对于B组分: 拉乌尔定律:对于理想溶液,在一定温度下 汽液两相达到平衡时,溶剂A在汽相中的蒸 例1.正庚烷和正辛烷在110时的饱和蒸气压分别为140kPa和64.5kPa。试计算混合液由正 庚烷0.4和正辛烷0.6(均为摩尔分数)组成时, 在110下各组分的平衡分压、系统总压及平衡 蒸气组成。(此溶液为理想溶液) 3856 kPa56 (一)理想溶液t-y-x关系式——泡点方程 1、液相组成 与温度(泡点)的关系二、理想溶液汽液相平衡 例2:在101kPa的压力下,苯和甲苯混合液在96沸腾,求该温度下汽液平衡组成。 96时,苯和甲苯的饱和蒸汽压分别为: 161kPa和65.6kPa。 解:平衡时苯的液相组成 435 65161 65101 平衡时苯的液相组成655 101435 =0.345苯和甲苯的气液平衡数据 温度 饱和蒸汽压kPa 苯在101 kPa的摩尔分数 80.2101.3 40.0 1.000 1.000 88.0 127.7 50.6 0.639 0.820 96.0 160.7 65.7 0.376 0.596 104.0 199.4 83.3 0.155 0.304 110.4 233.0 101.3 0.000 0.000 (二)组成~温度图(t~x~y图)两条线:气相线(露点线) 关系曲线液相线(泡点线) 关系曲线三个区域:液相区 气、液共存区 一定泡点线 露点线 两相区 杠杆原理:力力臂= 常数 浓度差露点线一定在泡点线上方。Why? 气液相平衡图(y—x图)equilibrium diagram 挥发度v纯组分液体用饱和蒸汽压表示挥发能力。 理想溶液中各组分挥发能力不受其他组分的影响时 相对挥发度(以α表示)定义:溶液中两组分挥发度之比。 α是温度的函数。一般A为易挥发组分,故α>1。 讨论: 理想溶液的汽液相平衡方程式由泡点方程和露点方程得: 4.α的物理意义气相中两组分组成之比是液相中两组分组成之 比的倍数; α标志着分离的难易程度; ,可用蒸馏方法分离,且α愈大,平衡线愈远离对角线,物系愈易分离; α顶——塔顶的相对挥发度α釜——塔釜的相对挥发度 AB BB AB AA 四、非理想溶液1.具有正偏差的溶液 一般正偏差:p 之间。AB BB AA 正偏差溶液:x=0.894,最低恒沸点,78.15乙醇-水溶液相图 硝酸-水溶液相图 负偏差溶液:x=0.383,最高恒沸点,121.9 具有负偏差的溶液一般负偏差 注意:1.非理想溶液不一定都具有恒沸点。 如甲醇水溶液,属正偏差系统。 2.精馏分离的依据: 挥发度的差异,而非沸点的大小。 6.3 二、平衡蒸馏主目录 (一)简单蒸馏 装置2.特点: 特点:•连续进料,粗分 •一次汽化,分离 程度不高 加热简单蒸馏 高温高压 平衡蒸馏为什么利用多次简单蒸馏或多次平衡蒸馏 操作实现物系的高纯度分离是不经济的? 加热简单蒸馏 高温高压 加热简单蒸馏 高温高压 平衡蒸馏能耗大! 设备投资大! 产品量小! 经过多次简单 蒸馏, 可得到 高纯度 经过多次平衡 蒸馏, 可得到 高纯度 主目录次目录离开时,汽液两相达到了平衡, 1、平衡级定义 又称接触级 接触级 饱和液相饱和汽相 t-yt-x 分离场所因为T ,饱和汽相传热给饱和液相,使A、 B汽化,同时自身冷凝。 使不平衡的汽液两相(汽相温度 高、液相温度低)接触 经过足够长时间充分接触, 这个过程称为平衡级。 6.4 Rectification 主目录次目录 可见,经过一个平衡级后,易挥发组分A从液相转移到 了汽相,同时难挥发组分B从汽相转移到了液相。即汽相 浓度得到提浓,而液相浓度得到减浓。而整个过程并不需 要外部提供能量。 t-yt-x 分离场所主目录次目录 理论板(平衡级)回流 加料板 精馏是利用 回流手段、经 过多次平衡级 部分汽化、部分冷凝) 使物系实现高纯度分离的操 2.精馏原理及流程平衡级 平衡级 平衡级 高纯度A高纯度B •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。 特点: 回流的作用:提供不平衡的气液两相,是构成气液 两相传质的必要条件。 精馏的主要特点就是有回流。 精馏过程的回流回流包括: 塔顶回流液 塔底回流汽 答:因为塔顶回流不断地补充塔板上的易挥发组分,使塔板上的汽液组成互为平衡,维持精 馏操作连续稳定进行;另外回流液又是汽相中 蒸汽进行部分冷凝的冷却剂,所以精馏操作必 须有回流。 精馏操作时为什么必须有塔底汽相回流?主目录次目录 6.5 九、精馏塔的热量衡算主目录 一、理论板的概念及恒摩尔流假设 (一)理论板的概念 理论板:离开塔板的蒸气和液体组成呈平 图6-20理论板上气液组成示意图 主目录次目录 恒摩尔汽化:每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。 精馏段: 但L与L’不一定相等.精馏段: 但V与V’不一定相等.恒摩尔溢流:每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。 两段不一定相等,主要是与进料热状态有关 (二)恒摩尔流假设主目录次目录 WxDx Fx FxDx 塔顶易挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率 例3、在一连续操作的精馏塔中,某混合液流量为5000kg/h,其中轻组分含量为0.3(摩尔 分数,下同),要求馏出液轻组分回收率为 0.88,釜液中轻组分含量不高于0.05,试求塔 顶馏出液的摩尔流量和摩尔分数。已知 =128kg/kmol。kg/kmol 1235000 WxDx Fx 1188 解:进料混合物的平均摩尔质量:进料混合液的摩尔流量: 物料衡算: 29.1kmol/h D=11.31 kmol/h 塔顶馏出液摩尔分数: 1、精馏段操作线方程 DxLx Vy ——精馏段操作线方程三、操作线方程(两层塔板间,y n+1 的关系)精馏段操作线: 为一定值时,该操作线为一直线. 斜率: 画操作线-二点法2、提馏段操作线方程 斜率:截距: 例4、在一连续精馏塔中分离苯-氯仿混合液,要求馏出液中轻组分含量为0.96(摩尔分数, 下同)的苯。进料量为75kmol/h,进料中苯 含量为0.45,残液中苯含量为0.1,回流比 为3.0,泡点进料。试求:(1)从冷凝器回 流至塔顶的回流液量和自塔釜上升的蒸气摩 尔流量;(2)写出精馏段、提馏段操作线 方程。 0364 12256 进料状态q单位进料流量所引起的提熘段与精熘段下降液体 流量之差,或进料流量中液相的含量。 各种进料热状况下的q值(a)过冷液体 (b)饱和液体 (c)汽液混合物 (d)饱和蒸汽 (e)过热蒸汽 ,同时上升蒸汽部分冷凝,冷凝量 WxDx DxLx Vy ----q线方程特征点f(x 由精馏段操作线和q线的交点得提馏段操作线 上的一点。 图6-25提馏段操作线的作法 例5:某连续精馏塔,泡点进料,已知操作 线方程如下: 精馏段:y=0.8x+0.172 提馏段:y=1.3x-0.018 试求:原料液、馏出液、釜液组成及回流比。 理论板数的求取方法: 捷算法图解法 (吉利兰图法)主目录次目录 精馏塔的逐板计算 m+1N-1 N1相平衡方程: N-2N-1 【例6-6】苯-甲苯混合液,含苯50%(mol%),用精馏 分离。要求塔顶产品组成x =0.05,选用R=2.0,泡点进料,α=2.45, 解:(1)列出计算式:(a)气液平衡关系式 (b)精馏段操作线方程,已知x =0.95,R=2.0,所以:=0.667x+0.317 主目录次目录 (c)提馏段操作线方程 设F=100mol/s ,根据全塔物料衡算: FxDx Wx 100200 qFRD qF 20050 0.05 1.33 0.017 200 50 200 50 主目录次目录如此逐板求得精馏段各塔板的y和x列表如下: 0.950.908 0.851 0.784 0.715 0.8860.801 0.700 0.597 0.506 精馏数第一块板:因y )=0.95/(2.45-1.450.95)=0.886 第二块板:y +0.317=0.908主目录次目录 =0.506,故第五块板以后改用提馏段操作线方程计算。 )=0.658/(2.45-1.450.658)=0.440如此逐板求得提馏段各塔板的y和x列表如下: 1011 0.6580.569 0.449 0.315 0.194 0.101 0.4400.350 0.249 0.158 0.089 0.044 11=0.044 =11-1=10块(不含再沸器)主目录次目录 1213 理论板数的图解 2.图解法--麦卡勃-蒂列(Mccabe-Thiele)法,简称M-T法 衡线和精馏段操作线之间画阶梯; 当梯级跨过点d时, 就改在平衡线和提馏段 操作线之间画阶梯,直 至梯级跨过点c为止。 理论板数可以是非整数。要扣除再沸器。 1213 理论板数的图解 (3)所画的总梯 级数-1(再沸器)= 理论塔板数; 跨过点d的那块 板就是加料板,其 上的梯级数为精馏 理论板11.8块其中精馏段5.7块, 提馏段板数=11.8-5.7=6.1块, 梯级数共计12.8个梯级的物理意义 符合平衡关系,由2点表示 主目录次目录 最优加料位置的确定最优加料板位置: 0.20.4 0.6 0.8 0.20.4 0.6 0.8 1213 理论板数的图解 最佳位置进料M-T法:当梯级跨过点d时,就改在平衡线和提馏段操作线之间画阶梯 回忆:Why? 3、适宜进料位置的选择 主目录次目录 0.20.4 0.6 0.8 0.20.4 0.6 0.8 1213 理论板数的图解 14 非最佳位置进料与最佳进料的比较:如进料口下移3块板非最佳位置进料比最佳位置进料所需的理论板数多! 注意:比较最佳位 置进料与非最佳位 置进料时的这段区 域的梯级画法。 主目录次目录 0.20.4 0.6 0.8 0.20.4 0.6 0.8 1213 理论板数的图解 14 非最佳位置进料与最佳进料的比较:如进料口上移1块板非最佳位置进料比最佳位置进料所需的理论板数多! 注意:比较最佳位 置进料与非最佳位 置进料时的这段区 域的梯级画法。 主目录次目录 例6:采用常压精馏塔分离某理想混合液。进料 中含轻组分0.815(摩尔分数,下同),饱和液 体进料,塔顶为全凝器,塔釜间接蒸气加热。要 求塔顶产品含轻组分0.95,塔釜产品含轻组分 0.05,此物系的相对挥发度为2.0,回流比为4.0。 试用:(1)逐板计算法;(2)图解法分别求出 所需的理论塔板数和加料板位置。 解:物料衡算: 六、回流比的影响与选择 1、全回流和最少理论板数Nmin 特点:操作线与对角线重合, 精、提操作线均为: min----全回流 理论板数最少 min的求取方法: 同N的求解方法----逐板法、图解法 (包括塔釜)特别地,对理想物系,逐板计算可得: ------芬斯克(Fenske)方程 主目录次目录 最小回流比操作情况的分析 为完成某一分离任务,所需的理论塔板 数为无穷多时的回流 比称为最小回流比。 理想物系 2、最小回流比R min 理想物系: 如图,四线交于 一点e(称为恒浓点 主目录次目录两操作线的交点落 在平衡线上时 理想物系最小回流比只对设计型有意义。 思考:当操作中选用的回流比 比设计时的最小回流比还要小 时,塔能否操作?将出现什么 现象? 塔能操作,只不过此时达不到 指定的分离要求。 主目录次目录 如何求取Rmin minmin 精线斜率=最小回流比操作情况的分析 主目录次目录如何求取R min minmin 非理想物系非理想物系 适宜回流比回流比对精馏操作的影响 设备费操作费 主目录次目录【例6-7】用一连续精馏塔分离苯和甲苯混合物, 原料液中苯为0.44,馏出液中苯为0.957,釜液 中苯为0.0235,进料为饱和液体,回流比为最 小回流比的2倍),相对挥发度为2.5,求 列平衡方程和进料线方程 最小回流比 列操作线方程 主目录次目录 分析: 平衡线方程式: q-1)饱和液体进料,q= ,与x轴垂直。(此处为难点,易出错,提示) 主目录次目录 最小回流比--进料线与平衡线交点--求交点坐标 Ri /(Ri +1) 1.31精馏段操作线方程: y=0.724x+0.262 提馏段操作线方程: y=1.343x-0.0081(全塔物料衡算) 主目录次目录作业:no.6-22 -----用于 的混合液在被分离的混合液中加入 第三组分,以改变原混合物组 分间的相对挥发度,从而用精 馏将它们分离。 萃取精馏恒沸精馏 特殊精馏 反应精馏特殊精馏 间歇精馏 水蒸汽蒸馏 主目录 主目录 恒沸精馏举例恒沸精馏举例 工业酒精恒沸精馏(用苯作恒沸剂)制取无水酒精。乙醇-水 二元恒沸物(恒沸点78.15,乙醇摩尔分率为0.894) 0.539乙醇:0.228 0.233沸点:64.85 上层苯相 0.745乙醇:0.217 少量水 下层水相 0.0428乙醇:0.35 其余为水 无水酒精 冷凝器冷凝器 三元非均相 稀乙醇水溶液 乙醇水恒沸物图6-35 恒沸精馏流程示意图 主目录 在被分离的二元混合液中加入第三组分,沸点很高,且该组分不 与其它组分形成恒沸物,但与原溶液中 两组分的分子作用力不同,从而增大它们的相对挥发度,或打破原恒沸体系,使精馏得以进 行,这种形式的精馏称为萃取精馏。其中所添加的第三组分称为萃取 剂,精馏时从塔底排出。 常压下沸点环己烷 糠醛苯酚 80.8 80.1 161.7 180 糠醛能显著降低苯的饱和蒸汽压,而对环己烷影响不明 显,使苯从易挥发组分变为难挥发组分,而且使环己烷-苯的 增大至2以上。 环己烷-苯恒沸物 77 主目录 0.00.98 0.2 1.38 0.4 1.86 0.5 2.07 0.6 2.36 0.7 2.7 图6-36 萃取精馏流程示意图 主目录 A、萃取精馏流程 主目录 四、塔板型式主目录 图6-37 板式塔结构 主目录次目录 主目录次目录 关键部件--塔板 结构及特点 有溢流塔板 平顶型溢流堰 齿形堰平顶堰 溢流装置单流型 主目录次目录板式塔的塔板基本结构 液体流动方向 6、无效区主目录次目录 二、塔板的流体力学状况 1、汽液接触状态:鼓泡、泡沫、喷射 三、塔板效率