内蒙科大化工原理课件06蒸馏

1、概述（Introduction） 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。 闪蒸罐塔顶产品yAxA加热器原料液 塔底产品 Q减压阀第6章 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. 蒸馏操作的用途间歇精馏：多用于

2、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。概述（Introduction） 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。6.1 双组分溶液的气液相平衡关系(Vapor-liquid e

3、quilibria in binary systems) 6.1.1 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。 po

4、A、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： 6.1 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

5、依靠实验测定。 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系6.2.2 汽液相平衡图（equilibrium diagram）根据相律，双组分两相物系自由度为2，即相平衡时，在温度t、压强P汽相组成x和液相组成y这四个变量中，只有两个独立变量。若物系的温度和压强一定，汽液两相的组成就一定；若压强和某相的组成一定，则物系的温度和另一相组成将被唯一确定。双组分汽液相平衡关系可由某变量与另两个独立变量的函数关系表达。相图、相平衡常数或相对挥发度是常用的三种汽液相平衡关系。 双组分汽液两相，当固定一个独立变量，可用二维坐标中的曲线图来表示两相的平衡关系，称为相图。相图有压强一定的温度-组成T-x(y)图、液相组

6、成和汽相组成x-y图，以及温度一定的压强-组成p-x 图。6.1 双组分溶液的气液相平衡关系汽液相平衡图（equilibrium diagram） 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系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 。t/Cx(y)01.0露点线泡点线露点泡点xAyAxf气相区液相区两相区当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为

7、 yA= xf 的气相，最后一滴液相的组成为 xA。6.1 双组分溶液的气液相平衡关系 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

8、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。 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系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。6.1 双组分溶液的气液相平衡关系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

9、 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气（汽）液相平衡时，两相的温度和压强相等，每个组分在两相中的逸度（fugacity）相等，即对非理想物系，气（汽）、液相的逸度服从下列方程： 式中： pio 纯组分i 的饱和蒸汽压； io 纯组分 i 的逸度系数； ViL 纯液体 i 的摩尔体积。 式中：i 气（汽）相 i 组分的逸度系数； i 液

10、相 i 组分的活度系数； fiL 纯液体 i 在系统温度、压力下的逸度，可由下式计算 波印丁（Poynting）校正因子6.1 双组分溶液的气液相平衡关系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。 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系溶液中各组

11、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。6.1 双组分溶液的气液相平衡关系6.1.3 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

12、平衡计算。 1，表示组分 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。 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系6.2 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。

13、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yAxA加热器原料液 塔底产品 Q减压阀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 闪蒸罐D, yD, teyD加热器F, xF, tF W, xW, teQ减压阀xWt06.2 平衡蒸馏与简单蒸馏 若设液相产物占总加料量的分率为 q，即W/F=q，则汽化率为D/F =(1-q

14、)，代入上式整理可得 上式表示了汽化率与汽、液相组成的关系。 平衡蒸馏过程可认为经部分汽化或部分冷凝后所得的汽液两相呈平衡，即 yDxW 符合平衡关系。3. 平衡关系 若已知进料组成 xF 和生产任务所要求的汽化率 (1-q)，结合物料衡算式可求得汽液相组成 yD、xW。 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

15、 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 6.2.2 简单蒸馏 简单蒸馏也称微分蒸馏，间歇非稳态操作(unsteady batch operation)，在蒸馏过程中系统的温度和汽液相组成均随时间改变。 分批加入蒸馏釜的原料液持续加热沸腾汽化，产生的蒸汽由釜顶连续引入冷凝器得馏出液产品。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6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏 1. 定义 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

16、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/Cx(y)01.0露点线泡点线xAyAxf6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏 6.2.2 简单蒸馏 设 d 时间内由塔顶引出的蒸汽量为 dV (kmol)，釜液变化量为 dW (kmol)； 时刻釜内液体量为 W (kmol)，汽、液相组成为 y、x； +d 时刻釜内液体量及组成为 W+dW (kmol) 及 x+dx 。在 d 时间内由物料衡算可得 整理上两式，略去高阶微分 项，得 在操作初始的 W1、x1 至终止时刻的 W2、x2 间积分上式得 上式中 y 与 x 互成平衡，因此

17、只要有汽、液两相的平衡关系，就可求出上式的积分项，得到任意时刻釜液量与组成的关系式。 6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏 在釜液由 W1 蒸馏减少至 W2 期间，釜内蒸馏出的液量 D（kmol）及平均组成 可根据整个过程的物料衡算求得。 总物料衡算 易挥发组分的衡算 利用相平衡关系积分可得：两式联解即可求得 D 和 。 6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏 6.2 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

18、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 。6.2 精馏原理 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

19、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。 6.2.2 多次部分气化和部分冷凝6.2 精馏原理 如果将图6-1所示的蒸馏单级分离加以组合, 变成如图6-3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,

20、 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. 图6-3 多次部分气化的分离示意图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：6.2 精馏原理 （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

21、，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x3，而使液体部分气化，蒸气自身则被部分冷凝。传热 图6-4 多次部分气化的 t-x-y图 今以图6-3中的第3级为例，由图6-4可知，x2y1x3，而x2x3y2，-在x2和y2之间存在y1和x3. 如果冷凝和气化的温度选择恰当，可使y1和x3 较为接近。这样，若将第3级中产生的中间产品x3与第2级的料液y1相混合,.，其结果不但消除了中间产品，且提高了最后产品的收率。传质 由

22、此可见，不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上一级的液相回流（如液相x3）与下一级的气相（如气相y1)直接接触，就可以将图6-3所示的流程演变为图6-5所示的分离流程，从而省去了逐级使用的中间加热器和冷凝器。 图 6-5 无中间产品的 多次部分气化的分离示意图6.2 精馏原理 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

23、的条件6.2 精馏原理 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

24、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，使其分离成几乎纯态组分的过程。6.2 精馏原理 3. 定义 图6-6所示的为精馏塔的模型，目前工业上使用的精馏塔是它的体现。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。 图 6-6 精馏塔模型 图6-7是以筛板塔为例，由精馏塔模型转变为实际精馏塔的一

25、段。图 6-7 精馏塔的一段6.2.3 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重点.6.2 精馏原理 图6-8所示的为泡罩塔中任意第n层板上的操作情况. 进入第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 6-8 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

26、, 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.6.2 精馏原理 6.2.4 精馏流程图 6-9 连续精馏流程 典型的连续精馏流程如图6-9所示.预热到一定温度的原料液送入精馏塔的进料板,在每层塔板上, 回流液体与上升蒸气互相接触, 进行热和质的传递. 塔顶冷凝器的作用: 获得塔顶产品及保证有适宜的液相回流.再沸器的作用: 提供一定量的上升蒸气流. 对于间歇精馏: 原料液一次加入塔底, 只

27、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。 6.3 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.本章的核心内容双组分连续精馏塔的工艺计算主要包

28、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.5 ) 项属于传热问题, 在第4章已做过讨论.6.3 双组份连续精馏的计算 6.3.1 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,

29、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：6.3 双组份连续精馏的计算 6.3.2 物料衡算和操作线方程1. 全塔物料衡算 图6-10所示, 对稳定操作的连续精馏塔,料液加入量必等于塔顶和塔釜产品量之和. 总物料衡算 易挥发组分物料衡算 各组分的摩尔汽化潜热相等

30、； 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. 6.3 双组份连续精馏的计算 进料流率 F 和组成xF 以及釜液组成 xW 一定，馏出液中轻组分含量 xD值越大，馏出液流率 D 值就越小。釜液流率和组成间存在类似关系。提高产品品质是以降低产品产率为代价的。2. 操作线方程 对图6-11虚线范围（包括精馏段第n+1板和冷凝器在内）作物料衡算, 以单位时间为基准, 即： 塔顶全凝：V=L+D=(R+1)D回流比：R=L/D1)精馏段操作线方程 6.3 双组份连续精馏的计算 精馏段操作线方程的物理意义: 在一定的操作条件下，精馏段内自任意第n层塔板下降的液相组成xn

31、与其相邻的下一层塔板上升的蒸汽组成yn+1之间的关系。2)提馏段操作线方程 对图6-12虚线范围（包括提馏段第m板以下塔段和塔釜在内）作物料衡算, 即： 提馏段操作线方程的物理意义: 在一定的操作条件下, 提馏段内自任意第m板下降的液相组成与其相邻的下一层塔板上升的蒸汽组成之间的关系. 应该指出, 提馏段内液体摩尔流量不仅与L的大小有关, 而且还受进料量F及其进料热状况的影响. 提馏操作线：c点：（xW，xW）截距：-WxW /V3) 操作线方程在x-y图上的画法 精馏操作线：a点：( xD， xD）截距：xD /(R+1) x y 0 1.0 1.0 xD abxW cde精馏段操作线方程提

32、馏段操作线方程6.3 双组份连续精馏的计算 6.3 双组份连续精馏的计算 6.3.3 进料热状况和进料线方程1) 进料 5 种热状况 在实际生产中, 如图6-13所示, 引入精馏塔内的原料可能有五种不同状况, 即：低于泡点的冷液体；泡点下的饱和液体；气液混合物；饱和蒸气；过热蒸气。 进料热状况不同, 将直接影响其上.下两段上升蒸气和下降液体的流量. 2) 进料热状况参数 设第 m 块板为加料板，对图6-14所示的虚线范围, 进.出该板各股的摩尔流率、组成与热焓可由物料衡算与热量衡算, 得: 1. 进料热状况的影响6.3 双组份连续精馏的计算 总物料衡算：轻组分物料衡算：热量衡算：可得：加料热状

33、态参数q的大小与进料焓值IF 直接相关. 定义 加料热状态参数 q的意义:以1kmol/h进料为基准时, 提馏段中的液体流量较精馏段增大的kmol/h数.6.3 双组份连续精馏的计算 提馏段操作方程的常用表达式.2. q(进料)线方程 在进料板上, 同时满足精馏段和提馏段的物料衡算, 故两操作线的交点落在进料板上。当q为定值，改变塔操作为回流比时，两操作线交点轨迹即q线。联立两操作线方程式 因q为一常数, 故一定状态进料时q线为直线. 不同的加料热状态对应着不同的 q 值, 也就对应着不同的 q 线.代入DxD+WxW=FxF , L-L=q F; V-V=(q-1)F. 得q线方程两式相减

34、6.3 双组份连续精馏的计算 3. q 线的图形表示(1) 在对角线上作 e 点 (y=x=xF)；(2) 过 e 点作斜率 q/(q-1) 为的直线。 随进料焓值增加(温度高), q 值减小, 则 q 线与精馏操作线的交点沿着精馏操作线朝 x. y 减小的方向移动. 这意味着加料板位置下移(塔从上往下,温度逐步升高). 进料热状况不同, q值就不同, 因此直接影响精馏塔内两段上升蒸汽和下降液体量之间的关系, 如图6-15 所示.冷液体进料, q1; 饱和液体进料, q=1; 气液混合物进料,q=01;饱和蒸汽进料, q=0;过热蒸汽进料, q0.eacbdq0q=00q101.0 xWxy1

35、.0 xDzF不同加料热状态下的 q 线6.3 双组份连续精馏的计算 6.3.4 理论板层数的求法1. 逐板计算法理论板数由操作线方程和相平衡关系确定。 提馏段操作线方程：相平衡方程式： 或 第一板：第二板：第三板：精馏段操作线方程：条件：塔顶全凝，泡点回流6.3 双组份连续精馏的计算 第m+1板：第N板： 在计算过程中, 每使用一次平衡关系, 表示需要一层理论板. 由于一般再沸器相当于一层理论板. 结果: 塔内共有理论板N块, 第N板为再沸器, 其中精馏段m-1块, 提馏段N-m+1块 (包括再沸器), 第m板为进料板。第m板：第m板为进料板 逐板计算法是求理论塔板数的基本方法, 计算结果较

36、准确,且可求得每层板上的气液相组成. 但该法比较繁琐,尤其当理论板层数较多时更甚. 现由计算程序处理, 比较好. 例 常压下用连续精馏塔分离含苯44%的苯一甲苯混合物. 进料为泡点液体，进料流率取100 kmol/h为计算基准。要求馏出液中含苯不小于 94 %. 釜液中含苯不大于8 %(以上均为摩尔百分率). 设该物系为理想溶液相对挥发度为2.47. 塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为3. 试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。 解：由全塔物料衡算：FDW ;FxFDxDWxW 将已知值代入, 可解得D41.86kmol/h; W=58.14kmol/h提馏段操作方程为:精馏段操作

37、方程为: 泡点液体进料时q=1,相平衡方程为对于泡点进料, xF =xq =0.44设由塔顶开始计算(从上往下)，第1块板上升蒸气组成y1=xD=0.94. 第1块板下降液体组成x1由相平衡方程式计算: 故第5 板为进料板; 习惯上, 将进料板包括在提馏段内, 故精馏段有4 块理论塔板. 自第5 块开始, 应改用提馏段操作方程式.由xn求下一板上升蒸汽组成yn+1. 第2板上升蒸汽组成由精馏段操作方程计算第2板下降液体组成由相平衡方程计算，可得如此逐级往下计算，可得- - - - - - - - - - - - - - - 因为故所求的总塔板数为9块（包括再沸器）。 因为- - - - - -

38、 - - - - - - - - - 2. 图解法-McCabe-Thiele, M-T法图解法求理论板层数的基本原理与逐板计算法的完全相同,只不过是用平衡曲线和操作线分别代替平衡方程和操作线方程,用简便的图解法代替繁杂的计算而已,图解法中以直角梯级图解法最为常用.虽然图解的准确性较差,但因其简便,目前在两组分精馏中仍被广泛采用。 6.3 双组份连续精馏的计算 1) 操作线的作法 首先根据相平衡数据, 在直角坐标上绘出待分离混合物的x-y 平衡曲线, 并作出对角线. 如图6-16所示. 在x=xD 处作铅垂线, 与对角线交于点a, 再由精馏段操作线的截距xD /(R+1) 值, 在y 轴上定出

39、点b, 联ab. ab为精馏段操作线. 在x=xF 处作铅垂线, 与对角线交于点e, 从点e作斜率为q /(q-1)的q线ef, 该线与ab交于点d. 在x=xW 处作铅垂线, 与对角线交于点c, 联cd. cd为提留段操作线.6.3 双组份连续精馏的计算 2) 求N 的步骤 自对角线上a点始, 在平衡线与精馏段操作线间绘出水平线及铅垂线组成的梯级. 如图6-17所示. 当梯级跨过两操作线交点d 时, 则改在平衡线与提馏操作线间作梯级, 直至某梯级的垂直线达到或小于xW为止. 每一个梯级代表一层理论板. 梯级总数即为所需理论板数. 有时塔顶出来的蒸气先在分凝器中部分冷凝, 冷凝液回流, 未冷凝

40、的蒸气经全凝器后,凝液作为塔顶产品. 因为离开分凝器的气液两相相互呈平衡, 相当于1层理论板. 故此时精馏段层数应少1. 梯级含义：如第一梯级 由a点作水平线与平衡线交于点1(y1, x1), 相当于用平衡关系由y1求得x1；再自点1作垂线与精馏段操作线相交, 交点坐标为(y2, x1), 即相当于用操作线关系由x1求得y2。作图法与逐板计算法等价。6.3 双组份连续精馏的计算 如图6-18所示. 若梯级已跨过两操作线的交点e , 而仍在精馏段操作线和平衡线之间绘梯级, 由于交点d 以后精馏段操作线与平衡线的距离较提馏段操作线与平衡线之间的距离来得近, 故所需理论板层数较多. 反之，如还没有跨

41、过交点, 而过早的更换操作线, 也同样会使理论板层数增加. 由此可见, 当梯级跨过两操作线交点后便更换操作线作图, 所定出的加料板位置为适宜的位置. 如前所述，图解过程中当某梯级跨过两操作线交点时，应更换操作线。跨过交点的梯级即代表适宜的加料板(逐板计算时也相同), 这是因为对一定的分离任务而言, 如此作图所需的理论板层数为最少.3. 适宜的进料位置 6.3 双组份连续精馏的计算 6.3.5 特殊情况时的理论板层数的计算 1. 直接蒸汽加热 若待分离的混合液为水溶液, 且水是难挥发组分, 即馏出液为非水组分. 釜液近于纯水, 这时可采用直接加热方式, 以省掉再沸器. 直接蒸汽加热时理论板层数的

42、求法, 原则上与上述的方法相同. 精馏段的操作情况与常规塔的没有区别, 故其操作线不变. q线的作法也与常规的作法相同. 但由于釜中增多了一股蒸汽, 故提馏段操作线方程应予修正. 对图6-19所示的虚线范围作物料衡算，即：总物料易挥发组分 其中, y0 : 加热蒸气中易挥发组分的摩尔分率，一般y0=0 .6.3 双组份连续精馏的计算 若恒摩尔流假定仍能适用，即 则上式可改写为： 对于同一种进料组成.状况及回流比, 若希望得到相同的馏出液组成及回收率时, 利用直接蒸气加热时所需理论板层数比用间接蒸气加热时的要稍多些，这是因为直接蒸气的稀释作用，故需增加塔板层数来回收易挥发组分。 直接蒸气加热时的

43、提馏段操作线方程式, 它和精馏段操作线的交点轨迹方程仍然是q线, 但提馏段操作线通过横轴上的x=xW 点，即图6-20中的点g, gd为提馏段操作线。2. 多侧线的塔 6.3 双组份连续精馏的计算 在工业生产中，有时要求获得不同规格的精馏产品，此时可根据所需的产品浓度在精馏段(或提馏段)不同位置上开设侧线出料口；有时为分离不同浓度的原料，则宜在不同塔板位置上设置不同的进料口。这些情况均构成多侧线的塔。若精馏塔中共有 i 个侧线(进料口亦计入)，则计算时应将全塔分成(i +1)段。通过每段的物料衡算，分别写出相应的操作线方程式。图解理论板层数的原则与前述相同。 6.3.6 回流比的影响及其选择

44、回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件, 也是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素, 对于一定的分离任务（即F. xF. q. xW. xD一定）而言, 应选择适宜的回流比. 回流比有两个极限值, 上限为全回流时的回流比, 下限为最小回流比, 实际回流比为介于两极限值之间的某适宜值.6.3 双组份连续精馏的计算 1. 全回流和最少理论板层数 若塔顶上升蒸气经冷凝后，全部回流至塔内，这种方式称为全回流。此时，塔顶产品为零，通常F 及W 也均为零-既不向塔内进料，亦不从塔内取出产品。全塔也就无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二为一。 全回流时的回流比为： 斜率 此时在x-y图上操作线与对角线相

45、重合, 操作线方程式为yn+1=xn 显然, 此时操作线和平衡线的距离最远, 因此达到给定分离程度所需的理论板层数为最小，以Nmin 表示。 Nmin可在 x - y 图上的平衡线和对角线间直接图解求得,也可以从芬斯克（Fenske）方程式计算得到：对双组分溶液 略去下标 A. B侧线出料的精馏塔 当需要获得不同组成的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线以抽出产品。以有一个侧线出料的精馏塔为例：精馏塔分为三段，各段操作线可通过相应的物料衡算导出。图解理论板数的原则与前述相同。 饱和液体侧线出料qxWzFxDxD1.001.0 xy12W, xWD, xD (yD)3F, zFD, xD各操作线仍由相关塔段的物料衡算导出，q 线由加料热状态确定。多股加料