第1章蒸餾34學(xué)時(shí)

1、 1.3.2 簡(jiǎn)單蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾是一種間歇式蒸餾操作，又稱(chēng)為微分蒸餾 。系統(tǒng)構(gòu)成：蒸餾釜，冷凝器，接受器。原料液在蒸餾釜中通過(guò)間接加熱使之部分汽化，產(chǎn)生的蒸汽進(jìn)入冷凝器中冷凝，冷凝液作為餾出液產(chǎn)品排入接受器中。在一批操作中，餾出液可分段收集，以得到不同組成的餾出液。一、概述 原料液蒸汽 蒸餾釜冷凝器接受器餾出物釜?dú)堃?圖1-8 簡(jiǎn)單蒸餾裝置1.簡(jiǎn)單蒸餾的特點(diǎn)v 間歇操作過(guò)程操作原理v 非穩(wěn)態(tài)過(guò)程v 單級(jí)過(guò)程，無(wú)塔段2.簡(jiǎn)單蒸餾的應(yīng)用場(chǎng)合v 液體混合物的初步分離v 測(cè)油品的沸程 恩式蒸餾v 某些料液的脫色:化學(xué)試劑脫色法對(duì)油脂進(jìn)行脫色二、簡(jiǎn)單蒸餾的特點(diǎn)及其應(yīng)用原料 F ( kmol, xF )一次

2、性進(jìn)入； 蒸餾初始時(shí)釜中液體F，xF，結(jié)束時(shí)得到釜?dú)堃?W，x2 蒸餾時(shí) ，瞬間形成的汽液兩相互相平衡，但形成的全部蒸氣與液相不平衡微分衡算。 三、簡(jiǎn)單蒸餾計(jì)算 假設(shè)某瞬間釜液量為L(zhǎng) (kmol)、組成為x, 經(jīng)時(shí)間d后, 釜液增量為- dL, 輕組分組成增量為- dx ; 餾出液中的輕組分組成為y;微分操作方程 xydxLdL 忽略二階微量dxdL，整理得對(duì)輕組分作物料衡算： ydLdxxdLLLx)(初值條件：LF，x xF； 終值條件： L W，x x2 積分操作方程 FxxxydxWF2 ln代入初值、終值條件，積分得(L, x)(L-dL, x-dx)時(shí)時(shí)刻刻后后 d(dL, y)+

3、簡(jiǎn)單蒸餾過(guò)程物料衡算關(guān)系 根據(jù)相平衡關(guān)系 y = f (x) 的表達(dá)方式，分以下三種情況：釜?dú)堃航M成的計(jì)算:1) y = f (x) 以相圖或數(shù)表形式給出，數(shù)值積分方法 全過(guò)程輕組分物料衡算式2xDWxDFyF2WxyDFxF餾出液平均組成 ：y【例題1-3】詳見(jiàn)教材P13.2)xxy)(11xxlnxxlnWFlnFF111122 3) y = m x + b； 第三種情形 只能是在局部近似成立 bx)m(bx)m(lnmWFlnF21111 1.3.2 簡(jiǎn)單蒸餾 1.3.2 簡(jiǎn)單蒸餾例：在常壓下對(duì)苯與甲苯二元理想溶液分別進(jìn)行平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾。若原料液中苯的濃度為0.5（摩爾分率）。物系的

4、相對(duì)揮發(fā)度為2.47。試求： 1）用平衡蒸餾方法分離，當(dāng)汽化率為 0.4時(shí)，釜液與餾出液的組成。 2）用簡(jiǎn)單蒸餾方法分離，使釜液濃度與平衡蒸餾相同，所得餾出物中苯的平均組成。 分析：xF = 0.5， = 2.47xxxxy471147211.)(方程：二元理想物系氣液平衡（1）平衡蒸餾汽化率1-q = 0.4，因此：q = 0.6平衡蒸餾操作線方程：11qxxqqyF251511605016060.xx 平衡蒸餾氣液兩相組成同時(shí)滿足氣液平衡方程和操作線方程，因此聯(lián)立上述兩方程，解得：x = 0.411，y = 0.6342）當(dāng)物系進(jìn)行簡(jiǎn)單蒸餾時(shí)41102.x 1.3.2 簡(jiǎn)單蒸餾分析：xF

5、= 0.5， = 2.47xxxxy471147211.)(方程：二元理想物系氣液平衡且簡(jiǎn)單蒸餾終了時(shí)的釜液濃度與平衡蒸餾時(shí)相同，即： 2xDWxDFyF2211xFWFWxFWFxWFWxWFFFF111122FFxxxxWFlnlnln40880501411014724110504711.ln.ln.0.664 5051FWWF即：,.67604110664016640506640111112.xFWFWxFWyF在相同的原料液濃度及相同釜液的條件下，簡(jiǎn)單蒸餾所得到的餾出液濃度高于平衡蒸餾，而平衡蒸餾的優(yōu)點(diǎn)是連續(xù)操作，但其分離效果不如間歇操作的簡(jiǎn)單蒸餾。簡(jiǎn)單蒸餾與平衡蒸餾的比較 簡(jiǎn)單蒸餾適

6、用的情形： 1) 原料處理量不大、來(lái)源不定期、且分離要求較高 2) 實(shí)驗(yàn)室用來(lái)作試驗(yàn)研究 當(dāng)原料液組成相同，相平衡關(guān)系相同時(shí) 指標(biāo) 平衡蒸餾 簡(jiǎn)單蒸餾 分離效果 差 好 過(guò)程特征 定常 時(shí)變 操作方式 連續(xù) 分批 生產(chǎn)能力 高 低 單產(chǎn)能耗 低 高 單產(chǎn)成本 低 高 1.3.2 簡(jiǎn)單蒸餾1.4 精餾原理和流程1.4.1 精 餾 過(guò) 程原理1. 多次部分汽化和部分冷凝平衡蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾精餾多級(jí)過(guò)程液體混合物的初步分離進(jìn)行一次部分汽化進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝實(shí)現(xiàn)液體混合物的完全分離單級(jí)過(guò)程比較以苯-甲苯混合液為例，圖6-9為其裝置和流程簡(jiǎn)圖，其t-x-y 相圖如圖6-10 所示。將組成為xF、溫度

7、為t1的混合液加熱到t3，使其部分氣化，并將氣相與液相分開(kāi)，則所得的氣相組成為y3,液相組成為x3?？梢钥闯觯瑈3xFx3 。6-9xFt1t3x3y3 由此可知，簡(jiǎn)單蒸餾，即將液體混合物進(jìn)行一次部分氣化(單級(jí))的過(guò)程，只能起到部分分離的作用，只適用于要求粗分或初步加工的場(chǎng)合。而要使混合物中的組分得到高純度（幾乎完全）的分離，只有進(jìn)行精餾。簡(jiǎn)單蒸餾的操作和結(jié)果多次部分汽化和部分冷凝的 t- x- y 圖精餾過(guò)程基本原理多次部分汽化和部分冷凝FxFt1x1y2x2y3x3y123yyyA2x2y3x3y123xxxB2. 精餾塔模型 上述的多次部分汽化和部分凝過(guò)程是在精餾塔內(nèi)進(jìn)行的。精餾塔板式塔

8、塔內(nèi)裝有若干層塔板填料塔塔內(nèi)裝有一定高度的填料層板式精餾塔模型精餾：將由揮發(fā)度不同的組分所組成的混合液，在精餾塔中同時(shí)多次進(jìn)行部分氣化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)組分的過(guò)程。塔中各級(jí)的易揮發(fā)組分濃度由上至下逐級(jí)降低，而溫度逐步增高。當(dāng)某級(jí)的濃度與原料液的濃度相同或相近時(shí)，原料液就由此級(jí)進(jìn)入（加料板）。 板式精餾塔模型yt板式精餾塔模型塔板是氣液兩相進(jìn)行傳熱和傳質(zhì)的場(chǎng)所；兩相體系的建立是通過(guò)從塔頂引入下降液流（回流液）和從塔底產(chǎn)生上升蒸汽流形成；冷凝器：提供回流液體，獲得塔頂產(chǎn)品；再沸器：提供上升蒸汽（蒸汽回流）精餾過(guò)程連續(xù)進(jìn)行的必要條件：塔頂液體回流和塔底上升蒸汽流；精餾和普通蒸餾的本質(zhì)區(qū)別

9、：回流。加料口再沸器冷凝器精餾塔塔板塔板上的操作情況n升氣道液流方向n板降液管n 1板降液管1ntnt1nt1nxnx1nx1nyny1ny組成差： yn-1 yn yn+1溫度差：tn-1 tn tn+1xn+1 xn xn-1塔板操作分析1.4.2 精 餾 操作流程一、連續(xù)精餾操作流程 工業(yè)生產(chǎn)以連續(xù)精餾為主。操作時(shí)，原料液連續(xù)地加入精餾塔內(nèi)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（稱(chēng)為釜?dú)堃海?；部分液體被汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸氣進(jìn)入冷凝器被全部冷凝，將部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔頂作為回流液體，其余部分作為塔頂產(chǎn)品（稱(chēng)為餾出液）采出。 連續(xù)精餾操作流程 餾出

10、物 冷卻水 蒸汽鍋爐蒸汽冷凝水 釜液 進(jìn)料 蒸汽提餾段精餾段加料板二、間歇精餾操作流程 與連續(xù)精餾不同之處是：原料液一次加入精餾釜中，因而間歇精餾塔只有精餾段而無(wú)提餾段。在精餾過(guò)程中，精餾釜的釜液組成不斷變化，在塔底上升蒸氣量和塔頂回流液量恒定的條件下，餾出液的組成也逐漸降低。當(dāng)釜液達(dá)到規(guī)定組成后，精餾操作即被停止。間歇精餾裝置示意圖精餾塔再沸器冷凝器觀察罩儲(chǔ)槽 確定產(chǎn)品的流量和組成； 選擇或確定適宜的操作條件，如操作壓強(qiáng)、回流比和進(jìn)料熱狀況等； 確定精餾塔的類(lèi)型，選擇板式塔或填料塔，根據(jù)塔型，計(jì)算理論板數(shù)和填料層高度； 確定塔高和塔徑及塔的其他結(jié)構(gòu)尺寸，并進(jìn)行流體力學(xué)驗(yàn)算； 計(jì)算冷凝器和再沸

11、器的熱負(fù)荷, 并確定兩者的類(lèi)型和尺寸。本章的核心內(nèi)容雙組分連續(xù)精餾塔的工藝計(jì)算主要包括以下內(nèi)容： 本節(jié)重點(diǎn)討論前三項(xiàng),其中4) 項(xiàng)內(nèi)容在下冊(cè)第3章有詳細(xì)介紹；5 ) 項(xiàng)屬于傳熱問(wèn)題, 在上冊(cè)傳熱學(xué)中已做過(guò)討論.1.5 雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算1.5.1 理論板的概念、恒摩爾流假定一、理論板的概念 理論板是指在其上氣、液兩相都充分混合，且傳熱及傳質(zhì)過(guò)程阻力均為零的理想化塔板。離開(kāi)該板的氣液兩相互成平衡，即兩相溫度相等，組成互成平衡；塔板上各處的液相組成均勻一致。 用作衡量實(shí)際板分離效率的依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)。通常，在工程設(shè)計(jì)中，先求得理論板層數(shù)，再用塔板效率予以校正，即可求得實(shí)際塔板層數(shù)。 理論板提出的意義二

12、、恒摩爾流假定1.恒摩爾氣流 精餾段 提餾段 注意：兩段上升的氣相摩爾流量不一定相等 。精餾段中上升氣體摩爾流量, kmol/h提餾段中上升氣體摩爾流量，kmol/h常數(shù) VVVVn21常數(shù) VVVVm21二、恒摩爾流假定精餾段 提餾段 注意：兩段下降的液相摩爾流量不一定相等 。精餾段中下降液體摩爾流量, kmol/h2.恒摩爾液流 提餾段中下降液體摩爾流量，kmol/h常數(shù) LLLLm21常數(shù) LLLLn21二、恒摩爾流假定恒摩爾流動(dòng)的假定成立的條件 恒摩爾流動(dòng)雖是一項(xiàng)簡(jiǎn)化假設(shè)，但某些物系能基本上符合上述條件，因此，可將這些系統(tǒng)在精餾塔內(nèi)的氣液兩相視為恒摩爾流動(dòng)。后面介紹的精餾計(jì)算均是以恒摩

13、爾流為前提的。v 混合物中各組分的摩爾汽化潛熱相等；v 塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。v 汽液接觸時(shí)交換的顯熱可以忽略；1.5.2 物料衡算和操作線方程精餾塔的物料衡算 L, xDD, xD F, xF W, xWV, xD QC QB 精餾塔各股物料(包括進(jìn)料、塔頂產(chǎn)品和塔底產(chǎn)品)的流量、組成之間的關(guān)系可通過(guò)全塔物料衡算來(lái)確定。 一、全塔物料衡算 回收率（）：分離程度 輕組分衡算： FxF = DxD + WxW總物料衡算： F = D + WFDAFxDx輕組分（塔頂）)()(FWBxFxW11重組分（塔底）精餾塔的物料衡算 L, xDD, xD F, xF W, xWV, xD QC

14、QB 一、全塔物料衡算 原料液釜?dú)堃吼s出液注：流量（kmol/h），組成（摩爾組成）?！纠?-4】每小時(shí)將15000 kg含本40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）和甲苯60%的溶液，在連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離，要求釜?dú)堃褐泻讲桓哂?%，塔頂餾出液中苯的回收率為97.1%。 試求餾出液和釜?dú)堃旱牧髁考敖M成，以摩爾流量和摩爾分?jǐn)?shù)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 = ？（摩爾分?jǐn)?shù)）, W = ？

15、kmol/h, xW = ？44060/92 78407840 ./Fx進(jìn)料組成解：0235098/92 782782 W./x釜?dú)堃航M成885920.44)(178440 F.M原料液平均摩爾質(zhì)量kmol/h 017588515000 .F原料液摩爾流量解得：D = 80.0 kmol/h, xD = 0.935, W = 95.0 kmol/h全塔物料衡算：WFFWDFWxFxFxWxDxFx9710 .%.%197100FDAFxDxFDFxDx9710.二、精餾段操作線方程 L, xD D, xD V, xD 1 2 n n1 x1 xn x2 y1 y2 yn yn+1精餾段物料衡算

16、 V L 在精餾段中，任意塔板（n 板）下降的液相組成 xn與由其下一層塔板（n+1 板）上升的氣相組成 yn1之間的關(guān)系稱(chēng)之為操作關(guān)系，描述該關(guān)系的方程稱(chēng)為精餾段操作線方程。 DnnxDLDxDLLy1二、精餾段操作線方程令DLR DnnxRxRRy1111則有 在圖中虛框范圍內(nèi)作物料衡算?？偽锪希篤 L + D輕組分： V yn+1L xn + D xD L, xD D, xD V, xD 1 2 n n1 x1 xn x2 y1 y2 yn yn+1精餾段物料衡算 V L 回流比 有RDL L1，精餾段操作線方程二、精餾段操作線方程 根據(jù)恒摩爾流假定，L為定值，且在穩(wěn)態(tài)操作時(shí)，D及 xD

17、為定值，故 R 也是常量。精餾段操作線方程為一直線方程。直線方程斜率1RR截距1RxD在x-y 圖上為過(guò) (xD ,xD)點(diǎn)及 ( 0, ) 點(diǎn)的直線。1RxDDnnxRxRRy1111 xW精餾段操作線 L1在 x y 圖上的表示 P=const 0 xFx L1 yxD(xD ,xD)xD1RxD三、提餾段操作線方程 在提餾段中，任意塔板（m 板）下降的液相組成 與由其下一層塔板（m+1 板）上升的氣相組成之間的關(guān)系稱(chēng)之為操作關(guān)系，描述它們之間關(guān)系的方程稱(chēng)為提餾段操作線方程。 提餾段物料衡算 W, xw mm+1 m+2 N xm xm+1 ym+1ym+2 yN xNVL 提餾段物料衡算 W, xw mm+1 m+2 N xm xm+1 ym+1ym+2 yN xNVL 在圖中虛框所示的范圍內(nèi),對(duì)提餾段作物料衡算?？偽锪希篧VL輕組分：wmmWxyVxL1wmmxWLWxWLLy1解出ym+1 ,得L2：三、提餾段操作線方程提餾段操作線方程三、提餾段操作線方程斜率截距 根據(jù)恒摩爾流假定，L為定值，且在穩(wěn)態(tài)操作時(shí)，W及 xW為定值。提餾段操作線方程為一直線方程。WLLWxWLW xW 0 xF