化工原理(王志魁版)-第六章蒸馏.ppt

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1、,第六章 蒸馏,蒸馏过程的分类 按操作流程分 间歇蒸馏 连续蒸馏 按蒸馏方式分为 简单蒸馏 平衡蒸馏 精馏 特殊精馏 按操作压强分为 常压 加压 减压 按混合物的数目分为 两组分精馏 多组分精馏,第一节 双组分溶液的汽液平衡,相律 表示了平衡物系中的自由度数、相数及独立组分数之间的关系 F=C-+2 F：自由度数 C：独立组分数 ：相数 2：温度和压强 对于两组分的气液平衡： C=2 =2 F=C-+2=2-2+2=2 两组分气液平衡体系的参数有：T、P、x、y,第一节 双组分溶液的汽液平衡,溶液的蒸汽压与拉乌尔定律 饱和蒸汽压：在密闭容器内在一定温度下，纯组分液体的汽液两相达到平衡状态时的蒸

2、汽压，简称蒸汽压 Antoine方程：,P纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa,t温度，,A、B、CAntoine常数,2.拉乌尔定律,适合于稀溶液中的溶剂分子类似的溶液,A、B两组分溶液达平衡时：,PA=PA xA PB=PB xB=PB （1-xA）,第一节 双组分溶液的汽液平衡,三 理想溶液汽液相平衡 用饱和蒸汽压表示平衡关系 P=PA+PB 其中PA= PA xA PB=PB xB P=PA xA+PB xB= PA xA +PB （1-xA ）,用饱和蒸汽压表示平衡时液相组成,PA=P yA=PA xA,用饱和蒸汽压表示平衡时气相组成,第一节 双组分溶液的汽液平衡,用平衡常数K表示气液平衡

3、关系,第一节 双组分溶液的汽液平衡,用相对挥发度表示气液平衡关系 挥发度：纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸汽压。 A=PA 溶液中各组分的挥发度,对于理想溶液：,PA= PA xA,PB=PB xB,A=PA,B=PB,相对挥发度：将溶液中易挥发组分的挥发度对难挥发组分的 挥发度之比,第一节 双组分溶液的汽液平衡,对理想溶液,1，表示A组分比B组分易挥发,越大，表示两组分挥发度的差异越大，两组分越易分离, =1，y=x，两组分不能用蒸馏的方法分离,当总压P不高时：,汽液平衡方程,第一节 双组分溶液的汽液平衡,两组分理想溶液的气液平衡相图 温度-组成图 两组分气液平衡F=2 P=co

4、nst t1 x1，y1 t2 x2 ，y2,饱和蒸汽线 t-y线,饱和液体线 t-x线,过热蒸汽区,液相区,气液共存区,第一节 双组分溶液的汽液平衡,x-y图,平衡时：yx,第一节 双组分溶液的汽液平衡,四 非理想溶液汽液平衡 非理想溶液：溶液各组分的平衡分压与拉乌尔定律有偏差的溶液,第一节 双组分溶液的汽液平衡,M点：x=y，恒沸点,最低恒沸点,乙醇水溶液的相图,第一节 双组分溶液的汽液平衡,M点：x=y，恒沸点,最高恒沸点,硝酸水溶液的相图,第二节 蒸馏与精馏原理,一 简单蒸馏,简单蒸馏又称为微分蒸馏 瞬间形成的蒸汽与此时的液相成平衡，但最终得到的全部蒸汽与釜液却并不平衡,二 平衡蒸馏,

5、三 精馏原理,精馏的思想和原理,三 精馏原理,三 精馏原理,精馏操作流程,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,全塔物料衡算 总物料衡算：F=D+W 易挥发组分： FxF=DxD+Wxw,塔底难挥发组分的回收率,塔顶易挥发组分回收率,馏出液采出率,釜液采出率,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,二 理论板的概念及恒摩尔流假定 理论板：离开该板的气液相相互成平衡，且板上各处的液相浓度可视为均匀的 yn=Knxn 恒摩尔流动 恒摩尔气流： 在精馏段，每层板的上升气流的摩尔流量相等； 在提馏段，每层板的上升气流的摩尔流量相等 V1=V2=Vn=V， V1=V2 =Vn =V 恒摩尔液流： 在精馏段，每

6、层板的下降液流的摩尔流量相等； 在提馏段，每层板的下降液流的摩尔流量相等 L1=L2= Ln=L L1 =L2 = Ln =L,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,恒摩尔流假定成立，必须满足的条件 各组分的摩尔汽化热相等 气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略 塔设备保温良好，热损失可忽略,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,三 进料热状况参数q 不同热状况 温度低于泡点的冷液体 泡点下的饱和液体 温度介于泡点和露点之间的气液混合物 露点下的饱和蒸汽 温度高于露点的过热蒸汽,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,定性分析热状况对L、V、L、V 的影响,a.过冷液体进料时,b.泡点进料时,c.气

7、液混合物进料时,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,d.饱和蒸汽进料,e.过热蒸汽进料,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,定量分析L、V、L、V 之间的关系,物料衡算：,热量衡算：,进料热状况参数,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,对于饱和液体进料：q=1,对于气液混合物进料：q=液相分率,对于饱和蒸汽进料：q=0,同样可得V-V与q的关系：,对于过热蒸汽进料：q0,对于过冷液体进料：q1,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,四 操作线方程与q线方程 （一）精馏段操作线方程 总物料衡算：V=L+D 易挥发组分衡算：Vyn+1=Lxn+DxD （L+D） yn+1= Lxn+DxD,精馏段操

8、作线方程,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,（二）提馏段操作线方程 总物料衡算：L=V+W 易挥发组分衡算：Lxn =V yn+1 +WxW,提馏段操作线方程,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,塔釜的汽相回流比,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,（三）操作线的绘制与q线方程 操作线,2） q线方程,Vy=Lx+DxD（1）,Lx =V y +WxW,V y = Lx WxW（2）,由（2）-（1）得：,（V - V ）y = （L-L）x （DxD +WxW）（3）,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,（V - V ）y = （L-L）x （DxD +WxW）（3）,（xF ，xF ）,

9、q线方程或进料方程,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,不同进料热状况对q线及操作线的影响,冷液体,IFIL,q1,饱和液体,IF=IL,q =1,气液混合物,IF IL,0q1,饱和蒸汽,IF=IV,q=0,过热蒸汽,IF IV,q0,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,五 理论板数的计算 已知： 原料液（xF 、F、q） 生产要求：塔顶产品的组成xD或流量D和塔底产品的流量W或组成Xw R 根据 理论板yn=Knxn 操作线方程,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,（一） 逐板计算法,x1,y2,x2,精馏段需n-1块理论板数,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,提馏段理论板数为N-1（不

10、包括再沸器）,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,（二） 图解法（M-T）求理论板数,（三）图解法与逐板法的比较,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,六 回流比与进料热状态对精馏过程的影响 （一）R、q及R对冷凝器及再沸器热负荷的影响 1.当q为一定值时 2.当R为一定值时 3.当R 为一定值时 （二） R、q及R 对理论板数的影响 1. q值一定时， R对理论板数的影响 2. R一定时， q对理论板数的影响 3. R 一定时， q对理论板数的影响,七 塔顶液相回流比的选择,（一）全回流和最少理论 板数 R，D=0,最少理论板数Nmin,七 塔顶液相回流比的选择,求最少理论板数,对第n块板：,

11、全回流时的操作线方程：,若塔顶采用全凝器,对第1块板：,对第n+1块理论板（再沸器）：,对第二块板与第一块板间（操作线）：,芬斯克方程式,七 塔顶液相回流比的选择,用芬斯克方程式求精馏段理论板数，并确定进料位置,七 塔顶液相回流比的选择,（二）最小回流比 d点：,恒浓区,夹点,Rmin,Rmin R,作图法,解析法,七 塔顶液相回流比的选择,泡点进料时：,露点进料时：,七 塔顶液相回流比的选择,适宜回流比的选择 精馏操作的经济指标 投资费用 操作费用 能耗,V=L+D=（R+1）D,L=RD,V=V-（1-q）F,L=L+qF,当F、q、D一定时，V、V 随R而，再沸器热负荷随R 而,当F、q

12、、D一定时，L、L随R而，冷凝器负荷随R 而,投资费用,V、V 、 L、L随R而，塔径随R 而,N随R而,R=（1.12）Rmin,八理论板数的简捷计算法,吉利兰图 Rmin N R Nmin R N,N和Nmin都不包括再沸器,用吉利兰图求理论板数的步骤,先求Rmin,R=（1.12）Rmin,得出N（不包括再沸器）,得出N精,八 理论板数的简捷计算法,说明 吉利兰图是用8个物系在如下条件下，由逐板计算法得出的结果绘制而成的 组分数目211 进料热状况包括5种状况 Rmin为（0.537.0） 组分间相对挥发度为1.264.05 理论板数为2.443.1 吉利兰图回归方程式,适用条件：0.0

13、1X 0.9,九 连续精馏装置的热量衡算和节能,目的 再沸器和冷凝器的热负荷 计算加热剂介质和冷却介质的用量 1、冷凝器 对冷凝器做热量衡算，以单位时间为 基准，忽略热损失,QC-全凝器的热负荷，kJ/h; IVD塔顶上升蒸汽的焓， kJ/kmol； ILD塔顶馏出液的焓， kJ/kmol,冷却介质的消耗量为：,WC冷却介质的消耗量，kg/h; CPC冷却介质的平均质量比热容，kJ/（kg. oC） t1,t2冷却介质的进出、口温度，oC.,九 连续精馏装置的热量衡算和节能,2、再沸器 对再沸器做热量衡算，以单位时间为基准，忽略热损失,QB-再沸器的热负荷，kJ/h; QL再沸器的热损失， k

14、J/h; IVW再沸器上升蒸汽的焓， kJ/kmol； ILm提馏段底层塔板下降液体的焓 kJ/kmol,加热介质的消耗量：,若用饱和蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排出，则加热蒸汽的用量为：,九 连续精馏装置的热量衡算和节能,进料热状况影响理论板数，易冷进料,进料热状况影响再沸器的热负荷，热进料可降低高品位热能的量,讨论：,九 连续精馏装置的热量衡算和节能,节能的基本途径 选择经济合理的回流比，选用新型的精馏塔 回收精馏装置的余热 对精馏过程进行优化控制，使其在最佳工况下操作 目前工程上节能的有效手段 热泵精馏,是利用热泵来提高塔顶蒸气的品位使之能作为 再沸器的热源，这样就回收了塔顶低温蒸气,

15、九 连续精馏装置的热量衡算和节能,多效精馏 将前级塔顶蒸气直接作为后级塔釜的加热蒸气 多级精馏的流程是采用压强依次降低的若干个精馏塔的串联操作，前一精馏塔（高压）塔顶蒸气在后一精馏塔（低压）的再沸器中冷凝 设置中间再沸器和中间冷凝器 精馏过程的能耗取决于传热量和载热体的温位,十 精馏塔的操作和调节,对特定的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作的条件 塔压稳定 进、出塔系统的物料平衡和稳定 进料组成和热状况稳定 回流比恒定 再沸器和冷凝器的传热条件稳定 塔系统与环境间散热稳定,十 精馏塔的操作和调节,1）物料平衡的影响和制约 塔的进料和出料一定符合总物料衡算和单个物料的衡算 对于一定的原料液F，只要确

16、定了xD和xW，则D和W就确定了,十 精馏塔的操作和调节,2）回流比的影响,R，精馏段操作线斜率,操作线向对角线靠近,xD ,R，提馏段操作线斜率,操作线向对角线靠近,xW ,在理论板数一定的条件下，增加R可增大产品的质量,xD的增加受物料衡算的限制,十 精馏塔的操作和调节,进料组成和进料热状况的影响 进料组成变化进料位置要发生变化,进料热状况变化进料位置要发生变化,十 精馏塔的操作和调节,精馏塔的产品质量控制和调节,灵敏板：在某一塔板上温度变化最显著，这些塔板的温度对 于外界因素的干扰反映最灵敏。,第四节 间歇精馏,间歇精馏操作流程,（分批精馏）,间歇精馏与连续精馏的比较不同点,（1）间歇蒸

17、馏属于非稳态操作。,（2）间歇蒸馏只有精馏段没有提馏段。,间歇精馏适用的场合,化工生产中若化学反应是分批进行的， 反应产物的分离也要求分批进行时；,或者欲分离混合物种类或组成经常变动；,或者要求用一个塔把多组分混合物切割 成为几个馏分；,或者欲处理的物料量很小时，采用间歇 蒸馏比用连续精馏更为恰当,（1）保持馏出液组成恒定而相应地回流比不断增大,间歇精馏可以按两种方式进行,（2）保持回流比恒定，而馏出液组成逐渐降低,第五节 恒沸精馏与萃取精馏,一 恒沸精馏 特点是在双组分混合液中加入第三组分（称为夹带剂），该组分能与原溶液中一个或多个组分形成新的最低恒沸物，且其沸点低于原物系中任一组分的沸点，

18、从而使原物系能用精馏方法分离 恒沸精馏可分离具有最低恒沸点、最高恒沸点的溶液以及挥发度相近的物系 对夹带剂的要求 夹带剂应能与被分离组分形成新的恒沸液，其恒沸点要比纯组分的沸点低 新恒沸液所含夹带剂的量越少越好，以便减少夹带剂用量及汽化、回收时所需的能量 新恒沸液最好为非均相混合物，便于分层法分离 无毒性、无腐蚀性、热稳定性好 来源容易，价格低廉,第五节 恒沸精馏与萃取精馏,恒沸精馏流程,三元非均相恒沸液： 恒沸点64.85 ,恒沸摩尔组成为:苯0.539、乙醇0.228、水0.233),第五节 恒沸精馏与萃取精馏,二 萃取精馏 是向混合液中加入溶剂（萃取剂），从而加大了原料中两组分的相对挥发

19、度，使恒沸物或沸点相差很小的物系仍能用精馏方法分离 而萃取剂与原溶液中任何一组分相比，都具有较高的沸点，而不与组分形成恒沸液,第五节 恒沸精馏与萃取精馏,选萃取剂应考虑的因素 萃取剂应使原组分间相对挥发度发生显著变化 萃取剂的挥发性应低些，即其沸点应比纯组分的高，且不与原组分形成恒沸液 无毒性、无腐蚀性、热稳定性好 来源容易，价格低廉,第六节板式塔,6.1概述,塔设备的基本功能 使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又能及时完善分离 在塔内使气、液两相具有最大限度的接近逆流，以提供最大的传质动力 塔设备的性能评价指标 通量：即为单位时间单位塔截面上的处理

20、量； 分离效率：对板式塔指每层塔板的分离程度；对填料塔指单位高度填料层所达到的分离程度； 适应能力：操作弹性，表现为对物料的适应性及对负荷波动的适应性 流动阻力低 结构简单 金属耗量少 造价低 易于控制,逆流塔板：穿流板 错流塔板 泡罩塔扳 筛板 浮阀塔板 喷射型塔板,6-2 塔板类型,降液管,溢流堰,液面落差,6-2塔板类型,泡罩塔扳 升气管 泡罩 齿缝 优点 升气管高出液层，不宜发生漏液 有较好的操作弹性 塔板不易堵塞，适于各种物料 缺点 塔板结构复杂，金属耗量大，造价高 塔板压降大,6-2塔板类型,筛板塔板 筛孔（3-8mm） 优点 结构简单，造价低廉， 气体压降小 缺点 操作弹性小 筛

21、孔小时容易堵塞,6-2塔板类型,浮阀塔板 浮阀 优点 生产能力大 操作弹性大 塔板效率高 气体压降及液面落差较小 塔的造价低,6-2塔板类型,喷射型塔板,6-3 板式塔的流体力学性能,塔板上气液两相的接触状态 鼓泡状 蜂窝状 泡沫状 喷射状 板式塔的流体力学性能 塔板压降 液泛 雾沫夹带 漏液 液面落差等,6-3 板式塔的流体力学性能,塔板压降 干板压降 板上充气液层的静压强 液体表面张力 塔板压降过大的影响 对吸收，可使塔底送气压强增加 对精馏，塔釜压强高，对真空蒸馏的影响较大 干板压降增大，可使传质时间增长，提高传质效率 尽量减小塔板压降,6-3板式塔的流体力学性能,液泛（淹塔） 对一定的

22、液体流量，气速过大，气体穿过板上液层时，造成两板问压降增大，使降液管内液体不能下流而造成液泛 当液体流量过大时，降液管的截面不足以使液体通过，管内液面升高，也会发生液泛现象 塔板结构不合理，塔板间距小,6-3板式塔的流体力学性能,雾沫夹带 上升气流穿过塔板上液层时，将板上液体带入上层塔板的现象称为雾沫夹带 过量的雾沫夹带造成液相在塔板间的返混，进而导致塔板效率下降 影响因素 空塔气速过大 塔板间距小,6-3板式塔的流体力学性能,漏液 当上升气体流速减小，气体通过升气孔道的动压不足以阻止板上液体经孔道流下时，便会出现漏液现象 影响漏液的因素 气速小 板面上液面落差所引起的气流分布不均 后果：严重的漏液使塔板上不能形成液层，气液无法进行传热、传质，塔板将失去其基本功能 液面落差,6-4 塔板效率,（一）全塔效率（或总塔板效率）,（二）单板效率,6-5 塔高的确定,板式塔的有效段高度,全塔的高度,=有效段+塔顶高度+塔釜高度,6-6 塔径的计算,