蒸餾

Distillation第一節概述第二節雙組分溶液的汽液相平衡第三節蒸餾與精餾原理第四節雙組分連續精餾塔的計算第五節間歇精餾第六節恒沸精餾與萃取精餾第七節板式塔第一節概述

Introduction蒸餾是分離液體混合物的一種方法。利用液體混合物中各組分的揮發度不同來進行分離的操作稱蒸餾。在一定溫度壓力下，揮發性高的組分(也稱低沸點、易揮發、輕組分)在汽相中的濃度比在液相中濃度高。反之，揮發性低的組分(也稱高沸點、難揮發、重組分)在汽相中的濃度比在液相中濃度低。從而可以在塔頂得到輕組分，而在塔底得到較重組分。在一個塔內進行多次部分汽化和部分冷凝，輕、重組分分離的操作叫精餾（Rectification）。簡單蒸餾平衡蒸餾精餾特殊精餾連續精餾間歇精餾雙組分精餾多組分精餾蒸餾分類按蒸餾性質分類按操作性質分類按分離物料性質分類第二節雙組分溶液的汽液相平衡Vaporliquidphaseequilibriumoftwocomponents

一、溶液的蒸汽壓及拉烏爾定律在一定條件下，液體與其上方的蒸汽達到動態平衡，即液相中的分子向汽相轉移的個數與同時從汽相向液相轉移的分子數相等時，稱達到了汽液相平衡。此時液體上方的蒸汽壓叫該物質的飽和蒸汽壓。混合溶液達汽液相平衡時，溶液中某組分的蒸汽壓比純組分的飽和蒸汽壓低。理想溶液：兩組分的分子相互作用完全相等，所形成的溶液無容積效應、無熱效應。非理想溶液：兩組分的分子相互作用不等，所形成的溶液稱非理想溶液。理想溶液的汽液相平衡服從拉烏爾(Raoult)定律。

上標表示純組分的飽和蒸汽壓液相摩爾分率溶液上方組分的蒸汽分壓二、溫度－組成圖苯和甲苯形成的溶液近似為理想溶液。其汽液平衡示意相圖如左圖。理想溶液的相圖可用拉烏爾定律計算得出。t/Cx或ytbtd

露點泡點對某一溫度和總壓，由這幾式可求出xA，yA。得出一系列的值后便可作出如前圖所示的圖來。對于非理想溶液，計算很復雜。一般由實驗得出平衡數據。實驗得出的平衡數據也是計算的基礎。三、汽液相平衡圖(y-x圖)除了t-x-y相圖之外，還有p-x(y)相圖、y-x相圖，蒸餾操作中常用y-x相圖。只要重新作出座標,就可用同樣數據繪出y-x相圖來。易揮發組分汽相濃度大于液相濃度。yAxAyA＞xA四、雙組分非理想溶液若溶液中兩組分間的相互作用比純組分的作用小，則溶液組分容易汽化，溶液上方組分的蒸汽分壓比理想溶液大。稱對拉烏爾定律呈現正偏差。如乙醇－水、正丙醇－水體系。反之，若溶液中兩組分間的相互作用比純組分的作用大，則溶液組分不容易汽化，溶液上方組分的蒸汽分壓比理想溶液小。稱對拉烏爾定律呈現負偏差。如硝酸－水、氯仿－丙酮體系。t/Cx或y常壓下乙醇－水體系相圖最低恒沸點78.15

C0.894最高恒沸點t/Cx或y常壓下硝酸－水體系相圖常壓下乙醇－水體系y-x相圖yAxAMyAxA常壓下硝酸－水體系y-x相圖M恒沸組成隨壓力而變。在通常情況下，不能用普通精餾方法分離恒沸液，使同時得到兩種純組分。操作中改變壓力可改變恒沸組成，從而越過原恒沸點，達到完全分離目的。但實際上很少采用此法。溶液有無恒沸點，是由實驗決定的。并非所有非理想體系都有恒沸點。五、揮發度及相對揮發度1.揮發度(Volatility)揮發度：表示純物質在一定溫度下蒸汽壓的大小。在溶液中，用某組分在汽相中的分壓與其平衡液相的摩爾分數之比來表示揮發度的大小。理想溶液服從拉烏爾定律2.相對揮發度(relativevolatility)溶液中兩組分揮發度之比稱相對揮發度,

。通常用易揮發組分揮發度作分子。若汽相服從理想氣體規律，則對理想溶液當溶液與理想溶液相差不大時，可近似認為相對揮發度為常數，取其平均值代替。3.汽液相平衡方程對二元溶液，整理并略去下標得若已知相對揮發度，則可由x計算y或由y計算x。

一般不是常數，變化不大時可用平均值代替而取為常數以簡化計算。

越大，兩組分越容易分離。當

1時，很難分離，

=1時不能用普通方法分離。第三節蒸餾與精餾原理

Principlesofdistillationandrectification

一、簡單蒸餾與平衡蒸餾1.簡單蒸餾混合液加入蒸餾釜后在恒壓下加熱使液體汽化，液相中易揮發組分濃度不斷降低。不穩定的間歇操作。去冷凝2.平衡蒸餾(閃蒸，flashdistillation)混合液加熱后減壓，在分離器中部分液體汽化，熱量由液體溫度降低提供。在分離器中近似為平衡過程。操作是穩定連續過程。但這種分離只能初步分離，不能得到純組分。二、精餾原理1.多次部分汽化部分冷凝t/CxA(yA)L1L2L3L4G4G3G2G1加熱冷卻加熱加熱冷卻多次部分冷凝部分汽化操作示意圖多次部分冷凝和汽化的改進：后一級冷凝液相加入前一級汽相中(對前級汽相起冷凝作用)；后一級汽化汽相加入前一級液相中(對前級液相起加熱作用)。可使操作連續、穩定。但設備仍然太多，操作不便，控制也困難。將每一個分離裝置設置成一塊塔板，形成精餾塔。每一塔板代替部分冷凝汽化的分離設備，使操作更方便靈活，控制更容易。2.塔板的作用ynxnyn+1下層塔板汽化的汽相上升，通過塔板上的小孔與塔板上的液相充分接觸傳熱、傳質；塔板上的液體經降液管下降到下層塔板。每一層塔板上離開的汽相和液相近似平衡。易揮發組分汽相濃度yn>yn+1,液相濃度xn<xn

-1。塔頂得到較純易揮發組分，塔底得到較純難揮發組分。在穩定蒸餾過程中，每塊塔板上冷凝的蒸汽量恰好等于被汽化的液體量。3.精餾塔的分離過程精餾塔內設多塊塔板。汽相沿塔板逐級上升，在塔頂再冷凝得到產品并將部分產品回流到塔內，以維持穩定操作。液相沿塔板降液管逐級下降，到塔底得到難揮發組分較多的殘液。原料液從塔中某層塔板處加入，該板稱加料板。加料板以上稱為精餾段(rectifyingsection)，加料板及以下稱提餾段(strippingsection)。DRWF加熱提餾段精餾段回流目的：將餾出液部分回流以提供下降液體，保證第一層板上的平衡和傳熱傳質過程；提供較濃液相，保證汽化出的汽相濃度達到要求。塔底再沸器內汽體上升到底層塔板，保證底層塔板濃度低的汽相與之平衡。精餾塔的塔頂回流、塔底上升蒸汽是保證過程連續穩定進行的必要條件。精餾裝置一般必須包括冷凝器和再沸器。精餾過程也可用填料塔代替板式塔，其余裝置相同。第四節雙組分連續精餾塔的計算

Calculationofcontinuerectificationtoweroftwocomponents工業蒸餾過程一般為連續精餾。精餾塔的計算內容包括：物料衡算、塔板數、進料口位置等。一、全塔物料衡算對全塔作物料衡算

F=D＋W再對其中易揮發組分衡算

FxF=DxD

+WxW易揮發組分回收率

難揮發組分回收率DFW二、理論板的概念與恒摩爾流的假定1.理論板(Theoreticalplate)的概念設塔內任一塔板上，離開該板的汽相與液相達汽液平衡。實際塔板不可能達汽液平衡，但理論上用平衡板來處理較方便，這樣可以應用相平衡規律計算離開塔板的汽液相濃度。計算得出理論塔板數后，再經實際經驗加上校正系數就可得出實際需要的塔板數。2.恒摩爾流的假設精餾塔內的汽液兩相流體的流動是很復雜的。為了簡化計算，作以下假設：1.恒摩爾汽化精餾段內，每層塔板上升的蒸汽摩爾流量相等。提餾段內，每層塔板上升的蒸汽摩爾流量相等。

V1=V2=…=Vn=定值（精餾段）

V

1=V

2=…=V

n=另一定值（提餾段）2.恒摩爾溢流精餾段內，每層塔板下降的溢流摩爾流量相等。提餾段內，每層塔板下降的溢流摩爾流量相等L1=L2=…=Ln=定值（精餾段）

L

1=L

2=…=L

n=另一定值（提餾段）一定注意：精餾段和提餾段下降的溢流分別不相等。精餾段和提餾段上升的蒸汽分別不相等。因為加料板加入原料液后使兩段汽液兩相流量發生變化。當各組分摩爾汽化焓相等，汽液接觸良好且可忽略顯熱(與汽化熱比較)，保溫良好且塔的熱損失可忽略時，恒摩爾流假定基本上成立。三、操作線方程1.精餾段操作線方程對如圖劃定范圍作物料衡算

V=L+D對易揮發組分衡算

Vyn+1=Lxn+DxDV,yn+1L,xn令回流比R=L/DD,xD第n板(6-22)操作線方程表示某層塔板與其相鄰塔板汽相組成與液相組成之間的關系。精餾段操作線方程是一直線，斜率R/(R+1)，截距xD/(R+1)。通常塔頂的蒸汽在冷凝器中全部冷凝為液相，稱為全凝器，冷凝液在泡點溫度下部分回流，稱泡點回流。全凝器的物料衡算：V=L+D=(R+1)D例6-4氯仿和四氯化碳混合液在一連續精餾塔中進行分離。要求餾出液中氯仿的組成為0.95(摩爾分率)，餾出液流量50kg/h，塔頂為全凝器，全塔平均相對揮發度

=1.6,回流比R=2。求：(1)第一塊塔板下降的液體組成；

(2)精餾段各板上升蒸汽V及下降液體L。解:(1)進全凝器的汽相組成與出全凝器的液相組成相同，y1=0.95。第一板的平衡關系解得x1=0.92(2)將已知質量流量換算為摩爾流量

V=(R+1)D=30.414=1.242kmol/h

L=V-D=1.242-0.414=0.828kmol/hkmol/h2.提餾段操作線方程按圖所示范圍作物料衡算

L=V+WL

xm=V

ym+1+WxW提餾段操作線方程是一直線，斜率L

/(L

-W)，截距-WxW/(L

-W)。(5-27)W,xWL

,xmV

,ym+1第m+1層板四、理論板數的確定1.逐板計算法塔頂為全凝器，所以

y1=xD從第一板下降的液相組成要滿足平衡關系可以解出x1(或從相平衡圖上讀出)D,xD第1板y1y2y3x1x2x3第二板上升汽相組成與第一板下降液相組成之間符合操作線方程由此得出y2,以下重復應用平衡關系和操作線方程可以逐板解出汽、液相組成。直到xn<xF(對飽和液體進料),說明此板即為加料板位置。精餾段的塔板數為n-1。從加料板開始，用同樣方法計算，直到xm<xW為止。提餾段塔板數為m-1,第m層為再沸器。如果不是飽和液體進料，則應根據進料情況，找出加料板達汽液平衡的汽、液相濃度，然后再用上法計算。所以加料板的位置與加料板進料熱狀態有關。由于加料板是精餾段和提餾段的分界，也可以通過精餾段操作線和提餾段操作線的交點來找出加料板的位置。2.圖解法應用原理與逐板計算法一樣，但不是采用逐次計算的方法，而是將平衡關系和操作線畫在圖上，逐次作圖找出平衡相點和操作點之間轉換關系，以此得到理論板數。先在直角坐標上畫出平衡相圖y-x圖。然后畫出對角線，在該直線上找出y=x=xD,通過該點作精餾段操作線同樣找出y=x=xw，

通過該點作提餾段操作線然后從A開始依次作水平線交平衡線于A

，從A

作垂直線交操作線，再從交點作水平線；…過D點的板表示加料板。DA

TT

xDA

xWB

xy操作關系平衡關系五、進料熱狀態的影響和q線方程進料熱狀態不同，可使精餾操作中兩段汽液相流量發生變化。1.進料熱狀況參數對加料板作物料衡算:V-V=F-(L-L)由于板上為平衡(理論板)，相鄰兩板的溫度和濃度差別不大，所以近似有：hL

hL

=h

hV

hV

=H作熱量衡算:(V-V)H=FhF-(L-L)hF,hFL,hLV,hVL

,hL

V

,hV

[F-(L-L)]H=FhF-(L-L)hF(H-hF)=(L-L)(H-h)定義進料熱狀態參數q為進料液的溫度不同，熱狀態參數q值不同。五種進料熱狀態(1)冷液進料料液溫度低于泡點溫度。V＜V

，L

＞F+L(2)泡點液體進料料液溫度等于泡點溫度，且全部是飽和液體。L

＝F+L，V＝V

(3)汽液混合物進料料液溫度等于泡點溫度，但有一部分蒸汽。V＞V

，L

＜F+LFLVL

V

冷液進料FLVL

V

飽和液體L

V

FLV汽液混合(4)飽和蒸汽進料溫度等于泡點溫度，且全部為飽和蒸汽。V＝V

＋F，L

＝Lq=0(5)過熱蒸汽進料溫度高于泡點溫度，且全部為蒸汽。V>V

＋F，L<Lq<0FLVL

V

飽和蒸汽FLVL

V

過熱蒸汽例6-5含正戊烷0.4(摩爾分率)和正己烷0.6的混合物在精餾塔中分離，進料溫度為20C，平均摩爾質量MF=80.4kg/kmol，求進料熱狀態參數q。解：先判斷是哪種進料狀態，查該雙組分體系相圖，得出體系的泡點為51C＞20C，所以為冷液進料。根據q的定義應該查出兩個組分的汽化潛熱和比熱，再取混合物的平均值，代入上式計算便可。但要注意：操作是在平衡情況下進行的，所以板的實際溫度是泡點溫度，而冷液要加熱到泡點溫度再汽化。查得51C時各組分的汽化潛熱和比熱分別為：rc5=23800kJ/kmolrc6=29200kJ/kmolCp,c5=179kJ/(kmol.K)Cp,c6=198kJ/(kmol.K)r=238000.4+292000.6=27000kJ/kmolcp=1790.4+1980.6=190kJ/(kmol.K)2.q線方程(進料方程)進料板是精餾段和提餾段的交界處，所以精餾段操作線和提餾段操作線的交點也表示進料位置。所以進料熱狀態對精餾操作的影響可以通過進料線方程來分析。因為D點既在精餾段直線上又在提餾段直線上，

Vy=Lx+DxD

V

y=L

x–WxW兩式相減

(V-V)y=(L-L)x–WxW-DxD由q的定義L

-L=qF再由加料板物料衡算

V

-V=(q-1)F(q-1)Fy=qFx–FxF(全塔物料衡算得到)整理得

(6-37)上方程稱進料線方程，該直線通過x=y=xF這一點。由該點及q定出斜率后易作出進料線。用q的定義改寫提餾段操作線方程得(6-36)

q>1q=10<q<1q=0q<0yxxF

進料熱狀態對進料方程的影響3.進料熱狀態對精餾操作的影響回流比R不變時，q值不改變精餾段操作線，只改變提餾段操作線。q值減小，提餾段操作線向平衡線靠近，推動力減小，所需理論板數增多。

q>1q=10<q<1q=0yxxF

進料熱狀態對精餾操作的影響xD

xW

例6-7有兩股原料，一為100kmol/h含苯0.6及甲苯0.4的混合液，另一為100kmol/h含苯0.2及含甲苯0.8的混合液。擬用精餾操作分離，要求餾出液含苯0.9，釜液含苯0.05(以上濃度均為摩爾分率)。塔頂為全凝器，塔釜為間接水蒸氣加熱，回流比為2。問下述兩種方案哪種所需理論板數少？(1)兩股原料分別在其泡點下進入相應濃度塔板上；(2)將兩股原料混合后在其泡點下進入相應濃度塔板上。解:(1)兩股原料分別進料，易揮發組分濃度大的應在塔的上部進料。上部為普通精餾段，操作線方程為第二段的操作線需另作物料衡算求出。在圖示紅線框內作物料衡算得V

＋F1=L

＋DVys+1＋F1xF1=Lxs＋DxDDF1WF2精餾段中間段提餾段S+1板V

L

得出進料為飽和液體，V=V=(R+1)DL

=L+F1此即為中間段的操作線方程。下段的操作線方程即提餾段操作線方程。由進料為飽和液體知，q線垂直于橫軸，再由精餾段和提餾段的斜率或截距容易作出操作線。中間段的直線也不一定要求出截距再作。yxxWxF2xF1xD(2)兩股原料混合后加入。只要求出混合后的組成就可用常規精餾法處理。求得xF=0.4作圖得塔板數增加。yxxWxFxD例6-8

含甲醇0.45的甲醇水溶液在一常壓精餾塔中分離。原料為100kmol/h，泡點進料，要求餾出液含甲醇0.95，釜液含甲醇0.05，回流比為1.8，塔釜用水蒸氣直接加熱。求理論塔板數。平衡數據如表。解：塔底通入水蒸氣直接加熱，提餾段物料與間接加熱時不同，精餾段不變。對提餾段重新作物料衡算：L

＋V0=V+WL

xm=V

ym+1+WxWW,xWL

,xmV

,ym+1第m+1層板V0寫成直線形式注意：不再與對角形交于y=x=xw處。而是與x軸交于x=xw。提餾段操作線只要過橫軸x=xw和進料線與精餾段直線的交點就行了。yxW

xF

xD

六、回流比的影響及選擇通常回流比加大，推動力增大，所需理論塔板數減少。但冷凝器和再沸器負荷加重，操作費用增多。應該兼顧兩者選擇合適的回流比。1.全回流與最少理論板數塔頂蒸汽在全凝器中冷凝后全部回流塔內稱全回流(totalreflux)。因為不引出產品，全回流只在理論、實驗研究和精餾開車時有用。D=0,F=0,W=0，全塔一段操作。操作線斜率為1，所以對角線即為操作線。此時所需理論板數最少。全回流時理論塔板數最少全回流的芬斯克方程相對揮發度與濃度的關系

操作線yn=xn-1反復應用這兩個式子平衡關系操作關系一般情況下各層塔板的相對揮發度不等。工程上可近似取平均值代替。定義當塔頂和塔底的相對揮發度相差不大時，可取

則有最少理論塔板數(6-40)2.最小回流比回流比減小，操作線向平衡線靠近，理論塔板數增加。但回流比不能無限減小，到理論上沒有蒸餾推動力時回流比為最小。通常用作圖法求最小回流比，當平衡關系較簡單時也可用計算法。(1)作圖法作進料線交平衡線于點D,過D點的精餾段操作線必然使理論塔板數為無窮多。因為在D點已沒有蒸餾推動力了，平衡狀態需要無限長時間才能完成有限的過程。yqyxqxFxD一般平衡曲線時最小回流比的求法特殊平衡曲線時最小回流比的求法xFxWxD(2)解析法當平衡曲線為一般情況時，可以由已知平均相對揮發度及進料方程和平衡方程解出xq，yq，然后代入式(6-41)計算。泡點液體進料時，xq=xF飽和蒸汽進料時，yq=xF=yF用求出相應的yq或xq后再用公式計算.(2)適宜回流比最小回流比是理論的極限，實際上不可能在這個回流比下操作。但當然也不能為全回流，所以有一個適宜值。R小，塔板數多，設備費用貴。R大，塔板數少，但上升蒸汽量大，也可能使設備尺寸增大，從而增加設備費用。合適的回流比為R=(1.2~2.0)Rmin難分離的物系R應取大些，反之則可小些。費用總費用操作費用設備費用Rmin

R例6-9

分離正庚烷和正辛烷的混合液，原料液組成0.45且為泡點液體進料。要求餾出液組成為0.95,釜液組成不高于0.02，汽液平衡數據如附表。求：(1)全回流時最少理論塔板數；(2)最小回流比及操作回流比(R=1.5Rmin)。解：繪出平衡曲線，全回流時操作線為對角線。泡點液體進料，xq=xF=0.45。掌握這兩個特點，求理論板數是不難的。(1)全回流時，在平衡曲線與對角線之間作梯級，直到x<xW為止。作圖得最少理論塔板數為10。

(2)從圖中讀出xq=xF=0.45時，yq=0.635R=1.5Rmin=1.51.7=2.55七、理論板數的簡捷計算常用的簡捷算法是利用吉利蘭關聯圖，將R、Rmin、N、Nmin四者關聯綜合在一圖中，利用最少理論板數和已知回流比值查出理論板數。步驟：求塔頂和塔底的相對揮發度

利用芬斯克公式求最少理論板數求最小回流比和回流比查出(N-Nmin)/(N+2)

計算N。注意：計算的N不包括再沸器。例6-11用簡捷算法解例6-9,求理論板數并與圖解法比較。塔頂、塔底在操作條件下純組分的飽和蒸汽壓如表所示。塔頂塔底正庚烷101.325205.3(kPa)正辛烷44.4101.325(kPa)解：體系近似為理想溶液，

=PA0/PB0最少理論板數

查圖得

N=14.3(不包括再沸器）用同樣方法對精餾段計算(用塔頂和進料相對揮發度)，可得

……N=6.17

加料板為第7板。

八、雙組分精餾的操作計算在塔設備已定的條件下，由操作條件計算精餾產品組成或產量，稱精餾的操作計算。以下述例題說明計算方法。例6-12有一雙組分混合液要在附圖所示的塔中分離，理論板數為5(不包括再沸器)。泡點液體進料，且直接進入再沸器。塔頂用全凝器，回流液為飽和液體。回流量為0.5kmol/h，進料量1kmol/h，進料組成0.5。要求塔頂產品組成0.9。已知平均相對揮發度為2。計算塔底產品濃度及塔頂、塔底產品流量。回流量已知，塔頂產品量不知，回流比不知，精餾段操作線方程不知。飽和液體進料，進料線為過xF=0.5的垂直線。只要操作線能作出，理論塔板數就能畫出，塔底產品能否滿足要求也就可知。因此可以先假設塔頂產品量作精餾段操作線判斷用已知塔板能否使塔底濃度達到要求若不能達到要求，則調整塔頂產品量重復上述計算直到滿足要求為止。先設D=0.25kmol/h,R=0.5/0.25=2W=F-D=1-0.25=0.75xW=(FxF-DxD)/W=(0.5-0.250.9)/0.75=0.367由物料衡算塔底濃度能滿足要求。再看用已知塔能否滿足要求。xWxW

由作圖得到塔底濃度大于物料衡算結果，不合要求。需重新調整D，使兩者盡可能接近，可以讓作圖結果略低于物料衡算結果。本題調整一次后，兩者較接近，再用內插法就可定出較準確的值。分析本題問題時應注意：加料濃度并不是平衡濃度，塔底出料濃度XW才是平衡濃度。加料線方程已失去本來意義。九、精餾裝置的熱量衡算1.冷凝器的熱負荷與冷卻水用量的計算忽略熱損失時，冷凝器的熱負荷等于蒸汽冷凝放出的潛熱。

Qc=D(R+1)(HV-hR)

塔頂蒸汽的摩爾焓值回流液的摩爾焓因此冷卻劑用量為

2.再沸器的熱負荷與加熱劑用量對全塔進行熱量衡算

QB

=QD+QW+QC-QF

塔頂塔底冷凝器原料液實際上應以焓表示才嚴格。加熱劑用量

加熱劑進出再沸器的比焓，kJ/kg。(6-47)3.熱能回收利用冷凝器放出的熱相當多，回收利用對于提高經濟效益意義重大。1.產生低壓水蒸氣塔頂氣體溫度高時，可用以產生低壓水蒸氣。2.作加熱劑預熱進料液、加熱其它物料、多塔操作的熱量相互交叉利用。3.熱泵消耗一定功將塔頂低溫熱源變為高溫熱源，可以用作再沸器的熱源。第五節間歇精餾(略)

Intermissionrectification間歇精餾主要有兩種操作方式：餾出液濃度恒定，不斷改變回流比；保持回流比恒定，餾出液濃度逐漸降低。一、餾出液組成恒定的操作塔內理論板數固定，不斷加大回流比才能保持該條件。因為釜液濃度不斷降低，塔板數又不變，只有加大推動力使操作線下移，才能滿足。操作中逐漸加大回流比，保持xD不變和塔板數不變的條件，直到釜液濃度達到要求為止。yxW2xW1xD餾出液組成恒定的操作XweXD計算理論最小回流比實際回流比及最終操作線最初回流比及最初操作線計算方法：由最后要求的釜液濃度求理論上的最小回流比Rmin

R

最終操作線求出理論板層數。因為最后都能滿足分離要求，在蒸餾初期釜液濃度較高，一定能順利分離。二、回流比恒定的操作回流比不變，餾出液組成和釜液組成都隨分離時間而變。但回流比不變，操作線始終為互相平行的直線。以操作初期的餾出液組成求最小回流比，不能以平均組成求。以后計算與餾出液組成恒定相同。XweXD3XD2XD1第六節恒沸精餾和萃取精餾(略)

Azeotropicandextractiverectification

當兩組分沸點很接近，相對揮發度約等于1時，用普通精餾方法分離不經濟。當有最低或最高恒沸點時，不可能用普通方法分離。此時可以采取恒沸精餾和萃取精餾的辦法分離。一、恒沸精餾加入第三組分使形成新的恒沸物，將原來某組分集中到新恒沸物中，以達到分離提純的目的。乙醇稀乙醇水AAAA二、萃取精餾加入萃取劑使原兩組分中某一組分蒸汽壓顯著改變，從而加大相對揮發度，也可達到分離恒沸物或沸點相差很小的兩組分的目的。yx異辛烷甲苯萃取劑第七節板式塔

Platetower一、塔板的流體力學狀況1.汽相通過塔板的阻力損失工程上用液柱高度表示阻力損失

hf=hd+hl

通過干塔板壓降通過液層的壓降2.塔板上液體的返混由于汽相擾動使流體在塔板上流動與主流方向相反，稱返混(backmixing)。

二、塔板效率常用莫弗里(Murphree)板效率表示。以汽相表示的單板效率

以液相表示的單板效率

全塔效率理論板數與實際板數之比稱為全塔效率。影響全塔效率的因素很多，物性、塔板結構、操作條件等都有影響。一般雙組分混合液的全塔效率在50~70%。全塔效率的圖解如圖6-48.二、塔高的確定

板式塔有效段高度由實際板數和板間距決定。板間距板間距為經驗值，取200,250,300,350,400,500mm等。空間要足夠，以利于檢修維護。對于填料塔可用等板高度的經驗值來確定塔高。一些填料的等板高度經驗值見表6-4。

HETP/mHETP/m

25mm填料0.46吸收1.5~1.8

38mm填料0.66小直徑塔塔徑

50mm填料0.90真空塔塔徑+0.1三、塔徑的計算根據流量關系易得計算塔徑的關鍵是合適的空塔氣速.空塔氣速與板間距的關系。按經驗值初步選取板間距后可計算最大允許空塔汽速：實際空塔汽速u=(0.6~0.8)umax第七章干燥

Dryness第一節概述第二節濕空氣的性質及濕度圖第三節干燥過程的物料衡算和熱量衡算第四節物料的平衡含水量和干燥速率第五節干燥設備第一節概述

Introduction一、固體物料的去濕方法除去固體原料、半成品或成品中的水分或其它溶劑，稱為去濕。去濕方法常有：機械去濕法：沉降、過濾、離心分離等。加熱去濕法：加熱使其中水分汽化并移走蒸汽，這種操作又稱干燥。通常兩類方法聯合運用，先用機械除去大部分水分，然后再進行干燥使產品達到較高的干燥程度。干燥目的：保證產品質量、方便運輸、貯藏和加工使用。二、濕物料的干燥方法干燥操作類型：(1)熱傳導干燥法(2)對流傳熱干燥法(3)紅外線輻射干燥法發熱體向金屬氧化物涂層供熱，涂層發出紅外輻射，被干燥物料接受熱量。物料固有頻率與輻射頻率相等時也發生共振，加熱干燥效果最好。(4)微波加熱干燥法也是一種輻射干燥。濕物料水分子的偶極子在微波能量作用下，發生激烈旋轉運動產生熱量，使物料水分蒸發逸出。(5)冷凍干燥法(真空干燥)冷凍并抽真空，使冰在很低的壓力下升華成水蒸氣。所需熱量主要是由物料本身降溫提供。常壓干燥：一般用此法。真空干燥：干燥速度快、適用于熱敏性物質、含水量要求很低的物料、有毒氣體物料等。但由于真空條件要求高，大型化、連續化有困難。三、對流干燥過程的傳熱與傳質熱空氣與濕物料直接接觸，傳熱推動力為空氣溫度與物料表面溫度之差。水汽蒸發出來被空氣帶走，傳熱推動力為水汽飽和分壓與空氣主體水汽實際分壓差。傳熱、傳質過程并存。空氣既是載熱體又是載濕體，空氣必須相當干燥(水汽分壓足夠低)和較高溫度才能完成干燥任務。所以干空氣一般先預熱到較高溫度后進入干燥器進行干燥操作。第二節濕空氣的性質及濕度圖

Thepropertiesandhumiditydrawingofwetair一、濕空氣的性質干燥過程中，濕空氣中水分不斷增加，但干空氣不變。所以通常以不變的干空氣為基準來討論濕空氣的性質比較方便。1.濕空氣的濕含量(1)水汽分壓pv壓力不高時按理想氣體規律討論

p=pv+pg(2)相對濕度

定義：

=pv/ps

=0絕干空氣

＜1未飽和空氣

=1飽和空氣（不能作干燥空氣）(3)濕度H定義：

易得以下關系(7-7)用相對濕度的定義可得(7-8)2.濕空氣的比容、比熱和焓(1)濕空氣的比容vH定義易得以下關系(2)濕空氣的比熱cH

cH=cg+cv

H在273~393k的溫度范圍內，干空氣和水汽的比熱分別可取平均值1.01和1.88kJ/kg，則

cH=1.01+1.88H(3)濕空氣的焓I

I=Ig+HIv以0C的干空氣和0C的水為焓的基準零值，則

I=1.01t+(r0+cvt)H=(1.01+1.88H)t+2492H(7-16)3.濕空氣的溫度(1)干球溫度(drybulbtemperature)t干球溫度即用普通溫度計測得的空氣溫度。(2)露點(dewpoint)td

將一定溫度t、一定壓力P、一定濕度H的空氣冷卻到開始有一滴液態水出現時的溫度稱為露點溫度。此時一定為飽和狀態，相對濕度等于1。濕度H越大，露點越高。露點濕度即飽和濕度(3)濕球溫度(wetbulbtemperature)tW未飽和濕球溫度恒低于干球溫度。開始濕球溫度計的濕球上的水溫等于空氣溫度，但濕球表面水的飽和蒸汽壓大于空氣中的水汽分壓，就有水汽不斷向空氣汽化。汽化所需的熱量只能由水溫降低來提供。在空氣與濕球間產生溫度差，熱量由空氣向濕球傳遞。傳遞熱量不夠汽化所需時，濕球水溫繼續下降。濕球溫度下降同時飽和蒸汽壓也降低，汽化速率也減小。當空氣供給濕球的熱量剛好等于汽化所需熱量時，達到平衡。濕球水溫不再下降，這個動態平衡的溫度就是濕球溫度。在整個過程中可以認為干球溫度和空氣的濕度都不變，因為空氣是大量的，而濕球表面的汽化量很少。顯然，濕球溫度是由干球溫度和濕度決定，濕度越大，兩個溫度差越小。當干球溫度與濕球溫度相等時達到飽和。相對濕度等于1。空氣向濕球表面對流傳熱速率水汽向空氣的傳質速率濕球溫度

濕球表面飽和濕度穩定平衡時

整理得

1.09kJ/(kg水.K)(4)絕熱飽和溫度(adiabaticsaturationtemperature)taS開始時溫度變化情況與濕球的溫度變化及熱量傳遞方式相同。但由于此時有大量的水循環，空氣的溫度也要變化。隨著水溫的降低空氣溫度也隨之降低。最后達到兩者達到靜態平衡。補充水飽和空氣最后平衡時空氣與水的溫度稱絕熱飽和溫度。空氣進入 絕熱飽和器后向水供熱使水汽化，但汽化后的熱量又隨汽帶入空氣中。雖然空氣溫度降低了，但總焓值不變。所以，在這個過程中，空氣為等焓過程。作焓平衡所以對空氣與水體系，cHas

/kH

所以tas

tW不飽和空氣t>tW>td飽和空氣t=tW=td二、濕空氣的濕度圖及其應用在一定總壓下，只要兩個獨立變量就可確定濕空氣的狀態，從而確定濕空氣的性質。原則上，知道pv,,H,I,t,td,tW=tas其中某兩個獨立參數就可通過前面討論的基本公式計算出其它參數。但有時計算并不是直接的，比較麻煩。工程上為了方便，將濕空氣的性質作成圖，用已知條件在圖上能迅速查到其它性質。這種圖就叫濕空氣的濕焓圖。濕度H/(kg水/kg干空氣）濕空氣的焓I/(kJ/kg干空氣)溫度/C水汽分壓p/kPa等溫線I=(1.01+1.88H)t+2492H等相對濕度線H=0.622

ps/(P-

ps)I-H圖的用法由濕度和溫度讀出焓值。由濕度讀出水汽分壓值。由濕度讀出露點。由焓I讀出絕熱飽和溫度或濕球溫度。濕度H/(kg水/kg干空氣）濕空氣的焓I/(kJ/kg干空氣)溫度/C水汽分壓p/kPa濕度H/(kg水/kg干空氣）濕空氣的焓I/(kJ/kg干空氣)溫度/C水汽分壓p/kPa第三節干燥過程的物料衡算與熱量衡算

Thebalancesofmaterialandheatofdrynessprocess一、干燥過程的物料衡算1.物料含水量的表示濕基含水量干基含水量實際生產中，用濕基含水量表示較方便，但在干燥計算中用干基含水量表示方便。兩者關系2.物料衡算用G1、G2分別表示濕物料和干燥產品實際流量，Gc表示絕干物料流量，對干燥器進行物料衡算得Gc=G1(1-w1)=G2(1-w2)由此可求出干燥產品流量或絕干物料流量。熱空氣L,H1廢氣L,H2產品Gc,X2濕物料Gc,X1對水分衡算可得蒸發水分量WW=Gc(X1-X2)=L(H2-H1)L：絕干空氣質量流量若已知蒸發水分量可求需要干空氣量及蒸發單位質量水分所需空氣量。

L=W／(H2-H1)l=L／W=

1／(H2-H1)熱空氣L,H1廢氣L,H2產品Gc,X2濕物料Gc,X1鼓風機風量的確定注意：鼓風機風量是以20C、101325Pa為標準的。風量V根據計算的風量V再確定風機型號。例7-3濕物料流量為800kg/h的濕物料通過干燥器后濕基含水量從30%降到4%。干燥介質為空氣，濕空氣的初溫為15C，相對濕度為50%，經預熱器加熱到120C進入干燥器，出干燥器的溫度為

45C，相對濕度為80%。求：(1)水分蒸發量W；(2)空氣消耗量L，單位空氣消耗量；(3)如鼓風機在進口處，求鼓風機的風量V。L,t0,H0L,t1,H1L,t2,H2Gc,X1,G1,w1Gc,X2,G2,w2W解:(1)W=Gc(X1-X2)=G1(1-w1)(X1-X2)X1=w1/(1-w1)=0.3/(1-0.3)=0.429X2=w2/(1-w2)=0.04/(1-0.04)=0.042W=800(1-0.3)(0.429-0.042)=216.7kg水/h(2)查15C和45C水的飽和蒸汽壓分別為1.707、9.584kPa，所以Kg水/kg干空氣Kg水/kg干空氣(3)應該用此風量選擇風機。m3/hkg干空氣/hkg干空氣/kg水二、干燥過程的熱量衡算1.預熱器的加熱量忽略熱損失時

Qp=L(I1-I0)=L(1.01+1.88H1)(t1-t0)L,t0,H0L,t1,H1L,t2,H2Gc,X1,

1G1,w1Gc,X2,

2

G2,w2WQpQD2.干燥器的熱量衡算濕物料的相對焓值

進出干燥器濕物料和產品物料的焓差對干燥器作熱量衡算得

(7-32a)若上式右邊為零，則I1=I2,干燥過程為等焓過程，濕空氣在干燥器內經歷等焓降溫增濕過程。這時，由濕空氣等焓的特性可以只由出口廢氣的一個獨立參數就可確定它的狀態。通過計算或查圖都可求出其它狀態參數。例7-4

用氣流式干燥器干燥某物料。已知干燥器的生產能力為2106kg/年,年工作日為300天，每日三班連續生產。物料濕基含水量為w1=20%，w2=2%，在干燥器內由15C升至45C，物料比熱為cs=1.25kJ/(kg.K)。冷空氣溫度15C相對濕度70%，經預熱器后升溫到90C進入干燥器。廢氣離開干燥器的溫度為65C，忽略熱損失并不向干燥器補充熱量。求(1)水分蒸發量；(2)空氣用量、廢氣濕度H2、焓I2；(3)若預熱器用絕對壓力為200kPa的飽和水蒸氣加熱，求水蒸氣用量；(4)空氣加熱、水分蒸發、物料加熱所用熱量的比例；(5)熱空氣在干燥器內放熱量；(6)若將預熱溫度提高到100C，求空氣用量、加熱水蒸氣用量、空氣加熱所需熱量占總熱量的比例。解：(1)產品絕干物料量Gc=G2(1-w2)=kg干料/hX1=w1/(1-w1)=0.2/(1-0.2)=0.25X2=w2/(1-w2)=0.02/(1-0.02)=0.0204水分蒸發量W=Gc(X1-X2)=272(0.25-0.0204)=62.5kg/hL,t0,H0L,t1,H1L,t2,H2Gc,X1,

1G1,w1Gc,X2,

2

G2,w2WQpQD(2)H1=H0=kg水/kg干氣解(A)(B)得H2=0.01681kg水/kg干空氣

L=6654kg干空氣/h(A)(B)kJ/hkJ/kg干空氣(3)空氣預熱需熱量水蒸氣用量D=Qp/r=511002/2205=232kg/h(4)空氣加熱需熱量水分蒸發需熱kJ/hkJ/hkJ/hL,H0L,H0+W物料加熱所需熱量干燥產品從

1升溫到

2需熱Qs=Gc(cs+X2cw)(

2-

1)=272(1.25+0.02044.187)(45-15)=10897kJ/h(5)熱空氣在干燥器內放熱QD=L(1.01+1.88H1)(t1-t2)=6654(1.01+1.880.00742)(90-65)=170334kJ/h熱空氣放熱用于蒸發水分和將除去水分的濕物料加熱到

2

。從這個角度理解作熱量平衡得出的關系式更簡。Gc,X2+WGc,X2W(6)若空氣預熱到100C進入干燥器，則H1、W不變，需空氣量L減少，H2有變化。(A)變為(B)式不變解得L=4760kg干空氣/hH

2=0.02055kg水/kg干空氣預熱器供熱空氣加熱需熱kJ/hkJ/h從本題的計算可以看出：在干燥任務不變和冷空氣狀態不變時，提高預熱器空氣出口溫度可以減少空氣用量，減少預熱器熱負荷，減少加熱蒸汽用量和能量消耗，提高熱效率。第四節物料的平衡含水量與干燥速率

Equilibriummoisturecontentofmaterielandspeedofdryness一、物料的干燥實驗曲線二、物料的平衡含水量曲線三、恒定干燥條件下的干燥速率與干燥時間一、物料的干燥實驗曲線干燥過程既有傳熱又有傳質，其機理是很復雜的，不能從理論直接得出較簡單實用的公式。所以工程上都是通過實驗得出干燥過程的普遍規律，再加以應用。實驗方法：在恒定空氣狀態、流量等條件下，將少量濕物料樣品懸掛空氣中并在外面與天平相連。通過測定物料重量直接得出物料含水量與溫度時間的變化關系。毫伏表ABCDEX1X

X0X＊tw

1干燥時間

干燥過程的三個階段1.預熱段AB物料溫度小于空氣濕球溫度tw,空氣向物料傳熱，物料溫度上升。同時物料表面水汽壓力大于空氣中水汽分壓，水汽化，但汽化速率小。當水分汽化熱量與空氣供熱平衡時，預熱階段結束，開始進入恒速干燥階段。2.恒速干燥階段BC在這一階段物料表面基本保持tw溫度，空氣狀態也不變，所以傳熱推動力(t-tw)和傳質推動力(Hw-H)都不變。因此水分汽化速率恒定。BC段近似為直線。3.降速干燥階段CDE干燥到C點以后，物料內部水分遷移到表面的速度跟不上，干燥速度下降。且隨著干燥程度增加，內部水分越來越不容易移到表面，速度逐漸下降。恒速階段與降速段的轉折點C稱為臨界點，此處的含水量稱為臨界含水量Xc。當潤濕表面減小到完全沒有時，即到D點，進入第二降速階段。汽化表面向物料內部轉移，熱量必須通過毛細管向內傳遞，傳質也必須克服毛細管形成的阻力，干燥速度進一步降低。一直到E點達到物料在該條件下的平衡含水量X*為止。二、物料的平衡含水量曲線物料的平衡含水量曲線由實驗得出的某物料平衡含水量曲線如圖所示。平衡含水量X*自由水(freemoisture):物料含水量大于平衡含水量的部分。平衡水分自由水分非結合水結合水結合水分與非結合水分：結合水：存在于細胞或毛細管內，與物料結合力強，蒸汽壓比純水的低，干燥過程中很難除去。非結合水：固體表面的潤濕水分和大孔隙中的水分，與物料結合力較弱，干燥過程中容易除去。總水分=平衡水分+自由水分總水分=結合水+非結合水結合水與非結合水的界限并無明確規定。上圖中以相對濕度100％的平衡水分為界只是一種規定。也有用臨界含水量Xc來劃分的。三、恒定干燥條件下干燥速率和干燥時間恒定干燥條件是指在干燥過程中空氣的狀態參數不變。如用大量空氣干燥少量物料，蒸發的水分和所需熱量不足以使空氣溫度