第1章蒸馏34学时

1、 1.3.2 简单蒸馏简单蒸馏是一种间歇式蒸馏操作，又称为微分蒸馏 。系统构成：蒸馏釜，冷凝器，接受器。原料液在蒸馏釜中通过间接加热使之部分汽化，产生的蒸汽进入冷凝器中冷凝，冷凝液作为馏出液产品排入接受器中。在一批操作中，馏出液可分段收集，以得到不同组成的馏出液。一、概述 原料液蒸汽 蒸馏釜冷凝器接受器馏出物釜残液 图1-8 简单蒸馏装置1.简单蒸馏的特点v 间歇操作过程操作原理v 非稳态过程v 单级过程，无塔段2.简单蒸馏的应用场合v 液体混合物的初步分离v 测油品的沸程 恩式蒸馏v 某些料液的脱色:化学试剂脱色法对油脂进行脱色二、简单蒸馏的特点及其应用原料 F ( kmol, xF )一次

2、性进入； 蒸馏初始时釜中液体F，xF，结束时得到釜残液 W，x2 蒸馏时 ，瞬间形成的汽液两相互相平衡，但形成的全部蒸气与液相不平衡微分衡算。 三、简单蒸馏计算 假设某瞬间釜液量为L (kmol)、组成为x, 经时间d后, 釜液增量为- dL, 轻组分组成增量为- dx ; 馏出液中的轻组分组成为y;微分操作方程 xydxLdL 忽略二阶微量dxdL，整理得对轻组分作物料衡算： ydLdxxdLLLx)(初值条件：LF，x xF； 终值条件： L W，x x2 积分操作方程 FxxxydxWF2 ln代入初值、终值条件，积分得(L, x)(L-dL, x-dx)时时刻刻后后 d(dL, y)+

3、简单蒸馏过程物料衡算关系 根据相平衡关系 y = f (x) 的表达方式，分以下三种情况：釜残液组成的计算:1) y = f (x) 以相图或数表形式给出，数值积分方法 全过程轻组分物料衡算式2xDWxDFyF2WxyDFxF馏出液平均组成 ：y【例题1-3】详见教材P13.2)xxy)(11xxlnxxlnWFlnFF111122 3) y = m x + b； 第三种情形 只能是在局部近似成立 bx)m(bx)m(lnmWFlnF21111 1.3.2 简单蒸馏 1.3.2 简单蒸馏例：在常压下对苯与甲苯二元理想溶液分别进行平衡蒸馏与简单蒸馏。若原料液中苯的浓度为0.5（摩尔分率）。物系的

4、相对挥发度为2.47。试求： 1）用平衡蒸馏方法分离，当汽化率为 0.4时，釜液与馏出液的组成。 2）用简单蒸馏方法分离，使釜液浓度与平衡蒸馏相同，所得馏出物中苯的平均组成。 分析：xF = 0.5， = 2.47xxxxy471147211.)(方程：二元理想物系气液平衡（1）平衡蒸馏汽化率1-q = 0.4，因此：q = 0.6平衡蒸馏操作线方程：11qxxqqyF251511605016060.xx 平衡蒸馏气液两相组成同时满足气液平衡方程和操作线方程，因此联立上述两方程，解得：x = 0.411，y = 0.6342）当物系进行简单蒸馏时41102.x 1.3.2 简单蒸馏分析：xF

5、= 0.5， = 2.47xxxxy471147211.)(方程：二元理想物系气液平衡且简单蒸馏终了时的釜液浓度与平衡蒸馏时相同，即： 2xDWxDFyF2211xFWFWxFWFxWFWxWFFFF111122FFxxxxWFlnlnln40880501411014724110504711.ln.ln.0.664 5051FWWF即：,.67604110664016640506640111112.xFWFWxFWyF在相同的原料液浓度及相同釜液的条件下，简单蒸馏所得到的馏出液浓度高于平衡蒸馏，而平衡蒸馏的优点是连续操作，但其分离效果不如间歇操作的简单蒸馏。简单蒸馏与平衡蒸馏的比较 简单蒸馏适

6、用的情形： 1) 原料处理量不大、来源不定期、且分离要求较高 2) 实验室用来作试验研究 当原料液组成相同，相平衡关系相同时 指标 平衡蒸馏 简单蒸馏 分离效果 差 好 过程特征 定常 时变 操作方式 连续 分批 生产能力 高 低 单产能耗 低 高 单产成本 低 高 1.3.2 简单蒸馏1.4 精馏原理和流程1.4.1 精 馏 过 程原理1. 多次部分汽化和部分冷凝平衡蒸馏简单蒸馏精馏多级过程液体混合物的初步分离进行一次部分汽化进行多次部分汽化和部分冷凝实现液体混合物的完全分离单级过程比较以苯-甲苯混合液为例，图6-9为其装置和流程简图，其t-x-y 相图如图6-10 所示。将组成为xF、温度

7、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 。6-9xFt1t3x3y3 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。简单蒸馏的操作和结果多次部分汽化和部分冷凝的 t- x- y 图精馏过程基本原理多次部分汽化和部分冷凝FxFt1x1y2x2y3x3y123yyyA2x2y3x3y123xxxB2. 精馏塔模型 上述的多次部分汽化和部分凝过程是在精馏塔内进行的。精馏塔板式塔

8、塔内装有若干层塔板填料塔塔内装有一定高度的填料层板式精馏塔模型精馏：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。塔中各级的易挥发组分浓度由上至下逐级降低，而温度逐步增高。当某级的浓度与原料液的浓度相同或相近时，原料液就由此级进入（加料板）。 板式精馏塔模型yt板式精馏塔模型塔板是气液两相进行传热和传质的场所；两相体系的建立是通过从塔顶引入下降液流（回流液）和从塔底产生上升蒸汽流形成；冷凝器：提供回流液体，获得塔顶产品；再沸器：提供上升蒸汽（蒸汽回流）精馏过程连续进行的必要条件：塔顶液体回流和塔底上升蒸汽流；精馏和普通蒸馏的本质区别

9、：回流。加料口再沸器冷凝器精馏塔塔板塔板上的操作情况n升气道液流方向n板降液管n 1板降液管1ntnt1nt1nxnx1nx1nyny1ny组成差： yn-1 yn yn+1温度差：tn-1 tn tn+1xn+1 xn xn-1塔板操作分析1.4.2 精 馏 操作流程一、连续精馏操作流程 工业生产以连续精馏为主。操作时，原料液连续地加入精馏塔内，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（称为釜残液）；部分液体被汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器被全部冷凝，将部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品（称为馏出液）采出。 连续精馏操作流程 馏出

10、物 冷却水 蒸汽锅炉蒸汽冷凝水 釜液 进料 蒸汽提馏段精馏段加料板二、间歇精馏操作流程 与连续精馏不同之处是：原料液一次加入精馏釜中，因而间歇精馏塔只有精馏段而无提馏段。在精馏过程中，精馏釜的釜液组成不断变化，在塔底上升蒸气量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液的组成也逐渐降低。当釜液达到规定组成后，精馏操作即被停止。间歇精馏装置示意图精馏塔再沸器冷凝器观察罩储槽 确定产品的流量和组成； 选择或确定适宜的操作条件，如操作压强、回流比和进料热状况等； 确定精馏塔的类型，选择板式塔或填料塔，根据塔型，计算理论板数和填料层高度； 确定塔高和塔径及塔的其他结构尺寸，并进行流体力学验算； 计算冷凝器和再沸

11、器的热负荷, 并确定两者的类型和尺寸。本章的核心内容双组分连续精馏塔的工艺计算主要包括以下内容： 本节重点讨论前三项,其中4) 项内容在下册第3章有详细介绍；5 ) 项属于传热问题, 在上册传热学中已做过讨论.1.5 双组分连续精馏的计算1.5.1 理论板的概念、恒摩尔流假定一、理论板的概念 理论板是指在其上气、液两相都充分混合，且传热及传质过程阻力均为零的理想化塔板。离开该板的气液两相互成平衡，即两相温度相等，组成互成平衡；塔板上各处的液相组成均匀一致。 用作衡量实际板分离效率的依据和标准。通常，在工程设计中，先求得理论板层数，再用塔板效率予以校正，即可求得实际塔板层数。 理论板提出的意义二

12、、恒摩尔流假定1.恒摩尔气流 精馏段 提馏段 注意：两段上升的气相摩尔流量不一定相等 。精馏段中上升气体摩尔流量, kmol/h提馏段中上升气体摩尔流量，kmol/h常数 VVVVn21常数 VVVVm21二、恒摩尔流假定精馏段 提馏段 注意：两段下降的液相摩尔流量不一定相等 。精馏段中下降液体摩尔流量, kmol/h2.恒摩尔液流 提馏段中下降液体摩尔流量，kmol/h常数 LLLLm21常数 LLLLn21二、恒摩尔流假定恒摩尔流动的假定成立的条件 恒摩尔流动虽是一项简化假设，但某些物系能基本上符合上述条件，因此，可将这些系统在精馏塔内的气液两相视为恒摩尔流动。后面介绍的精馏计算均是以恒摩

13、尔流为前提的。v 混合物中各组分的摩尔汽化潜热相等；v 塔设备保温良好，热损失可以忽略。v 汽液接触时交换的显热可以忽略；1.5.2 物料衡算和操作线方程精馏塔的物料衡算 L, xDD, xD F, xF W, xWV, xD QC QB 精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品和塔底产品)的流量、组成之间的关系可通过全塔物料衡算来确定。 一、全塔物料衡算 回收率（）：分离程度 轻组分衡算： FxF = DxD + WxW总物料衡算： F = D + WFDAFxDx轻组分（塔顶）)()(FWBxFxW11重组分（塔底）精馏塔的物料衡算 L, xDD, xD F, xF W, xWV, xD QC

14、QB 一、全塔物料衡算 原料液釜残液馏出液注：流量（kmol/h），组成（摩尔组成）。【例6-4】每小时将15000 kg含本40%（质量分数，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数表示。分析：已知：F = 15000 kg/h, xA = 40%, xB = 60%, xW = 2 %, %.%197100FDAFxDx另，可查得：MA = 78 kg/mol, MB = 92 kg/mol 求：D = ？ kmol/h, xD = ？（摩尔分数）, W = ？

15、kmol/h, xW = ？44060/92 78407840 ./Fx进料组成解：0235098/92 782782 W./x釜残液组成885920.44)(178440 F.M原料液平均摩尔质量kmol/h 017588515000 .F原料液摩尔流量解得：D = 80.0 kmol/h, xD = 0.935, W = 95.0 kmol/h全塔物料衡算：WFFWDFWxFxFxWxDxFx9710 .%.%197100FDAFxDxFDFxDx9710.二、精馏段操作线方程 L, xD D, xD V, xD 1 2 n n1 x1 xn x2 y1 y2 yn yn+1精馏段物料衡算

16、 V L 在精馏段中，任意塔板（n 板）下降的液相组成 xn与由其下一层塔板（n+1 板）上升的气相组成 yn1之间的关系称之为操作关系，描述该关系的方程称为精馏段操作线方程。 DnnxDLDxDLLy1二、精馏段操作线方程令DLR DnnxRxRRy1111则有 在图中虚框范围内作物料衡算。总物料：V L + D轻组分： V yn+1L xn + D xD L, xD D, xD V, xD 1 2 n n1 x1 xn x2 y1 y2 yn yn+1精馏段物料衡算 V L 回流比 有RDL L1，精馏段操作线方程二、精馏段操作线方程 根据恒摩尔流假定，L为定值，且在稳态操作时，D及 xD

17、为定值，故 R 也是常量。精馏段操作线方程为一直线方程。直线方程斜率1RR截距1RxD在x-y 图上为过 (xD ,xD)点及 ( 0, ) 点的直线。1RxDDnnxRxRRy1111 xW精馏段操作线 L1在 x y 图上的表示 P=const 0 xFx L1 yxD(xD ,xD)xD1RxD三、提馏段操作线方程 在提馏段中，任意塔板（m 板）下降的液相组成 与由其下一层塔板（m+1 板）上升的气相组成之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为提馏段操作线方程。 提馏段物料衡算 W, xw mm+1 m+2 N xm xm+1 ym+1ym+2 yN xNVL 提馏段物料衡算 W, xw mm+1 m+2 N xm xm+1 ym+1ym+2 yN xNVL 在图中虚框所示的范围内,对提馏段作物料衡算。总物料：WVL轻组分：wmmWxyVxL1wmmxWLWxWLLy1解出ym+1 ,得L2：三、提馏段操作线方程提馏段操作线方程三、提馏段操作线方程斜率截距 根据恒摩尔流假定，L为定值，且在稳态操作时，W及 xW为定值。提馏段操作线方程为一直线方程。WLLWxWLW xW 0 xF