化工基础理论第5章传质过程及塔设备ppt课件.ppt

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1、第五章 传质过程及塔设备,物质以扩散方式从一处转移到另一处的过程，称为质量传递过程，简称传质。在一相中发生的物质传递是单相传质，通过相界面的物质传递为相间传质。,传质过程广泛运用于混合物的分离操作；它常与化学反应共存，影响着化学反应过程，甚至成为化学反应的控制因素。掌握传质过程的规律，了解传质分离的工业实施方法，具有十分重要的意义。,5.1 传质过程及塔设备简介,5.2 气体的吸收,5.3 液体的精馏,5.1 传质过程及塔设备简介,1.传质过程的类型,气体吸收利用气体中各组分在液体溶剂中的溶解度不同，使易溶于溶剂的物质由气相传递到液相。,两相间的传质过程，分为流体相间和流固相间的传质两类。,（

2、1）流体相间的传质过程,气相一液相 包括气体的吸收、液体的蒸馏、气体的增湿等单元操作。,液体蒸馏是依据液体中各组分的挥发性不同，使其中沸点低的组分气化，达到分离的目的。增湿是将干燥的空气与液相接触，水分蒸发进入气相。,气相一固相 含有水分或其它溶剂的固体，与比较干燥的热气体相接触，被加热的湿分气化而离开固体进入气相，从而将湿分除去，这就是固体的干燥。,液相一液相 在均相液体混合物中加入具有选择性的溶剂，系统形成两个液相。,（2）流一固相间的传质过程,气体吸附的相间传递方向恰与固体干燥相反，它是气相某个或某些组分从气相向固相的传递过程。,含某物质的过饱和溶液与同一物质的固相相接触时，其分子以扩散

3、方式通过溶液到达固相表面，并析出使固体长大，这是结晶。,液相一固相,固体浸取是应用液体溶剂将固体原料中的可溶组分提取出来的操作。液体吸附是固液两相相接触，使液相中某个或某些组分扩散到固相表面并被吸附的操作。离子交换是溶液中阳离子或阴离子与称为离子交换剂的固相上相同离子的交换过程。,2传质过程的共性,单相物系内的物质传递是依靠物质的扩散作用来实现的，常见的扩散方式有分子扩散和涡流扩散两种。前者物质靠分子运动从高浓度处转移到低浓度处，物质在静止或滞流流体中的扩散；后者是因流体的湍动和旋涡产生质点位移，使物质由高浓度处转移到低浓度处的过程。,（1）传质的方式与历程,某组分在两相间传质，步骤是：从一相

4、主体扩散到两相界面的该相一侧，然后通过相界面进入另一相，最后从此相的界面向主体扩散。,涡流扩散、分子扩散，两者统称对流扩散。,条件的改变可破坏原有的平衡。其平衡体系的独立变量数由相律决定：f=k-+2f为独立变量数, k为组分数, 为相数，“2”是指外界的温度和压力两个条件。,（2）传质过程的方向与极限,相间传质和相际平衡的共有规律,稀溶液，气液两相的平衡关系遵循亨利(Henry)定律；理想溶液的气液相间符合拉乌尔(Raoult)定律。,一定条件下，处于非平衡态的两相体系内组分会自发地进行，使体系组成趋于平衡态的传递。,在一定条件下(如温度、压力)，两相体系必然有一个平衡关系。,若物质在一相中

5、(A相)实际浓度大于其在另一相(B相)实际浓度所要求的平衡浓度，则物质将由A相向B相传递； PA PA*,相间传质过程的方向和极限的判断：,若物质在A相实际浓度等于B相实际浓度所要求的平衡浓度，则无传质过程发生体系处于平衡状态。 PA PA*,物质在A相实际浓度小于其在B相实际浓度所要求的平衡浓度，则传质过程向相反方向进行，即从B相向A相传递； PA PA*,相平衡关系指明传质过程的方向，平衡是传质过程的极限，而组分浓度偏离平衡状态的程度便是传质过程的推动力。,传质速率与传质推动力的大小有关，可以写为：,即 传质速率=传质系数传质推动力,（3）传质过程推动力与速率,物质传递的快慢以传质速率表示

6、，定义为：单位时间内，单位相接触面上被传递组分的物质的量,相间传质的每一步有各自的速率方程，称为分速率方程；整个过程速率方程为总速率方程，相应的有传质分系数和总系数之分。,3. 塔设备简介,传质过程有共同的规律，也有通用的传质设备。气体吸收和液体精馏两种气液传质过程通常在塔设备内进行。提供气、液两相充分接触的机会。,根据塔内气液接触部件的结构型式，分为填料塔与板式塔两大类。,（1）填料塔,填料塔 结构如图所示,圆筒形,内装填料 液体由上往下流动时，由于塔壁处阻力较小而向塔壁偏流，使填料不能全部润湿，导致气液接触不良，影响传质效果，称之为塔壁效应。,长期的研究，开发出许多性能优良的填料，如图是几

7、种填料的形状。,拉西环优点是结构简单、制造方便、造价低廉，缺点是气液接触面小，沟流及塔壁效应较严重，气体阻力大，操作弹性范围窄等。 鞍形(弧鞍和矩鞍)填料像马鞍形的填料，不易形成大量的局部不均匀区域，空隙率大，气流阻力小。 鞍环填料综合了鞍形填料液体分布性好和环形填料通量大的优点，是目前性能最优良的散装填料。,波纹填料由许多层高度相同但长短不等的波纹薄板组成，整砌结构，流体阻力小，通量大、分离效率高，不适合有沉淀物、易结焦和粘度大的物料，装卸、清洗较困难，造价也高。 金属丝网价格昂贵用于要求高,产量不大操作。,它是气、液两相在多孔床层中逆向流动的复杂过程。受填料层压降,液泛气速,持液量,气液分

8、布等影响.空塔气速是指按空塔计算得到的气体线速度。下图为不同喷淋密度下，单位高度填料层的压降p/H与空塔气速u的关系图。,填料塔内的流体力学状况,L=0，即气体通过干填料层时pHu呈直线关系，直线的斜率为1.82.0，表明pH与u的1.82次方呈正比，气流状态为湍流。,气速增大至某值时，液体流动受到两相流体间摩擦力的阻碍，填料层的持液量随气速的增加而增加，此现象称拦液现象。将开始拦液的转折点称载点，载点对应的空塔气速称载点气速。,超过载点气速后， p/Hu关系线斜率加大，填料层内的液流分布和表面润湿程度均大有改变，两相湍动程度加剧，塔内持液量不断增多，液体充满整个塔空间，导致压降急剧升高。液体

9、由分散相变为连续相，气体由连续相变为分散相，以鼓泡状通过液层,把液体带出塔顶，塔操作不稳定，此现象称液泛。开始发生液泛的转折点为泛点，相应的空塔气速称泛点气速。,影响泛点气速的因素有填料特性、流体物性、气液的流量等。实际操作气速常取泛点气速的 5085。,塔板的结构 板式塔的壳体为圆筒形，里面装有若干块水平的塔板。,（2）板式塔,塔板上的气液两相流动有错、逆流之分，如图所示。,塔板的结构型式有,a泡罩塔板 构造如图示。泡罩塔板有较好的操作弹性，结构复杂、造价高，尤其是气体流径曲折，塔板压降大、液泛气速低、生产能力小。,b浮阀塔板 浮阀塔板是泡罩塔的改进型，如图。,浮阀塔生产能力与操作弹性大、板

10、效率高、塔板阻力小、结构简单、造价低等优点，但浮阀对材料的抗腐蚀性要较高，采用不锈钢制造。,c.舌形塔板 如下图所示。舌形孔的典型尺寸为：20，R=25mm，A25mm。,舌形塔板结构简单、不易堵塞。液体流动阻力小。对负荷波动的适应能力较差，气相夹带较严重。,d筛孔塔板 结构简单、造价低廉、气体压降小、生产能力较大；缺点是操作弹性范围较窄，小孔筛板易堵塞。,舌形塔板,e导向筛板 如图,a.气液接触状态 孔速较低时,气体以鼓泡形式通过液层，板上气液两相呈鼓泡接触，图(a). 随孔速的增大气泡的数量而增加,气泡表面连成一片发生合并与破裂,板上液体以泡沫形式存在于气泡之中,但液体为连续相,气体为分散

11、相,图5(b).孔速继续增大,气体从孔口喷出,液体由连续相变为分散相,气体则由分散相变为连续相,图.,板式塔上流体力学状况,塔板形式多样，下面介绍塔板上气液接触状态、漏液、雾沫夹带、液泛等流体力学规律。,b漏液 气体通过筛孔的速度较小时，气体通过筛孔的动压不足以阻止板上液体的流下，液体会直接从孔口落下，这种现象称为漏液。正常操作时，一般控制漏液量不大于液体流量的10。,d液泛 气速增大，气体通过塔板的压降也增大，降液管内的液面相应地升高；板上液体将无法顺利流下，造成淹塔，即液泛。,c雾沫夹带 板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象称为雾沫夹带。雾沫夹带量主要与气速和板间距有关，其随气速的增大和

12、板间距的减小而增加。应控制夹带量不超过0.1kg(液体)/kg(干气体)。,对塔设备的要求：气液负荷大，即单位塔截面处理物料量大，生产能力大；传质效率高，达到规定分离要求的塔高较低；操作稳定，物料量在相当范围内变化时不致引起传质效率显著变动；气体通过塔时阻力小，以适应减压操作或节省动力；结构简单，易加工制造，维修方便，耐腐蚀，不堵塞。,（3）填料塔与板式塔的比较,填料塔结构简单,直径小,气体通过阻力小,处理有腐蚀性的物料好,在压降小的真空蒸馏系统和液气比大的方面操作有优势；板式塔生产能力和操作弹性大,塔效率稳定利于放大.,吸收操作一般用填料塔；精馏操作采用板式塔。,小 结,传质过程有单相传质和

13、相间传质之分，有流体相间和流固相间传质两类。工业中常见的传质操作有吸收、精馏、干燥、萃取、吸附、离子交换、结晶等。它们遵循一些共同的传质规律，亦具有各自操作的特点，在实际分析中采用的方法也不尽相同，于本章的学习中应悉心体会其实质。,填料塔和精馏塔是实现吸收和精馏操作的场所，它提供了气液两相接触的表面。填料和塔板是塔设备的核心构件，在很大程度上决定着填料塔和精馏塔的性能。优良的塔设备应具备效率高、阻力小、通量大、操作稳定等特点。,5.2 气体的吸收,1概述,吸收是用于分离气体混合物的一种常见的单元操作。吸收操作所用的液体称为吸收剂，被溶解吸收的组分称为吸收质，不被吸收的组分称为惰性组分，分别以S

14、、A、B表示。,工业生产中的吸收过程通常包括吸收与解吸两部分。如用炼焦过程的副产物煤焦油(洗油)回收焦炉煤气内含有的少量苯、甲苯类低碳氢化合物，如图所示。,吸收质在吸收剂中的溶解度随温度的变化有较大的差异，以便吸收剂再生；,吸收剂选择原则：,对吸收质有较大的溶解度，以加速吸收、减少吸收剂用量；,对所处理气体必须有较高的选择性；,蒸气压低，以减少吸收和再生过程中的挥发损失；,性质稳定，粘度小，价廉、易得、无毒、不易燃烧。,能满足这些条件的吸收剂很难找到,对可供选用的吸收剂应作技术经济评价后合理选择。,2.吸收的相平衡,在一定温度和总压下，混合气与定量吸收剂共存并充分接触，吸收质在气液两相中的分配

15、趋于平衡，吸收剂中吸收质浓度达到饱和。吸收质在气相中的分压称平衡分压，在液相中的组成称平衡浓度或平衡溶解度，简称溶解度。,吸收过程中，吸收质与吸收剂发生化学反应的吸收称化学吸收；不发生明显化学反应的吸收称物理吸收。,（1）气体在液体中的溶解度,影响吸收过程的因素有温度、总压、气液相组成。气体在液相中的溶解度，随温度和吸收质在气相的组成而变化。下图为SO2、NH3、HCl的气液相平衡关系。,加压和降温都可以提高气体的溶解度，尤其是温度改变，溶解度变化较大。吸收操作尽量维持在较高压力和较低温度下进行。,对于同样浓度的溶液，易溶气体在溶液上方的平衡分压小，难溶气体在溶液上方的平衡分压大。,吸收操作处

16、理的气体为低浓度气体(10%),形成的是稀溶液。当总压不太高时(0.5Mpa)，稀溶液的相平衡关系服从亨利定律：,P* = E x,式中,P*与稀溶液相平衡的吸收质气相平衡分压；,x吸收质在溶液中的摩尔分数；E亨利系数，Pa。,吸收质在稀溶液上方的气相平衡分压与其在液相中的摩尔分数呈正比，比例系数为E。E的大小与吸收质和吸收剂的种类及温度有关。不同吸收质，E越大，越难溶解；同一吸收质，温度升高，E增大，溶解度下降.故E的大小能够反映气体溶解的难易程度。,（2）亨利定律,亨利定律有不同的数学表达形式：,P*=c/H,y*=mx,式中 c液相中吸收质物质的量浓度，,H溶解度系数，,y*与X相平衡的

17、吸收质在气相中的摩尔分数；,m相平衡常数，量纲为1。,吸收过程中，气相中的吸收质进入液相，气、液相的量都发生变化。,工程上采用在吸收过程中数量不发生变化的气相中的惰性组分和液相中的纯吸收剂为基准。,以混合物中吸收质的物质的量与惰性组分物质的量的比来表示气相中吸收质的量，称为摩尔比，用Y表示；以液相中的吸收质的物质的量与纯吸收剂的物质的量的比来表示液相中吸收质的量，用X表示。摩尔比与摩尔分数的关系是：,对稀溶液, X值很小，上式化简为,Y*mX,式中,Y*为与X相平衡的气相摩尔比。,定义单位体积溶液中吸收质和吸收剂的物质的量之和为溶液的总浓度，记作c0 ，单位为,则:,式中溶液的密度，,Mr溶液

18、的平均摩尔质量，,MA吸收质的平均摩尔质量，,Ms吸收剂的平均摩尔质量，,对稀溶液，s MrMs 有,可得EH的关系,亦可得Em的关系,由知道尔顿分压定律,3. 吸收速率,分子扩散速率 吸收质A在液相内的分子扩散速率与其浓度梯度呈正比，用费克(Fick)定律来表示：,（1）单相内的扩散,吸收质在某一相中的扩散有分子扩散与涡流扩散两种。,式中 NA扩散速率, kmolm-2 s-1 DAB比例系数, 组分A在介质B中的扩散系数 m2 s-1 dcA/dz组分A在z方向上的浓度梯度, kmolm-3 s-1 z为扩散距离, m,负号表示扩散方向沿组分A浓度降低的方向进行,扩散系数是物质的物性常数，

19、表示扩散质在介质中的扩散能力。 定态条件下，若扩散在液相中进行，组分A在z方向上扩散L距离，浓度由,变为,，则,若扩散在气相中进行，且气相为理想气体混合物，组分A在z方向上扩散G距离，分压由,变化到,，则,用斯蒂芬定律表示：,式中 C0液相总浓度, kmolm-3 CBm液体层两侧组分B浓度的对数平均值, kmolm-3 p气相总压,Pa pBm气体层两侧组分B分压的对数平均值,Pa,液相,气相,对流扩散速率 由于对涡流流动中扩散认识上的不充分，只能仿照费克定律将涡流扩散速率表为：,式中DE涡流扩散系数， m2s-1,涡流扩散系数不是物质的特性常数，它与湍流程度有关，且随质点位置而异。湍流流体

20、中，涡流扩散和分子扩散同时起着传质作用，对流扩散速率为：,湍流主体以涡流扩散为主，DEDAB，滞流底层为分子扩散，DABDE，DE0；在过渡层，DAB和DE数量级相当。,吸收操作中吸收质从气相转移至液相经历了气相扩散、界面溶解和液相扩散三个步骤。,吸收质在气液界面两侧的分压和浓度变化如图中的实线所示。,（2）两相间传质,a.气、液两相间有一个稳定的相界面，其两侧分别存在稳定的气膜和液膜；膜内流体呈滞流状态，膜外的流体呈湍流状态； b.相界面上气液两相处于平衡，即相界面上没有传质阻力； c.吸收质在两个膜内以分子扩散形式通过。湍流主体中浓度分布均匀，不存在浓度梯度和传质阻力，故吸收的阻力全部集中

21、在气、液两个膜内。,研究者先后提出了许多描述它的物理模型，刘易斯(Lewis W K)和惠特曼(Whitman W G)提出的双膜理论。双膜理论的要点为：,双膜理论提出的物理模型使复杂的两相间传质简化为两个虚拟膜层内的分子扩散。膜层是吸收过程的阻力所在，吸收质在一定推动力pA- pAi和cAi-cA下克服两个膜层的阻力进行传质。,双膜理论对低气速填料塔等具有固定传质界面的吸收过程适用性好。,气膜内,液膜内,式中 分别为虚拟气膜和液膜的厚度,稳定操作下，气、液相传质速率相等。由于考察范围及推动力表示形式不同，将吸收速率方程分为两类。,（3）吸收速率方程,单相吸收速率方程,液相,气相,式中: kG

22、气相传质系数, kmolm-2s-1Pa-1 kL液相传质系数,ms-1,经比较变换有,对一定物系DAB为定值，在定态操作条件下p、T、C、pBm、cBm均为定值，但由于虚拟膜层的厚度无法直接计算或测出，还需通过实验确定kG和kL.其特征数关联式为：,式中Sh舍伍德（Sherwood）数，Sh=kd/DAB；k为kG或kL ；d为特性尺寸，m可以是塔径、填料直径等；,Re雷诺数，Sc施米特(Schmit)数。,系统分压差和气相摩尔比差表 示吸收总推动力时，总吸收速率方程为,总吸收速率方程,式中KG以系统分压差(p-p*)为总推动力时的总传质系数， kmolm-2s-1Pa-1,吸收质在气相中的

23、分压，Pa； p*与液相浓度相平衡的气相平衡分压，Pa； KY以气相摩尔比差(YY*)为总推动力时的总传质系数， kmolm-2s-1,Y吸收质在气相中的摩尔比； Y*与液相摩尔比相平衡的气相摩尔比。,当用系统液相浓度差和液相摩尔比差表示总推动力，总速率吸收方程为,式中 KL以系统浓度差（c*一c）为总推动力时的总传质系数;,c吸收质在液相中的浓度；c*与液相浓度相平衡的液相平衡浓度；KX以液相摩尔比差（X*一X）为总推动力时的总传质系数; X吸收质在液相中的摩尔比；X*与气相摩尔比相平衡的液相摩尔比。,根据双膜理论，相界面上气液两相浓度达到平衡，服从亨利定律，则,当吸收质在气、液相中浓度很低

24、时,X*和X都很小，则,吸收总阻力为气相阻力和液相阻力两者之和。,整理有,气膜控制与液膜控制,当气体容易溶解时，溶解度系数H较大，液相阻力非常小， KGkG 即易溶气体的吸收阻力主要集中在气膜内，称为气膜控制。,当气体难于溶解时，溶解度系数小，气膜阻力非常小， KL kL即难溶气体的吸收阻力主要集中在液膜内，称为液膜控制。,4填料吸收塔的计算,填料吸收塔计算包括设计计算和操作计算。设计计算主要是获得达到指定分离要求所需要的塔的基本尺寸：填料层高度和塔径。操作计算则要求算出给定的吸收塔的气液相出口浓度等参数。,a气相中的惰性组分与液相中吸收剂的摩尔流量不变； b塔内的温度始终相同； c传质总系数

25、在整个塔内为常量。,吸收操作一般多采用逆流。为计算方便，对塔内的吸收过程作如下假设：,(1)物料衡算与吸收操作线方程,如图，取塔底至塔截面MM间的塔段作为衡算范围，对吸收质作物料衡算：,qn,VY+ qn,LX1 = qn,VY1+ qn,LX,经整理 得,上式称为吸收操作线方程。,式中， qn，V惰性组分的摩尔流量， mols-1 qn，L吸收剂的摩尔流量， mols-1 Y1，Y分别为吸收塔底及截面M上吸收质的气相摩尔比， mol(吸收质)/ mol(惰性组分) X1，X分别为吸收塔底及截面M上吸收质的液相摩尔比， mol(吸收质)/ mol(吸收剂),通过代表塔底组成的A（X1,Y1）点

26、。Y2和X2是吸收塔顶截面上的实际气液相浓度，服从吸收操作线方程。,如图所示。操作线离平衡线越远，吸收推动力越大。,吸收剂用量大小直接影响着操作费用和设备尺寸，必须首先确定。对吸收质进行物料衡算：,式中qn,L/qn,V 是每摩尔惰性组分所用吸收剂的物质的量(mol)，称为吸收液气比。,吸收率的定义为：气体经过吸收塔被吸收的吸收质的量与进入吸收塔的吸收质的量之比，即,qn,VY1+ qn,LX2 = qn,VY2+ qn,LX1,经整理 得,（2）吸收剂用量,线，吸收推动力增大，吸收速率加快，完成同等分离任务所需的气液接触面积减小，塔高减低，设备费用降低；但吸收剂消耗增加，输送吸收剂所需的功率

27、增加，液相出口浓度X1下降，再生费用也增加，操作费用上升。,如图，吸收操作线的B点固定，若增大吸收剂用量，操作线斜率qn,L/qn,V增大, A点左移，操作线远离平衡,如下图(a),(b)所示，当吸收剂用量减小到一定程度，操作线与平衡线将相交或相切。此时吸收推动力为零，要完成规定的气体分离任务塔高必须无穷大。此时吸收剂的用量称为最小吸收剂用量，以qn,Lm/qn,V表示。,相应的液气比称为最小液气比，以 qn,L,m/qn,V表示.,若减小吸收剂用量，操作线斜率减小,A点右移，操作线靠近平衡线，吸收推动力减小，吸收速率减慢，完成同等分离任务所需的气液接触面积增大。,吸收剂用量大，设备费用低，操

28、作费用高；吸收剂用量小，设备费用高，操作费用低，各有利弊。一般情况下取吸收剂用量为最小吸收剂用量的1.151.5倍较为适宜。 此时X1X1，则最小液气比为:,塔径的大小主要根据塔设备单位时间处理气体混合物的量塔内所采用的气流速度来决定。圆筒形填料塔的直径为,qv，s操作条件下混合气体体积流量；u0 空塔气体流速。,（3）塔径的计算,（4）填料层高度的计算,如图，取一微元填料层，其高度为dz，气液接触面积为dA，依据物料衡算，该微元段内气液之间吸收质的传递量dG为：,经过该微元填料层内气相和液相吸收质的变化量分别为:,基本计算式,该微元填料层的气液接触面积,式中填料塔的横截面积，m2； a单位体

29、积填料的有效气液接触面积。,综合以上三式，得,a的数值很难直接测定，因此常将KY与a或KX与a的乘积视为一体一并测定，称为体积吸收系数。,传质单元高度与传质单元数,HOG、HOL，分别称气相传质单元高度和液相传质单元高度；它与填料塔和填料的结构、填料的润湿状况、流体流量和流动状态等有关，反映吸收设备的优劣。传质单元高度越小，KYa或KXa越大，吸收速率越大，所需填料层高度越小。传质单元数与吸收相平衡及分离要求的高低有关，判断吸收的难易程度。推动力越大，要求气体浓度变化小，吸收过程易进行，所需传质单元数越小，即填料层高度越小。,可采用的方法有图解法、脱吸因数法、数值积分法、对数平均推动力法等。,

30、Y=Y1时，Y=Y1 Y1*,；YY2时，,故上式Y一Y直线的斜率为,对数平均推动力法求传质单元数,称为填料层上、下两端面的对数平均传质推动力,同理可得,当(Y1/Y2)2或(X1/X2)2时,可用算术平均值代替对数平均值.,小 结,吸收生产能力取决于吸收速率的大小。吸收推动力指气相、液相的实际浓度与另一相实际浓度所要求的平衡浓度之差，随系统压力和气液平衡关系的改变而改变。吸收阻力与吸收过程的本质相关。双膜理论为此提供了一种简单而有效的吸收物理模型。吸收过程的阻力全部集中在相界面两侧的气膜与液膜层中，并仿照单分子扩散速率方程建立了吸收速率方程。,吸收的分离效率和吸收的生产能力是吸收操作的两个重

31、要指标。气体混合物能否被有效分离取决于吸收质在吸收剂中的溶解度，受温度、压强的影响。低温高压利于吸收；反之，利于解吸。,填料吸收塔的计算主要包括吸收剂用量和填料层高度的确定。适宜的吸收剂用量约为最小吸收剂用量的1.151.5倍，最小吸收剂用量可通过图解法或解析法获得。 利用物料衡算式、相平衡关系和吸收速率方程推导出的填料层高度计算公式,可表述为传质单元数与传质单元高度的乘积。传质单元高度反映填料性能、塔的结构、流体运动状态等对吸收的影响，传质单元数则反映吸收剂性能的优劣与分离要求的高低。 当物系的平衡关系服从亨利定律时，可采用对数平均推动力法计算传质单元数。,概述（Introduction）,

32、1.工作原理: 利用液体混合物中各组分(component)挥发性(volatility)差异，以热能为媒介使其部分汽化从而在汽相富集轻组分液相富集重组分而分离的方法。,5.3 液体的蒸 馏 (Distillation),蒸馏操作实例：石油炼制中使用的 250 万吨常减压装置,间歇精馏：多用于小批量生产或某些有特殊要求的场合。连续精馏：多用于大批量工业生产中。,本章着重讨论常压下双组分连续精馏。,3. 蒸馏的分类,常压蒸馏：蒸馏在常压下进行。减压蒸馏：常压下物系沸点较高或热敏性物质不能承受高温的情况加压蒸馏：常压下为气体的物系精馏分离，加压提高混合物的沸点.,多组分精馏：例如原油的分离。双组分

33、精馏：如乙醇-水体系,苯-甲苯体系等。,简单蒸馏或平衡蒸馏：用在分离要求不高的情况下。精馏：分离纯度要求很高时采用。特殊精馏：混合物中各组分挥发性相差很小，难以用普通精馏分离， 借助某些特殊手段进行的精馏。,5.3.1 双组分溶液的气液相平衡关系(Vapor-liquid equilibria in binary systems),1. 理想溶液的汽液平衡拉乌尔（Raoult）定律,蒸馏分离的物系由加热至沸腾的液相和产生的蒸汽相构成。相平衡关系是蒸馏过程分析的重要基础。,液相为理想溶液、汽相为理想气体的物系。理想溶液服从拉乌尔（Raoult）定律，理想气体服从理想气体定律或道尔顿分压定律。根据

34、拉乌尔定律，两组分物系理想溶液上方的平衡蒸汽压为,式中：poA、poB 溶液温度下纯组分饱和蒸汽压。,理想物系：,溶液沸腾时，溶液上方的总压应等于各组分分压之和，即,泡点方程（bubble-point equation）,A、B、C 为安托因常数，可由相关的手册查到。,oA、poB 取决于溶液沸腾温度，上式表达一定总压下液相组成与溶液泡点温度关系。已知溶液的泡点可由上式计算液相组成；反之，已知溶液组成也可算出溶液泡点。,纯组分 饱和蒸汽压与温度的关系，用安托因（Antoine）方程表示：,1.双组分溶液的气液相平衡关系,当汽相为理想气体时,上式为一定总压下汽相组成与温度的关系式。该温度又称为露

35、点（dew-point），上式又称为露点方程。,严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、结构相似的组分所组成的溶液，如苯-甲苯，甲醇-乙醇等，可视为理想溶液；若汽相压力不太高，可视为理想气体，则物系可视为理想物系。,对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平衡数据更多地依靠实验测定。,1.双组分溶液的气液相平衡关系,汽液相平衡图（equilibrium diagram）,（1） T-x(y) 图,T-x(y) 图代表的是在总压 P 一定的条件下，相平衡时汽（液）相组成与温度的关系。,在总压一定的条件下，将组成为 xf 的溶液加热至该溶液的泡点 tA，产生第一个气泡的组成为 yA。,继续加

36、热，随温度升高，物系变为互成平衡的汽液两相，两相温度相同组成分别为 yA 和 xA 。,当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为 yA= xf 的气相，最后一滴液相的组成为 xA。,乙醇-水溶液物系的泡点线和露点线在 M 点重合，该点溶液的泡点比两纯组分的沸点都低，这是因为该溶液为具有较大正偏差的溶液，组成在 M 点时两组分的蒸汽压之和出现最大值。M 点称为恒沸点，具有这一特征的溶液称为具有最低恒沸点的溶液。常压下，乙醇-水物系恒沸组成摩尔分数为0.894，相应温度为78.15(纯乙醇为78.3)。 与之相反，硝酸-水溶液为负偏差较大的溶液，在硝酸摩尔分数为0.383时，两组分的蒸汽压之

37、和最低，T-x(y) 图上对应出现一最高恒沸点（M点），其沸点为121.9。此溶液称为具有最高恒沸点的溶液。 在恒沸点时汽液两相组成相同，用一般的蒸馏方法不能实现该组成下混合溶液的分离。,根据相平衡常数的定义,式中 i，i 的计算与气（汽）相组成和液相组成有关，相平衡常数 K 不仅与系统温度、压强有关，也与组成有关。当系统压力较低，气相近似为理想气体时，气相逸度系数 i 接近于1，波印丁因子也接近于1，有,若液相也为理想溶液，液相的活度系数就等于1，则,液相为非理想溶液，汽相为理想气体的相平衡常数计算式,此式即为拉乌尔定律表达式。,对多组分物系汽液平衡关系的计算，应用相平衡常数比较方便。,溶液

38、中各组分的挥发性由挥发度来量衡，定义为组分在汽相中的平衡蒸汽压与在液相中的摩尔分数的比值。对双组分物系,对纯组分液体，其挥发度就等于该温度下液体的饱和蒸汽压。,溶液中两组分挥发度之比称为相对挥发度，用 表示,当操作压强不高，气相服从道尔顿分压定律时，上式可改写为, 大小可以判断能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。,5.3.2相对挥发度（Relative volatility）,对双组分物系有 yB=1-yA，xB=1-xA，代入并略去下标 A 可得,相平衡方程,对理想溶液，组分的挥发度 = po ，所以, 值随温度变化相对较小，在一定的温度范围内，常取 的平均值用于相平衡计算。, 1，表

39、示组分 A 较 B 易挥发； 值越大，两个组分在两相中相对含量的差别越大，越容易用蒸馏方法将两组分分离；若 =1， yA=xA，此时不能用普通蒸馏方法分离该混合物。,若已知两组分的相对挥发度，可由上式确定汽液平衡组成。,常温下苯和甲苯的相对挥发度,5.3.3平衡蒸馏与简单蒸馏,6.2.1 平衡蒸馏,1. 定义 平衡蒸馏是液体的一次部分汽化或蒸汽的一次部分冷凝的蒸馏操作。生产工艺中溶液的闪蒸分离是平衡蒸馏的典型应用。,闪蒸操作流程：一定组成的料液被加热后经节流阀减压进入闪蒸室，液体因沸点下降变为过热而骤然汽化，汽化耗热使得液体温度下降，汽、液两相温度趋于一致，两相组成趋于平衡。由闪蒸室塔顶和塔底

40、引出的汽、液两相即为闪蒸产品。,2. x-y 图,x-y 图代表在总压一定下，液相组成和与之成平衡的汽相组成的关系。x-y 图可通过 T-x(y) 图作出，图中对角线 (y=x) 为一参考线。大多数溶液，两相平衡时，y 总是大于 x，平衡线位于对角线上方。平衡线偏离对角线越远，该溶液越易分离。恒沸点时，x-y 线与对角线相交，该点处汽液相组成相等。,3. 汽液平衡关系式的表示方法,相平衡常数 （distribution coefficient）,汽液两相平衡组成常用相平衡常数 K 或相对挥发 的关系式来表达。,Ki 表示 i 组分的相平衡常数，其定义为,式中： yi 和 xi 分别表示 i 组

41、分在互为平衡的汽、液两相中的摩尔分数。 对于易挥发组分，Ki 1，即 yi xi。Ki 值越大，组分在汽、液两相中的摩尔分数相差越大，分离也越容易。,6.1 双组分溶液的气液相平衡关系,闪蒸过程可通过物料衡算、热量衡算以及相平衡关系求解所需参数。下面以两组分混合液连续稳定闪蒸过程为例给予说明。,2. 物料衡算,总物料衡算,式中：F、D、W 进料流率和出塔汽.液相产物的流率，kmol/s； xF、yD、xW 料液组成以及出塔汽、液相产物的摩尔分数。,易挥发组分的物料衡算,两式联立可得,6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏,料液由进料温度 tF 升至 t0 需供给的热量 Q 为,闪蒸后，料液温度由 t0 降

42、至平衡温度 te，若不计热损失，则料液放出的显热全部用于料液的部分汽化所需的潜热，即,4. 热量衡算,通过以上诸式，在 q 为已知的条件下，由物料衡算与相平衡关系求得yD、xW 后，由温度-组成相图求 te，进而求 t0。汽化量大， (1-q) 值大，闪蒸前料液温度需加热至更高的 t0 值。,由上式可得,6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏,任一时刻，易挥发组分在蒸汽中的含量 y 始终大于剩余在釜内的液相中的含量 x，釜内易挥发组分含量 x 由原料的初始组成 xF 沿泡点线不断下降直至终止蒸馏时组成 xE，釜内溶液的沸点温度不断升高，蒸汽相组成 y 也随之沿露点线不断降低。,t/C,x(y),0,1.0

43、,露点线,泡点线,xA,yA,xf,6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏,5.3.3精馏原理 (Principle of Rectify),蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。 本节以两组分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申，讲解精馏的操作原理及其实现的方法，从而理解和掌握精馏与简单蒸馏的区别（包括：原理、操作、结果等方面）。,6.2.1 蒸馏的操作和结果 以苯-甲苯混合液为例，图6-1为其装置和流程简图，其t-x-y 相图如图6-2 所示。将组

44、成为xF、温度为t1的混合液加热到t3，使其部分气化，并将气相与液相分开，则所得的气相组成为y3,液相组成为x3。可以看出，y3xFx3 。,由此可知，简单蒸馏，即将液体混合物进行一次部分气化(单级)的过程，只能起到部分分离的作用，只适用于要求粗分或初步加工的场合。而要使混合物中的组分得到高纯度（几乎完全）的分离，只有进行精馏。,从相图可以看出，用一次部分气化得到的气相产品的组成不会大于yD，而yD 是加热原料液xF时产生的第一个气泡的平衡气相组成。同时，液相产品的组成不会低于xW，而xW是将原料也全部气化时剩下最后一滴液体的平衡液相组成。组成为xW的液体量及组成为yD的气体量是极少的。至于将

45、xF的原料液加热到t3时，液相量和气相量之间的关系，可由杠杆规则来确定。,5.3.5 多次部分气化和部分冷凝,1. 过程分析,上述的气液相浓度变化情况可以从图中清晰地看到.因此,同时多次地进行部分气化是使混合物得以完全分离地必要条件.,不难看出, 图6-3所示的流程在工业上是不能采用的, 因其存在以下两个问题：,（1）分离过程得到许多中间馏分，如图中的组成为x1.x2 等液相产品，因此最后纯产品的收率就很低； （2）设备庞杂，能量消耗大。,同时，由图还可以看出，当第1级所产生的蒸气y1与第3级下降的液体x3直接混合时，由于液相温度t3低于气相温度t1，因此高温的蒸气y1（潜热）将加热低温的液体

46、x3，而使液体部分气化，蒸气自身则被部分冷凝。传热,从图6-5可知，将每一级中间产品返回到下一级中，不仅可以提高产品的收率，而且是过程进行的必不可少条件。例如，对第2级而言，如没有液体x3回流到y1中(无中间加热器和冷凝器)，就不会有溶液的部分气化和蒸气的部分冷凝，第2级也就没有分离作用了。因此每级都需有回流液。,2. 实现精馏操作的条件,对增浓难挥发组分来说，道理是完全相同的。进入最低1级的难挥发组分(最高浓度)的蒸气只能有最低一级下降的液体部分气化而得到，此时气化的热量由加热器（称为再沸器）供给。在再沸器中，溶液的部分气化而产生上升蒸气(又称:气相回流)，如同塔顶回流一样，是精馏连续稳定操

47、作的另一个必要条件。,对于最上一级（图6-5中第3级）而言，将y3冷凝后不是全部作为产品，而把其中一部分返回与y2相混合是最简单的回流方法。通常，将部分产品引回设备的操作称为回流。回流是保证精馏过程连续稳定操作的必要条件之一。,混合液体连续或多次部分汽化，釜液组成沿 t-x(y) 相图的泡点线变化，可得难挥发组分含量很高而易挥发组分含量很低的釜液。 混合蒸汽连续或多次部分冷凝，蒸汽组成沿 t-x(y) 相图的露点线变化，可得到易挥发组分含量很高而难挥发组分含量很低的蒸汽。 精馏过程正是这二者的有机结合。,精馏：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进行部分气化和部分冷凝，使其分

48、离成几乎纯态组分的过程。,3. 定义,5.3.4精馏塔的操作情况,精馏操作在直立圆形的精馏塔内进行. 塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料, g-l 两相传质可以是微分接触式或逐级接触式. 传质设备对吸收和蒸馏过程通用. 本章以逐级接触的板式塔为重点.,1) 气相部分冷凝, 使其中难挥发组分转入到液相中； 2) 气相冷凝放出潜热传给液相, 使其部分气化, 其中的部分易挥发组分转入到气相, 结果: xnyn+1。,理论板: 气.液两相在塔板上充分接触.混合, 进行传质.传热后,两相组成均匀且离开塔板的气.液两相呈相平衡关系.显然,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.,5

49、.3.6精馏流程,对于间歇精馏: 原料液一次加入塔底, 只有精馏段.,精馏段:加料板以上的塔段.上升汽相中重组分向液相传递，液相中轻组分向汽相传递，完成上升蒸气轻组分精制。 提馏段:加料板及其以下的塔段.下降液体中轻组分向汽相传递，汽相中重组分向液相传递，完成下降液体重组分提浓。,5.3.6 双组份连续精馏的计算,1. 恒摩尔流假设,在设计中, 先求得理论板层数, 然后结合塔板效率予以校正，即可求得实际板层数。 对于一个理论板, 离开该板的气液两相组成（yn与xn）的确定可通过相平衡关系. 如果再能确定下降液体的组成xn及下一层板上升蒸气组成yn+1之间的关系, 那么整个塔内个各板的组成可逐板

50、算出, 板数即为指定分离要求下的理论板层数. 操作关系: yn+1 与xn之间的关系, 由精馏条件来确定, 精馏的特征方程.,恒摩尔流假定:对整个精馏塔, 每层板上升蒸汽摩尔流率相等，每层板下降液体摩尔流率相等。,由于精馏过程是涉及传热和传质的过程,相互影响的因素较多, 引入恒摩尔流假定, 使得连续精馏过程计算大大简化。,塔板上有多少摩尔的蒸汽冷凝，就有多少摩尔的液体汽化。因此该精馏过程属等摩尔反向扩散传质过程。对于多数有机同系物和许多相近的理想体系，各组分的摩尔气化热相差不大.恒摩尔流假设均适用. 恒摩尔流假设必须满足的条件是：,2.物料衡算和操作线方程（1） 全塔物料衡算,图6-10所示,