第五章吸收与蒸馏.ppt
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第五章 吸收与蒸馏5.2 吸收与解吸吸收与解吸5.6 板式塔板式塔5.4 蒸馏蒸馏5.1 传质学基础传质学基础5.5 两组分连续精馏塔的计算两组分连续精馏塔的计算5.3 吸收塔（或脱吸）的计算吸收塔（或脱吸）的计算5.7 其他蒸馏简介其他蒸馏简介 重点重点：双膜理论、传质基本方程、操作线方：双膜理论、传质基本方程、操作线方程、理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进程、理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进料方程、料方程、 回流比回流比 难点难点：双膜理论、操作线方程、进料方程、：双膜理论、操作线方程、进料方程、精馏设备精馏设备 传质分离操作在生产中的应用传质分离操作在生产中的应用 在含有两个或两个以上组分的混合体系中，如果存在含有两个或两个以上组分的混合体系中，如果存在浓度梯度，某一组分（或某些组分）将有高浓度区向在浓度梯度，某一组分（或某些组分）将有高浓度区向地浓度区移动的趋势，该移动过程称为地浓度区移动的趋势，该移动过程称为传质过程传质过程 分离过程包括分离过程包括机械分离机械分离和和传质分离传质分离Ø机械分离：压榨、过滤、沉降等机械分离：压榨、过滤、沉降等Ø传质分离：吸收、蒸馏、干燥、萃取、膜分离等传质分离：吸收、蒸馏、干燥、萃取、膜分离等 界面界面气相气相主体主体组分组分组分组分液相液相主体主体1）） 扩散物质从一相的主体扩散到两相界面（单相中的扩散）；扩散物质从一相的主体扩散到两相界面（单相中的扩散）；2）） 在界面上的扩散物质从一相进入另一相（相际间传质）；在界面上的扩散物质从一相进入另一相（相际间传质）；3）） 进入另一相的扩散物质从界面向该相的主体扩散（单相中的扩散）；进入另一相的扩散物质从界面向该相的主体扩散（单相中的扩散）；物质传递的三个步骤：物质传递的三个步骤：5.1 传质学基础 物质在单相中的传递靠扩散，发生在流体中的扩物质在单相中的传递靠扩散，发生在流体中的扩散有散有分子扩散分子扩散和和涡流扩散涡流扩散两种。
两种分子扩散分子扩散：依靠分子的无规则热运动，主要发生在静止或依靠分子的无规则热运动，主要发生在静止或 层流流体中层流流体中 涡流扩散涡流扩散：依靠流体质点的湍动和旋涡而传递物质，主要依靠流体质点的湍动和旋涡而传递物质，主要 发生在湍流流体中发生在湍流流体中 5.1.1 物质在单相中的扩散物质在单相中的扩散 A BAB A BAB分子扩散分子扩散：在一相内部存在浓度差（或浓度梯度）的情：在一相内部存在浓度差（或浓度梯度）的情况下，由于分子的无规则运动而导致的物质传递现象况下，由于分子的无规则运动而导致的物质传递现象分子扩散是物质分子微观运动的结果分子扩散是物质分子微观运动的结果扩散通量扩散通量：扩散速率，单位时间内单位面积上扩散传递的物质量，：扩散速率，单位时间内单位面积上扩散传递的物质量，其单位为其单位为mol/(m2·s)1）分子扩散与菲克Fick定律 式中式中 JA——物质物质A在在z方向上的分子扩散通量，方向上的分子扩散通量，kmol/(m2s) dCA/dz——物质物质A的浓度梯度，的浓度梯度，kmol/m4 DAB——物质物质A在介质在介质B中的分子扩散系数，中的分子扩散系数，m2/s 负号负号——表示扩散是沿着物质表示扩散是沿着物质A浓度降低的方向进行的。
浓度降低的方向进行的 当物质当物质A在介质在介质B中发生扩散时，任一点处物质中发生扩散时，任一点处物质A的扩散通的扩散通量与该位置上量与该位置上A的浓度梯度成正比，即：的浓度梯度成正比，即：菲克（菲克（FickFick）定律）定律 假定：假定：pA1> pA2 pB1< pB2 pA1+ pB1= pA2 + pB2 =P pA1 pB1pA2 pB2pPAB12 在总压相同的情况下，联通管内任一截面上单位在总压相同的情况下，联通管内任一截面上单位时间单位面积上向右传递的时间单位面积上向右传递的A分子的数量与向左传递分子的数量与向左传递的的B分子的数量必定相等，此现象称为分子的数量必定相等，此现象称为等分子反向扩等分子反向扩散 （（2）等摩）等摩尔尔逆向逆向扩扩散（散（等分子反向扩散）等分子反向扩散） 在任一固定的空间位置垂直于扩散方向的截面上，单位时间在任一固定的空间位置垂直于扩散方向的截面上，单位时间通过单位面积的通过单位面积的A物质的量，称为物质的量，称为A的的传递速率传递速率，以，以NA表示。
表示对于等分子反向扩散对于等分子反向扩散 JA= - JB 对于单纯的等分子反向扩散，物质对于单纯的等分子反向扩散，物质A的传递速率应等于的传递速率应等于A的的扩散通量扩散通量注意：在上述条件下，扩散为稳定过程，注意：在上述条件下，扩散为稳定过程，N NA A为常数；为常数； p pA A——z z呈线性关系呈线性关系 上式分离变量并积分，上式分离变量并积分， 积分条件为：积分条件为：z1=0，，pA=pA1；；z2=z，，pA=pA2 P pA1 pB1z1P pB2 pA2z2 在气体吸收中溶质在气体吸收中溶质A溶溶解于溶剂中，惰性气体解于溶剂中，惰性气体B不不溶解于溶剂中，则液相中溶解于溶剂中，则液相中不存在组分不存在组分B，此过程为组，此过程为组分分A通过另一通过另一“静止静止”组分组分B的单向扩散的单向扩散 p总压总压p界面界面pB,i气气相相主主体体 液相液相NBM NAMJBJA0pA,ipBpAz分子扩散；分子扩散； 总体流动：总体流动：（（3 3）） 单单向向扩扩散散 Ø物料系统内的分子扩散是由物质浓度（或分压）差而引起物料系统内的分子扩散是由物质浓度（或分压）差而引起的分子微观运动；的分子微观运动；Ø总体流动是因系统内流体主体与相界面处存在总压差引起总体流动是因系统内流体主体与相界面处存在总压差引起的流体宏观流动，起因于分子扩散。
的流体宏观流动，起因于分子扩散Ø总体流动是一种分子扩散的伴生现象总体流动是一种分子扩散的伴生现象3 3 ））分子扩散和总体流动的关系分子扩散和总体流动的关系 主体流动中主体流动中A和和B的量与各自在混合气体中的分压成正比，即的量与各自在混合气体中的分压成正比，即式中式中 NAM、、NBM——分别为总体流动中组分分别为总体流动中组分A和和B的传质通量，的传质通量，mol/m2s pA、、pB——分别为组分分别为组分A和和B在气相主体中的分压，在气相主体中的分压，Pa 组分组分A从气相主体到界面的传质通量为分子扩散通量与总体从气相主体到界面的传质通量为分子扩散通量与总体流动中组分流动中组分A的传质通量之和，即的传质通量之和，即JA=-JB 组分组分B因不溶于吸收剂而在气相主体与相界面间作等量来回因不溶于吸收剂而在气相主体与相界面间作等量来回运动，其运动，其净传质通量应为零净传质通量应为零，即，即 将上式分离变量并积分将上式分离变量并积分 对公式进行变换对公式进行变换 令令pA1-pA2=pB2-pB1P=pA1+pB1=pA2+pB 等分子反向扩散等分子反向扩散 比较上两式可以发现：单向扩散时的传质速率比等分子反向扩比较上两式可以发现：单向扩散时的传质速率比等分子反向扩散时多了一个因子（散时多了一个因子（P/pBM），称为），称为“漂流因子漂流因子”。
显然显然P/pBM>1，，漂流因子的大小直接反映了总体流动在传质中所占分量的大小，漂流因子的大小直接反映了总体流动在传质中所占分量的大小，即漂流因子体现了总体流动对传质速率的影响即漂流因子体现了总体流动对传质速率的影响 单向扩散的传质通量单向扩散的传质通量 在液相中以单向扩散多见，仿气相中的扩散速率关系，则有在液相中以单向扩散多见，仿气相中的扩散速率关系，则有 连续等价离子交换和理想溶液精馏时的扩散过程属于等分连续等价离子交换和理想溶液精馏时的扩散过程属于等分子反向扩散模型，连续结晶、吸附、浸提、吸收等扩散过程属子反向扩散模型，连续结晶、吸附、浸提、吸收等扩散过程属于单向扩散模型于单向扩散模型式中式中 N΄A——溶质溶质A在液相中的传递速率，在液相中的传递速率，kmol/m2s D΄——溶质溶质A在溶剂中的扩散系数，在溶剂中的扩散系数，m2/s C——溶液的总浓度，溶液的总浓度，C=CA+CS，，kmol/m3 Csm——扩散初、终截面上溶剂扩散初、终截面上溶剂S的对数平均浓度，的对数平均浓度， kmol/m3液相中的稳定分子扩散液相中的稳定分子扩散 Ø分子扩散系数是物质的特征系数之一，表示物质在介质中分子扩散系数是物质的特征系数之一，表示物质在介质中的扩散能力；的扩散能力；Ø扩散系数取决于扩散质和介质的种类及温度等因数。
扩散系数取决于扩散质和介质的种类及温度等因数Ø对于气体中的扩散，浓度的影响可以忽略；对于气体中的扩散，浓度的影响可以忽略；Ø对于液体中的扩散，浓度的影响可以忽略，而压强的影响对于液体中的扩散，浓度的影响可以忽略，而压强的影响不显著 物质的扩散系数可由实验测得，或查有关资料，或借助于物质的扩散系数可由实验测得，或查有关资料，或借助于经验或半经验公式进行计算经验或半经验公式进行计算分子扩散系数分子扩散系数 式中式中 D——扩散系数，扩散系数，m2/s；； P——总压强，总压强，kPa；； MA、、MB——分别为分别为A、、B两种物质的分子量，两种物质的分子量，g/mol；； vA、、vB——分别为分别为A、、B两种物质的分子体积，两种物质的分子体积，cm3/mol气相中的扩散系数气相中的扩散系数 式中式中 D΄——物质在其稀溶液中的扩散系数，物质在其稀溶液中的扩散系数，m2/s；； T——温度，温度，K；； μ——液体的粘度，液体的粘度，Pa·s υA——扩散物质的分子体积，扩散物质的分子体积，cm3/mol；； υo——常数。
在水、甲醇或苯中的稀溶液，其值为常数在水、甲醇或苯中的稀溶液，其值为8,14.9,22.8 cm3/mol液相中的液相中的扩扩散系数散系数( (非非电电解解质质) ) 物质在湍流的流体中传质，主要凭藉湍流流体质点的湍动和物质在湍流的流体中传质，主要凭藉湍流流体质点的湍动和旋涡引起流体各部分之间的剧烈混合，在有浓度差存在的条件旋涡引起流体各部分之间的剧烈混合，在有浓度差存在的条件下，物质朝着浓度降低的方向进行传递，这种现象称为下，物质朝着浓度降低的方向进行传递，这种现象称为涡流扩涡流扩散散（（eddy diffusion） 5.1.2 对流扩散对流扩散涡涡流流扩扩散散 在湍流流体中同时存在涡流扩散在湍流流体中同时存在涡流扩散 和分子扩散（涡流扩散占和分子扩散（涡流扩散占主导地位主导地位 ），其总扩散通量为），其总扩散通量为式中式中 D——分子扩散系数，分子扩散系数，m2/s；； DE——涡流扩散系数，涡流扩散系数，m2/s；； dCA/dZ——沿沿z方向的浓度梯度，方向的浓度梯度，kmol/m4；； J——总扩散通量总扩散通量kmol/(m2•s)注：涡流扩散系数注：涡流扩散系数DE不是物性常数，它与湍动有关，且随位置不是物性常数，它与湍动有关，且随位置而不同。
由于其难以测定，常将分子扩散和涡流扩散结合在一而不同由于其难以测定，常将分子扩散和涡流扩散结合在一起考虑 对流传质对流传质是指发生在运动着的流体与相截面之间的传质是指发生在运动着的流体与相截面之间的传质过程在实际生产中，传质操作多发生在流体湍流的情况下，过程在实际生产中，传质操作多发生在流体湍流的情况下，此时的此时的对流传质对流传质是湍流主体与相界面之间的涡流扩散与分子扩是湍流主体与相界面之间的涡流扩散与分子扩散两种传质作用的总和散两种传质作用的总和 以吸收为例：吸收剂沿壁面自上而下流动，混合气体自下以吸收为例：吸收剂沿壁面自上而下流动，混合气体自下而上流过液体表面考察稳定操作状况下吸收塔设备任一截面而上流过液体表面考察稳定操作状况下吸收塔设备任一截面m-n处相界面的气相一侧溶质处相界面的气相一侧溶质A浓度分布情况浓度分布情况5.1.3 5.1.3 相相际间际间的的传质传质(对流传质对流传质)（（1）对流传质）对流传质 液相液相mn相界面相界面气相滞流内层气相滞流内层气相气相 0 z΄G zG 距离距离zpHpi气气相相分分压压p气相有效气相有效膜层厚度膜层厚度滞流内滞流内层厚度层厚度传质的有效膜模型传质的有效膜模型 流体主体与相界面之间存在三个流动区域，即湍流主体、流体主体与相界面之间存在三个流动区域，即湍流主体、过渡层和滞流层。
过渡层和滞流层Ø过渡层过渡层 同时存在分子扩散和涡流扩散，分压梯度逐渐变同时存在分子扩散和涡流扩散，分压梯度逐渐变小，曲线逐渐平缓小，曲线逐渐平缓Ø滞流层滞流层 溶质的传递主要依靠分子扩散作用，由于溶质的传递主要依靠分子扩散作用，由于D值较值较小，在该区域内分压梯度较大，曲线陡峭小，在该区域内分压梯度较大，曲线陡峭Ø湍流主体湍流主体 主要依靠涡流扩散，大量旋涡引起的混合作主要依靠涡流扩散，大量旋涡引起的混合作用使得气相主体内溶质的分压趋于一致，分压线为直线用使得气相主体内溶质的分压趋于一致，分压线为直线流动区域 延长滞流内层的分压线和气相主体延长滞流内层的分压线和气相主体 的分压线交于的分压线交于H点，点，此点与相界面的距离为此点与相界面的距离为zG，， 在在zG以内的流动为滞流，其物质以内的流动为滞流，其物质传递纯属分子扩散，此虚拟的膜层称为传递纯属分子扩散，此虚拟的膜层称为有效滞流膜有效滞流膜 整个有效滞流层的传质推动力为气相主体与相界面处的整个有效滞流层的传质推动力为气相主体与相界面处的分压之差，即全部传质阻力都包含在有效滞流膜层内。
分压之差，即全部传质阻力都包含在有效滞流膜层内 由气相主体至相界面的对流传质速率为（按有效滞流膜层由气相主体至相界面的对流传质速率为（按有效滞流膜层内的分子扩散速率计算）内的分子扩散速率计算）式中式中 NA——溶质溶质A 的对流传质速率，的对流传质速率，kmol/(m2s)；； zG——气相有效滞流膜层厚度气相有效滞流膜层厚度,m；； kG——气膜吸收系数；气膜吸收系数； p——气相主体中溶质气相主体中溶质A的分压的分压,kPa；； pi——相界面处溶质相界面处溶质A的分压的分压,kPa；； pBM——惰性组分惰性组分B在气相主体中与相界面处的分压的对数平均在气相主体中与相界面处的分压的对数平均 值值,kPa；； 在液相中的传质速率为在液相中的传质速率为式中式中 zL——液相有效滞流膜层厚度，液相有效滞流膜层厚度，m；； C——液相主体中的溶质液相主体中的溶质A浓度，浓度，kmol/m3；； ci——相界面处的溶质相界面处的溶质A浓度，浓度， kmol/m3；； cSm——溶剂溶剂S在液相主题与相界面处的浓度的对数均在液相主题与相界面处的浓度的对数均 值，值， kmol/m3；； kL——液膜吸收系数或液膜传质系数液膜吸收系数或液膜传质系数 Ø当气液两相接触时，两相之间有一个相界面，在相界面两侧分当气液两相接触时，两相之间有一个相界面，在相界面两侧分别存在着呈层流流动的稳定膜层（有效层流膜层）。
溶质必须别存在着呈层流流动的稳定膜层（有效层流膜层）溶质必须以分子扩散的形式连续的通过这两个膜层，膜层的厚度主要随以分子扩散的形式连续的通过这两个膜层，膜层的厚度主要随流速而变，流速愈大厚度愈小流速而变，流速愈大厚度愈小Ø在相界面上气液两相相互成平衡在相界面上气液两相相互成平衡Ø在膜层以外的主体内，由于流体的充分湍动，溶质的浓度分布在膜层以外的主体内，由于流体的充分湍动，溶质的浓度分布均匀，可认为两相主体中的浓度梯度为零，即浓度梯度全部集均匀，可认为两相主体中的浓度梯度为零，即浓度梯度全部集中在两个有效膜层中中在两个有效膜层中 用双膜理论解释具有固定相界面的系统及速度不高的两流体用双膜理论解释具有固定相界面的系统及速度不高的两流体间的传质过程（如湿壁塔），与实际情况是大致相符合的间的传质过程（如湿壁塔），与实际情况是大致相符合的2）双膜理论）双膜理论（（two-film theorytwo-film theory）） pAcA pA,i cA,i气气膜膜液液膜膜相界面相界面气相主体气相主体液相主体液相主体传质方向传质方向图图 双膜理论双膜理论示意图示意图溶溶质质A在在气气相相中中的的分分压压溶溶质质A在在液液相相中中的的摩摩尔尔浓浓度度 5.1.4传质设备简介传质设备简介 板板式式塔塔 (1) 按吸收过程是否发生化学反应分类：物理吸收、化学吸收按吸收过程是否发生化学反应分类：物理吸收、化学吸收 (2) 按吸收过程中体系的温度变化分类：等温吸收、非等温吸收按吸收过程中体系的温度变化分类：等温吸收、非等温吸收 (3) 按被吸收组分的数目分类：单组分吸收、多组分吸收按被吸收组分的数目分类：单组分吸收、多组分吸收本节主要讨论低浓度气体混合物的单组分等温物理吸收。
本节主要讨论低浓度气体混合物的单组分等温物理吸收吸收的定义吸收的定义吸收的定义吸收的定义 吸收是气体混合物与作为吸收剂的液体接触，使气体中吸收是气体混合物与作为吸收剂的液体接触，使气体中的某一或某些组分溶于液体的操作的某一或某些组分溶于液体的操作吸收是分离气体混合吸收是分离气体混合物的重要单元操作之一物的重要单元操作之一 吸收操作的类型吸收操作的类型5.2 吸收与解吸5.2.1概述概述 吸收操作流程吸收操作流程 5.2.2 气气—液相平衡关系液相平衡关系（（1）气体在液体中的溶解度）气体在液体中的溶解度1) 在一定温度下，气体组分的溶解度随该组分在气相中的平衡在一定温度下，气体组分的溶解度随该组分在气相中的平衡分压的增大而增大；而在相同平衡分压条件下，气体组分的溶分压的增大而增大；而在相同平衡分压条件下，气体组分的溶解度则随温度的升高而减小解度则随温度的升高而减小2) 在同一温度下，对于不同种类的气体组分，欲得到相同浓度在同一温度下，对于不同种类的气体组分，欲得到相同浓度的溶液，易溶气体仅需控制较低的分压，而难溶气体则需较高的溶液，易溶气体仅需控制较低的分压，而难溶气体则需较高分压。
分压3) 加压和降温对吸收操作有利；反之，升温和减压有利于解吸加压和降温对吸收操作有利；反之，升温和减压有利于解吸 当当总总压压不不高高（（<5×105Pa））时时，，在在一一定定温温度度下下，，稀稀溶溶液液上上方方溶溶质的平衡分压与其在液相中的浓度之间存在着如下的关系：质的平衡分压与其在液相中的浓度之间存在着如下的关系： 上上式式表表示示溶溶液液的的浓浓度度低低于于一一定定数数值值时时溶溶质质的的平平衡衡分分压压与与它它在在溶溶液液中中的的摩摩尔尔分分率率成成正正比比亨亨利利系系数数E值值较较大大表表示示溶溶解解度度较较小小一般一般E值随温度的升高而增大值随温度的升高而增大 PA*=E·x 式中式中: PA*---------溶质在气相中的平衡分压溶质在气相中的平衡分压, kPa；； x----------溶质在液相中的摩尔分率溶质在液相中的摩尔分率 E----------享利系数，享利系数， kPa（（（（2 2）亨利定律）亨利定律）亨利定律）亨利定律 ——溶液的密度溶液的密度, kg/m3 ；； M——溶液的平均分子量溶液的平均分子量, kg/kmol PA*=cA/H式中：式中： c——液相中溶质的摩尔浓度液相中溶质的摩尔浓度, kmol/m3 ; H——溶解度系数溶解度系数, kmol/m3·Pa; 在在亨亨利利定定律律适适用用的的范范围围内内,H是是温温度度的的函函数数,而而与与P*或或c无无关关。
对对于于一一定定的的溶溶质质和和溶溶剂剂，，H值值一一般般随随温温度度升升高高减减小小易易溶溶气气体体H值较大，难溶气体值较大，难溶气体H值较小 （（（（3 3）亨利定律的其它形式）亨利定律的其它形式）亨利定律的其它形式）亨利定律的其它形式1) 1) 气相用平衡分压，液相用物质的量浓度表示气相用平衡分压，液相用物质的量浓度表示 y*=m·x 式中：式中： x——溶质在液相中的摩尔分率；溶质在液相中的摩尔分率； y*——与该液相成平衡的气相中溶质的摩尔分率；与该液相成平衡的气相中溶质的摩尔分率； m——相平衡常数相平衡常数,无因次 m=E/P 上式中上式中P为系统总压，为系统总压，ｍｍ值越大，表示溶解度越小值越大，表示溶解度越小 2) 2) 溶溶质质在液相和气相中的在液相和气相中的浓浓度分度分别别用摩用摩尔尔分率分率x x、、y y表示表示 当溶液浓度很低时当溶液浓度很低时,上式右端分母约等于上式右端分母约等于1,于是上式可简化为于是上式可简化为: Y*=mX 3) 3) 对于低浓度气体吸收，两相的组成通常用物质的量比来表示对于低浓度气体吸收，两相的组成通常用物质的量比来表示 （4） 相平衡与吸收过程的关系判断过程进行的方向 y y*或x* >x或 A由气相向液相传质，吸收过程平衡状态A由液相向气相传质，解吸过程吸收过程： 2．指明过程进行的极限过程极限：相平衡。
y·Pyx··ABCxy*y*y 1）逆流吸收，塔高无限，G，yaG，ybL，xaL，xb2）逆流吸收，塔高无限，3．确定过程的推动力1)吸收过程推动力的表达式 y - y*或x* -x或 【例5-2】在总压101.3kPa，温度30℃的条件下, SO2摩尔分率为0.3的混合气体与SO2摩尔分率为0.01的水溶液相接触，试问：（1）SO2的传质方向；（2）其它条件不变，温度降到0℃时SO2的传质方向；（3）其它条件不变，总压提高到202.6kPa时SO2的传质方向，并计算以液相摩尔分率差及气相摩尔率差表示的传质推动力 液膜液膜 吸收速率方程式吸收速率方程式5.2.3 总传质速率方程总传质速率方程 吸收过程中的吸收过程中的吸收速率吸收速率是指单位时间内，在单位面是指单位时间内，在单位面积上被吸收的溶质量表明吸收速率与吸收推动力之积上被吸收的溶质量表明吸收速率与吸收推动力之间关系的数学式称为间关系的数学式称为吸收速率方程吸收速率方程 气膜气膜 吸收速率方程式吸收速率方程式 上式表明，在分压上式表明，在分压—浓度图浓度图上，上，pi-ci关系为过定点关系为过定点D（（c，，p），斜率为），斜率为-kG/kL的直线。
的直线根据双膜理论，界面处的气液根据双膜理论，界面处的气液浓度符合平衡关系，所以该直浓度符合平衡关系，所以该直线与气液平衡线的交点即为点线与气液平衡线的交点即为点（（ ci，，pi ））0 c ci液相浓度液相浓度D(c,p)(ci,pi) p=f(c) p pi气气相相分分压压对于定态传质，气液两膜中的传质速率应当相等，即对于定态传质，气液两膜中的传质速率应当相等，即（1）界面浓度 吸收过程的总推动力可采用任何一相的主体浓度与其平衡吸收过程的总推动力可采用任何一相的主体浓度与其平衡浓度的差值来表示浓度的差值来表示1) 以（以（p-p*）表示总推动力）表示总推动力 双膜理论：双膜理论： pi=ci/H 亨利定律：亨利定律： p*=c/H 液相吸收速率方程液相吸收速率方程NA=kL(ci-c)NA=kLH(pi-p*)气相吸收速率方程气相吸收速率方程 NA=kg(p-pi)代入代入（2）总吸收速率方程 令令式中式中 Kg——气相总吸收系数，气相总吸收系数，kmol/(m2•s•kPa) 对于易溶气体，对于易溶气体，H值很大，则有：值很大，则有：1/HkL<<1/kg ，此时传质，此时传质阻力的绝大部分存在于气膜之中，液膜阻力可以忽略。
阻力的绝大部分存在于气膜之中，液膜阻力可以忽略NA=Kg(p-pe) 1/Kg≈ 1/kg 或或 Kg≈ kg 对于气膜控制的吸收，要提高总吸收系数，应该加大气相湍对于气膜控制的吸收，要提高总吸收系数，应该加大气相湍动程度 即气膜阻力控制着整个吸收即气膜阻力控制着整个吸收过过程的速率，吸收程的速率，吸收总总推推动动力的力的绝绝大部分用于克服气膜阻力，此种情况称为大部分用于克服气膜阻力，此种情况称为 ““气膜控制气膜控制””（（gas-film control）如：水吸收氨，浓硫酸吸收水蒸气等过程如：水吸收氨，浓硫酸吸收水蒸气等过程 2)以（以（C*-C）表示总推动力）表示总推动力令令代入代入NA=KL(c*-c) KL——液相总吸收系数，液相总吸收系数，m/s 对于难溶气体，对于难溶气体，H值很小，则有：值很小，则有：H/kG<<1/kL ，此时传质，此时传质阻力的绝大部分存在于液膜之中，气膜阻力可以忽略阻力的绝大部分存在于液膜之中，气膜阻力可以忽略1/KL≈ 1/kL 或或 KL≈ kL 即液膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝即液膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服液膜阻力，此种情况称为大部分用于克服液膜阻力，此种情况称为 “液膜控制液膜控制”（（ liquid-film control ）。
如：水吸收氧或氢如：水吸收氧或氢 对于中等溶解度的气体，气膜阻力和液膜阻力都不可忽略，对于中等溶解度的气体，气膜阻力和液膜阻力都不可忽略，要提高总吸收系数，必须同时增大气相和液相的湍动程度要提高总吸收系数，必须同时增大气相和液相的湍动程度液液膜膜控控制制 3) 以（以（Y-Ye）表示总推动力）表示总推动力分压定律：分压定律：p=PyY=y/（（1-y））y=Y/（（1+Y）） 同理同理式中式中 Ye—表示与液相浓度表示与液相浓度X成平衡的气相浓度成平衡的气相浓度NA=KG(p-pe) 当吸收质在气相中的浓度很小时，当吸收质在气相中的浓度很小时，Y和和Ye都很小，则有都很小，则有 KY ≈ KGP 4) 以（以（Xe-X）表示传质总推动力）表示传质总推动力液相浓度以液相浓度以X表示，与气相浓度成平衡的液相浓度以表示，与气相浓度成平衡的液相浓度以Xe表示当吸收质浓度在液相中很小时，当吸收质浓度在液相中很小时，Xe和和X都很小，则有都很小，则有令令KX——液相总吸收系数，液相总吸收系数，kmol/（（m2•s）） KX ≈ KLC ｐｐ、、 ｃｃ为为推推动动力力 Ｙ、Ｙ、 Ｘ为推动力Ｘ为推动力 ｙ、ｙ、 ｘ为推动力ｘ为推动力 气气 膜膜 NA=Kg(p-pi) NA=kY(Y-Yi) kY=Pkg/(1+Y)(1+Yi) NA=ky(y-yi) ky=Pkg 液液 膜膜 NA=kL(Ci-C) NA=kX(Xi-X) kX=kLC/(1+Xi)(1+X) NA=kX(xi -X) kX=CkL 气气 相相 NA=Kg(P-P*) Kg=1/(1/kg+1/HkL) 气膜控制气膜控制 Kg=kg NA=KY(Y-Ye) KY=PKG/(1+Y)(1+Ye) KY=1/(1/kY+m/kX) 气膜控制时气膜控制时KY=kY NA=Ky(y-y*) Ky=PKg Ky=1/(1/ky+m/kX) 气膜控制时气膜控制时Ky=ky 液相液相 NA=KL(C* -C) KL=1/(H/kg+1/kg) 液膜控制时液膜控制时KL=kL NA=KX(X*-X) KX=KL. /(1+X*)(1+X) KX=1/(1/mky+1/kx) 液膜控制时液膜控制时 KX=kX NA=Kx(x*-x) Kx=CKL Kx=1/(1/mky+1/kx) 液膜控制时液膜控制时Kx=kx 传质速率方程式的各种形式传质速率方程式的各种形式 假设：假设： 吸收塔计算的内容主要是通过物料衡算及操作线方程，确吸收塔计算的内容主要是通过物料衡算及操作线方程，确定吸收剂的用量和塔设备的主要尺寸（塔径和塔高）。
定吸收剂的用量和塔设备的主要尺寸（塔径和塔高） Ø吸收操作多采用逆流；吸收操作多采用逆流； Ø低浓度气体吸收；低浓度气体吸收； Ø吸收是在等温下进行；吸收是在等温下进行； Ø传质分系数传质分系数kg、、kL在全塔为常数；在全塔为常数； Ø传质总系数传质总系数Kg或或KL也可认为是常数也可认为是常数5.3 吸收塔（或脱吸）的计算吸收塔（或脱吸）的计算 V，，Y1L，，X1Y XV，，Y2L，，X2mn 逆流吸收塔的物料衡算逆流吸收塔的物料衡算5.3.1 吸收塔的物料衡算 对对全全塔塔来来说说，，气气体体混混合合物物经经过过吸吸收收塔塔后后，，吸吸收收质质的的减减少少量量等于液相中吸收质的增加量，即：等于液相中吸收质的增加量，即： V(Y1 - Y2 ) = L(X1 - X2 ) Y2=Y1（（1-φA）） 式中：式中： V——惰性气体的摩尔流量惰性气体的摩尔流量, Kmol/S L——吸收剂摩尔流量吸收剂摩尔流量, Kmol/S Y1 、、Y2 ——分别为吸收塔的塔底和塔顶的液相比摩尔分率；分别为吸收塔的塔底和塔顶的液相比摩尔分率； X1、、X2——分别为吸收塔的塔底和塔顶的液相比摩尔分率；分别为吸收塔的塔底和塔顶的液相比摩尔分率； φA——混合气体中溶质混合气体中溶质A被吸收的百分率，称为吸收率或回收率被吸收的百分率，称为吸收率或回收率 现现取取塔塔内内任任一一截截面面ｍｍ－－ｎｎ与与塔塔底底（（图图中中的的虚虚线线范范围围））作作溶溶质质的物料衡算，的物料衡算， 即：即：V(Y1 - Y) = L(X1 - X) 式中：式中： Y、、Y1 —— 分别为分别为m-n截面和塔底气相中溶质的比摩尔分率，截面和塔底气相中溶质的比摩尔分率， Kmol(溶质溶质)/Kmol(惰性气体惰性气体)；； X、、X1——分别为分别为m-n截面和塔底液相中溶质的比摩尔分率，截面和塔底液相中溶质的比摩尔分率， Kmol(溶质溶质)/Kmol(溶剂溶剂)。
同理，可得同理，可得上两式称为吸收操作线方程式上两式称为吸收操作线方程式 0 X2 X X1Y1 Y Y2TABYe=f（（X）） 在任一截面上的气相浓度在任一截面上的气相浓度Y与液相浓度与液相浓度X之间成直线关系，之间成直线关系，直线的斜率为直线的斜率为L/V，过点，过点B（（X1，，Y1）和）和T（（X2，，Y2）两点端点端点B代表塔底端面，称为代表塔底端面，称为“浓端浓端”，端点，端点T代表塔顶端面，称代表塔顶端面，称为为“稀端稀端” 说明：说明： 1) 在进行实际吸收操作时，在塔内任一截面上，溶质在气相在进行实际吸收操作时，在塔内任一截面上，溶质在气相中的实际分压总高于与其接触的液相平衡分压，故吸收操作中的实际分压总高于与其接触的液相平衡分压，故吸收操作线总位于平衡线上方；若在下方，则为脱吸线总位于平衡线上方；若在下方，则为脱吸 2) 吸收操作线方程是从溶质的物料平衡关系出发而推得的吸收操作线方程是从溶质的物料平衡关系出发而推得的关系式，它取决于气液两相和流量Ｌ、Ｖ，以吸收塔内某截关系式，它取决于气液两相和流量Ｌ、Ｖ，以吸收塔内某截面上的气液浓度有关，而与相平衡关系、塔的类型、相际接面上的气液浓度有关，而与相平衡关系、塔的类型、相际接触情况及操作条件无关。
此式应用的唯一必要条件是稳定状触情况及操作条件无关此式应用的唯一必要条件是稳定状态下连续逆流操作态下连续逆流操作 0 X2 X1Y1 Y2TBYe=f（（X）） B΄ 操作线的斜率操作线的斜率V/L称为称为“液气比液气比”，是溶剂与惰性气体摩尔，是溶剂与惰性气体摩尔流量的比值它反映单位气体处理量的溶剂耗用量大小流量的比值它反映单位气体处理量的溶剂耗用量大小 如左图所示，在如左图所示，在V、、Y1、、Y2及及X2已知的情况下，吸收已知的情况下，吸收操作线的一个端点操作线的一个端点T已固定，已固定，另一个端点另一个端点B则在则在Y=Y1上移上移动，点动，点B的横坐标由操作线的横坐标由操作线的斜率的斜率V/L决定 5.3.2 5.3.2 吸收吸收剂剂的用量与最小液气比的用量与最小液气比 当塔底流出的吸收液与刚进塔的混合气体呈平衡状态时，吸当塔底流出的吸收液与刚进塔的混合气体呈平衡状态时，吸收的推动力为零此种状况下，吸收操作线的斜率称为收的推动力为零此种状况下，吸收操作线的斜率称为最小液最小液气比气比，以，以(L/V)min。
相应的吸收剂用量为最小吸收剂用量，用相应的吸收剂用量为最小吸收剂用量，用Lmin表示 增大吸收剂用量可以使吸收推动力增大，达到一定限度后，增大吸收剂用量可以使吸收推动力增大，达到一定限度后，效果变得不明显，而溶剂的消耗、输送及回收等项操作费用急效果变得不明显，而溶剂的消耗、输送及回收等项操作费用急剧增加 吸收剂用量的选择吸收剂用量的选择：应从设备费与操作费两方面综合考虑，选：应从设备费与操作费两方面综合考虑，选择适宜的液气比，使两种费用之和最小择适宜的液气比，使两种费用之和最小L/V=(1.1~1.2)(L/V)min 或或 L= (1.1~1.2) Lmin (1) 平衡线为凹形平衡线为凹形 根据水平线根据水平线Y=Y1与平衡线的交点与平衡线的交点B΄ 的的横坐标横坐标Xe1求出 0 X2 X1Y1 Y2TBYe=f（（X）） B΄ 5.3.3 图解法求最小液气比图解法求最小液气比 (2) 平衡线为凸形平衡线为凸形步骤：过点步骤：过点T作平衡线的作平衡线的切线，找出水平线切线，找出水平线Y=Y1与切线的交点与切线的交点B΄，读出，读出B΄的横坐标的横坐标X1΄，再按下，再按下式计算。
式计算0 X2 X1Y1 Y2TBYe=f（（X）） B΄ 若气液浓度都很低，平衡关系符合亨利定律，可用若气液浓度都很低，平衡关系符合亨利定律，可用Ye=mX表示，可直接用下式计算出最小液气比，即表示，可直接用下式计算出最小液气比，即 例例 在一逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合气体中的在一逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合气体中的SO2气体处理气体处理量为量为1.20m3（标准）（标准）•s-1，进塔气体中含，进塔气体中含SO2 8%（体积百分数），要求（体积百分数），要求SO2的的吸收率为吸收率为85%，在该吸收操作条件下的相平衡关系，在该吸收操作条件下的相平衡关系Ye=26.7X，用水量为最小，用水量为最小用量的用量的1.5倍试求：倍试求： （（1）用水量为多少？）用水量为多少？ （（2）若吸收率提高至）若吸收率提高至90%，用水量又为多少？，用水量又为多少？解解：惰性气体量为：惰性气体量为 例题 （（1）当吸收率为）当吸收率为85%时时 实际液气比实际液气比 最小液气比最小液气比 Y2=Y1（（1-φA））=0.087×(1-0.85)=0.0131 Xe1=Y1/26.7=0.087/26.7=3.258 ×10-3 X2=0（清水）（清水）L=34.02V=34.02 ×49.29=1677mol·s-1=0.03m3 ·s-1L/V=1.5(L/V)min =1.5 ×22.68=34.02实际用水量实际用水量 （（2）若吸收率提高至）若吸收率提高至90%，出塔气体浓度为，出塔气体浓度为Y΄2，则最小液气比，则最小液气比 实际液气比实际液气比L ΄ =36.05V=36.05 ×49.29=1777mol·s-1=0.032m3 ·s-1 从计算结果可知，在其他条件相同时，吸收率提高，最小液从计算结果可知，在其他条件相同时，吸收率提高，最小液气比增大，所需的吸收剂用量也增大。
气比增大，所需的吸收剂用量也增大L/V)΄=1.5(L/V) ΄ min =1.5 ×24.03=36.05 实际用水量实际用水量 建立和不断更新两相接触表面，使之具有尽可能大的接触建立和不断更新两相接触表面，使之具有尽可能大的接触面积和尽可能好的流体力学条件，以利于提高吸收速率，减少面积和尽可能好的流体力学条件，以利于提高吸收速率，减少设备的尺寸，同时，气体通过设备的阻力要小，以节省动力消设备的尺寸，同时，气体通过设备的阻力要小，以节省动力消耗5.3.4 吸收塔简介（1） 吸收设备的作用 液体分布器液体分布器气体出口气体出口液体入口液体入口 塔壳塔壳填料填料液体再分布器液体再分布器支承栅板支承栅板气体入口气体入口液体出口液体出口（（2 2）） 填料塔的填料塔的结结构与操作构与操作 u填料的作用：液相分散造型的支撑体，为气、液两相提供充填料的作用：液相分散造型的支撑体，为气、液两相提供充分的接触面，并为强化其湍动程度创造条件，以利于传质分的接触面，并为强化其湍动程度创造条件，以利于传质u对于填料的要求：对于填料的要求： 1、比表面积大，即单位体积的填料所具有的表面积大。
比表面积大，即单位体积的填料所具有的表面积大 2、比重小，减轻塔和基座负荷比重小，减轻塔和基座负荷 3、机械强度好，不易破碎机械强度好，不易破碎 4、耐腐蚀性好耐腐蚀性好 5、价格低廉，容易制得价格低廉，容易制得 u常用填料：拉西环（又分金属、陶瓷等）、鲍尔环、杯形和常用填料：拉西环（又分金属、陶瓷等）、鲍尔环、杯形和 鞍形填料、波纹板、栅板等鞍形填料、波纹板、栅板等3） 填料 u填料特性参数填料特性参数(1) 比表面积比表面积 比表面积大，则能提供的相接触面积大同一种填料其尺寸比表面积大，则能提供的相接触面积大同一种填料其尺寸愈小，比表面积愈大愈小，比表面积愈大 (2) 空隙率空隙率 空隙率大，则气体通过时阻力小，因而流量可以增大空隙率大，则气体通过时阻力小，因而流量可以增大 (3) 填料因子填料因子 表示填料阻力及液泛条件的重要参数表示填料阻力及液泛条件的重要参数 重重 点点： 理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进料方程、回流比理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进料方程、回流比 难难 点点：： 操作线方程、进料方程、精馏设备操作线方程、进料方程、精馏设备5.4 5.4 蒸馏蒸馏 白酒蒸白酒蒸馏器馏器 三塔蒸馏三塔蒸馏流程图流程图 精馏精馏流程流程图图 一组冷凝器 两塔蒸两塔蒸馏流程馏流程图图 蒸馏蒸馏：将液体部分气化，利用各组分挥发度的不同从：将液体部分气化，利用各组分挥发度的不同从而使混合物达到分离的单元操作。
蒸馏是分离液相混而使混合物达到分离的单元操作蒸馏是分离液相混合物的典型单元操作合物的典型单元操作易挥发组分易挥发组分：沸点低的组分，又称为轻组分沸点低的组分，又称为轻组分难挥发组分难挥发组分：沸点高的组分，又称为重组分沸点高的组分，又称为重组分 蒸馏操作的分类蒸馏操作的分类 v按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏v按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏v按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏v按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏 本节主要讨论常压双组分连续精馏本节主要讨论常压双组分连续精馏 Ø蒸馏是气液两相间的传质过程；蒸馏是气液两相间的传质过程； Ø组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小，传质过程以两相达到相平衡量传质推动力的大小，传质过程以两相达到相平衡为极限；为极限； Ø气液相平衡是分析蒸馏原理和进行蒸馏设备计算的气液相平衡是分析蒸馏原理和进行蒸馏设备计算的理论基础。
理论基础5.4.1 双组分溶液的气液平衡双组分溶液的气液平衡 相律是研究相平衡的基本规律，它表示平衡物系中自由度数、相律是研究相平衡的基本规律，它表示平衡物系中自由度数、相数及独立组分数间的关系相数及独立组分数间的关系F = C-φ+2式中式中 F——自由度数自由度数 C——独立组分数独立组分数 φ——相数相数 2表示外界只有温度和压强可以影响物系的平衡关系表示外界只有温度和压强可以影响物系的平衡关系1 ）相关概念及气液平衡图）相关概念及气液平衡图1） 相律 Ø汽液相平衡汽液相平衡(vapor--liquid phase equilibrium)(vapor--liquid phase equilibrium)：溶液与：溶液与其上方蒸汽达到平衡时汽液两相各组分组成的关系其上方蒸汽达到平衡时汽液两相各组分组成的关系Ø溶液的分类：理想溶液和非理想溶液溶液的分类：理想溶液和非理想溶液Ø理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律，即理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律，即式中式中 p——溶液上方组分的平衡分压溶液上方组分的平衡分压 p0——同温度下纯组分的饱和蒸气压同温度下纯组分的饱和蒸气压 x——溶液中组分的摩尔分率溶液中组分的摩尔分率2 2）） 拉乌尔定律拉乌尔定律 根据道尔顿分压定律，溶液上方的蒸汽总压为根据道尔顿分压定律，溶液上方的蒸汽总压为 当总压当总压P不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道尔顿不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道尔顿分压定律，即分压定律，即 式（式（a）和（）和（b）为）为两组分理想物系的气液平衡关系式两组分理想物系的气液平衡关系式。
a））（（b）） Ø上曲线：平衡时汽相组成上曲线：平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相与温度的关系，称为汽相线（线（露点曲线露点曲线）；）；Ø下曲线：平衡时液相组成下曲线：平衡时液相组成与温度的关系，称为液相与温度的关系，称为液相线（线（泡点曲线泡点曲线）Ø两曲线将图分成三个区域：两曲线将图分成三个区域：液相区、过热蒸汽区、汽液相区、过热蒸汽区、汽液共存区液共存区 T---X(Y) x1(y1) t4BHJA t - x t - yTt3t2t1（（2）） 气液平衡图气液平衡图(Graph of G—L Equilibrium)1） 温度–组成图（t – x – y图） TX (Y)T—X—Y图 的作法 液相组成液相组成 x气气相相组组成成y110X —Y 图图Ø平衡线位于对角线的上方；平衡线位于对角线的上方； Ø平衡线离对角线越远，表示平衡线离对角线越远，表示该溶液越易分离该溶液越易分离 注意：注意： Ø总压对总压对 t-y-x 关系比对关系比对 y-x 关系的影响大；关系的影响大； Ø当总压变化不大时当总压变化不大时,总压对总压对 y-x 关系的影响可以忽略不计关系的影响可以忽略不计 Ø蒸馏中使用蒸馏中使用 y-x 图较图较t-y-x 图更为方便。
图更为方便2） 汽液相平衡图（ X — Y 图 ） Ø纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压Ø相相对对挥挥发发度度（（Relative Volatility））是是指指溶溶液液中中两两组组分分挥挥发发度度之比，常以易挥发组分的挥发度为分子之比，常以易挥发组分的挥发度为分子 Ø溶液中各组分的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之溶液中各组分的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之相平衡的液相中的摩尔分率之比，即相平衡的液相中的摩尔分率之比，即α=vA/vB=（（PA/XA））/（（PB/XB）） vA=PA/xA vB=PB/xB （（3）） 相对挥发度及气液平衡方程相对挥发度及气液平衡方程 当当总总压压不不高高时时，，蒸蒸气气服从道尔顿分压定律服从道尔顿分压定律 对于二元溶液对于二元溶液 xB=1-xA yB=1-yA整理后，整理后，略去下标略去下标相平衡方相平衡方程程 相对挥发度的意义相对挥发度的意义 其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。
分离以及分离的难易程度Ø当当α>1时，表示组分时，表示组分A较较B容易挥发，容易挥发， α愈大，挥发度差异愈大，挥发度差异愈大，分离愈容易愈大，分离愈容易Ø当当α=1时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法加以分离加以分离 Ø与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇––水、正丙醇水、正丙醇––水等水等物系对于乙醇物系对于乙醇––水体系，其恒沸组成为水体系，其恒沸组成为x=y=0.894x=y=0.894，恒沸点，恒沸点t=78.15℃ (t=78.15℃ (常常压压下下) )称为为具有最低恒沸点的溶液具有最低恒沸点的溶液Ø与理想溶液发生负偏差的溶液：如硝酸与理想溶液发生负偏差的溶液：如硝酸––水、氯仿水、氯仿––丙酮等丙酮等物系对于硝酸物系对于硝酸––水体系，其恒沸组成为水体系，其恒沸组成为x=y=0.383x=y=0.383，恒沸点，恒沸点t=121.9℃ (t=121.9℃ (常常压压下下) ) 称为为具有最高恒沸点的溶液具有最高恒沸点的溶液 同一种溶液的恒沸组成随压强而变在理论上可采用改变同一种溶液的恒沸组成随压强而变。
在理论上可采用改变压强的方法来分离恒沸溶液但在实际使用时，则应该考虑经压强的方法来分离恒沸溶液但在实际使用时，则应该考虑经济性和操作可能性济性和操作可能性4 4））两组分非理想溶液的气液平衡相图两组分非理想溶液的气液平衡相图 将一定组分的液体加热至泡点以上，使其部分气将一定组分的液体加热至泡点以上，使其部分气化，或者将一定组分的蒸汽冷却至露点以下，使其部化，或者将一定组分的蒸汽冷却至露点以下，使其部分冷凝，两相达到平衡，然后将两相分离此过程的分冷凝，两相达到平衡，然后将两相分离此过程的结果是易挥发组分在气相中富集，难挥发组分在液相结果是易挥发组分在气相中富集，难挥发组分在液相中富集1）） 平衡蒸馏平衡蒸馏（闪蒸）（闪蒸）（闪蒸）（闪蒸） 5.4.2 平衡蒸馏和简单蒸馏平衡蒸馏和简单蒸馏 加热器加热器减压减压阀阀分离器分离器原料原料底部产品底部产品冷凝器冷凝器塔顶产品塔顶产品平衡蒸馏流程 Ø历史上最早应用的蒸馏方法；历史上最早应用的蒸馏方法； Ø一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行；一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行； Ø简单蒸馏多用于混合液的初步分离简单蒸馏多用于混合液的初步分离。
2）） 简单蒸馏简单蒸馏 Ø将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，冷凝成馏出液；冷凝成馏出液； Ø随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相平衡随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相平衡的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐渐升高；渐升高； Ø当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停止蒸馏操作；止蒸馏操作； Ø在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出液 简单蒸馏操作原理 蒸汽蒸汽原料液原料液冷却水冷却水冷凝器冷凝器蒸馏釜蒸馏釜收集收集器器简单简单蒸蒸馏馏流程流程 yF>xF>xw yF——加热原料液时产生加热原料液时产生的第一个气泡的组成的第一个气泡的组成 xw——原料全部气化后剩原料全部气化后剩的最后一滴液体的组成的最后一滴液体的组成 xw x1 xF y1 yF ABCDP=定值TX（（Y））E一次部分气化和部分冷凝一次部分气化和部分冷凝（（3）） 精馏原理精馏原理 xw ABDP=定值TX（（Y））Cx1xFy2x2y1yF Ø从气相得到较纯的从气相得到较纯的易挥发组分；易挥发组分；Multi-partial gasification and condensing AP=定值定值Tx(y) xm yn xFBØ从液相中则得到较从液相中则得到较纯的难挥发组分纯的难挥发组分 。
多次部分气化和多次部分冷凝多次部分气化和多次部分冷凝 xFx2x1y1x3y2y3 y3 (或或xD) y1冷凝冷凝器器分离器分离器加热器加热器多次部分气化示意图多次部分气化示意图 分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低Ø解决方法：解决方法：Ø上图所示的流程存在的问题上图所示的流程存在的问题： 对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又产生新的气液两相蒸汽逐级上升，液体逐级下降省却中间产生新的气液两相蒸汽逐级上升，液体逐级下降省却中间加热器和冷凝器工业上采用塔板取代中间各级加热器和冷凝器工业上采用塔板取代中间各级流程庞杂，设备繁多，能量消耗大流程庞杂，设备繁多，能量消耗大 xFx2x1y1x3y2y3 y3 (或或xD) 冷凝器冷凝器分离器分离器加热器加热器有回流的多次部分气化和冷凝示意图有回流的多次部分气化和冷凝示意图 l回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一部回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称为回流。
为回流 l再沸器：提供一定量上升的蒸气流再沸器：提供一定量上升的蒸气流精馏原理精馏原理1） 精馏的定义 精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程分离成几乎纯态组分的过程2） 精馏连续稳定进行的条件 Ø 如图所示，考察筛板塔中任如图所示，考察筛板塔中任意第意第n层板的操作情况层板的操作情况 Ø理论塔板理论塔板 (Ideal plate) ：若：若 yn和和xn满足气液平衡方程，则此满足气液平衡方程，则此层塔板称为理论层塔板称为理论 塔板 yn-1 yn yn+1 xn-1 xn xn+1 塔内气液的流动 注：注： x*n+1 表示与表示与yn+1 成相平衡的成相平衡的 液相的组成液相的组成 tn+1>tn-1 xn-1>x*n+1 在任一塔板上易挥发组分由在任一塔板上易挥发组分由液相转移到气相，而难挥发组液相转移到气相，而难挥发组分从气相转移到液相，即分从气相转移到液相，即 xn-1 >xn yn >yn+1 精馏塔精馏塔( (Distilling ColumnDistilling Column) ) Ø设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流液泵等。
回流液泵等Ø加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时, ,料料液由此加入，该板称为加料板液由此加入，该板称为加料板Ø精馏段：加料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分精馏段：加料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分增浓的作用增浓的作用 Ø提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原料中易挥发组分的作用料中易挥发组分的作用 精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示3 3）） 精馏操作流程精馏操作流程 冷凝水冷凝水水蒸气水蒸气液体液体蒸汽蒸汽塔顶产品塔顶产品冷却水冷却水蒸汽蒸汽塔底产品塔底产品进料进料进进料料板板再沸器再沸器连续精馏操作流程 回流液回流液馏出液馏出液进料进料加热蒸汽加热蒸汽釜液釜液冷凝水冷凝水观察罩观察罩全凝器全凝器贮槽贮槽间歇精馏操作流程间歇精馏操作流程 Ø确定产品的流量；确定产品的流量； Ø确定合适的操作条件确定合适的操作条件: :操作压强、回流比和加料状态等；操作压强、回流比和加料状态等； Ø确定精馏塔所需的理论塔板数和加料位置；确定精馏塔所需的理论塔板数和加料位置； Ø选择精馏塔的类型、确定塔径、塔高及塔的其它参数；选择精馏塔的类型、确定塔径、塔高及塔的其它参数； Ø冷凝器和再沸器的设计计算。
冷凝器和再沸器的设计计算5.5 两组分连续精馏塔的计算两组分连续精馏塔的计算两组分连续精馏工艺计算的主要内容两组分连续精馏工艺计算的主要内容 Ø理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板Ø理理论论板板不不存存在在的的原原因因：：气气液液间间接接触触面面积积和和接接触触时时间间是是有有限限的，难以达到平衡状态的，难以达到平衡状态Ø理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准5.5.15.5.1理论塔板的概念理论塔板的概念理论塔板的概念理论塔板的概念( Ideal plate or tray )( Ideal plate or tray ) Ø恒摩尔汽化恒摩尔汽化：每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等精馏段精馏段: L1=L2=L3=…Ln=L=定值定值 提馏段提馏段: L1’=L2’=L3’=…Lm’=L’=定值定值 但但L与与L’不一定相等不一定相等. 精馏段精馏段: V1=V2=V3=…Vn=V=定值定值 提馏段提馏段: V1’=V2’=V3’=…Vm’=V’=定值定值 但但V与与V’不一定相等不一定相等. Ø恒摩尔溢流恒摩尔溢流：： 每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。
每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等恒摩尔流的假设恒摩尔流的假设恒摩尔流的假设恒摩尔流的假设 Ø恒摩尔流恒摩尔流 Ø满足恒摩尔流的条件满足恒摩尔流的条件 （（1 1）各组分的气化潜热相等；）各组分的气化潜热相等； （（2 2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略； （（3 3）塔设备保温良好，热损失可以忽略塔设备保温良好，热损失可以忽略恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的总称恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的总称 原料液原料液釜残液釜残液馏出液馏出液QBLD ,XD ,ILDF,XF,IFV’,IVW’ QcL’,ILMV, IVDW ,XW ,ILW5.5.2 全塔物料衡算全塔物料衡算 (Mass BalanceMass Balance ) 总物料总物料 F = D+W 式中式中 F——原料液流量，原料液流量，kmol/h；； D——馏出液流量，馏出液流量，kmol/h；； W——釜残液流量，釜残液流量，kmol/h；；xF——原料液中易挥发组分的摩尔分率；原料液中易挥发组分的摩尔分率； xD——馏出液中易挥发组分的摩尔分率；馏出液中易挥发组分的摩尔分率； xW——釜残液中易挥发组分的摩尔分率；釜残液中易挥发组分的摩尔分率；塔顶易挥发组分回收率塔顶易挥发组分回收率 = = DxDxD D/ Fx/ FxF F××100%100% 易挥发组分易挥发组分 FxF = DxD+WxW 塔底难挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率 = = D,XDL,XDV,y1F,xFx1x2xn yn+1 yn y212nn+1精馏段操作线方程精馏段操作线方程 以精馏段的第以精馏段的第n+1n+1层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算范围，层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算范围，以单位时间为基准，则有以单位时间为基准，则有总物料衡算：总物料衡算： V=L+D 易挥发组分：易挥发组分： Vyn+1=Lxn+DxD 式中式中 V V—— 精精馏馏段每段每块块塔板上升的蒸汽流量，塔板上升的蒸汽流量，kmol/hkmol/h；； L L—— 精精馏馏段每段每块块塔板溢流的液体流量，塔板溢流的液体流量，kmol/hkmol/h；； D D—— 馏馏出液流量，出液流量，kmol/hkmol/h；； y yn+1n+1—— 精精馏馏段第段第n+1n+1板上升蒸汽中易板上升蒸汽中易挥发组挥发组分的分的molmol分率；分率； x xn n —— 精精馏馏段第段第n n板下降的液体中易板下降的液体中易挥发组挥发组分的分的molmol分率；分率； 由上两物料恒算式得由上两物料恒算式得 根根据据恒恒摩摩尔尔流流假假设设，，L为为定定值值，，且且在在稳稳定定操操作作时时，，D及及xD为为定值，故定值，故R为常量。
为常量 令令R=L/D（（R称为回流比），则有称为回流比），则有上上式式即即为为精精馏馏段段操操作作线线方方程程它它描描述述了了任任一一板板( (第第n n层层板板) )的的液液体体组组成成与与自自相相邻邻的的下下一一塔塔板板( (第第n+1n+1层层) )上上升升的的蒸蒸汽汽组组成成之之间间的的关关系系，，为为一一线线性性关关系系，，其其中中，，斜率为斜率为R/(R+1)R/(R+1)，， 截距为截距为x xD D/(R+1)/(R+1) 如图所示，对进料板作总物料衡如图所示，对进料板作总物料衡算和热量衡算算和热量衡算式中：式中： IF —— 原料液的焓，原料液的焓，kJ/kmol；； IV、、 IV΄ —— 分别为进料板上下处饱和蒸气的的焓，分别为进料板上下处饱和蒸气的的焓， kJ/kmol；； IL 、、IL΄ —— 分别为进料板上下处饱和液体的焓，分别为进料板上下处饱和液体的焓，kJ/kmol；；V,IVL,ILV΄,IV΄ L΄,IL΄ F,IF加料板加料板物料衡算物料衡算：： F+L+V΄ = L΄+V热量衡算热量衡算：： FIF+LIL+V΄IV΄ = VIV+L΄IL΄ 5.5.3 5.5.3 进料热状况的影响进料热状况的影响进料热状况的影响进料热状况的影响 因因为为塔塔板板上上液液相相和和汽汽相相呈呈饱饱和和状状态态，，且且进进料料板板上上下下处处的的温度及气相组成各自都比较相近，所以有：温度及气相组成各自都比较相近，所以有： IV IV΄ IL IL΄ 代入热量衡算式整理得：代入热量衡算式整理得： 将物料衡算式代入将物料衡算式代入（（V- V΄ ））IV= FIF-（（ L΄ -L））IL[F-（（ L΄ -L ））] IV= FIF- （（ L΄ -L））IL 令令 q称为进料热状况参数。
称为进料热状况参数将上式整理可得到：将上式整理可得到： L’ = L + qF V’ = V - (q-1)Fq的意义：以的意义：以1kmol/h进料为基准时，提馏段的液体流量较精进料为基准时，提馏段的液体流量较精馏段液体流量增大的馏段液体流量增大的kmol数 对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，q 值等于进值等于进料中的液相分率料中的液相分率 通常，进料状况有通常，进料状况有5 种情况：种情况：冷液体进料冷液体进料、、泡点进料泡点进料、、汽液汽液混合物进料混合物进料、、饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料和和过热蒸汽进料过热蒸汽进料 IF < I V < V’ L’ > L+F L’-L > F q > 1FLVL΄ V΄ 原料温度原料温度<加热板上沸腾液的温度加热板上沸腾液的温度(料温料温<板温板温(泡点泡点))1） 冷液体进料 FLVL΄ V΄ 进料温度与板温相等进料温度与板温相等(料温料温=泡点泡点=板温板温, 近似近似) IF = I V = V’ L’ = L+F L’-L = F q = 1 2 2）） 泡点进料泡点进料 原料液已被汽化一部分原料液已被汽化一部分(料温料温 > 板温板温)FLVL΄ V΄ q值表示进料中液体量占总进料量的分率。
值表示进料中液体量占总进料量的分率IV > IF > IL 0 < q < 1 3 3）） 汽液混合物汽液混合物进进料料 原料加热至饱和蒸汽原料加热至饱和蒸汽( 料温料温 > 板温板温 ) FLL΄ V΄ VIF = IV V = V’ + F L’ = L q = 0 4 4）） 饱饱和蒸汽和蒸汽进进料料 原料加热至过热蒸汽原料加热至过热蒸汽(料温料温 > 板温板温) FLL΄ V΄ VIF > IV V > V’ + F L’ < L q < 05 5）） 过热过热蒸汽蒸汽进进料料 W xWF,xFx΄Nx΄m y΄N y΄m+1 mN 以提馏段第以提馏段第m层塔板以下塔段及再沸层塔板以下塔段及再沸器作为衡算范围，则有器作为衡算范围，则有总物料衡算总物料衡算: L’=V’+W xm — 提馏段第提馏段第m板下降液体易挥发组分板下降液体易挥发组分mol分率；分率； ym+1— 提馏段第提馏段第m+1板上升蒸汽易挥发组分板上升蒸汽易挥发组分mol分率；分率； 式中：式中： L’ — 提馏段每板下降液体流量提馏段每板下降液体流量,kmol/h；； V’ — 提馏段每板上升蒸汽流量提馏段每板上升蒸汽流量,kmol/h；； W — 釜液流量釜液流量,kmol/h；； 易挥发组分易挥发组分: L’xm=V’ym+1+Wxw 5.5.4 5.5.4 提馏段操作线方程提馏段操作线方程提馏段操作线方程提馏段操作线方程 由上两物料恒算式可得由上两物料恒算式可得 上式称为上式称为提馏段操作线方程提馏段操作线方程。
此式表示在一定操作条件下，此式表示在一定操作条件下，提馏段内自第提馏段内自第m m层板下降液体组成层板下降液体组成x x΄m m与其相邻的下层板（第与其相邻的下层板（第m+1m+1层）上升蒸气组成层）上升蒸气组成y y΄m+1m+1之间的关系，呈线性关系之间的关系，呈线性关系 L’ = L + qF 注：提馏段液体量注：提馏段液体量 L L΄ 不容易求，它除了与不容易求，它除了与 L L 有关外，有关外，还受进料量及进料热状况的影响还受进料量及进料热状况的影响 初始条件初始条件提馏段操作线方程提馏段操作线方程 精馏段操作线方程精馏段操作线方程 相平衡方程相平衡方程5.5.55.5.5理论塔板数的确定理论塔板数的确定理论塔板数的确定理论塔板数的确定 利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有逐板计算逐板计算法法和和图解法图解法 （（1 1）） 逐板逐板计计算法算法 xD=y1 x1 y2 x2 xn (xn 块板 当当求求得得xm’ 为止 注：所画的每一个阶梯代表理论塔板，跨过两操作线交点的那层注：所画的每一个阶梯代表理论塔板，跨过两操作线交点的那层塔板为加料板，最后一层塔板为再沸器塔板为加料板，最后一层塔板为再沸器2） 图解法 xW xD12345678baxFecd11l 画坐标图；画坐标图； fl 作平衡线和对角线线作平衡线和对角线线 ；；l作精馏线（作精馏线（abab线）；线）；l 作作q q线（线（efef线）；线）；l作提馏线（作提馏线（cdcd线）；线）；l 作梯级作梯级 图解过程 即精馏线与提馏线交点的轨迹方程即精馏线与提馏线交点的轨迹方程 此此式式即即为为q q线线方方程程或或进进料料方方程程它它反反映映了了加加料料板板上上汽汽液液组组成成为为一一线线性性关关系系当当x=xx=xF F时时，，y=xy=xF F，，从从而而得得 e 点点( (x=xx=xF F, , x=yx=y 的的交交点点) )，即，即q q 线总线总是是过过 e e 点Vy = Lx+DxD —— 精馏段关系式；精馏段关系式； V’y = L’x-WxW —— 提馏段关系式；提馏段关系式； V’-V=(q-1)F —— 热状态关系式；热状态关系式； L’-L =qF —— 热状态关系式；热状态关系式； FxF=DxD+WxW —— 物料衡算关系式；物料衡算关系式；q 线方程(进料方程) 第一相线第一相线, q > 1, 冷液体进料；冷液体进料； 垂直线垂直线, q = 1, 泡点进料；泡点进料； 第二相线第二相线, 0 < q <1, 汽液混合物进料；汽液混合物进料； 水平线水平线, q = 0, 饱和蒸汽进料；饱和蒸汽进料； 第三相线第三相线, q < 0, 过热蒸汽进料。 过热蒸汽进料q > 1q = 10 < q <1q = 0q < 0eXFaXDXwb不同热状态下的不同热状态下的q q 线图线图 进料状况进料状况进料状况进料状况进料的焓进料的焓进料的焓进料的焓 I IF F q q 值值值值q q 线斜率线斜率线斜率线斜率 q//q-1-1 q q 线在y-xy-x 图上的图上的图上的图上的位置位置位置位置冷液体冷液体冷液体冷液体I IF F<1>1++饱和液体饱和液体饱和液体饱和液体I IF F==I IL L q=1q=1无穷大无穷大无穷大无穷大气液混合物气液混合物气液混合物气液混合物I IL L<>I IVVq < 0q < 0++表表 进料状况对进料状况对q q线的影响线的影响 例：例： 用一常压操作的连续精馏塔分离进料组成为用一常压操作的连续精馏塔分离进料组成为0.44（摩尔分（摩尔分率）的苯率）的苯—甲苯混合物，求在下述进料状况下的边甲苯混合物，求在下述进料状况下的边q 值：值： （（1）气、液的摩尔流率各占一半；）气、液的摩尔流率各占一半； （（2）进料温度为）进料温度为20℃ ；； （（3）进料温度为）进料温度为180℃；； 已知数据：操作条件下苯的气化潜热为已知数据：操作条件下苯的气化潜热为389kJ/kg，甲苯的气，甲苯的气化潜热为化潜热为360kJ/kg。 苯蒸气和甲苯蒸气的平均比热为苯蒸气和甲苯蒸气的平均比热为1.256 kJ/(kg·℃)解：解： （（1）根据）根据q为进料液相分率的定义，可直接得出为进料液相分率的定义，可直接得出q=1/2 如果按公式计算，则有如果按公式计算，则有例例题题 （（2）原料液的气化潜热为：）原料液的气化潜热为： rm=0.44×389×78+0.56×360×92=31900kJ/kmol 查苯查苯—甲苯物系在常压下的温度甲苯物系在常压下的温度—组成图，知组成为组成图，知组成为0.44的的进料，泡点为进料，泡点为94℃ （露点为（露点为100.5℃ ） 料液的平均温度料液的平均温度=(94+20)/2=57℃,由附录由附录17查的在查的在57℃下苯下苯和甲苯的比热为和甲苯的比热为1.84kJ/(kg·℃),则原料的平均比热为：则原料的平均比热为： Cp=1.84×78×0.44+1.84×92×56=158kJ/(kmol·℃) （（3）进料的平均分子量为：）进料的平均分子量为： Mm=78×0.44+92×0.56=85.8 组成为组成为0.44的进料，其露点为的进料，其露点为100.5℃，则将进料的过热蒸，则将进料的过热蒸汽转化为饱和蒸汽应移走的热量为：汽转化为饱和蒸汽应移走的热量为： I=IF-IV=85.8×1.256×(180-100.5)=8567.3kJ/kmol 利用上方程式作提馏段的操作利用上方程式作提馏段的操作线方程较复杂。 由于线方程较复杂由于 q 线的引入，线的引入，简化了提馏段操作线的绘制简化了提馏段操作线的绘制 xD xW xFedd(1) 过坐标为（过坐标为（x=xF，，y=yF）的）的 e 点点作斜率为作斜率为q/q-1的直线即为的直线即为q 线2) q 线与精馏段操作线相交于一线与精馏段操作线相交于一点，联结该点与点，联结该点与 e 点即为提馏段点即为提馏段操作线5.5.6提馏段操作线的作法提馏段操作线的作法 xD xW xF xW xF xD1234565΄ ØR一定一定, q不改变精馏线的位置；不改变精馏线的位置； ØR一定一定, q对提馏线有较大影响（见右图）对提馏线有较大影响（见右图） Ø随随q减小，减小， 提馏线相平衡线靠近，所需理论塔板数越多提馏线相平衡线靠近，所需理论塔板数越多3 3）） 进料状况对操作线的影响进料状况对操作线的影响 在图解求理论塔板的过程中，当某阶梯跨过两操作线的交在图解求理论塔板的过程中，当某阶梯跨过两操作线的交点时，应变更操作线点时，应变更操作线跨过交点的阶梯即代表适宜跨过交点的阶梯即代表适宜的加料板的位置的加料板的位置（逐板计算也相同），这是因为对一定（逐板计算也相同），这是因为对一定的分离任务而言，如此作图所需的理论塔板数最少。 不改换的分离任务而言，如此作图所需的理论塔板数最少不改换操作线或提早更换操作线都会使理论塔板数增加操作线或提早更换操作线都会使理论塔板数增加4 4）适宜的进料板位置）适宜的进料板位置 4.影响塔板效率的因素影响塔板效率的因素：传质系数、传质推动力、传质面积、传质系数、传质推动力、传质面积、接触时间、物料特性等接触时间、物料特性等 1.理论塔板的概念理论塔板的概念：2.分离的实际情况分离的实际情况：由于气液两相接触时间、接触面积有限，由于气液两相接触时间、接触面积有限，因此在实际分离过程中不存在理论塔板，完成一定任务所因此在实际分离过程中不存在理论塔板，完成一定任务所需的实际塔板数比理论塔板数多需的实际塔板数比理论塔板数多3.塔板效率塔板效率：理论塔板数理论塔板数NT与实际塔板数与实际塔板数NR之比称为塔板效之比称为塔板效率，用率，用ET表示 式中式中ET称为全塔效率或总板效率称为全塔效率或总板效率 注：计算塔板数时应圆整，如注：计算塔板数时应圆整，如 7/0.6=11.7≈ 125.5.7实际塔板数与塔板效率实际塔板数与塔板效率 1) 1) R R↑↑，精馏段操作线向对角线靠近，，精馏段操作线向对角线靠近，N N↓↓，但，但L L↑↑，即冷凝，即冷凝器的负荷加大。 器的负荷加大2) 2) R R↓↓，精馏段远离对角线，，精馏段远离对角线，N N↑↑，当精馏操作线和，当精馏操作线和q q线的交线的交点在平衡线上时，则点在平衡线上时，则N N→∞→∞，此时，此时R R 称称为为R Rminmin，全回流5.5.8回流比的影响与选择回流比的影响与选择（1 1）） 回流比回流比R=L/DR=L/D的改变对精馏操作的影响的改变对精馏操作的影响 1) R↑, q点下降，提馏段接近对角线，板数减少，再沸器负荷加大，纯度点下降，提馏段接近对角线，板数减少，再沸器负荷加大，纯度↑2) R↓，提馏段与操作线相距越远，当与平衡线相交，提馏段与操作线相距越远，当与平衡线相交(q 线线)，，N↑ xD xW xFe（（2 2）） 回流比回流比R=L/DR=L/D的改变对提馏段操作线的影响的改变对提馏段操作线的影响 l全回流：若塔顶上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回全回流：若塔顶上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回流（流（total reflux）lD=0，，F=0，，W=0，无精馏段和提馏段之分无精馏段和提馏段之分l回流比回流比R=L/D→∞ ，是回流比的最大值。 是回流比的最大值l精馏操作线为精馏操作线为yn+1=xn，所需理论塔板数最少，以，所需理论塔板数最少，以Nmin表示表示3） 全回流与最小理论塔板数 xDxW 对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式Fenske）：）：Nmin为全回流时所需的最少理论板数（不包括再沸器）为全回流时所需的最少理论板数（不包括再沸器）为全塔平均相对挥发度为全塔平均相对挥发度 在在d点上下各板（进料板上下点上下各板（进料板上下区域）气液两相组成基本不变区域）气液两相组成基本不变化，即无增浓作用，点化，即无增浓作用，点d 称为称为夹夹紧点紧点该区域称为恒浓区（或该区域称为恒浓区（或夹紧区）夹紧区） xD xq xFedyq 回流比减小，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度回流比减小，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度所需的理论塔板数增多，当两操作线的交点位于平衡线上时，所需的理论塔板数增多，当两操作线的交点位于平衡线上时，则需要无穷多的阶梯才能达到则需要无穷多的阶梯才能达到d点相应的回流比称为点相应的回流比称为最小回最小回流比流比以Rmin表示对于一定的分离要求，表示。 对于一定的分离要求， Rmin是回流比的是回流比的最小值4） 最小回流比 xD xq xFeda 对对于正常曲于正常曲线线（如（如图图），），设设d d点坐点坐标为标为( (x xq q，，y yq q) )，，则则由精由精馏馏段的斜率可知段的斜率可知最小回流比的求法：作图法或解析法最小回流比的求法：作图法或解析法1)1) 作图法作图法 对对于非正常曲于非正常曲线线（如（如图图），），过过a a或或c c点作平衡线的切线，根点作平衡线的切线，根据切点坐标求据切点坐标求R Rminmin xD xq xFedafc动画效果 对对于正常曲于正常曲线线，在最小回流比下，，在最小回流比下，q q点在平衡线上，则由平点在平衡线上，则由平衡方程得衡方程得2) 解析法 l泡点进料时，泡点进料时，xq=xF，则，则l饱和蒸汽进料时，饱和蒸汽进料时，yq=yF，则，则 对某些进料状态，上式可进一步简化对某些进料状态，上式可进一步简化 1 实际回流比的范围实际回流比的范围 精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用回流精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用。 回流比是影响精馏过程经济性的一个重要指标比是影响精馏过程经济性的一个重要指标Rmin RminRR费费用用总费用总费用操作费用操作费用设备费用设备费用适宜回流比的确定适宜回流比的确定R=（（1.1~2））Rmin 对于难分离的物系，对于难分离的物系，R应取得更大些应取得更大些 5.6 板式塔板式塔板式塔板式塔结构结构 5.6.1 板式塔的结构板式塔的结构 1）在每块塔板上气液两相必须保持密切而充分的接触，为传质过程提供足够大而且不断更 新的相际接触表面，以减小传质阻力； 2）在塔内应尽量使气液两相呈逆流流动，以提供较大的传质推动力板式塔：板式塔：总体上气液呈逆流流动总体上气液呈逆流流动；； 每块塔板上呈均匀错流每块塔板上呈均匀错流 （（1）泡罩塔）泡罩塔 泡罩结构泡罩结构 （（2）筛板塔）筛板塔筛板塔的主要结构主要结构：1）筛孔 ——提供气体上升的通道；2） 溢流管 ——维持塔板上一定高度的液层，以保证在 塔板上气液两相有足够的接触面积；3）降液管 ——作为液体从上层塔板流至下层塔板的通道 （（3）浮阀塔）浮阀塔 三种塔板的比较三种塔板的比较三种塔板的比较三种塔板的比较: : : :1. 1. 生产能力：生产能力： 筛板筛板 > >浮阀浮阀 > >泡罩；泡罩；2. 2. 压降：压降： 泡罩泡罩 > >浮阀浮阀 > >筛板；筛板；3. 3. 操作弹性：操作弹性： 浮阀浮阀 > >泡罩泡罩 > >筛板；筛板；4. 4. 造价：造价： 泡罩泡罩 > >浮阀浮阀 > >筛板；筛板；5. 5. 板效率：板效率： 浮阀、筛板相当浮阀、筛板相当 > >泡罩。 泡罩 (4)其它类型塔板其它类型塔板1）舌形塔板与浮动舌形塔板 2）导向筛板）导向筛板 3） ADV浮阀塔板 （1）全塔效率E5.6.2 塔效率塔效率（2）单板效率(默弗里板效率)Emv, EmLxn* xn xn-1yn*ynyn+1 5.6.3 塔高与塔径的计算塔高与塔径的计算（1）塔的有效高度： HT（（1） 塔径的计算） 塔径的计算 （（（（1 1）气液两相接触状态）气液两相接触状态）气液两相接触状态）气液两相接触状态鼓泡接触状态稳定的气泡表面泡沫接触状态更新的液膜表面喷射接触状态更新的液滴表面5.6.4塔的流体力学性能塔的流体力学性能 1）鼓泡接触状态鼓泡接触状态 液体——连续相 气体——分散相 两相接触面积：气泡表面 ADVADV塔盘的鼓泡状态塔盘的鼓泡状态 2）泡沫接触状态泡沫接触状态 液体——连续相 气体——分散相 两相接触面积：不断更新的液膜表面 气体——连续相 液体——分散相两相接触面积：不断更新的液滴表面3）喷射接触状态喷射接触状态 （（3）） 正常操作现象正常操作现象 1）液沫夹带）液沫夹带气量↑ →夹带量↑板间距HT↓ →夹带量↑要求液沫夹带量要求液沫夹带量 eG≯ ≯0.1kg液沫液沫/kg干气干气主要影响因素（（3）） 不正常操作现象不正常操作现象 液沫夹带液沫夹带现象现象 2 2）气泡夹带）气泡夹带）气泡夹带）气泡夹带原因原因：液体在降液管中停留时间过短，气泡来 不及解脱，而被液体卷入下层塔板。 3）气体沿塔板的不均匀流动液面有落差和液层波动，引起气体分布不均匀液层厚，阻力大，汽速小；液层薄，阻力小，汽速大气泡夹带现气泡夹带现象象 定义定义：液体进塔量大于出塔量，结果使塔内不 断积液，直至塔内充满液体，破坏塔内 正常操作，称为液泛4）液泛液泛包括：夹带液泛、溢流液泛液泛包括：夹带液泛、溢流液泛1)夹带液泛原因原因：由液沫夹带引起— 汽速过大液泛现象液泛现象 • 与板间距HT有关： HT↑ → uF↑• 与液量有关：VL↑ → uF↓• 与物系性质有关：易发泡，uF↓影响液泛气速 uF 的因素：适宜气速：适宜气速：u=(0.7-0.8)=(0.7-0.8)uF u/ /uF——液泛分率液泛分率 (2)溢流液泛（降液管液泛）原因原因：由降液管通过液体能力不够而引起 ——液量过大液量过大 综上所述，造成液泛的原因主要是液量过大液量过大、板压降过大板压降过大（即气量过大）或降液管堵塞降液管堵塞气量过小 ；塔板开孔率大5）严重漏液）严重漏液 当气体孔速过小或气体分布不均匀时，使有的筛孔无气体通过，从而造成液体短路，大量液体由筛孔漏下。 产生原因产生原因 (3)塔板负荷性能图塔板负荷性能图 1、漏液线由发生漏液时的干板压降计算2、液体流量下限线由how = 6mm 确定3、液体流量上限线由液体在降液管内的停留时间τ=35s计算4、（溢流）液泛线由Hd = φ(HT + hw)确定5、过量液沫夹带线由液沫夹带量eG = 0.1kg液沫/kg干气确定 5.7其他蒸馏简介其他蒸馏简介5.7.1 恒沸精馏与萃取精馏恒沸精馏与萃取精馏5.7.2 分子蒸馏分子蒸馏 。
