食品工程原理-吸收與蒸餾(三)ppt課件

1、重點： 理論塔板、恒摩爾流、操作線方程、進料方程、回流比 難點： 操作線方程、進料方程、精餾設(shè)備,第四節(jié) 蒸餾,吸收：氣相混合物的分離（溶解度不同） 蒸餾： 液相混合物的分離（揮發(fā)度不同） 揮發(fā)度高：輕組分 揮發(fā)度低：重組分,蒸餾：使混合液體部分氣化，利用各組分揮發(fā)度的不同從而使混合物達到分離的單元操作。蒸餾是分離液相混合物的典型單元操作,蒸餾操作的分類,按操作方式分：簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾,按操作壓力分：常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾,按原料中所含組分數(shù)目分：雙組分蒸餾及多組分蒸餾,按操作流程分：連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾,本章主要討論常壓雙組分連續(xù)精餾,相律是研究相平衡的基本規(guī)律

2、，它表示平衡物系中自由度數(shù)、相數(shù)及獨立組分數(shù)間的關(guān)系,F = C-+2,式中 F自由度數(shù) C獨立組分數(shù) 相數(shù) 2表示外界只有溫度和壓強可以影響物系的平衡關(guān)系,4.1 雙組分溶液的氣液相平衡,1 . 相律,一. 相律和拉烏爾定律,汽液相平衡：溶液與其上方蒸氣達到平衡時汽液兩相各組分組成的關(guān)系,溶液的分類：理想溶液和非理想溶液,理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律，即,式中 pA、pB 溶液上方組分的平衡分壓 p0同溫度下純組分的飽和蒸氣壓 x 溶液中組分的摩爾分率,2 . 拉烏爾定律,根據(jù)道爾頓分壓定律，溶液上方的蒸氣總壓為,當總壓P不高時，平衡的氣相可視為理想氣體，服從道爾頓分壓定律，即,式（

3、a）和（b）為兩組分理想物系的氣液平衡關(guān)系式,a,b,泡點方程,露點方程,略去下標,雙組分物系的獨立變量： 汽相組成 y、液相組成 x、溫度 T 、 壓力P,可見：規(guī)定其中的兩個，則系統(tǒng)平衡狀態(tài)即定。一般蒸餾壓力恒定，故僅有一個自由度,兩組份的氣液平衡常用一定壓力下的t-x(y)及x-y函數(shù)關(guān)系或相圖來表示,利用一定溫度下純組分的飽和蒸氣壓，即可求得該溫度下平衡時氣、液組成。反之，若已知一相組成，也可求得與之平衡的另一相組成的溫度，但一般需要試差法計算,上曲線：平衡時汽相組成與溫度的關(guān)系，稱為汽相線（露點曲線,下曲線：平衡時液相組成與溫度的關(guān)系，稱為液相線（泡點曲線,兩曲線將圖分成三個區(qū)域：液

4、相區(qū)、過熱蒸汽區(qū)、汽液共存區(qū),二 . 兩組分理想溶液的氣液平衡相圖 （1）溫度組成圖（t x y圖,氣液兩相達到平衡時y x,氣液組成相同時，露點高于泡點,平衡線位于對角線的上方； 平衡線離對角線越遠，表示該溶液越易分離,注意： 總壓對 t-x-y 關(guān)系比對 x-y 關(guān)系的影響大； 當總壓變化不大時,總壓對 x-y 關(guān)系的影響可以忽略不計 蒸餾中使用 x-y 圖較t-x-y 圖更為方便,2.氣液相平衡圖（ X Y 圖,純液體的揮發(fā)度是指該液體在一定溫度下的飽和蒸氣壓,相對揮發(fā)度是指溶液中兩組分揮發(fā)度之比，常以易揮發(fā)組分的揮發(fā)度為分子,溶液中各組分的揮發(fā)度定義為該組分在蒸氣中的分壓和與之相平衡的

5、液相中的摩爾分率之比，即,3 .相對揮發(fā)度與氣液平衡方程,若A、B形成的理想溶液,當總壓不高時，蒸氣服從道爾頓分壓定律,對于二元溶液 xB=1-xA yB=1-yA,整理后，略去下標,氣液相平衡方程,其值的大小可用于判斷某混合溶液能否用蒸餾方法加以分離以及分離的難易程度,當1時，表示組分A較B容易揮發(fā)， 愈大，揮發(fā)度差異愈大，分離愈容易,當=1時，氣相組成與液相組成相同，不能用普通蒸餾方法加以分離,相對揮發(fā)度的意義,與理想溶液發(fā)生正偏差的溶液：如乙醇水、正丙醇水等物系。對于乙醇水體系，其恒沸組成為x=y=0.894，恒沸點t=78.15 (常壓下)。稱為具有最低恒沸點的溶液,兩組分非理想溶液的

6、氣液平衡相圖,與理想溶液發(fā)生負偏差的溶液：如硝酸水、氯仿丙酮等物系。對于硝酸水體系，其恒沸組成為x=y=0.383，恒沸點t=121.9 (常壓下) 。稱為具有最高恒沸點的溶液,同一種溶液的恒沸組成隨壓強而變。在理論上可采用改變壓強的方法來分離恒沸溶液。但在實際使用時，則應該考慮經(jīng)濟性和操作可能性,一、平衡蒸餾（閃蒸,4.2 蒸餾與精餾原理,特點： 連續(xù)操作； 組成和溫度恒定不變； 氣、液兩相平衡,閃蒸的計算,1）物料衡算,對易揮發(fā)組分,對總物料,汽液相平衡組成的關(guān)系,f汽化率,2）熱量衡算,原料液節(jié)流減壓后進入分離器，物料放出的顯熱等于部分氣化所需的潛熱,原料液離開加熱器的溫度,對加熱器作熱

7、量衡算，若忽略加熱器的熱損失,3）氣液平衡關(guān)系,歷史上最早應用的蒸餾方法； 一種單級蒸餾操作，常以間歇方式進行； 簡單蒸餾多用于混合液的初步分離,二、簡單蒸餾（微分蒸餾,將料液加熱至泡點，溶液汽化，產(chǎn)生的蒸汽隨即進入冷凝器，冷凝成餾出液； 隨著過程的進行，釜中液相組成不斷下降，使得與之相平衡的氣相組成（餾出液組成）亦隨時降低，而釜內(nèi)液體的沸點逐漸升高； 當餾出液的平均組成或釜殘液組成降至某規(guī)定值后，即可停止蒸餾操作； 在同一批操作中，餾出液分批收集，可得到不同組成的餾出液,1 簡單蒸餾操作原理,2 簡單蒸餾流程,3.簡單蒸餾的計算,設(shè)： F、W2釜內(nèi)的原料液量和最終殘液量，kmol； x1、x

8、2料液和殘液中易揮發(fā)組分組成（摩爾分率） W某一瞬間釜內(nèi)的液量，kmol； x、y某一瞬間的液氣組成，（摩爾分率）； 經(jīng)過微分時間dt后，殘液量減少dW，液相組成減少dx 以蒸餾釜為衡算系統(tǒng) 對易揮發(fā)組分，dt前后的微分物料衡算為,積分,對于理想溶液 ，平衡關(guān)系用,表示,若操作范圍內(nèi)平衡線可近似地看作直線,若平衡線為過原點的直線,若平衡關(guān)系不能用簡單的數(shù)學式表示，可以應用圖解積分或數(shù)值積分,餾出液的量D及平均組成,在相同的原料液濃度及相同釜液的條件下，簡單蒸餾所得到的餾出液濃度高于平衡蒸餾，而平衡蒸餾的優(yōu)點是連續(xù)操作，但其分離效果不如間歇操作的簡單蒸餾,三 精餾原理和流程1 精餾的定義 精餾是

9、將由揮發(fā)度不同的組分所組成的混合液，在精餾塔中同時多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)組分的過程,精餾塔、塔底再沸器、塔頂冷凝器、原料預熱器、回流液泵等,精餾段：加料板以上的部分，它起著回收原料中易揮發(fā)組分增濃的作用,提餾段：加料板以下的部分（包括加料板），它起著回收原料中難揮發(fā)組分的作用,1） 精餾操作流程,精餾裝置示意圖,2） 板式塔精餾塔塔板上的傳質(zhì),3）精餾連續(xù)穩(wěn)定進行的條件,回流：升到塔頂?shù)钠鹘M成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作為塔頂產(chǎn)品，另一部分返回塔頂作為液流，這部份液流稱為回流,再沸器：提供一定量上升的蒸氣流,加料板：當某塊塔板上的濃度與原料的濃度相近或相等時,料

10、液由此加入，該板稱為加料板,精餾與簡單蒸餾或平衡蒸餾的主要區(qū)別在于存在回流：塔頂液相回流和他付部分氣化,確定產(chǎn)品的流量及組成； 確定合適的操作條件: 操作壓強、回流比和加料狀態(tài)等； 確定精餾塔所需的理論塔板數(shù)和加料位置； 選擇精餾塔的類型、確定塔徑、 塔高及塔的其它參數(shù)； 冷凝器和再沸器的設(shè)計計算,第五節(jié) 雙組分連續(xù)精餾塔的計算兩組分連續(xù)精餾工藝計算的主要內(nèi)容,例：年處理量為10萬噸粗甲醇精餾塔的設(shè)計,理論板是指離開該塔板的蒸汽和液體呈平衡狀態(tài)的塔板,理論板不存在的原因：氣液間接觸面積和接觸時間是有限的，難以達到平衡狀態(tài),理論板可作為衡量實際板分離效率的依據(jù)和標準,5.1理論塔板的概念,恒摩爾

11、汽化： 每層塔板上升的蒸汽的摩爾流量相等,精餾段: L1=L2=L3=Ln=L=定值 提餾段: L1=L2=L3=Lm=L=定值 但L與L不一定相等.,精餾段: V1=V2=V3=Vn=V=定值 提餾段: V1=V2=V3=Vm=V=定值 但V與V不一定相等.,恒摩爾液流： 每層塔板溢流的液體的摩爾流量相等,5.2 恒摩爾流的假設(shè),恒摩爾流,滿足恒摩爾流的條件,1）各組分的氣化潛熱相等； （2）氣液接觸時因溫度不同而交換的顯熱可以忽略； （3）塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略,恒摩爾汽化和恒摩爾溢流的總稱,5.3 全塔物料衡算,F = D+W,塔頂易揮發(fā)組分回收率,FxF = DxD+WxW,塔

12、底難揮發(fā)組分回收率,對進料板作總物料衡算和熱量衡算,IF 原料液的焓，kJ/kmol； IV、 IV 分別為進料板上下處飽和蒸氣的焓， kJ/kmol； IL 、IL 分別為進料板上下處飽和液體的焓，kJ/kmol,V,IV,L,IL,V,IV,L,IL,F,IF,進料板,物料衡算： F+L+V = L+V,熱量衡算： FIF+LIL+VIV = VIV+LIL,5.4 進料板及進料熱狀態(tài)參數(shù),原料入塔時溫度或狀態(tài)稱為加料的熱狀態(tài)。共五種情況,因為塔板上液相和汽相呈飽和狀態(tài)，且進料板上下處的溫度及氣相組成各自都比較相近，所以有： IV IV IL IL,代入熱量衡算式整理得,將物料衡算式代入,

13、V- V ）IV= FIF-（ L -L）IL,F-（ L -L ） IV= FIF- （ L -L）IL,令,q稱為進料熱狀況參數(shù),將上式整理可得到： L = L + qF V = V + (q-1)F,q的意義：以1kmol/h進料為基準時，提餾段的液體流量較精餾段液體流量增大的kmol數(shù),L = L + qF V = V + (q-1)F,5.5 精餾段操作線方程,V=L+D,Vyn+1=Lxn+DxD,令R=L/D（R稱為回流比），則有,上式即為精餾段操作線方程。它描述了任一板(第n層板)的下降液體組成與自相鄰的下一塔板(第n+1層)上升的蒸汽組成之間的關(guān)系，為一線性關(guān)系，其中，斜率為

14、R/(R+1)， 截距為xD/(R+1,以提餾段第m層塔板以下塔段及再沸器作為衡算范圍，則有,總物料衡算: L=V+W,易揮發(fā)組分: Lxm=Vym+1+Wxw,5.6 提餾段操作線方程,由上兩物料恒算式可得,上式稱為提餾段操作線方程。此式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自第m層板下降液體組成xm與其相鄰的下層板（第m+1層）上升蒸氣組成ym+1之間的關(guān)系，呈線性關(guān)系,L = L + qF,注：提餾段液體量 L 不容易求，它除了與 L 有關(guān)外，還受進料量及進料熱狀況的影響,1) 操作線方程的圖示（x-y 圖,精餾段操作線方程的分析與圖示,過點（xD，xD）和點（0， xD /（R+1）的直線,5

15、.7 操作方程的圖示與q線,提餾段操作線方程的分析與圖示,過點（ xW， xW）的直線，斜率 與q有關(guān),q線方程為精餾段操作線與提留段操作線交點的軌跡方程,Vy = Lx+DxD 精餾段關(guān)系式； Vy = Lx-WxW 提餾段關(guān)系式； V-V=(q-1)F 熱狀態(tài)關(guān)系式； L-L =qF 熱狀態(tài)關(guān)系式； FxF=DxD+WxW 物料衡算關(guān)系式,xF,q 1, 冷液體進料； q = 1, 泡點進料； 0 q 1, 汽液混合物進料； q = 0, 飽和蒸汽進料； q 0, 過熱蒸汽進料,不同熱狀態(tài)下的q 線圖,q線方程或進料方程反映了加料板上汽液組成為一線性關(guān)系。不改變精餾段操作線的位置，明顯改變

16、提餾段操作線的位置,表 進料狀況對q線的影響,例題7-8,提餾段操作線方程,精餾段操作線方程,相平衡方程,5.7 理論塔板數(shù)的確定 利用相平衡原理和操作線方程可確定理論塔板數(shù)，其方法有逐板計算法和圖解法,條件： 塔頂蒸氣在冷凝器中全部冷凝； 泡點回流,1. 逐板計算法,V, y1,x1,x2,y2,y2,1,2,n,n-1,L, xD,F, xF,D, xD,x1,xn-1,y3,x3,計算到xn xq即可（ xq為精餾線與提餾線交點處的x值，當為飽和液體進料時xn=xF），則第n塊板為加料板,精餾段有n-1層, 需n-1塊板,當求得xmxw時, 則提餾段需塔板m-1層(塊)，第m層為再沸器,

17、同理, 可求得提餾段理論塔板數(shù),在坐標上繪出雙組分混合液的y-x平衡曲線，并作出對角線，對角線為y = x,在同一坐標上作精餾段操作線，此操作線通過位于對角線的點（x=xD，y=xD）和y軸上的點（x=0，y=xD/R+1），此操作線的斜率為R/R+1，截距為xD/R+1,在同一坐標上作提餾段操作線，此操作線通過位于對角線的點（x=xW，y=xW）,此操作線的斜率為（L+qF/L+qF-W）,從點（x=xD，y=xD）開始在操作線與平衡線作直角階梯直至作后一個階梯的垂線達到xW或略小于xW為止,注：所畫的每一個階梯代表理論塔板，跨過兩操作線交點的那層塔板為加料板，最后一層塔板為再沸器,2 圖解

18、法,xW,xD,1,2,3,4,5,6,7,8,b,a,xF,e,c,d,1,1,畫坐標圖,f,作平衡線和對角線,作精餾線（ab線,作q線（ef線,作提餾線（cd線,作梯級,圖解過程,在圖解求理論塔板的過程中，當某階梯跨過兩操作線的交點時，應變更操作線。跨過交點的階梯即代表適宜的加料板的位置（逐板計算也相同），這是因為對一定的分離任務而言，如此作圖所需的理論塔板數(shù)最少。不改換操作線或提早更換操作線都會使理論塔板數(shù)增加,3. 適宜的進料板位置,影響塔板效率的因素：傳質(zhì)系數(shù)、傳質(zhì)推動力、傳質(zhì)面積、接觸時間、物料特性等,理論塔板的概念,分離的實際情況：由于氣液兩相接觸時間、接觸面積有限，因此在實際分

19、離過程中不存在理論塔板，完成一定任務所需的實際塔板數(shù)比理論塔板數(shù)多,5.8 實際塔板數(shù)與塔板效率,1）總板效率：理論塔板數(shù)NT與實際塔板數(shù)NR之比稱為塔板效率，用ET表示,式中ET稱為全塔效率或總板效率,注：計算塔板數(shù)時應圓整，如 7/0.6=11.7 12,2）單板效率：以氣相（或液相）經(jīng)過實際塔板的組成變化值與經(jīng)過理論板時的組成變化值之比表示,1) R，精餾段操作線向?qū)蔷€靠近，N，但L，即冷凝器的負荷加大,2) R，精餾段遠離對角線，N，當精餾操作線和q線的交點在平衡線上時，則N，此時R 稱為Rmin,5.5 回流比的影響與選擇1 回流比R=L/D的改變對精餾操作的影響,1) R, q點下降，提餾段接近對角線，板數(shù)減少，再沸器負荷加大,2) R，提餾段與操作線相距越遠，當與平衡線相交(q 線)，N,xD,xW,xF,e,2 回流比R=L/D的改變對提餾段操作線的影響,全回流：若塔頂上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔內(nèi)稱為全回流（total reflux,D=0，F(xiàn)=0，W=0，無精餾段和提餾段之分,回流比R=L/D ，是回流比的最大值,精餾操作線為yn+1=xn，所需理論塔板數(shù)最少，以Nmin表示,5.5.1 全回流與最小理論塔板數(shù),對于雙組分溶液，有如下公式（芬