工程原理：蒸餾

第6章蒸餾6.1概述6.2雙組分溶液的氣液相平衡6.3蒸餾與精餾原理6.4雙組分連續(xù)精餾的計算6.5雙組分精餾的設(shè)計計算6.6其他精餾方式6.7塔高塔徑的計算6.8操作型計算6.9恒沸精餾與萃取精餾6.1.1蒸餾的應用6.1.2蒸餾分離的目的和依據(jù)6.1.3蒸餾過程的分類6.1.4蒸餾操作的費用6.1.5與吸收、萃取的比較6.1概述6.1.1蒸餾的應用

液體產(chǎn)品的精制汽油煤油柴油其他油品石油苯甲苯二甲苯等煤焦油目的：對液體混合物的分離，提取或回收有用組分。依據(jù)：液體混合物中各組分揮發(fā)性的差異。6.1.2蒸餾分離的目的和依據(jù)揮發(fā)性高（乙醇），稱為易揮發(fā)組分或輕組分（A）揮發(fā)性低（水），稱為難揮發(fā)組分或重組分（B）液體混合物：(酒精水溶液)液體混合物

加熱部分汽化

氣相：yA,yB

液相：xA,xB

液相冷凝必有：yA>xA,yB<xB部分汽化：易揮發(fā)組分液相氣相部分冷凝：難揮發(fā)組分氣相液相6.1.3蒸餾過程的分類按物系的組分數(shù)雙組分蒸餾多組分蒸餾簡單蒸餾平衡蒸餾精餾

按蒸餾方式常壓蒸餾加壓蒸餾減壓（真空）蒸餾按操作壓力間歇蒸餾連續(xù)蒸餾按操作方式普通蒸餾特殊蒸餾按分離難易6.1.4蒸餾操作的費用主要費用：加熱和冷卻費用，即能耗大。6.1.5與吸收、萃取的比較

分離依據(jù)揮發(fā)性的差異溶解度的差異單元操作蒸餾吸收萃取

操作難易操作簡便，操作費用在于加熱、冷卻需加入分離劑，操作費用在于解吸

適用性適于各種濃度混合物的分離僅適于低濃氣體、液體混合物的分離6.2.1雙組分溶液的氣液關(guān)系6.2.2氣液相平衡6.2.3揮發(fā)度與相對揮發(fā)度6.2.4非理想溶液6.2雙組分溶液的氣液相平衡組分：A、B變量：

t、p、xA、yA相數(shù)：氣相、液相

一定壓力下，液相（氣相）組成xA(yA)與溫度t存在一一對應關(guān)系，氣液組成之間xA~yA存在一一對應關(guān)系。自由度：1、相律分析6.2.1雙組分溶液的氣液關(guān)系2、理想溶液定義：溶液中同分子間的作用力與異分子間的作用力相等。如：甲醇與乙醇，苯和甲苯，二甲苯和對二甲苯理想物系：液相為理想溶液，服從拉烏爾定律；氣相為理想氣體，服從道爾頓分壓定律。pA,pB

——溶液上方A、B組分的分壓，Pa；pA0,pB0

——溶液溫度下純組分的飽和蒸汽壓，Pa；

xA,

xB

——液相中A、B組分的摩爾分率。對于理想溶液：1.

拉烏爾定律（Raoult’sLaw）6.2.2氣液相平衡2、道爾頓分壓定律：——泡點方程液相組成x與溫度（泡點）的關(guān)系氣液兩相平衡組成間的關(guān)系：氣相組成yA與溫度（露點）的關(guān)系——露點方程3、組成~溫度圖（t~x~y圖)兩條線：氣相線（露點線）

——yA~t關(guān)系曲線液相線（泡點線）

——xA~t關(guān)系曲線三個區(qū)域：液相區(qū)氣、液共存區(qū)氣相區(qū)

混合液體的泡點隨組成的變化而變化；同溫度下，氣液兩相達平衡，氣液量大小由杠桿定律確定；同組成下，露點高于泡點。4、x~y圖

對角線y=x

為輔助曲線；

x~y曲線上各點具有不同的溫度；平衡線離對角線越遠，揮發(fā)性差異越大，物系越易分離。5.壓力對x~y圖的影響壓力增加，平衡線靠近對角線，分離難度大6.2.3揮發(fā)度與相對揮發(fā)度pA、pB——汽液平衡時，組分A,B在氣相中的分壓；

xA、xB——汽液平衡時，組分A,B在液相中的摩爾分數(shù)?；旌弦耗辰M分揮發(fā)度:1.揮發(fā)度意義：是該物質(zhì)揮發(fā)難易程度的標志。定義：氣相中某一組分的蒸汽分壓和與之平衡的液相中的該組分摩爾分數(shù)之比，用符號表示。理想溶液：理想氣體：一般物系：2.相對揮發(fā)度(以α表示)(relativevolatility)定義：溶液中兩組分揮發(fā)度之比。對于二元物系：yB=1-yAxB=1-xA即——

相平衡方程理想溶液：則3.平均相對揮發(fā)度式中α頂——塔頂?shù)南鄬]發(fā)度α釜——塔釜的相對揮發(fā)度4.α的物理意義

氣相中兩組分組成之比是液相中兩組分組成之比的倍數(shù)；

α標志著分離的難易程度；若α>1,則y>x

,可用蒸餾方法分離，且α愈大，平衡線愈遠離對角線，物系愈易分離；

α=1,無法用普通蒸餾方法分離。

6.2.4非理想溶液1.具有正偏差的溶液

一般正偏差：pA>pA理，pB>pB理，介于pAo、pBo

之間。正偏差溶液：x=0.894，最低恒沸點，78.15℃乙醇－水溶液相圖硝酸－水溶液相圖負偏差溶液：x=0.383，最高恒沸點，121.9℃2.具有負偏差的溶液一般負偏差pA<pA理，pB<pB理。注意：1.非理想溶液不一定都具有恒沸點。如甲醇水溶液，屬正偏差系統(tǒng)。2.精餾分離的依據(jù)：揮發(fā)度的差異，而非沸點的大小。6.3.1簡單蒸餾與平衡蒸餾6.3.2精餾原理6.3.3連續(xù)精餾裝置流程6.3.4理論板的概念和恒摩爾流假設(shè)6.3蒸餾與精餾原理6.3.1簡單蒸餾和平衡蒸餾一、簡單蒸餾1.裝置2.特點:間歇非定態(tài)一次進料xD,xW不是一對平衡組成適合于

大的組分對A部分提出,

粗分二、平衡蒸餾(又叫閃蒸)1.流程2.特點:一次進料，粗分xD,xW是一對平衡組成WxWTDxDFxF1、多次部分汽化和多次部分冷凝6.3.2精餾原理通過多次部分氣化和多次部分冷凝，最終可以獲得幾乎純態(tài)的易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分，但得到的氣相量和液相量卻越來越少。缺點：1.收率低；2.設(shè)備重復量大，設(shè)備投資大；3.能耗大，過程有相變。問題：工業(yè)上如何實現(xiàn)？2.有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝進料板：原料液進入的那層塔板。精餾段：進料板以上的塔段。提餾段：進料板以下（包括進料板）的塔段。6.3.3連續(xù)精餾裝置流程１.連續(xù)精餾裝置2.塔板的作用塔板提供了汽液分離的場所；每一塊塔板是一個混合分離器；足夠多的板數(shù)可使各組分較完全分離。特點：說明：1、下降的液相泡點tn-1與上升的氣相露點tn+1不等，當氣液平衡時，兩相溫度相等tn，即傳質(zhì)伴有傳熱。2、重組分由氣相冷凝至液相，放出潛熱，輕組分由液相汽化成氣相，需要潛熱，二者同時發(fā)生，潛熱抵消；3、氣液兩相偏離平衡越遠，傳質(zhì)過程進行越快?；亓鞯淖饔茫禾峁┎黄胶獾臍庖簝上?，是構(gòu)成氣液兩相傳質(zhì)的必要條件。精餾的主要特點就是有回流。3.精餾過程的回流回流包括：塔頂回流液塔底回流汽塔頂回流液回流液：在任意塔板上，上一塊塔板下來的液體，輕組分含量高，溫度低。塔釜汽相回流回流汽：任意塔板上，下一塊塔板上來的汽體，重組分含量高，溫度高；6.3.4理論板的概念和恒摩爾流的假設(shè)理論板：離開塔板的蒸汽和液體呈平衡的塔板。

假設(shè)（1）兩組分的摩爾汽化潛熱相等；（2）兩相接觸因兩相溫度不同而交換的顯熱可忽略不計；（3）塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略不計。2.恒摩爾流的假設(shè)1.理論板的概念精餾段，每層塔板上升的蒸汽摩爾流量都相等，提餾段也一樣。即：V1=V2=······

V=常數(shù)

V1’=V2’=······

V’=常數(shù)式中：V——精餾段上升蒸汽的摩爾流量，kmol/h;

V’——提餾段上升蒸汽的摩爾流量，kmol/h。（下標1、2······表示自上而下的塔板序號。）（1）恒摩爾汽化精餾段內(nèi)，每層塔板下降的液體摩爾流量都相等，提餾段也一樣。即：

L1=L2=······

L=常數(shù)

L1’=L2’=······

L’=常數(shù)式中L——精餾段下降液體的摩爾流量，kmol/h;L’——提餾段下降液體的摩爾流量，kmol/h。（下標1、2······表示自上而下的塔板序號。）（2）恒摩爾溢流6.4雙組分連續(xù)精餾的計算6.4.1全塔物料衡算6.4.2精餾段操作線方程6.4.3提餾段操作線方程6.4.4進料熱狀況的影響6.4.5

進料方程（q線方程）1）根據(jù)分離任務，確定產(chǎn)品流量D，W；2）選擇操作條件R、進料狀態(tài)；3）確定塔板數(shù)及加料位置；4）選擇塔型，確定塔徑，塔內(nèi)結(jié)構(gòu)尺寸，流體力學驗算；5）冷凝器及再沸器熱負荷及設(shè)計計算。

設(shè)計目標:6.4.1全塔物料衡算塔頂采出率塔底采出率F,xFD,xDW,xW全塔物料衡算F、D、W——kmol/hxF、xD、xW——摩爾分率塔頂易揮發(fā)組分回收率塔底難揮發(fā)組分回收率例6-1將5000kg/h含乙醇0.4（摩爾分數(shù)，下同）和水0.6的混合液在常壓連續(xù)精餾塔中分離。要求餾出液含乙醇0.85，釜液含乙醇不高于0.02，求餾出液，釜液的流量及塔頂易揮發(fā)組分的回收率和采出率。6.4.2精餾段操作線方程令——回流比——精餾段操作線方程精餾段操作線:當R,D,xD為一定值時,該操作線為一直線.斜率:截距:yxxD操作線為過點（xD，xD

）畫操作線過程如下:6.4.3提餾段操作線方程——提餾段操作線方程xW

意義：提餾段ym＋1＝f（xm）

提餾段操作線為過點（xW，xW

）

斜率：截距:yxxDxFabq例6-2將含0.24（摩爾分數(shù)，下同）易揮發(fā)組分的某液體混合物送入一連續(xù)精餾塔中。要求餾出液含0.95易揮發(fā)組分，釜液含0.03易揮發(fā)組分。送入冷凝器的蒸汽量為850kmol/h，流入精餾塔的回流液為670kmol/h，試求：1．每小時能獲得多少kmol/h的餾出液？多少kmol/h

的釜液？2.回流比R為多少？3.寫出精餾段操作線方程。6.4.4進料熱狀況的影響(1)冷液tF<ts

(2)飽和液體（泡點進料）tF＝ts

(3)氣液混合ts<tF<td(4)飽和蒸汽（露點進料）tF＝td

(5)過熱蒸汽tF>td1.加料板的物料衡算FhF+LhF-1+V’HF+1=VHF+L’hF

物料恒算：F+V’+L=V+L’2.熱量衡算加料板FF,xF,hFLhF-1VHFL’hFV’HF+1式中

H，h，hF——分別為飽和蒸汽、飽和液體、原料液的摩爾焓kJ/kmol；HF=HF+1=H=原料在飽和蒸汽狀態(tài)下的摩爾焓hF=hF-1=h＝原料在飽和液體狀態(tài)下的摩爾焓假設(shè)令q——進料熱狀況參數(shù)所以：其中飽和液體所占分率為q，飽和蒸汽所占分率為（1－q）。將精餾段與提餾段關(guān)聯(lián)起來6.4.5進料方程（q線方程）q線方程或進料方程xWyxxDxF意義：精餾段與提餾段交點軌跡方程；FLV’L’V冷液進料泡點進料FLV’L’VFqF(1-q)FLV’L’V汽液混合進料FLV’L’V過熱蒸汽進料FLV’L’V飽和蒸汽進料L與L’(1)冷液q>1(2)飽和液體q＝1(3)氣液混合0<q<1(4)飽和蒸汽q＝0(5)過熱蒸汽q<0進料狀況q值q線位置V與V’求：(1)D,W

（2）V,L(3)泡點進料,V’L’?(4)t進=40℃,V’L’?(5)飽和蒸汽進料V’L’?苯:M=78,r=389.4kJ/kg甲苯:M=92r=376.4kJ/kgxW≯0.02F=110kmol/hxF=0.4xD=0.95例6-3：分離苯-甲苯混合液，理想物系。已知：加料板溫度96℃,F=110kmol/h,xF=0.4,xD=0.95,xw≯0.02,R=3.2。6.5雙組分精餾的設(shè)計計算6.5.1理論塔板數(shù)的計算6.5.2回流比的影響與選擇6.5.3理論板的捷算法（1）D,xD(W,xW)；（2）xD,xW；（3）選擇條件：操作壓力p，回流比R，進料熱狀態(tài)q。確定：塔板數(shù)N精餾操作分離要求：6.5.1理論塔板數(shù)的計算1.逐板計算法xn~yn符合平衡關(guān)系；yn+1~xn符合操作關(guān)系。塔頂設(shè)全凝器，泡點回流。塔頂全凝器精餾段（n-1）塊板，第n塊為加料板。精餾段：F,xFD,xDW,xWyWm-112nx1x2xnxm-1y2y1ym-1提餾段：提餾段（m-1）塊板

再沸器相當于一塊理論板；

分凝器也相當于一塊理論板，可以x0、y0計，其他相同。D,xD分凝器全凝器2.圖解法3.最優(yōu)加料位置的確定最優(yōu)加料板位置：確定最佳進料位置

最優(yōu)進料位置：塔內(nèi)氣相或液相組成與進料組成相等或相近的塔板。

圖解法最優(yōu)進料板：跨越兩操作線交點的梯級，

NT最少。

梯級的物理意義理論板上濃度特征：xn

yn相平衡，落到平衡線上。某截面濃度特征：xn

yn+1操作關(guān)系，落到操作線上。注意：6.5.2回流比的影響與選擇1.回流比對精餾操作的影響2.全回流與最少理論板數(shù)操作線方程操作線：平衡線：第1塊板：全凝器或則第2塊板：NT塊板后（不包括再沸器）α相差不大時：雙組分：（不包括再沸器）3.最小回流比最小回流比：對于某一物系，在一定的分離任務下，所需理論板為無窮多時所對應的回流比。恒濃區(qū)（夾緊點）:

在d點前后氣液兩相濃度沒有變化，即無增濃作用。所以此區(qū)稱作恒濃區(qū)，d點叫夾緊點。（1）定義1）一般形狀的平衡線：（2）最小回流比的計算圖解公式計算斜率法截矩法:公式法:q=1，xq=xFq=0，yq=xF2）不同平衡線形狀的最小回流比4.適宜回流比適宜回流比：問題？實際操作中，R<Rmin，精餾塔能否正常工作，若能正常工作，導致什么結(jié)果？6.5.3理論板的捷算法1.先算Rmin2.R=(1.1-2)Rmin3.Nmin

由坐標Y

N注意：N,Nmin不包括再沸器。例6-4用一精餾塔分離甲醇-水混合液，已知：xF=0.628(摩爾分率，下同),xD=0.965,xW=0.03,泡點進料，回流比R=1.95。試:按逐板計算法確定理論塔板數(shù)。并近似用圖解法表示第二塊板下降液體組成和上升蒸汽組成。例6-5在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液，已知xF=0.4（摩爾分率、下同），xD=0.97,xw=0.04相對揮發(fā)度α=2.47。試分別求以下三種進料方式下的最小回流比和全回流下的最小理論板數(shù)。（1）冷液進料q=1.387（2）泡點進料（3）飽和蒸汽進料6.6其他精餾方式6.6.1直接蒸汽加熱6.6.2回收塔（提餾塔）6.6.3多股進料6.6.4分凝器6.6.5間歇精餾6.6.1直接蒸汽加熱操作前提：1.物料中有水2.水是重組分，從塔釜出去提餾段物料恒算：操作線方程：F

xFWD間接加熱直接蒸汽加熱區(qū)別：與對角線的交點不同，xW

,N

原因：直接蒸汽加熱的稀釋作用。例6-6含甲醇0.45（摩爾分數(shù)，下同）的甲醇-水溶液在一常壓連續(xù)精餾塔中進行分離，進料量為100kmol/h，泡點進料，要求餾出液含甲醇0.95，釜液含甲醇0.05。塔釜用水蒸氣直接加熱，回流比為1.8。試問需要多少塊理論板？6.6.2回收塔（提餾塔）特點：從第一塊板加料，無精餾段，無回流，下降的液體由進料提供。加料情況：冷液或泡點進料。FxFDxDWxW已知：xF,F,xW,

泡點進料L’=F,V’=D例6-7回收塔分離乙醇水溶液，塔內(nèi)有蒸餾釜，一塊理論板，已知為泡點進料，要求xD=0.6,xW=0.1。求：xF,D/F6.6.3多股進料兩股進料：

F1,xF1，F(xiàn)2,xF2分別與相應塔板組成與xF1，xF2相當;F1q1

xF1F2q2xF2DxD?ПШWxW兩股進料將塔分成三段，得三個操作線方程第一段：第二段：第三段：例6-8：有兩股原料，一股為F1=10kmol/h，xF1=0.5（摩爾分數(shù)，下同），q1=1的飽和液體，另一股為F2=5kmol/h，xF2=0.4，q2=0的飽和蒸汽，現(xiàn)擬采用精餾操作進行分離，要求餾出液輕組分含量為0.9，釜液含輕組分0.05。塔頂為全凝器，泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱。若兩股原料分別在其泡點、露點下由最佳加料板進入。求：1)塔頂塔底的產(chǎn)品量D和W？

2)回流比R=1時求各段操作線方程？

3）若α=3Rmin=?D,xD分凝器全凝器

分凝器也相當于一塊理論板，可以x0、y0計，其他相同。6.6.4分凝器T℃86889092pA0mmHg908.2963.21020.81081pB0mmHg356.1381.1406.7433.7例6-9分離苯-甲苯混合液，塔頂裝有分凝器與全凝器，已知塔頂?shù)恼羝隹跍囟?2℃，分凝器出口的汽液溫度為88℃（汽液溫度同），p=1atm,若上述兩個溫度均下降2℃，即90℃與86℃，試問回流比與流出液組成有何變化？苯-甲苯沸點與飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)分凝器6.6.5間歇精餾特點：（1）過程非定態(tài)（2）塔底加料，無提餾段（3）獲得xD,xW一定的產(chǎn)品，能耗大于連續(xù)精餾兩種操作：(1)恒回流比R為常數(shù)(2)恒流出液組成,定xD(1)恒回流比R為常數(shù)回流比以開始的狀態(tài)計算已知:FxF,xW終,（平均餾出液組成）,選擇適宜的R求:NT(2)恒餾出液組成,定xD例6-10CS2和CCl4的混合液在常壓下進行間歇精餾，原料中含CS2,xF=0.3,xW=0.1，停止操作。保持流出液組成恒定為xD=0.9,R=2Rmin。求:理論塔板數(shù)6.7塔高塔徑的計算6.7.1塔效率6.7.4精餾裝置的熱量恒算6.7.3塔徑的計算6.7.2塔高的計算1、全塔效率E6.7.1塔效率NT:不包括塔釜再沸器，再沸器相當于一塊理論板E0其中：xi:進料液中任一組分的摩爾分率。

i：進料液中任一組分的黏度，cp。2、單板效率(默弗里板效率)Emv,EmL例6-11用一個蒸餾釜和一層實際板組成的精餾塔分離二元理想溶液。組成為0.2的料液在泡點溫度下由塔頂加入，系統(tǒng)的相對揮發(fā)度為2.5。若使塔頂輕組分的回收率為80%，并要求塔頂產(chǎn)品組成為0.80，試求該層塔板的液相默弗里板效率。板效率的影響因素：（1）物性，

，

，D(擴散系數(shù)）,

（表面張力）,

（2）操作參數(shù)：ug,uL,V/L,R,P,T（3）塔的結(jié)構(gòu)尺寸，希望高效低阻3、點效率（了解）6.7.2塔高的計算塔的有效高度：HT1.精餾段6.7.3塔徑的計算注意：將兩段的摩爾流量換成體積流量2.提餾段由于q及操作條件不同，Vs,Vs’可能不同，D精與D提可能不同，若相差不大，可統(tǒng)一。6.7.4精餾裝置的熱量恒算目的：加熱劑與冷卻劑的用量帶入系統(tǒng)的熱：1、再沸器的熱量恒算：QB,QF,QR帶出系統(tǒng)的熱：Qv,Qw,Q’對全塔作熱量衡算，以1小時0

C為基準。QFQDQWQcQ’QvQRQB冷凝器為全凝器,作熱量衡算，以1小時0

C為基準，忽略熱損失GB——水蒸氣用量,kg