1、化工原理基本概念和原理化工原理基本概念和原理化工原理基本概念和原理蒸 馏-基本概念和基本原理利用各组分挥发度不同将液体混合物部分汽 化而使混合物得到分离的单元操作称为蒸馏。 种分离操作是通过液相和气相之间的质量传递 过程来实现的。对于均相物系，必须造成一个两相物系才能将 均相混合物分离。蒸馏操作采用改变状态参数的 办法(如加热和冷却)使混合物系内部产生出第 二个物相(气相)；吸收操作中则采用从外界引 入另一相物质(吸收剂)的办法形成两相系统。一、两组分溶液的气液平衡1.拉乌尔定律理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律：pA=pA0XA pB=pBOXB=pB0( 1 XA )根据道尔顿分压定律：
2、Pa=PyAP=Pa+pb则两组分理想物系的气液相平衡关系：XA= ( P pB0) /(PA0 PB0) 泡点方程yA=pA0xA/P 露点方程对于任一理想溶液，利用一定温度下纯组分饱相组成，可求得与之平衡的另和蒸汽压数据可求得平衡的气液相组成；反之,已知组成和温度(试差法)。2.用相对挥发度表示气液平衡关系溶液中各组分的挥发度 v可用它在蒸汽中的 分压和与之平衡的液相中的摩尔分率来表示， 即VA = p a/XA VB = Pb/XB溶液中易挥发组分的挥发度对难挥发组分的 挥发度之比为相对挥发度。其表达式有：a =va/vb= ( pa/xa ) / ( pb/xb ) =yAXB/yBX
3、A对于理想溶液: a =p A0/pB0气液平衡方程：y= a x/1+ (a 1) xA值的大小可用来判断蒸馏分离的难易程度。a愈大，挥发度差异愈大，分离愈易; a =1时不能用普通精馏方法分离。3.气液平衡相图(1)温度一组成(t-x-y )图该图由饱和蒸汽线(露点线)、饱和液体线(泡 点线)组成，饱和液体线以下区域为液相区，饱 和蒸汽线上方区域为过热蒸汽区，两曲线之间区 域为气液共存区。气液两相呈平衡状态时，气液两相温度相同， 但气相组成大于液相组成；若气液两相组成相 同，则气相露点温度大于液相泡点温度。x与之平衡的气相组成 衡线位于对角线的上方。（2）x-y 图x-y图表示液相组成 之
4、间的关系曲线图， 平衡线偏离对角线愈远，表示该溶液愈易分离。 总压对平衡曲线影响不大。馏原理括塔顶液相回流和塔底产生上升蒸汽 各级易挥发组分浓度由上至下逐级降低: 的塔顶温度总是低于塔底温度， 顶易挥发组分浓度高于塔底，精馏过程是利用多次部分汽化和多次部分冷 凝的原理进行的，精馏操作的依据是混合物中各 组分挥发度的差异，实现精馏操作的必要条件包。精馏塔中 精馏塔原因之一是：塔 相应沸点较低;原 因之二是：存在压降使塔底压力高于塔顶， 塔底 沸点较高当塔板中离开的气相与液相之间达到相平衡 时，该塔板称为理论板精馏过程中，再沸器的作用是提供一定量的上升蒸汽流，冷凝器的作用是提供塔顶液相产品及(R+
5、1 ) Xn+1/ ( R+1 ) XD其中：r=l/d回流比上式表示在一定操作条件下，精馏段内自任賞_ 第n层板下降的液相组成Xn与其相邻的下一戻 板(第 n+1 层板)上升蒸汽相纟组成 yn+1之间的关 系。在Xy坐标上为直线，斜率为 R/R+1，截 距为 xd/R+1。3.提馏段物料衡算和操作线方程总物料衡算： L=V+W易挥发组分： LX m =Vy m+l+Wx w操作线方程： ym+l= ( L/V ) Xm (W/V )xw板（第m+1层板）上式表示在一定操作条件下，提馏段内自任意 第m层板下降的液相组成Xm与其相邻的下一层 升蒸汽相组成 ym+1_之间的关系。L除与L有关外，还
6、受进料量和进料热状 况的影响。四、进料热状况参数实际操作中，加入精馏塔的原料液可能有五种 热状况：（1）温度低于泡点的冷液体；（2）泡点 下的饱和液体：（3）温度介于泡点和露点的气液 混合物；（4）露点下的饱和蒸汽；（5）温度高于 露点的过热蒸汽。Il不同进料热状况下的q值IV If 将1kmol进料变为饱和蒸汽所需的热量 q iv i, 原料液的千摩尔汽化潜热进料 热状 况冷液 体饱和 液体气液 混合 物饱和 蒸汽过热蒸汽q值110100对干饱和液体、气液混合物和饱和蒸汽讲料而言，q值等于进料中的液相分率。L=L+qFV=V （ q 1） Fy=q/ (qi) xq线方程（进料方程）为：xf
7、/ （q 1）上式表示两操作线交点的轨迹方程。塔底再沸器相当于一层理论板（气液两相衡），塔顶采用分凝器时，分凝器相当于一层理 论板。由于冷液进料时提馏段内循环量增大， 分离程度提高，冷液进料较气液混合物进料所需理 论板数为少。五、回流比及其选择（1）全回流R=L/D= 8，操作线与对角线重合，操作线方 程yn=Xn-1，达到给定分离程度所需理论板层数最一 少为Nmin。（2）最小回流比当回流比逐渐减小时，精馏段操作线截距随之 逐渐增大 两操作线位置将向平衡线靠近,为达 到相同分离程度所需理论板层数亦逐渐增多。达 到恒浓区（夹紧区）回流比最小，所需理论板无 穷多。I.正常平衡线Rmin = （
8、XD yq） / （ yqXq）Xq=XFyq=yF饱和液体进料时：饱和蒸汽进料时：II .不正常平衡线由a（ XD，yD）或c（xw，yw）点向平衡线作 切线，由切线斜率或截距求Rmin。（3）适宜回流比R=（ 1.12） Rmin精馏设计中，当回流比增大时所需理论板数减 少,同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量增加一塔 顶冷凝器中冷却介质消耗量增加，操作费用相应 增加，所需塔径增大o中，回流比愈大，操作能耗愈大，随精馏操作时，若F、D、XF、q、R、加料板位 置都不变，将塔顶泡点回流改为冷回流，则塔顶 产品组成XD变大精馏设计 着回流比逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈 现先减小后增大的过程。八
9、、板效率和实际塔板数yn+1 )1.单板效率（默弗里效率）EmV= （ yn yn+1） / （ynEmL= ( Xn-1 Xn ) /( Xn-1 Xn )2.全塔效率E= ( Nt/Np) x100%精馏塔中第n-1,n,n+1块理论板，yn+iyn,tn-iXn-1。精馏塔中第n-1,n,n+1块实际板，Xn*yn。如板式塔设计不合理或操作不当，可能产生液 泛、漏液、及雾沫夹带等不正常现象，使塔无法 正常工作。负荷性能图有五条线，分别是雾沫夹带、液泛、 漏液、液相负荷上限和液相负荷下限。吸 收-基本概念和基本原理利用各组分溶解度丕同而分离气体混合物的 单元操作称为吸收。混合气体中能够溶解
10、的组分 称为吸收质或溶质（A）；不被吸收的组分称为 惰性组分或载体（B）；吸收操作所用的溶剂称为 吸收剂（S）；吸收所得溶液为吸收液（S+A）； 吸收塔排出的气体为吸收尾气。平衡 传质方向与传质极限当气相中溶质的的实际分压高于与液相成平 衡的溶质分压时，溶质从气相向液相转移,发生 吸收过程；反之当气相中溶质的的实际分压低于_ 与液相成平衡的溶质分压时，溶质从液相向气相 转移，发生脱吸（解吸）过程。气夜相平衡状态下气相中溶质分压称为平衡分压或 饱和分压，液相中的溶质浓度称为平衡浓度或饱 和浓度溶解度。p*=Ex - E为亨利系数，单位为压强单位,对于同一种溶质，溶解度随温度的升高而减 小，加压和
11、降温对吸收操作有利; 升温和减压有 利于脱吸操作。亨利定律：随温度升高而增大，难溶气体E很大，易溶气体 E很小。对理想溶(稀溶液)液E为吸收质的饱和蒸气压。p*=c/H 为溶解度系数，单位：kmol/(kN m)，H= p /(EM s)，随温度升高而减小，难溶气体 H很小，易溶气体 H很大。y*=mx - 目平衡常数，无因次， m=E/Pm值愈大，气体溶解度愈小;m随温度升高而增加，随压力增加而减小。Y *=mX *溶液浓度很低时大多采用该式Y=y/(1-y); x,y -摩尔分率,计算。X=x/(1-x);X,Y 摩尔比浓度 二、传质理论-传质速率分子扩散-凭借流体分子无规则热运动传递 物
12、质的现象。推动力为浓度差，由菲克定律描述: Ja= DAB(dCA)/(dz) Ja 扩散 通量，kmol/(m 2 s) Dab 扩散系数涡流扩散-凭借流体质点的湍动和旋涡传递物质的现象。等分子反向扩散传质速率：气相内Na =D(pa1 -pA2)/RTz液相内Na =D (ci -CA2 )/z单相扩散传质速率： 气相内Na =Ja + Nca/C=D (pA -pAi )/ RTz (P/pBm)=kG(pA -pAi)P/pBm 1为漂流因数，反映总体流动对 传质速率的影响。pBm =(PB2 -pB1)/ln(p B2/pB1)一般而言，双组分等分子反向扩散体现在精馏 单元操作中,而
13、一组分通过另一组分的单相扩散 体现在吸收单元操作中气相中，温度升高物质的扩散系数增大，压强 升高则扩散系数降低；液相中粘度增加扩散系数 降低。在传质理论中有代表性的三个模型分别为双 膜理论、溶质渗诱理论和表面更新理论传质速率方程 传质速率=传质推动力/传质阻力N=kG(p -pi)=kL(Ci -C)=ky(y-yi)=kx(Xi 之)N=Kg(p p*)=K l(c* -c)=Ky(Y-Y*)=K x(X* 咲) 注意传质系数与推动力相对应，即传质系数与 推动力的范围一致,传质系数的单位与推动力的 单位一致。吸收系数之间的关系：1/KG=1/kG+1/HkL1/KL=1/kL+H/kG1/K
14、 Y=1/ky+m/kxky=PkG kx=CkLCKl气膜控制与液膜控制的概念对于易溶气体，H很大，传质阻力绝大部分存 在于气膜之中，液膜阻力可以忽略，此时 kG,这种情况称为“气膜控制”;反之，1/Kx=1/kx+1/mkyKyPKgKxKg对于难溶气体,H很小，传质阻力绝大部分存在于液膜 之中，气膜阻力可以忽略，此时 Kl疋kL，这种情况称为“液膜控制”。三、物料衡算-操作线方程与液气比全塔物料衡算： V（Y 1讦2）=L（X 1 -2）逆流操作吸收操作线方程：1-塔底，2-塔顶吸收操作时塔内任一截面上溶质在气相中的 实际分压总是高于与其接触的液相平衡分压，所 以吸收操作线总是位于平衡线
15、的上方。最小液气比：min =（丫1 齐2）/（X1* 伙2）斜率Y=LX/V+(Y 1 -LX i/V)（L/V ）液气比即操作线的(L/V )增加传质推动力增加液气比若平衡关系符合亨利定律，min=(Yl -2)1(Yl/m -2)溶剂改性减小传质阻力采用新型填料操作线斜率增大，操作线向改变操作条件增加吸收剂用量，远离平衡线的方向偏移，吸收过程推动力增大一 设备费用减少。四、填料层高度计算气液相平衡、传质速率和物料衡算相结合取微 元物料衡算求得填料层高度。填料层高度=传质单元高度X传质单元数即 z=Hog X Nog=H 0L X Nol=Hg X Ng=H lX NlNog 相总传质单元
16、数(气体流经一段填 料后其组成变化等于该段填料的总的平均推动 力则为一个传质单元)Hog -目总传质单元高度(一个传质单元 所对应的填料高度)1.平均推动力法(适合平衡线为直线)：z=Hog X NoG=(V/Kya Q )(Yi 讦2)/ Ym=(L/K xaQ ) (Xl-2)/ Xm对数平均推动力厶 Ym=( Yi - 丫2)/1 n( Yi/ Y2)当厶Yi/ Y2tas（或tw）td.饱和空气：t=tas=td.已知湿空气的下列任一对参数：t-tw , t-td , t- A,可由湿焓图查得其它参数。物料中总水分可分为非结合水分与结合水分， 也可分为自由水分和平衡水分。物料中水分超过 平衡水分的部分水分为自由水分，可用干燥方法 除去；水分大于XB* （与A =100%湿空气接触时 的平衡水分）部分为非结合水，小于 XB*水分为 结合水。
