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第九章第九章 蒸馏蒸馏 Distillation 一、理论板及恒摩尔流一、理论板及恒摩尔流 二、物料衡算和操作线二、物料衡算和操作线 三、理论塔板层数的求法三、理论塔板层数的求法 四、几种特殊情况时理论板数的求法四、几种特殊情况时理论板数的求法 五、回流比的影响及其选择五、回流比的影响及其选择 六、理论板数的捷算法六、理论板数的捷算法 七、实际塔板数、塔板效率七、实际塔板数、塔板效率 八、精馏装置的热量衡算八、精馏装置的热量衡算 第三节 两组分连续精馏的 分析和计算 第三节 两组分连续精馏的 分析和计算 一、理论板及恒摩尔流一、理论板及恒摩尔流 1、理论板、理论板 离开这种板的汽液两相互成平衡汽液两相互成平衡，而且塔板上的液相 组成也可视为均匀的。 VVVV n = 21 VVVV m = = = 21 2、操作关系、操作关系 yn+1与 x n之间的关系 3、恒摩尔汽流、恒摩尔汽流 4、恒摩尔液流、恒摩尔液流 LLLL n = 21 LLLL m = = = 21 5、恒摩尔流假设的条件、恒摩尔流假设的条件 （1）各组分的摩尔汽化潜热摩尔汽化潜热相等； （2）汽液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略显热可以忽略 ； （3）塔设备保温良好，热损失热损失可以忽略。 冷凝 1mol 蒸汽能使 1mol 液体汽化 在精馏塔中，一层塔板就是一个接触级，这是实现精馏 过程的“设备”条件，为了使每一层塔板提供两相接触必为了使每一层塔板提供两相接触必 须的汽流和液流须的汽流和液流，在塔顶设置冷凝器，将上升蒸汽冷 凝，并使冷凝液回流入塔；在塔底设置再沸器，将下降 液流经再沸器加热，使之部分汽化返回塔内，形成沿塔 上升的汽流，这是实现精馏过程所必须的“回流”条件。 在精馏塔中，进料板以上的部分称之为精馏段，加料板 以下的部分叫提馏段。 精馏过程的三个必要条件精馏过程的三个必要条件 ?1. 多次部分汽化和 多次部分冷凝 ?2. 塔顶有冷凝器 ?3. 塔釜有再沸器 精馏段是指塔的加料位置以上部分塔体。在精馏段内上升 蒸汽和回流液之间进行着逆流接触和物质热量传递。上升蒸汽 多次部分冷凝，其中所含的重组分向液相传递，而回流液多次 部分汽化，其中的轻组分向汽相传递。 如此物质交换的结果，使上升蒸汽中轻组分的浓度逐渐升 高。只要有足够的相际接触表面和足够的液体回流量，到达塔 顶的蒸汽将成为高浓度的轻组分。塔的上半部分完成了蒸汽的 精制，因而称为精馏段。 在提馏段，下降液体（包括回流液和加料中的液体）与上升蒸 汽逆流接触进行着物质热量传递。下降液体多次部分汽化，其中 的轻组分向汽相传递，上升蒸汽多次部分冷凝，其中的重组分向 液相传递，只要两相接触表面和上升蒸汽量足够，到达塔底的液 体中所含的轻组分可降至很低，从而获得高纯度的重组分。 塔的下半部完成了下降液体中重组分的增浓，即提出了轻 组分，因而称之为提馏段。 一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段，这样的塔能够实 现双组分混合物连续地高纯度的分离。 二、物料衡算和操作线二、物料衡算和操作线 1、全塔物料衡算 对总物料： WDF+= 对于易挥发组分： WDF WxDxFx+= F, xF D, xD W, xW F、D、W的单位的单位kmol/h WD WF xx xx F D = F D F W =1 ?当塔顶、塔底产品组成xD、xW（产品质量）已规定，产品 的 采出率D/F和和W/F也随之确定，不能再自由选择； ?当规定塔顶产品的量D和质量xD，则塔底产品的质量xW及 量W也随之确定而不能自由选择； 在规定分离要求时，应使 FD FxDx 塔顶产品的组成应满足 D Fx x F D 塔顶易挥发组分回收率塔顶易挥发组分回收率：易挥发组分从塔顶采出的量占全部 进料量中轻组分的百分数。 %100×= F D D Fx Dx 塔底难挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率： %100 )1 ( )1 ( × = F W W xF xW F, xF D, xD W, xW P64 例题例题 94 2、精馏段操作线方程、精馏段操作线方程 对总物料： DLV+= 对易挥发组分： Dnn DxLxVy+= +1 回流比回流比 精馏段操作线方程精馏段操作线方程 Dnn x R x R R y 1 1 1 1 + + + = + Dnn x DL D x DL L y + + + = +1 令 D L R = 精馏段精馏段相邻两层理论板之间的上升蒸汽 组成y 相邻两层理论板之间的上升蒸汽 组成yn1 n1 与下降液体组成 x 与下降液体组成 xn n的操作关系的操作关系 精馏段操作线: 当R, D, xD为一定值时, 该操作线为一直线. 斜率斜率: V L 1 = +R R 截距截距: 1 D +R x y x 1 D +R x xD 操作线为过点（xD，xD） Dnn x R x R R y 1 1 1 1 + + + = + 3、提馏段操作线方程、提馏段操作线方程 对总物料： WVL+= 对易挥发组分： wmm WxyVxL+ = +1 wmm x WL W x WL L y = +1 提馏段操作线方程提馏段操作线方程： 相邻两层理论板之间的上升蒸汽组成 y 相邻两层理论板之间的上升蒸汽组成 ym1 m1 与下降液体组成 x 与下降液体组成 xm m的操作关系的操作关系 1、加料板的物料衡算 FiF+Li+VIVI+Li F+V+L=V+L 2、热量衡算 加料板 F, xF,iF L i V I L i V I 式中： I，i，iF-分别为饱和蒸汽、饱和液体、原料液的摩尔焓， KJ/kmol； F I - iL'- L = FI - i q q进料热状况参数进料热状况参数 加料板 F, xF L V L V F+V+L=V+LFiF+Li+VIVI+Li 4 、进料热状况的影响、进料热状况的影响 (1) 冷液 (2) 饱和液体（泡点进料） (3) 气液混合 (4) 饱和蒸汽（露点进料） (5) 过热蒸汽 F L V L V 冷液进料 FLL+ ' ' VV 1q10 ' F L V L V 饱和蒸汽进料 FVV= LL = q=0 q1, 0 1 q q ，ef1（） 饱和液体：q=1,= 1q q ，ef2（） 汽液混合物 ：0 q q ，ef5（） F I - iL'- L = FI - i q 2012-09-21 f1f2 f3 f4 f5 例：例：用一连续精馏装置在常压下，分离含苯含苯41%（质 量%，下同）的苯-甲苯溶液。要求塔顶产品塔顶产品中含苯不低于 97.5%，塔底产品塔底产品中含甲苯不低于98.2%，每小时处理 的原料量为原料量为8570kg。操作回流比为回流比为3，试计算： （1）塔顶及塔底的产品量（D 、W）； （2）精馏段上升蒸汽量及回流液量（V、L）； （3）当原料于47进塔进塔和饱和蒸汽进塔饱和蒸汽进塔时，提馏段上升 蒸汽量及回流液量（V、L）。 苯的汽化潜热苯的汽化潜热rA=93kcal/kg，甲苯的汽化潜热，甲苯的汽化潜热rB=87.5 kcal/kg，苯和甲苯的 平均比热 ，苯和甲苯的 平均比热Cp,l=0.45 kcal/kg ，蒸汽的平均比热，蒸汽的平均比热Cp,v=0.30 kcal/kg 。 分析：分析： 求W、D 全塔物料衡算 已知 xF、xW、xD 已知R 求V、L 利用精馏段物料衡算 求LV 、 qFLL+= FqVV) 1( += 求q 解：解： （1）产品量）产品量 92/5978/41 78/41 + = F x4504 . 0 = 92/5 . 278/ 5 . 97 78/5 .97 + = D x9787. 0= 92/2 .9878/8 . 1 78/8 . 1 + = w x 0212. 0= 92)4504. 01 (784504. 0×+×= F M kmolkg /69.85= 69.85 8570 =Fhkmol/0 .100= WDF+= wDF WxDxFx+= WD+=0 .100 0212. 09787 . 0 4504. 00 .100×+×=×WD hkmolD/ 3 . 44=hkmolW/7 .55= (2)上升蒸汽量及回流量上升蒸汽量及回流量 精馏段：RDL =8 .443×=hkmol/5 .134= DLV+=83.44 5 . 134+=hkmol /3 .179= (3)47进料时LV 、 将料液由47升温到93所需的热量为： LF ii85.690.45(9347)=××kmolkcal/4 .1775= 继续加热 LV ii ()4504. 078935 .9930. 093×××+= ()()4504. 01925 .87935 .9945 . 0 ××+×+ 2 . 45727 .3335+= kmolkcal/9 .7907= LV FV ii ii q = () () LV FLLV ii iiii + = LV FL ii ii +=1 9 . 7907 4 . 1775 1+=225 . 1 = qFLL+= 100225. 15 .134×+=hkmol/257= ()FqVV1+=()1001225. 13 .179×+=hkmol/8 .201= 饱和蒸汽进料时 0= = LV FV ii ii q hkmolLL/5 .134= FVV=1003 .179=hkmol/3 .79= 精馏操作分离要求：精馏操作分离要求： （1）D, xD(W, xW)； （2）xD , xW； %100 A ×= F D Fx Dx （3） 选定条件： 操作压力p，回流比R，进料热状态q。 确定：塔板数确定：塔板数N 精馏设计型计算精馏设计型计算 三、理论塔板层数的求法三、理论塔板层数的求法 1逐板计算法逐板计算法 D xy = 1全凝器全凝器 1 x 平衡关系 2 y 操作关系 11 12 + + + = R x x R R y D 1）精馏段）精馏段 F, xF D, xD W, xW yW m-1 1 2 n x1 x2 xn xm-1 y2 y1 ym-1 2012-09-21 2 x 平衡关系 3 y 操作关系 nF(q) x x 泡点进料 精馏段 n-1层 F, xF D, xD W, xW yW m-1 1 2 n x1 x2 xn xm-1 y2 y1 ym-1 2）提馏段）提馏段 n xx = 1 （已知） 提馏段操作线 W x WqFL W x WqFL qFL y + + + = 12 2 y wm xx提馏段 m-1层层 2 x 平衡关系 3 y 操作关系 F, xF D, xD W, xW yW m-1 1 2 n x1 x2 xn xm-1 y2 y1 ym-1 2、图解法2、图解法 1）操作线作法）操作线作法 a）精馏段操作线）精馏段操作线 11+ + + = R x x R R y D xy = D xy = D xx = b）提馏段操作线的作法）提馏段操作线的作法 w x WqFL W x WqFL qFL y + + + = xy = W xx = W xy = c）q线方程线方程 D DxLxVy+= w WxxLyV= )()()( wD WxDxxLLyVV+= FwD FxWxDx=+qFLL=FqVV) 1( = 11 = q x x q q y F q线方程或进料方程线方程或进料方程 d d）进料热状况对）进料热状况对q q线及操作线的影响线及操作线的影响 过冷液体：q1, 0 1 q q ，ef1（） 饱和液体：q=1,= 1q q ，ef2（） 汽液混合物 ：0 q q ，ef5（） f1f2 f3 f4 f5 2）图解方法）图解方法 xD a b e f d xF xW c 1 1 2 3 4 5 6 1、平衡线上各点代表离开该理论 板的上升蒸汽组成 、平衡线上各点代表离开该理论 板的上升蒸汽组成yn与下降液体与下降液体 xn的平衡关系的平衡关系 2、操作线上各点代表相邻两层理 论板之间的上升蒸汽组成 、操作线上各点代表相邻两层理 论板之间的上升蒸汽组成yn 1与 下降液体 与 下降液体xn的操作关系，的操作关系， 3、每一梯级的水平线代表液体向 下流经每一理论板，其组成由 、每一梯级的水平线代表液体向 下流经每一理论板，其组成由xn 降至降至xn 1 4、每一梯级的垂线代表蒸汽向上 流经每一理论板，其组成由 、每一梯级的垂线代表蒸汽向上 流经每一理论板，其组成由yn升 到 升 到yn 1 3. 最优加料位置的确定 加料过晚加料过早 最优加料板位置最优加料板位置： q xx 3、最适宜的进料位置 四、几种特殊情况时理论板数的求法四、几种特殊情况时理论板数的求法(选讲）选讲） 1、多侧线的塔、多侧线的塔 应用场合：应用场合：多股进料或多股出料多股进料或多股出料 例：例：在常压连续精馏塔中，分离乙醇乙醇水溶液水溶液，组成为 xF1=0.6（易挥发组分摩尔分率，下同）及xF2=0.2的两股原 料液分别被送到不同的塔板不同的塔板进入塔内，两股原料液的流量 之比F1/F2=0.5，均为饱和液体进料饱和液体进料。操作回流比R=2，若要 求馏出流组成xD为0.8，釜残液组成xW为0.02，试求理论板 层数 理论板 层数及两股原料液的进料板位置进料板位置。 分析：分析： 求理论板层数 图解法 操作线 两股进料两股进料 三段？ 解：解： 组成为xF1的原料液从塔较上部位的某加料板进入，该加 料板以上塔段的操作线方程式与无侧线塔的精馏段操作线方 程 精馏段操作线方 程相同。相同。 Dnn x R x R R y 1 1 1 1 + + + = + 267. 0 12 8 . 0 1 = + = +R xD (1) 两股进料板之间塔段的操作线方程，可按虚线范围内作 物料衡算求得： 总物料： DLFV+ =+ 1 易挥发组分： DsFs DxxLxFyV+ =+ +111 V xFDx x V L y FD ss + = + 11 1 两股进料之间塔段的操作线方程两股进料之间塔段的操作线方程 DR xFDx x DR FL y FD ss ) 1() 1( 111 1 + + + + = + 因进料为饱和液体 1 ,) 1(FLLDRVV+= += D如何求？全塔物料衡算 总物料： WDFF+=+ 21 wDFF WxDxxFxF 易挥发组分： +=+ 2211 设hkmolF/100 1 = (2) hkmolF/2005 . 0/100 2 = WD+=+200100 02. 08 . 02 . 02006 . 0100×+×=×+×WD DR xFDx FD ) 1( 11 + 1203 6 . 01008 . 0120 × ×× =1 . 0= hkmolD/120= 对原料液组成为xF2的下一股进料，其加料板以下塔 段的操作线方程与无侧线塔的 其加料板以下塔 段的操作线方程与无侧线塔的提馏段操作线方程提馏段操作线方程相同相同 21 FFLL+= WLV=WFFL+= 21 wmm x WqFL W x WqFL qFL y + + + = +1 wm x V W x V L = 各段操作线交点的轨迹方程分别为： 11 1 1 1 1 = q x x q q y F 11 2 2 2 2 = q x x q q y F (3) 理论板层数为9 自塔顶往下的第5层 为原料F1的加料板 自塔顶往下的第8层 为原料F2的加料板 2、直接蒸汽加热2、直接蒸汽加热 应用场合：应用场合： 待分离的混合液 为水溶液，且水为 难挥发组分 操作线：操作线： ?精馏段与普通精馏塔 相同 精馏段与普通精馏塔 相同 ?提馏段由物料衡算求得提馏段由物料衡算求得 WLVV o =, （恒摩尔流） wmom WxyVxW+= +1 w oo m x V W x V W y m = +1 直接加热时提馏段操作线方程直接加热时提馏段操作线方程 总物料WVVL o +=+ 易挥发组分： wmoom WxyVyVxL+=+ +1 由操作线方程知： 0 1 = +m y wm xx= 提馏段操作线通过提馏段操作线通过 横轴上横轴上的的x=xw的点 （ 的点 （xw,0）, 而不是而不是对角线上对角线上的 点（ 的 点（xw, xw） 例：例：在常压连续精馏中，分离甲醇甲醇水水混合液，原料液组 成为0.3，（甲醇摩尔分率，下同）冷液进料（q=1.2），馏 出液组成为0.9，甲醇回收率为90%，回流比为2.0，试分别写 出以下两种加热方式时的操作线方程。 1)间接间接蒸汽加热 2)直接直接蒸汽加热。 解：解： 1)间接蒸汽间接蒸汽加热时操作线方程加热时操作线方程 精馏段操作线方程为： 11+ + + = R x x R R y D 12 9 . 0 12 2 + + + =x 3 . 0667. 0+=x 提馏段操作线方程为： w x WqFL W x WqFL qFL y + + + = w x F W q F RD F W x F W q F RD q F RD + + + = 对易挥发组分 DFD DxFx= D FD x x F D = 9 . 0 3 . 09 . 0× =3 . 0= F D F W =17 . 0= DF DxFx x DF w = FD xFDx DF /1 / = 3 . 01 9 . 03 . 03 . 0 × = 043 . 0 = 043. 0 7 . 02 . 13 . 02 7 . 0 7 . 02 . 13 . 02 2 . 13 . 02 × +× +× +× =xy 0274. 0636 . 1 =x 2) 直接蒸汽加热时操作线方程（选讲）直接蒸汽加热时操作线方程（选讲） 精馏段操作线方程与间接蒸汽加热时相同 提馏段操作线方程为： w x V W x V L y = w oo x V W x V W = qFRDLW+= 设F=1 kmol/h，hkmolW/8 . 112 . 13 . 02=×+×= 加热蒸汽流量：FqVV) 1( += DRDLV) 1(+=+= VVo=FqDR) 1() 1(+= 1) 12 . 1 (3 . 0) 12(×+×+= hkmol/1 . 1= W Fx x FD w )1 ( = 8 . 1 3 . 01)9 . 01 (×× = 0167. 0= 0167. 0 1 . 1 8 . 1 1 . 1 8 . 1 ×=xy 0273. 0636. 1=x 讨论：讨论： 当 )( F D xRqxF DF 、 相同时，两种加热方式比较 间接蒸汽加热直接蒸汽加热 V V WW W x W x NT NT L L = = 直接蒸汽加热所需理论板数比间接蒸汽加热的多，因为直接 蒸汽的稀释作用，故需增多理论板数来回收易挥发组分。 3、 提馏塔 （回收塔）（选讲）提馏塔 （回收塔）（选讲） 应用场合：应用场合： 蒸馏的目的只 是为了回收稀溶液 中的易挥发组分 回收稀溶液 中的易挥发组分， 而对馏出液的浓度 不做过多的要求。 D、xD F xF W xW VL 操作线：操作线： 与完全的精馏塔的提馏段操作线方程相同 wmm x V W x V L y = +1 提馏塔操作线方程提馏塔操作线方程 当为泡点进料时泡点进料时， 、LF=DV = wmm x D W x D F y= +1 通过点a（x=xF，y=xD），点b（x=xW，y=xW），斜率为F/D。 xDxFxW b a e xD,max xW b 当为冷液进料冷液进料，可与完全的精馏塔一样先做出q线，q线与 y=xD的交点为操作线上端。 xF q xD 例：例：在常压连续提馏塔中，分离两组分理想溶液。该物 系平均相对挥发度为2.0，原料液流量为100kmol/h，进料热 状态参数q为0.8，馏出液流量为60kmol/h。釜残液组成为 0.01（易挥发组分摩尔分率）试求： 1)操作线方程 2)由塔内最下一层理论板下流的液相组成 解：解： 1）操作线方程）操作线方程 wmm x V W x V L y = +1 qFLL+= 1008 . 00×+=hkmol/80= DV =hkmol/60= FqVV) 1( +=100) 18 . 0(60×+=hkmol/40= DFW=60100=hkmol/40= 01. 0 40 40 40 80 1 × = +mm xy01. 02 =x 2）塔内最下一层理论板下降的液相组成塔内最下一层理论板下降的液相组成 再沸器相当于一层理论板再沸器相当于一层理论板 w w w x x y ) 1(1+ = 01. 01 01. 02 + × =0198. 0= N x 与 W y 呈操作关系 0198. 001. 02= Nw xy 0149. 0= N x 2012-09-21 1 2 2012-09-21 题中 x1=0.088 应为0.88 3 2012-09-21 4
