传质与分离工程精馏ppt课件

传质与分离工程 关于本课程 1.传质与分离工程讲什么？ 从宏观的角度，讨论混合物在不同单 元操作中进行分离的有关规律，核心 是质量传递问题。 关于本课程 1.传质与分离工程讲什么？ 混合物分离操作的论述内容主要涉及： 物质传递依据-分离的原理 物质传递手段-外加的因素 物质传递极限-相平衡 物质传递速率-推动力与阻力 关于本课程 1.传质与分离工程讲什么？ 确定分离过程中各物流各组分的量（ 定量计算） 了解传质分离设备 关于本课程 2、讲授章节 l精馏 l吸收 l塔式气液传质设备 l干燥 第1章.蒸馏 1.1概述 n混合物的分离是化工、石油化工、环保、食品 、轻工、制药等生产过程中常见的重要操作。 n混合物分为均相混合物和非均相混合物。 第1章.蒸馏 1.1概述 n均相混合物分离的常见操作有蒸馏、吸收、萃 取、蒸发、结晶、膜分离等。 n均相混合物的分离条件：利用物系中的某种物 性差异，由均一相变为两相，并且使其中的组 分在两相间以与原物系不同的比例发生转移， 从而实现组分间的分离。 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、食品乳化剂中单甘醇的富集 、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。 蒸馏操作实例：石油炼制中使用的 250 万吨常减压装置 第1章.蒸馏 1.1概述 n蒸馏是分离液体均相混合物的典型单元操作。 1、利用混合液中各组分挥发能力或沸点不同的 特性；(分离依据) 2、加热将液体混合物部分气化，由原来的均一 相变为两相；(分离手段) 3、通过液相和气相间的质量传递来实现分离。 闪 蒸 罐 塔顶产品 yA xA 加热器 原料液 塔底产品 Q 减压阀 第1章.蒸馏 1.1概述 n蒸馏分离的特点： 1、可直接得到所需组分（产品）。 2、历史悠久、应用较广泛，对有些气体混合物 或固体混合物作液化处理后使用蒸馏方法分离 。 3、需要消耗大量的能量。 第1章.蒸馏 1.1概述 n蒸馏过程的分类： 1、按操作流程分： 间歇蒸馏、连续蒸馏。 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。 蒸馏的分类 第1章.蒸馏 1.1概述 n蒸馏过程的分类： 2、按蒸馏方式分： 简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特 殊精馏等。 简单蒸馏：用在分离要求不高的情况下。 精馏： 分离纯度要求高时采用。 特殊精馏：难以用普通精馏分离，借助某 些特殊手段进行的精馏。 第1章.蒸馏 1.1概述 n蒸馏过程的分类： 3、按操作压力分：常压蒸馏、减压 蒸馏、加压蒸馏。 常压蒸馏：蒸馏在常压下进行。 减压蒸馏：常压下沸点较高或热敏性物 质不能承受高温的情况。如丁二酸二甲酯 加压蒸馏：常压下为气体的物系精馏分 离，加压提高沸点. 第1章.蒸馏 1.1概述 n蒸馏过程的分类： 4、按混合物中的组分数目分：双组分蒸馏 、多组分蒸馏。 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。 1.2两组分溶液的气液平衡 气液平衡关系，是指溶液与其上方蒸气 达到平衡时，气相组成与液相组成之间的 关系。 1.2两组分溶液的气液平衡 1.2.1 双组分理想物系的气液平衡关系 理想溶液 平衡时组分在液相上方的分压与 在液相中摩尔分数的关系遵循拉乌尔定律 ： 理想气体 平衡时组分在气相中的分压与 在气相中摩尔分数的关系遵循道尔顿分 压定律： （1-2） 1.2两组分溶液的气液平衡 1、用饱和蒸汽压表示两组分理想溶液气液平衡 对两组分理想溶液,有以下关系式 （1-7） （1-8） （1-6） 1.2.1 双组分理想物系的气液平衡关系 1.2两组分溶液的气液平衡 2、用相对挥发度表示两组分溶液气液平衡 挥发度：各组分在蒸气中的分压p与达到气液 相平衡时的液相摩尔分率x之比,称之为挥发 度 1.2.1 双组分理想物系的气液平衡关系 1.2两组分溶液的气液平衡 相对挥发度：易挥发组分的挥发度与难挥发组 分的挥发度之比，称之为相对挥发度 1.2两组分溶液的气液平衡 对双组分溶液 整理并去掉下标，得： （1-15）（1-16 ） （1-19） 1.2两组分溶液的气液平衡 关于的数值 一般由实验测定。 若1，则y=x，表明不能用普通蒸馏方法分 离。 若1，则yx。即愈偏离1表明用蒸馏方法 分离愈容易。 1.2两组分溶液的气液平衡 关于的数值 一般而言，当温度变化不大时， 变化不 大，可作常数处理，或取其平均值进行有 关分析计算。 压强提高，一般值变小。 1.2两组分溶液的气液平衡 对理想溶液： 1）挥发度在数值上等于在溶液温度下纯组分 的饱和蒸汽压。 比较拉乌尔定律、挥发度和相对挥发 度的定义式 可得到： 1.2两组分溶液的气液平衡 的数值一般由实验测定，对于理想溶液可 由组分的饱和蒸气压计算。 2）相对挥发度在数值上等于在溶液温度下 纯组分的饱和蒸汽压之比。 （1-17） 上节要点： 气液平衡关系， 是指溶液与其上方蒸气达 到平衡时，气、液两相组成的关系。 用饱和蒸汽压表示两组分理想溶液气液平衡关系 1、气液平衡关系公式 用相对挥发度表示两组分溶液气液平衡关系： 上节要点： 新定义与新概念 n挥发度 n 相对挥发度 若1，表明不能用普通蒸馏方法分离； 愈偏离1表明用蒸馏方法分离愈容易。 1.2两组分溶液的气液平衡 1.2.2 双组分理想物系的气液平衡相图 1）相图是在一定压 强下测取； 2）溶液的平衡温度 随组成而变。 温度组成图 （t-x-y）图 1.2两组分溶液的气液平衡 1）相图是在一定压强 下测取； 2）曲线表示互成平衡 的气、液两相组成； 气-液组成图 （x-y）图 1.2.2 双组分理想物系的气液平衡相图 1.2两组分溶液的气液平衡 3）平衡线偏离对角线 越远，表示该溶液越 容易分离。 气-液组成图（x -y）图 1.2.2 双组分理想物系的气液平衡相图 1.双组分混合物，当相对挥发度1，其平 衡关系表示为（ ） 。 2.试解释为什么相对挥发度=1时，溶液中各 组分无法用普通精馏的方法分离？ 3.某二组分混合物，组分A为易挥发组分，其 液相组成为xA=0.6，相应的泡点为t1；与之 平衡的气相组成为yA=0.7，相应的露点为t2 。则（ ） (A)t1t2 (D)无法判断 4.常压下测得甲醇水溶液在78.0时的气 液平衡组成为：液相组成xA0.30，气相组 成yA0.665，此时的相对挥发度为（ ）。 A.=2.22 B. =0.45 C. =1.985 D. =4.63 上节要点： 2、气液平衡相图 溶液的平衡温度随组成而变。 t-x-y曲线 上节要点： 2、气液平衡相图 x-y曲线表示互成平衡的气、液两相 组成。 上节要点： 2、气液平衡相图 平衡线偏离对角线越远，表示该溶液越 容易分离。 本节内容概要： 1.3简单蒸馏 l简单蒸馏原理及流程 l简单蒸馏特点 l简单蒸馏的计算 本节内容概要： 1.4精馏原理 l多次部分气化、多次部分冷凝 l精馏操作流程 l理论板的概念 1.3简单蒸馏 用于组分之间沸点差异大、分离提纯程度 要求不高的混合物分离，单级、间歇式操作 。 简单蒸馏也称微分蒸馏，间歇非稳态操作。 在蒸馏过程中系统的温度和汽液相组成均随时 间改变。 1.3简单蒸馏 1.3.1简单蒸馏原理 蒸馏原理及流程 1、加料、加热气化； 2、冷凝、冷却 3、馏出液按不同的组成 范围导入产品罐中。 l釜内任一时刻的汽液两相组成互成平衡 。 y 原料液 x 蒸气 xD1xD2xD3 冷凝器 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 露点线 泡点线 xA yA xf 简单蒸馏原理 1.3简单蒸馏 简单蒸馏特点： 1、为非稳态过程。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，气液平衡瞬间形成又 瞬间被新的气液平衡替代 。液相浓度沿泡点线不断 降低；气相浓度沿露点线 不断降低。 t/C x(y) 0 1.0 露点线 泡点线 xA yA xf 1.3简单蒸馏 简单蒸馏特点： 2、以蒸馏釜内残液组成或 产品罐中馏出液平均组成降 至规定值后，操作停止。 t/C x(y) 0 1.0 露点线 泡点线 xA yA xf y 原料液 x蒸气 xD1xD2xD3 冷凝器 1.3简单蒸馏 1.3.2简单蒸馏的计算 1、计算内容：确定馏出液、釜残液的量以及它 们的组成。 2、计算基本方法：对物料作微分衡算。 令：n(L1)和n (L2)最初和最终的溶液量，kmol; n (L)任一瞬间蒸馏釜中釜液量，kmol; x1和x2溶液的最初和最终组成，摩尔分率； x任一瞬间蒸馏釜中釜液的组成，摩尔分率； y任一瞬间与釜液成平衡的蒸气组成，摩尔分率。 1.3简单蒸馏 设某瞬间蒸馏釜中釜液量为n(L)，经过时间d 后，溶液的气化量为dn(L) ，则釜液量减少到 n(L)-dn(L)，组成降到（x-dx）。在d时间内 ，对易挥发组分进行物料衡算，得 整理上式并略去二阶无穷小的dn(L)dx项，得 1.3简单蒸馏 将上式等号左边积分，得 上式等号右边积分视y-x的关系而定。 1.3简单蒸馏 1、y-x的关系为直线关系y=mx+b，则积分结果 2、y-x的关系为曲线关系或用数值表示时，则 应用图解积分或数值积分方法求解。 1.3简单蒸馏 3、y-x的关系用相对挥发度表示为下式时 则积分结果为： 1.3简单蒸馏 例1 用简单蒸馏法分离环氧乙烷与环氧丙烷。其中 环氧乙烷为易挥发组分。已知常压下=2.47，釜内 原来混合液浓度x1为0.50，今欲气化釜液的1/2(按 摩尔计)。问:蒸馏后釜内余下液体的浓度x2是多少? 所得气相产物的平均浓度可为多少? 解 代入数据,得 1.3简单蒸馏 解得 x=0.348 由易挥发组分的微分衡算式： 变换成： 1.3简单蒸馏 在本例中,1kmol的x1=0.50原料,经简单蒸 馏,可得0.5kmol的x3= 0.652及0.5kmol的 x2=0.348的两种液相产品。 可见简单蒸馏分离程度并不高。要实现组 分较高程度的分离,一般应采用精馏方法。 将所得气相产品经冷凝冷却得液相产品，即： 1.4精馏原理 受平衡所限，一次部 分气化不可能获得高 纯度产品 1.4.1多次部分气化、部分冷凝 t/C x(y) 0 露点线 泡点线 xA yA xf 1.4精馏原理 n对气相混合物经多 次部分冷凝，在气相 中可获得高纯度的易 挥发组分 1.4.1多次部分气化、部分冷凝 t/C x(y) 0 露点线 泡点线 xfy2 M y3y1 1.4精馏原理 对液相混合物经多次部 分汽化，在液相中可获 得高纯度的难挥发组分 1.4.1多次部分气化、部分冷凝 t/C x(y) 0 露点线 泡点线 xfx1y1x2 M 1.4精馏原理 由t-x-y图上分析可知： 1、简单蒸馏是不可能获得高纯度产品的。 2、若采用多次部分气化、多次部分冷凝，则 可实现组分较高程度的分离，获得纯度高的 产品。 l部分冷凝及部分气化过程，可使溶液获得有 一定数量的、组成有相当差别的气相和液相。 l精馏原理的核心就是多次部分气化、多次部 分冷凝。 1.4精馏原理 1.4.2精馏塔和精馏操作流程 精馏塔模型 1.4精馏原理 精馏塔 1、精馏塔是直立圆形的。 2、塔内装有若干层塔板或填充一定高度的 填料，分别构成板式塔和填料塔。 3、气液两相在塔板上液层或填料表面进行 热交换和质量交换。 4、塔底、塔顶及进料处均装有换热器，作 为加热、冷凝冷却、预热等使用。 1.4精馏原理 塔板上传热传质过程（以第n块板为例） 板上开有许多小孔， 下层板上的蒸气通过板上 的小孔上升，而上层板上 的液体通过溢流管下降到 第n层板上，在第n层板上 气液两相密切接触进行热 和质的交换。 1.4精馏原理 设进入第n层板上的 气相的浓度和温度分别 为yn1和tn1，液相的 浓度和温度分别为xn1 和tn1。 由于存在温度差和浓度差，当气、液两相在板 上接触时，气相被部分冷凝，使其中部分难挥发 组分转入液相中；而气相冷凝时放出的潜热传给 液相，使液相部分气化，其中的部分易挥发组分 转入气相中。 1.4精馏原理 总的结果是： 离开第n层板的液相中易挥发组分 浓度较进入该板时的浓度低； 而离开第n层板的气相中易挥发组 分浓度又较进入该板时的浓度高。 塔内只要有足够多的塔板层数，就可使 混合物达到所要求的分离程度。 1.4精馏原理 理论板 若离开塔板的气液两相达到平 衡状态，则将这种板称为理论板。 1.4精馏原理 精馏流程 进料 板上热和质的传递 回流 塔底再沸 精馏段 提馏段。 上小节要点： 精馏原理 多次部分气化、部分冷凝 精馏操作流程 板上传热传质过程 理论板的概念 本节内容提要： 物料衡算和操作线方程 恒摩尔流的假设 进料热状况的影响 两组分连续精馏塔计算： 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 两组分连续精馏塔计算主要内容： 确定产品的流量和组成 求算理论板层数和填料层高度 计算冷凝器和再沸器的热负荷，并确定两者 的类型和尺寸。 确定塔高和塔径 作塔板结构尺寸计算及塔板流体力学验算；或 确定填料类型及尺寸，并计算填料塔的流体阻力 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.1理论板的作用及恒摩尔流的假设 理论板的作用：求得理论塔板数后，通过塔 效率的校正就可以得出实际塔板数。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1、恒摩尔蒸气流 2、恒摩尔液流 恒摩尔流的假设:(为了简化计算而作的假设） 上述假设成立需满足下列条件：（1）各组成的摩 尔气化潜热相等；（2）气液两相交换的显热可以忽 略；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。 1.5.1理论板的作用及恒摩尔流的假设 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 恒摩尔蒸气流指的是：精馏段内，由每层塔板 上升的蒸气的摩尔流率相等； 提馏段内也是恒摩尔蒸气流， 但两段的蒸气摩尔流率一般不相等。 1.5.1理论板的作用及恒摩尔流的假设 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 但两段的液体摩尔流率一般不相等。 恒摩尔液流指的是：精馏段内，由每层塔板 溢流的液体的摩尔流率相等； 提馏段内也是恒摩尔液流。 1.5.1理论板的作用及恒摩尔流的假设 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.2物料衡算和操作线方程 离开第n层板的液相组成xn与由第n1层板 上升的气相组成yn1之间的关系。 物料衡算是一种手段，其目的是： 求出精馏产品的流量、组成与进料流量、组成 之间的关系 ； 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.2物料衡算和操作线方程 衡算对象： 物料衡算 衡算范围：全塔 1、总物料 2、易挥发组分 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 2、上两方程若以质量和质量分率来衡算是否成立 ？ ？问题 1、上两方程有6个未知数，是否知其4必能解余2？ (1-45) (1-44) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 通常已知哪些量？要求解哪些量？ 1、已知进料量及其组成、对馏出液组成及残液 组成有要求，求算馏出液量（或残液量）。 2、已知进料量及其组成、又对其中一种组分有 回收率要求，再对另一种组分有组成要求，求算 馏出液量（或残液量）及组成。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 塔顶易挥发组分回收率 塔底难挥发组分回收率 (1-47) (1-47a) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 例2 每小时将15吨含苯40（质量，下同）和甲 苯60的溶液，在连续精馏塔中进行分离，要求 釜残液中含苯不高于2，塔顶馏出液中苯的回收 率为97.1%，试求馏出液和釜残液的流量及组成， 以摩尔流量和摩尔分率表示。 解：苯的分子量为78，甲苯的分子量为92 进料组成 釜残液组成 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 原料液的平均分子量 原料液摩尔流量 由题意知 所以 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 由物料衡算式 代入数据，得 代入 解得 解得 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 操作线方程 1、精馏段 对总物料进行衡算 衡算范围：见图中虚线范围 对易挥发组分进行衡算 (1-48) (1-49) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 操作线方程 1、精馏段 合并上两式得： 整理得： (1-50) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 改写为： 为塔顶回流液与馏出液之比，称为回流比 将 (1-51) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 上三式均为精馏段操作线方程，反映了由第n 1层板上升的气相组成yn1与离开第n层板的液相组 成xn之间的关系。最常用的是（1-51）式。 两式在x-y图上为直线 (1-51) (1-50) (1-49) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 操作线方程 2、提馏段 与精馏段一样，对衡算 范围作总物料衡算和作易 挥发组分衡算,整理得到提 馏段的操作线方程： 衡算范围：见图中虚线范围 (1-54) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 3、操作线讨论 提馏段操作线过点（xw,xw）。 精馏段操作线过点（xD,xD）。 提馏段操作线不如精馏段操作线易求。 (1-51) (1-54) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 4、气液平衡方程与操作线方程的比较 若气、液离开塔板n时达到平衡，表 明xn与yn满足气液平衡方程： 操作线方程反映进入第n层板的气相组成yn1与 离开第n层板的液相组成xn之间的关系。 yn yn+1 xn xn-1 例3 有一精馏塔，已知塔顶馏出液摩尔分率为 xD=0.97，回流比R2，塔顶采用全凝器，泡点回流 ，其气液平衡关系为： 求从塔顶数起离开第一块板（理 论板）下降的液体组成x1 和离开 第二块板上升的气相组成y2 。 解：依题意，应轮番应用平衡方程和操作方程求解 要注意到“塔顶采用全凝器，泡点回流”的条件 若塔顶采用全凝器 ，则y1xD 由于离开理论板的气液两相组成 互成平衡，故可由y1用气液平衡方 程求得x1。即： 解得： 用精馏段操作线方程求得y2 例4 用一连续精馏塔分离苯-甲苯混合溶液，含苯 40%（摩尔）的原料液为气液混合物，其中蒸汽占混 合物的1/3（摩尔分率），苯-甲苯的平均相对挥发 度 =2.5. 试求原料液中气相和液相的组成分别为多少？ 解：设原料液中气相和液相的组成分别为yF和xF 则由物料衡算有： 由平衡方程得： 两式联立解得 ： 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.3进料热状况的影响和q线方程 进料板将塔分为精馏段和提馏段，进料量 及其热状况将对精馏段上升的蒸气量qn(V) 和提馏段下降的液体量产生影响。 进料的热状况可归为下列五种。 1、过冷液体；2、饱和液体；3、气液混合物； 4、饱和蒸气；5、过热蒸气。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 l进料热状况的影响 令原料中液相所占的比例为： 令进料流量、精馏段上升蒸气流量与下降液体流 量、提馏段上升蒸气流量与液体流量分别为： 则气相所占的比例为1q 则有： (1-60) (1-61) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1、饱和液体进料 处于泡点的原料与板上液体的 组成、温度相同或相近，原料 不会在板上产生气化或冷凝。 则有： 两段的气体摩尔流率相等;液体摩尔流率提馏 段大于精馏段。 l进料热状况的影响 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 2、饱和蒸气进料 处于露点的原料与板上气体的组 成、温度相同或相近，原料也不 会在板上产生气化或冷凝。 则有： 两段的液体摩尔流率相等;气体摩尔流率精馏 段大于提馏段。 l进料热状况的影响 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 3、气、液混合物进料 进料中气液为平衡状态，进塔后， 蒸气部分与提馏段上升的蒸气汇合进 入精馏段，液体部分与精馏段下降的 液体汇合进入提馏段。 则有： 液体摩尔流率：提馏段大; 气体摩尔流率：精馏段大。 l进料热状况的影响 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 4、低于泡点的冷液体进料 因原料低于泡点，进塔后会被提馏段 上升的蒸气加热至泡点，这将使得一部 分蒸气冷凝下来，造成升至精馏段的蒸 气量小于提馏段的。此时的q值大于1。 则有： 气液两相的摩尔流率都是提馏段大 l进料热状况的影响 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 5、过热蒸气进料 因原料为过热蒸气，进塔后放出过热 的那部分热，将精馏段下降的饱和液体 部分汽化，造成流到提馏段的液体量小 于精馏段的，此时的q值小于0。 则有： 气液两相的摩尔流率都是精馏段大 l进料热状况的影响 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 q值计算公式的推导 原料进入加料板后，会引起离开该板的蒸 气流量或液体流量的变化。 如何变化？取决于原料液量及其热状态 。 其中的关系可通过对进料板作物料衡算 和热量衡算而得到。 l进料热状况的影响 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 q值计算公式的推导 衡算范围：加料板 物料衡算 热量衡算 l进料热状况的影响 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 由于塔中气、液相都呈饱和态；再忽略板 间温差和组成差造成的热焓的小差异。则有： 代入（2）式后与（1）式联解，整理得： 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 HV-HF为将每kmol原料加热变为饱和蒸气所 需的热量；而HV-HL为将每kmol原料从饱和液体 加热变为饱和蒸气所需的热量。 得： 将上式与下式比较： 即： 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 合并上两式为 ： 1、q值被称为进料热状况参数； 2、将q值引进提馏段操作线方程，使得方程易解 。 关于q (1-66) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 两操作线相交之点的变量必同时满足两方程，即 ： l两操作线交点轨迹方程（q线方程） 两式相减，得： 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 以下三式代入上式： 整理得q线方程： 得： (1-64) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 q线方程过点（xF,xF)。 q线与精馏段操作线的交 点同时也是q线与提馏段 操作线的交点。借助这一 交点，使提馏段操作线的 绘制变得容易。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 进料热状况不同， q值以及q线的斜率 也就不同，故q线与 精馏段操作线的交 点随之变动，从而 影响提馏段操作线 的位置。 本节要点 ： 物料衡算和操作线方程 操作线方程的推导 操作线方程的含义 操作线方程的作用 恒摩尔流的假设 q值的计算 q线方程的意义与作用 不同进料热状况对加料板位置的影响 进料热状况的影响 本节要点 ： 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的求法 1、逐板计算法 需有气液平衡关系式及操作线方程。 计算结果比较准确。 可同时求得各层板上的气液相组成。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的求法 求算方法： 从塔顶第一块板开始，轮番应用气液平衡关 系式及精馏段操作线方程进行计算。 当xnxd（两操作线方程的交点x坐标），改 用气液平衡关系式与提馏段操作线方程计算。 直至xmxW 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的求法 注意事项： 精馏段的理论板数为：计算过程所用气液 平衡关系式的次数n减1，即（n-1）块。 提馏段的理论板数为：计算过程所用提馏 段操作线方程的次数m减1 ，即（m-1）块。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的 求法 图上解释逐 板计算法 的过 程。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的求法 2、直角梯级图解法 在x-y图上作出平衡曲 线（依平衡数据或平衡方 程），并画出对角线。 在x-y图上作出精馏段 操作线。（点截法、点 斜率法、两点法） 图解步骤 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的求法 2、直角梯级图解法 在x-y图上作出提馏 段操作线。 两点法：点（xW,xW） 及两操作线交点（ xd,yd ）。 图解步骤 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的求法 2、直角梯级图解法 从点a （ xD,xD ）开始， 在平衡线与操作线之间绘 制直角梯级，直到某梯级 的铅垂线达到或小于xw为 止。每一个梯级，代表一 层理论板。 若装分凝器、再沸器，则上下段理论板各减1块 图解步骤 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的求法 2、直角梯级图解法 适宜的进料位置 （1）变换操作 线的梯级为加 料板位置。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的求法 2、直角梯级图解法 （2）若梯级在两操 作线交点处更换操作 线。则该梯级为最适 宜的进料位置 （3）选择最适宜的进料位置作加料板，则所需的 理论板层数为最少。（？） 适宜的进料位置 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.4理论板层数的求法 2、直角梯级图解法 分别对精馏段和提馏段的易挥发组分进行衡算 两操作线交点轨迹方程（q线方程、进料方程） （这是精馏段、提馏段操作线的另一种表达方式） 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.5几种特殊情况的理论板层数计算 1、直接水蒸气加热 当水是难挥发组分，采用直接 加热方式可省去再沸器。 直接水蒸气加热，加热水蒸气 直接通入塔釜内，与釜液相混。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.5几种特殊情况的理论板层数计算 1、直接水蒸气加热 直接水蒸气加热的提馏段操作线方程式 ： 操作线过点（xW ,0) 直接水蒸气加热所需塔板数稍多些。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.5几种特殊情况的理论板层数计算 2、多侧线进料或出料 多侧线出料可获得不同规格的精馏产品。 通过对每段作物料衡算，分别得出相应的操作线 方程式，并在相应段应用这些方程求段内理论板。 多侧线进料以适应不同浓度原料的分离。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.6回流比的影响及其选择 回流是塔连续操作并实现分离的必要条件。 操作线的位置随 回流比而变,回流 比增大 ，操作线 与平衡线间的距离 就增大 ，这使每 层理论板的分离程 度加大，即所需的 理论板数减少。 回流比减少 ，操 作线与平衡线间的 距离就缩小 ，这 使每层理论板的分 离程度降低，即所 需的理论板数增多 。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.6回流比的影响及其选择 即对于同样的qn,D 及qn,W ,回流比加大，回流 流率qn,L以及上升蒸气流率qn,V 也增大，使塔顶 冷凝器和塔底再沸器的热负荷随之增大。这是 不利的 。 即回流比是影响设备费用和操作费用的一 个重要因素。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.6回流比的影响及其选择 回流比有两个极限值，上限为全回流，下限为 最小回流比。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.6.1全回流和最少理论板层数 1、全回流：塔顶没有产品引出，即塔顶上升蒸 气经冷凝后全部回流至塔内。这时在x-y图上操 作线与对角线相重合。 (全回流时，通常进料及釜液流率均为零。) 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 求算最少理论板层数的Fenske方程。 2、最少理论板层数：全回流时所需理论板数为最 少。因为此时操作线和平衡线的距离为最大。最 少理论板数用Nmin表示。可由图解法求得。 全回流多在精馏开车阶段或实验研究时采用，用以稳定和控制操作。 1.5.6回流比的影响及其选择 减少回流，两操作线 将向平衡线靠近，所需 的理论板层数亦增多。 1.5.6.2最小回流比 当回流比减少到使两 操作线交点正好落在平 衡线上（如图2-25点d所 示）时，所需理论板层 数便要无限多。 点d 称为挟紧点。此 时的回流比称为最小 回流比，以Rmin表示。 1.5.6.2最小回流比 点d前后（进料板上、 下区域），各板气液组 成基本上不变化，即无 增浓作用，故这个区域 称为恒浓区 。 1.5.6回流比的影响及其选择 1.5.6.2最小回流比 若操作线先行与平衡线相 切(点g），则切点对应的 回流比就是此种情况的最 小回流比。 结论： 全回流，理论塔板数最少；取最小回流 比，理论塔板数为无穷多。 （切点g前后区域为恒浓区。） 最小回流比的两种求法： 对于正常的平衡曲线 ，由精馏段操作线斜率 得： （1）作图法（斜率法） 对于操作线先行与平衡 线相切的情况，则有： n最小回流比的两种求法： 对于正常的平衡曲线， 若已知气液平衡方程， 联解以下两方程： （2）解析法 （平衡方程代入法） 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 得： （2）解析法 （平衡方程代入法） 泡点进料： 露点进料： 1.5.6回流比的影响及其选择 1.5.6.3适宜回流比的选择 若所选回流比使得操作费用和设备折旧费 之和为最小，则该回流比为适宜回流比。 精馏塔的操作费用，主要取决于蒸馏釜的 加热用载热体耗用量和冷凝器的冷却剂耗用量 ，而两者又与回流比密切相关。 1.5.6回流比的影响及其选择 回流比增大则操作 费用也增大。如图中 线2所示。 设备折旧费是指精馏 塔、换热器等固定资产 的折旧额。 1.5.6回流比的影响及其选择 当R=Rmin时，板数N=,故设备 费为 ； 但R稍大于Rmin,板数便从无穷 锐减至某一有限值； 随着R的继续增加，板数继续减 少，但塔径及蒸馏釜、冷凝器等 的尺寸相应增大，设备费反降为 升。 可见，操作费和设备折 旧费之和必有一最小值， 其对应的回流比就是最经 济的回流比。通常取作适 宜回流比。 根据经验，适宜回流比约为Rmin的1.1-2倍。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.7理论板层数简捷法求法 吉利兰（Gilliland）关联图法 简便、应用广泛。 准确度稍差。 适用于初步设计计算。 1.5.7.1吉利兰（Gilliland）关联图 的特点 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.7理论板层数简捷法求法 吉利兰（Gilliland）关联图法 计算出Rmin、Nmin。 选择确定R 应用Gilliland关联图求N。 1.5.7.2吉利兰（Gilliland）关联图应用 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.7理论板层数简捷法求法 吉利兰（Gilliland）关联图法 组分数2-11。 Rmin0.53-7.0 组分间相对挥发度为1.26-4.05 理论板数N为2.4-43.1。 1.5.7.3 Gilliland关联图应用注意事项 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.8塔高与塔径的计算 塔高与实际板数直接相关，而实际板数又 与传质效率有关。 1.5.8.1传质效率和实际板数 实际气液两相在板上接触时，一般不能达 到平衡状态，因此引出传质效率概念。 精馏塔的传质效率可从三个不同的侧面反 映：点效率、板效率和全塔效率。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.8塔高与塔径的计算 1.5.8.1传质效率和实际板数 1、单板效率EM （Murphree）效率 ） 式中分子为经过n板的实际增浓，分母 为理论增浓。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.8塔高与塔径的计算 1.5.8.1传质效率和实际板数 2、全塔效率E （总板效率 ） 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.8塔高与塔径的计算 1.5.8.2理论板当量高度和填料层高度 在填料塔内，假设将填料层分为若干相 等的高度单位，每一高度单位的作用相当 于一层理论板，则该单位填料层高度称为 理论板当量高度，简称等板高度，以HETP 表示。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.8塔高与塔径的计算 理论板层数乘以等板高度即可得所需的 填料层高度。即： 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.8塔高与塔径的计算 1.5.8.3塔高的计算 板式精馏塔的高度 根据实际板层数和板间距（指相邻两层 实际板之间的距离），可计算塔高。 填料精馏塔的高度 由理论板层数和等板高度相乘即可求得 填料层高度。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.8塔高与塔径的计算 1.5.8.4塔径的计算 上节要点： 回流比的影响与选择 全回流和最少理论板层数 最小回流比 传质效率和实际板数 适宜回流比的选择 习题课 原料组成对最小回流比的影响 物料衡算对精馏过程的约束 例题涉及以下内容 加料状态对所需理论板数的影响 1、原料组成对最小回流比的影响 例4 如图分别为苯-甲苯混合液和水-乙醇混 合液的x-y图，在其他条件相同的前提下， 比较原料组成变化对最小回流比的影响 对于普通物系，原料组成越低，为获得同 样的塔顶产品所对应的最小回流比越大。 对某些非理想物系，最小回流比可能由平 衡线与操作线切点所定，与原料组成无关。 2、物料衡算对精馏过程的约束 例5 用精馏塔分离苯与甲苯混合液，精 馏塔具有10块理论板（包括塔釜），加 料板为第4块，料液在泡点下进塔，回流 比R=3.0，在正常操作下，馏出液苯含量 xD=0.9，馏出率 。现进料组成因 故降为xF=0.30，试问： （1） 若保持馏出率不变，增大回流比 ，能否得到合格产品？ （2）为保证塔顶产品质量合格，在原回 流比下，馏出率应降为多少？ 在精馏塔操作过程中，当发现产品不合格 时，往往会采用增大回流比的方法加以调整。 例：已知 因故E降为0.4，则： 对已有的塔，实际塔 板数是确定的，故应设法减 少理论板。增大回流比的方 法最容易操作。 例5 用精馏塔分离苯与甲苯混合液，精 馏塔具有10块理论板（包括塔釜），加 料板为第4块，料液在泡点下进塔，回流 比R=3.0，在正常操作下，馏出液含量 xD=0.9，馏出率=0.4。现进料组成因故降 为xF=0.30 说明若维持馏出率=0.4 ，因受物料衡算的限 制，回流比再大也不可能得到合格的产品。 解：（1）设xW=0，由物料衡算可求得 例5 NT=10，加料板为第4块，泡点进料， R=3.0，在正常操作下，馏出液含量xD=0.9， 馏出率D/F=0.4。现进料组成因故降为 xF=0.30 作q线与精馏段操 作线交于e点； （2）为得到合格的产品，必须减少馏出率 。馏出率可通过试差求出。 作精馏段操作线； 作梯级，在第4块板换线，直到第10个梯 级，得该板xW值，与假设值比较，相等为 止。 再假设xW作出提 馏段操作线； 根据物料衡算，可求出馏出率为 本例试差结果是xW=0.05 在精馏塔操作过程中，当发现产品不合 格时，往往会不加分析地采用增大回流比 的方法加以解决。 从本例计算结果可知，塔顶产品馏出率 对精馏塔操作有着主要的影响。 当馏出率过大时，因受到物料衡算的约 束，回流比再大也无济于事。 此时只有减少馏出率才可能得到合格的 产品。 例6 流量为100kmol/h的苯与甲苯混合物 ，含苯0.4（摩尔分数，下同），拟采用常压 精馏分离，塔顶设有全凝器，要求塔产品苯含 量为0.9，苯回收率不低于90%，泡点进料，泡 点回流，回流比为最小回流比的1.5倍。已知 相对挥发度为2.47，试求精馏过程所需要的理 论板数及精馏段、提馏段内物料的循环量。若 维持相同回流比，改为以下两种情况进料, 则 情况如何？ (1) 20进料；(2) 在液气比为3：1状态进料 ；(已知原料液的泡点温度为95，平均比热容为 158.9kJ/（kmolK），汽化潜热为32600kJ/kmol。) 3、加料状态对所需理论板数的影响 由苯的回收率可求出塔顶产品的流量为 解：泡点进料 求塔底产品的流量与组成 依平衡线方程，作 平衡线； 依q=1，作q线； 平衡线方程为 求最小回流比：连操作线与平衡线交点 e(0.4，0.622）与点（xD,xD) 最小回流比及回流比为 精馏段操作线方程为 塔内气、液循环量： 提馏段操作线方程为 图解法求得此精馏过程需9块理论板 ，进料板第5块。 例6 20进料 (已知原料液的泡点温度为 95，平均比热容为158.9kJ/（kmolK）， 汽化潜热为32600kJ/kmol。) 塔内气、液循环量为 解：（1）20加料时，热状态参数为 提馏段操作线方程为 图解法求得此 精馏过程需8块理 论板，进料板第4 块。 例6 在气液混合状态进料， 因为液汽比为3：1，即热状态参数为 同理，求得塔内气、液循环量为 提馏段操作线方程为 图解法求得 此精馏过程需11 块理论板，进料 板第6块。 从本题可见： 为将100kmol/h的料液加工成40kmol/h的 塔顶产品和60kmol/h的塔底产品，在题目给 定的条件下需要75kmol/h的回流液在塔内循 环。 此部分回流液以液态形式自塔顶流至塔 底，而在塔底又以气态形式返回塔顶。循环 的代价是发生相变所消耗的能量，而这正是 精馏过程的操作成本所在。 当分离要求一定时，循环量越大，操作 线越远离平衡线，所需要的板数越少。 当加料状态为过冷液体时，除自塔顶 至塔底有L=75kmol/h的物料作循环外， 在提馏段还额外增加了循环量（q-1） F=36.6kmol/h。此额外循环量使提馏段 每块理论板的分离程度增大，故与泡点 进料相比，所需理论板数减少。 与其在塔外将原料预热至泡点，不如 将此热量加在塔底，使其在预热原料之 前便在提馏发挥其分离的作用。与泡点 加料相比，过冷液体加料所需理论板数 较少的原因就在于此。 与冷液进料相比，精馏段的物料循环 量不变，而提馏段的物料循环量减少了 61.6kmol/h。相应地，塔底再沸器所产生 的蒸汽及其热耗也将减少 塔底所减少的热耗，在数量上刚好等 于将原料预热至泡点并部分汽化所需要的 热量，但是，将热量用于原料预热，便不 能在提馏段发挥应有作用，因此所需板数 必须增大。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.9连续精馏装置的热量衡算 热量衡算目的： 为设计精馏操作所需的换热设 备提供基本数据 。或对换热设备 作操作分析。 1.5两组分混合液连续精馏塔的计算 1.5.9连续精馏装置的热量衡算 热量衡算内容： 1、再沸器和冷凝器的热负荷 2、加热介质和冷却介质的消耗量 冷凝器的热量衡算 忽略热损失，则全凝器的热负荷QC为： 1.5.9连续精馏装置的热量衡算 1.冷凝器 上式表明:全凝器需要移去的热量（ 热负荷）QC，就是离开塔顶的蒸气V 冷凝至液体所放出的热量。 1.5.9连续精馏装置的热量衡算 冷凝器的热量衡算 冷却介质消耗量 1.5.9连续精馏装置的热量衡算 2.再沸器 再沸器的热负荷 1.5.9连续精馏装置的热量衡算 上式表明:再沸器需要提供的热 量（热负荷）QB，包括进入塔内的蒸 气V在再沸器中受热而发生的焓升量 与热损失QL之和。 加热介质消耗量 注意上式中的HB1、HB2分别为加热介质进、 出再沸器的焓，kJkg-1.r为加热蒸气的气化潜 热，kJkg-1 若用饱和蒸气加热，且在饱 和冷凝液下排出，则 2.再沸器 例7 用精馏塔分离苯与甲苯混合液，原料液 流量为15000kg/h，进料组成xF=0.44（摩尔 分率，下同），泡点回流，回流比R=3.5，要 求馏出液苯含量xD不低于0.975，塔底产品苯 含量xW不高于0.0235。试问： 料液在20下进塔时，再沸器和冷凝 器的热负荷以及加热介质和冷却介质的 消耗量各为多少？（忽略热损失） （已知用绝压为200kPa的饱和蒸气加热 ，且在饱和冷凝液下排出，冷却水进出口 温度分别为25 及35 ） 解：苯的分子量为78，甲苯的分子量为92 原料液的平均分子量 原料液摩尔流量 20加料时，热状态参数为 由物料衡算式 代入数据，得 解得 精馏段和提馏段的上升蒸气量为： 冷凝器的热负荷为 ： 因塔顶馏出液含苯97.5，可近似按 纯苯看待，加上是泡点回流，HV-HL=r， 查得r30340kj/kmol,所以： 冷却水消耗量为： 同理，再沸器的热负荷为： 再沸器加热蒸气消耗量为： 1.6两组分间歇蒸馏 1.6.1间歇精馏的过程与特点 间歇精馏 原料一次性加入蒸馏釜、塔顶有回流、 有多层塔板的蒸馏。 间歇精馏特点 分批操作；操作过程为非稳定态；只有精 馏段。 1.6两组分间歇蒸馏 1.6.1间歇精馏的过程与特点 间歇精馏适用场合 1、原料分批取得。 2、处理量小、物料品种、组成、分离 要求常改变。 3、