液体蒸馏 蒸馏原理及操作 1、蒸馏:分离液相均相混合物 2、依据：组分挥发度不同 3、挥发性：液体汽化成蒸汽的性能，相同温度下饱和蒸汽压高，相同压力下沸点低，挥发能力强 4、挥发度νi：汽液平衡时 νA=pA/xA νB=pB/xB 5、相对挥发度αAB αAB=νA/νB = (pA/xA)/ (pB/xB) 汽相为理想气体 αAB=(yA/xA)/ (yB/xB)=(yA/yB)/ (xA/xB) 二元体系：yB=1-yA xB=1-xA yA=αxA/[1+(α-1)xA] 相平衡方程： αAB>1：A的挥发性比B强 αAB<1：B的挥发性比A强 轻组分A：易挥发组分 重组分B：难挥发组分 6、蒸馏分离 7、工业应用：提纯、回收 分类 1、按蒸馏方式: 简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏 2、按组分数：双组分精馏、多组分精馏 3、按操作压力:常压、加压、减压 4、按操作方式: 连续、间歇 理想物系的汽液相平衡 1 、理想物系：气体理想气体，服从理想气体定律或道尔顿分压定律。液体理想溶液，服从拉乌尔定律 2 、理想溶液：各组分引力相同 3 、汽液相平衡 yA=αxA/[1+(α-1)xA] 自由度F = c-p+2 = 2-2+2 = 2 P、T、y、x中只有两个独立变量 5、拉乌尔定律 液相上方的平衡蒸汽压为 pA=p0AxA pB=p0BxB= p0B(1-xA) p0A、p0B同温度下A、B组分的饱和蒸汽压 logp0=A-B/(t+C)安托因方程A，B，C为安托因常数，由手册查得。 t↑ →p0↑ 理想溶液：全浓度范围内符合拉乌尔定律 6、汽液相各
参数
转速和进给参数表a氧化沟运行参数高温蒸汽处理医疗废物pid参数自整定算法口腔医院集中消毒供应
之间的关系P269 液相：xA+xB=1 汽相：pA+pB=P yA= pA/P yB= pB/P yA+yB=1 P=pA+pB= p0AxA+p0BxB= p0AxA+p0B(1-xA) xA=(P-p0B)/(p0A- p0B) 泡点方程：描述平衡时温度与汽相组成的关系 泡点：一定P下，液体混合物开始沸腾时的温度 yA= pA/P= p0AxA/P=(p0A/P)[(P-p0B)/(p0A- p0B)] 露点方程：描述平衡时温度与液相组成的关系 露点：一定P下，气体开始冷凝时的温度 泡点→液相组成 组成→泡点（试差） 7 、汽液平衡图 ⑴.p－x图 xA→pA,pB→yA ⑵.t～x(y)图 气相区、露点线、汽液混合区、泡点线、液相区 汽液平衡：露点＝泡点 物质量的计算：杠杆规则 ⑶.y-x图 各点：汽液平衡，温度不同 α判断分离的难易程度： α=1，则y= x，对角线，不能用普通蒸馏分开；α值愈大，同一x下y值愈大，可获得的提浓程度愈大。 平衡蒸馏 连续定态过程 原料→加热炉→节流阀→自蒸发→液体部分汽化→汽相为顶部产物，液相为底部产物 在平衡蒸馏过程中，各参数维持恒定不变。 1）物料衡算 总物料衡算：F=D+W 易挥发组分的衡算：Fxf=Dy+Wx 两式联立可得： 设液化率q：液相产物占总加料量F的分率， q=W/F，其值0
流程
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：原料液→汽化→顶部产物易挥发组分→釜内液体的易挥发组分浓度不断下降 蒸汽中的易挥发组分浓度相应地随之降低 计算p276：取一时间微元dτ，W:τ时刻釜中的液体量，W1→W2 x:τ时刻釜中的液体的浓度，x1→x2； y:dτ时间内由釜中蒸出汽体的浓度 dW表示dτ时间内蒸出的汽体量。 现对dτ内作易挥发组分的物料衡算，得 略去二阶无穷小量，则得 积分 其中y=f(x)满足相平衡方程,对于I.S.，则 代入上式积分得 精馏流程 精馏塔：填料塔、板式塔 原料：自塔的中部某适当位置连续的加入塔内 加料板：加入原料的塔板 精馏段：塔的加料位置以上部分。 上升蒸汽和回流液之间进行着逆流接触和物质热量传递。上升蒸汽中轻组分的浓度逐渐升高 提馏段：塔的加料位置以下部分。 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。到达塔底的液体中所含的重组分的 浓度逐渐升高。 塔顶冷凝器：回流液、塔顶产品 塔底再沸器: 回流汽、塔底产品（残液） 回流:精馏与蒸馏的区别，包括塔顶的液相回流和塔底再沸器部分汽化造成的汽相回流,回流是构成汽、液两相接触传质的必要条件。 精馏原理 n+1板上上升蒸汽yn+1,tn+1与n-1板下降液 体xn-1,tn-1接触进行热量和质量的交换达 平衡yn,xn,t，yn=f(xn) yn>yn+1 轻组分进入汽相 xn
分析
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(1)加料的热状态 冷进料：t t露点 (2)加料板的物料衡算p280 F+V’+L=V+L’ (1) Fzf+V’ym+1+Lxm-1=Vym+L’xm (2) (3)加料板的能量衡算p280 Fif+V’I+Li=VI+L’I (3) (1)*I-(3): F(I-if)+L(I-i)=L’(I-i) (L’-L)/F=(I-if)/(I-i) 定义：q：加料热状态参数 q＝1kmol原料变成饱和蒸汽所需热量/原料的kmol汽化潜热＝(I-if)/(I-i) L’=L+qF=RD+qF V’=V+(q-1)F=(R+1)D+(q-1)F y’n= (L’/V’)x’n-1 –(W/V’)xW= (RD+qF) x’n-1/[(R+1)D -(1-q)F]-(F-D)xW/[(R+1)D-(1- q)F] 设QC，QR分别代表塔顶全凝器和塔底再沸器的热负荷，则冷凝器热负荷 QC=Vrc=(R+1)Drc γC:组成为xD的混合液的平均汽化热 再沸器热负荷 QR=V’rR=[V+(q-1)F]rR=[(R+1)D+(q-1)F] rR γR:组成为xw的混合液的平均汽化热。 操作线方程图示 精馏段： yn+1=Rxn/(R+1)+xD/(R+1) xn=xD→yn= xD 过(xD,xD)点,斜率R/(R+1) 提馏段： y’n= (L’/V’)x’n-1 –(W/V’)xW xn-1=xw→yn=xw 过(xw,xw)点，斜率L’/V’ q线方程图示 q线方程：两条操作线交点的轨迹 Vy=Lx+DxD (1) V’y=L’x-WxW (2) y=qx/(q-1)-zf/(q-1) q线方程,直线 x=zf→yn=zf 过(zf, zf)点，斜率q/(q-1) 加料板过程分析 理论板和板效率 (1)理论板：离开板的汽液两相在传质和传热两方面都达到平衡状态，即两相温度相等，组成互成平衡。 (2)理论板计算 Ⅰ.逐板计算法 假设：塔顶冷凝器为全凝器；泡点回流；再沸器为间接加热 y1=xD y1=αx1/[1+(α-1)x1] y1=xD x1 y2=Rx1/(R+1)+xD/(R+1) y2=αx2/[1+(α-1)x2] y2 x2 y3=Rx2/(R+1)+xD/(R+1) y3=αx3/[1+(α-1)x3] y3 x3 ………….. xn≤xe y’2=L’x’1/V’-WxW/V’ y’2=αx’2/[1+(α-1)x’2] y’2 x’2 y’3=L’x’2/V’-WxW/V’ y’3=αx’3/[1+(α-1)x’3] y’3 x’3 ………….. xm≤Xw 精馏段理论板数：N精＝n-1 加料板：第n块 提馏段理论板数：N提＝m-(n-1)-1 最后一块为再沸器 加料板属于提馏段 总理论板数 NT＝N精+ N提-1 = Nn+ Nm-1 Ⅱ.图解法 (1)y-x图上作平衡线，连对角线； (2)分别过xD,zf,xW引三条垂 线与对角线交于a,e,b三点； (3)作q线及精馏段操作线ae、提馏段操作线ce (4)从a开始在平衡线和精馏段操作线之间作水平线和垂线 至跨过q线和精馏段操作线交点为止，该块 为加料板， 然后在平衡线 和提馏段操作线之间作水平线和垂线，至跨过c点 为止，最后一块为再沸器 Ⅲ.快速估值法 (2)板效率（计算： p347） 1) 总板效率E=NT/N NT:理论板数 N：实际板数 2)默弗里单板效率 定义：汽相单板效率 (yn-yn+1)汽相通过实际塔板时增浓程度 (y*n-yn+1)汽相通过理论板时增浓程度 液相单板效率 (xn-1-xn)液相通过实际板时变稀程度 (xn-1-x*n)液相通过理论板时变稀程度 塔高 板式塔：有效高度Z＝(N-1)HT HT:板间距 填料塔：有效高度Z Z＝理论板数×等板高度 等板高度HETP：相当于一层理论板的填料层高度p324 塔径 D=(4VS/πu)1/2 u：空速m/s VS：上升蒸汽体积流量m3/s 精馏段：V=L+D=(R+1)D VS=VMm/3600ρV m3/s Mm:平均分子量 ρV：上升蒸汽密度kg/m3 提馏段：V’=V+(q-1)F V’S=V’M’m/3600ρ’V m3/s M’m:平均分子量 ρ’V：上升蒸汽密度kg/m3 基本型精馏塔的MATCH_
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_1714071126497_0型计算 1.任务：根据分离要求，选择操作条件，计算NT 已知：F,Zf,xD, η=DxD/Fzf (xW) →D,W,NT,加料板位置 2. 确定P，查汽液平衡数据 3 .物料衡算得D、W 4.最优加料位置的确定p287 回流比的选择p286 R↑→R/(R+1)↑→精馏段操作线和提馏段操作线远离平衡线,有利于精馏过程的传质，NT↓，设备费用降低 R↑→L=RD, L↑(D不变)→V=(R+1)D↑→L’=L+qF=RD+qF↑,→ V’=V+(q-1)F=(R+1)D+(q-1)F↑→塔径↑，冷凝器热负荷QC ↑，再沸器热负荷QR↑，操作费用增加 全回流与最少理论板数 全回流操作：打开进料阀放入原料液，待原料液约为塔釜体积2/3时关闭进料阀，关闭顶、底出料阀 开始加热釜液，使之部分汽化，到达塔顶的蒸汽经冷凝器全部冷凝后作为回流回到塔内。 ∵无物料进、出塔体D=0,W=0,F=0 ∴R=L/D=∞ 全回流 R/ (R+1)=1 塔体无精馏段与提馏段之分L/V=L’/V’=1 精馏段操作线、提馏段成直线、对角线三线重合 操作线为：yn+1=xn yn=αxn/[1+(α-1)xn] 达到指定的分离要求所需的理论板数最少。 全回流时的理论塔板数可按前述的逐板计算法和图解法求出。 最小回流比Rmin 定义：p286 NT＝∞ 设e点坐标（xe,ye） 则ae线的斜率: y=αx/[1+(α-1)x] y=qx/(q-1)-zf/(q-1) （xe,ye） 平衡线比较特殊时: P286 3)适宜的回流比Ropt R=∞→NT＝NTmin R=Rmin→NT＝∞ R↑→NT↓，设备费用↓， QC↑， QR↑，操作费用↑ Ropt=(1.1~2.0) Rmin 加料热状态的选择 在P,F,zf,xD,xw,R一定时，当q↑→NT↓ 忽略热损失，则 FiF+QF+QR=QC+DiD+WiW QC =(R+1)DrD QR =V’rR=[(R+1)D-(1-q)F] rR QF+QR=const q↑→QF↓ → QR↑→V’↑，再沸器传热面积及精、提馏段塔径会增加。 一般泡点进料 若再沸器面积已选定，即QR给定，问题为： 若P，F，zf，xD，xw，QR 给定，试问q↓→R？NT？同样以全塔热量衡算来分析： ∵ QR =V’rR QR一定，则V’=const. 提馏线斜率 L’/V’=(V’+W)/ V’=1+W/ V’=const. ∵V=V’+(1-q)F 当q↓→(1-q)↑→V↑ 又∵V=(R+1)D ∵D一定，V↑ ∴R↑→精馏段操作线远离平衡线→NT↓ 但R↑→V=(R+1)D ↑→QC↑ 基本型精馏塔的操作型计算 七要素：zf、 q、 D/F、 R 、Nn 、Nm 、xD(xW) 操作型： 已知平衡线zf 、q 、D/F、 R、 Nn、 Nm 、求xD(xW) 试差p291 定性分析： 原则：杠杆规则、理论板数不变（N,Nm,Nn不变） 杠杆规则： W/D=(XD-ZF)/(ZF-XW) zF↑→q,R,NM,NN, D/F不变 zF↑→Nn↓→XD↑W/D不变→ (XD-Z’F)/(Z’F-XW) 不变→XW不变或↑→XW↑ R↑→q,NM,NN,D/F不变 R↑→NT↓→XD↑,XW↓W/D不变→(XD-ZF)/(ZF-XW) 不变XD↑→XW↓→符合杠杆规则 q↑→ZF,R,NM,NN,D/F不变 q↑→Nn↓→XD↑W/D不变→(XD-ZF)/(ZF-XW) 不变→XD↑→XW↓ 直接蒸汽加热 适用于：轻组分与水的混合液 ①物料衡算 全塔作物料衡算： 总物料F+S=D+W 轻组分：Fzf+Sys=DxD+WxW ②精馏段操作线方程与间接精馏的相同。 ③提馏段操作线方程 V’ +W= L’ +S V’y’m+1+Wxw= L’x’m+Sys 设恒摩尔流假定仍成立，则V’=S→L’=W 一般ys＝0 所以提馏段操作线方程为 若x’w=xw，则y’m+1=0所以提馏段操作线通过点 c'（xw，0）。 ④NT：在y-x坐标上作出精馏段操作线、提馏段操作线及平衡线，然后作梯级，直到xn≤xw为止，所作得的梯级数目即为待求的NT。 塔顶部分冷凝 分凝器：汽液平衡，相当于一块理论板 总物料衡算同基本型 总物料：F=D+W 轻组分：Fzf=DxD+WxW 提馏段操作线同基本型 y’n= (L’/V’)x’n-1 –(W/V’)xW 精馏段： 物料衡算：同基本型 总物料：V=L+D 轻组分：Vyn+1=Lxn+DxD yn+1=Lxn/V+DxD /V xn=xD→yn+1=xD 操作线过(xD ,xD)点，斜率R/(R+1)或L/V 理论板数NT:同基本型，第一块为分凝器 Nn=N’n-1 冷液回流 L1>L0 V2>V1 L1=L2 V2=V3 第一块板： 物料衡算：L0+V2=L1+V1(1) 能量衡算：L0i0+V2I=L1i+V1I(2) 联立(1)(2)： L1/L0=(I-i0)/(I-i) 定义 qR=(I-i0)/(I-i)= (I-i0)/r L1=qRL0 V2=V1+(qR-1)L0 令R’=L0/D R=L/D R/R’=L/L0=qR 可由R’，qR 求R 精馏段： 第一块板以下 同基本型 yn+1=Rxn/(R+1)+xD/(R+1) 第一块板： V1=L0+D V1y1=L0x0+DxD y1=L0x0/V1+DxD /V1 ∵x0=xD ∴y1=xD=x0 第一块板的点仍是(xD,xD) 侧线出料 D2:饱和液体q2=1 饱和蒸汽q2=0 在I,II间： 物衡：V1+L2+D2=V2+L1 能衡：V1I+L2i+D2iD2=V2I+L1i ∴L1-L2=D2(I- iD2)/(I- i) q2＝(I- iD2)/(I- i) L1=L2+q2D2 q2=0 L1=L2 V2=V1+(1-q2)D2 q2=1 V1=V2 操作线I： V1y=L1x+D1xD1 y=L1x/V1+D1xD1/V1 x＝xD1 y＝xD1 过（xD1，xD1） 斜率L1/ V1 操作线I： y=L1x/V1+D1xD1/V1 x＝xD1 y＝xD1 过（xD1，xD1） 斜率L1/ V1 操作线II： V2y=L2x+D1xD1+ D2xD2 y=L2x/V2+D1xD1/V2 + D2xD2/ V2 斜率L2/ V2 操作线I,II交点轨迹,联立： V1y=L1x+D1xD1 V2y=L2x+D1xD1+ D2xD2 y=q2x/(q2-1)-xD2/(q2-1) q线方程 x＝xD2 y＝xD2 过（xD2，xD2）斜率q2/(q2-1) 操作线II:作q线与操作线I的交点为操作线II的起点，斜率L2/ V2 操作线III：同基本型提馏段 操作线方程 理论板数：作图 测线进料 有进料L’/ V’> L/ V 有出料L’/ V’< L/ V 回收塔 回收塔：只有提馏段而无精馏段 液体进料：q＝1 q>1 q>1流程： 第一块板：L>F V>D 物衡：F+V=D+L 能衡：FiF+VI=DI+Li L/F=(I-iF)/(I-i)=q L=qF V=D+(q-1)F 第一块板以下符合恒摩尔流假设 提馏段操作线： yn+1=Lxn/V-Wxw/V 过(xw,xw)点，斜率L/V 用于第一块板以下 q线与y=xD交点在操作线上P298
浙公网安备 33021202002483