化工原理 2-9蒸馏.ppt

1、第六章 蒸 馏 61 概述 一、蒸馏操作 利用液体混合物中各组分挥发度差异分离液体混合物的单元操作。,分离依据: *各组分的挥发度有差异， 即 yA/yB xA/xB （气、液相A、B组分的摩尔分数） 组分A的挥发度 组分B的挥发度 *合适的分离设备（塔）。,二、蒸馏过程的分类 蒸馏过程可按蒸馏方式、连续性、以及组分数多少等进行分类。 按蒸馏方式分： 简单蒸馏、平衡蒸馏（闪蒸）、 精馏、特殊精馏 按操作压力分： 常压蒸馏、真空蒸馏、加压蒸馏 按操作方式分： 连续蒸馏、间歇蒸馏 按被分离的混合物性质分： 双组分蒸馏、多组分蒸馏,* 连续精馏是液体混合物分离中首选分离方法。 * 本章讨论前提常压双

2、组分连续精馏.,精馏应用极其广泛原因? 不加入新的组分 挥发度差异广泛存在 汽液平衡和分开很容易实现,挥发度相差很大 蒸馏 挥发度相差适中 精馏 挥发度相差很小 特种精馏 挥发度如何描述? 因此本章首先要讲平衡关系,三、蒸馏操作费用与操作压强 蒸馏操作费用主要是加热和冷凝的费用，与加热和冷凝的温度有关。而加热和冷凝的温度均与操作压强有关，故工业蒸馏对操作压强应进行适当的选择。,*真空蒸馏使沸点降低，可避免使用高温载热体。 *加压蒸馏使冷凝温度提高，可避免使用冷冻剂。,四、本章重点： 1、连续精馏过程的基本原理及过程描述的基本方法 2、二元精馏过程的设计以及精馏过程的操作分析与诊断 3、精馏过程

3、的塔设备（板式塔）,连续精馏装置组成 全凝器 回流罐 塔顶产品 原料 塔 塔釜产品 再沸器,再沸器,6-2双组分溶液的汽液相平衡 一、气液相平衡 经长时间接触，当每个组分的分子从液相逸出与气相返回的速度相同，或达到动平衡时，即该过程达到了相平衡。 平衡时气液两相的组成之间的关系称为相平衡关系。它取决于体系的热力学性质，是蒸馏过程的热力学基础和基本依据。,汽液平衡关系的描述： 用图来表示 (等温图和等压图) 用相对挥发度来表示 用相平衡常数来表示 用表表示 用方程式表示 各适用于什么情况? 平衡关系哪里来? 查书、实验、预测,二、溶液的蒸气压与拉乌尔定律 1、溶液的蒸气压 饱和蒸气压 纯液体A的

4、饱和蒸气压pA0 （可由实验测定或经验式计算得） 双组分溶液中A组分的蒸气压pA （不同的溶液中A、B两组分彼此对蒸气压的影响不同）,2、汽液两相共存时的自由度 根据相律， F = N - +2 （ N为独立组分数，为相数） 汽液两相平衡物系： N= 2 ，= 2， 故物系的自由度 F 为 2 。,平衡物系涉及的参数为: 温度 t 压强 P (常压蒸馏为定值) 气液两相的组成 xA、 xB、 yA、 yB,*1对于双组分物系，一相中某一组分的摩尔分数确定后，另一组分的摩尔分数也随之而定，液相或气相组成均可用单参数表示。即 xA、 yA,*2因物系的自由度为F=2，温度、压强与气液两相的组成三者

5、中任意规定两个，则物系的状态将被唯一地确定，余下参数已不能任意选择。,因此，当压强一定时，双组分平衡物系必存在：,*液相（或气相）组成与温度间的一一对应关系 （tx ty）； *气液相组成之间的一一对应关系（yx）。 研究气液相平衡关系就是对上述两个关系进行定量的描述。,3、理想溶液与拉乌尔定律 理想溶液： 分子间引力不因混合而有所变化，即无热效应、无容积效应 非理想溶液：,拉乌尔定律：对于双组分理想溶液，在一定温度下，汽相中任一组分的分压等于此纯组分在该温度下的蒸气压乘以它在溶液中的摩尔分数。,即： p A = pA0 x A p B = pB0 x B = pB0（1- x A） 式中 p

6、A、pB 溶液上方组分A、B的蒸气压，Kpa； pA0、pB0 纯组分A、B的蒸气压，Kpa； xA、xB 溶液中组分A、B的摩尔分数。,*对于非理想溶液，汽液相平衡关系可由实验测定。,三、温度组成图（tx、ty关系）(等压图) 在一定压力下（且总压不高时），溶液的温度随组成而变。对于理想溶液，tx、ty数据可由拉乌尔定律、道尔顿分压定律推导出tx、ty数据计算式。即 p-pB0 pA0 xA x A= y A= pA0- pB0 P,对于理想溶液，用数据作图与实验测定结果完全相符。 对于非理想溶液，tx、ty数据通常由实验测定。 温度组成图可用于对过程的定性分析。,例：总压为101.3kPa

7、下，苯与甲苯混合液的tx、ty图 t ty tx 汽相区 ty汽相线以上区域 露点 ty线又称为露点曲线 x x或y 汽液共存区 tx线与ty线之间区域 泡点 tx线又称为泡点曲线 液相区 tx液相线以下区域 *由txy图可知，双元理想溶液与纯液体的区别： 双元理想溶液的沸点不是一个定值，而是一个范围； 双元理想溶液组成一定时，泡点与露点不相等。,三个区 沸点(boiling point) 泡点(bubble point) 露点(dew point) 相平衡时： 如何由xA求T? 用泡点线. 如何由xA求yA? 用泡点线和露点线 如何由yA求T? 用露点线.,四、汽液相平衡图（yx图） pA0

8、 xA y A= P 或 y A=K x A 其中K称为相平衡常数，且K= pA0 / P。 当总压不变时K随温度而变。 汽液相平衡关系可用于对过程的定量解析。 汽液相平衡关系可用yx图表示， yx图可根据平 衡数据直接绘制。 以下为苯甲苯混合液的xy图：,*1 yx线与对角线（y=x）的关系 *2 总压对yx线的影响 总压变化不大时，可忽略P对yx线的影响（变化达30%时，影响小于2%） 总压变化大于一倍时，P对yx线的影响不能忽略 当总压低于两纯组分的临界压强时，蒸馏可在全含量范围内操作 *3 P对tx、ty线的影响不能忽略,五、挥发度与相对挥发度 挥发度 v 对于纯溶液，v=p0 对于混

9、合溶液中某一组分，vi=pi/xi 对于理想溶液， vA=pA0 vB=pB0,相对挥发度：溶液中两组分挥发度之比 vA pA/xA pA0 = = = vB pB/xB pB0 原则上是温度的函数，但 pA0 / pB0比值与温度 关系较小，通常在操作温度范围内取一平均值。,根据拉乌尔定律和道尔顿分压定律 yA xB y（1-x） = = yB xA x（1-y） 即 x y = 1+（-1）x 该式称为相平衡方程。,取值方法 已知时可根据上式确定yx平衡关系。 若=1，则yA=xA，此时不能用蒸馏方法分离该混合物。 若1，则yAxA，此时可以用蒸馏方法分离该混合物。,六、双组分非理想溶液

10、1、具有正偏差的非理想溶液 fABfAA、fBB （氯仿-丙酮 系统） 溶液的平衡分压较理想溶液高，当偏差达到一定程度时，具有最高恒沸点。,*1具有恒沸点的溶液用一般蒸馏方法最多达到恒沸组成，就不能再进一步分离。 *2当总压改变时，txy图线不仅上下移动，形状也可能发生变化，即可以改变恒沸组成。 *3非理想溶液不一定都有恒沸点。 *4溶液的恒沸点数据可从手册上查得。,汽液平衡关系的描述： 用图来表示 1、（tx、ty）图 2、 yx图 用方程式表示 1、拉乌尔定律 2、用相平衡常数来表示 3、用相对挥发度来表示 各适用于什么情况? 平衡关系哪里来? 查书、实验、预测,63 蒸馏与精馏原理 一、

11、简单蒸馏 Simple distillation 过程及原理,特点： 间歇操作，产品浓度随时间而变， 只能达到有限程度的提浓 请在等压图上描述简单蒸馏过程。 过程计算： 求某一瞬间气、液相组成及馏出液的平均组成,1、求某一瞬间气、液相组成 由物料衡算得某一瞬间气、液相组成关系为 W x = y dW+（W-dW）（x-dx） W 某一瞬间蒸馏釜中的液体量，随时间而变，由初态 W1终态W2； x 某一瞬间蒸馏釜中液体的组成，由初态x1终态x2； y 某一瞬间蒸馏釜蒸出的气相组成，随时间而变。 略去二阶无穷小量，上式写为： dW/W= dx /（y-x） 积分得： W1 dx ln = W2 （y

12、-x） y=f（x）,若为理想液体 x y = 1+（-1）x W1 1 x1 1- x2 则 ln = ln + ln W2 -1 x2 1- x1 当已知W1、W2 、x1、x2 中三个量时，即可根据上式求出另一未知量。,2、馏出液的平均组成 对全过程易挥发组分物料衡算式： y平均（W1 - W2）= W1 x1 - W2 x2 故 W2 y平均= x1 + （ x1 - x2 ） W1 - W2 y平均 冷凝液（塔顶产品）的平均浓度。,二、平衡蒸馏 Equilibrium distillation 过程及原理： 特点： 连续操作、产品浓度不随时 间而变且满足相平衡方程式、 只能达到有限程

13、度的提浓 过程计算： 求：气、液相组成。 气、液相组成根据物料衡算式、热量衡算式及 相平衡方程式求取。 （P80） 请在等压图上描述闪蒸过程。,三、精馏 1、原理 多次部分汽化、部分冷凝,如何实现多次部分汽化、部分冷凝？,2、分类 连续精馏、间歇精馏 3、连续精馏流程 装置组成 全凝器 回流罐 塔顶产品 原料 塔 再沸器 塔釜产品,各部分的作用 塔顶：冷凝器、回流罐 塔 塔身：加料板、精馏段、提馏段 塔底：再沸器 连续、稳定操作的必要条件 塔顶回流液 塔底上升蒸汽,小结： 1、简单蒸馏、平衡蒸馏 、精馏 原理、特点、用于什么情况、区别 2、 精馏原理(为什么这么做) 3、精馏用何设备实现(塔)

14、,64 双组分连续精馏塔计算 精馏设计计算 给出原料的量和组成 提出产品的质量要求(收率要求) 设计内容(理论板数, 回流比) 塔板数：高度 直径：粗细 回流比R：能耗 即已知：料液组成xF、料液量F、产品组成xD 求：产品量D、釜液量W、塔板数、塔高、塔径,一、全塔物料衡算 物料衡算式 V D F = D + W L F xF= D xD + W xW F 易挥发组分的回收率 D xD V = 100% L W F xF,难挥发组分的回收率 W（1- xW） = 100% F（1- xF）,回流量L (对塔顶冷凝器作物料衡算) L/D=R R回流比 L+D=V V上升蒸汽量 *料液处理量一定

15、时，L，即R， xD； *料液处理量一定时，L，并不意味D，而是意味着V的增加，即加热速率、冷凝速率要增加，能耗大。,全塔物料衡算 确定整个精馏系统进出物料量及浓度之间的关系。 完成分离任务对塔的要求如何确定？ 经每块塔板浓度变化情况及相互关系 塔板上-相平衡关系 塔板间-物料衡算,二、理论板与恒摩尔流假说 1、理论板 y n x n-1 板上传递过程的特征方程： 物料衡算式 V y n+1+ L x n-1 = V y n+ L x n 相平衡方程 y n = f（x n） x n y n+1,2、恒摩尔流假说 a、恒摩尔汽化 ：精馏段 V1= V2= = V=定值 提馏段 V1= V2=

16、= V=定值 b、恒摩尔溢流 ：精馏段 L1= L2= = L=定值 提馏段 L1= L2= = L=定值 以上假设成立条件： 各组分摩尔汽化焓相等 汽、液相接触时因温度不同而交换的显热忽略 热损失忽略,三、操作线方程（yx操作关系） 1、精馏段 对精馏段中某一塔板（第n+1块）至塔顶作物料衡算 V = L + D V y n+1=L x n+D x D L D y n+1= x n + x D L+D L+D R 1 y n+1= x n + x D R+1 R+1 *当D一定时，L、V取决于回流比R x D *已知xD、R，即可作出精馏段操作线： 过点（xD、xD），斜率为R/（R+1）,

17、2、提馏段 对提馏段中某一塔板（第m块）至塔底作物料衡算 L = V+ W L x m =V y m+1+W x W L W y m+1= - x m - x W L-W L-W x W *提馏段操作线过点（x W、x W） *提馏段操作线要根据进料状况定,3、进料热状况的影响 V 物料衡算 F + V+ L = V+ L V V = F -（L L） L 热量衡算 F F hf+ VH+ Lh = VH+ Lh V H蒸汽的摩尔焓，kJ/kmol； h液体的摩尔焓，kJ/kmol； L hf料液的的摩尔焓，kJ/kmol。,进料状况参数q 定义：加料中饱和液体所占的分率 L L H h f

18、q = = F H - h 即 L=L+q F V=V-（1-q）F 因此，提馏段操作线方程可改写为： L+qF W y m+1= x m - x W L+qF -W L+qF W,五种进料热状况q的值： 冷液进料 q 1 V F + L *饱和液体进料 q = 1 V = V L=F + L 汽液混合物进料 0 V+ F L L,4、q线方程（进料方程） q线方程为：精馏段操作线与提馏段操作线交点轨迹的方程。 d为两操作线的交点，即有 V y q=L x q+D x D L x q =V y q+W x W 整理上式并将式 d L=L+q F 及 V=V-(1-q)F e 代入可得： q x

19、F y= x - q-1 q-1 xW xF xD 上式称为进料线方程。 *当进料状况一定时，上式为直线方程。且过点e(x F，x F)及 *饱和液体进料时，q线方程为 x = x F , x F = x q d (x q ，x q),进料线示意图 什么是操作线? 如何得到? 有什么用途? (包括q线) (N,R),【例】某液体混合物含易挥发组分0.65（摩尔分率，下同），以饱和蒸汽加入连续精馏塔中，加料量为50kmol/h，残液组成为0.04，塔顶产品的回收率为99%，回流比为3， 试求： 塔顶、塔底的产品流率； 精馏段和提馏段内上升蒸汽及下降液体的流率； 写出精馏段和提馏段的操作线方程。,

20、四、双组分连续精馏塔设计型计算 前提： 1）由全塔物料衡算确定 xF ，xD ， xW ； 2）已知操作压力确定相平衡关系； 3）已知回流比和进料热状态确定操作线。 方法： 交替使用相平衡关系和操作线方程，确定理论板数N。,1、理论板数的计算 逐板计算法（*饱和液体进料时） 精馏段：由x D = y1 x1 y2 x2 y3直至x nx F， 则精馏段需要（n-1）块理论板。 提馏段：由x n y2 x2 y3 x3 y4 直至x mx W 则提馏段需要（m-1）块理论板（除去再沸器）。,问题: 再沸器什么时候相当于一块理论板?,作图法： x W x F x D 最优加料位置的确定：为该板的液

21、相组成x等于或略小于x q 。（从最接近的组成处进入，为什么? ）返混,理论板数的简捷计算法（吉利兰关联图） 当(R-R min)/ (R+1)0.17时 N-N min R-R min log = - 0.9 ( ) 0.17 N+1 R+1 N 全塔理论板数 N min 全塔最小理论板数 R 回流比 R min 最小回流比,逐板计算: 准确, 但是本课程中做了简化 图解法: 是简化了的逐板计算在y-x图上的反映 Gilliland图 :估算, 可以不必追求精度,以上计算基于已知R的前提, 那么R如何确定?,2、回流比的确定 回流比对操作的影响： *料液处理量一定时，R， x D； *料液处

22、理量一定时，R，并不意味D，而是意味着V的增加，即加热速率、冷凝速率要增加，能耗大。 *料液处理量、 x D一定时，R，操作线越接近对角线，所需理论板数 回流比R与所需理论板数及操作费用（能耗）有关。,回流比的确定： 全回流与最少理论板： 全回流 R=L/D= R /（R+1）=1 操作线与对角线重合， 即 y n+1=x n 所需理论板数最少， 全回流只适用于开工、调试和实验研究。 xW xD,最少理论板可用下式近似计算： 芬斯克（Fenske）方程 logx D/(1- x D)(1- x W) / x W N min = log 近似取塔顶与塔底相对挥发度的平均值。 x D塔顶产品浓度

23、x W塔底产品浓度,最小回流比 *什么是最小回流比： 当两操作线交点落在平衡曲线 上或一操作线与平衡曲线相切时， 回流比有最小值，即R min 。 *确定方法： 用下式计算：根据有最小回流比时精馏段操作线过点 （x D、x D）和点（x q、y q），即斜率为 R min x D y q = R min + 1 x D x q,yq,xw xq xD,整理上式可得：R min=(x D y q) / (y q x q) 此时 x q y q = 1+（-1）x q 泡点进料时： R min=(x D y F) / (y F x F） x F y F = 1+（-1）x F,或由作图法求得 x

24、w x q x D x w x q x D x w x q x D 若泡点进料， x q = x F,适宜回流比（操作费用与设备费用之和有最小值时） 通常 R=（1.2 2.0）R min 回流比与理论板数的关系： N N min R min R,五、双组分连续精馏的其它类型 1、直接蒸汽加热 L x m = S y m+1+W x W L = W S =V 直接蒸汽 W W y m+1= x m - x W S S ( x=xW 时, y=0 ),xW xq xD,条件 （1）分离液体为水溶液，且水是难挥发组分； （2）馏出物为非水组分，釜液近乎纯水。 使用直接水蒸汽加热，可省去再沸釜。,2

25、、多股加料（料液浓度不同，需从不同位置加入） ( 后加入所需塔板数少 ),xF1,xF2,xW xF2 xF1 xD,3、侧线出料（要求产品浓度不同，需从不同位置取出）,xW xF xD2 xD1,4、回收塔,只有提馏段而无精馏段的塔 条件 （1）回收稀溶液中的轻组分，而对馏出液浓度要求不高； （2）物料在低浓度下，相对挥发度大，不用精馏段也可达到xD。 如：在稀氨水中回收氨。,六、双组分连续精馏塔操作型计算 已知：相平衡曲线或相对挥发度；全塔总板数及加料板位置；原料量及组成；原料的热状态q。 求：产品组成及产量。 计算方法：根据操作关系、相平衡关系及物料衡算求得。,1、回流比R对操作的影响

26、x w、x F 、x D一定时 塔板数一定时 R，N R， x D ，x w ,x w x F 、 x D,2、原料组成xF对操作的影响 塔板数、回流比一定时 x F ， x D ，x w ，（若要x D不变，增大R）,xF x F,3、加料板位置对操作的影响 x w x D x w x D * x D ，x w 一定时，提前或推迟加料，所需N * N、R一定时，提前或推迟加料， x D ，x w,4、加料状况的选择 在回流比R一定时，q值不影响 精馏段操作线位置，但明显改变 了提馏段操作线的位置。 一般说来，在耗热不变的情况下， 热量应尽可能在塔底输入，冷却量 应尽可能在塔顶输入，以使所产生

27、 的气相回流与液相回流能经过全塔 而发挥最大的效能。 x W x F x D 但当塔釜温度过高、物料易产生聚合或结焦时，为了 减少塔釜的加热量，工业生产中可考虑采用热态甚至气 态进料。,5、精馏塔的温度分布和灵敏板 （可用测量温度的方法预示塔内组成） 塔顶 塔板号 塔釜 t t 全塔温度分布图 高纯度分离时 各板上组成及总压不同，所以t不同，因此可以用测温度的方法来预示塔内组成， 尤其是塔顶组成的变化。但是高纯度分离时，不能用该方法。 加压或常压精馏，塔内温度分布主要受组成影响；减压精馏，则即受组成影响又受总压影响。,灵敏板 （高纯度分离时，可用测灵敏板上温度的方法来预示塔内组成变化情况） 灵

28、敏板：这块板上的温度对外界干扰因素（如：R或 XF等）的反应最灵敏。 灵敏板位置的求取：,六、精馏装置的热量衡算及热能的回收利用 1、热量衡算 * 冷凝器的热负荷及冷却水用量计算 冷凝器的热负荷Qc Qc=D( R+1 )( H v- h R) H v塔顶上升蒸气的摩尔焓，kJ/kmol； h R回流液的摩尔焓，kJ/kmol。 冷却水用量Gc Gc= Qc / Cp ( t2 - t1 ),*再沸器的热负荷QB及加热剂用量GB计算 QB= QD + QQ + QC - QF QD 塔顶产品带出去的热量， kJ/h； QQ 塔底产品带出去的热量， kJ/h； QC 冷凝器中冷却剂带出去的热量，

29、 kJ/h； QF 进料带入的热量， kJ/h； 2、热能的回收利用方法 *产生低压蒸汽 *余热利用 *热泵,65 其它精馏 一、间歇精馏 1、间歇精馏过程 特点：（与连续精馏比较） （1）非定态过程 （2）没有提馏段 *为减少持液量，多采用填料塔；能耗大 间歇精馏方式： （1）馏出液组成维持恒定的操作 （2）回流比维持恒定的操作,2、馏出液组成维持恒定的操作 过程：馏出液组成维持恒定，回流比不断增大，直至釜液组成 降为x we 最小回流比的确定： R min=(x Dy we) / (y wex we） R R min 塔板数确定：,每批料液操作时间： 根据气化量等于塔顶蒸气量，以及物料衡算

30、可得， F x F R+1 = （ x D x F） dx V x W （ x D x ）2 在操作过程中，因塔板数不变，每一釜液组成必对应一回流比，可用数值积分从上式求出每批料液的精馏时间。,3、回流比维持恒定的操作 过程：回流比维持恒定，馏出液、釜液组成不断降低 最小回流比的确定： R min=(x D开始y F) / (y Fx F） x D开始 x D平均 R R min *在精馏产物的组成相同的条件下，馏出液组成维持恒定的操作较为经济,二、恒沸精馏与萃取精馏 适用场合? 相对挥发度等于1或者特别接近与1 使相对挥发度提高的思路 加入物质C使原有组分AB的相对挥发度改变 使B更易挥发的

31、例子:恒沸精馏制取无水乙醇 使B更难挥发的例子:萃取精馏制取无水乙醇,恒沸精馏流程,1,BEW,WEB,2,3,0.89 EW,99.9% E,EWB,EWB,EW,99.9%W,0.89 EW,B: benzene E: ethanol W: water EWB: azeotropic,恒沸精馏挟带剂选择的主要条件： （1）能与待分离组分之一（或两个）形成非均相的最低恒沸物 （2）新形成的恒沸物要便于分离，以回收其中的挟带剂 （3）恒沸物中挟带剂的相对含量少（以减少其用量）,萃取精馏流程,1,2,0.89 EW,99%E,W G,G,W,E: ethanol W: water G: glyc

32、ol,萃取精馏添加剂选择的主要条件： *选择性高、挥发性小 *添加剂与原溶液有足够的互溶度，以充分发挥每 块板上液相中添加剂的作用 萃取精馏与恒沸精馏比较： 共同点： 加入某种添加剂以增加被分离组分的相对挥发度 差别： *恒沸精馏添加剂的选择比萃取精馏要求高 *萃取精馏比恒沸精馏经济，热消耗少 *恒沸精馏操作方便，萃取精馏不能用于简单的 间歇操作,66 板式塔 1、塔板结构 汽相通道、溢流堰、降液管 泡罩塔板 浮伐塔板 筛孔塔板 导向塔板 垂直塔板（舌型塔板、浮舌塔板、斜孔塔板）,塔板型式 要求：1.生产能力大，即汽液负荷高； 2.板效率高； 3.塔板压降低； 4.操作弹性大； 5.结构简单，

33、制造成本低。,泡罩塔板优点:操作弹性较大，塔板不易堵塞。缺点:结构复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。 筛板优点:结构简单、造价低，板上液面落差小，气体压降低，生产能力大，传质效率高。缺点:筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 浮阀塔板优点:结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高。缺点:处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。,2、塔板的流体力学状况 塔内流动 总体：逆流流动 板上：错流流动,筛板上的汽液接触状

34、况： 鼓泡接触 汽液接触面为汽泡表面 泡沫接触 汽液接触面为液膜表面，更新快 蜂窝状接触 喷射接触 液体变为分散相，相转变为传递提供了更好的条件,（1）鼓泡接触状态 当气速较低时，气体以鼓泡形式通过液层。由于气泡的数量不多，形成的气液混合物基本上以液体为主，气液两相接触的表面积不大，传质效率很低 （2）蜂窝状接触状态 随着气速的增加，气泡的数量不断增加。当气泡的形成速度大于气泡的浮升速度时，气泡在液层中累积。气泡之间相互碰撞，形成各种多面体的大气泡，板上为以气体为主的气液混合物。由于气泡不易破裂，表面得不到更新，所以此种状态不利于传热和传质。,（3）泡沫接触状态 当气速继续增加，气泡数量急剧增

35、加，气泡不断发生碰撞和破裂，此时板上液体大部分以液膜的形式存在于气泡之间，形成一些直径较小，扰动十分剧烈的动态泡沫，在板上只能看到较薄的一层液体。由于泡沫接触状态的表面积大，并不断更新，为两相传热与传质提供了良好的条件，是一种较好的接触状态。,（4）喷射接触状态 当气速继续增加，由于气体动能很大，把板上的液体向上喷成大小不等的液滴，直径较大的液滴受重力作用又落回到板上，直径较小的液滴被气体带走，形成液沫夹带。此时塔板上的气体为连续相，液体为分散相，两相传质的面积是液滴的外表面。由于液滴回到塔板上又被分散，这种液滴的反复形成和聚集，使传质面积大大增加，而且表面不断更新，有利于传质与传热进行，也是

36、一种较好的接触状态。,如上所述，泡沫接触状态和喷射状态均是优良的塔板接触状态。 因喷射接触状态的气速高于泡沫接触状态，故喷射接触状态有较大的生产能力，但喷射状态液沫夹带较多，若控制不好，会破坏传质过程，所以多数塔均控制在泡沫接触状态下工作。,3、几种不正常的流动情况 漏液： 当汽速较低时，液体从筛孔直接落下，使传质效果下降 （随机性漏液、倾向性漏液） 通常，为保证塔的正常操作，漏液量应不大于液体流量的10%。漏液量达到10%的气体速度称为漏液速度，它是板式塔操作气速的下限。 造成漏液的主要原因是气速太小和板面上液面落差所引起的气流分布不均匀。在塔板液体入口处，液层较厚，往往出现漏液，为此常在塔

37、板液体入口处留出一条不开孔的区域，称为安定区。,严重的液沫夹带： 液滴（浓度较低的）被气流挟带至上一层塔板。使塔板的提浓作用变差，对传质不利。 为维持正常操作，需将液沫夹带限制在一定范围，一般允许的液沫夹带量为0.1kg（液）/ kg（气）。 液沫夹带量与汽速和板间距有关。 空塔气速减小及塔板间距增大，可使液沫夹带量减小。,液泛： 汽、液流量增加都可能导致板上液体不能顺利下流，导致液流阻塞，造成液泛。 正常操作的板式精馏塔应避免液泛现象产生。 当塔板上液体流量很大，上升气体的速度很高时，液体被气体夹带到上一层塔板上的量剧增，使塔板间充满气液混合物，最终使整个塔内都充满液体，这种由于液沫夹带量过

38、大引起的液泛称为夹带液泛。 当降液管内液体不能顺利向下流动时，管内液体必然积累，致使管内液位增高而越过溢流堰顶部，两板间液体相连，塔板产生积液，并依次上升，最终导致塔内充满液体，这种由于降液管内充满液体而引起的液泛称为降液管液泛（溢流液泛）。,液泛的形成与气液两相的流量相关。对一定的液体流量，气速过大会形成液泛；反之，对一定的气体流量，液量过大也可能发生液泛。液泛时的气速称为泛点气速，正常操作气速应控制在泛点气速之下。 影响液泛的因素除气液流量外，还与塔板的结构，特别是塔板间距等参数有关，设计中采用较大的板间距，可提高泛点气速。,汽相通过塔板的阻力损失： 即塔板压降，与板上液层高度和汽速有关。

39、 塔板压降 h f = h d + h l h d汽相通过干塔板的压降 h l汽相通过液层的压降 压降越大，塔顶与塔釜温度差越大，意味着所需塔釜 温度越高或塔顶冷凝温度越低。 在低汽速时，以液层阻力h l为主 在高汽速时，以干板压降h d为主,塔板上液体的返混： 汽相搅动可使板上液体混合均匀，但实际板上各处液体浓度不完全相等。 塔板上液面落差： 板上液面存在高度差，导致汽流分布不均匀，从而使汽相浓度分布不均匀。 当液流量 、塔径大时，可采用双流或多流塔板。,4、 负荷性能图,什么是负荷性能图？ 对汽液负荷变化的承受能力 5条线及解释 如何得到的？ 实验和经验式,L(m3/s),V (m3/s)

40、,1,2,3,4,5,1) 气量下限线,为什么? 漏液线 可接受的程度? 10%,2) 气量上限线,为什么? 液沫夹带线 可接受的程度? 0.1kg液/kg气(汽),3) 液量下限线,为什么? 可接受的程度? 6mm堰头高,4) 液量上限线,为什么? 气泡夹带线 可接受的程度? 3-5秒的停留时间,5) 液泛线,何谓液泛? 淹塔 原因: 液沫夹带过量 溢流液泛(流动不畅),L(m3/s),V (m3/s),操作点与操作弹性,4、塔板效率 第n块板 单板效率（莫弗里板效率） 实际板的汽相增浓值 y n - y n+1 E m v= 理论板的汽相增浓值 y n*- y n+1 实际板的液相浓度降低

41、值 x n-1 x n E m L= 理论板的液相浓度降低值 x n-1 x n* 以上浓度均为板上平均浓度。 单板效率也可用点效率表示，上式中板上浓度均用某 一点汽相或液相实际浓度表示。,全塔效率 全塔效率ET与实际塔板数N NT ET = 100% N NT 理论板数 N 实际板数 （双组分精馏通常 ET = 0.5-0.7） 全塔效率也可根据相对挥发度和料液粘度大小来确定。,结论: 各板的效率均为50%时，全塔效率不肯定是50%. 全塔效率和单板效率之区别 原因: 两种不同的定义 塔板效率的确定方法 塔板效率的主要影响因素 如何提高塔板效率的,5、塔高与塔径的计算 塔高 = 实际塔板数N

42、P板间距 Z=NPHT 板间距及塔径与塔内气液两相的液体力学性质有 关，以保证塔内正常操作。 塔径的计算 DT= VS / 0.785u VS 塔内汽相流量，m3/s； u 汽相空塔速度， m /s。 （适宜的板间距与汽速应使塔内不能发生液泛、漏液等现象）,填料塔与板式塔的比较 对于许多逆流气液接触过程，填料塔和板式塔都是可以适用的，设计者必须根据具体情况进行选用。填料塔和板式塔有许多不同点，了解这些不同点对于合理选用塔设备是有帮助的。 填料塔操作范围较小，特别是对于液体负荷变化更为敏感。当液体负荷较小时，填料表面不能很好地润湿，传质就效果急剧下降；当液体负荷过大时，则容易产生液泛。设计良好的

43、板式塔，则具有大得多的操作范围。,填料塔不宜于处理易聚合或含有固体悬浮物的物料，而某些类型的板式塔（如大孔径筛板、泡罩塔等）则可以有效地处理这种物质。另外，板式塔的清洗亦比填料塔方便。 当气液接触过程中需要冷却以移除反应热或溶解热时，填料塔因涉及液体均不问题而使结构复杂化。板式塔可方便地在塔板上安装冷却盘管。同理，当有侧线出料时，填料塔也不如板式塔方便。 以前乱堆填料塔直径很少大于0.5m，后来又认为不宜超过1.5m，根据近10年来填料塔的发展状况，这一限制似乎不再成立。板式塔直径一般不小于0.6m。,关于板式塔的设计资料更容易得到而且更为可靠，因此板式塔的设计比较准确，安全系数可取得更小。

44、当塔径不很大时，填料塔因结构简单而造价便宜 对于易起泡物系，填料塔更适合，因填料对泡沫有限制和破碎的作用。 对于腐蚀性物系，填料塔更适合，因可采用瓷质填料。 对热敏性物系宜采用填料塔，因为填料塔内的滞液量比板式塔少，物料在塔内的停留时间短。 塔的压降比板式塔小，因而对真空操作更为适宜。,例1、在连续精馏塔中分离苯-甲苯溶液,塔釜间接蒸 汽加热,塔顶全凝器,泡点回流。进料中含苯35%(摩 尔百分数,下同),进料量为100kmol/h,以饱和蒸汽状 态进入第三块板。已知塔顶馏出液量为40kmol/h, 系统的相对挥发度为2.5,精馏段操作方程为 y=0.8x+0.16,各板的板效率均为1。 试求:

45、 (1)塔顶、塔底的出料组成xW、xD; (2)提馏段的操作线方程; (3)离开第四块板的液相组成。,(1)塔顶、塔底的出料组成; y=0.8x+0.16 即 R/(R+1)=0.8 R=4 x D/(R+1)=0.16 x D=0.8 F y F =D x D +W x W F=D+W x W=0.05 W= 60 kmol/h (2)提馏段的操作线方程; L/D=R L=4*40=160 kmol/h L +qF W y m+1= x m - x W = 1.6 x m - 0.6 x W L +qF -W L +qF W (3)离开第四块板的液相组成。 （ y 4 、x 4 ） =2.5

46、 x y 1 = x D x 1 y 2 x 2 y = y 3 x 3 (提) y 4 x 4 1+（ -1）x,例2、某连续精馏塔在常压下分离甲醇水溶液， 其精馏段和提馏段的操作线方程为： y=0.63x+0.3619 y=1.805x-0.00966 试求：此塔的操作回流比； 料液量为100kmol/h，组成XF=0.4时， 塔顶馏出液量； q值 泡点进料时所需的理论塔板数,此塔的操作回流比 y=0.63x+0.3619 R/(R+1)= 0.63 R=1.703 x D/(R+1)= 0.3619 x D=0.978 料液量为100kmol/h，组成XF=0.4时， 塔顶馏出液量 F

47、x F =D x D +W x W F=D+W y=1.805x-0.00966 L/(L-W)=1.805 L=2.24W W x W /( L-W )= 0.00966 x W= 0.012 0.4(D+W)=0.978D+0.012W W=1.49D D=40.16kmol/h,q值 y=0.63x+0.3619 x q =0.316 y q =0.561 y=1.805x-0.00966 x F =0.4 q x F y= x - q-1 q-1 q=1.52 泡点进料时所需的理论塔板数 y=0.63x+0.3619 q=1 y=1.805x-0.00966 x D= x W= x F =,例3、用连续精馏塔分离某双组分混合液，混合 液中含易挥发组分 XF =O.4(摩尔分率,下同)，原 料以饱和液体状态加入塔中部，塔顶全凝，泡 点回流。操作条件下物系的相对挥发度a=2.5， 要求塔顶产品浓度 XD=0 .8，塔顶易挥发组分的 回收率=0.9。塔釜间接蒸汽加热。 试求:(1)完成上述分离任务的最小回流比； (2)若操作回流比取最小回流比的1.5倍，则进 入塔顶