生物工程设备精馏省公开课一等奖全国示范课微课金奖课件

第六章

蒸馏设备1/82概述1.蒸馏应用2.蒸馏分离目标和依据3.蒸馏过程分类4.蒸馏操作费用2/822、蒸馏分离目标和依据

目标：对液体混合物分离，提取或回收有用组分

依据：液体混合物中各组分挥发性差异液体混合物：(如:酒精水溶液)挥发性大（乙醇），称为易挥发组分或轻组分（A）挥发性小（水），称为难挥发组分或重组分（B）3/82间歇蒸馏连续蒸馏按操作方式：普通蒸馏特殊蒸馏按分离难易：4、蒸馏操作费用4、蒸馏操作费用主要费用：加热和冷却费用，即能耗大。4/82第一节蒸馏分离提纯原理一。酒精-----水混合液相平衡1.1双组分溶液气液关系

1、相律分析：组分：A、B变量：t、p、xA、yA相数：气相、液相自由度：

一定压力下:液相（气相）组成xA(yA)与温度t存在一一对应关系气液组成之间xA~yA存在一一对应关系5/82

一定压力下:液相（气相）组成xA(yA)与温度t存在一一对应关系气液组成之间xA~yA存在一一对应关系自由度：1、相律分析：组分：A、B变量：t、p、xA、yA相数：气相、液相1.1双组分溶液气液关系6/82pA，pB——溶液上方A、B组分分压，Pa；pA0，pB0——溶液温度下纯组分饱和蒸汽压，Pa；xA，

xB——液相中A、B组分摩尔分率。对于理想溶液：1.

拉乌尔定律（Raoult’sLaw）1.2气液相平衡7/822、道尔顿分压定律：——泡点方程液相组成x与温度（泡点）关系8/82气相组成yA与温度（露点）关系——露点方程9/82三个区域：液相区气、液共存区气相区3、组成~温度图（t~x~y图)两条线：气相线（露点线）

yA~t关系曲线液相线（泡点线）

xA~t关系曲线10/824、x~y图对角线y=x为辅助曲线x~y曲线上各点含有不一样温度；平衡线离对角线越远，挥发性差异越大，物系越易分离。11/825.压力x~y图影响压力增加，平衡线靠近对角线，分离难度大12/82对于非理想溶液含有正偏差溶液

普通正偏差：pA>pA理，pB>pB理。乙醇－水溶液相图正偏差溶液：x=0.894，最低恒沸点，78.15℃13/821.4酒精---水混合液相平衡图谱解释：

非理想溶液原因：

酒精和水分子间吸引力<酒精分子间吸引力混合物分子间吸引力<纯组分所受吸引力特点：分子易汽化液面上各组分蒸汽分压比理想溶液大在恒定压力下进行汽化14/821.4酒精---水混合液相平衡从T—x图能得到结论：1。蒸汽中易挥发酒精组分含量比原混合液中高（y1>x1,y2>x2...）所以经过连续分离，冷凝，加热,酒精得到浓缩2。在T-x图中交点M处蒸汽组成和液体组成相等，不能经过常规常压（大气压）蒸馏法得到无水酒精3。若增加液相中酒精含量，会促使液面上蒸汽总压增大，即在一定压力下溶液沸点降低，酒精在蒸汽中含量比与之相平衡液相中含量要高15/82二。相对挥发度和挥发系数混合液某组分挥发度:1.挥发度pA、pB——汽液平衡时，组分A,B在气相中分压；xA、xB——汽液平衡时，组分A,B在液相中摩尔分率。组分挥发度:是该物质挥发难易程度标志，表示。16/82理想溶液则:2.相对挥发度(以α表示)理想气体：普通物系：17/82对于二元物系：yB=1-yAxB=1-xA即——相平衡方程理想溶液：4.平均相对挥发度18/823.α物理意义气相中两组分组成之比是液相中两组分组成之比倍数

α标志着分离难易程度:α愈大,平衡线愈远离对角线，物系愈易分离；α=1,无法用普通蒸馏方法分离。

19/82挥发系数K表示物质在溶液中挥发性能强弱K酒=A/Q其中A%-----溶液沸腾时蒸汽中酒精含量（V）Q%------混合液中酒精含量（V）杂质：Kc=α/β其中α%----气相中杂质含量

β%----液相中杂质含量在酒精蒸馏过程中，有些杂质挥发系数一直大于1，其它一些一直小于1，有些则在酒精浓度高时Kc由大于1变为小于1挥发系数大于1在蒸馏过程中沿塔上升，不然沿塔下移若挥发系数随酒精浓度升高在某一浓度时挥发系数由大于1变成小于1，则该组分浓缩在该酒精浓度相当塔板上

20/82简单蒸馏1.装置21/821、屡次部分汽化和屡次部分冷凝三。酒精精馏缺点：1、收率低；2、设备重复量大，设备投资大3、能耗大，过程有相变。22/822、有回流屡次部分汽化和屡次部分冷凝23/82第二节酒精蒸馏流程一两塔式流程二三塔式流程三多塔蒸馏24/82第三节粗馏塔作用：从发酵成熟醪中将酒精成份提取出来要求：1。处理能力大2。塔板效率高3。塔板压降低4。操作弹性大5。结构简单，制造成本低6。能够满足工艺特定要求25/82一。粗馏塔板类型及结构一、泡罩塔26/82二、筛板塔筛板塔主要结构：筛孔——提供气体上升通道；2.溢流堰——维持塔板上一定高度液层，以确保在塔板上气液两相有足够接触面积；3.降液管——作为液体从上层塔板流至下层塔板通道。27/8228/823.导向筛板29/824.浮阀波纹筛纹30/825。斜孔塔斜孔孔口都朝一个方向31/82二。粗馏塔设计和计算1。酒精粗馏塔热量衡算和物料衡算包含：加热蒸汽用量计算，粗馏酒精蒸气浓度和数量确定酒精废液排出量计算物料衡算公式：酒精衡算：粗馏塔热量衡算：其中：qm,F-----成熟醪进料量,kg/hqm,D-----加热蒸汽量,kg/hqm,W----酒精废液量，kg/hqm,V---塔顶上升粗酒精蒸气量，kg/hqm,V’---塔上酒精蒸汽渗漏量,kg/hwf----成熟醪中酒精含量，%32/82Ww---酒精废液中酒精含量%，w1------粗酒精蒸汽中酒精含量%Hs---加热蒸气热焓，kJ/kgTw-----塔底酒精废液温度CCw----酒精废液热比容，kJ/kg。ch---粗酒精蒸气热焓，kj/kgC—成熟醪热比容kJ/kg。cT---成熟醪进塔温度。CQ’----热损失，kj/h2.粗馏塔定粗酒精蒸气浓度确实定每1000kg进料液加热至沸腾时所需热量计算公式：式中：T1---进料板上液体沸腾温度。CT---进料液温度（成熟醪进塔温度）。Cc---进料液（成熟醪）热比容，kJ/kg。cc=4.266-0.0401ww---醪中干物质含量，%3。塔板层数确实定（图解法）1。计算进料热状态参数δ：δ=每1kg进料变为饱和蒸汽所需热量/每1kg进料气化潜热

=(hg-hf)/r=[r+c(T1-T)]/r33/82式中：hg----每1kg饱和蒸汽热焓，kj/kghf-----每1kg进料热焓，kj/kgr----每1kg进料气化潜热，kj/kg2）绘平衡曲线图：在坐标纸上绘制平衡曲线y-x，并作对角线y=x3）在图上取x=xi，在x轴上作垂直线与对角线相交于点a4）从点a作斜率为δ/（δ-1）δ线5）做提馏段操作线6）从δ线与提馏段操作线交点b开始，在操作线和平衡曲线间画引阶梯，直至超出x=xw为止7）若下端含糊不清需放大20~30倍或者用下式计算从0.2%（摩尔）至xw一段所需理论塔板数n’式中：x0----上限酒精浓度，x0=0.2%（摩尔分数）xw----下限酒精浓度，普通为xw=0.004%（摩尔分数）K----酒精挥发系数qm,D----加热蒸气量，kg/hqm.L-----溢流量，kg/hqm,L=δqm,F34/828）实际板数：实际板数=理论塔板数/塔板效率4。板间距选择：板间距随空塔蒸汽速度，料液起泡性和塔板类型而改变5。塔径计算式中V-----粗馏塔内上升蒸汽量,m3/sv-----塔内上升蒸汽速度，m/sФ----塔径,m塔内蒸汽速度与板间距和泡沸深度相关。蒸汽速度计算公式：式中：HT----板间距，mZ----沸泡深度,mZ=0.5h+h3蒸馏塔内上升蒸汽量计算公式：式中qm,v2----粗馏塔内上升蒸汽量,kg/hqm,L----粗馏塔内溢流量,kg/hQ,mv1------粗馏塔顶上升蒸汽量，kg/hqmF---粗馏塔进醪量,kg/h35/82第四节精馏塔进料板：原料液进入那层塔板精馏段：进料板以上塔段提馏段：进料板以下（包含进料板）塔段连续精馏装置流程１.连续精馏装置36/822、塔板作用塔板提供了汽液分离场所。每一块塔板是一个混合分离器足够多板数可使各组分较完全分离特点：37/82回流作用：提供不平衡气液两相，是组成气液两相传质必要条件。精馏主要特点就是有回流3、精馏过程回流回流包含：塔顶回流液塔底回流汽38/82理论板概念和衡摩尔流假设1、理论板概念理论板：离开塔板蒸汽和液体呈平衡塔板。

假设：（1）、两组分摩尔汽化潜热相等；（2）、两相接触因两相温度不一样而交换显热可忽略不计；（3）、塔设备保温良好，热损失能够忽略不计。2、恒摩尔流假设39/82精馏段，每层塔板上升蒸汽摩尔流量都相等，提馏段也一样。即：V1=V2=……V=常数V1’=V2’=……V’=常数式中：V------精馏段上升蒸汽摩尔流量，kmol/h;V’-----提馏段上升蒸汽摩尔流量，kmol/h。（1）恒摩尔汽化40/82精馏段内，每层塔板下降液体摩尔流量都相等，提馏段也一样。即：L1=L2=······L=常数L1’=L2’=······L’=常数式中：L------精馏段下降液体摩尔流量，kmol/h;L’-----提馏段下降液体摩尔流量，kmol/h。（下标1、2······表示自上而下塔板序号。）（2）恒摩尔溢流41/82一精馏塔塔板类型和结构一浮阀塔板分盘式和条式两种二筛板塔板42/82二精馏塔设计和计算1。影响精馏原因1）恒摩尔汽化提馏段和精馏段每一段上升蒸汽摩尔数都是相等2）恒摩尔溢流，在提馏段和精馏段内每一段上下降液体摩尔数相等3）最上层塔板上升蒸汽进入冷凝器中全部冷凝4）采取间接蒸气加热43/82塔顶采出率塔底采出率2。精馏段操作线方程1全塔物料衡算F、D、W——kmol/hxF、xD、xW——摩尔分率塔顶易挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率F,xFD,xDW,xW44/822。精馏塔热量衡算热量衡算公式：式中：If，Is，Ig，Iv，IP，Ip’Iw----为对应物料热焓，kj/kgq’----热损失，kj/h精馏段操作方程：式中yn+1----n+1层上升蒸汽中酒精摩尔浓度xn----n层下降回流液中酒精摩尔浓度xp---成品酒精摩尔浓度Ri----回流比QFQDQWQcQ’QvQRQB45/823精馏段操作线方程令——回流比

——精馏段操作线方程46/82截距:精馏段操作线:当R,D,xD为一定值时,该操作线为一直线.斜率:yxxD操作线为过点（xD，xD）画操作线过程以下:47/824提馏段操作线方程——提馏段操作线方程48/82操作线实际做法49/824进料热情况影响(1)冷液(2)饱和液体（泡点进料）(3)气液混合(4)饱和蒸汽（露点进料）(5)过热蒸汽50/82FLV’L’V冷液进料泡点进料FLV’L’VFqF(1-q)FLV’L’V汽液混合进料51/82FLV’L’V过热蒸汽进料FLV’L’V饱和蒸汽进料52/82加料板FF,xF,hFLhF-1VHFL’hFV’HF+11、加料板物料衡算FhF+LhF-1+V’HF+1=VHF+L’hF

物料恒算：F+V’+L=V+L’2、热量衡算式中：H，h，hF---分别为饱和蒸汽、饱和液体、原料液摩尔焓KJ/kmol；53/82HF=HF+1=H=原料在饱和蒸汽状态下摩尔焓hF=hF-1=h＝原料在饱和液体状态下摩尔焓假设：令q=q——进料热情况参数54/825进料方程（q线方程）q线方程或进料方程55/8256/82精馏操作分离要求：（1）D,xD(W,xW)；（2）xD,xW；（3）选择条件：操作压力p，回流比R，进料热状态q。确定：塔板数N57/825.1理论塔板数计算1.逐板计算法xn~yn符合平衡关系；yn+1~xn符合操作关系。塔顶设全凝器，泡点回流。塔顶全凝器精馏段（n-1）块板，第n块为加料板。精馏段：F,xFD,xDW,xWyWm-112nx1x2xnxm-1y2y1ym-158/82提馏段：

提馏段（m-1）块板

2.图解法59/8260/823.最优加料位置确实定加料过晚加料过早最优加料板位置：61/825.2回流比影响与选择1.回流比对精馏操作影响62/8263/826.影响塔板效率原因1）塔板间距：对一定蒸汽速度而言，塔板间距太小，易产生雾沫夹带现象，使塔板效率降低。但塔板间距过大时，若适当提升上升蒸汽速度，又会使整个塔板高度增加2）板上液层深度：液层太低，汽液接触时间很短或者根本没有接触就离开，将产生跑气现象。而液层太深而蒸汽速度不够大，液体可从升气孔渗漏流下，使塔板效率降低3）水力梯度（板上液面落差）影响：当水力梯度较大时，当塔板上靠近受液区侧和靠近溢流区侧板上液面高度差较大时，气体分布不均匀，汽液间接触不好，使塔板效率降低64/824）塔板安装不水平或塔板凹凸不平，或升气孔分布不均，使塔板效率降低5）塔板上溢流装置形式：当液流量为110m3/h以下,采取单叶型直径，当液流量为110m3/h以上，塔径在2m以上时。采取双流型半径流6）被精馏物易起泡时，塔板效率降低7）若板液体不停更新，汽液接触充分，可使塔板效率提升8）回流比对精馏塔理论板数存在影响6.影响塔板效率原因65/82全回流：塔顶蒸汽全部冷凝回至塔内，此时产品量为0，回流比R=α，精馏段操作线斜率为R/（R+1）=1，操作线和对角线重合，所需理论板数最少最小回流比是指操作线和平衡曲线相切回流比。此时需无数多块理论塔板在操作线超出平衡曲线时，精馏操作不可能实际回流比在全回流和最小回流之间要求：1）满足蒸馏理论。2）要求生产操作费用最小3）使设备费用最小6.影响塔板效率原因66/826.影响塔板效率原因回流比小，塔板层数就多，设备投资就大。回流比逐步增大，塔板层数对应降低，但塔内上升蒸汽量将随回流比增大而增大，塔径需增大，使操作费和维持费增加最小回流比公式：式中：xp-----成品酒精浓度,mol/Lx0-----进料层液相中酒精浓度,mol/Ly0-----与进料层液相相平衡气相酒精浓度，mol/L67/828.塔径计算1）精馏塔上升蒸汽量Vs计算：精馏塔上升蒸汽量以塔顶状态下计算：式中：V1---塔顶上升蒸汽量,kmol/sT----塔顶温度，KP----塔顶压力，Pa塔上升蒸汽量可用下式计算：式中：R-----回流比P-----成品量，kg/s

P醛酒------醛酒提取量，kg/sp-------塔顶温度压力下蒸汽密度,kg/m3HT68/822.塔内蒸汽速度v确实定塔内蒸汽速度受3个方面控制：1）最大允许速度必须小于能引发“液泛”气速2）蒸汽速度增大不至于引发雾沫夹带超出10%3）确保汽液有足够接触时间塔内上升蒸汽速度与塔板间距，塔板结构，操作条件，被蒸馏物物理化学性质以及分离程度等原因相关浮阀塔上升蒸汽速度v计算公式：式中：Pl，pv----分别为液体气体密度,kg/m3c-----负荷系数。与板间距，液层深度和密度相关适宜空塔速度V是最大允许气速0.75~0.85倍69/823）塔径D：

8。塔板布置:1）浮阀塔板a）鼓泡区：汽液两相接触有效区域b）溢流区：装置溢流堰及上下降液管范围c）安定区：溢流区和鼓泡区之间区域d）无效区：最外一层浮阀与塔壁间区域2）浮阀数目N：浮阀数目普通由塔板开孔率决定，是塔板面积8%~15%式中：Ao----浮孔总面积,m2Do-----阀孔直径,mF-1型浮阀Do=0.39mAT-----塔板截面积,m270/828。塔板布置:在确定开孔率时，须先确定阀孔速度：式中v----适宜空塔速度,m/svo----阀孔速度，常压vo=（vo）kp（vo）kp----阀孔临界速度，即阀孔刚才全开时阀孔气速34gF-1型浮阀阀孔临界速度为或采取浮阀刚才全开时动能原因Fo来计算vo浮阀刚才全开时Fo=8~12，式中pv为气相密度,kg/m3减压蒸馏时，vo=（0.8~0.85)(vo)kp,塔内上升蒸汽量体积流量为Vo每层塔板上阀孔数N为：3）降液管和溢流区：对弓形降液管，单液流型塔板堰长Lw=0.6~0.8D，对于双流型则为0.5~0.7倍71/828。塔板布置:式中：hw----堰高，mhL----塔板上液层深度，m普通=115mm左右how—堰上液层高度式中E----液体收缩系数，普通E=1L---溢流量,m3/hLw---堰长，m溢流堰内液体停留时间：式中：t—停留时间（s）普通为3~5sAf----溢流堰截面积,m2H----塔板间距，mL----溢流量，m3/s溢流堰下口距下层塔板间距ho为：式中vw----液体在堰底出口流速，0.1~0.5m/s72/824）浮阀排列普通以等边或等腰三角形为宜。三角形排列中又有顺排和错排两种按正三角形排列时，浮阀中心距t为：式中：Ao---阀孔总面积,m2Do----阀孔直径，mAs---塔板有效面积,m2为等腰三角形时：式中：t’---等腰三角形高，普通取75mm73/822）斜孔塔板1）开孔率和斜孔数：开孔率普通在9.5%~14.5%斜孔数N：式中：Ao----开孔面积,m2fo-----每个斜孔截面积，m2φ----开孔率At----塔板截面积,m22）斜孔气速vo式中V----塔内蒸汽上升量,m3/s蒸汽经过斜孔速率常取9~12m/s，其动能原因Fo=10~15较适当pv----上升蒸汽平均密度，kg/m33）斜孔排列：按相邻两行方向排列4）溢流装置：单溢流，弓形溢流堰式74/829。塔板上流体力学计算1）塔板压降：Δp由气体经过干板压力降Δpo和液层压力降ΔpL组成Δp=Δpo+ΔpLΔpo计算公式：式中ξ---阻力系数，普通筛板（孔径D=8~15mm）ξ=1.6~1.8浮阀全开ξ=5.37，斜孔ξ=2.0vo---阀孔速度，m/spv----气相密度,kg/m3Pl----液相密度,kg/m3g---重力加速度g=9.81（m/s2）ΔpL计算公式：式中hl----踏板上液层高度，mpL----液相密度，kg/m30.5---充气系数75/82其中：浮阀未全开时：干板压降主要是阀重，阀孔径，浮阀类型，阀孔速度函数塔板压力降与气流速度，液层高度，液流强度及两相物化性质相关降低塔板压力降主要路径是降低板压降2）塔板泄漏塔板泄漏随孔速增大而降低，随孔径降低而降低，随塔板上静液层高度下降而降低泄漏点：阀孔气速低于某一值时，液体开始大量泄漏常以10%气速泄漏液量为泄漏点9。塔板上流体力学计算76/823）雾沫夹带：雾沫夹带指塔板上气流夹带液滴上升。缺点：雾沫夹带量大时，塔内馏分浓度梯度降低，影响塔板效率，非挥发性杂质也会带入成品影响原因：气体空塔速度板间距控制量在10%以下惯用气体空塔速度与液泛时气体空塔速度比值百分数（泛点%）作为间接衡量雾沫夹带大小指标计算公式：

泛点泛点%应<80%式