化工原理下冊講稿第十章 蒸餾講稿4

第六節(jié)其他蒸餾方式一、水蒸氣蒸餾(一)沸點降低原理

互不相溶的兩個液相，當達到汽-液-液三相平衡時，汽相總壓是各組分在平衡溫度時的蒸氣分壓之和。由于在水蒸氣蒸餾時，水蒸氣具有一定分壓，于是對于待分離的物質(zhì)來說，其蒸氣分壓必小于總壓，因而能在較低的溫度下進行蒸餾。第六節(jié)其他蒸餾方式(一)沸點降低原理第六節(jié)其他蒸餾方式(二)水蒸氣消耗系數(shù)水蒸氣分壓愈大，消耗水蒸氣愈多，其用量可以如下計算：NA,NW分別為水蒸氣及A物質(zhì)的摩爾流率以質(zhì)量計時式中Gw、GA分別為蒸餾出的水蒸氣及A物質(zhì)的質(zhì)量流率。上式表示蒸餾單位質(zhì)量A物質(zhì)所消耗的水蒸氣質(zhì)量,稱為水蒸氣消耗系數(shù)。二、間歇精餾(1)非定態(tài)過程，W、x，T

。;(2)只有精餾段;(3)塔頂產(chǎn)品組成變化取決于操作方式。若保持R不變，xD將隨xW的下降而下降；若要維持xD不變，則需不斷加大R。第六節(jié)其他蒸餾方式D,xDW,xWQVLF

料液一次加入蒸餾釜中。加熱產(chǎn)生的蒸汽經(jīng)冷凝器冷凝，部分作為塔頂產(chǎn)品，部分作為回流。間歇精餾過程的特點：操作：三、恒沸精餾與萃取精餾簡介

具有恒沸點或接近1的物系，受相平衡的限制或經(jīng)濟合理性的制約，不能或不宜采用普通精餾方法進行分離。

解決方法一：采用萃取、吸附以及膜分離等其它分離方法。

解決方法二：采用特殊精餾。向精餾系統(tǒng)添加第三組分，通過它對原溶液中各組分間的不同作用，提高原溶液各組分間的，使原來難以用精餾分離的物系變得易于分離。第六節(jié)其他蒸餾方式1.恒沸精餾

加入第三組分(恒沸劑或挾帶劑)，使之與原溶液中一或兩個組分形成恒沸物，再用一般精餾方法分離。

第六節(jié)其他蒸餾方式乙醇-水二元恒沸物（恒沸點78.15℃，乙醇摩爾分率0.894）苯、乙醇、水三元非均相恒沸物：苯：0.554乙醇：0.230水：0.226沸點：64.85℃上層苯相苯：0.761乙醇：0.189水:0.05下層水相苯：0.017乙醇：0.316水:0.667無水酒精水恒沸精餾塔分層器乙醇回收塔苯回收塔冷凝器冷凝器三元非均相恒沸物三元非均相恒沸物稀乙醇水溶液二元恒沸物二元恒沸物乙醇水恒沸物2.工業(yè)酒精恒沸精餾（用苯作恒沸劑）制取無水酒精第六節(jié)其他蒸餾方式3.萃取精餾

加入第三組分萃取劑(溶劑)，雖不與原溶液中任一組分形成恒沸物，但可以改變原組分的從而實現(xiàn)精餾分離。

第六節(jié)其他蒸餾方式4.苯-環(huán)己烷溶液的萃取分離

常壓下苯的沸點為80.1℃，環(huán)己烷的沸點為80.73℃，為0.98，難于用普通精餾方法分離。若在該溶液中加入沸點較高的糠醛（沸點161.7℃），則溶液的相對揮發(fā)度發(fā)生顯著的變化。循環(huán)糠醛補充糠醛脫溶劑頂部產(chǎn)品脫溶劑底部產(chǎn)品苯+環(huán)己烷（原料）萃取劑回收段溶劑分離塔萃取精餾塔冷凝器冷凝器環(huán)己烷糠醛-苯混合液苯x糠醛0.00.980.21.380.41.860.52.070.62.360.72.7第六節(jié)其他蒸餾方式第七節(jié)多元精餾一、流程方案的選擇DABCDBCDCD–––ABCCABCDBCDBC–––ADBDABCDABCD–––ACB第七節(jié)多元精餾DABCDABC––ACBC–BDABCDABC––CAAB–B用精餾塔分離有4個組分的溶液需要3個塔;生產(chǎn)4個產(chǎn)品的流程方案有5個。第七節(jié)多元精餾用精餾塔分離有n個組分的溶液需要(n-1)個塔;生產(chǎn)n個產(chǎn)品的流程數(shù)可用下式計算：(1)如果各組分之間的相對揮發(fā)度變化較大，則按相對揮發(fā)度減小的順序安排分離流程。

(2)如果各組分在原料中的含量變化比較大、而相對揮發(fā)度變化又不太大，則按含量減小的順序分別取出。

(3)當組分的含量和相對揮發(fā)度的變化范圍均不大時，則將組分作為塔頂產(chǎn)品按輕、重順序分別取出。

(4)容易聚合的組分應(yīng)減少其加熱次數(shù)，以減少聚合的可能性。流程方案的選擇原則第七節(jié)多元精餾露點方程∑(yi/Ki)＝1泡點方程∑Kixi＝l1.泡點方程及露點方程第七節(jié)多元精餾二、多元物系的汽、液相平衡關(guān)系2.通過相對揮發(fā)度表示的相平衡方程已知若選取某一組分j作為對比的組分，則任一組分i對組分j的相對揮發(fā)度將上式分子、分母均除以Kj，可得即類似可寫出第七節(jié)多元精餾三、多元平衡蒸餾計算

１.計算任務(wù)：

(1)已知操作壓力P、汽化或冷凝溫度ｔ，進料組成xi,F，求Ｖ、Ｌ(或汽化分率ｅ)及平衡汽、液組成ｙｉ和ｘｉ；

(2)已知操作壓力P、進料組成xi,F汽化分率ｅ，求溫度ｔ以及平衡汽、液相組成ｙｉ和ｘｉ。２.計算工具：物料衡算、相平衡和熱量衡算方程(一)平衡氣化與平衡冷凝進料F,xi,F加熱器或冷卻器氣相V,yi液相Ｌ,xi第七節(jié)多元精餾進料F,xi,F加熱器或冷卻器氣相V,yi液相Ｌ,xi由上兩式消去L可得：3．物料衡算和相平衡方程對右圖的平衡汽化或冷凝系統(tǒng)：總物料衡算任一組分的物料衡算第七節(jié)多元精餾進料F,xi,F加熱器或冷卻器氣相V,yi液相Ｌ,xi(1)(2)第七節(jié)多元精餾計算任務(wù)1計算步驟：假設(shè)氣化率ｅ由T,P確定Ki是否成立輸出氣化率ｅ、V、L、xi否是第七節(jié)多元精餾計算任務(wù)2計算步驟：假設(shè)t由T,P確定Ki是否成立輸出氣化率t、V、L、xi否是第七節(jié)多元精餾4.熱量衡算方程對平衡汽化或冷凝過程可寫出熱量衡算方程如下：

輕烴類混合物的熱焓可按下式計算：

其中──進料中純組分i的熱焓，J/mol；──汽相中純組分i的熱焓，J/mol；──液相中純組分i的熱焓，J/mol。進料F,HF加熱器或冷卻器氣相V,HV液相Ｌ,HL可以計算汽化過程所需加入的熱量(+Q)或冷凝過程所需除去的熱量(-Q)。第七節(jié)多元精餾（二）絕熱閃蒸過程及計算

１.計算任務(wù)：

(1)已知溫度ｔ，進料組成xi,F，壓力由P1閃蒸到P2時，求閃蒸后的溫度t2,汽化分率ｅ及平衡汽、液組成ｙｉ和ｘｉ２.計算工具：物料衡算、相平衡和熱量衡算方程F,xi,F減壓閥氣相V,yi液相Ｌ,xiP1,t1t2=?P2第七節(jié)多元精餾3.熱量衡算方程

對于絕熱閃蒸過程，由于Q＝0，由熱量衡算，可得：將代入上式消去L即得第七節(jié)多元精餾F,xi,F減壓閥氣相V,yi液相Ｌ,xiP1,t1t2=?P24.計算步驟：假設(shè)溫度t2；由t2,P確定Ki假設(shè)e是否成立輸出氣化率ｅ、V、L、xi否是計算HF,HV,HL由絕熱過程熱量衡算計算e′比較e′=e是否成立輸出結(jié)果是否1.對多組分溶液分離起控制作用的兩個組分(一般為工藝中最關(guān)心的兩個組分)。揮發(fā)度高的組分稱為輕關(guān)鍵組分，揮發(fā)度低的稱為重關(guān)鍵組分。

2.理論板數(shù)的確定，通常以關(guān)鍵組分所需達到的分離程度或回收率作為計算的依據(jù)。

3.在一定條件下，其它組分在餾出液和釜殘液中的組成隨關(guān)鍵組分的分離程度或回收率而定，不能再任意規(guī)定。四、產(chǎn)品組成和量的決定──全塔物料衡算(一)關(guān)鍵組分第七節(jié)多元精餾(二)全塔物料衡算①兩關(guān)鍵組分為相鄰組分；②兩關(guān)鍵組分之間及其與相鄰的組分α相差較大；③兩關(guān)鍵組分為分離要求較高。1.清晰分割的內(nèi)容第七節(jié)多元精餾2.清晰分割成立的條件塔頂產(chǎn)品中不含比重關(guān)鍵組分還重的組分塔底產(chǎn)品中不含比輕關(guān)鍵組分還輕的組分①兩關(guān)鍵組分不相鄰；②兩關(guān)鍵組分之間分離程度不高；③兩關(guān)鍵組分與相鄰的組分揮發(fā)度相接近。第七節(jié)多元精餾3.非清晰分割塔頂產(chǎn)品中含有比重關(guān)鍵組分還重的組分塔底產(chǎn)品中含有比輕關(guān)鍵組分還輕的組分4.非清晰分割的條件若將上式中輕關(guān)鍵組分換成某一組分i，則即（1）（2）第七節(jié)多元精餾最少理論塔板數(shù)的計算─用Fenske方程計算第七節(jié)多元精餾由式(1)，(2)可得i組分輕關(guān)鍵組分重關(guān)鍵組分BA

由亨斯特別克(Hengstebeck)法第七節(jié)多元精餾(一)最小回流比1.恩德伍德(Underwood)公式式中：ij

——

相對揮發(fā)度，取塔頂和塔釜的平均溫度時的值；——第一式的根，其值介于輕、重關(guān)鍵組分與對比組分j的相對揮發(fā)度之間。第七節(jié)多元精餾五、求理論板數(shù)的簡捷法1．確定輕、重關(guān)鍵組分；2．以清晰分割估算各組分在塔頂、塔底產(chǎn)品中的組成；3．確定塔的操作壓力；4．計算塔頂、塔底、進料溫度；5．由芬斯克公式計算Nmin；6．用非清晰分割對塔頂、塔底組成進行校核；7．由恩德伍德公式計算Rmin；8．由吉利蘭圖求所需理論板數(shù)；9．確定進料位置；第七節(jié)多元精餾(二)簡捷法求理論板數(shù)步驟例題18某廠脫乙烷塔進料組成如下：組成CH4C2H4C2H6C3H6C3H8i-C4H10總計XFi(mol%)0.01030.61110.07280.24150.00780.05651.00進料為飽和液相，流率為305kmol/h，塔頂采用部分冷凝器，冷凝溫度為12℃。要求丙烯回收率不低于99.1％(摩爾)，乙烷回收率不低于97.6％(摩爾)，試計算：(1)塔頂和塔底產(chǎn)品量和組成。(2)塔的操作壓力(忽略壓降)。(3)塔底溫度。(4)最小理論板數(shù)。(5)最小回流比。(6)操作回流比為最小回流比的1.2倍時，用簡捷法求所需理論板數(shù)和進料位置。清晰分割結(jié)果F=305xFifidiwixDixWiA0.01033.14153.14150.00000.01480.0000B0.6111186.3855186.38550.00000.87980.0000C0.072822.204021.67110.53290.10230.0057D0.241573.65750.662972.99460.00310.7837E0.00782.37900.00002.37900.00000.0255F0.056517.23250.000017.23250.00000.1850∑1.0000305.0000211.861093.13901.00001.0000回流罐壓力確定（12℃，分凝器，yi=xdi)∑yi/Ki=1)P,atmABCDEF∑yi/KixDi0.01482810.8797540.1022890.00312900

403.81.20.820.290.250.120.872562859443.510.750.260.240.1051.032410577423.61.050.770.280.250.110.985997758433.551.0250.760.270.2450.1071.008653224進料溫度的確定P=43atm,xi=xFi,∑Kixi=1T,℃ABCDEF∑KixixFi0.01030.61110.07280.24150.00780.0565

604.821.40.660.60.321.53763504.41.81.30.540.570.281.374796404.21.61.10.470.420.211.2178813041.410.390.340.171.066377203.71.20.90.330.290.130.918907253.91.320.960.360.320.151.006146塔底溫度的確定P=43atm,xi=xWi,∑Kixi=1T,℃ABCDEF∑KixixFi000.0057220.7837170.0255420.185019

905.22.61.90.980.910.50.802156996925.32.7210.920.510.818658909965.42.82.11.020.980.540.8364379451005.42.92.151.0510.560.8607463741105.63.052.31.21.10.60.9817163691155.83.22.31.2251.10.671.001309289全塔平均相對揮發(fā)度的計算

ABCDEF回流罐K3.551.0250.760.270.2450.107回流罐α13.1481483.7962962.81481510.9074070.396296進料K3.91.320.960.360.320.15進料α10.8333333.6666672.66666710.8888890.416667塔底K5.83.22.31.2251.10.67塔底α4.73469392.6122451.87755110.8979590.546939α8.76946033.3129522.4154810