【教学课件】第五章吸收与蒸馏.ppt

第五章 吸收与蒸馏,5.2 吸收与解吸,5.6 板式塔,5.4 蒸馏,5.1 传质学基础,5.5 两组分连续精馏塔的计算,5.3 吸收塔（或脱吸）的计算,5.7 其他蒸馏简介,重点：双膜理论、传质基本方程、操作线方程、理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进料方程、回流比 难点：双膜理论、操作线方程、进料方程、精馏设备,传质分离操作在生产中的应用,在含有两个或两个以上组分的混合体系中，如果存在浓度梯度，某一组分（或某些组分）将有高浓度区向地浓度区移动的趋势，该移动过程称为传质过程。,分离过程包括机械分离和传质分离。,机械分离：压榨、过滤、沉降等,传质分离：吸收、蒸馏、干燥、萃取、膜分离等,1）扩散物质从一相的主体扩散到两相界面（单相中的扩散）；,2）在界面上的扩散物质从一相进入另一相（相际间传质）；,3）进入另一相的扩散物质从界面向该相的主体扩散（单相中的扩散）；,物质传递的三个步骤：,5.1 传质学基础,物质在单相中的传递靠扩散，发生在流体中的扩散有分子扩散和涡流扩散两种。,分子扩散：依靠分子的无规则热运动，主要发生在静止或 层流流体中。,涡流扩散：依靠流体质点的湍动和旋涡而传递物质，主要 发生在湍流流体中。,5.1.1 物质在单相中的扩散,分子扩散：在一相内部存在浓度差（或浓度梯度）的情况下，由于分子的无规则运动而导致的物质传递现象。分子扩散是物质分子微观运动的结果。,扩散通量：扩散速率，单位时间内单位面积上扩散传递的物质量，其单位为mol/(m2s)。,（1）分子扩散与菲克Fick定律,式中 JA物质A在z方向上的分子扩散通量，kmol/(m2s)dCA/dz物质A的浓度梯度，kmol/m4 DAB物质A在介质B中的分子扩散系数，m2/s 负号表示扩散是沿着物质A浓度降低的方向进行的。,当物质A在介质B中发生扩散时，任一点处物质A的扩散通量与该位置上A的浓度梯度成正比，即：,菲克（Fick）定律,假定：pA1 pA2 pB1 pB2 pA1+pB1=pA2+pB2=P,在总压相同的情况下，联通管内任一截面上单位时间单位面积上向右传递的A分子的数量与向左传递的B分子的数量必定相等，此现象称为等分子反向扩散。,（2）等摩尔逆向扩散（等分子反向扩散）,在任一固定的空间位置垂直于扩散方向的截面上，单位时间通过单位面积的A物质的量，称为A的传递速率，以NA表示。,对于等分子反向扩散 JA=-JB,对于单纯的等分子反向扩散，物质A的传递速率应等于A的扩散通量。,注意：在上述条件下，扩散为稳定过程，NA为常数；pAz呈线性关系。,上式分离变量并积分，积分条件为：z1=0，pA=pA1；z2=z，pA=pA2,在气体吸收中溶质A溶解于溶剂中，惰性气体B不溶解于溶剂中，则液相中不存在组分B，此过程为组分A通过另一“静止”组分B的单向扩散。,分子扩散；总体流动：,（3）单向扩散,物料系统内的分子扩散是由物质浓度（或分压）差而引起的分子微观运动；,总体流动是因系统内流体主体与相界面处存在总压差引起的流体宏观流动，起因于分子扩散。,总体流动是一种分子扩散的伴生现象。,（3）分子扩散和总体流动的关系,主体流动中A和B的量与各自在混合气体中的分压成正比，即,式中 NAM、NBM分别为总体流动中组分A和B的传质通量，mol/m2s pA、pB分别为组分A和B在气相主体中的分压，Pa,组分A从气相主体到界面的传质通量为分子扩散通量与总体流动中组分A的传质通量之和，即,JA=-JB,组分B因不溶于吸收剂而在气相主体与相界面间作等量来回运动，其净传质通量应为零，即,将上式分离变量并积分,对公式进行变换,令,pA1-pA2=pB2-pB1,P=pA1+pB1=pA2+pB,等分子反向扩散,比较上两式可以发现：单向扩散时的传质速率比等分子反向扩散时多了一个因子（P/pBM），称为“漂流因子”。显然P/pBM1，漂流因子的大小直接反映了总体流动在传质中所占分量的大小，即漂流因子体现了总体流动对传质速率的影响。,单向扩散的传质通量,在液相中以单向扩散多见，仿气相中的扩散速率关系，则有,连续等价离子交换和理想溶液精馏时的扩散过程属于等分子反向扩散模型，连续结晶、吸附、浸提、吸收等扩散过程属于单向扩散模型。,式中 NA溶质A在液相中的传递速率，kmol/m2s D溶质A在溶剂中的扩散系数，m2/s C溶液的总浓度，C=CA+CS，kmol/m3 Csm扩散初、终截面上溶剂S的对数平均浓度，kmol/m3,液相中的稳定分子扩散,分子扩散系数是物质的特征系数之一，表示物质在介质中的扩散能力；,扩散系数取决于扩散质和介质的种类及温度等因数。,对于气体中的扩散，浓度的影响可以忽略；,对于液体中的扩散，浓度的影响可以忽略，而压强的影响不显著。,物质的扩散系数可由实验测得，或查有关资料，或借助于经验或半经验公式进行计算。,分子扩散系数,式中 D扩散系数，m2/s；P总压强，kPa；MA、MB分别为A、B两种物质的分子量，g/mol；vA、vB分别为A、B两种物质的分子体积，cm3/mol,气相中的扩散系数,式中 D物质在其稀溶液中的扩散系数，m2/s；T温度，K；液体的粘度，Pas A扩散物质的分子体积，cm3/mol；o常数。在水、甲醇或苯中的稀溶液，其值为8,14.9,22.8 cm3/mol,液相中的扩散系数(非电解质),物质在湍流的流体中传质，主要凭藉湍流流体质点的湍动和旋涡引起流体各部分之间的剧烈混合，在有浓度差存在的条件下，物质朝着浓度降低的方向进行传递，这种现象称为涡流扩散（eddy diffusion）。,5.1.2 对流扩散,涡流扩散,在湍流流体中同时存在涡流扩散 和分子扩散（涡流扩散占主导地位），其总扩散通量为,式中 D分子扩散系数，m2/s；DE涡流扩散系数，m2/s；dCA/dZ沿z方向的浓度梯度，kmol/m4；J总扩散通量kmol/(m2s),注：涡流扩散系数DE不是物性常数，它与湍动有关，且随位置而不同。由于其难以测定，常将分子扩散和涡流扩散结合在一起考虑。,对流传质是指发生在运动着的流体与相截面之间的传质过程。在实际生产中，传质操作多发生在流体湍流的情况下，此时的对流传质是湍流主体与相界面之间的涡流扩散与分子扩散两种传质作用的总和。,以吸收为例：吸收剂沿壁面自上而下流动，混合气体自下而上流过液体表面。考察稳定操作状况下吸收塔设备任一截面m-n处相界面的气相一侧溶质A浓度分布情况。,5.1.3 相际间的传质(对流传质),（1）对流传质,传质的有效膜模型,流体主体与相界面之间存在三个流动区域，即湍流主体、过渡层和滞流层。,过渡层 同时存在分子扩散和涡流扩散，分压梯度逐渐变小，曲线逐渐平缓。,滞流层 溶质的传递主要依靠分子扩散作用，由于D值较小，在该区域内分压梯度较大，曲线陡峭。,湍流主体 主要依靠涡流扩散，大量旋涡引起的混合作用使得气相主体内溶质的分压趋于一致，分压线为直线。,流动区域,延长滞流内层的分压线和气相主体 的分压线交于H点，此点与相界面的距离为zG，在zG以内的流动为滞流，其物质传递纯属分子扩散，此虚拟的膜层称为有效滞流膜。,整个有效滞流层的传质推动力为气相主体与相界面处的分压之差，即全部传质阻力都包含在有效滞流膜层内。,由气相主体至相界面的对流传质速率为（按有效滞流膜层内的分子扩散速率计算）,在液相中的传质速率为,式中 zL液相有效滞流膜层厚度，m；C液相主体中的溶质A浓度，kmol/m3；ci相界面处的溶质A浓度，kmol/m3；cSm溶剂S在液相主题与相界面处的浓度的对数均 值，kmol/m3；kL液膜吸收系数或液膜传质系数,当气液两相接触时，两相之间有一个相界面，在相界面两侧分别存在着呈层流流动的稳定膜层（有效层流膜层）。溶质必须以分子扩散的形式连续的通过这两个膜层，膜层的厚度主要随流速而变，流速愈大厚度愈小。,在相界面上气液两相相互成平衡。,在膜层以外的主体内，由于流体的充分湍动，溶质的浓度分布均匀，可认为两相主体中的浓度梯度为零，即浓度梯度全部集中在两个有效膜层中。,用双膜理论解释具有固定相界面的系统及速度不高的两流体间的传质过程（如湿壁塔），与实际情况是大致相符合的。,（2）双膜理论（two-film theory）,传质设备简介,板式塔,(1)按吸收过程是否发生化学反应分类：物理吸收、化学吸收(2)按吸收过程中体系的温度变化分类：等温吸收、非等温吸收(3)按被吸收组分的数目分类：单组分吸收、多组分吸收,本节主要讨论低浓度气体混合物的单组分等温物理吸收。,吸收的定义 吸收是气体混合物与作为吸收剂的液体接触，使气体中的某一或某些组分溶于液体的操作。吸收是分离气体混合物的重要单元操作之一。吸收操作的类型,5.2 吸收与解吸,概述,吸收操作流程,5.2.2 气液相平衡关系,（1）气体在液体中的溶解度,1)在一定温度下，气体组分的溶解度随该组分在气相中的平衡分压的增大而增大；而在相同平衡分压条件下，气体组分的溶解度则随温度的升高而减小。,2)在同一温度下，对于不同种类的气体组分，欲得到相同浓度的溶液，易溶气体仅需控制较低的分压，而难溶气体则需较高分压。,3)加压和降温对吸收操作有利；反之，升温和减压有利于解吸。,当总压不高（5105Pa）时，在一定温度下，稀溶液上方溶质的平衡分压与其在液相中的浓度之间存在着如下的关系：,上式表示溶液的浓度低于一定数值时溶质的平衡分压与它在溶液中的摩尔分率成正比。亨利系数E值较大表示溶解度较小。一般E值随温度的升高而增大。,（2）亨利定律,溶液的密度,kg/m3；M溶液的平均分子量,kg/kmol,在亨利定律适用的范围内,H是温度的函数,而与P*或c无关。对于一定的溶质和溶剂，H值一般随温度升高减小。易溶气体H值较大，难溶气体H值较小。,（3）亨利定律的其它形式,1)气相用平衡分压，液相用物质的量浓度表示,m=E/P 上式中P为系统总压，值越大，表示溶解度越小。,2)溶质在液相和气相中的浓度分别用摩尔分率x、y表示,当溶液浓度很低时,上式右端分母约等于1,于是上式可简化为:,Y*=mX,3)对于低浓度气体吸收，两相的组成通常用物质的量比来表示,（4）相平衡与吸收过程的关系,判断过程进行的方向,y y*或x*x或,A由气相向液相传质，吸收过程,平衡状态,A由液相向气相传质，解吸过程,吸收过程：,2指明过程进行的极限,过程极限：相平衡。,1）逆流吸收，塔高无限，,2）逆流吸收，塔高无限，,3确定过程的推动力,1)吸收过程推动力的表达式,y-y*或x*-x或,【例5-2】在总压101.3kPa，温度30的条件下,SO2摩尔分率为0.3的混合气体与SO2摩尔分率为0.01的水溶液相接触，试问：（1）SO2的传质方向；（2）其它条件不变，温度降到0时SO2的传质方向；（3）其它条件不变，总压提高到202.6kPa时SO2的传质方向，并计算以液相摩尔分率差及气相摩尔率差表示的传质推动力。,液膜 吸收速率方程式,5.2.3 总传质速率方程 吸收过程中的吸收速率是指单位时间内，在单位面积上被吸收的溶质量。表明吸收速率与吸收推动力之间关系的数学式称为吸收速率方程。气膜 吸收速率方程式,上式表明，在分压浓度图上，pi-ci关系为过定点D（c，p），斜率为-kG/kL的直线。根据双膜理论，界面处的气液浓度符合平衡关系，所以该直线与气液平衡线的交点即为点（ci，pi）,对于定态传质，气液两膜中的传质速率应当相等，即,（1）界面浓度,吸收过程的总推动力可采用任何一相的主体浓度与其平衡浓度的差值来表示。,1)以（p-p*）表示总推动力,液相吸收速率方程,NA=kL(ci-c),NA=kLH(pi-p*),气相吸收速率方程,NA=kg(p-pi),代入,（2）总吸收速率方程,令,式中 Kg气相总吸收系数，kmol/(m2skPa),对于易溶气体，H值很大，则有：1/HkL1/kg，此时传质阻力的绝大部分存在于气膜之中，液膜阻力可以忽略。,NA=Kg(p-pe),1/Kg 1/kg 或 Kg kg,对于气膜控制的吸收，要提高总吸收系数，应该加大气相湍动程度。,即气膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力，此种情况称为“气膜控制”（gas-film control）。如：水吸收氨，浓硫酸吸收水蒸气等过程。,2)以（C*-C）表示总推动力,令,代入,NA=KL(c*-c),KL液相总吸收系数，m/s,对于难溶气体，H值很小，则有：H/kG1/kL，此时传质阻力的绝大部分存在于液膜之中，气膜阻力可以忽略。,1/KL 1/kL 或 KL kL,即液膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服液膜阻力，此种情况称为“液膜控制”（liquid-film control）。如：水吸收氧或氢。,对于中等溶解度的气体，气膜阻力和液膜阻力都不可忽略，要提高总吸收系数，必须同时增大气相和液相的湍动程度。,液膜控制,3)以（Y-Ye）表示总推动力,分压定律：p=Py,Y=y/（1-y）,y=Y/（1+Y）,NA=KG(p-pe),当吸收质在气相中的浓度很小时，Y和Ye都很小，则有,KY KGP,4)以（Xe-X）表示传质总推动力,液相浓度以X表示，与气相浓度成平衡的液相浓度以Xe表示。,当吸收质浓度在液相中很小时，Xe和X都很小，则有,KX KLC,传质速率方程式的各种形式,假设：,吸收塔计算的内容主要是通过物料衡算及操作线方程，确定吸收剂的用量和塔设备的主要尺寸（塔径和塔高）。,吸收操作多采用逆流；低浓度气体吸收；吸收是在等温下进行；传质分系数kg、kL在全塔为常数；传质总系数Kg或KL也可认为是常数。,5.3 吸收塔（或脱吸）的计算,5.3.1 吸收塔的物料衡算,对全塔来说，气体混合物经过吸收塔后，吸收质的减少量等于液相中吸收质的增加量，即：,现取塔内任一截面与塔底（图中的虚线范围）作溶质的物料衡算，即：,V(Y1-Y)=L(X1-X),式中：Y、Y1 分别为m-n截面和塔底气相中溶质的比摩尔分率，Kmol(溶质)/Kmol(惰性气体)；X、X1分别为m-n截面和塔底液相中溶质的比摩尔分率，Kmol(溶质)/Kmol(溶剂)。,同理，可得,上两式称为吸收操作线方程式。,在任一截面上的气相浓度Y与液相浓度X之间成直线关系，直线的斜率为L/V，过点B（X1，Y1）和T（X2，Y2）两点。端点B代表塔底端面，称为“浓端”，端点T代表塔顶端面，称为“稀端”。,说明：,1)在进行实际吸收操作时，在塔内任一截面上，溶质在气相中的实际分压总高于与其接触的液相平衡分压，故吸收操作线总位于平衡线上方；若在下方，则为脱吸。,2)吸收操作线方程是从溶质的物料平衡关系出发而推得的关系式，它取决于气液两相和流量、，以吸收塔内某截面上的气液浓度有关，而与相平衡关系、塔的类型、相际接触情况及操作条件无关。此式应用的唯一必要条件是稳定状态下连续逆流操作。,操作线的斜率V/L称为“液气比”，是溶剂与惰性气体摩尔流量的比值。它反映单位气体处理量的溶剂耗用量大小。,如左图所示，在V、Y1、Y2及X2已知的情况下，吸收操作线的一个端点T已固定，另一个端点B则在Y=Y1上移动，点B的横坐标由操作线的斜率V/L决定。,5.3.2 吸收剂的用量与最小液气比,当塔底流出的吸收液与刚进塔的混合气体呈平衡状态时，吸收的推动力为零。此种状况下，吸收操作线的斜率称为最小液气比，以(L/V)min。相应的吸收剂用量为最小吸收剂用量，用Lmin表示。,增大吸收剂用量可以使吸收推动力增大，达到一定限度后，效果变得不明显，而溶剂的消耗、输送及回收等项操作费用急剧增加。,吸收剂用量的选择：应从设备费与操作费两方面综合考虑，选择适宜的液气比，使两种费用之和最小。,L/V=(1.11.2)(L/V)min 或 L=(1.11.2)Lmin,(1)平衡线为凹形,根据水平线Y=Y1与平衡线的交点B 的横坐标Xe1求出。,5.3.3 图解法求最小液气比,(2)平衡线为凸形,步骤：过点T作平衡线的切线，找出水平线Y=Y1与切线的交点B，读出B的横坐标X1，再按下式计算。,若气液浓度都很低，平衡关系符合亨利定律，可用Ye=mX表示，可直接用下式计算出最小液气比，即,例 在一逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合气体中的SO2。气体处理量为1.20m3（标准）s-1，进塔气体中含SO2 8%（体积百分数），要求SO2的吸收率为85%，在该吸收操作条件下的相平衡关系Ye=26.7X，用水量为最小用量的1.5倍。试求：（1）用水量为多少？（2）若吸收率提高至90%，用水量又为多少？,解：惰性气体量为,例题,（1）当吸收率为85%时,实际液气比,最小液气比,Y2=Y1（1-A）=0.087(1-0.85)=0.0131 Xe1=Y1/26.7=0.087/26.7=3.258 10-3 X2=0（清水）,L=34.02V=34.02 49.29=1677mols-1=0.03m3 s-1,L/V=1.5(L/V)min=1.5 22.68=34.02,实际用水量,（2）若吸收率提高至90%，出塔气体浓度为Y2，则最小液气比,实际液气比,L=36.05V=36.05 49.29=1777mols-1=0.032m3 s-1,从计算结果可知，在其他条件相同时，吸收率提高，最小液气比增大，所需的吸收剂用量也增大。,(L/V)=1.5(L/V)min=1.5 24.03=36.05,实际用水量,建立和不断更新两相接触表面，使之具有尽可能大的接触面积和尽可能好的流体力学条件，以利于提高吸收速率，减少设备的尺寸，同时，气体通过设备的阻力要小，以节省动力消耗。,吸收塔简介,（1）吸收设备的作用,（2）填料塔的结构与操作,填料的作用：液相分散造型的支撑体，为气、液两相提供充分的接触面，并为强化其湍动程度创造条件，以利于传质。,对于填料的要求：,1、比表面积大，即单位体积的填料所具有的表面积大。2、比重小，减轻塔和基座负荷。3、机械强度好，不易破碎。4、耐腐蚀性好。5、价格低廉，容易制得。,常用填料：拉西环（又分金属、陶瓷等）、鲍尔环、杯形和 鞍形填料、波纹板、栅板等。,（3）填料,填料特性参数,(1)比表面积 比表面积大，则能提供的相接触面积大。同一种填料其尺寸愈小，比表面积愈大。(2)空隙率 空隙率大，则气体通过时阻力小，因而流量可以增大。(3)填料因子 表示填料阻力及液泛条件的重要参数。,重 点：理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进料方程、回流比 难 点：操作线方程、进料方程、精馏设备,5.4 蒸馏,白酒蒸馏器,三塔蒸馏流程图,精馏流程图,两塔蒸馏流程图,蒸馏：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单元操作。,易挥发组分：沸点低的组分，又称为轻组分。,难挥发组分：沸点高的组分，又称为重组分。,蒸馏操作的分类,按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏,按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏,按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏,按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏,本节主要讨论常压双组分连续精馏。,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基础。,双组分溶液的气液平衡,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。,F=C-+2,式中 F自由度数 C独立组分数 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。,（1）相关概念及气液平衡图,1）相律,汽液相平衡(vapor-liquid phase equilibrium)：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。,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,式中 p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 x溶液中组分的摩尔分率,2）拉乌尔定律,根据道尔顿分压定律，溶液上方的蒸汽总压为,当总压P不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道尔顿分压定律，即,式（a）和（b）为两组分理想物系的气液平衡关系式。,（a）,（b）,上曲线：平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线（露点曲线）；,下曲线：平衡时液相组成与温度的关系，称为液相线（泡点曲线）。,两曲线将图分成三个区域：液相区、过热蒸汽区、汽液共存区。,（2）气液平衡图(Graph of GL Equilibrium),1）温度组成图（t x y图）,T,X(Y),TXY图 的作法,平衡线位于对角线的上方；平衡线离对角线越远，表示该溶液越易分离。,注意：总压对 t-y-x 关系比对 y-x 关系的影响大；当总压变化不大时,总压对 y-x 关系的影响可以忽略不计 蒸馏中使用 y-x 图较t-y-x 图更为方便。,2）汽液相平衡图（X Y 图）,纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。,相对挥发度（Relative Volatility）是指溶液中两组分挥发度之比，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衡的液相中的摩尔分率之比，即,=vA/vB=（PA/XA）/（PB/XB）,vA=PA/xA vB=PB/xB,（3）相对挥发度及气液平衡方程,当总压不高时，蒸气服从道尔顿分压定律,对于二元溶液 xB=1-xA yB=1-yA,整理后，略去下标,相平衡方程,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及分离的难易程度。,当1时，表示组分A较B容易挥发，愈大，挥发度差异愈大，分离愈容易。,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。,与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇水、正丙醇水等物系。对于乙醇水体系，其恒沸组成为x=y=0.894，恒沸点t=78.15(常压下)。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：如硝酸水、氯仿丙酮等物系。对于硝酸水体系，其恒沸组成为x=y=0.383，恒沸点t=121.9(常压下)。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。,（4）两组分非理想溶液的气液平衡相图,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。,（1）平衡蒸馏（闪蒸）,平衡蒸馏和简单蒸馏,平衡蒸馏流程,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；简单蒸馏多用于混合液的初步分离。,（2）简单蒸馏,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；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。,简单蒸馏操作原理,简单蒸馏流程,yFxFxw yF加热原料液时产生的第一个气泡的组成。xw原料全部气化后剩的最后一滴液体的组成。,一次部分气化和部分冷凝,（3）精馏原理,从气相得到较纯的易挥发组分；,Multi-partial gasification and condensing,从液相中则得到较纯的难挥发组分。,多次部分气化和多次部分冷凝,多次部分气化示意图,分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。,解决方法：,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。,有回流的多次部分气化和冷凝示意图,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。,再沸器：提供一定量上升的蒸气流。,精馏原理,1）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。2）精馏连续稳定进行的条件,如图所示，考察筛板塔中任意第n层板的操作情况。,理论塔板(Ideal plate)：若 yn和xn满足气液平衡方程，则此层塔板称为理论 塔板。,注：x*n+1 表示与yn+1 成相平衡的 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相转移到气相，而难挥发组分从气相转移到液相，即 xn-1 xn yn yn+1,精馏塔(Distilling Column),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。,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作用。,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。,精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示。,3）精馏操作流程,连续精馏操作流程,间歇精馏操作流程,确定产品的流量；确定合适的操作条件: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；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。,5.5 两组分连续精馏塔的计算,两组分连续精馏工艺计算的主要内容,理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板。,理论板不存在的原因：气液间接触面积和接触时间是有限的，难以达到平衡状态。,理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准。,理论塔板的概念(Ideal plate or tray),恒摩尔汽化：每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。,精馏段:L1=L2=L3=Ln=L=定值 提馏段:L1=L2=L3=Lm=L=定值 但L与L不一定相等.,精馏段:V1=V2=V3=Vn=V=定值 提馏段:V1=V2=V3=Vm=V=定值 但V与V不一定相等.,恒摩尔溢流：每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。,恒摩尔流的假设,恒摩尔流,满足恒摩尔流的条件,（1）各组分的气化潜热相等；（2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；（3）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。,5.5.2 全塔物料衡算(Mass Balance),总物料 F=D+W,塔顶易挥发组分回收率=DxD/FxF100%,易挥发组分 FxF=DxD+WxW,塔底难挥发组分回收率=,精馏段操作线方程,以精馏段的第n+1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,总物料衡算：V=L+D,易挥发组分：Vyn+1=Lxn+DxD,式中 V 精馏段每块塔板上升的蒸汽流量，kmol/h；L 精馏段每块塔板溢流的液体流量，kmol/h；D 馏出液流量，kmol/h；yn+1 精馏段第n+1板上升蒸汽中易挥发组分的mol分率；xn 精馏段第n板下降的液体中易挥发组分的mol分率；,由上两物料恒算式得,根据恒摩尔流假设，L为定值，且在稳定操作时，D及xD为定值，故R为常量。,令R=L/D（R称为回流比），则有,上式即为精馏段操作线方程。它描述了任一板(第n层板)的液体组成与自相邻的下一塔板(第n+1层)上升的蒸汽组成之间的关系，为一线性关系，其中，斜率为R/(R+1)，截距为xD/(R+1)。,如图所示，对进料板作总物料衡算和热量衡算,式中：IF 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，kJ/kmol；IL、IL 分别为进料板上下处饱和液体的焓，kJ/kmol；,物料衡算：F+L+V=L+V,热量衡算：FIF+LIL+VIV=VIV+LIL,5.5.3 进料热状况的影响,因为塔板上液相和汽相呈饱和状态，且进料板上下处的温度及气相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：,将物料衡算式代入,（V-V）IV=FIF-（L-L）IL,F-（L-L）IV=FIF-（L-L）IL,令,q称为进料热状况参数。,将上式整理可得到：L=L+qF V=V-(q-1)F,q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体流量增大的kmol数。,对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，q 值等于进料中的液相分率。,通常，进料状况有5 种情况：冷液体进料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽进料。,IF L+F L-L F q 1,原料温度加热板上沸腾液的温度(料温板温(泡点)。,1）冷液体进料,进料温度与板温相等(料温=泡点=板温,近似),IF=I V=V L=L+F L-L=F q=1,2）泡点进料,原料液已被汽化一部分(料温 板温),q值表示进料中液体量占总进料量的分率。,IV IF IL 0 q 1,3）汽液混合物进料,原料加热至饱和蒸汽(料温 板温),IF=IV V=V+F L=L q=0,4）饱和蒸汽进料,原料加热至过热蒸汽(料温 板温),IF IV V V+F L L q 0,5）过热蒸汽进料,以提馏段第m层塔板以下塔段及再沸器作为衡算范围，则有,总物料衡算:L=V+W,易挥发组分:Lxm=Vym+1+Wxw,5.5.4 提馏段操作线方程,由上两物料恒算式可得,上式称为提馏段操作线方程。此式表示在一定操作条件下，提馏段内自第m层板下降液体组成xm与其相邻的下层板（第m+1层）上升蒸气组成ym+1之间的关系，呈线性关系。,L=L+qF,注：提馏段液体量 L 不容易求，它除了与 L 有关外，还受进料量及进料热状况的影响。,初始条件,提馏段操作线方程,精馏段操作线方程,相平衡方程,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，其方法有逐板计算法和图解法。（1）逐板计算法,xd为精馏线与提馏线交点处的x（当为饱和液体进料时，计算至xnxF即可），则第n块板为加料板,精馏段有n-1层,需n-1块板。,当求得xmxw时,则提馏段需塔板m-1层(块)，第m层为再沸器，精馏塔共需塔板m+n-1块。,同理,可求得提馏段理论塔板数。,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（x=xD，y=xD）和y轴上的点（x=0，y=xD/R+1），此操作线的斜率为R/R+1，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（x=xW，y=xW）和y轴上的点（x=0，y=-WxW/L+qF-W），此操作线的斜率为（L+qF/L+qF-W）。,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达到xW或略小于xW为止。,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。,（2）图解法,xW,xD,1,2,3,4,5,6,7,8,b,a,xF,e,c,d,1,1,画坐标图；,f,作平衡线和对角线线；,作精馏线（ab线）；,作q线（ef线）；,作提馏线（cd线）；,作梯级。,图解过程,即精馏线与提馏线交点的轨迹方程,此式即为q线方程或进料方程。它反映了加料板上汽液组成为一线性关系。当x=xF时，y=xF，从而得 e 点(x=xF,x=y 的交点)，即q 线总是过 e 点。,Vy=Lx+DxD 精馏段关系式；Vy=Lx-WxW 提馏段关系式；V-V=(q-1)F 热状态关系式；L-L=qF 热状态关系式；FxF=DxD+WxW 物料衡算关系式；,q 线方程(进料方程),第一相线,q 1,冷液体进料；垂直线,q=1,泡点进料；第二相线,0 q 1,汽液混合物进料；水平线,q=0,饱和蒸汽进料；第三相线,q 0,过热蒸汽进料。,不同热状态下的q 线图,表 进料状况对q线的影响,例：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）的苯甲苯混合物，求在下述进料状况下的边q 值：（1）气、液的摩尔流率各占一半；（2）进料温度为20；（3）进料温度为180；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360kJ/kg。苯蒸气和甲苯蒸气的平均比热为1.256 kJ/(kg),解：（1）根据q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,例题,（2）原料液的气化潜热为：rm=0.4438978+0.5636092=31900kJ/kmol,查苯甲苯物系在常压下的温度组成图，知组成为0.44的进料，泡点为94（露点为100.5）。,料液的平均温度=(94+20)/2=57,由附录17查的在57下苯和甲苯的比热为1.84kJ/(kg),则原料的平均比热为：Cp=1.84780.44+1.849256=158kJ/(kmol),（3）进料的平均分子量为：Mm=780.44+920.56=85.8,组成为0.44的进料，其露点为100.5，则将进料的过热蒸汽转化为饱和蒸汽应移走的热量为：I=IF-IV=85.81.256(180-100.5)=8567.3kJ/kmol,利用上方程式作提馏段的操作线方程较复杂。由于 q 线的引入，简化了提馏段操作线的绘制。,(1)过坐标为（x=xF，y=yF）的 e 点作斜率为q/q-1的直线即为q 线。,(2)q 线与精馏段操作线相交于一点，联结该点与 e 点即为提馏段操作线。,提馏段操作线的作法,R一定,q不改变精馏线的位置；R一定,q对提馏线有较大影响（见右图）。随q减小，提馏线相平衡线靠近，所需理论塔板数越多。,（3）进料状况对操作线的影响,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。跨过交点的阶梯即代表适宜的加料板的位置（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。,（4）适宜的进料板位置,影响塔板效率的因素：传质系数、传质推动力、传质面积、接触时间、物料特性等。,理论塔板的概念：,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。,塔板效率：理论塔板数NT与实际塔板数NR之比称为塔板效率，用ET表示。,式中ET称为全塔效率或总板效率,注：计算塔板数时应圆整，如 7/0.6=11.7 12,实际塔板数与塔板效率,1)R，精馏段操作线向对角线靠近，N，但L，即冷凝器的负荷加大。,2)R，精馏段远离对角线，N，当精馏操作线和q线的交点在平衡线上时，则N，此时R 称为Rmin，全回流。,回流比的影响与选择（1）回流比R=L/D的改变对精馏操作的影响,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,2)R，提馏段与操作线相距越远，当与平衡线相交(q 线)，N。,（2）回流比R=L/D的改变对提馏段操作线的影响,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）。,D=0，F=0，W=0，无精馏段和提馏段之分。,回流比R=L/D，是回流比的最大值。,精馏操作线为yn+1=xn，所需理论塔板数最少，以Nmin表示。,（3）全回流与最小理论塔板数,对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式Fenske）：,在d点上下各板（进料板上下区域）气液两相组成基本不变化，即无增浓作用，点d 称为夹紧点。该区域称为恒浓区（或夹紧区）。,yq,回流比减小，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度所需的理论塔板数增多，当两操作线的交点位于平衡线上时，则需要无穷多的阶梯才能达到d点。相应的回流比称为最小回流比。以Rmin表示。对于一定的分离要求，Rmin是回流比的最小值。,（4）最小回流比,对于正常曲线（如图），设d点坐标为(xq，yq)，则由精馏段的斜率可知,最小回流比的求法：作图法或