化工原理-第三版-陈敏恒-课件-华东理工内部第09章

第9章液体精馏9.1蒸馏概述9.1.1蒸馏分离的目的和依据目的：液体混合物的分离，提纯或回收有用组分。依据：混合液中各组分挥发性的差异。液体部分气化后的组成与剩余的液体组成必须有区别。BABAxxyy9.1.2工业蒸馏过程平衡蒸馏(闪蒸):连续定态简单蒸馏:间歇9.1.3蒸馏操作的费用和操作压强汽化：耗热：冷凝：需提供冷却量。操作费用：加热费和冷却费。加压蒸馏：Tc↑免用冷冻剂，但Th↑。减压蒸馏：Th↓免用高温载热体，但Tc↓。9.2双组分溶液的汽液相平衡9.2.1理想物系的汽液相平衡理想物系:(1)液相为理想溶液；(2)汽相为理想气体。9.2.1.1汽液两相平衡共存时的自由度F=N–Φ+2=2–2+2=2参数:p,t,yi,xi；p一定，F=1，故:x(y)~t一一对应y~x9.2.1.2液相组成与温度（泡点）关系式沸腾：Antoine方程：AAA0AA)(xtfxppBBB0BB)(xtfxpppxpxp)1(A0BA0A)()()(BAB0B0A0BAtftftfpppppxCBAlog0tp双组分理想物系的液相组成—温度(泡点)关系式1)液相为理想液体(组分分子结构相似),服从拉乌尔定律;2)气相为理想气体(低压气体),服从道尔顿分压定律.AA0AAAKxpxpppy),(tpfK0B0A0B0AA0AAApppppppxpppy)()()()(BABAtftftfpptf平衡常数：9.2.1.4汽相组成与温度（露点）关系式9.2.1.3汽液两相平衡组成间的关系式9.2.1.5t~x(y)图和y~x图例：某二元组成，由液相升温过程的变化；由气相降温过程的变化。xAxBt泡点线露点线气相区液相区两相区重组分沸点P=常数轻组分沸点9.2.1.6相对挥发度α挥发度：，相对挥发度：对双组分物系，，，则理想溶液：，α↑,y↑(x一定),α标志分离难易。AAAxpvBBBxpvBABABBAABAxxyyxpxpvvαBA1yyAB1xxxααxy1)(10B0Appα)(tfα讨论:1)上式相平衡方程，反映了双组分物系平衡时两相的浓度关系2)对理想物系3)对物系相对挥发度相差不大（操作温度范围）4)相差较大,但不超过30%5)α越大平衡线离对角线越远，容易分离。0000/////BABBBAAABBAABAppxxpxxpxpxp)(2121mx)(1219.2.2非理想物系的汽液相平衡非理想物系（R）9.2.2.1非理想溶液，分别为组分A，B的活度系数AA0AAγxppBB0BBγxppAγBγ当总压不太高时，有：当偏差达到一定程度时，会形成恒沸物。pγxpyAA0AA活度系数可以用实验数据关联：常用的关联式有范拉（Vanlaar）方程，马古斯方程（Margules）。关联的实例见P55例9-2由实验数据关联方程参数。9.2.2.2总压对相平衡的影响蒸馏的压强增高，泡点升高，相对挥发减小，分离困难。（见P57图9-12）9.3平衡蒸馏和简单蒸馏9.3.1平衡蒸馏9.3.1.1过程的数学描述(1)物料衡算WDFxWyDxFF)1(qxyxxFDF11qxxqqyF(2)热量衡算加热炉的热流量：节流减压后：料液加热温度：(3)过程特征方程式相平衡方程(理想溶液)泡点方程)(0tTFcQpFγqtTFcep)1()(pecγqtT)1()(xfyxααxy1)(1)(xφte9.3.1.2平衡蒸馏过程的计算给定汽化率(1–q)，联立方程：(1)(2)可得汽、液相组成y，x11qxxqqyFxααxy1)(19.3.2简单蒸馏9.3.2.1过程的数学描述微元时间作易挥发组分的物料衡算：略去二阶无穷小量，则积分相平衡方程式)d)(d(dxxxyxWWdd12dln21xxxyxWW)(xfy9.3.2.2简单蒸馏的过程计算理想溶液馏出液平均组成：xααxy1)(112)(dln21xxxxfxWW12212111lnln11lnxxαxxαWW)(212121xx9.4精馏9.4.1精馏过程9.4.1.1精馏原理精馏段作用提馏段作用相平衡条件yx保证了只需部分回流。∵yx∴LV)()(yxVxxLDDxxyxVLDD常规精馏上述平衡蒸馏与简单蒸馏可见只经过一次部分气化,即只利用一次平衡关系,因此不能获得高纯度产品.精馏实际是多次部分气化或多次部分冷凝,即利用多次平衡关系。得到许多中间产品为了消除中间产品可以以下流程用上升蒸汽的热量使液体部分气化,由于是同一物系,可用直接接触方式换热。工业上精馏是在精馏塔内完成的，塔顶冷凝器将蒸汽冷凝后，一部分冷凝液回流入塔,称为回流液.塔底装有再沸器气化部分液体成蒸汽使之沿塔上升，与下降的液体逆流接触进行物质传递,达到分离的目的。常规精馏塔见图9-14一股进料,二股出料,塔顶是全凝器,塔底是间壁式的再沸器.在塔的加料板以上完成上升蒸汽的精制,除去其中的重组分,称为精馏段;在塔的加料板以下完成液体中提浓,提出轻组分,称为提馏段.精馏与简单蒸馏的区别在于”回流”,回流构成气液两相接触传质的必要条件,使重组分向液相传递,轻组分向气相传递.（P60）全塔物料衡算精馏塔操作的各流率和组成间的关系均受全塔物料衡算的约束.流率以kmol/s表示,气液组成以摩尔分率y和x表示.9.4.1.2全塔物料衡算总物料衡算轻组分衡算，(1)规定xD,xW,则D/F及W/F亦随之确定；(2)规定D,xD,则W,xW亦随之确定。，WDFFDWFxDxWxFWDWxxDFxxFDFW1DFxxFDDFxxFD9.4.1.3回流比和能耗回流比：R↑，V↑，加热速率↑，冷凝量↑，能耗↑。DLR9.4.2塔板上过程的数学描述9.4.2.1单块塔板的物料衡算和热量衡算总物料衡算Vn+1+Ln-1=Vn+Ln轻组分衡算Vn+1yn+1+Ln-1xn-1=Vnyn+Lnxn热量衡算Vn+1In+1+Ln-1in-1=VnIn+Lnin（忽略热损失）（实际塔板结构）饱和蒸汽：I=i+γVn+1(γn+1+in+1)+Ln-1in-1=Vn(γn+in)+Lnin热量衡算的简化与恒摩尔流假定假设in+1=in-1=in=i，γn+1=γn=γ，则(Vn+1–Vn)γ=(Ln+Vn–Ln-1–Vn+1)in联立总物料衡算Vn+1=Vn，Ln=Ln-1，无加料和出料的任一塔段中，各板上升的蒸汽量均相等，各板下降的液体量也均相等。恒摩尔流假定条件：两组分的汽化热近似相等；忽略显热项误差；忽略热损失。9.4.2.2塔板传质过程的简化理论板：汽液两相充分混合，传质和传热过程阻力为零的理想化塔板。满足tn=φ(xn)yn=f(xn)板效率：表达实际塔板与理论板的差异。对于具体分离任务，所需理论板的数目只决定于物系的相平衡及两相的流量比。1*1nnnnmVyyyyE)(*nnxfy*11nnnnmLxxxxE)(*nnyφx9.4.2.3加料板过程分析(1)理论加料板理论加料板（R）物料衡算式相平衡方程ym=f(xm)mmmmFxLVyLxyVFx11(2)精馏段与提馏段两相流量的关系总物料衡算热量衡算联立上两式：q的定义：q：(R)qVLVLFVIiLIVLiFiFiIiIFLLFγttcγiIiIqFpF)(原料的摩尔汽化热的热原料变成饱和蒸汽所需kmol1五种加料热状态：q=0饱和蒸汽进料；0q1汽液混合物进料；q=1泡点进料；q1冷液进料；q0过热蒸汽进料9.4.2.4精馏塔内的摩尔流率精馏段提馏段塔顶全凝器的热负荷塔釜热负荷冷凝器物料衡算塔釜物料衡算FqVV)1(RDLDRDLV1)(qFLLcγVQCbBγVQ1010DDVyLxDxyxx1NNWLxVyWx9.4.3精馏塔的操作方程9.4.3.1精馏段操作方程DnnDxLxVy1DnnxVDxVLy11Rxx1RRDn9.4.3.2提馏段操作方程FDnnFxDxxLyV1VFxDxxVLyFDnn1xFqDRqFRDyn)(11)(1FqDRFxDxFD)1(1)(FqDRWxxFqDRqFRDWn)(11)()(11)(9.4.3.3q线方程，∴两操作线交点的轨迹方程。DnnDxLxVy1DFnnDxFxxLyV1nnFnLxVyFxxL1FnnFxxLLyVV)()(1FqVV)(1qFLL111Fnnxqyxqq9.4.3.4操作方程的图示___操作线操作方程的图示——操作线精馏段的端点y＝xD，x＝xD斜率R(R+1),截距xD/(R+1)提馏段的端点y＝xW，x＝xW斜率两操作线的交点(1)(1)FDqFDqRxqxyRqRxqxxRq/LVxWxD9.4.3.5理论板的增浓度9.5双组分精馏的设计型计算9.5.1理论板数的计算9.5.1.1设计型计算的命题分离要求：(1)D，xD(W,xW)；(2)xD,xW；(3)η=DxD/FxF规定一个，其余随之而定。选择条件：操作压强p，回流比R和进料热状态q，选定后，相平衡关系及操作方程随之而定。求取：NT9.5.1.2逐板计算法连续精馏塔，塔顶设全凝器，泡点回流。步骤：(1)；(2)；(3)……交替使用相平衡方程和操作方程，至xi≤xq时，改换提馏段操作方程，至xN≤xW止。Dxy1111)(xxfy21211DxRyxyRR逐板计算法的图示见图阶梯数为理论板数；跨越点xq，yq的板为加料板位置。再沸器由于体积大液体停留时间长可以认为是一块理论板。xDxWx1，y1xN，yNxq，yq逐板计算法的图示操作线的实际作法消去上二式的xD，得1）以点xD和截距作精馏段操作线；2）以q线的斜率和点xF作q线；3）以点xW和点xq，yq作提馏段操作线。(1)(1)FDqFDqRxqxyRqRxqxxRq11Fqqxqyxqq1DxRqq热状态和q线的斜率泡点加料是垂线露点加料是水平线q＝1q=00q1q1q0xF9.5.1.3最优加料位置的确定最优加料板位置：该板x≤xq(xq为两操作线交点坐标)9.5.2回流比的选择两者均有利于传质,NT↓，但R↑，↑，能耗↑。V)1111(,)(,RRRVLVLR))-(1-1)(11()(FqDRWVWVWVVLVL9.5.2.1全回流与最少理论板数）底顶(log)1)(1(logTminααααxxxxNWWDD最少理论板数的计算，对应理想溶液：11111121212221212mi111111............AABBDAAABBBDAAABBBDAAABBBDAABNBNDNNyxyxxyxxyxyxxyxxxyxxyxxxxxNNn1lg/lg1lglgAAWDBBDWDWxxxxxxxx9.5.2.2最小回流比RminRmin与相平衡性质及分离要求有关。minReDeDxxyxRR1minmineeeDxyyxRmin最小回流比Rmin两操作线向平衡线靠近，理论板数需要无穷多，e点为挟点，