学习情境四 蒸馏塔的设计与操作

溶液沸腾时,溶液上方的总压应等于各组分分压之和
P pA pB p x p 1 xA
0 P pB xA 0 0 p A pB
0 A A
0 B
泡点方程
poA、 poB 取决于溶液沸腾温度，上式表达一定总压 下液相组成与溶液泡点温度关系。已知溶液的泡点 可由上式计算液相组成；反之，已知溶液组成也可 算出溶液泡点。 纯组分 饱和蒸汽压与温度的关系，用Antoine方程表示:
（二）操作线方程 在连续精馏塔中，因原料液不断从塔的中部加入，致使精馏 段和提馏段具有不同的操作关系。
1．精馏段操作线方程
对精馏段的第 n 十 1 层板以上塔 段及冷凝器作物料衡算，以单 位时间为基准: 总物料衡算： V=L+D 易挥发组分衡算：vyn+1=Lxn+DxD 式中 :V—— 精馏段上升蒸汽的 摩尔流量，kmol/h； L—— 精馏段下降液体的摩尔流 量，kmol/h； yn+1—— 精馏段第 n 十 1 层板上升 蒸汽中易挥发组分的摩尔分数； xn—— 精馏段第 n 层板下降液体 中易挥发组分的摩尔分数。
精馏计算
一、全塔物料衡算
稳定连续操作的精馏塔，以单位时间 为基准，则全塔物料衡算式为： 总物料衡算： F=D+W 易挥发组分衡算： F xF=D xD +W xW 式中： F、D、W——分别为原料、塔顶产品 和塔底产品 的流量，Kmol/h； xF、xD、xW——分别为原料、塔顶产 品和塔底产品中易挥发组分的摩尔分 数。 全塔物料衡算式应用：确定产品流量 及组成。
塔顶轻组分的回收率
DxD 100% ： D FxF
W ( 1 x ) W 100% 塔釜难挥发组分的回收率 W ： W F (1 xF )
亦可求出馏出液的采出率D/F和釜液采出率W/F，即：
W xD xF F x D xW
D x F xW F x D xW
2．多次部分汽化和多次部分冷凝
结论：气体混合物经多次部分 冷凝，所得汽相中易挥发组分 含量就越高，最后可得到几乎 纯态的易挥发组分。液体混合 物经多次部分汽化，所得到液 相中易挥发组分的含量就越低， 最后可得到几乎纯态的难挥发 组分。
存在问题：每一次部分汽化和 部分冷凝都会产生部分中间产 物，致使最终得到的纯产品量 极少，而且设备庞杂，能量消 耗大。为解决上述问题，工业 生产中精馏操作采用精馏塔进 行 。
A , B —— 组份A,B的挥发度； p A , p B—— 汽液平衡时，组分A,B在气相中的分压； x A , x B—— 汽液平衡时，组分A,B在液相中的摩尔分率。
在理想溶液中，各组分的挥发度在数值上等于其饱和 蒸汽压 。
pA A xA
pB B xB
相对挥发度：溶液中两组分挥发度之比，以符号α表 示。
对于二元混合物，当总压不高时，可得相平衡方程：Βιβλιοθήκη x y 1 ( 1) x
对于理想溶液，因其服从拉乌尔定律，故有：
A PA ＝ 0 B PB
0
即理想溶液的相对挥发度等于同温度下两纯组分的饱 和蒸汽压之比。
三、精馏原理 1.一次部分汽化和一次部分冷凝
一次部分汽化和一次 部分冷凝 可使混合 液或 混合蒸汽得到 部分分离。
B B
p 135.5 A yA xA 0.552 0.756 p 99
因为是双组分物系,故甲苯的液相和气相组成为: xB=1-xA=1-0.552=0.448 yB=1-yA=1-0.756=0.244
挥发度与相对挥发度
挥发度：气相中某一组分的蒸汽分压和与之平衡的液 相中的该组份摩尔分率之比，以符号表示。 对于A和B组成的双组分混合液有：
A B
pA xA pB xB
相对挥发度α值的大小，表示气相中两组分的浓度比 是液相中浓度比的倍数。所以α值可作为混合物采用 蒸馏法分离的难易标志, 若α大于1, y>x，说明该溶液 可以用蒸馏方法来分离, α越大, A组分越易分离；若 α=1，则说明混合物的气相组分与液相组分相等；则 普通蒸馏方式将无法分离此混合物；α<1, 则重新定 义轻组分与重组分，使α >1。
项目一 认识蒸馏
蒸馏分离的原理 利用液体混合物中各组分挥发性差异，以热能为 媒介使其部分汽化从而在汽相富集轻组分液相富集重 组分而分离的方法。
易挥发组分或轻组分A
难挥发组分或重组分B
蒸馏操作在化工生产中的应用
用于均相液体混合物分离以达到提纯或回收有用组分
的目的。
三、蒸馏操作的分类
按蒸馏方式可分为简单蒸馏，平衡蒸馏、精馏及特
3．塔板上汽液两相的操作分析
理论塔板：离开塔板的气液两相组成yn与xn相互平衡。
实际塔板由于气液两相接触时间及接触面积有限，离开塔板 的气液两相难以达到平衡，达不到理论板的传质分离效果。 理论板仅作为衡量实际板分离效率的依据和标准。 4．精馏必要条件 为实现分离操作，除了需要有足够层数塔板的精馏塔之外， 还必须从塔底引入上升蒸汽流（气相回流）和从塔顶引入下 降的液流（液相回流），以建立气液两相体系。塔底上升蒸 汽和塔顶液相回流是保证精馏操作过程连续稳定进行的必要 条件。没有回流，塔板上就没有气液两相的接触，就没有质 量交换和热量交换，也就没有轻、重组分的分离。
蒸馏分离的物系由加热至沸腾的液相和产生的蒸汽 相构成。相平衡关系是蒸馏过程分析的重要基础。 溶液的蒸气压及拉乌尔（Raoult）定律 理想物系：液相为理想溶液、汽相为理想气体的物 系。理想溶液服从拉乌尔（Raoult）定律，理想气体 服从理想气体定律或道尔顿分压定律。 根据拉乌尔定律:
pA p x
图6-2 苯-甲苯体系的T-x图
(3)三个区： 过冷液体区； 过热蒸汽区；
气液共存区:在此区域内气液组成与是成平衡关系，
气液两相的量符合杠杆定律。只有设法使体系落在汽
液共存区这才能实现一定程度的分离。 一定量二元混合物加热或冷却时的状态变化过程
（2）应用
a.泡点、露点及确定 溶液开始沸腾，产生第一个汽泡，相 应的温度称为泡点；混合气体开始冷 凝产生第一滴液滴，相应的温度称为 露点。确定方法如图。 b.易挥发和难挥发组分的沸点 如图F、E两点为纯苯和纯甲苯的沸点。 c.混合溶液气液平衡组成的确定 当混合液的状态点为点K时，物系被分 成互成平衡的汽液两相，其汽、液相 组成y、x可用G、L两点横坐标表示。
A A
pB p xB p (1 x A )
B B
（一）双组分气液相平衡图
1．沸点－组成图
（1）结构
坐标 纵坐标 t
横坐标xA、yA
液相线
两条线
汽相线 液相区 三个区 汽液共存区 过热蒸汽区
常压下苯－甲苯物系的t－ x－ y 图
此图的特点： (1)两端点. 端点A代表纯 易挥发组分 A ，端点 B 代 表纯难挥发组分B (2) 两线：泡点线，泡点 与组成有关；露点线，露 点与组成有关。
2．气液相平衡图
（1）结构
纵坐标 y 横坐标 x 气液相平衡线 辅助线 y＝x
苯－甲苯物系的y－ x图
坐标
两条线
（2）应用
a.图中任意点D表示组成为x1的液相与组成 为y1的气相互相平衡 b.两相达到平衡时，气相中易挥发组分的浓 度大于液相中易挥发组分的浓度，即y ＞ x， 故平衡线位于对角线的上方。 c.平衡线离对角线越远，说明互成平衡的气液 两相浓度差别越大，溶液就越容易分离。
进料流率 F 和组成xF 以及釜液组成 xW 一定，馏出 液中轻组分含量 xD值越大，馏出液流率 D 值就越小。釜 液流率和组成间存在类似关系。提高产品品质是以降低 产品产率为代价的。
操作线方程
一、理论板的概念 所谓理论板是指离开该板的汽液两相互成平衡，塔板上各处的液 相组成均匀一致的理想化塔板。其前提条件是汽液两相皆充分混 合、各自组成均匀、塔板上不存在传热、传质过程的阻力。实际 上，由于塔板上汽液间的接触面积和接触时间是有限的，在任何 形式的塔板上，汽液两相都难以达到平衡状态，除非接触时间无 限长，因而理论板是不存在的。理论板作为一种假定，可用作衡 量实际板分离效率的依据和标准。通常，在工程设计中，先求得 理论板层数，用塔板效率予以校正，即可求得实际塔板层数。总 之，引入理论板的概念，可用泡点方程和相平衡方程描述塔板上 的传递过程，对精馏过程的分析和计算是十分有用的。理论板是 指离开塔板的蒸汽和液体呈平衡的塔板。理论板是人为的理想化 的塔板。它可以作为衡量实际塔板分离效果的一个标准。
整理得
yn 1
L D xn xD LD LD
令R ＝L／D，R称为回流比，是精馏操作中重要的参数 则精馏段操作线方程为：
y n 1
xD R xn R 1 R 1
精馏段操作线方程反映了一定操作条件下精馏段内的操作关 系，即精馏段内自任意第n层板下降的液相组成xn与其相邻的 下一层板（第n+1层板）上升汽相组成yn+1之间的关系。 在稳定操作条件下，精馏段操作线方程为一直线， 斜率为 R ，截距为 x D 。
二、操作线方程
精馏塔内任意板下降液相组成xn及由其下一层板上升的蒸汽 组成yn＋1之间关系称为操作关系。描述精馏塔内操作关系的 方程称为操作线方程。 （一）恒摩尔流假定 1．恒摩尔流假定成立的条件
若在精馏塔塔板上气、液两相接触时有nkmol的蒸汽冷凝， 相应就有nkmol的液体汽化，这样恒摩尔流的假定才能成立。 为此，必须满足的条件是： ①各组分的摩尔汽化潜热相等；
B log p A t C
0
A、B、C 为安托因常数，可由相关的手册查到。
当汽相为理想气体时
pA p x yA P P
0 A A
0 P pB xA 0 0 p A pB
0 0 pA P pB yA 0 0 P p A pB
露点方程 严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、 结构相似的组分所组成的溶液，如苯 - 甲苯，甲醇 乙醇等，可视为理想溶液；若汽相压力不太高，可 视为理想气体，则物系可视为理想物系。 对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平 衡数据更多地依靠实验测定。
R 1
R 1
2．提馏段操作线
对提馏段第m层板以下塔板及再沸器作物料衡 算，以单位时间为基准： 总物料衡算： L’ = V’ + W 易挥发组分衡算：L’x’m = V’y’m+1+WxW 提馏段操作线方程为：
例 试计算压强为99kPa，温度为90℃时苯(A)甲苯 (B)物系平衡时，苯与甲苯在液相和气相中的组成。 已知t=90℃时，p°A=135.5kPa,p°B=54kPa。 解 计算苯在液相和气相中的组成：
p p 99 54 xA 0.552 pA p 135.5 54
四、精馏操作流程
精馏过程可连续操作，也可间 歇操作。精馏装置系统一般都 应由精馏塔、塔顶冷凝器、塔 底再沸器等相关设备组成，有 时还要配原料预热器、产品冷 却器、回流用泵等辅助设备。
原料加入的那层塔板称为加料 板。加料板以上部分，起精制 原料中易挥发组分的作用，称 为精馏段，塔顶产品称为馏出 液。加料板以下部分 ( 含加料 板 ) ，起提浓原料中难挥发组 分的作用，称为提馏段，从塔 釜排出的液体称为塔底产品或 釜残液。
殊精馏等多种方式；
物系的组分数可分为双组分精馏和多组分精馏；
按操作压力可分为常压蒸馏、加压蒸馏和减压（真
空）蒸馏；
按操作方式又分为间歇精馏和连续精馏。
本章着重讨论常压下双组分连续精馏
项目二 双组分溶液的气液相平衡 (Vapor-liquid equilibria in binary systems)
②气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略； ③塔设备保温良好，热损失可也忽略。
2．恒摩尔流假定内容 （1）恒摩尔汽化 精馏操作时，在精馏塔的精馏段内，每层板的上升蒸汽摩尔流 量都是相等的，在提馏段内也是如此： 精馏段 V1=V2=V3=…＝Vn=常数 提馏段 V1’=V2’=∙∙∙∙∙∙＝Vn’=常数 但两段的上升蒸汽摩尔流量却不一定相等。 （2）恒摩尔液流 精馏操作时，在塔的精馏段内，每层板下降的液体摩尔流量都 是相等，在提馏段内也是如此： 精馏段 L1=L2=L3=…＝Ln=常数 提馏段 L1’=L2’=∙∙∙∙∙∙＝Ln’=常数 但两段的下降液体摩尔流量不一定相等。