《化工蒸馏》PPT课件.ppt

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1、第七章 蒸馏,蒸馏操作实例：石油炼制中使用的 250 万吨常减压装置,7.1 概述（Introduction）,许多生产工艺常常涉及到互溶液体混合物的分离问题，如石油炼制品的切割，有机合成产品的提纯，溶剂回收和废液排放前的达标处理等等。分离的方法有多种，工业上最常用的是蒸馏或精馏。,2.蒸馏操作的用途,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。,蒸馏的分离对象：均相的液体混合物蒸馏分离的介质：实现部分汽化与部分冷凝所需的热量及冷量蒸馏分离的依据：混合液体中各组分挥发度不同

2、 将液体混合物加热沸腾使之部分气化必有yA xA或yB yB。上述两种情况所得到的气、液相组成均满足,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。,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

3、些特殊手段进行的精馏。,蒸馏方式,操作方式,操作压力,组分数目,7.2 双组分溶液的气液相平衡,7.2.1 相律 自由度=组分数-相数+2 即F=C+2 故双组分气液平衡物系的自由度为2，在t、p、y、x 4个变量中，任意确定其中的两个变量，则物系的状态被唯一地确定,余下的参数已不能任意选择。一般精馏在恒压（p一定）下操作，物系只剩下1个自由度。故：指定温度t，则气液组成y、x均为t的函数被确定。换句话说，y、x与t之间存在一一对应关系t y或t x；指定液相组成x，则气相组成y被确定，换句话说y与x之间存在一一对应关系y x。上述函数关系的具体形式到底怎么样？我们先讨论理想物系的情况。,7.

4、2.2 两组分理想物系的气液平衡,（1）液相组成x与液相温度t（泡点）关系式 理想物系包括两个含义：液相为理想溶液，服从拉乌尔定律:,气相为理想气体，符合道尔顿分压定律:,若汽液平衡时的总压p不很高（如1MPa内），道尔顿分压定律可适用于气相,(7-3),纯组分的饱和蒸汽压p0与温度t的关系式p0=f(t)可用安托因方程表示，即,常用液体的安托因常数A、B、C值可由有关手册查得。注意：式中p0的单位为kPa,温度t 的单位为C。泡点t与液相组成x之间的计算类型及算法有哪些呢？,已知总压p 及泡点 t，求 x算法：,将 t 及各组分的安托因常数代入安托因方程求出、,将p、代入 中直接求出x，算法

5、简便；,已知总压p及液相组成x，求泡点t算法：,假设一个t用安托因方程求出、,将p、代入 中求x计,比较 x计 与已知x,若x计x，说明假设t偏小，下一轮试差时t要增大；若x计 x，说明假设 t 偏大，下一轮试差时 t 要减小，试差到 x计=x 为止，所设 t 即为所求 t。,（2）气相组成 y与气相温度t（露点）的关系式,将x与p、的关系式代入道尔顿分压定律即可得y与t(露点)的关系为,与t（泡点）x间的计算类似，t（露点）y间的计算也有两种类型，算法也类似。其中已知总压p及气相组成y、求露点t的计算也要用试差（或迭代）法。,（3）气液两相平衡组成y x间的关系式 把拉乌尔定律代入道尔顿分压

6、定律可得：,注意：K称为相平衡常数，实际K并非常数。K是总压p和温度t（与 t 有关）的函数。工程上用图的形式表示tx（或y）的关系及yx的关系直观明了，分析问题或计算方便。tx（或y）及yx图是如何画出的？其形式又怎样呢？,7.2.3 相图,（1）t x（或y）图 t x（或y）图如右图所示，有以下特点：,两个端点：端点A代表纯易挥发组分A（x1.0),端点B代表纯难挥发组分B（x0）。纯A沸点 tA 小于纯B沸点tB；两条线：tx线为泡点线，泡点与组成x有关；ty线为露点线，露点与组成y有关；,三个区：tx线以下为过冷液体区；ty线以上为过热蒸汽区；两线之间的区域为气液共存区，该区内气液两

7、相的组成y与x服从相平衡关系、两相的量符合杠杆定律。,注意：只有设法使体系落在气液共存区才能实现一定程度的分离。,注意：纯物质在一定压力下饱和温度称为沸点，是一定值，且无泡点、露点之分；二元理想溶液在一定压力下，其泡点与露点不是定值，溶液组成不同，其泡点与露点均不同，且易挥发组分的组成x越大，泡点越小；y越大，露点越小；即使同一组成的汽相与液相（即y=x）其对应的泡点与露点也不相同，露点大于泡点（非理想体系中的恒沸点处露点=泡点）；汽液混合物一定符合相平衡关系，如C点液相组成x与汽相组成y成平衡关系，其温度相同，但对x来讲是泡点，对y来讲是露点。,(2)y x图 y x图如下图所示，有以下特点

8、：,理想物系，故y x（），相平衡曲线(yx)必位于对角线上方，且yx 线离对角线越远，越有利于精馏分离；yx 曲线上各点对应于不同的温度，y、x值越大，体系的平衡温度越低。,7.2.4 挥发度和相对挥发度,（1）挥发度,若为理想溶液，应用拉乌尔定律可得,（2）相对挥发度,把道尔顿分压定律代入上式，可得,来描述二元溶液的汽液相平衡；xy图是常用的相图；,或,一般情况下，yx即1，越大，则平衡线远离对角线二元溶液易于分离；操作压力越小则越大易于分离；=1时，平衡线与对角线重合，无法通过普通蒸馏实现二元溶液的分离；液体的正常沸点（蒸汽压等于101.3kPa时的温度）较低，表明在同一温度下其蒸汽压较

9、高，故理想溶液两组分挥发的难易也可以用其沸点的高低来表示，沸点差越大，则相对挥发度也越大。,7.2.5 非理想溶液,(1)正偏差溶液 aABaAA，aABaBB，即异分子间的排斥倾向起了主导作用，使溶液的两个组分的平衡蒸汽压都比拉乌尔定律所预计的高，如右图所示。,非理想溶液,正偏差严重时形成具有最低恒沸点的溶液，下面两张分别为苯乙醇溶液的tx（y）图及yx图。,由图可知苯乙醇溶液的最低沸点tM68.3C,恒沸物的组成xM=0.552。,(2)负偏差溶液 aABaAA，aAB aBB，即异分子间的吸引力大于同分子间的吸引力，使得溶液中两组分的平衡蒸汽压都比拉乌尔定律所预计的低，如右图所示。,7.

10、3.1 简单蒸馏,简单蒸馏是一非稳定过程，是间歇蒸馏方式，要求得馏出液量与组成或残液量与组成，就必须在微元时间内进行物料衡算而后积分求解。,设在微元时间dt内釜液量减少dW，组成降低dx，初始汽相组成为y，液相组成为x，经过微元时间后残液量为W-dW，残液组成为x-dx，蒸出的易挥发组分的量为y dW，因此：,或,流程,7.3简单蒸馏与平衡蒸馏,略去高阶项，得到：,（1）理想溶液,且取平均值视为常数，积分可得：,(7-11),若以釜内溶液中两种组分的千摩尔数A和B替代摩尔分率x，则,（2）在使用浓度范围平衡关系符合直线关系，即y=mx+b,(7-13),（3）非理想溶液 若平衡关系可用数学表达

11、式表示并且可积，采用直接积分；否则用图解积分或数值积分。,(7-14),上述物料衡算可从W1、x1加上W2、x2之一中算出W2、x2中未知的一个。余下馏出液的量WD及组成xD，可用原料液、残液及馏出液间的物料衡算决定：,7.3.2 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引出的汽、液两相即为闪蒸产品。,闪蒸罐,塔顶产品,yA,xA,

12、加热器,原料液,塔底产品,Q,减压阀,流程,令q=L/F表示底部液相的残留率，则气化率为f=V/F=(1-q)上式可化为,（7-16）,当xF与q已知，与汽液相平衡联立即可确定yD、xW及平衡温度。,讨论：相同的汽化率下简单蒸馏的效果优于平衡蒸馏；,p，平衡线靠近对角线，yD，xW；,汽化率f，q，则斜率，yD，xW；,进料组成xF，则yD，xW；,闪蒸塔中实现部分汽化，若将汽相进行冷却实现部分冷凝也属于平衡蒸馏过程。,7.4 精馏,7.4.1 精馏原理（1）流程,精馏是利用混合液中各组分挥发度的差异，实现组分高纯度分离的多级蒸馏操作，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，实现精馏操作的主体

13、设备是精馏塔。,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。,对于简单蒸馏，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。,为何要采用精馏？,7.4.2 多次部分

14、气化和部分冷凝,如果将前面所示的蒸馏单级分离加以组合,变成如右图所示的多级分离流程（以3级为例）.若将第1级溶液部分气化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝,然后再将冷凝液在第2级中部分气化,此时所得气相组成为y2，y2y1,这种部分气化的次数（级数）愈多,所得到的蒸汽浓度也愈高,最后几乎可得到纯态的易挥发组分.同理,若将从各分离器所得到的液相产品分别进行多次部分气化和分离,那么这种级数愈多,得到的液相浓度也愈低,最后可得到几乎纯态的难挥发组分.,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,上面所示的流程在工业

15、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。,改进 用一个设备：塔（板式塔，填料塔）；冷凝放出的热用于汽化需要的热；塔顶引入液相回流，塔底引入气相回流。,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，使其分离成几乎纯态组分的过程。,3.定义,7.4.3 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

16、重点.,图7-8所示的为泡罩塔中任意第n层板上的操作情况.进入第n板的气相浓度和温度分别为yn+1和tn+1，液相的浓度和温度分别为xn-1和tn-1，二者互不平衡,yn+1tn-1-存在温度差和浓度差-传质和传热.其结果:,图 7-8 泡罩塔的操作情况,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。,7.4.4 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

17、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。,7.5 双组份连续精馏的计算,确定产品的流量和组成.确定精馏塔的类型,如选择板式塔或填料塔.根据塔型,求算理论板层数或填料层高度.确定塔高和塔径.对板式塔,进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算;对填料塔,需确定填料类型及尺寸,并计算填料塔的流体阻力.计算冷凝器和再沸器的热负荷,并确定两者的类型和尺寸.,双组分连续精馏塔的工艺计算主要包括以下内容：,本节重点讨论前两项,其中3).4)项内容将在第8章详细讨论.,7.4.1 平衡级理论与全塔效率 平衡级（理论板）,若为理想溶液满足,理论板:气.液两相在塔板上充分接

18、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.,平衡级蒸馏与平衡蒸馏的区别：平衡蒸馏或简单蒸馏由外界提供热量或冷量实现部分汽化或部分冷凝；其分离过程主要受传热控制；而平衡级蒸馏无须外界提供热量（对该平衡级而言），由汽、液两相接触传热、传质，这样便于采用多次的平衡级蒸馏实现高纯度的分离，这种多级的平衡级蒸馏过程称为精馏。,全塔效率实际塔板数=理论塔板数全塔效率 全塔效率与分离体系的性质、操作条件及塔板结构等因素有关，通常由实验测定。,恒摩尔流假设 1、恒摩尔气流：精馏过程中，精馏段内各塔板上升蒸气摩尔流量

19、均相等，提馏段也是如此，但两段上升蒸气的摩尔流量不一定相等。即：精馏段：V1=V2=-=Vn=V（kmol/h）提馏段：V1=V2=-=Vn=V（kmol/h）2、恒摩尔液流：精馏过程中，精馏段内各塔板下降液体摩尔流量均相等，提馏段也是如此，但两段下降液体的摩尔流量不一定相等。即：精馏段：L1=L2=-=Ln=L（kmol/h）提馏段：L1=L2=-=Ln=L（kmol/h）,各组分的摩尔汽化潜热相等；气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；塔设备保温良好,热损失可也忽略.,恒摩尔流假设恒摩尔流必须满足的条件是：,基于恒摩尔流假设，则所有变量单位采用mol为基准；基于质量流假设，则所有变量采

20、用kg单位为基准。,7.4.2 全塔物料衡算,定义：,塔顶产品采出率：,塔底产品采出率：,塔顶易挥发组分回收率：,塔底难挥发组分回收率：,注意：对一定的生产任务xF为已知量，所以D/F、W/F、xD、xW中只有2个是独立的。如：确定了xD、xW那么采出率D/F、W/F确定，反之亦然；因为=DxD/(FxF)1则(D/F)(xF/xD)，故当xF、xD确定时，采出率(D/F)的极限值就已确定；反之，xD(FxF/D)、(D/F)确定时，xD的最大极限值就已确定。,7.4.3 精馏段物料衡算,对虚线划定的范围进行物料衡算,定义回流比,（7-25c）,上述物料衡算可以用一个总式来表示，自任一第n块板

21、下降的液流组成xn与第n+1板上升的气流组成yn+1之间有：,上式是由精馏段物料衡算得到的，反映的是精馏段由下一块理论板上升的汽相组成 y 与上一块板下降的液流组成 x 之间的关系，称为精馏段操作线方程，略去下标写成：,（7-26）,（7-26）,精馏段操作线方程经过点（xD，xD）和（0，xD/（R+1），斜率为R/(R+1),7.4.3 提馏段物料衡算,根据精馏段中物料衡算的方法，同样可以获得提馏段中的物料衡算式：,上式反映的是提馏段中下一块理论板上升的汽相组成 y 与上一块板下降的液流组成 x 之间的关系，称为提馏段操作线方程。,（7-28）,注意两操作线方程中x、y的含义。,x=xW时

22、，y=yW，x=0时，,在相图上可以根据这两点作出提馏段操作线，但一般xW较小，作图误差大；通常不采用这种方法；更有效、更方便、更准确的方法后面介绍。,7.4.4 进料状态及进料板物料衡算、热量衡算（1）进料状态根据进料的料液温度有五种状态 T泡点 过冷液体（q1）T泡点 饱和液体（q1）泡点T露点 汽液混合物（0q1）T露点 饱和蒸汽（q0）T 露点 过热蒸汽（q0）,（2）进料板物料衡算 定义进料液中液相的分率为q，kmol液相/kmol料液；则汽相所占分率为1-q。料液中的液相流量qF进塔后向下流动与精馏段的液相流量L汇合进入提馏段，则：,（7-29）,（7-30）,进料若为液体（饱和，

23、过冷）则其组成与进料组成xF相同，若为蒸汽进料（饱和、过热），则其蒸汽组成与进料组成相同；但是汽液混合进料时，其汽相、液相组成均不等于进料组成xF，而是总组成为xF，若汽液混合物中液相组成为x，汽相组成为y，那么由物料衡算有：,即,液相组成x与汽相组成y混合进料，故x与y符合相平衡关系：,结合以上两式求得汽液混合进料时汽相与液相的组成y 与x。,若将精馏段与提馏段操作线联立：,且,（7-33）,该方程是精馏段与提馏段操作线联立得到的，是精馏段与提馏段操作线交点的轨迹方程，同时又反映了进料中汽液组成x、y的物料衡算关系，称为q线方程（进料方程）。,点（xd，yd）为q线、精馏段操作线、提馏段操作

24、线的交点；点(xe，ye)为相平衡线与 q线的交点，xe，ye为汽液混合进料中汽液相的组成。,（3）进料板热量衡算,工程上忽略温度对焓值的影响，即,进料方式：过热蒸汽 iFiV，q0，L=L+qF L，V=V-(1-q)FV-F 饱和蒸汽 iFiV，q0，L=L+qF=L，V=V-(1-q)F=V-F 汽液混合 iLiFiV，0q1，L=L+qFL，V=V-(1-q)FV 饱和液体 iFiL，q1，L=L+qF=L+F，V=V-(1-q)F=V 过冷液体 iFiL，q1，L=L+qF L+F，V=V-(1-q)FV,讨论：饱和液体，泡点进料,q线变为 x=xF,饱和蒸汽，露点进料,q线变为 y

25、=yF,汽液混合进料,提馏段操作线方程的其他求解方法 a、物料衡算方法：,b、两点求直线法：,进料状态（q 值）对分离过程的影响,q，进料带入的热量增大，xF、xD、xW、R不变，塔底的供热量必减少才能保证塔顶冷凝量不变，则塔釜上升的蒸汽量V 相应减小，L/V,提馏段操作线远离对角线，达到同样的分离要求，所需理论塔板数增大。,若塔釜供热量（V）不变，进料带入热量增加，q，则V，R，精馏段操作线斜率L/V，靠近对角线，远离平衡线，所需理论塔板数减小。,在热量不变的情况下，热量应尽可能在塔底输入，使所产生的汽相回流能在全塔中发挥作用；而冷量应尽可能施加于塔顶，使所产生的液体回流能经过全塔而发挥最大

26、的效能。,7.4.5 理论塔板数的计算（1）逐板计算法,提馏段操作线方程,精馏段操作线方程,相平衡方程（理想溶液）,计算过程总共用了n+m次相平衡关系，因而全塔所需的理论板数N=n+m块（包括再沸器）。为什么理论板数中包含再沸器的呢？,再沸器实现了部分汽化相当于一块理论板，L=V+W，xw与yw呈平衡关系。精馏段塔板数为n-1；提馏段塔板数为m（不含再沸器）；进料板为第n块。这种方法适用于相平衡关系可写成数学表达式的场合。,（2）图解法 步骤：在xy图中作出平衡线与对角线；在x轴上定出xD、xF、xw的点，并通过这三点作垂线定出对角线上的点a、f、b；在y轴上定出yc=xD/(R+1)的点c，

27、连a、c作出精馏段操作线；由进料状况求出q线的斜率q/(q-1)，并通过点f作q线;,将q线、精馏段操作线的交点d与点b连成提馏段操作线bd；从点a开始，在平衡线与精馏段操作线之间作梯级，当梯级跨过点d时（这个梯级相当于加料板），然后在平衡线与提馏段操作线之间作梯级，直到跨过点b为止。数梯级的数目，就可以分别得出精馏段和提馏段的理论板数，同时也就确定了加料板的位置。,再沸器内进行的过程是部分汽化，xw与yw达到平衡，故相当于一次平衡蒸馏或一层理论板，则提馏段和全塔所需的理论板数应从以上得出的数目减1；如果塔顶的冷凝器不是全凝器而是分凝器，也相当于一层理论板，使得分离所需的理论板数再减一层。,应

28、当指出：用图解法代替逐板计算法较直观，但当所需的理论板数相当多，则图解法不易准确，应采取适当的数值计算法；上述解法中应用了恒摩尔流假设，与之偏差大的物系，如水醋酸体系，误差较大，需用其他方法。,7.4.6 回流比的确定及其意义,设计时，分离要求xD、xW、分离任务如xF、F、q等确定，若R，R/(R+1)，xD/(R+1)，L/V，操作线均远离平衡线，完成一定分离要求所需的理论塔板数N，设备投资；但R，V=(R+1)D，V=V-(1-q)F，操作费用。,若R，则设备投资，操作费用，故必然存在一适宜（最佳）回流比Ropt使得设备费与操作费总和最小，在经济上最合理，故在设计中回流比的选择应慎重，它

29、是重要的设计参数。,操作时，进料量F、进料状况q、xF等不变，精馏塔的总板数、精馏段的塔板数、提馏段塔板数不变，若R，R/(R+1)，xD/(R+1)，提馏段操作线斜率L/V，但塔板数不变只能是xD，xW，即精馏段操作线斜率增大有利于分离，分离能力提高；而提馏段操作线斜率减小有利于分离，分离能力提高；此时分离能力提高的代价是采出率减小：,（1）最大回流比（全回流）当回流比R增大，在一定的分离要求下，所需的理论塔板数减少；当R 时，,即塔顶没有出料，为保持稳定，不能有进料，塔底也没有出料，F=0，W=0,精馏段与提馏段操作线斜率均为1，操作线与（对角线y=x）重合。故R时，所需理论塔板数最少NN

30、min，称为全回流。,在全回流条件下，所需的理论塔板数可作图求解，对理想溶液也可采用解析法求解。,相平衡方程：,若塔顶为全凝器,依此类推,故在全回流条件下，所需的最小理论塔板数为：,该式称为芬斯克（Fenske）方程，可适用于多组分理想溶液中任意两组分；对二元理想溶液，可略去下标。,式中Nmin均包括再沸器在内，故求得Nmin后应减一块，才是所需的理论塔板数。全回流由于不须进料，也没有出料，其主要用于开车阶段，质量波动须稳定以及测板效率等场合。,（2）最小回流比 操作线、q线与相平衡线交于e点（挟点、挟紧点），此时在e点组成达平衡，塔板数逐板计算作图时在点无法越过，也就是说此时塔板数趋于无穷多

31、，无法达到分离要求，因此实际操作的回流比不应小于等于这一最小回流比，此最小回流比用Rmin表示。,根据分离要求xD已知，若能求得e点组成，即可求得最小回流比，那么(xe，ye)如何求？,q=1时（泡点进料），xe=xF；q=0时（露点进料），ye=xF。能否用进料线与精馏段操作线方程联立求解？不能，它求出的是(xd，yd)，d点不一定是点e，只有R=Rmin时，对本情况d点与e点重合。,R=Rmin时，d点与e点也有不重合的情况。对平衡线不正常（有明显下凹）的情况，不能采用解析法，只能采用图解法求最小回流比。而正常的平衡线也可采用图解法。,（3）操作回流比的确定 R Rmin时，N；R，N N

32、min 操作回流比的正常范围 Rmin R，但该范围很大，且R 对分离过程有显著的影响，确定回流比的方法有两种：经验设计法：R=（1.1）Rmin 优化设计法：建立经济费用模型求最小年总费用时的最佳回流比Ropt。,7.4.7 实际塔板数与板效率（1）全塔效率（总板效率）E0,根据理论板数和总板效率求实际塔板数，实际塔板数应当圆整。,（2）单板效率（默弗里Murphree板效率）,液相单板效率：,注意：塔板传质速率的影响因素归入塔板效率，使精馏计算大大简化方便，只需由相平衡方程与操作线方程求理论板数，再由总板效率求实际塔板数；塔板效率与汽液相的物性：密度、粘度、扩散系数、表面张力、挥发度等，操

33、作参数：温度、压力、流量，塔板结构：开孔率、孔径大小、分布形式、孔结构等因素有关；使得板效率无法理论计算，通常由实验测定塔板效率；总板效率、单板效率之间定义不同，它们并不相等，即使全塔各板的单板效率相同，总板效率也不等于单板效率；,例 已知xD=0.98，Emv,1=0.6，=2.47；求全回流操作时，塔顶第二块实际板上升汽相组成y2（塔顶为全凝器）。,7.4.8 理论板的捷算法R Rmin时，N；R，N Nmin；根据众多实验数据整理出Rmin、R、Nmin、N间关系；作出吉利兰（Gilliland）关联图，回归式：,式中,该方法可适用于二元、多元精馏，求出Rmin、Nmin再确定R 从而由

34、吉利兰关联式求出N，常用于估算。,精馏段的最少理论板数Nmin,1在饱和液体进料时，可由下式求得,吉利兰图,7.5 二元精馏的其他类型,7.5.1 带分凝器精馏塔,总物料衡算：,易挥发组分衡算：,（不含再沸器与分凝器）,7.5.2 直接蒸汽加热,总物料衡算：,易挥发组分衡算：,式中V0=V，W*=L，y=0,精馏段操作线方程、进料方程、相平衡方程对于间接蒸汽加热与直接蒸汽加热是否相同？,提馏段操作线方程：,也可用两点（xd，xd）和（xW*，0）求直线的方法获得：,讨论：当xF、xD、R、q、D/F相同时：,而,不论是直接蒸汽加热还是间接蒸汽加热其提馏段操作线的斜率均为：,其操作线如图所示，可

35、知 N直接 N间接 在塔顶采出率一定情况下，直接蒸汽加热所需的理论塔板数略大于间接蒸汽加热，但直接蒸汽加热分离效果好且可以节省再沸器。,当xF、xD、R、q、xW相同时：,结合相图可以看出，N直接 N间接 在分离要求一定的情况下，采用直接蒸汽加热可以节省塔板数，但塔顶的采出率减低。,7.5.3 回收塔（提馏塔）回收塔只有提馏段，没有精馏段又称提馏塔。当精馏的目的是回收稀溶液中的轻组分（易挥发组分），而对馏出液浓度要求不高；或物系在低浓度下相对挥发度较大，不用精馏段也能达到要求的馏出液浓度时采用回收塔。对回收塔料液从塔顶加入，其进料状态为q1（泡点或冷液进料），故在塔顶可以有回流，也可以无回流，

36、但不论何种流程，塔内操作线没有精馏段只有提馏段。,（1）对间接蒸汽加热的情况 操作线方程与完全的精馏塔的提馏段操作线相同：,当塔顶无回流时：L=0，R=0 泡点进料：q=1，L=F，V=D 冷液进料：q 1，L=qF，V=D-(1-q)F,当塔顶有回流时：L 0，R 0 泡点进料：q=1，L=L+F，V=（R+1）D 冷液进料：q 1，L=L+qF，V=（R+1）D-(1-q)F,（2）对直接蒸汽加热的情况,当塔顶无回流时：L=0，R=0 泡点进料：q=1，L=F=W*，V=V0=D 冷液进料：q 1，L=qF=W*，V=D-(1-q)F=V0,当塔顶有回流时：L 0，R 0 泡点进料：q=1

37、，L=L+F=W*，V=（R+1）D=V0 冷液进料：q 1，L=L+qF=W*，V=（R+1）D-(1-q)F=V0,7.6.4 复杂塔 复杂塔指有多股进料和多股侧线采出的塔。操作线的数目=进出料股数-1,（1）多股进料 两种成分相同但浓度不同的料液可在不同位置加入塔内进行分离，不能混合后再一股进料，为什么？混合是分离的逆过程，对分离不利。下面以两股进料为例进行说明。,全塔物料衡算：F1+F2=D+W 易挥发组分衡算：F1 xF1+F2 xF2=DxD+W xW塔顶易挥发组分回收率：,操作线：,段：,段：,段：,q线：,Rmin：挟点对理想溶液可能出现在q1或q2线与平衡线的交点上（各段操作

38、线斜率：），对高度非理想溶液可能出现在其他位置。,（2）侧线出料,全塔物料衡算：F=D1+D2+W 易挥发组分衡算：F xF=D1xD1+D2xD2+W xW塔顶易挥发组分回收率：,操作线：,段：,泡点采出：,段：,泡点采出：,q 线：,Rmin：挟点对理想溶液可能出现在q线与平衡线的交点上（第一段斜率大于第二段斜率），对高度非理想溶液可能出现在其他位置。,7.6 二元连续精馏过程的节能7.6.1 精馏过程的有效能分析（1）热量衡算,假设：（1）泡点进料，忽略原料液与出 料间温差；（2）忽略热损失。则：QB=QR，Ql=0，QF=QD+QW,（2）热量的有效能 卡诺循环有效能：EX=Q（1-T

39、0/T）对塔釜有效能：EXB=QB（1-T0/TB）塔顶有效能：EXR=QR（1-T0/TR）精馏过程的有效能损失为：EX损=EXB EXR=Q（T0/TR-T0/TB）,所以精馏过程采取节能措施，必须减小有效能损失。,7.7.2 精馏过程的节能措施（1）降低精馏热负荷QQ=QR=VrD=(R+1)DrD 可通过降低蒸发量，减小回流比R，减小有效能损失，但塔板数增加。Q=QB=VrB=(R+1)D-(1-q)FrB 可将进料改为气相进料，使塔釜蒸发量下降，降低塔釜热负荷，减小有效能损失。（2）减小塔顶与塔釜间温差,温差越大，则有效能损失越大，缩小塔顶与塔釜温差主要方法有：降低塔板压降；设置中间

40、再沸器或冷凝器。,（3）余热回收 利用塔釜产品、塔顶产品、冷却水预热原料液；直接利用塔顶蒸汽预热原料液；冷却水及塔釜产品闪蒸，作为低温热源；塔顶蒸汽经热泵压缩作为塔釜加热蒸汽，热泵精馏；塔顶蒸汽作为另一低压精馏塔的加热热源，多效精馏（双效节能50%，三效节能75%）；热偶精馏（用于多组分、多塔精馏，与常规精馏相比节能2040%）。,（4）复合精馏系统 当精馏分析要求高、难分离时采用多塔精馏能耗高，这时可采用复合精馏系统如：精馏吸附、精馏膜分离系统 精馏吸附：无水乙醇 精馏膜分离：适用于共沸物脱水（工业化），如异丙醇、丙酮、醋酸乙烯脱水等，由于膜通量较小，处理能力小，适用于中、小企业。,7.7

41、操作型计算 理论塔板数N=4及、xF、xD、xW、q已知，要求计算满足该分离要求所需的操作回流比；则先估计回流比，求出理论塔板数与已知的理论塔板数比较，若不相等则改变回流比重新计算，直至相等为止；故操作型计算须采用试差法。,7.7.1 操作型问题分析（1）回流比变化 塔釜蒸发量不变 问题：回流比R，F、xF、q、V不变，L、V、L、D、W、xD、xW如何变化？,分析：V=V-（1-q）不变 V不变；V=（R+1）D不变且R增大 D；V=L+D不变且D减小 L；L=L+qF，L L；F=D+W，D W；R（L/V）精馏段分离能力提高，xD；L，V不变（L/V）；提馏段分离能力，xW。结论：V不变

42、，R，xD，D。,塔顶产品量不变 问题：R，F、xF、q、D不变，L、V、L、V、W、xD、xW如何变化？分析：,L=RD 且 R L；V=（R+1）D且R V；L=L+qF且 L L；V=V-（1-q）且V V；F=D+W不变，且D不变 W不变；R（L/V）精馏段分离能力提高，xD；L，V(L/V)=1+(W/V)；提馏段分离能力，xW。结论：要保证馏出液量不变，而提高回流比，必须提高塔釜蒸发量。,（2）适宜进料口变化问题：进料口位置偏离适宜进料位置上移或下移，xD、xW如何变化？分析：上移、下移都使所需理论塔板数；实际塔板数不变，故塔分离能力，而且操作线斜率不变，所以xD、xW。结论：精馏

43、塔存在最佳进料位置，及精馏段操作线和提馏段操作线的交点，偏离最佳位置进料均使分离效果下降。,（3）进料热状态变化；（4）进料浓度变化；（5）处理量变化；（6）塔釜蒸发量变化。,注意：以上的分析均是针对间接蒸汽加热精馏，对于直接蒸汽加热的情况与之类似，但要注意这两种情况操作线和物料衡算的区别；精馏段操作线斜率，精馏段分离能力，馏出液组成xD；提馏段操作线斜率，提馏段分离能力，残液组成xW；若精馏段操作线斜率不变，进料状态不变，并不能说明馏出液组成不变，此时应综合全塔情况进行判断；对各种情况无法一一枚举，但可触类旁通；对流量L、L、V、V、D、W可用物料衡算分析其变化趋势，而组成xD、xW通常无法

44、利用物料衡算式判断，可结合相图、操作线斜率的变化情况及塔板数不变条件进行判断；在判断出xD、xW的变化趋势后，可用全塔物料衡算进行检验是否正确。,7.8 间歇蒸馏（分批蒸馏）,间歇蒸馏特点：一次性加入物料进行蒸馏，塔顶连续出料，而塔釜蒸馏结束后一次性出料。在蒸馏过程中，塔釜中料液量不断减少，浓度下降，沸点升高；塔顶馏出液组成下降，故间歇蒸馏各参数与时间有关，为非稳定的操作方式。并且在间歇蒸馏塔中只有精馏段没有提馏段；塔釜中料液加热到泡点蒸馏过程才能进行。根据间歇蒸馏过程的操作方式不同，分为恒馏出液操作和恒回流比操作。间歇蒸馏适用于小批量、多产品的生产；但间歇蒸馏能耗大，产量低。,（1）恒回流比

45、操作 在操作过程中保持回流比不变，随着蒸馏过程的进行，釜液组成及塔顶馏出液组成下降，最终得到的馏出液组成为平均值。,（2）恒馏出液操作 由于馏出液组成随时间进行不断减小，为保持馏出液组成不变，则在蒸馏过程中必须不断提高回流比。,7.9 特殊蒸馏,精馏的分离依据是各组分的挥发度不同，但对高度非理想溶液，正偏差严重将出现最低恒沸点，负偏差严重则会出现最高恒沸点；在恒沸点上汽液相的组成相同（相对挥发度为1），利用普通精馏就无法实现分离，而应采用特殊精馏。,7.9.1 恒沸精馏 添加的第三组分称为夹带剂，能与原二元体系组分之一形成新的二元最低恒沸物，或与原两组分形成三元恒沸物；新恒沸物的沸点比原组分、

46、原恒沸物低得多，相对挥发度增大从而实现分离。如乙醇水溶液以苯为夹带剂精馏获得无水乙醇。夹带剂的选择：（1）与被分离组分形成恒沸物，其沸点与另一组分有较大区别，一般在以上；（2）与含量少的组分形成恒沸物，夹带量尽可能高，且沸点低，从塔顶蒸出，用量少热量消耗低；（3）夹带剂与被夹带组分溶解度小，冷凝后可分层便于回收；（4）满足一般要求：稳定、无毒、无腐蚀、不易着火爆炸、廉价等。,7.9.2 萃取精馏 添加第三组分与原二元体系中各组分的分子作用力不同，有选择性地改变组分的蒸汽压从而增大相对挥发度，第三组分的沸点比其他组分高得多，原恒沸物被破坏，又不形成新的恒沸物，该组分称为萃取剂。萃取剂的选择：（1

47、）选择性强，相对挥发度显著增大；（2）溶解度大，与原溶液完全互溶，不分层，不形成恒沸物；（3）沸点比任一组分高得多，避免进入塔顶；（4）满足一般要求：稳定、无毒、无腐蚀、不易着火爆炸、廉价等。,7.9.3 沸精馏和萃取精馏的比较（1）溶剂选择。萃取剂较夹带剂易于选择；（2）能量消耗：夹带剂由塔顶蒸出，萃取剂由塔底蒸出，一般恒沸精馏热量消耗多；若夹带剂所需用量小，则热量消耗会减少；（3）操作条件：恒沸组成、温度固定，操作条件要求苛刻；而萃取精馏无此约束，操作上更为灵活，但恒沸精馏总体温度低适于热敏性物料分离。,1.用一连续精馏塔分离二元理想溶液，进料量为100kmol/h，进料组成为0.4（摩尔

48、分率，下同），馏出液组成为0.9，残液组成为0.1，相对挥发度为2.5，饱和液体进料。塔顶冷凝器为全凝器，塔釜间接蒸汽加热。操作回流比为3。试求：（1）馏出液及残液量；（2）塔釜每小时产生的蒸汽量为多少kmol？（3）离开塔釜上一块理论板液相组成为多少？,习题：,2.在连续精馏塔中，精馏段操作线方程y=0.75x+0.2075，q线方程式为y=-0.5x+1.5xF，xW=0.05，试求：(1)回流比R、馏出液组成xD；(2)进料液的q 值；(3)当进料组成xF=0.44、塔釜间接蒸汽加热时，提馏段操作线方程。,3.用常压精馏塔分离双组分理想混合物，泡点进料，进料量100kmol/h，加料组成

49、为50%，塔顶产品组成xD=95%，产量D=50kmol/h，塔釜间接蒸汽加热。回流比R=2Rmin，设全部塔板均为理论板，以上组成均为摩尔分率。相对挥发度为3。求（1）最小回流比Rmin；（2）精馏段和提馏段的上升蒸汽量；（3）列出该情况下提馏段操作线方程。,。,4.用连续精馏塔在常压下分离苯甲苯混合液，泡点进料，塔顶馏出量为75kmol/h，在塔釜温度下，釜液的汽化潜热为41900kJ/kmol，精馏段操作线方程为y=0.72x+0.25。已知在操作条件下加热水蒸汽的汽化潜热为2140kJ/kg。（1）试求加热蒸汽消耗量，kg/h；（2）若精馏塔在全回流下操作，已知釜液的组成为0.01（摩

50、尔分率），物系的平均相对挥发度为2，试求釜上方第一块板下流的液相组成。塔釜可视为一块理论板。,5.分离苯一甲苯混合液，原料液中含苯0.5（摩尔分率，下同），泡点进料，馏出液中要求含苯0.95，塔顶用分凝器一全凝器流程（如图），测得塔顶回流液中含苯0.88，离开塔顶第一层理论板的液体含苯0.79，求：(1)操作条件下平均相对挥发度；2)操作回流比R；(3)最小回流比Rmin。,6.苯、甲苯双组分混合液用如图所示的设备进行常压连续蒸馏操作，原料直接加入釜中，进料量为100kmol/h，其组成x苯=0.7，要求得到组成为0.8的塔顶产品（以上均为摩尔分率）。塔顶用一分凝器，其中50%的蒸汽冷凝并返回