餾

1、1第第1章章 蒸餾蒸餾 2要求：要求：1.理解蒸餾的原理與分類；2.理解兩組分溶液的氣液平衡關(guān)系；3.掌握相對揮發(fā)度的概念及應(yīng)用；4.理解簡單蒸餾和平衡蒸餾；5.掌握精餾的原理及兩組份連續(xù)精餾的計算；6.了解間歇精餾的特點及計算方法。3重重 點：點：1.掌握相對揮發(fā)度的概念及應(yīng)用；2.掌握精餾的原理及兩組分連續(xù)精餾的計算。4傳質(zhì)過程或分離操作：物質(zhì)在相間的轉(zhuǎn)移過程。蒸餾：將液體混合物部分氣化，利用各組分的揮發(fā)度不同的性質(zhì)以實現(xiàn)分離目的的操作。易揮發(fā)組分（輕組份）：沸點低的組分難揮發(fā)組分（重組份）：沸點高的組分5蒸餾分類： 操作流程 蒸餾方式簡單蒸餾 平衡蒸餾（閃蒸）精餾特殊精餾間歇精餾連續(xù)精餾

2、較易分離或分離要求不高 較難分離很難分離6常壓加壓 混合物在常壓下為氣態(tài)減壓 沸點較高又是熱敏性的混合物兩（雙）組分多組分 工業(yè)生產(chǎn)中常見，原理及 計算方法無本質(zhì)區(qū)別。操作壓強組分數(shù)目7第一節(jié)第一節(jié) 兩組分溶液的氣液平衡兩組分溶液的氣液平衡1-1-1 1-1-1 相律和拉烏爾定律相律和拉烏爾定律一、相律一、相律 表示平衡物系中的自由度數(shù)、相數(shù)、獨立組分數(shù)之間的關(guān)系。 82cf：溫度和壓強的影響。：相數(shù)；：獨立組份數(shù)；：自由度數(shù)；2cf9例：例：兩組分的氣液平衡c = 2 = 2 f = 2 + 2 - 2 可變化的參數(shù)有四個：溫度 t、壓強 p、一組分在液相中的組成 x 及在氣相中的組成 y（

3、另一組分的組成不獨立），自由度數(shù)為 2，即只要知道t、p、x、y中的任意兩個，可確定其余兩個。若固定p，則 t、x、y 中只有一個獨立變量。10二、拉烏爾定律（拉烏爾定律（raoults law）理想溶液：abbbbaaaxpxppxpp1000率。：溶液中組份的摩爾分壓；：同溫度下純組份的分；：溶液上方組份的分壓aaaxpp011000001babaabaapxppxpxpabbabaxxppppx1000若平衡的氣相為理想氣體，可用道爾頓分壓定律：abaaayyxppppy10bappp12所以，恒p時，已知t x,y 恒p時，已知x(或y) t,y(或x)（試差）兩組分的氣液平衡關(guān)系：恒

4、p，t-x(y)，x-y相圖 131-1-2 1-1-2 相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度的引入使得氣液平衡的表示更為簡便。bbbaaaxpxpbbaabaxpxpa/揮發(fā)度：理想溶液：與溫度有關(guān)00bbaapp相對揮發(fā)度：理想溶液：00bappa 14aaaaabbabbaayxxyxyxyxpyxpya11/aaaxaaxy11理想氣體：即：xaaxy1115組成。即：氣相組成高于液相若xyxaaxxaaxya11111離。相組成，體系愈容易分即：氣相組成越高于液又yaxaxxaxxaxxaaxy1111111111法。則不能用普通的精餾方若xya1161-1-3 1-1-3 兩組分理想溶液

5、的氣液相圖兩組分理想溶液的氣液相圖常用：恒p下，t - x(y) 或 x - y一、溫度一、溫度組分圖組分圖t - x(y)圖圖1701.070120 x(y)氣 相氣液液 相t-y 飽和蒸氣線t-x 飽和液體線溫度t,c圖1-1 苯甲苯混合溶液的圖18 由圖可看出：溫度相同時，yx，組成相同時，露點溫度高于泡點溫度。注意：p對t-x(y)圖影響較大。19二、二、x - - y圖圖 y x p對x - y圖影響較小。201-1-4 1-1-4 兩組分非理想溶液的氣液相圖兩組分非理想溶液的氣液相圖恒沸組成:正偏差溶液：兩組分分壓以及總壓均大于拉烏爾定律的計算值，圖中有最高點。負偏差溶液：兩組分分

6、壓以及總壓均小于拉烏爾定律的計算值，圖中有最低點。恒沸組成與壓強有關(guān)。2122232425第二節(jié)第二節(jié) 平衡蒸餾和簡單蒸餾平衡蒸餾和簡單蒸餾1-2-1 1-2-1 平衡蒸餾平衡蒸餾是一種單級蒸餾操作。 物料衡算 熱量衡算 汽液平衡2627一、物料衡算一、物料衡算f、d、w：分別為原料液、氣相、液相的流量，kmol/h或mol/s；xf、y、x：分別為原料液、氣相、液相的組成，摩爾分率?？偽锪弦讚]發(fā)組份wdfwxdyfxf28xddfxdfxdwxdfyff qfwfwffd11fxdfxdf 1令則：液化分率氣化分率qfw2911qxxqqyf111111qxxqqqxxqqff。，其斜率為注

7、意：該直線通過電1,qqxxfffxqxqy1111130二、熱量衡算二、熱量衡算對加熱器作熱量衡算，忽略熱損失，則：fpttfcqq：加熱器的熱負荷，kj/h；f：原料液流量，kmol/h；cp：原料液平均比熱，kj/(kmol0c)；tf：原料液溫度，0c；t：原料液離開加熱器后的溫度，0c。31原料液經(jīng)節(jié)流減壓后進入分離器，物料放出的顯熱等于部分氣化所需的潛熱，即：rfqttfcep1te：分離器中物料的平衡溫度，0c；r：平均摩爾氣化潛熱，kj/kmol。pecrqtt132三、氣液平衡關(guān)系三、氣液平衡關(guān)系t - x(y) or x y相圖理想溶液，理想氣體：xaaxy11 xfte3

8、31-2-2 1-2-2 簡單蒸餾簡單蒸餾 簡單蒸餾又稱微分蒸餾，也是一種單級蒸餾，常間歇操作。是不穩(wěn)定過程，瞬間形成的蒸氣與液相達相平衡，全部蒸氣與剩余的液體達不到相平衡。3435 設(shè)瞬間釜中液相量為 l kmol，組成為 x，經(jīng)微分時間 d 后，蒸出氣量為dd，其組成為 y。在 d時間內(nèi)，對總組分和易揮發(fā)組分分別作物料衡算，可得：36總物料易揮發(fā)組份進入量，kmol00離開量，kmolddydd累積量，kmoldld(lx)=ldx+xdl進入量=離開量+累積量0=dd+dl0=ydd+ ldx+xdl37dlddxdlldxydd00 xdlldxydl012xxfwxydxldlldx

9、dlxyxdlldxydl12lnxxxydxwf38求解方法：若x - y平衡關(guān)系用曲線或表格表示時，則應(yīng)用圖解法或數(shù)值積分。若溶液為理想溶液:122111lnln11lnxxaxxawf39若在操作范圍內(nèi)，平衡關(guān)系 x - y為一直線，即y = mx + b，則可得：bxmbxmmwf2111ln11ln易揮發(fā)組份總物料衡算：餾出液的平均組成 ywfd21wxfxyd40簡單蒸餾和平衡蒸餾分離效果的比較。（理想溶液）若氣化率相同wwwdddpjpj,pjpjxxyy,41pjppjjpjffppjjpjpjyydywxydwxxxfxfxfxfxdywxydwxyyxx相矛盾）（與1142

10、 若殘液溫度相同（殘液濃度也相同）pjpjpjwwddyy,pjppjjpjpjpjpjpjpjwwwdwdddxxxxddyyxx又故矛盾與則若,43第三節(jié)第三節(jié) 精餾原理精餾原理1-3-1 1-3-1 多次部分氣化和多次部分冷凝多次部分氣化和多次部分冷凝1.要想使混合物得到比較完全的分離，有必要進行多次部分氣化和多次部分冷凝。44圖1-9 一次部分氣化示意圖45tp=定值t1xwx1xfy1yfx(y)圖1-10 一次部分氣化的圖46一次部分氣化 x1 xf y1，x1 xw，y1 xd，故一次部分氣化分離程度不高，需采用多次部分氣化和冷凝，使得 x1 xw，y1 xd。472.多次部分氣

11、化和多次部分冷凝的實現(xiàn)。兩個過程分開：收率很低，能耗高，設(shè)備龐雜；同時進行：必須將塔頂產(chǎn)品部分引入塔中（回流）；再沸器使溶液部分氣化產(chǎn)生上升蒸氣。收率高，氣化所需的能量可由冷凝過程提供。設(shè)備：板式塔 、填料塔 48y3(xd)y2x3y1x2x1xf圖1-11 多次部分氣化的分離示意圖49y3(xd)y3y2x3x2y1xfx1圖1-13 無中間產(chǎn)品及中間加熱器與冷凝器的多次部分氣化（冷凝）分離示意圖50tp=定值123t1t2t3x1x2xfx3y1y2y3x(y)圖1-12 多次部分氣化和冷凝的示意圖511-3-2 1-3-2 精餾塔和精餾操作流程精餾塔和精餾操作流程一、精餾塔一、精餾塔單

12、塊塔板tn-1 xn-1tn yntn xntn+1 yn+1n52論板。達相平衡，則為一層理與若nnnnnnnnnnyxyyxxxxtt111111,53二、精餾操作流二、精餾操作流程程1.連續(xù)精餾 進料塔底產(chǎn)品液體蒸氣水蒸氣冷凝水塔頂產(chǎn)品冷卻水蒸氣預(yù)熱器 精餾塔 泵再沸器 全凝器 儲槽 冷卻器圖1-16 連續(xù)精餾操作流程542.間歇精餾釜液冷凝水餾出液加熱蒸氣冷卻水蒸氣進料回流液精餾塔再沸器 全凝器 觀察罩 儲槽圖1-17 間歇精餾操作流程55第四節(jié)第四節(jié) 兩組分連續(xù)精餾的計算兩組分連續(xù)精餾的計算工藝計算內(nèi)容：1.確定產(chǎn)品的流量和組成；2.確定精餾塔的類型（板式塔或填料塔），根據(jù)塔型，求算

13、理論板層數(shù)或填料層高度；3.確定塔高和塔徑；564.對板式塔，確定塔板結(jié)構(gòu)、尺寸及塔板流體力學(xué)驗算；對填料塔，確定填料類型及尺寸和流體阻力的計算。5.計算冷凝器和再沸器的熱負荷，并確定兩者的類型和尺寸。571-4-1 1-4-1 理論板的概念及恒摩爾流假定理論板的概念及恒摩爾流假定一、理論板一、理論板 離開塔板的氣液兩相達到熱力學(xué)平衡，而且塔板上的液相組成也視為均勻。58vvvvm21二、恒摩爾流假定二、恒摩爾流假定1 1何為恒摩爾流何為恒摩爾流：恒摩爾氣流：恒摩爾液流：lllln21精餾段：提餾段：vvvvn21精餾段：提餾段：llllm21592.2.假定的必要性：簡化計算假定的必要性：簡

14、化計算3.3.假定成立的條件：假定成立的條件：各組分的摩爾氣化潛熱摩爾氣化潛熱相等；氣液接觸時因溫度不同而交換的顯熱顯熱可以忽略；塔設(shè)備保溫良好，熱損失熱損失可以忽略。601-4-2 1-4-2 物料衡算和操作線方程物料衡算和操作線方程一、全塔物料衡算一、全塔物料衡算原料液f,xf,ifv,ivdld，xd,ild餾出液qcv,ivwl,ilm釜殘液w,xw,ilwqb圖1-18 精餾塔的物料衡算61易揮發(fā)組份總物料f、d、w：分別為原料液、氣相、液相的流量，kmol/h或mol/s；xf、xd、xw：分別為原料液、氣相、液相的組成，摩爾分率。wdfwwxdxfxdf62回收率：回收率：塔頂易

15、揮發(fā)組分的回收率%100fdfxdx塔底難揮發(fā)組分的回收率%10011fwxfxw63二、精餾段操作線方程二、精餾段操作線方程f,xfv,y1d,xd12nn+1x1y2x2ynxnyn+1l,xd圖1-19 精餾段操作線方程的推導(dǎo)64對精餾段作物料衡算，可得：易揮發(fā)組份總組份回流比令dlr ，斜率為，該直線通過點ddxxdlvdnndxlxvy1dnnxrxrry1111精餾段操作線方程，截距為1rr1rxd65三、提餾段操作線方程三、提餾段操作線方程f,xfw,xwnm+1xmym+1ynmlvxn圖1-20 提餾段操作線方程的推導(dǎo)66對提餾段作物料衡算，可得：易揮發(fā)組份總組份方程中的l1

16、與原料液的進料熱狀況有關(guān)，故需對原料液的進料熱狀況進行分析。wmmxwlwxwlly111111wvlwmmwxyvxl11111671-4-3 1-4-3 進料熱狀況的影響進料熱狀況的影響原料液的熱狀況：原料液的熱狀況：1.溫度低于泡點的過冷液體；2.泡點下的飽和液體；3.溫度介于泡點和露點之間的氣液混合物；4.露點下的飽和蒸氣；5.溫度高于露點的過熱蒸氣。 原料液的熱狀況影響到進料板上上升蒸氣量及下降液體量。68flvlvfvllvfvllvlvflvlfvlv(d)(a)(b)(c)(e)圖1-21 進料熱狀況對進料板上、下各流體的影響69f,ifv,ivl,ill,ilv,iv加料板圖

17、1-21 進料板上的物料衡算和熱量衡算70對進料板分別作物料衡算及熱量衡算，可得：lvfvllvvlvlvfiiiiflliiiiilviliivfilvlvf111111111熱原料液的千摩爾氣化潛的熱量進料變?yōu)轱柡驼魵馑鑼⒘頺moliiiiqlvfv171q：進料熱狀況參數(shù)物理意義：1kmol進料時，提餾段中液體流量較精餾段中增加的值；對飽和液體、氣液混合物、飽和蒸氣，q等于進料的液相分率。wmmxwqflwxwqflqflyfqvvqfll1111721-4-4 1-4-4 理論板層數(shù)的求法理論板層數(shù)的求法已知：原料液組成、進料熱狀況、操作回流比、分離程度關(guān)系式：氣液平衡關(guān)系、操作線方

18、程一、逐板計算法一、逐板計算法73f,xfv,y1d,xd12n-1nx1y2x2yn-1l,xdy1xn-1x1y2圖1-23 逐板計算法計算法示意圖74方法：交替利用氣液平衡關(guān)系和操作線方程層。層，進料板為第則，精餾段為全凝器：操作線方程氣液平衡操作線方程氣液平衡 1 32211nnxxyxyxxyxqndd層為再沸器。層板，第提餾段為操作線方程氣液平衡操作線方程mmxxyxyxxwmn1322175分凝器：計算同上，只是精餾段為（n-2）層板, 第n-1層為加料板。76二、圖解法二、圖解法1.1.操作線的作法操作線的作法ybfdaxdxfxwecx圖1-24 操作線的作法771, 0,r

19、xxxddd 和經(jīng)過點精餾段：),(wwxx 經(jīng)過點提餾段：線進料線 qdnnxrxrry1111wmmxwqflwxwqflqfly11111qxxqqyf78進料熱狀況對q線方程及操作線的影響q值q/(q-1)冷液體1 + 飽和液體1 氣液混合物0q1 - 飽和蒸汽00 過熱蒸汽0 + 表1-3 進料熱狀況對q值及q線的影響79802. 圖解方法圖解方法813. 適宜的進料位置821-4-5 1-4-5 幾種特殊情況時理論板數(shù)的求法幾種特殊情況時理論板數(shù)的求法一、直接蒸氣加熱一、直接蒸氣加熱水為重組分的混合溶液，以省掉再沸器。精餾段操作線方程與常規(guī)塔一樣，q線不變，提餾段操作線方程需修正。

20、838485wlvv101易揮發(fā)組份總組份結(jié)論：進料組成、熱狀況、回流比、產(chǎn)品組成相同時，所需理論板較多。二、多側(cè)線的塔二、多側(cè)線的塔（自學(xué)）wmmxvwxvwy01011wvvl101wmmwxyvyvxl1110011861-4-6 1-4-6 回流比的影響及其選擇回流比的影響及其選擇一、全回流和最小理論板數(shù)一、全回流和最小理論板數(shù)全回流：塔頂蒸氣冷凝后全部回流。 d0，f0，w=0 精餾段和提餾段的操作線合二為一，y=x 所需理論板層數(shù)最少，nmin。nmin的計算：圖解法，芬斯克方程 87二、最小回流比二、最小回流比夾緊點夾緊點88求法：1.1.作圖法作圖法qdqdxxyxrr1min

21、min線的截距（或斜率）不正常的平衡曲線：切正常的平衡曲線：minrqqqdxyyxrmin89902. 解析法解析法三、適宜回流比的選擇三、適宜回流比的選擇 r=(1.12.0)rmin91921-4-7 1-4-7 簡捷法求理論板數(shù)簡捷法求理論板數(shù)一、吉利蘭（一、吉利蘭（gilliland）圖）圖12minminrrrnnn9394二、求理論板數(shù)的步驟（略）二、求理論板數(shù)的步驟（略）951-4-8 1-4-8 塔高和塔徑的計算塔高和塔徑的計算一、塔高的計算一、塔高的計算1.1.板效率和實際板數(shù)板效率和實際板數(shù)（1）全塔效率e（總效率） %100ptnne96（2）單板效率em（默弗里效率）

22、tn-1 xn-1tn yntn xntn+1 yn+1n*111*1nnnnmlnnnnmvxxxxeyyyye97（3）點效率點效率可能大于1.02.2.理論板當(dāng)量高度和填料層高度理論板當(dāng)量高度和填料層高度理論板當(dāng)量高度又稱等板高度hetp填料層高度=理論板數(shù)等板高度98二、塔徑的計算二、塔徑的計算uvdudvss442u如何計算，本書在塔設(shè)備這章中講解。991-4-9 1-4-9 連續(xù)精餾裝置的熱量衡算連續(xù)精餾裝置的熱量衡算原料液f,xf,ifv,ivdld，xd,ild餾出液qcv,ivwl,ilm釜殘液w,xw,ilwqb100一、冷凝器一、冷凝器忽略熱損失 ldvdiidr1qc：全凝器的熱負荷，kj/h；ivd：塔頂上升蒸氣的焓，kj/kmol；ild：塔頂餾出液的焓，kj/kmol。12ttcqwpccc冷卻介質(zhì)的消耗量：ldldvdcdiliviqldvdidlvi101二、再沸器的熱負荷二、再沸器的熱負荷llmlwlwbqilwiivqqb：再沸器的熱負