Transcript 第六章蒸馏
第六章 蒸馏 第一节 双组分溶液的气液相平衡 第二节 蒸馏与精馏原理 第三节 双组分连续精馏的计算与分析 第四节 间歇精馏 第五节 第六节 恒沸精馏与萃取精馏 板式塔 1 蒸馏在化工生产中的应用 目的： • 分离多组分混合物； • 某一组分的提纯； • 有用组分的回收。 广泛性：• 液体混合物； • 气体混合物； • 固体混合物。 2 3 4 蒸馏过程的分离依据 蒸馏过程 加热 液体混合物 部分汽化 汽相：yA, yB 冷凝 液相 液相：xA, xB 易挥发组分(或轻组分): 挥发性高的组分，以A表示； 难挥发组分(或重组分): 挥发性低的组分，以B表示。 依据：蒸馏是利用混合物中各组分挥发性的差 异。 5 必有： yA > xA, yB < xB 即： yA xA y B xB 蒸馏过程的分类方法 简单蒸馏 按蒸馏方式： 平衡蒸馏 精馏 特殊精馏 6 按物系的组分数 双组分蒸馏 多组分蒸馏 常压蒸馏 按操作压力： 加压蒸馏 减压（真空）蒸馏 按操作方式： 间歇蒸馏 连续蒸馏 按分离难易： 普通蒸馏 特殊蒸馏 7 第一节 双组分溶液的气液相平衡 一、溶液的蒸气压与拉乌尔定律 二、理性溶液气液相平衡 三、非理想溶液气液相平衡 8 一、溶液的蒸气压与拉乌尔定律 密闭容器内，一定温度，纯组分液体的气液 两相达到平衡状态，饱和状态。蒸汽为饱和蒸汽， 其压力为饱和蒸汽压（蒸气压）。 Antoine方程： B lgp A tc 0 po—纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa A、B、C—纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa 9 理想溶液与拉乌尔定律 理想溶液：微观 ：fAB= fAA= fBB； 宏观：体积和不变，无热效应。 拉乌尔定律：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汽压乘以 它在溶液中的摩尔分率。 pA=pAoxA pB=pBoxB= pBo（1-xA） 10 pA 、pB— 溶液上方A和B两组分的平衡分压，Pa pao、pBo — 同温度下，纯组分A和B的饱和蒸汽压，Pa； xA 、 xB —分别为混合液组分A和B的摩尔分率 二、 理想溶液气液相平衡 （一）理想溶液t ~y ~ x关系式 理想液体 pA=pAoxA 理想气体 pB=pBoxB= pBo（1-xA） p p A pB p0A x A pB0 x B p0A x A pB0 (1 x A ) 11 xA p pB0 p 0A pB0 p f B (t ) f A (t ) f B (t ) ——泡点方程 p A pyA p 0A x A p 0A yA xA P p 0A p 0A p pB0 f A (t ) p f B (t ) yA xA P P p 0A pB0 p f A (t ) f B (t ) —露点方程 p 0A yA xA P ——汽液两相平衡组成间的关系 12 （二）t~ y~ x图与y~ x图 两条线：液相线（泡点线） 气相线（露点线） 三个区：液相区，过冷液体 气相区，过热蒸汽 两相区，气液共存 两相区特点：两相温度相同 y > x 组成相同，t露点>t泡点 13 •x~y线上各点温度不同； •对角线y=x为辅助曲线，y>x ， 平衡线在对角线之上； •平衡线离对角线越远， 挥发性差异越大，物系越 易分离。 14 压力对t~xA（yA）图及x~y图的影响 压力增加，平衡线靠近对角线，分离难度大 15 （三） 相对挥发度与理想溶液的y－x关系 1. 挥发度 组分的挥发度: 是该物质挥发难易程度的标志，表示。 纯组分的挥发度： = pAo 混合液某组分挥发度: A p A , xA pB B xB pA、 pB——汽液平衡时，组分A,B在气相中的分压； xA、xB——汽液平衡时，组分A,B在液相中的摩尔分率。 16 o 理想溶液则: pA pA xA o A pA xA xA o pB pB xB o B pB xB xB 2. 相对挥发度(以α表示) 一般物系： A B yA 理想气体： y B pA pB xA xB xA xB yA xA 或： yB xB 17 3. 理想溶液的气液相平衡方程式 yB 1 y A 代入 xB 1 x A x y 1 ( 1) x yA xA yB xB ——相平衡方程 讨论: • α的物理意义：汽相中两组分组成之比是液相中两 组分组成 之比的倍数。 • 其值标志着分离的难易程度。 18 • 若α=1，则普通蒸馏方式将无法分离此混合物。 • α<1, 则重新定义轻组分与重组分，使α >1。 • 平均相对挥发度αm。 m 顶 釜 三、 非理想溶液气液相平衡 （一）对拉乌尔定律有正偏差的溶液 （1）无恒沸点的溶液 如甲醇-水溶液 pA>pA理， pB>pB理，介于pAo、pBo 之间。 19 （2）有最低恒沸点的溶液 如乙醇-水 （二）对拉乌尔溶液有负偏差的溶液 （1）无恒沸点溶液 如氯仿-苯溶液 pA<pA理， pB<pB理，介于pao、pBo 之间。 20 （2）有最高恒沸点的溶液 如硝酸-水溶液 21 第二节 蒸馏与精馏原理 一、简单蒸馏与平衡蒸馏 二、精馏原理 22 一、简单蒸馏与平衡蒸馏 （一）简单蒸馏（微分蒸馏） 冷凝器 y 原料液 蒸气 x xD1 xD2 xD3 特点：间歇、非定态，R=0 23 （二）平衡蒸馏 特点： 1. 可连续； 2. 定态； 3. 单级。 原料液 加 热 器 Q 塔顶产品 减 压 阀 yA 分 离 器 xA 塔底产品 24 二、精馏原理 （一）精馏塔内气液两相的流动、传热与传质 25 精馏原理：多次部分冷凝、多次部分汽化、液相回流及 上升蒸气。 进料板：原料液进入的那层塔板 精馏段：进料板以上的塔段 提馏段：进料板以下（包括进料板）的塔段 塔顶冷凝器和塔低再沸器 26 （二）塔板上气液两相的传质与传热 n-1 tn-1 yn xn-1 n yn+1 n+1 tn+1 yn-1* xn+1* tn xn tn1 tn1 yn*1 yn1 xn*1 xn1 27 t n 1 t n 1 ——两相传热 x n1与y n1不平衡 ——两相传质 yn* 1 yn1 液相中的易挥发组分部分汽化向气相传递； xn* 1 x n1 气相中的难挥发组分部分冷凝向液相传递； 平衡： 离开该级的气液两相温度相等； y n y n1 x n x n 1 yn与xn 相平衡 理论级：离开该级的气液两相组成相平衡。 28 （三）回流作用 连续精馏的充分必要条件： 最上要有高纯度易挥发组分的液相：液相回流 最下要有高纯度难挥发组分的气相：气相回流(上升蒸气) 问题：1. 精馏过程的能耗在何处？ 2. 无液相回流，分离结果如何？ 3. 无气相回流，分离结果如何？ 29 第三节 双组分连续精馏的计算与分析 一、 二、 三、 四、 五、 六、 七、 全塔物料衡算 恒摩尔流量的假定 进料热状态参数q 操作线方程与q线方程 理论板数的计算 回流比与进料热状态对精馏的影响 塔顶回流比的选择 八、 理论板数的捷算法计算 九、 精馏塔的操作计算 30 设计目标：1）根据分离任务，确定产品流量D，W； 2）选择操作条件R、进料状态； 3）确定塔板数及加料位置； 4）选择塔型，确定塔径，塔内结构尺寸， 流体力学验算； 5）冷凝器及再沸器热负荷及设计计算。 31 一、 全塔物料衡算 单位时间为基准 总物料衡算： D, xD F=D+W 易挥发组分物料衡算： F, xF FxF=DxD+WxW F、D、W：kmol/s W, xW xF、xD、xW：摩尔分数 32 分离要求的不同形式： 1） 规定xD、xW 2）组分回收率： A DxD 100% Fx F B W (1 xW ) 100% F (1 x F ) 二、恒摩尔流量的假定 1.恒摩尔流假定 33 （1）精馏段，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量都 相等，提馏段也一样。 即：V1=V2=……V=常数 V1’=V2’=……V’=常数 V------精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h; V’-----提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h。 但两段的上升蒸汽的摩尔流量不一定相等。 34 （2）精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量 都相等，提馏段也一样。 即：L1=L2= ······ L=常数 L1’=L2’= ······ L’=常数 但两段下降的液体摩尔流量不一定相等。 式中：L------精馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h; L’-----提馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h。 35 2.恒摩尔流假设适用条件 • 两组分的摩尔汽化潜热相等； • 两相接触因温度不同交换的显热忽略不计； • 塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。 36 三、 进料热状态参数q H t F t泡点 过冷液体P t F t泡点 t泡点 t F t露点 饱和液体C t F t露点 t F t露点 L' L q F L L q F ' 汽液混合物G 饱和蒸汽D 过热蒸汽H F L V V L ' ' V ' V ( q 1) F 37 V F L V F L V’ L’ 冷液进料 L' L F V V' V V’ L’ 泡点进料 V '＝V L'＝L＋F (1-q)F F qF L V’ L’ 汽液混合进料 V ＝V (1 q)F L L qF 38 V V L F L F V’ L’ 饱和蒸汽进料 V’ L’ 过热蒸汽进料 V V F V V' F L L L' L 39 四、 操作线方程与q线方程 （一）精馏段操作线方程 总物料衡算：V=L+D 易挥发组分的物料衡算： Vyn+1=Lxn+DxD 精馏段的操作线方程 yn1 L D xn x D V V 40 yn1 L/ D D/ D xn xD L/ D D/ D L/ D D/ D 令R=L/D，R称为回流比 精馏段的操作线方程 yn1 R 1 xn xD R1 R1 （二）提馏段操作线方程 总物料衡算：L' V ' W 易挥发组分：L' xm V ' ym1 WxW 精馏段的操作线方程 41 ym 1 ym 1 L' W ' xm ' xW V V V' W W xm ' xW ' V V V' /W 1 W /W ym 1 xm ' xW ' V /W V /W R' V ' / W ——塔釜的气相回流比 ym 1 R' 1 1 xm ' xW ' R R 42 （三）塔釜气相回流比R’与塔顶液相回流比R及进料热 状态参数q的关系 R' V ' / W R R 1 D V ' V ( q 1) F ' RW R 1 D q 1 F R' R 1 D / W q 1 F / W D x F xW W x D xF x D xW F W x D xF 43 x F xW x D xW R R 1 q 1 x D xF x D xF ' （四） 操作线的绘制与q线方程 1.精馏段操作线 斜率: R L R1 V 截距: xD R1 y xD R1 操作线为过点（xD， xD ） xD x 44 2.提馏段操作线 斜率 L' y D V' 过点（xW， xW ） f xD R1 Wx W 截距: V' I F W xW xF xD x 3.两操作线交点坐标与q线方程 45 R R 1 D / W q 1 F / W ' ym 1 R' 1 1 xm ' xW ' R R FxF DxD WxW 两操作线 交点坐标 R 1 xF q 1 xD xf Rq y RxF qxD f Rq q线方程 xF q y x q 1 q 1 46 进料状况 q值 (1) 冷液 (2) 饱和液体 (3) 气液混合 (4) 饱和蒸汽 (5) 过热蒸汽 L与L’ V与V’ q>1 L' L F V V' q＝1 L' L F V V' 0<q<1 q＝0 q<0 q线位置 L' L L' L L' L V V' V V' F V V' F 47 q线对两操作线的影响 对精馏操作线无影响， 对提馏操作线有影响， q 提馏操作线斜率 推动力 。 48 五、 理论板数计算 （一）理论板数的图解法计算 梯级的物理意义 理论板上浓度特征：xnyn相平衡，落到平衡线上。 某截面浓度特征： xnyn+1操作关系，落到操作线上。 49 图解法求理论板数 讨论： N T f (、x F、q、R、x D、xW )与F无关； L L' 一定， 、 ' N T V V 确定最佳进料位置 • 最优进料位置：塔内汽相或液相组成与进料组成 相等或相近的塔板。 • 图解法最优进料板：跨越两操作线交点的梯级， NT最少。 50 51 （二）理论板数的逐板计算法 全凝器 泡点回流 泡点进料 间接蒸汽加热 精馏段： x1 F, xF x2 xn xm-1 y1 1 y2 2 D, xD n ym-1 m-1 yW W, xW y1=xD 平衡关系 x1 操作关系 y2 平衡关系 x2 xn xF 精馏段塔板数：n-1 n——平衡关系的次数 52 yn xn 平衡关系： ( 1) yn L D 操作关系： yn1 xn x D V V R 1 或 yn1 xn xD R1 R1 提馏段： xn x ' 操作关系 1 ' 2平衡关系 y ' 操作关系 2 x x xW ' ' 3 m y 提馏段塔板数：m-1(不含再沸器） 53 yn x 平衡关系： n ( 1) yn 操作关系： ym 1 ym 1 L' W ' xm ' xW V V 或 L qF W xm xW L qF W L qF W 注意： • 塔顶分凝器与冷 凝器，分凝器相 当于一块理论板. 精馏段塔板数： n-1-1 y1 y0 І x0 D, xD=y0 54 六、回流比与进料热状态对精馏过程的影响 （一） R、 q和R’对冷凝 Qv 器和蒸馏釜的热负荷影响 Qc QR QD ①q一定，R↑ R’、V、V’、L、L’都↑ QC rcV QC QB rbV ' QB QF Q’ QB QW 55 ②R一定，D、W、xD、xW一定 QD、QW一定 QF QB QC QD QW QF QB 一定 分离任务一定，热进料，减少塔釜负荷 总输入热量一定，塔釜输入热量多，有利传质传热 ③R’一定，QB一定，QF↑（q ↓ ） R ↑, QC↑ 56 （一） R、 q和R’理论板数的影响 ①q一定，R↑ 操作线远离平衡线 设备费 N T R 冷凝器、再沸器热负荷 L ,V ,V ' 操作费 ②R一定，D、W、xD、xW一定，q的影响 57 D、F、xD、R一定，q L 不变 V L' ' V 推动力 NT V ' ( R 1) D (1 q )F V ' 操作费 q NT是以塔釜负荷增加为代价 58 ③R’一定，xF、xD、xW一定，q↓的影响 L V L' 不变 ' V V R QC 推动力 NT y q=1 q>1 0<q<1 q=0 q<0 D F W xW q↓ NT是以塔顶负荷增加为代价 xF xD x 59 七、塔顶液相回流比的选择 R的影响 RNT、操作费 60 （一）全回流与最少理论板数 • 全回流：塔顶上升蒸气冷 凝后全部引回塔 顶作为回流。 • 全回流的特点： D=0，W=0，F=0； L R D 两条操作线合二为一，与对角线重合。 N=Nmin 61 •全回流时Nmin： yn1 xn 第1块 yA xA ( )1 a1 ( )1 yB xB 62 yA xA 第1块第2块 ( )2 ( )1 yB xB yA xA ( )2 a2 ( )2 第2块 yB xB yA xA 第N-1板 ( ) N 1 a N 1 ( ) N 1 yB xB 第N块（再沸器） 塔顶全凝器 yA xA ( )1 ( ) D yB xB N 1 2 W yA yA ( )1 a1 ( )2 yB yB yA xA ( )1 a1a2 ( )2 yB xB yA xA ( )1 a1a2 a N 1 ( ) N yB xB yA xA ( )1 a1a2 a N 1aW ( )W yB xB xA xA ( ) D a1a2 a N 1aW ( )W xB xB N x xA ( ) D ( A )W xB xB 63 N min N min x A x B log x B D x A W log x 1 x W D log 1 x D xW log ——芬斯克公式(多组分) 适用条件：双组分混合物，塔顶全凝器，塔釜间接加热。 64 注意：• Nmin：包括再沸器； 1 N • xw=xF D F N min, F x 1 x D F log 1 x D xF log 全回流的意义:开工、实验研究、设备异常或调试时， 便于控制。 65 （二）最小回流比Rmin 66 最小回流比 对于某一物系，在一定的分离任务下，所需理论板 为无穷多时所对应的回流比。 恒浓区（夹紧点） 在p点前后气液两相浓度没有变化 ，即无增浓作 用。所以此区称作恒浓区，p点叫夹紧点。 67 最小回流比的计算 作图法： • 理想物系平衡线 Rmin Dh x D yp Rmin 1 ph x D xp Rmin D p h yq F xD y p yp xp • 非理想物系平衡线 xq F 68 g g Rmin ag Rmin 1 gd 69 （三）适宜回流比 R 对操作费用的影响： R V ,V ' 操作费用 R 对设备费用的影响： R NT (到一定程度下降缓慢） R V ,V ' 换热设备费用 ×Ü·ÑÓà ²Ù×÷·ÑÓà É豸·ÑÓà Rmin R R (1.1 2) Rmin »ØÁ÷±È 70 八、理论板的简捷计算法 R 、NT 、Rmin 、Nmin关系关联图：吉利兰图 71 R R min 左端： 0 R1 R R min 右端： 1 R1 R Rmin , N 最小回流 R , N N min 全回流 • 适用条件：多组分，多种进料状态，：1.264.05 N： 2.443.1 • 特点：简便、快； 双组分、多组分都适用； 误差大，可用N估算，方案的比较。 72 • NT的计算步骤： （1）由物系性质及分离程度定Rmin 、R； （2）计算全回流下的Nmin （图解法、芬斯克公式 ） R Rmin N N min （3） 由 N R1 N 1 （4）xw=xF，定加料位置 R Rmin N N min 注意：吉利兰图可回归成 与 函数关系 R1 N 1 73 九、精馏塔的操作计算 （试差法） 先设xw 物料衡算求xD（y1)平衡关系 x1操作关系 y2 平衡关系 ' x2 xn xd 操作关系 y2 操作关系 y3' xN' （接近xw为止） 十、直接蒸气加热及两股进料的精馏塔 （一）直接蒸汽加热的精馏塔 74 目的：处理某轻组分的水溶液，难挥发组分为水时， 直接蒸气加热，省再沸器 D 流程及特点： F xF W 75 NT的计算 • 精馏段操作线 • q线 y n 1 xD R xn R1 R1 xF q y x q 1 q 1 F, xF • 提馏段操作线 总物料衡算 易挥发组分 D, xD L´+S=V´+b L´xn=V´yn+1+bxn yn1 L' W ' xn ' xb V V V´,yn+1 S n L,xn´n+1 W, xW 76 S=V´ y b=L´ b b x xb S S 过点（xb，0） 斜率：b/S • 理论板数的求取 xW xF xD 77 （二）两股进料的精馏塔 R xD xn І段： yn 1 R 1 R 1 П段： V '' F1 L'' D F1, xF1 І s V´´, ys+1 L´´, xs V '' y F1 xF 1 L'' x DxD DxD F1 xF 1 L'' y '' x V V '' xF1 q1 y x q1 1 q1 1 D, xD s+1 F2, xF2 xF2 q2 y x q2 1 q2 1 П Ш W, xW 78 D 共7块（含再沸器） 第3块为xF1加料板 q1 3 q2 第5块为xF2加料板 f1 注意： 5 • 斜率： І <П< Ш L L'' L' '' ' V V V f2 7 W xw xF2 xF1 xD •І П有Rmin П Ш有Rmin Rmin取其大的 79 第四节 间歇精馏 一、恒定R的操作 二、xD恒定的操作 80 特点： 1）非定态； 2）只有精馏段。 操作方式： D, xD 1）恒定R， xD 。 2）恒定xD，R； 一、 恒定R的操作 W, xW 1. 操作（NT、 R一定）， xW xWe 、 xD 平均xD 81 2. 计算 xD1 xD 始态为基准 NT计算以xD1及xF为基准 Rmin x D1 yFe yFe xF RminR NT 二、 xD恒定的操作 1. 操作 xW2 xW1 xD2 xD1 恒定NT、xD xW 达到xWe 、R 82 2. 计算 NT计算依据：终态 xD 、xWeRminR NT Rmin R1 R2 x D yWe yWe xWe xW2 xW1 xD 工业间歇操作常为两种方式的结合。 83 第五节 恒沸精馏与萃取精馏 一、 恒沸精馏 二、 萃取精馏 84 一、 恒沸精馏 （一）含义：加第三组份，形成恒沸物（沸点 更低），塔底得纯产品。 （二）实例 苯 89%E 11%W 恒 沸 精 馏 塔 富苯 富水 苯 回 收 塔 乙 醇 回 收 塔 85 （三）挟带剂应具备的条件 能耗低 1）新恒沸液A挟带含量少的组分； 2）A冷凝后分层； 易分离 3）A沸点低； 4）价廉、稳定、安全。 易分离 二、 萃取精馏 （一）含义：加萃取剂， 86 （二）实例 回 收 塔 （三）萃取剂应具备的条件 1）选择性好， ； 3）与原料互溶度大； 2）沸点高，易回收； 4）价廉、稳定、安全。 87 恒沸精馏与萃取精馏的比较： 1）原理： 恒沸物 2）第三组份： 塔顶出 塔底出 难选 易选 加量受限 量变,变 3）加入位置： 加料处 塔顶 4）能耗： 大 小 88 第六节 板式塔 一、塔板结构 二、塔板上气液两相的流体现象 三、塔效率 四、塔高的确定 五、塔径的计算 六、塔板类型 89 逐级接触式 连续接触式 90 评价塔设备性能的指标 1.生产能力大； 2.分离效率高； 3.阻力小，压降低； 4.操作弹性大； 5.结构简单、造价低、安装维修方便等。 91 一、塔板结构 （一）气液鼓泡区 （二）溢流堰 气体通道 （三）降液管 （四）塔板液体流动安排 92 二、塔板上气液两相的流体现象 （一）气液接触状态（3种） 液体：连续相 气体：分散相 传质面：气泡表面 鼓泡接触工况 93 液体：连续相 气体：分散相 传质面：不断更新的 液膜表面 泡沫接触工况 94 气体：连续相 液体：分散相 传质面：不断更新 的液滴表面 喷射接触工况 工业上常用的是：喷射和泡沫接触状态 95 （二）塔板上的液面落差 液面落差：塔板进出口清液层高度差 减少液面落差的措施： 多溢流。 96 （三）塔板筛孔漏液 孔速过小或气液分布不均匀，大量液体由筛孔漏下。 （四）液泛 定义：液体进塔量大于出塔量，结果使塔内不 断积液，直至塔内充满液体，破坏塔内 正常操作，称为液泛。 （五）液沫夹带 97 主要影响因素 气量↑ →夹带量↑ 板间距HT↓ →夹带量↑ 要求液沫夹带量 eV≯0.1kg液沫/kg干气 减少措施：HT ↑；u ↓ 三、塔效率 NT （一）全塔效率 ET NP ET=f（物系、 板结构、操作条件）关联图 98 （二）单板效率 yn* yn （1）气相单板效率 EMV ( n ) yn yn 1 * y n yn 1 （2）液相单板效率 EML ( n ) xn 1 xn * xn 1 xn 平均 组成 * n y yn n y n 1 y n 1 xn xn xn 1 yn 平均 组成 yn xn 1 xn xn* xn xn* 99 注意：1）同一个板，EML不一定等于EMV；仅当 平衡线与操作线平行时两者相等 2）不同的板， EML 或EMV不一定相等 3）EMV或EML 可能>100％ 全回流 yn1 xn E MV ( n ) yn yn 1 yn xn x n 1 x n * * * y n yn 1 y n x n y n xn 100 四、塔高的确定 E、NT N P Z＝（NP－1）H＋H a Hb 五、塔径的计算 VS __ m3 / s 4VS D u V VS ' km ol/ s V u—气相的空塔气速，m/s. 101 umax L V C V LS C f ( HT , , VS L ) V C C20 ÷ 20 0 .2 C－气相负荷因子 C20－－＝20dyne/cm下的气相负荷因子 ——液体表面张力，dyne/cm (同mN/m) 102 六、板式塔类型 （一）泡罩塔 泡 罩 泡罩塔板 103 （二）浮阀塔 V- 浮阀 V- 浮阀塔板 104 （三）筛板塔 筛 板 导向筛板 105 （四）其它类型塔板 1）舌形塔板与浮动舌形塔板 舌形塔板 浮舌塔板 106 2） ADV浮阀塔板 107 ADV塔盘的鼓泡状态 108