1、2022年5月24日第三章 蒸馏1/121第三章第三章 蒸馏蒸馏Distillation3.0 概述概述3.1 两组分溶液的汽液平衡两组分溶液的汽液平衡3.2 平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏3.3 精馏原理和流程精馏原理和流程3.4 两组分连续精馏的计算两组分连续精馏的计算3.5 间歇精馏间歇精馏3.6 特殊精馏特殊精馏本章总结联系图本章总结联系图工程案例工程案例2022年5月24日第三章 蒸馏2/1213.0 概述概述蒸馏是蒸馏是分离液体混合物分离液体混合物的典的典型单元操作。型单元操作。1.蒸馏分离的依据蒸馏分离的依据将液体混合物部分气化，利将液体混合物部分气化，利用其中各组分挥发度
2、不同的特用其中各组分挥发度不同的特性而达到分离目的的单元操作。性而达到分离目的的单元操作。这种分离操作是通过液相和这种分离操作是通过液相和气相间的质量传递来实现的。气相间的质量传递来实现的。例如：加热甲醇例如：加热甲醇(沸点沸点64.7)和和乙醇乙醇(沸点沸点78.3)混合液的过程。混合液的过程。A+B大量大量A+少量少量B少量少量A+大量大量B2022年5月24日第三章 蒸馏3/121将沸点低的组分称为易挥将沸点低的组分称为易挥发组分或轻组分发组分或轻组分light component ，用，用A表示。表示。将沸点高的组分称为难挥将沸点高的组分称为难挥发组分或重组分发组分或重组分heavy
3、component ，用，用B表示。表示。则混合液：则混合液：A+BA+B大量大量A+少量少量B少量少量A+大量大量B2022年5月24日第三章 蒸馏4/1212、蒸馏过程的分类、蒸馏过程的分类按蒸馏方式分为：按蒸馏方式分为： 平衡蒸馏和简单蒸馏。平衡蒸馏和简单蒸馏。多用于待分离混合物中各多用于待分离混合物中各组分挥发度相差较大而对分离要求不高的场合，是组分挥发度相差较大而对分离要求不高的场合，是最简单的蒸馏；最简单的蒸馏；精馏。精馏。适合于待分离的混合物中各组分挥发度相适合于待分离的混合物中各组分挥发度相差不大且对分离要求较高的场合，应用最广泛；差不大且对分离要求较高的场合，应用最广泛；特殊
4、蒸馏特殊蒸馏。适合于待分离混合物中各组分的挥发适合于待分离混合物中各组分的挥发度相差很小甚至形成共沸物，普通蒸馏无法达到分度相差很小甚至形成共沸物，普通蒸馏无法达到分离要求的场合。主要有萃取精馏、恒沸精馏、盐熔离要求的场合。主要有萃取精馏、恒沸精馏、盐熔精馏、反应精馏及水蒸气蒸馏。精馏、反应精馏及水蒸气蒸馏。2022年5月24日第三章 蒸馏5/121按操作流程分为：按操作流程分为：间歇蒸馏。间歇蒸馏。又称分批蒸馏，属于非稳态操作，主又称分批蒸馏，属于非稳态操作，主要适用于小规模及某些有特殊要求的场合；要适用于小规模及某些有特殊要求的场合；连续蒸馏。连续蒸馏。属于稳态操作，是工业生产中最常用属于
5、稳态操作，是工业生产中最常用的蒸馏方式，用于大规模生产的场合。的蒸馏方式，用于大规模生产的场合。2022年5月24日第三章 蒸馏6/121按操作压力分为：按操作压力分为：加压蒸馏。加压蒸馏。适用于常压下为气态（如空气）或常适用于常压下为气态（如空气）或常压下沸点接近室温的混合物；压下沸点接近室温的混合物；常压蒸馏。常压蒸馏。适用于常压下沸点在适用于常压下沸点在1500C左右的混左右的混合物；合物；减压蒸馏。减压蒸馏。（真空蒸馏）适用于常压下沸点较高（真空蒸馏）适用于常压下沸点较高或热敏性物质，可降低其沸点。或热敏性物质，可降低其沸点。2022年5月24日第三章 蒸馏7/121按待分离混合物的组
6、分数分为：按待分离混合物的组分数分为：两组分精馏。两组分精馏。计算简单。常以此精馏原理为计算计算简单。常以此精馏原理为计算基础，然后引申到多组分精馏计算中。基础，然后引申到多组分精馏计算中。多组分精馏。多组分精馏。工业上常见。工业上常见。本章重点讨论常压两组分连续精馏过程的原理和计本章重点讨论常压两组分连续精馏过程的原理和计算。算。 2022年5月24日第三章 蒸馏8/1213.蒸馏分离的特点蒸馏分离的特点直接获取几乎纯态的产品。直接获取几乎纯态的产品。而吸收、萃取等操作而吸收、萃取等操作的产品为混合物。的产品为混合物。应用范围广。应用范围广。可分离液体混合物，气体混合物、可分离液体混合物，气
7、体混合物、固体混合物。固体混合物。能耗高。能耗高。气化、冷凝需消耗大量的能量。加压、气化、冷凝需消耗大量的能量。加压、减压，将消耗额外的能量。减压，将消耗额外的能量。2022年5月24日第三章 蒸馏9/1213.1 3.1 两组分溶液的气液平衡两组分溶液的气液平衡3.1.1 两组分理想物系的汽液关系两组分理想物系的汽液关系 理想物系是指符合以下条件的物系：理想物系是指符合以下条件的物系：液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律；液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律；汽相为理想气体，遵循道尔顿分压定律，当总压汽相为理想气体，遵循道尔顿分压定律，当总压不太高不太高( 1 :easy to be separated
8、vIf 1yD、xxW。txFxyxWyDtFt1 由此可见，将液体混合物进行由此可见，将液体混合物进行一次部分汽化一次部分汽化的过程，的过程，只能起到只能起到部分分离部分分离的作用。因此，这种方法只适用于要的作用。因此，这种方法只适用于要求粗分或粗加工的场合。求粗分或粗加工的场合。要使混合物中的组分得到几乎要使混合物中的组分得到几乎完全的分离，必须进行多次部分汽化和部分冷凝完全的分离，必须进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。的过程。2022年5月24日第三章 蒸馏32/1213.3 精馏精馏rectification原理和流程原理和流程3.3.1 精馏原理精馏原理将部分汽化得到的汽相经过将部分
9、汽化得到的汽相经过n次次部分冷凝后，最终产品组成为部分冷凝后，最终产品组成为yn。次数愈多，组成愈高，最后可得次数愈多，组成愈高，最后可得到几乎纯态的易挥发组分。到几乎纯态的易挥发组分。将部分汽化得到的液相经过将部分汽化得到的液相经过m次次部分汽化后，最终产品组成为部分汽化后，最终产品组成为xm。次数愈多，组成愈高，最后可得次数愈多，组成愈高，最后可得到几乎纯态的难挥发组分。到几乎纯态的难挥发组分。2022年5月24日第三章 蒸馏33/121多次部分汽化和多次部分冷凝多次部分汽化和多次部分冷凝缺点：缺点：1、收率低；、收率低；2、设备重复量大，设备投资大；、设备重复量大，设备投资大；3、能耗大
10、，过程有相变。、能耗大，过程有相变。2022年5月24日第三章 蒸馏34/121有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝缺点：缺点：设备庞杂设备庞杂2022年5月24日第三章 蒸馏35/121工业上的精馏过程时在直立圆形的精馏塔内进行工业上的精馏过程时在直立圆形的精馏塔内进行的。的。3.3.2 精馏操作流程精馏操作流程1.连续精馏流程连续精馏流程进料板进料板Feed plate ：原料液：原料液进入的那层塔板进入的那层塔板精馏段精馏段Rectifying section ：进料板以上的塔段进料板以上的塔段All plates above the feed plate
11、 提馏段提馏段Stripping section ：进料板以下（包括进料板）进料板以下（包括进料板）的塔段的塔段All plates below the feed, including the feed plate itself 。连续精馏塔.swf2022年5月24日第三章 蒸馏36/121再沸器再沸器Reboiler ：部分汽化：部分汽化塔底釜残液塔底釜残液Partially vaporize the liquid streams 。冷凝器：冷凝塔顶上升蒸汽冷凝器：冷凝塔顶上升蒸汽vTotal condenser全凝器全凝器vPartial condenser(部部)分分冷凝器冷凝器理论板
12、：离开的汽液两相达理论板：离开的汽液两相达到平衡状态的塔板。到平衡状态的塔板。2022年5月24日第三章 蒸馏37/1212.间歇精馏流程间歇精馏流程原料一次加入到塔内，原料一次加入到塔内，当釜残液达到指定组当釜残液达到指定组成后，精馏停止。成后，精馏停止。无提馏段。无提馏段。精馏段：全部的塔段精馏段：全部的塔段馏出液组成不断变化，馏出液组成不断变化，在塔底上升蒸汽量和在塔底上升蒸汽量和塔顶回流液量恒定的塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液组成条件下，馏出液组成不断降低。不断降低。间歇精馏流程(板式塔)2022年5月24日第三章 蒸馏38/1213. 塔板的作用塔板的作用 塔板提供了汽液分离塔板提
13、供了汽液分离的场所。汽液两相在板的场所。汽液两相在板上充分接触，进行传质上充分接触，进行传质和传热。和传热。每一块塔板是一个混每一块塔板是一个混合分离器合分离器足够多的板数可使各足够多的板数可使各组分较完全分离组分较完全分离塔-正常操作的板式塔.swf2022年5月24日第三章 蒸馏39/1214. 精馏过程的回流精馏过程的回流回流的作用回流的作用：提供不平衡的气液两相，是构成气液两提供不平衡的气液两相，是构成气液两相传质的必要条件。相传质的必要条件。精馏的主要特点就是有回流。精馏的主要特点就是有回流。回流包括回流包括：塔顶回流液塔顶回流液塔底回流汽塔底回流汽2022年5月24日第三章 蒸馏4
14、0/1213.4 两组分连续精馏的计算两组分连续精馏的计算3.4.1 理论板的概念和恒摩尔流假定理论板的概念和恒摩尔流假定3.4.1.1 理论板的概念理论板的概念Concept of ideal plate:理论板：离开的汽液两相在组成上互成平衡的塔理论板：离开的汽液两相在组成上互成平衡的塔板（板（The liquid and vapor leaving the plate are brought into equilibrium）。）。理论上，液相组成均匀一致，汽液两相温度相同。理论上，液相组成均匀一致，汽液两相温度相同。实际上，理论板并不存在，它是作为衡量实际板实际上，理论板并不存在，它是
15、作为衡量实际板分离效率的依据和标准。计算中，先求得理论板层分离效率的依据和标准。计算中，先求得理论板层数，再用塔板效率予以校正，即得实际板数。数，再用塔板效率予以校正，即得实际板数。2022年5月24日第三章 蒸馏41/1213.4.1.2 恒摩尔流恒摩尔流Constant molal overflow假定假定恒摩尔汽流：恒摩尔汽流： 但两段上升的汽相摩尔流量不一定相等。但两段上升的汽相摩尔流量不一定相等。恒摩尔液流：恒摩尔液流： 但两段下降的液相摩尔流量不一定相等。但两段下降的液相摩尔流量不一定相等。若恒摩尔流假定成立，则在塔板上汽液两相接触时，当有1kmol的蒸汽冷凝时便有1kmol液体汽
16、化。constantVVVVconstantVVVV321321 提馏段：提馏段：精馏段：精馏段：constantLLLLconstantLLLL321321 提馏段：提馏段：精馏段：精馏段：2022年5月24日第三章 蒸馏42/1213.4.2 物料衡算和操作线方程物料衡算和操作线方程组成组成xn、yn表示离开第表示离开第n块理论块理论板的液、汽相组成。板的液、汽相组成。yn xn关系已知，为关系已知，为平衡关系平衡关系。若已知若已知yn+1 xn关系，则塔内各关系，则塔内各板汽液组成可逐板确定，由此可板汽液组成可逐板确定，由此可计算出在指定分离要求下的理论计算出在指定分离要求下的理论板数，
17、板数， yn+1 xn关系由精馏条件关系由精馏条件确定，通过物料衡算求得，称为确定，通过物料衡算求得，称为操作关系操作关系。2022年5月24日第三章 蒸馏43/121 WDFWxDxFxWDFF, xFD, xDW, xW3.4.2.1 全塔物料衡算全塔物料衡算式中：式中：F、D、W原料液、原料液、塔顶馏出液塔顶馏出液Overhead product 、塔底釜残液塔底釜残液Bottom product的流的流量，量，kmol/hxF、xD、xW原料液、塔顶馏原料液、塔顶馏出液、塔底釜残液的组成，出液、塔底釜残液的组成，摩尔分率摩尔分率2022年5月24日第三章 蒸馏44/121馏出液采出率馏
18、出液采出率WDWFxxxxFD 釜残液采出率釜残液采出率FDFW 1%100 FDAFxDx 塔顶轻组分回收率塔顶轻组分回收率塔底重组分回收率塔底重组分回收率%100)1 ()1 ( FWBxFxW 说明说明通常通常F、xF已知，已知，xD、xW由分离要求确定。由分离要求确定。物料衡算式中各物理量单位要对应。物料衡算式中各物理量单位要对应。 流量流量 组成组成 kmol/h 摩尔分率摩尔分率 kg/h 质量分率质量分率分离程度的表示。分离程度的表示。FFBFAFMFFxMxMMhkmolFhkgF);1(/,/, 若将若将2022年5月24日第三章 蒸馏45/121 DnnDxLxVyDLV1
19、轻轻组组分分：总总物物料料：衡衡算算：如如图图红红色色范范围围进进行行物物料料DnDnnxDLDxDLLxVDxVLy 1111 RxxRRyDnn令 回流比 DLR 精馏段操作线方程精馏段操作线方程an equation for the operating line of the rectifying section. 3.4.2.2 操作线操作线Operating lines方程方程1. 精馏段操作线方程精馏段操作线方程2022年5月24日第三章 蒸馏46/121描述了描述了n与与n+1层板间的层板间的操作关系，适用于精馏段操作关系，适用于精馏段内任意两板。内任意两板。当当R, D, xD
20、为一定值时为一定值时,该该操作线为一直线操作线为一直线.说明说明yxxDab111 RxxRRyDnn2022年5月24日第三章 蒸馏47/121已知已知D，可得可得L，V：vL=RD，V=L+D=(R+1)D本方程只适用于符合恒摩尔流假本方程只适用于符合恒摩尔流假定的物系定的物系斜率斜率:VLRR 1截距截距:1 RxD过点过点a(xD, xD),b(0, )，xy图上联图上联a、b点得精馏段操作线点得精馏段操作线Operating line of rectifying section。1RxDyxxDab2022年5月24日第三章 蒸馏48/121例题例题在双组分连续精馏塔中精馏段的某一理
21、论板在双组分连续精馏塔中精馏段的某一理论板n上，进入该上，进入该板的气相组成为板的气相组成为0.8(摩尔分率，下同摩尔分率，下同)，离开该板的液相组，离开该板的液相组成为成为0.7，物系相对挥发度为，物系相对挥发度为2.4，气液比为，气液比为21，计算离开，计算离开该板的气相组成和进入该板的液相组成。该板的气相组成和进入该板的液相组成。 ？nn+1xnxn+1ynyn+1xn-18 . 0)85. 08 . 0(27 . 0)(2211)(1111185. 07 . 0)14 . 2(17 . 04 . 2)1(111111 nnnnnnnnD1nnDnnnnnyyxxVLDLLRRxxRRy
22、yRxxRRyRxxRRyxxy又又解：解：相减相减 2022年5月24日第三章 蒸馏49/121 WmmWxyVxLWVL1轻组分：轻组分：总物料：总物料：衡算：衡算：如图红色范围内作物料如图红色范围内作物料WmWmmxWLWxWLLxVWxVLy 1提馏段操作线方程提馏段操作线方程2. 提馏段操作线方程提馏段操作线方程2022年5月24日第三章 蒸馏50/121说明说明描述提馏段内相邻两板间的操作关系。描述提馏段内相邻两板间的操作关系。L、W、xm、xW一定时，为一直线，过点一定时，为一直线，过点c(xW,xW)。L与与L、F及进料热状况及进料热状况q有关，所以不能直接在有关，所以不能直接
23、在xy图上作出提馏段操作线。图上作出提馏段操作线。本方程只适用于符合恒摩尔流假定的物系。本方程只适用于符合恒摩尔流假定的物系。WmmxWLWxWLLy 12022年5月24日第三章 蒸馏51/1213.4.3 进料热状况的影响进料热状况的影响3.4.3.1 进料热状况进料热状况原料液的可能的原料液的可能的5种不同的热状种不同的热状况：况：1. 冷液体冷液体Subcooled liquid原料温度低于原料温度低于泡点进料。泡点进料。原料全部进入提馏段。原料全部进入提馏段。L由三部分组成：由三部分组成：vLvFv提馏段蒸汽冷凝液流量提馏段蒸汽冷凝液流量FLVLVFLLVV 2022年5月24日第三
24、章 蒸馏52/1212. 饱和液体饱和液体Saturated liquid （泡点）进料（泡点）进料原料温度等于泡点。原料温度等于泡点。原料全部进入提馏段。原料全部进入提馏段。FLLVV FLVLV3. 气液混合物气液混合物 Vapor-liquid mixture原料温度介于泡点和露点原料温度介于泡点和露点之间。之间。进料中液相部分成为进料中液相部分成为L的的一部分，汽相部分成为一部分，汽相部分成为V的的一部分。一部分。FqF(1-q)FLVLVVV LL 2022年5月24日第三章 蒸馏53/1214. 饱和蒸汽饱和蒸汽Saturated vapor （露点进料）（露点进料）原料温度等于露
25、点。原料温度等于露点。原料全部进入精馏段。原料全部进入精馏段。FLVLVFVVLL FLVLVLL FVV5.过热蒸汽过热蒸汽Superheated vapor原料全部进入精馏段。原料全部进入精馏段。V由三部分组成：由三部分组成：VF精馏段回流液体部分汽化精馏段回流液体部分汽化的蒸汽流量的蒸汽流量2022年5月24日第三章 蒸馏54/121加料板加料板F, IFL,ILV,IVL,ILV,IV3.4.3.2 加料板的物料及热量衡算加料板的物料及热量衡算1、加料板的物料衡算、加料板的物料衡算Material balance of feed plate物料恒算：物料恒算：F+V+L=V+L2022
26、年5月24日第三章 蒸馏55/121加料板加料板F, IFL,ILV,IVL,ILV,IV2、加料板的热量衡算、加料板的热量衡算Enthalpy balance of feed plateFIF+LIL+VIV=VIV+LIL恒摩尔流假定成立，则：恒摩尔流假定成立，则：IV=IV；IL=IL联立以上各式，得：联立以上各式，得：F(IV-IF)=(L-L)(IV-IL) 1)F-(qVVqFLLFLLIIIIqLVFV则则令令,q称进料热称进料热状况参数状况参数2022年5月24日第三章 蒸馏56/121 )()(111. 1汽汽化化潜潜热热比比热热式式中中：泡泡点点冷冷液液体体进进料料汽汽化化
27、潜潜热热原原料料的的热热量量原原料料变变为为饱饱和和蒸蒸汽汽所所需需将将查查查查BASFBBFAAmpBpASFFBpBFApApmmmFSpmSFLVFVr ,rt)x-(1MrxMrrc ,c2tt)x-(1McxMccrrttcqttkmolkmolIIIIq 3.4.3.3 q值的意义及计算值的意义及计算2022年5月24日第三章 蒸馏57/121或：以或：以1kmol/h进料为基准时，提馏段中液体流量较精馏进料为基准时，提馏段中液体流量较精馏段中的增大的段中的增大的kmol/h数。数。对于饱和液体、汽液混和物及饱和蒸汽三种进料状况而对于饱和液体、汽液混和物及饱和蒸汽三种进料状况而言，
28、言，q值就等于进料中的液相分率（液化率）。值就等于进料中的液相分率（液化率）。饱和液体：饱和液体：L-L=F；q=1饱和蒸汽：饱和蒸汽： L-L=0；q=0汽液混合物：杠杆规则。汽液混合物：杠杆规则。 原原料料流流量量馏馏段段中中液液体体流流动动增增大大值值提提馏馏段段中中液液体体流流量量较较精精露露点点过过热热蒸蒸汽汽进进料料 FLLqrttcqttmFSpmSF. 2022022年5月24日第三章 蒸馏58/121例题例题【例】【例】分离乙醇水溶液的精馏塔，进料量为分离乙醇水溶液的精馏塔，进料量为100kmol/h，进料温度为进料温度为60，含乙醇，含乙醇10%(摩尔分率，下同摩尔分率，下
29、同)，回流比为，回流比为2。要求馏出液中含乙醇要求馏出液中含乙醇87%，且乙醇回收率达到，且乙醇回收率达到98%，计，计算塔顶、塔底产品量及其釜液组成。精馏段和提馏段上升算塔顶、塔底产品量及其釜液组成。精馏段和提馏段上升蒸汽及下降液体量。已知蒸汽及下降液体量。已知10%乙醇泡点为乙醇泡点为86。【解】【解】 1. 0023. 074.8887. 026.111 . 010074.8826.1110026.1198. 010087. 01 . 098. 0WDx-Fxxkmol/hD-FWkmol/hFxxDFxDxDFWADFFDA 2022年5月24日第三章 蒸馏59/121 hkmolFq
30、VVhkmolqFLLhkmolDRVhkmolRDLrrttcq/kmol43413.72kJ0.9182270.60.178850)x-(1MrxMrr)g.94.13kJ/(k0.9184.1830.1783.38)x-(1McxMcc)kJ/(kg.c)kJ/(kg.c2ttkJ/kgrkJ/kgrmmFSpmFBBFAAmFBpBFApApmpBpASFBA/38.39100)1056. 1(78.33)1(/12.128100056. 152.22/78.3326.113)1(/52.2226.112056. 172.4341372.43413)6086(13.94183. 438
31、. 37373286606 .227085086. 2，时，时，查得查得，时，时，查得查得2022年5月24日第三章 蒸馏60/121 qFLLFqVVWxxLyVDxLxVyWD)1( qxxqqyF11 说明说明q线方程是精馏段操作线和提馏段操作线交点的轨迹方线方程是精馏段操作线和提馏段操作线交点的轨迹方程。程。在在xy图上是过点图上是过点e(xF,xF)，斜率为斜率为q/(q-1)的直线。的直线。3.4.3.4 进料方程进料方程Feed condition q线方程线方程加料板处于精馏段和提馏段的结合处，因而进料的操作加料板处于精馏段和提馏段的结合处，因而进料的操作关系应同时满足精馏段和
32、提馏段操作方程式，将方程式中关系应同时满足精馏段和提馏段操作方程式，将方程式中变量略去下标，使精馏段、提馏段中两式变量相同：变量略去下标，使精馏段、提馏段中两式变量相同： 2022年5月24日第三章 蒸馏61/1213.4.3.5 进料热状况对精馏操作过程的影响进料热状况对精馏操作过程的影响1.q值对值对q线的影响。线的影响。进料热状况进料热状况 IFqq/(q-1)q线在线在xy图上的图上的位置位置冷液体冷液体IF1+ef1( )泡点泡点IF=IL=1ef2()汽液混合物汽液混合物 ILIFIV0+ef5( )f1f2f3f4f5yxFexDxWabcd2022年5月24日第三章 蒸馏62/
33、1213.4.3.5 进料热状况对精馏操作过程的影响进料热状况对精馏操作过程的影响2.q值愈大，值愈大，即进料愈冷，即进料愈冷，精馏段愈短，精馏段愈短，操作过程较早操作过程较早地转入提馏段，此时两操作地转入提馏段，此时两操作线与平衡线距离愈远，线与平衡线距离愈远，因而因而有利于分离有利于分离；3.q值不同，值不同，不改变精馏段不改变精馏段操作线的位置，操作线的位置，仅改变了提仅改变了提馏段操作线的位置。馏段操作线的位置。 f1f2f3f4f5yxFexDxWabcd2022年5月24日第三章 蒸馏63/121Wm322qnD1xxyxyxxxyxyx xy )()(13)(22)(1提提操作操
34、作平衡平衡提提操作操作精精操作操作平衡平衡精精操作操作平衡平衡W, xW3.4.4 理论板层数的计算理论板层数的计算采用逐板计算法和图解法。均利用采用逐板计算法和图解法。均利用平衡关系和操作关系。平衡关系和操作关系。1. Lewis-Sorel method逐板计算法逐板计算法塔顶设全凝器，塔底间接蒸汽塔顶设全凝器，塔底间接蒸汽加热。加热。yWF, xFD, xD212n(1)x1x2xnx2y2y1y2m-12022年5月24日第三章 蒸馏64/121【Attention 】The nth plate is feed plate, and is also the first plate of
35、 stripping section.The number of plate in rectifying section is (n-1)The mth plate should be reboiler. Therefore the number of plate in stripping section is (m-1).Total number of ideal stages is (n+m-2)2022年5月24日第三章 蒸馏65/121例5.在连续精馏塔中分离两组分理想溶液。已知操作回流在连续精馏塔中分离两组分理想溶液。已知操作回流比比R为为3，馏出液的组成为，馏出液的组成为0.95（
36、摩尔分率），塔顶采用全（摩尔分率），塔顶采用全凝器。该物系在本题所涉及的浓度范围内气液平衡方程为凝器。该物系在本题所涉及的浓度范围内气液平衡方程为y=0.42x+0.58。试求精馏段内离开第二层理论板（从塔顶往试求精馏段内离开第二层理论板（从塔顶往下计）的气液相组成。下计）的气液相组成。 解： 238. 075. 01395. 0133111 nnDnnxxRxxRRy95. 01 Dxy全全凝凝器器：95. 058. 042. 011 xy881. 01 x899. 0238. 075. 012 xy58. 042. 0899. 022 xy76. 02 x2022年5月24日第三章 蒸馏6
37、6/1212. McCabe-Thiele method图解法其原理同逐板计算法相同。其原理同逐板计算法相同。步骤：步骤：在在xy图上绘出平衡曲线和对图上绘出平衡曲线和对角线。角线。作出精馏段操作线。作出精馏段操作线。作出提馏段操作线。作出提馏段操作线。从从a点开始出发在平衡线与操点开始出发在平衡线与操作线间绘梯级。至作线间绘梯级。至xxW为止。为止。xWabcfedyxFxD2022年5月24日第三章 蒸馏67/121说明说明一个直角梯级代表一块理论一个直角梯级代表一块理论板。若塔顶采用分凝器，则精板。若塔顶采用分凝器，则精馏段理论板层数馏段理论板层数=相应阶梯数相应阶梯数-1；若塔底采用间
38、接蒸汽加热，则若塔底采用间接蒸汽加热，则提馏段理论板层数相应阶梯提馏段理论板层数相应阶梯数数-1。适宜进料板位置为跨过点适宜进料板位置为跨过点d的的理论板。理论板。当当q，操作线离平衡线愈远，操作线离平衡线愈远，NT。xWabcfedyxFxD2022年5月24日第三章 蒸馏68/121梯级的物理意义梯级的物理意义xn,yn符合平衡关符合平衡关系，由系，由2点表示点表示2022年5月24日第三章 蒸馏69/121确定最优进料位置确定最优进料位置适宜的进料位置应为跨过适宜的进料位置应为跨过d点所对应的阶梯。对于一点所对应的阶梯。对于一定的分离任务，所需理论定的分离任务，所需理论板数为最少。板数为
39、最少。进料位置过低，使釜残液进料位置过低，使釜残液中轻组分含量偏高，完成中轻组分含量偏高，完成指定分离任务时，所需理指定分离任务时，所需理论板数增加。论板数增加。2022年5月24日第三章 蒸馏70/121进料位置过高，使进料位置过高，使馏出液中轻组分含量馏出液中轻组分含量偏低，完成指定分离偏低，完成指定分离任务时，所需理论板任务时，所需理论板数增加。数增加。2022年5月24日第三章 蒸馏71/121R操作线远离平衡线操作线远离平衡线 TN 设备费设备费 ,VVL 冷凝器、再沸器热负荷冷凝器、再沸器热负荷 操作费操作费3.4.5 回流比的影响及其选择回流比的影响及其选择3.4.5.1. 回流
40、比对精馏操作的影响回流比对精馏操作的影响回流比有两个极限：上限全回流时的回流比，下限是回流比有两个极限：上限全回流时的回流比，下限是最小回流比。最小回流比。2022年5月24日第三章 蒸馏72/1213.4.5.2 全回流与最少理论板数全回流全回流Total reflux ：将塔顶上升蒸汽冷凝后：将塔顶上升蒸汽冷凝后全部回流至塔内。全部回流至塔内。特点是：特点是：全回流操作时塔顶产品为零，因而当过程达全回流操作时塔顶产品为零，因而当过程达到稳定时，既不向塔内进料，也不能取出塔底到稳定时，既不向塔内进料，也不能取出塔底产品。产品。无精馏段和提馏段之分，二段操作线合二为无精馏段和提馏段之分，二段操
41、作线合二为一，与对角线重合。一，与对角线重合。由于操作线与平衡线距离最远，因而达到一由于操作线与平衡线距离最远，因而达到一定分离要求定分离要求(xD，xW)时，所需理论板数最少，时，所需理论板数最少，以以Nmin表示。表示。 nDnnxRxxRRyLDLR 11012022年5月24日第三章 蒸馏73/121Nmin求解方法：求解方法：图解法：图解法：在平衡线和对角线在平衡线和对角线间绘梯级。间绘梯级。Nmin=梯级梯级数。数。若塔釜采用间接蒸若塔釜采用间接蒸汽加热，则汽加热，则Nmin含釜。含釜。2022年5月24日第三章 蒸馏74/121操作线：操作线：nBAnBAnnxxyyxy 11平
42、衡线：平衡线：nBAnnBAnnnnnxxyyxxy )1(1第第1块板：块板： 全凝器全凝器Dxy 1则111)()( BADBABAxxxxyy 第第2块板：块板：2212111 BABABADBAxxyyxxxx 解析法解析法 Fenske equation 第第3块板：块板：3321321221 BABABADBAxxyyxxxx 2022年5月24日第三章 蒸馏75/121WBAnmDBA1n3mxxxx1n 121 则则令令1lg)1)(1(lgmin mWWDDxxxxN （不含釜）全回流时，全回流时，N N= =N Nminmin。对上式取对数，略去下标。对上式取对数，略去下标
43、A A、B B：第第n+1块板块板(再沸器再沸器)：WBAnnBAnDBAxxxxxx 132111321 2022年5月24日第三章 蒸馏76/121全回流是回流比的上限。其操作因无产品，对生全回流是回流比的上限。其操作因无产品，对生产过程无实际意义。但在精馏塔的开工阶段、调试产过程无实际意义。但在精馏塔的开工阶段、调试过程或实验研究时采用，以便于操作过程的稳定和过程或实验研究时采用，以便于操作过程的稳定和控制。控制。 相对挥发度相对挥发度相差不大时：相差不大时：上式仅适用于两组分精馏时全回流情况下最小理上式仅适用于两组分精馏时全回流情况下最小理论板数论板数Nmin的计算。的计算。将式中将式
44、中xW换为进料组成换为进料组成xF，取为塔顶和进料处的取为塔顶和进料处的平均值，亦可用来计算全回流时精馏段的最少理论平均值，亦可用来计算全回流时精馏段的最少理论板数及进料板位置。板数及进料板位置。 底顶m说明说明2022年5月24日第三章 蒸馏77/1213.4.5.3 最小回流比最小回流比随着回流比随着回流比R的减小，两条操的减小，两条操作线向平衡线移动，使得达到一作线向平衡线移动，使得达到一定分离要求时，所需理论板数增定分离要求时，所需理论板数增多。当回流比减少到某一数值时，多。当回流比减少到某一数值时，两操作线的交点两操作线的交点d恰好落在平衡恰好落在平衡曲线上，见图。因两操作线交点曲线
45、上，见图。因两操作线交点不可能在平衡曲线上，否则推动不可能在平衡曲线上，否则推动力为力为0，所需理论板数为无穷大，所需理论板数为无穷大，此时对应的回流比称为最小回流此时对应的回流比称为最小回流比，以比，以Rmin表示。表示。qyqx2022年5月24日第三章 蒸馏78/121最小回流比：最小回流比：对于一定的对于一定的分离任务，所需理论板为无分离任务，所需理论板为无穷多时所对应的回流比。穷多时所对应的回流比。特点：特点：此时操作关系变为平衡关此时操作关系变为平衡关系，系，yn+1既与既与xn平衡，又与平衡，又与xn+1平衡，因而平衡，因而xn+1xn，及，及yn+1yn，即经过一块理论板，即经
46、过一块理论板，气液两相浓度无变化，气液两相浓度无变化，d点称点称夹紧点，此区域称夹紧区夹紧点，此区域称夹紧区(恒恒浓区浓区)。qyqx操作已无浓度变化，操作已无浓度变化，因此要达到一定的分因此要达到一定的分离要求，理论上需无离要求，理论上需无限多块理论板限多块理论板，实际实际操作已不能进行。操作已不能进行。 2022年5月24日第三章 蒸馏79/1213.4.5.3 最小回流比最小回流比(续续)Rmin的求解方法：的求解方法：图解法图解法正常平衡曲线：读取读取d点坐标点坐标(xq,yq)qyqxqqqDqDqDxyyxRxxyxRR minminmin1精馏段操作线斜率：精馏段操作线斜率：20
47、22年5月24日第三章 蒸馏80/121qqqDxyyxR min不正常平衡曲线：不正常平衡曲线：过点过点a或点或点c作平衡线的切线。作平衡线的切线。过点过点e作作q线，线，q线与精馏段操线与精馏段操作线的交点为作线的交点为d，读取，读取d点坐标点坐标(xq,yq)。按下式计算：。按下式计算：cc2022年5月24日第三章 蒸馏81/121说明说明饱和液体进料：饱和液体进料：q=1时时，xq=xF饱和蒸汽进料：饱和蒸汽进料： q=0，yq=yF汽液混和物进料：汽液混和物进料：0qRmin：N=有限值有限值,设备费设备费R再增加，再增加，N减少的缓慢，但因减少的缓慢，但因V增加，使塔、再沸器、冷
48、凝器等增加，使塔、再沸器、冷凝器等尺寸增加，因此设备反而上升。尺寸增加，因此设备反而上升。如红线示。如红线示。3.R对总费用的影响对总费用的影响 如蓝线示。如蓝线示。2022年5月24日第三章 蒸馏84/1214.适宜回流比适宜回流比通过经济衡算确定适宜回通过经济衡算确定适宜回流比：总费用最低时的回流比：总费用最低时的回流比为适宜回流比。流比为适宜回流比。经济衡算繁琐，根据经验经济衡算繁琐，根据经验选取：选取：R=(1.12.0)Rmin通常通常对易分离的物系对易分离的物系R取取得小些，而对难分离的物得小些，而对难分离的物系，系，R取得大些。取得大些。 2022年5月24日第三章 蒸馏85/1
49、21例5 在常压连续精馏塔中分离苯在常压连续精馏塔中分离苯- -甲苯混合液，原料液甲苯混合液，原料液流量为流量为10001000kmol/hkmol/h，组成为含苯组成为含苯0.40.4（摩尔分率，下同）馏（摩尔分率，下同）馏出液组成为含苯出液组成为含苯0.90.9，苯在塔顶的回收率为，苯在塔顶的回收率为90%90%，泡点进料，泡点进料，回流比为最小回流比的回流比为最小回流比的1.51.5倍，物系的平均相对挥发度为倍，物系的平均相对挥发度为2.52.5。试求：（。试求：（1 1）精馏段操作线方程；（）精馏段操作线方程；（2 2）提馏段操作线）提馏段操作线方程。方程。 解：9 . 0 FDFxD
50、x h/kmol.xFx.DDF400904010009090 wDFWxDxFx Wx. 60090400401000006670.xW W=F-D=1000-400=600kmol/h2022年5月24日第三章 蒸馏86/121精馏段操作线方程精馏段操作线方程 1qFqxx 625040511405211.x)(xyqqq 221406250625090.xyyxRqqqDmin 83. 15 . 1min RR318. 0647. 0183. 19 . 0183. 183. 11 nnnxxy（1）2022年5月24日第三章 蒸馏87/121（2）hkmolDRVV/113240083.
