食品工程原理-蒸馏课件讲座知识53p

食品原理（下）第1章蒸馏1.1概述1.2两组份溶液的气液平衡关系1.3精馏的原理和流程1.4两组份连续精馏计算1.5其它类型精馏1.1概述1.1.1定义1．质量传递过程（传质过程）：由浓度差引起的物质转移过程。2．蒸馏：利用液体混合物中各组分挥发性的差异来分离液体混合物的传质过程。3．精馏：多次部分汽化，多次部分冷凝。 1.1.2蒸馏分类主要讨论常压下双组分连续精馏工业中的精馏塔运输与吊装中的精馏塔返回1.2两组份溶液的气液平衡关系1.2.1两组分理想物系的气液平衡1.2.1.1相律的基本规律理想物系AB组分的理想物系(P31-1)1.2.1.2气液平衡关系1饱和蒸汽压和平衡常数表示气液平衡关系拉乌尔定律：在一定温度下，溶液上方某组分的平衡分压等于此组分在该温度下的饱和蒸汽压乘以其在溶液中的摩尔分率。 p—溶液上方组分的平衡分压，Pa； p0—在溶液温度时纯组分的饱和蒸汽压，Pa； x—溶液中组分的摩尔分数。2相对挥发度表示气液平衡关系挥发度：某组分的蒸汽分压与溶液中摩尔分率之比对理想溶液，根据拉乌尔定律有相对挥发度：易挥发组分挥发度与难挥发组分挥发度之比：对理想溶液，有 由1-11变形(P51-9，1-9a)(P51-10)(P51-11)相对挥发度的定义式(P51-12)(P51-13)气液平衡方程1.2.1.3气液平衡相图温度组成(t-x-y)图二条线：泡点线、露点线三个相区：液相区、气相区、气液两相区。两个温度：泡点温度、露点温度杠杆定律：杠杆定律平衡组成(x-y)图对于大多数溶液，达到平衡时，气相轻组分的浓度总大于液相浓度，故平衡线位于对角线上方。平衡线偏离对角线愈远，该溶液愈易分离。1.2.2两组分非理想物系的气液平衡 非理想物系可能出现的情况： 液相为非理想溶液，气相为理想气体； 液相为理想溶液，气相为非理想气体； 液相为非理想溶液，气相为非理想气体。 采用修正的拉乌尔定律表示 γ表示组分的活度系数（p71-15）1.3平衡蒸馏和简单蒸馏 1.3.1平衡蒸馏又称为闪蒸，是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。原料连续进入加热器中，加热到一定温度后经节流阀减到规定的压力，部分液体迅速汽化，汽液两相在分离器中分开，得到了组成不同的塔顶产品和塔底产品。 由于汽液两相成平衡状态，所以称为平衡蒸馏。 1.3.2简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。在恒定压力下，将蒸馏釜中的溶液加热至沸腾，并使液体不断汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器中冷凝，冷凝液用多个罐子收集。 由于整个蒸馏过程中，气相的组成和液相的组成都是不断降低的，所以每个罐子收集的溶液的组成是不同的，因此混合液得到了初步的分离。1.4.1精馏过程原理和条件 部分汽化和部分冷凝可以获得浓度有显著差异的汽液两相，将该汽液两相分开，便可使液体混合物得到初步分离。 精馏是多级分离过程，同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到几乎完全的分离。 混合液组分间挥发度的差异是蒸馏分离的前提和依据。1.4精馏原理和流程FxFF进料D塔顶流率W塔底流率xD塔顶浓度xW塔底浓度xF进料浓度DxD WxW P14重要论述连续精馏塔如图（P15图1-12）所示。精馏塔除了塔板外，在塔顶还有冷凝器，在塔底还有再沸器。因为塔顶如果没有回流液体返回精馏塔，则塔顶最上一层塔板的传质就无法进行，同样塔底如果没有上升蒸汽返回精馏塔，则塔底最下一层塔板的传质也无法进行。原料液进入的那层板称为加料板，加料板以上的塔段称为精馏段，加料板以下的塔段（包括加料板）称为提馏段。1.4.2精馏操作流程F进料D塔顶流率xD塔顶浓度W塔底流率xW塔底浓度xF进料浓度VL精馏段气液流率V’L’提馏段气液流率DxdWxWFxF目的精馏塔设计 模型塔1.5两组分连续精馏的计算★计算问概述精馏计算基础对精馏过程的数学描述进料塔顶产品塔底产品回流轻组分重组分塔板进料板精馏段提馏段塔顶冷凝器塔釜再沸器 常用术语1.5.1理论板的概念及恒摩尔流假定1.5.1.1理论板的概论 理论板：是指在其上气、液两相都充分混合，且传热及传质过程阻力为零的理想化塔板。离开该塔板的气、液两相达到平衡状态，即两相温度相等，组成互相平衡。 理论板仅用作衡量实际板分离效率的依据和标准，然后利用塔板效率予以修正，求得实际板数。 操作关系：yn+1和xn间的关系是由精馏条件决定的，这种关系可由塔板间的物料衡算求得，称之为操作关系。1.5.1.2恒摩尔流假定1．恒摩尔汽流：精馏段和提馏段内由每层塔板上升蒸汽的摩尔流量分别相等。即2．恒摩尔液流：精馏段和提馏段内由每层塔板下降液体的摩尔流量分别相等。即3．恒摩尔流假定成立的条件：（1）各组分的摩尔潜热相等；（2）汽液交换的显热可以忽略；（3）保温良好，塔的热损失可以忽略。1.5.2物料衡算和操作线方程1.5.2.1全塔物料衡算F—原料(液)摩尔流量，kmol/h；D—馏出液摩尔流量，kmol/h；W—釜残液摩尔流量，kmol/h；xF、xD、xW—原料液、馏出液、釜残液中易挥发组分的摩尔分率。对全塔进行总物料衡算：(P171-28)对全塔进行易挥发组分的物料衡算：(P171-28a)除用两产品的摩尔分数表示分离程度外，还可采用下面的参数：易挥发组分的回收率：(P171-29)难挥发组分的回收率：(P171-29a)（P15图1-4）1.5.2.2精馏段操作线方程虚线范围总物料衡算虚线范围易挥发组分的物料衡算变换得：令——回流比则——精馏段操作线方程(P181-32)(P181-31)1.5.2.3提馏段操作线方程虚线范围总物料衡算虚线范围易挥发组分的物料衡算，——提馏段操作线方程(P181-34)★操作线图示 斜率 截距  精馏段   提馏段1.5.3进料热状况的影响1.5.3.1五种进料热状况1．温度低于泡点的冷液体2．温度等于泡点的饱和液体3．温度介于泡点和露点之间的汽液混合物4．温度等于露点的饱和蒸汽5.温度高于露点的过热蒸汽进料热状况参数对加料板虚线范围进行物料衡算相邻两板的温度和浓度变化不大，假设则 所以——相应物流的焓，kJ/kmol。令   由上式得 又由于整理得到意义：提馏段中的液体流量较精馏段中液体流量增大的数。同时得到提馏段操作线方程也可为：(P211-38)(P211-41)1.5.4理论板层数的求法气液平衡关系操作线关系·目的确定塔高·依据·方法逐板计算法阶梯图解法1.5.4.1逐板计算法 设塔顶为全凝器，则 又 x1与y1成平衡， 由气液平衡方程得由精馏段操作线方程得：如此类推，就可以逐板计算当计算得到的时，则第n层板已是加料板。再往下计算，要用提馏段操作线方程当计算得到的时，就停止计算。由于再沸器中的气液两相达到平衡，所以再沸器相当于一块理论板，因此总的理论板数就等于使用相平衡方程的次数减一。★逐板计算法图解法---操作线的作法1、精馏段操作线的作法略去精馏段操作线方程的下标，得一点a： 截距b： 两点联线即得精馏段操作线。图解法---操作线的作法2、q线作法两式相减，可得由式1-28a、式1-39及式1-40知将上面三式带入上式得q线方程或进料线方程(P241-43)q线作法:斜率q/（q-1），q线过e点（xF，xF）6进料热状况对q线斜率、位置的影响ef1f2f3f4f5 进料热状态 进料的焓IF q值 斜率q/（q-1） q线在x—y图上位置 冷液体 IF<IL >1 + ef1() 饱和液体 IF=IL 1 ∞ ef2() 气液混合物 IL<IF<IV 0<q>1 -- ef3() 饱和蒸气 IF=IV 0 0 ef4() 过热蒸气 IF>IV <0 + ef5()图解法---操作线的作法3、提馏段操作线作法略去精馏段操作线方程的下标和上标，得   d点：q线与精馏段操作线的交点c点： 两点联线即得提馏段操作线。c4阶梯图解法xWxFxD1做y-x图线2定出xFxDxW3做q线4做两段操作线5做阶梯步骤5、适宜的进料位置 P25图1-23 P26例1-61.5.5回流比的影响及其选择一、全回流和最少理论板层数全回流：塔顶上升蒸汽冷凝后全部回流至塔内。由全回流，得D=0。取F=0（一般情况），则W=0。（无精馏段和提馏段之分）又得——精馏段操作线与对角线重合又由得 ——提馏段操作线与对角线重合此时操作线与平衡线的距离达到最大，所需的理论板数为最少。全回流时理论板数可用前述的逐板计算法或图解法确定，也可用下述的芬斯克（Fenske）方程计算而得。由相对挥发度定义得又由操作线方程 得（对任一组分操作线方程都成立）所以所以而所以类推又由全凝器，得令——几何平均挥发度则取对数所以对双组分溶液，略去下标，得二、最小回流比1．图解法设两操作线（与平衡线）交点d的坐标为（xq,yq），则精馏段操作线斜率为而所以所以所以 2.解析法设两操作线与平衡线交点d的坐标为（xq,yq），则由相平衡方程得代入得整理三、适宜回流比的选择适宜的回流比应通过经济衡算决定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比，是适宜的回流比。由知，当F、q、D一定时，在精馏设计中，一般并不进行详细的经济核算，而是根据经验选取操作回流比：1.5.6简捷法求理论板层数一、吉利兰图吉利兰图二、简捷法步骤1.5.8塔高和塔径的计算一、塔高的计算1．单板效率EM（默弗里效率）——汽相单板效率——液相单板效率2．总塔效率E（全塔效率）3．等板高度和填料层高度等板高度（HETP）：与一层理论板的传质作用相当的填料层高度。填料层高度=理论板数等板高度二、塔径的计算由得，（）1.5.9连续精馏装置的热量衡算一、冷凝器由冷凝器的热量衡算得而所以 冷却剂的耗量为二、再沸器由再沸器的热量衡算得而所以加热剂的耗量为(P441-64)(P441-65)(P441-69)★全凝器与分凝器