第一節(jié)概述一、蒸餾操作在化工生產(chǎn)中的應(yīng)用用于均相液體混

1、第五章蒸 餾第二節(jié)氣液相平衡泡點(diǎn)方程 液相組成(1)ABABpppp xpxp，BABppxppAAAppxypp1BBBpxpyppctBApolog安托因方程 5-2.15-2.1相對(duì)揮發(fā)度相對(duì)揮發(fā)度 揮發(fā)度對(duì)于理想溶液 相對(duì)揮發(fā)度 對(duì)于理想溶液 AAAxpvAAAAAAApxxpxpvBBAAbAxpxpvv/BBAABBAAxyxyxpyxpy/BApp5-2.2相平衡方程對(duì)于二元理想溶液 111oAAooAAABAoooAABAABAAAoBAAApxpp xpypppp xpxxxpxxx 11AAAxyxAAxy圖5-2 x-y平衡曲線體系為負(fù)偏差 體系為正偏差 精餾原理精餾原理

2、汽液原 料A + B回 餾餾 出 液A （ B ）殘 液B （ A ）WX wFX fLDX d第三節(jié)精餾過(guò)程的物料衡算第三節(jié)精餾過(guò)程的物料衡算5-3.1理論板的概念及恒摩爾流假定一、理論板：指離開該板的氣相組成與離開該板的液相組成之間互成平衡的板。實(shí)際，塔板上氣液兩相間的接觸時(shí)間和接觸表面積是有限的；板面上液層濃度不均勻,特別是有溢流的塔板，氣液成錯(cuò)流時(shí)；甚至氣相也不均勻；氣體上升時(shí)夾帶液滴霧沫夾帶；液體向下流動(dòng)時(shí)夾帶氣泡；漏液等等都會(huì)影響熱、質(zhì)的傳遞效果。理論板的提出，便于衡量實(shí)際板分離的效果。通常在設(shè)計(jì)過(guò)程中先求出理論板數(shù)，經(jīng)修正得實(shí)際板數(shù)。二、 恒摩爾流假定1 恒摩爾汽化 精餾段：V1

3、=V2=Vn=V 提餾段：V1=V2=Vn=V 除飽和液體進(jìn)料q=1以外,其余VV. 2恒摩爾溢流 精餾段：L1=L2=Ln=L 提餾段：L1=L2=Ln=L 除飽和氣體進(jìn)料q=0以外,其余LL 各流股單位:摩爾流量kmol/h恒摩爾流假定成立的條件(1)各組分的摩爾氣化潛熱相等。(2)氣液接觸時(shí)因溫度不同而交換的顯熱可以忽略。(3)塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略不計(jì)。5-3.2全塔物料衡全塔物料衡算算總物料衡算可得：F=D+W對(duì)輕組分作物料衡算可得：FXf=DXD+WXw由以上兩式可求出wDwfxxxxFD例例5-15-1 每小時(shí)將15000kg含苯40%（質(zhì)量%，下同）和甲苯60%的溶液，

4、在連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離，要求釜?dú)堃褐泻讲桓哂?%，塔頂餾出液中苯的回收率為97.1%。試求餾出液和釜?dú)堃旱牧髁考敖M成，以摩爾流量和摩爾分率表示。解：苯的分子量為78；甲苯的分子量為92。進(jìn)料組成：釜?dú)堃航M成：原料液的平均分子量：原料液流量：依題意知：所以：全塔物料衡算或解得：精餾段操作線方程精餾段操作線方程物料衡算可得：將上式變形得：將L=RD,V=(R+1)D，上式成為： LDXdn1V,yn+1L,xn精餾段的物料衡算 DnnDxLxVy1DnnxVDxVLy1DnnxRxRRy1111加料板加料板（1）1.加料的熱狀態(tài)：五種加料的熱狀態(tài)：五種2.理論板加料理論板加料料衡算式：相平衡方程

5、：3.精餾段與提餾段的兩精餾段與提餾段的兩相物流關(guān)系相物流關(guān)系總物流衡算： ym,I,V xn-1,i,L ym+1,I,V xm,i,LF,iF,xF第m塊板單板物料與熱量衡算 mmmmFxLVyLxyVFx11)(mmxfyLVLVFiLVILiIVFiF加料板（加料板（2）若定義：可得：L=L+qF V=V+(1-q)FiIiIFLLF 原料的摩爾汽化潛熱原料變成飽和蒸汽komlFLLq1q線方程線方程 在進(jìn)料板上，同時(shí)滿足精餾段和提餾段的物料衡算，故兩操作線的交點(diǎn)落在進(jìn)料板上。當(dāng)q為定值，改變塔操作的回流比時(shí)，兩操作線交點(diǎn)軌跡即q線。聯(lián)立兩操作線方程式的進(jìn)料線方程。因q為一常數(shù)，故一定

6、狀態(tài)進(jìn)料q線為直線。 wW x x Ly VDxLxVyD1 qx 1-q qy F XFXf=DXD+WXw進(jìn)料熱狀況進(jìn)料的焓iFq值q/(q+1)q線在x-y圖上的位置冷液體飽和液體氣液混合物飽和蒸汽過(guò)熱蒸汽iF iiF = iiF I110q100+0+Q1()Q2()Q3()Q4()Q5()q值隨q值減小，則提餾段操作線斜率增大，說(shuō)明提餾段液、氣比在增大，氣、液兩相組成更接近平衡線，意味著提餾段單位流量液體所用蒸氣在不斷減少，提餾段操作線更靠近平衡曲線，將導(dǎo)致提餾段分離能力不斷下降。即每塊理論板的傳質(zhì)推動(dòng)力減小。完成相同分離任務(wù)，所需理論板數(shù)會(huì)增加，也會(huì)導(dǎo)致塔兩段負(fù)荷不均勻，影響塔徑設(shè)

7、計(jì)。提餾段操作方程提餾段操作方程物料衡算可得：或又L=L+qFV=V+(1-q)FFDnnFxDxxLyV11VFxDxxVLyFDnnwnnxFqDRDFxFqDRqFRDy)1 () 1()1 () 1(1圖5-5 提餾段物料衡算板效率板效率理論板是一個(gè)氣、液兩相皆充分混合而且傳熱與傳質(zhì)過(guò)程的阻力皆為零的理想化板。表達(dá)塔板上傳遞過(guò)程的特征方程式可簡(jiǎn)化為：泡點(diǎn)方程：相平衡方程：實(shí)際板與理論板的傳質(zhì)差別可用板效率來(lái)度量：y*n與離開第n塊板液相組成xn成平衡的氣相組成 Emv氣相的默弗里板效率 )(nnxt)(nnxfy 理論板數(shù)的計(jì)算理論板數(shù)的計(jì)算逐板計(jì)算法逐板計(jì)算法圖解法圖解法捷算法捷算法

8、逐板計(jì)算法過(guò)程xD = y1 由氣液平衡x1由操作線方程y2依此類推至xn xF按提留段操作線方程由xF = x1y2由氣液平衡x2依此類推至xm xW逐板計(jì)算逐板計(jì)算法法由y1=xD, 步驟算到xmxw時(shí)，計(jì)算終止，在計(jì)算過(guò)程中使用平衡方程的次數(shù)n，就是所需要的理論板數(shù)。由于塔釜相當(dāng)于一塊理論板所以實(shí)際所需要的理論板數(shù)應(yīng)為n+m-1塊。圖解法圖解法回流比的選擇回流比的選擇一、回餾比對(duì)精餾過(guò)程設(shè)備和操作費(fèi)用的影響一、回餾比對(duì)精餾過(guò)程設(shè)備和操作費(fèi)用的影響二、全回餾與最小理論板數(shù)二、全回餾與最小理論板數(shù)A 圖解法求最小理論圖解法求最小理論板數(shù)板數(shù)B Fenske方程計(jì)算法方程計(jì)算法三、最小回流三、

9、最小回流比比Rmin A 最小回流比的定義最小回流比的定義B 最小回流比的求取最小回流比的求取四、最適宜回流比的選取四、最適宜回流比的選取(一般取一般取(1.22.0）Rmin)五、理論板數(shù)的捷算法五、理論板數(shù)的捷算法回流比的影響與選擇回流比的影響與選擇 回流比的影響與選擇回流比的影響與選擇圖解法求最小理論板數(shù)圖解法求最小理論板數(shù)y1xDxwy2x1x2ywxDyxxw說(shuō)明：1. 由于全回餾所以R為無(wú)窮大,所以其操作線與對(duì)角線重合,此時(shí)達(dá)到分離要求所需的理論板數(shù)最少。2.最少理論板數(shù)可用圖解法和逐板計(jì)算法。B Fenske方程計(jì)算方程計(jì)算法法說(shuō)明：上式上式中中Nmin 包括塔釜包括塔釜.log

10、logminWABDbAxxxxNA 最小回餾比的定義最小回餾比的定義當(dāng)R減少時(shí)，兩操作線向平衡線靠近，達(dá)到指定的分離要求所需的理論板增多。當(dāng)回流比減少到某一數(shù)值時(shí)，兩操作線的交點(diǎn)e就落在平衡線上，此時(shí)達(dá)到指定的分離要求所需的理論板就無(wú)窮多，液體組成也不能跨過(guò)e點(diǎn)，此即為達(dá)到指定的分離要求的最小回流比。B 最小回流比的求取xDyxxw(Rmin+1)xDxFxeyeafegq根據(jù)交點(diǎn)e點(diǎn)的坐標(biāo)及直線ae的斜率可得 Rmin .eDeDxxyxRR1minmin回流比對(duì)精餾過(guò)程設(shè)備和操作回流比對(duì)精餾過(guò)程設(shè)備和操作費(fèi)用的影響費(fèi)用的影響5、回流比的影響及其選擇、回流比對(duì)操作的影響： 影響精餾操作的穩(wěn)

11、定性； 在精餾中，回流比是影響設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的一個(gè)重要因素。、適宜回流比的選擇： 使操作費(fèi)用與設(shè)備折舊費(fèi)用之和為最小的回流比，即為適宜回流比。一般據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取； R = （1.12）Rmin五、理論板數(shù)的捷算法五、理論板數(shù)的捷算法1. Gilliland圖求解。2. 用下面經(jīng)驗(yàn)公式求解。17. 019 . 01lgminminRRRNNN4、實(shí)際塔板數(shù)和塔效率實(shí)際塔板：因?yàn)閷?shí)際塔板上不能達(dá)到平衡狀態(tài)，故實(shí)際所需塔板數(shù)總是大于理論塔板數(shù)。Er=NrN式中 Er 塔板效率；Nr 理論塔板數(shù)；N 實(shí)際塔板數(shù)。5.6.7 雙組分精餾過(guò)程的其它雙組分精餾過(guò)程的其它類型類型A 直接蒸汽加熱直接蒸汽加熱B

12、 多股加料（了解）多股加料（了解）C 側(cè)線進(jìn)料（了解）側(cè)線進(jìn)料（了解）D 回收塔（了解）回收塔（了解） A 直接蒸汽加熱直接蒸汽加熱當(dāng)待分離的物系為某種輕組分和水混合時(shí),往往可將加熱蒸汽直接通入塔釜以汽化釜液。為了便于計(jì)算,通常設(shè)通入的加熱蒸汽為飽和蒸汽。按恒摩爾流的假設(shè),塔釜的蒸發(fā)量V與加入蒸汽量相等。由于精餾段與間接加熱精餾相同,所以其精餾段操作線不變。提餾段操作線同樣需要對(duì)提餾段進(jìn)行物料衡算：L+S=V+WLxn =Vyn+1+Wxw由上式可得： y1D,xDw,xwF,xFS加熱蒸汽VLVLwnnxswxswy1說(shuō)明:1.該提餾方程為一條通過(guò)點(diǎn)該提餾方程為一條通過(guò)點(diǎn)(xw,0)直線直線

13、;2.與間接蒸與間接蒸汽加熱精餾相比汽加熱精餾相比,在同等分離要求下所需的理論板多在同等分離要求下所需的理論板多。 5.7 間歇精餾間歇精餾一、間歇精餾過(guò)程的特點(diǎn)一、間歇精餾過(guò)程的特點(diǎn)A 非定態(tài)的過(guò)程非定態(tài)的過(guò)程B 只有精餾段沒(méi)有提餾段只有精餾段沒(méi)有提餾段 間歇精餾過(guò)程操作間歇精餾過(guò)程操作 恒流出組成操作恒流出組成操作 恒回流比操作恒回流比操作先恒回流比操作操作后恒流先恒回流比操作操作后恒流出組成出組成 間歇精餾過(guò)程計(jì)算間歇精餾過(guò)程計(jì)算y1D,xDVLVL 間歇精餾 5.8 恒沸精餾與萃取精餾恒沸精餾與萃取精餾當(dāng)體系的相對(duì)揮發(fā)度很小或二元體系的兩組分形成共沸物時(shí)用普通蒸餾無(wú)法進(jìn)一步分離此時(shí)需要

14、用特殊蒸餾,如：恒沸精餾與萃取精餾恒沸精餾與萃取精餾.一、恒沸精餾與萃取精餾定義一、恒沸精餾與萃取精餾定義二、恒沸精餾流程舉例二、恒沸精餾流程舉例三、萃取精餾流程舉例三、萃取精餾流程舉例四、第三組分的選擇四、第三組分的選擇一、恒沸精餾與萃取精餾定義一、恒沸精餾與萃取精餾定義兩種精餾都是在被分離的溶液中加入第三組分以改變?cè)芤褐懈鹘M分的相對(duì)揮發(fā)度而實(shí)現(xiàn)分離的。若加入的第三種組分與原溶液中某一或兩個(gè)組分形成最低共沸物，從塔頂蒸出就稱為恒沸恒沸精餾。精餾。若加入的第三種組分不與原溶液中某一或兩個(gè)組分形成共沸物，僅改變各組分之間的相對(duì)揮發(fā)度，第三組分隨高沸點(diǎn)液體從塔底出來(lái)則稱為萃取精餾。二、恒沸精餾流程舉例二、恒沸精餾流程舉例圖9-19為糠醛-水恒沸精餾分離流程圖 異辛烷- 甲苯甲苯- 酚異辛烷甲苯酚三、萃取精餾流程舉例三、萃取精餾流程舉例圖9-20為異辛烷-甲苯萃取精餾分離流程圖12xF0.71%S99% 水xw0.009%糠醛四、板式塔1、板式塔主要類型；2、板式塔的流體力學(xué)特性。1、板式塔主要類型有降液管式泡罩塔浮閥塔篩板塔無(wú)降液管式篩孔式穿流板柵縫式穿流板板式塔2、板式塔的流體力學(xué)特性、塔內(nèi)氣液兩相的流動(dòng)、氣體通過(guò)塔板的壓力降、液泛（淹塔）、液（霧）沫夾帶、泄漏、降液管內(nèi)液面高度、降液管內(nèi)液體停留時(shí)間逆料、錯(cuò)流。不宜太大。氣量、液量要適量。液體被