化工原料核心课件9.ppt

1、蒸 馏,福州大学化学化工学院 李 玲 TELEmail ： ,10 蒸馏,10.1 概述 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 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,10.1 概述,蒸馏过程的分类： 操作方式：间歇蒸馏、连续蒸馏 操作压力：加压、常压、真空蒸馏 蒸馏方式：简单蒸馏、平衡蒸馏（闪蒸）、精馏、特殊 精馏 组分数目：双组分蒸馏（二元蒸馏）、多组分蒸馏,10.2 二元物系的汽液相平衡,10.2.1 相律

2、 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，还记得物理化学中学过的理想物系的定义吗？,10.2.2 理想溶液,（1）液相组成x与液相温度t

3、（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:,10.2.2 理想溶液,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,(10-3),10.2.2 理想溶液,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：,10.2.2 理想溶液,将 t 及各组分的安托因常数代入安托因方程求出 、

4、,将p 、 、 代入 中直接求出x，算法简便；,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。,10.2.2 理想溶液,（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

5、也要用试差（或迭代）法。为什么求泡、露点均要用试差（迭代）法呢？,10.2.2 理想溶液,求泡、露点要用试差（或迭代）法其原因在于fA(t)和fB(t)通常为非线性函数的缘故。试差（或迭代）法算法繁琐，若初值取不当收敛速度慢甚至发散导致计算失败。因此，研究求泡、露点的高效算法有一定意义。课外阅读： 1 王双成。理想混合物泡点温度和露点温度的快速计算方法。 河南广播电视大学学报，2002，15（1）：6062。 2 曾健。一种新的泡点计算方法。天然气化工，1995，20 （1）： 5257。 3 曾健。露点计算的一种改进。天然气化工，1999，24（5）： 5660。,10.2.2 理想溶液,（

6、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？,10.2.3 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

7、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，该区内气液两相的组成y与x服从相平衡关系、两相的量符合杠杆定律。,10.2.3 相图,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

8、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。,10.2.3 相图,10.2.3 相图,(2) y x图 y x图如下图所示，有以下特点：,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。,10.2.4 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,10.2.4 挥发度和相对挥发度,10.2.4 挥发度和相对挥发度,来描述二元溶液的汽液相平衡；xy图是常用的相图；,或,10.2.

9、4 挥发度和相对挥发度,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。,10.2.5 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。,10.2.5 非理想溶液,正偏差严重时形成具有最低恒沸点的溶

10、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。,10.2.5 非理想溶液,(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。,10.2.5 非理想溶液,负偏差严重时形成具有最高恒沸点的溶液，下面两张分别为氯仿丙酮溶液的tx（y）图及yx图。,由图可知氯仿丙酮溶液的最高恒沸点tM=64.5C，恒沸物的组成xM=0.65。,10.3 蒸馏方式,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

11、，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,10.3.1 简单蒸馏,略去高阶项，得到：,10.3.1 简单蒸馏,（1）理想溶液,且取平均值视为常数，积分可得：,(10-11),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,10.3.1 简单蒸馏,（2）在使用浓度范围平衡关系符合直线关系，即y=mx+b,(10-13),（3）非理想溶液 若平衡关系可用数学表达式

12、表示并且可积，采用直接积分；否则用图解积分或数值积分。,(10-14),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：,10.3.2 平衡蒸馏,流程,10.3.2 平衡蒸馏,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,（10-16）,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。,10.3.2 平衡蒸馏,（2）非理想溶液 相平衡关系若可写成数学表达式 相平衡关系无法写成数学表达式,（10-16）,10.3.2 平衡蒸馏,讨论： 相同的汽

13、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。,10.4 精馏,10.4.1 精馏原理 （1）流程,塔板上的流动,10.4.1 精馏原理,（2）平衡级理论与全塔效率 平衡级（理论板）,若为理想溶液满足,10.4.1 精馏原理,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

14、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。,10.4.1 精馏原理,（3）恒摩尔流假设 汽液传热传质接触，难挥发组分冷凝潜热易挥发组分的汽化潜热（mol单位）； 进入理论板汽液两相温度不同（如进入第n板的汽相温度为tn+1，液相温度为tn-1，离开理论板时，汽液相的温度均为tn， tn+1tntn-1）有显热变化，但显热与潜热相比很小，可忽略不计； 保温良好，没有热损失。,恒摩尔溢流：,恒摩尔汽化：,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.

15、2.1,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，则所有变量采用kg单位为基准。,10.4.2.1 全塔物料衡算,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.1,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：,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.1,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

16、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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.2,10.4.2.2 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,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.2,（10-25c）,上述物料衡算可以用一个总式来表示，自任一第n块板下降的液流组成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：,（10-26）,10.4.2 二元连

17、续精馏的分析和计算 10.4.2.2,（10-26）,精馏段操作线方程经过点（xD，xD ）和（0，xD/（R+1），斜率为R/(R+1),10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.3,10.4.2.3 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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.3,（10-28）,注意两操作线方程中x、y的含义。,x = xW时，y = yW ， x =0时，,在相图上可以根据这两点作出提馏

18、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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,10.4.2.4 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）,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,（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

19、动与精馏段的液相流量L汇合进入提馏段，则：,（10-29）,（10-30）,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,进料若为液体（饱和，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 。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,若将精馏段与提馏段操作线联立：,且,1

20、0.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,（10-33）,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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,（3）进料板热量衡算,工程上忽略温度对焓值的影响，即,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,进料方式： 过热蒸汽 iFiV ，q0，L=L+ qF L，

21、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,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,讨论： 饱和液体，泡点进料,q线变为 x = x

22、F, 饱和蒸汽，露点进料,q线变为 y = yF, 汽液混合进料,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4, 提馏段操作线方程的其他求解方法 a、物料衡算方法：,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4,b、两点求直线法：,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.4, 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，

23、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的效能。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.5,10.4.2.5 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）,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.5,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？,

24、10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.5,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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.5,（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，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;,10.4.2 二元连续精

25、馏的分析和计算 10.4.2.5, 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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.5,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

26、一层。,应当指出：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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,10.4.2.6 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Rop

27、t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，它是重要的设计参数。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,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：,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,（1）最大回流比（全回流） 当回流比R增大，在一定的分离要求

28、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NNmin，称为全回流。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,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：,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,若塔顶为全凝器,依此类推,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,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

29、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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,（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，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

30、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？,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.6,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。,10.4.2 二元连

31、续精馏的分析和计算 10.4.2.6,（3）操作回流比的确定 R Rmin时，N；R， N Nmin 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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.7,10.4.2.7 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。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.7,（2）单板效率（默弗里Murphre

32、e板效率）,液相单板效率：,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.7,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；,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.8,例 已知xD=0.

33、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）。,10.4.2.8 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 从而由吉利兰关联式求出N，常用于估算。,10.4.2 二元连续精馏的分析和计算 10.4.2.9,10.4.2.8 加料板位置 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,（10-46a）,（10-51）,10.4.

34、3 填料精馏塔的填料层高度的计算,对填料塔不是求塔板数，因为它的传质元件是填料，要求的是填料层高度，与板式塔计算类似，引入等板高度的概念。若从一段填料顶部上升的汽流与底部下降的液流刚好符合相平衡关系，则这段填料层高度称为理论板等板高度，简称等板高度。那么填料层高度就是理论板数与等板高度的乘积，理论板数的计算方法与前述方法一样，而等板高度与体系性质、操作条件、填料性质、结构有关，通常由实验测定或回归成关联式，不同条件、不同实验者通过实验给出不同的关联式，应用时应注意适用范围。 精馏与吸收相比其液相流量一般较小，在填料塔中不易分布均匀，若采用填料精馏应特别注意液相的分布问题。,10.4.4 二元精

35、馏的其他类型10.4.4.1,10.4.4.1 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）,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.2,10.4.4.2 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 = 0,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.2,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：,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.2,讨论： 当xF、xD、R、q、D/F相同时：,而,不论是直接蒸汽

36、加热还是间接蒸汽加热其提馏段操作线的斜率均为：,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.2,其操作线如图所示，可知 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。,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.2,当xF、xD、R、q、 xW相同时：,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.2,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。,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.3,10.4.4.3 回收塔（提馏塔） 回收塔只

37、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，但不论何种流程，塔内操作线没有精馏段只有提馏段。,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.3,（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：

38、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,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.3,（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，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 =V0,10.4.4 二元精馏的

39、其他类型10.4.4.4,10.4.4.4 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。,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.4,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：,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.4,操作线：,段：,段：,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4

40、.4,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（各段操作线斜率：），对高度非理想溶液可能出现在其他位置。,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.4,（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：,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.4,操作线：,段：,泡点采出：,段：,泡点采出：,10.4.4 二元精馏的其他类型10.4.4.2,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

41、液可能出现在其他位置。,10.5 精馏塔的节能与操作型问题,10.5.1 二元连续精馏过程的节能 10.5.1.1 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,10.5.1 二元连续精馏过程的节能,（2）热量的有效能 卡诺循环有效能：EX = Q（1-T0/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

42、能措施，必须减小有效能损失。,10.5.1 二元连续精馏过程的节能10.5.1.2,10.5.1.2 精馏过程的节能措施 （1）降低精馏热负荷Q Q= 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；设置中间再沸器或冷凝器。,10.5.1 二元连续精馏过程的节能10.5.1.2,（3）余热回收 利用塔釜产品、塔顶产品、冷却水

43、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%）。,10.5.1 二元连续精馏过程的节能10.5.1.2,（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。,10.5

44、.2 二元连续精馏的操作型问题10.5.2.1,10.5.2.1 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。,10.5.2 二元连续精馏的操作型问题10.5.2.2,10.5.2.2 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

45、； 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，R， xD ， D 。,10.5.2 二元连续精馏的操作型问题10.5.2.2,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

46、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。,10.5.2 二元连续精馏的操作型问题10.5.2.2,（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。,10.5.1 二元连续精馏过程的节能,（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，