35 第九章 液体精馏4.pptx

第1页：第四节精馏一、精馏过程简单蒸馏

第四节精馏一、精馏过程简单蒸馏

和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓或部分分离,而要实现高纯度的离，必须采用多次部分汽化和多次部分冷凝的蒸馏方法，即精馏操作，它依然是利用各组分之间挥发度的差异(α≠1)来实现连续的高纯度的分离，它采用的工程手段是回流.

第2页：第四节精馏一、精馏过程简单蒸馏（续）

第四节精馏一、精馏过程简单蒸馏（续）

1、精馏原理液体混合物进行高纯度分离的可能情况用t−x−y图来分析说明.12ttHKEC1xFxx2y2y1GF将原混合液（xf）在恒压下加热至t（F）点，料液被部1分汽化，汽相（C点）组成为y1，残留液（E）点，组成为x1，将汽液两相分开，将液相（E点）再次加热到t2（k点），又一次部分汽化得汽相（G点），组成为y2，残留液相（H点），组成为x2。

第3页：用多个容器将液相多次部分汽化

用多个容器将液相多次部分汽化

使残留液中轻组分的含量降低（x2<x1<xf)。

依次做下去,用多个容器将液相多次部分汽化，最终残留液中轻组分可降至很少，从而可以分离出高纯度重组分的液体，同理，对产生的汽相经过多次部分冷凝，最终可得到高纯度轻组分的液体。

结论：在多次加热残留液的过程中轻组分较多的转入汽相

第4页：多次部分汽化和多次部分冷凝方

多次部分汽化和多次部分冷凝方

法虽能使混合物分离为几乎纯净的两个组分。

第5页：汽相每经一次部分冷凝就有一

汽相每经一次部分冷凝就有一

缺点：A、流程庞杂而设备繁多；B、要很多的冷却剂和加热剂，消耗大量的能源；C、汽相每经一次部分冷凝就有一部分蒸汽变成液体，这一部分液体被白白浪费掉。

多次部分冷凝，最后所剩蒸汽浓度虽高但数量很少，液相每经过一次部分汽化，就有一部分液体变成蒸汽，多次地进行部分汽化，最后所剩液体数量也就不多了。

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第7页：精馏塔

精馏塔

馏出液A(B)残液A+B原料在塔的加料位置以上——精馏段在塔的加料位置以下——提馏段工业上用若干块塔板取代中间各级，这就形成了板式精馏塔。

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第10页：精馏采用的工程手段是回流

精馏采用的工程手段是回流

精馏与蒸馏不同，精馏采用的工程手段是回流。

回流包括塔顶的液相回流和塔釜的汽相回流。

汽、液两相要进行物质传递必须要有回流。

但要实现轻、重组分的分离有回流还不够，轻重组分挥发度还要有差异。

组分挥发度的差异造成了有利的相平衡条件（y>x)。

.回流量为塔顶产品的一部分，但不能低于某一个值。

受相平衡条件(y>x)的限制，回流量小于塔顶冷凝液的总量，即只要部分回流，而不需要全部回流。

第11页：馏出液的采出率

馏出液的采出率

LDxD加料F(kmol/s)xf(摩尔分率)回流量WxWFFxfFDxD−−−A组分(轻组分)的回收率D−−−馏出液的采出率W−−−釜液的采出率W=1−DFFD=xf−xWFxD−xW对定态连续过程:F=D+WFxf=DxD+WxW2、全塔物料恒算V

第12页：回流比

回流比

• ①当xD,xW已规定，D/F和W/F亦随之确定；
• ②当规定塔顶产品的产率D和质量xD,则塔底产品的产率W和质量xW亦随之确定；

第13页：回流比

回流比

V=L+D=(R+1)D3、回流比和能耗：R=L/D由物衡算式知,若规定品的量也已确定。

因此，增大R，塔顶和塔底产并不意味着D的减少而是蒸汽量的增加，所以增大的措施是增大塔底的加热速率和塔顶的冷凝量。

增大回流比的代价是能耗的增大。

结论：在连续定态操作的条件下，所有参数只是塔内位置的函数，而不是随时间而变的。

xD,xW

第14页：精馏过程

精馏过程

结论：精馏过程的基础是传质过程，工程手段是回流，塔顶的液相回流及塔底的汽相回流，造成汽液两相的接触，从而进行物质传递。

回流不是全产品的回流是因为对相平衡有利。

第15页：过程的数学描述

过程的数学描述

二精馏过程的数学描述的基本方法1、逆流多级的传递单元：每块塔板就是一个传质单元特点：•塔板提供了汽液分离的场所。

•每一块塔板是一个混合分离器•足够多的板数可使各组分较完全分离

第16页：三、塔板上过程的数学描述

三、塔板上过程的数学描述

对精馏塔内自塔顶算起的任+Lnxn意第n块塔板(非加料板):总物衡算：Vn+1+Ln−1=Vn+Ln轻组分：Vn+1yn+1+Ln−1xn−1=VnynynInVnLninxnyn+1In+1Vn+1Ln−1in−1xn−12、过程描述的基本方法：物料衡算、热量衡算、描述过程的特征方程（对每一块塔板）。

三、塔板上过程的数学描述1、单块塔板的物料衡算

第17页：热量衡算

热量衡算

2热量衡算:+LninVn+1In+1+Ln−1in−1=VnIn设在塔板上饱和蒸汽和泡点液体相接触,若不计热损失In+1=in+1+rn+1In=in+rn则:+rn)+LninVn+1(in+1+rn+1)+Ln−1in−1=Vn(in

第18页：相邻两块板的温度差忽略不计

相邻两块板的温度差忽略不计

Ln-1=LnVn+1得=Vn代入所以：−Vn)r=(Ln+Vn−Vn+1)i(Vn+1−Ln−1Vn+1(i+r)+Ln−1i=Vn(i+r)+Lni=rn=r，代入热衡式rn+1=in=iin+1=in−1物衡式假设：1两组分的摩尔汽化潜热相等；2相邻两块板的温度差忽略不计，t相同，（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。

第19页：精馏塔

精馏塔

结论：在精馏塔中没有加料和出料的任一塔段中，隔板中上升的蒸气量相等，隔板下降的蒸气量也相等用V，L表示。

该结论对提馏段也成立。

V1=V2=……V=常数L1=L2=……L=常数V1=V2=V3=...=VL1=L2=L3=...L但是由于加料的缘故，提馏段和精馏段的蒸气量不等，下降的液体量也不相等。

第20页：精馏段上升蒸汽的摩尔流量

精馏段上升蒸汽的摩尔流量

式中：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。

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。

（下标1、2······表示自上而下的塔板序号。

第21页：理论板

理论板

3.塔板传质过程的简化----理论塔板和板效率理论板：离开塔板的蒸汽和液体呈平衡的塔板。

特征方程简化为：tn=φ(xn)—泡点方程yn=f（xn）—相平衡方程实际塔板不同于理想化塔板，引入板效率的概念。

定义：nn+1mvy*−y=yn−yn+1E

第22页：热量衡算

热量衡算

nn+1mvy*−y−yn+1=ynEEmv为汽相的默弗里板效率。

y*=f(x),y*位于离开第n块板液组成x程平衡的汽相组成。

nnnn通过引入理论板及恒摩尔流的假定使塔板过程的物料，热量衡算及传递速率式简化为：物衡式：Vyn+1+Lxn−1=Vyn+Lxn相平衡式：yn=f（xn）

第23页：原料入塔时的温度或状态称

原料入塔时的温度或状态称

4加料板过程分析1、加料的热状态加料可分为过冷液体、饱和液体、汽液混合、饱和蒸汽和过热蒸汽进料。

原料入塔时的温度或状态称为加料的热状态。

2、理论加料板不论进入加料板各物流的组成，热状态及接触方式如何，离开加料板的汽液两相温度相同，组成也相同。

第24页：物料衡算

物料衡算

ym,I,VL,i,xmym+1,I,VL,i,xm−1Fxf+Lxm+L=V+L热量衡算式：Fif+VI+Li=VI+Li联立物衡与热衡：L−L=I−ifFI−i物料衡算：F+VA组分：Fxf+Vym+1+Lxm−1=Vym特征方程：ym=f（xm）

第25页：值的大小可看出加料状态及温度

值的大小可看出加料状态及温度

I−iq=L−LF则原料摩尔汽化热=原料变成饱和蒸汽所需的热量I−i定义：q=f（I-if）−1kmol原料变成饱和蒸汽所需的热量I−饱和蒸汽的焓L=L+qFV=V+(1−q)Fq称为加料热状态参数，数值大小等于每加入1kmol的原料使提馏段液体所增加的kmol数，从q值的大小可看出加料状态及温度的高低。

第26页：冷液进料泡点进料

冷液进料泡点进料

FLV’L’V冷液进料泡点进料>L+FL'V<V'V'＝VL'＝L＋FFLV’L’VFqF(1-q)FLV’L’V汽液混合进料V′＝V−(1−q)FL′=L+qF

第27页：过热蒸汽进料

过热蒸汽进料

FLV’L’V过热蒸汽进料V>V'+FL'<LFLV’LV’饱和蒸汽进料V′=V−FL′=L

第28页：关系进料状态

关系进料状态

V,VL,Lq值大小if与I&amp;i关系进料状态q>1if<iif<I冷料q=1if=i泡点0<q<1i<if<I汽液混合q=0if=I饱和蒸汽进料q<0if>Iif>i过热蒸汽

第29页：精馏塔

精馏塔

3精馏塔内的摩尔流率：设精馏塔顶的冷凝汽将来自塔顶的蒸汽全部冷凝（这种冷凝汽称为全凝器）凝液在泡点温度下返回塔内（泡点回流）∮L=RDV=L+D=(R+1)DDL（R=,回流比）∮L=L+qF提馏段V=V−（1−q）F对全凝器Qc=V⋅rc塔釜热负荷为:Qb=V⋅rbrc,rb−组成分别为xD,xW的混合液的平均汽化热V,y1L,x0D,xD冷凝器

第30页：四、精馏过程

四、精馏过程

的两种解法Xfy1XDy2x1x2yNxN-1N-1NXw1、方程的组联立求解精馏塔共有N块理论板，其中第m快板为加料板，最末一块半是蒸馏釜：离开釜的汽液两相组成yn与xw可认为互成平衡所以蒸馏釜可作为一个理论板对其作物料衡算有：LxN−1=VyN+WxW

第31页：物料衡算

物料衡算

N块板有N个物料衡算式，对每一个理论板有一个相平衡方程yi=f（xi）总共有2N个方程。

已知可得x1~xN，y1~yN等2N个未知数，但通常yi=f（xi）为非线性的，求解过程必须经过试差和迭代。

这种方程组的联立求解方法主要用于塔板数及加料板位置已知的操作型计算。

L,L,V,V,W

第32页：物料衡算

物料衡算

2、逐板计算法物料衡算方程和相平衡方程式交替使用，依次逐个求解。

D若已知XD，对于塔顶全凝器：y1=xD=x依yi=f（xi）X1根据第一块塔板的物料衡算式求出y2……..依次做下去,求出yn，xn。

对于设计型计算，xw是已知的，当计算到离开第N，那么XN的下标就是块塔板的液相组成所需的理论塔板数。

逐板计算不需要知道方程式的数目，所以适用于设计型计算。

xN≤xw

第33页：五、精馏塔的操作方程

五、精馏塔的操作方程

F,xFD,xDW,xW五、精馏塔的操作方程1、总的物料衡算式F、D、W——kmol /hXF、xD、xW——摩尔分率FxF=DxD+WxW∮F=D+W塔顶采出率D=xF−xWFxD−xW塔底采出率W=1−DFFA×100%Fx=DxDη塔顶易挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率F(1−xF)W(1F−x)ηB=W×100%

第34页：回流比

回流比

DXD12......nVyn+1Lxn11—塔内汽汽比.其中VLDRDDyxDVVL2、精馏段的操作方程总VDnxDDnDnDn=R回流比，R+1x+xR+1L=1+Lxn+LD1+L=L+D+DxL+D=Lxx+轻（A）Vy整理得：y==Lx+Dx=L+Dn+1n+1n+1

第35页：理论板

理论板

DXDVL......12n精馏段操作方程x+RR+1y=xDR+1nn+1根据理论板的概念，离开同一塔板的汽液相浓度xn,与yn成平衡关系.相邻塔板的组成yn+1,xn成线性关系。

推广到塔内任意截面穿过塔上来的气体的浓度与穿过塔板下来的液体浓度满足上面的操作方程.

第36页：提馏段操作方程

提馏段操作方程

DxDfxFVL(yn+1,xn)VVVVnw=Lx−Wx+Dxd−Fxf∴y=Lx前面已推导过：L=L+qF=RD+qFV=V−（1−q）F=（R+1）D−（1−q）Fn+1n总V+F=L+D:Vyn+1+Fxf=Lxn+Dxd3、提馏段操作方程

第37页：提馏段操作方程（续）

提馏段操作方程（续）

wnnx(R+1)D−(1−q)FF−D(R+1)D−(1−q)FRD+qF−FxF=−Wxw=−(F−D)xwDxD−Fxfx+(R+1)D−(1−q)F(R+1)D−(1−q)F=DxD+WxwRD+qFy=n+1n+1则：y=x−:FxF∴DxD

第38页：操作线

操作线

4、操作方程的图示——操作线精馏段端点为y=xD，x=xD截距提留段端点的坐标为y=xw，x=xw斜率，斜率RorLR+1VR+1xDxqDqR+qfR+qy=Rx+qx=(R+1)xf+(q−1)xD0XWXDabcdR+1xDXFxqyqq两操作V线相交于q点其坐标为：L

第39页：操作线

操作线

5、加料板，q线方程上述两式中消去xD得q线方程或进料方程：xx−qq−1q−1y=fqq在y—x图上q线是是通过点f（y=xf，x=xf）的一条直线，斜率为q−1q0XWXDabcdR+1xDXFxqyqq物理意义：两操作线交点的轨迹

第40页：操作线

操作线

6、操作线的实际作法得精馏操作线该q线与精馏操作线相交与一点d，连接bd即为提留段操作线的q线方程q−1q过（xx）作斜率为R+1f，f找b点(xw,xw)xD先找a点（XD，XD），过a点作截距为

第41页：操作线（续）

操作线（续）

0XWXDabcdR+1xDXFxqyqq

第42页：理论板

理论板

ABCXnXn-1ynyn+1ynxn-1Xnyn+1C第n-1板第n板CAA图9-25塔板组成的图示7、理论板的增浓度理论板：在y~x相图上必落在平衡线上，如B点

第43页：操作线

操作线

塔中某一截面的汽液两相的组成一定服从操作线方程，C—C截面上yn+1与xn一定落在操作线的C点，A—A截面的A点一定落在操作线的A点，A、B、C构成了一个三角形，顶点A、B、C分别表示理论板上、板中、板下的两相组成状态，AB表示通过第n块板的液相提浓程度，BC表示汽相提浓程度。

表示理论板的工作状态。

ΔABC