重庆理工大学《化工原理》第1 章 蒸馏.ppt

1,主讲教师： 赵清华 联系电话:Email:,化 工 原 理,2,第一章 蒸馏,第一讲 气液相平衡 第二讲 平衡蒸馏、简单蒸馏、精馏原理 第三讲 两个假定、物料衡算、操作线、q 第四讲 理论板层数的求法、R 第五讲 简捷法求N，特殊情况 N，z、D 第六讲 Q、操作调节、综合题 总复习、习题课,3,绪论,1. 分离过程在化工中的应用,3. 传质单元操作的主要类型,2. 相际传质过程与分离,4. 传质分离方法的分类,4,二、蒸馏过程的应用,炼油生 产装置,5,二、蒸馏过程的应用,乙烯生 产装置,6,二、蒸馏过程的应用,己内酰胺生产装置,7,二、蒸馏过程的应用,丙烯腈生产装置,8,1. 分离过程在化工中的应用,原料,反应产物,目的产物,副产物,分离过程,反应过程,示例：三氯甲烷的制备,示例：炼油过程,原料,目的产物,副产物,分离过程,9,2. 相际传质过程与分离,分离过程,非均相物系分离,均相物系分离,可通过机械方法分离，易实现分离。,不能通过简单的机械方法分离，需通过某种物理（或化学）过程实现分离，难实现分离。,10,2. 相际传质过程与分离,均相物系,某种过程,两相物系,根据不同组分在各相中物性的差异，使某组分由一相向另一相转移：相际传质过程,实现均相物系的分离,相际传质过程,均相物系分离,均相物系的分离方法,11,2. 相际传质过程与分离,空气氨,水,空气,氨水,示例：空气和氨分离,吸 收 塔,12,蒸馏、吸收、萃取分离过程的区别,3. 传质单元操作的主要类型,13,4. 传质分离方法的分类,速率分 离过程,平衡分 离过程,分离过程,气液传质过程,液液传质过程,气固传质过程,液固传质过程,膜分离,场分离,吸收,蒸馏,萃取,干燥,结晶,14,第1章 蒸馏,1.1 概述 1.2 两组分溶液的气液平衡 1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏 1.4 精馏原理和流程 1.5 两组分连续精馏的计算,15,重点和难点,两组分理想物系的汽液平衡关系 精馏原理 两组分连续精馏过程的计算,16,1.1 概述,1.蒸馏的原理 2.蒸馏的特点 3.蒸馏过程的分类 4.相组成的表示方法？,17,利用各组分挥发度的差异将液体混合物加以分离的单元操作称为蒸馏。,1. 蒸馏的原理,分离物系：,形成两相体系的方法：,传质原理：,示例：,液体混合物,丙酮与水的分离,（液相气相）,部分汽化和冷凝,各组分挥发度不同,18,1. 蒸馏的原理,丙酮水体系的蒸馏分离,丙酮水,加热,汽相: 酮富集,液相: 水富集,冷凝,冷却,丙酮 产品,废水,19,(1) 可以直接获得所需要的产品 ； (2) 适用范围广； (3) 耗能较大 。,2.蒸馏的特点,20,3. 蒸馏的分类,按蒸馏操作方式分类,蒸馏,按蒸馏操作流程分类,简单蒸馏,平衡蒸馏,精 馏,特殊精馏,蒸馏,间歇蒸馏,连续蒸馏,按物系中组分数目分类,蒸馏,两组分蒸馏,多组分蒸馏,按操作压力分类,蒸馏,常压蒸馏,加压蒸馏,减压蒸馏,21,4.相组成的表示方法,1）摩尔分率,注：用 x 表示液相中的摩尔分率；用 y 表示气相中的摩尔分率。,2） 摩尔比,3） 对气体，可用分压 p 表示其组成。,22,第1章 蒸馏,1.1 概述 1.2 两组分溶液的气液平衡 1.2.1 两组份理想物系的气液平衡,23,1. 相 律,自由度=组分数-相数+2,以纯物质为例，组分数是1，相数是2，因此自由度为1。因此，对于水-水蒸气呈相平衡时，温度t与压力p之间存在一一对应关系。,对二元物系的气液相平衡，组分数是2，相数是2，因此自由度为2。只要固定两个变量，平衡体系就唯一确定。,24,1. 相 律,二元物系汽液相平衡时，所涉及的变量有： 温度t、压力P、汽相组成y、液相组成 x 等4个变量。,在一定压力下：,25,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,理想物系：,1. 液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律；,2.气相为理想气体，遵循理想气体状态方程和道尔顿分压定律,只有物性和结构相似，且分子大小也相近的物系才符合拉乌尔定律，如苯甲苯、甲醇乙醇、烃类同系物组成的溶液等等,当总压不高（104 kpa 时）气相可视为理想气体。,26,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,拉乌尔定律：,当理想溶液气液两相呈平衡时，溶液上方组分的分压与溶液中该组分的摩尔分数成正比。,拉乌尔定律,1）用饱和蒸气压表示气液平衡关系,27,整理，得,溶液上方的总压 p 等于各组分的分压之和,气液平衡时液相组成与平衡温度间的关系,安托尼 方程,泡点方程,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,28,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,设平衡的气相遵循道尔顿分压定律，即,将其代入泡点方程，得,气液平衡时气相组成与平衡温度间的关系,露点方程,29,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,2）以平衡常数表示的气液平衡方程,令,平衡常数,则,30,3）用相对挥发度表示的气液平衡关系,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,对于理想物系，有,(1)挥发度,挥发度,31,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,(2)相对挥发度,对于理想物系，有,相对挥发度,相对挥发度,32,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,由道尔顿分压定律，有,(3)以相对挥发度表示的气液平衡方程,33,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）, 蒸馏操作 1， 值愈大，分离愈容易。,略去下标，经整理可得,讨论：, 若 =1，不能用普通蒸馏方法分离。,以相对挥发度表示 的气液平衡方程,34,3. 两组份理想溶液的气液平衡相图,1）温度-组成图（t-x-y图）,在恒定的总压下，溶液的平衡温度随组成而变，将平衡温度与液（气）相的组成关系标绘成曲线图，该曲线图即为温度一组成图。,35,苯甲苯混合液的 t x y图,ty 气相线 （露点线）,tx 液相线 （泡点线）,液相区,气相区,两相区,泡点,露点,36,3. 两组份理想溶液的气液平衡相图,2)气液相组成图（x-y 图）,气液相组成图直观地表达了在一定压力下，处于平衡状态的气液两相组成的关系，在蒸馏计算中应用最为普遍。,37,苯甲苯混合液的 x y图,平衡线,对角线,平衡线与对角线之间的距离越大,分离越容易,x1与y1互成平衡,D,38,压力对x-y图的影响,3.两组份理想溶液的气液平衡相图,P ， ，平衡线越靠近对角线，分离难度大,39,1.2 两组分溶液的气液平衡,1.2.1 两组份理想物系的气液平衡 1.2.2 两组份非理想物系的气液平衡（自学）,40,1.2.2 两组分非理想溶液的气液平衡,非理想物系可能有如下三种情况： (1) 液相为非理想溶液，气相为理想气体； (2) 液相为理想溶液，气相为非理想气体； (3) 液相为非理想溶液，气相为非理想气体。,对非理想溶液，其表现是溶液中各组分的平衡分压与拉乌尔定律发生偏差。,此时：,41,1.2.2 两组分非理想溶液的气液平衡,乙醇水溶液相图,正偏差溶液：恒沸组成x=0.894；最低恒沸点78.15,如甲醇-水、乙醇-水、苯-乙醇等。,1.正偏差溶液,42,1.2.2 两组分非理想溶液的气液平衡,硝酸水溶液相图,负偏差溶液：恒沸组成x=0.383；最高恒沸点121.9,2.负偏差溶液,如硝酸-水、氯仿-丙酮等。,43,例：计算含苯0.5（摩尔分率）的苯甲苯混合液在总压101.33 kPa下的泡点温度。苯（A）甲苯（B）的饱和蒸汽压数据如下表所示。,解：设泡点温度 t = 95 ，查附表得,得,计算结果表明，所设泡点温度偏高。,44,再设泡点温度t =92.2 ，由附表数据插值求得,得,得泡点温度t =92.2 。,求解本题的关键是明确用汽液平衡关系求泡点温度时，需采用试差法。,45,小结气液相平衡,1. 理想物系的气液平衡相图,泡点方程,露点方程,t x y图,46,小结气液相平衡,1. 理想物系的气液平衡相图,x y图,气液平衡方程,47,小结气液相平衡,2. 基本概念,传质 蒸馏 理想物系,挥发度,相对挥发度,48,练 习 题 目,思考题,作业题: 1,1.讨论溶液的气液平衡关系有何意义。 2.挥发度与相对挥发度有何不同？ 3.相对挥发度在精馏计算中有何重要意义？,49,1.2 两组分溶液的气液平衡,1.2.1 两组分理想物系的气液平衡,1.2.2 两组分非理想物系的气液平衡(选读),1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏,1.3.1 平衡蒸馏,第 1 章 蒸 馏,50,平衡蒸馏装置简图,1加热器,2减压阀,3分离器,51,将混合液在压力p1下加热，然后通过减压阀使压力降低至p2后进入分离器。过热液体混合物在分离器中部分汽化，将平衡的气、液两相分别从分离器的顶部、底部引出，即实现了混合液的初步分离。,平衡蒸馏的原理,平衡蒸馏为单级蒸馏操作。,闪蒸,1. 装置流程和特点,52,2. 平衡蒸馏过程的计算,(1) 物料衡算,总物料衡算,易挥发组分物料衡算,气相产品的流量为,1加热器 2加压阀 3分离器,53,设,则,整理得,直线 方程,斜率,过点,液化率,汽化率,平衡蒸馏中气液 相组成的关系式,2.平衡蒸馏过程的计算,54,忽略热损失。,（2）热量衡算,2. 平衡蒸馏的计算,对加热器作热量衡算：,对减压阀和分离器作热量衡算：,整理得,55,（3）气液平衡关系,平衡蒸馏中，气液两相处于平衡状态，即两相温度相等，组成互为平衡。,在平衡蒸馏中，气液组成关系同时满足平衡方程与物料衡算方程。,2. 平衡蒸馏过程的计算,注意,56,1.2 两组分溶液的气液平衡,1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏,1.3.1 平衡蒸馏,第 1 章 蒸 馏,1.3.2 简单蒸馏,57,简单蒸馏装置简图,1蒸馏釜,2冷凝器,3接受器,58,1.简单蒸馏装置,原料液在蒸馏釜中通过间接加热使之部分汽化，产生的蒸气进入冷凝器中冷凝，冷凝液作为馏出液产品排入接受器中。在一批操作中，馏出液可分段收集，以得到不同组成的馏出液。,简单蒸馏为间歇、单级蒸馏操作。,微分 蒸馏,59,2. 简单蒸馏的特点及其应用,（1）简单蒸馏的特点, 间歇操作过程。, 非稳态过程。, 单级过程，无塔段。,（2）简单蒸馏的应用场合, 液体混合物的初步分离。, 测油品的沸程恩式蒸馏。, 某些料液的脱色。,60,3. 简单蒸馏过程的计算,简单蒸馏为非稳态过程。因此，简单蒸馏的计算应该进行微分衡算。,设在某瞬间,釜液量为L，kmol,釜液组成为 x,经时间,釜液量为L - dL，kmol,釜液组成为 x - dx,馏出量 dD ，kmol,馏出组成为 y,61,总物料衡算,易挥发组分衡算,联立以上两式，并略去二阶无穷小量，得,3. 简单蒸馏过程的计算,62,设,初始时，釜液量为F， 组成为xF 。,结束时，釜液量为W，组成为xW。,3. 简单蒸馏过程的计算,积分,得,简单蒸馏过程 物料衡算关系,63,设气液平衡关系为,积分，可得,3. 简单蒸馏过程的计算,64,联立得,馏出液的 平均组成,3. 简单蒸馏过程的计算,馏出液的平均组成 可通过一批操作的物料衡算求得,65,1.2 两组分溶液的气液平衡,1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏,第 1 章 蒸 馏,1.4 精馏原理和流程,1.4.1 精馏过程原理和条件,66,1.多次部分汽化和多次部分冷凝,平衡蒸馏,简单蒸馏,单级过程,精馏,多级过程,液体混合物的初步分离,进行一次部分汽化,比较,进行多次部分汽化和部分冷凝,实现液体混合物的完全分离,多次部分汽化和冷凝的 t x y 图,A,B,68,3. 板式塔内进行的精馏过程,上述的多次部分汽化和部分凝过程是在精馏塔内进行的。,精馏塔,板式塔,塔内装有若干层塔板,填料塔,塔内装有一定高度的填料层,69,精馏塔模型,塔板上的操作情况,塔板操作分析,tn-1 tn tn+1,yn-1 yn yn+1,xn+1 xn xn-1,71,回流：将部分产品引回设备的操作称为回流。 回流包括塔顶液体回流和塔底蒸汽回流。 回流是保证精馏过程连续稳定操作的必要条件。 不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然 会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上一级的液相回流与下一级的气相直接接触，从而省去了逐级使用的中间加热器和冷凝器。 回流提高了产品收率 。,4. 回流的作用,72,4. 塔板的作用,塔板提供了气液两相质、热交换的场所； 每一块塔板是一个混合分离器 1）气相部分冷凝, 使其中难挥发组分转入到液相中； 2）气相冷凝放出潜热传给液相, 使其部分气化, 其中的部分易挥发组分转入到气相。 足够多的板数可使各组分较完全分离。,73,1.2 两组分溶液的气液平衡,1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏,第 1 章 蒸 馏,1.4 精馏原理和流程,1.4.1 精馏过程原理和条件,1.4.2 精馏操作流程,74,1. 连续精馏操作流程,化工生产以连续精馏为主。操作时，原料液连续地加入精馏塔内，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（称为釜残液）；部分液体被汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器被全部冷凝，将部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品（称为馏出液）采出。,75,连续精馏装置示意图,精馏段,提馏段 （包括进料板）,76,2. 间歇精馏操作流程,与连续精馏不同之处是：原料液一次加入精馏釜中，因而间歇精馏塔只有精馏段而无提馏段。在精馏过程中，精馏釜的釜液组成不断变化，在塔底上升蒸气量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液的组成也逐渐降低。当釜液达到规定组成后，精馏操作即被停止。,77,间歇精馏装置示意图,1精馏塔,2再沸器,3全凝器,4观察罩,5储 槽,78,小结,1. 平衡蒸馏、简单蒸馏、精馏的原理和流程 2. 平衡蒸馏、简单蒸馏的计算,79,思考题,1. 平衡蒸馏的原理是什么？ 2. 精馏原理是什么，精馏与简单蒸馏有何不同？ 3. 塔顶液体回流和塔底上升蒸气流的作用如何？,练 习 题 目,作业题: 3、 4,80,1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏,第 1 章 蒸 馏,1.4 精馏原理和流程,1.5 两组分连续精馏的计算,81,82,第 1 章 蒸 馏,1.4 精馏原理和流程,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.1 计算的基本假定,83,1. 理论板的假定,用作衡量实际板分离效率的依据和标准。通常，在工程设计中，先求得理论板层数，再用塔板效率予以校正，即可求得实际塔板层数。, 汽、液两相在板上充分接触混合，塔板上不存在温度差和浓度差；, 离开塔板的汽、液两相达平衡，即离开理论板的两相温度相等，组成互成平衡。,理论板的概念,理论板提出的意义,84,1）恒摩尔气流,精馏段,提馏段,注意：两段上升的气相摩尔流量不一定相等 。,2. 恒摩尔流假定,精馏段中上升 蒸气摩尔流量,提馏段中上升 蒸气摩尔流量,85,2）恒摩尔液流,精馏段,提馏段,注意：两段下降的液相摩尔流量不一定相等 。,精馏段中下降 液体摩尔流量,提馏段中下降 液体摩尔流量,2. 恒摩尔流假定,86,恒摩尔流动的假定成立的条件,恒摩尔流动虽是一项简化假设，但某些物系能基本上符合上述条件，因此，可将这些系统在精馏塔内的气液两相视为恒摩尔流动。后面介绍的精馏计算均是以恒摩尔流为前提的。,混合物中各组分的摩尔汽化潜热相等；, 塔设备保温良好，热损失可以忽略。,2. 恒摩尔流假定,两相接触因两相温度不同而交换的显热可忽略不计；,87,第 1 章 蒸 馏,1.4 精馏原理和流程,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.1 计算的基本假定,1.5.2 物料衡算和操作线方程,88,1. 全塔物料衡算,精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品和塔底产品)的流量、组成之间的关系可通过全塔物料衡算来确定。,精馏塔的物料衡算,原料液,馏出液,釜残液,89,总物料衡算,易挥发组分衡算,馏出液采出率,易挥发组分回收率,难挥发组分回收率,1. 全塔物料衡算,90,如何求取所需的理论板数,在前面理论板的假设基础上，已经知道同一板上升的汽相与下降的液相呈相平衡关系，即ynxn呈相平衡关系。 若再可知相邻两板间相遇的汽相与液相组成之间的关系，即可一次求出各板上的组成，进而根据分离要求计算出所需板数。而yn+1xn呈现的关系，称为操作关系。由操作线方程确定。,91,2. 精馏段操作线方程,精馏段操作线方程,精馏段的物料衡算,总物料衡算,易挥发组分衡算,整理得,92,2. 精馏段操作线方程,令,则,回流比,精馏段操 作线方程,直线方程,斜率,截距,过点（xD， xD ）,y,x,xD,精馏段操作线的做法,94,3. 提馏段操作线方程,总物料衡算:,易挥发组分衡算:,整理得:,提馏段操作线方程,95,根据恒摩尔流假定，L为定值，且在稳态操作时，W及 xW为定值，提馏段操作线方程为一直线方程。,直线方程,斜率,截距,2. 精馏段操作线方程,过点（xW， xW ）,y,x,xW,提馏段操作线的做法,斜率,97,小结,精馏段操 作线方程,提馏段操 作线方程,问题：L如何求？,L与进料热状况有关。,98,第 1 章 蒸 馏,1.4 精馏原理和流程,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.1 计算的基本假定,1.5.2 物料衡算和操作线方程,1.5.3 进料热状况的影响,99,1. 精馏塔的进料热状况,精馏塔五种进料热状况,精馏塔的进料热状况, 冷液进料, 饱和液体进料 （泡点进料）, 气液混合物进料, 饱和蒸气进料 （露点进料）, 过热蒸气进料,100,1）冷液进料,冷液进料,冷液进料,1. 精馏塔的进料热状况,101,2）饱和液体（泡点）进料,饱和液体进料,饱和液体进料,1. 精馏塔的进料热状况,102,3）,气液混合物进料,气液混合物进料,1. 精馏塔的进料热状况,103,4）饱和蒸气（露点）进料,饱和蒸气进料,饱和蒸气进料,1. 精馏塔的进料热状况,104,5）过热蒸气进料,过热蒸气进料,过热蒸气进料,1. 精馏塔的进料热状况,105,2. 进料热状况参数,1）进料热状况参数的定义,为了定量地分析进料量及其热状况对于精馏操作的影响，现引入进料热状况参数的概念。,进料板的物料衡算和热量衡算,106,物料衡算,热量衡算,设,2. 进料热状况参数,107,进料热状 况参数,可得,整理得,令,2. 进料热状况参数,108,2) 进料热状况参数的计算,对于冷液进料，设进料温度为 tF 、泡点温度 为 tb,定性温度,2. 进料热状况参数,定性温度,109,冷液进料,泡点进料,气液混合物进料,露点进料,过热蒸气进料,2. 进料热状况参数,进料热状态参数的大小与进料热的焓值 IF 直接相关。,110,3)进料热状况参数对提馏段操作线方程的影响,由,则,提馏段操作线方程,2. 进料热状况参数,111,小结,1. 两个假定：理论板 恒摩尔流,2. 全塔物料衡算,112,小结,3. 操作线方程,精馏段操 作线方程,提馏段操 作线方程,113,小结,4. 进料热状况 q,冷液进料,泡点进料,气液混合物进料,露点进料,过热蒸气进料,1）定义,114,小结,2）q 对提馏段操作线方程的影响,提馏段操作线方程,115,1.为什么说理论板是一种假定？理论板的引入 在精馏计算中有何重要意义？ 2. 恒摩尔流假定的内容是什么？ 3. 操作线表示何种关系？它是如何获得的？ 4.进料热状况参数有何物理意义？,练 习 题 目,思考题,作业题: 5、6、7,116,第 1 章 蒸 馏,1.4 精馏原理和流程,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.1 计算的基本假定,1.5.2 物料衡算和操作线方程,1.5.3 进料热状况的影响,1.5.4 理论板层数的求法,117,概述,理论板数的求取方法：,求算理论板层数时，必须已知原料液的组成、进料热状况、操作回流比和分离程度，并利用：气液平衡关系；操作线方程。,118,（a),（b),（c),平衡方程,操作线方程,119,1. 逐板计算法,逐板计算法通常从塔顶开始，计算过程中依次使用平衡方程和操作线方程，逐板进行计算，直至满足分离要求为止。,（a),（b),（c),平衡方程,操作线 方程,120,逐板计算法示意图,121,塔顶采用全凝器,由 y1 =xD,(a),x1,y2,x2,y3,xn xF （泡点进料）,进料板 NF ：第 n 层,(b),(a),(a),(a),(b),精馏段理论板层数：n-1（进料板算在提馏段）,1. 逐板计算法,xn xq（其余进料）,122,由 =xn, xW,总理论板层数 NT ：nm-2 （不包括再沸器）,(a),(a),(a),(c),(c),(c),提馏段理论板层数：m-1（不包括再沸器）,1. 逐板计算法,123,2. 梯级图解法,梯级图解法又称麦克布蒂利法，简称MT法。,1）操作线的作法,用图解法求理论板层数时，需先在xy图上作出精馏段和提馏段的操作线。作图时，先找出操作线与对角线的交点，然后根据已知条件求出操作线的斜率（或截距），即可作出操作线。,124,xD,a,b,xW,c,d,精馏塔的操作线,g,125,提馏段操作线的截距数值很小，因此提馏段操作线不易准确作出，且这种作图法不能直接反映进料热状况的影响。故提馏段操作线通常按以下方法作出：先确定提馏段操作线与对角线的交点c，再找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点d，直线cd即为提馏段操作线。,2. 梯级图解法,126,由,在交点处两式中的变量相同，略去有关变量的上下标，经整理得,又,q 线方程或 进料方程,2. 梯级图解法,127,与对角线联立解得交点e。过点 e作斜率为q/(q-1)的直线与精馏段操作线交于点d，连接cd 即得提馏段操作线。,直线方程,斜率,截距,2. 梯级图解法,过点: (xF,xF),128,操作线的作法,xD,a,b,xW,c,xF,e,截距,斜率,f,d,129,2）梯级图解法求理论板层数,自对角线上的点 a开始，在精馏段操作线与平衡线之间作由水平线和铅垂线构成的阶梯，当阶梯跨过两操作线的交点 d时，改在提馏段操作线与平衡线之间绘阶梯，直至阶梯的垂线达到或跨过点c为止。,2. 梯级图解法,130,xD,a,b,xW,c,xF,e,f,d,1,2,3,4,5,NT=4（不包括再沸器）；NT=5（包括再沸器）；NF=3,131,xn-1,xn,yn,yn+1,A,B,C,AB、BC液体和气相经过理论板的提纯或增浓程度,2. 梯级图解法,132,3）适宜的进料位置,两操作线交点e所在的梯级，这一位置即为适宜的进料位置。,适宜的进料板位置,2. 梯级图解法,加料过晚,加料过早,适宜加料,133,4）进料热状况对理论板层数的影响,进料热状况参数 q 值不同，q 线的斜率也就不同，q 线与精馏段操作线的交点 d 随之而变动，从而影响提馏段操作线的位置，进而影响所需的理论板层数。,2. 梯级图解法,134,进料热状况对q线的影响,进料热状况,q 值,q/(q-1),q线的形状,冷液进料,泡点进料,气液混合 物进料,露点进料,过热蒸气进料,2. 梯级图解法,进料热状况对理论板层数的影响,1.q线不影响精馏段操作线位置，但影响提馏段操作线位置,q 值不同，达到相同分离要求所需 NT不同，q，NT,e,a,c,b,q0,q=0,0q1,q=1,q1,xW,x,y,xD,xF,2.q线影响最适宜进料板位置，q，NF上移,136,第 1 章 蒸 馏,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.1 计算的基本假定,1.5.2 物料衡算和操作线方程,1.5.3 进料热状况的影响,1.5.4 理论板层数的求法,1.5.5 回流比的影响及其选择,137,1）全回流和最少理论板层数,1.全回流和最小回流比,全回流,(1)全回流的概念,F=0，D=0，W=0,精馏的开工阶段。,全回流的应用,138,操作线与对角线重合，操作线方程为,1.全回流和最小回流比,操作线的斜率,截距,全回流操作时不向塔内进料，也不从塔内取出产品，全塔无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二为一 。,139,1.全回流和最小回流比,(2)最少理论板层数,回流比愈大，完成一定的分离任务所需的理论板层数愈少。当回流比为无限大，两操作线与对角线重合，此时，操作线距平衡线最远，气液两相间的传质推动力最大，因此所需理论板层数最少，以Nmin表示。,140,xD,a,xW,c,e,图解法求Nmin,141,Nmin用芬斯克(Fenske)方程式计算，芬斯克方程式通过逐板计算法推得。,由气液平衡方程得,操作线方程为,1. 全回流和最小回流比,2）芬斯克(Fenske)方程式求Nmin,142,对于塔顶全凝器,第1层理论板的气 液平衡关系为,第1层和第2层理论 板之间操作关系为,所以,1. 全回流和最小回流比,143,第2层理论板的气液平衡关系为,则,重复上述的计算过程，直至塔釜（塔釜视作第 N+1 层理论板）为止，可得,1. 全回流和最小回流比,144,令,对于全回流操作，N =Nmin,几何平均,1. 全回流和最小回流比,145,对两组分物系，略去下标 A、B,注意,芬斯克 方程式, 求得的最小理论板层数不含再沸器。, 为全塔平均相对挥发度,1. 全回流和最小回流比,a相差不大时：, 可求精馏段的理论板层数，确定进料板位置。,146,2）最小回流比,(1)最小回流比的概念,对于一定分离任务，减小操作回流比，两操作线向平衡线靠近，所需理论板层数增多。当回流比减小到某一数值，两操作线的交点d落到平衡线上时，若在平衡线与操作线之间绘阶梯，将需要无穷多阶梯才能到达点d，相应的回流比即为最小回流比，以Rmin表示。,1. 全回流和最小回流比,147,xD,xW,xF,R1,R2,夹紧区,夹紧点,最小回流比,斜率,xq,yq,d,（恒浓区）,R减小,148,(2)最小回流比的求法,（1）作图法,最小回流 比计算式,1. 全回流和最小回流比,149,非正常平衡曲线最小回流比的求法,1. 全回流和最小回流比,恒浓区在精馏段,恒浓区在提馏段,150,2. 最小回流比,（2）解析法,对理想溶液：,两种特殊进料：,151,2. 最小回流比,x,饱和液体进料：,饱和蒸汽进料：,xq=xF,yq=yF,152,2. 最小回流比,（2）解析法,对理想溶液：,泡点进料,露点进料,两种特殊进料：,153,分离任务一定，,R,操作费用,设备费用,塔径,能耗,R,设备费用,塔高,理论 板数,3. 适宜回流比的选择,154,适宜回流比的选择,1操作费用 2设备费用 3总费用,155,选择适宜的回流比需进行经济权衡，根据生产实践经验，取,统计表明，实际生产中的操作回流比以下列范围使用较多：,适宜回流 比计算式,3. 适宜回流比的选择,156,小结,1. 理论板层数的求法,157,小结,2. q 的影响,158,小结,3. 回流比的影响及其选择,全回流时最少理论板层数的求法,F=0，D=0，W=0,芬斯克方程式,（1）全回流,159,小结,（2）最小回流比 Rmin,d (xq,yq) 落在四条线上，xq, yq同时满足四个方程。,160,小结,（3）适宜回流比的选择,R,操作费用,设备费用,塔径,能耗,R,设备费用,塔高,理论 板数,适宜回流 比计算式,161,思考题,作业题: 8、（9、10）,1.进料量对理论板层数有无影响，为什么？ 2.全回流操作的特点是什么，有何实际意义？ 3.回流比如何计算，对理论板层数有何影响？,练 习 题 目,162,第 1 章 蒸 馏,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.2 物料衡算和操作线方程,1.5.3 进料热状况的影响,1.5.4 理论板层数的求法,1.5.5 回流比的影响及其选择,1.5.6 简捷法求理论板层数,163,1.吉利兰（Gilliland）图,两种极限情况： 右端： R=，N =Nmin 左端： R= Rmin ，N =。,注意： N, Nmin不包括再沸器。,164,1.吉利兰（Gilliland）图,精馏条件： 组分数目为211； 进料热状态包括冷料至过热蒸气等五种情况； 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。,吉利兰图是用八个物系，由逐板计算得出的结果绘制而成。,注意：使用该图计算时，条件应尽量与上述条件相近。,165,1.吉利兰（Gilliland）图,吉利兰图的回归方程式：,式中,适用条件为0.01X0.9。,166,2.求理论板层数的步骤,图-28 吉利兰图, 先算Rmin, R=(1.1-2)Rmin, 根据Fenske方程Nmin 由坐标YN, 确定加料位置,167,由芬斯克方程式,2.求理论板层数的步骤,m1为精馏段平均相对挥发度,168,第 1 章 蒸 馏,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.3 进料热状况的影响,1.5.4 理论板层数的求法,1.5.5 回流比的影响及其选择,1.5.6 简捷法求理论板层数,1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法,169,提馏段物料衡算：,1. 直接蒸汽加热,适用范围：水溶液，且水是难挥发组分。,恒摩尔流,y0 =0,间接加热提馏段操作线方程,提馏段操作线方程,170,1. 直接蒸汽加热, 待分离的物系为水溶液。,1) 直接蒸汽加热应用背景及意义, 省掉再沸器，减少设备费。, 水为难挥发组分。, 提高加热蒸汽利用率，节约能耗，减少操作费。,直接蒸汽加热的应用背景,直接蒸汽加热的意义,171,直接蒸汽加热,172,直接蒸汽加热精馏塔的精馏段操作线和 q 线与常规塔相同，但提馏段操作线方程应予修正。,2)直接蒸汽加热理论板层数的计算,总物料衡算,易挥发组分衡算,1. 直接蒸汽加热,173,对于塔内恒摩尔流动,当,则,提馏段操作线与横轴的交点坐标为 g (xW , 0),提馏段操 作线方程,1. 直接蒸汽加热,174,xD,a,b,xW,c,xF,e,f,d,1,2,3,4,5,直接蒸汽加热时理论板层数的图解法,175,2. 多侧线的精馏塔,在工业生产中，时常会遇到所分离的原料液组成不同或所需的产品组成不同，此种情况需要采用多侧线的精馏塔。,多股加料,侧线出料,多侧线的精馏塔,176,2. 多侧线的精馏塔,1）多股加料,F1, xF1,F2 ,xF2,D xD,I,II,III,W xW,两股进料： F1,xF1 、F2,xF2分别与相应塔板组成xF1、xF2相当;,特点： 1.精、提操作线方程不变; 2.两股进料之间的操作线方通过虚线范围内的物料衡算得到：,精馏段,提馏段,中间段,177,2. 多侧线的精馏塔,1）多股加料,F1, xF1,F2 ,xF2,D xD,W xW,S,S+1,总物料衡算,易挥发组分衡算,操作线方程,中间段,两股进料的精馏塔操作线,两股进料的精馏塔最小回流比的确定,由ab线斜率求Rmin1,由cd线斜率求Rmin2,选择较大者作为Rmin,180,各段间气、液负荷的关系,2. 多侧线的精馏塔,181,侧线出料,甲醇、水、正丙醇混合物的连续操作常压精馏塔：原料组成：甲醇 70%w，水 28.5%w，正丙醇 1.5%w；,182,正丙醇摩尔分率,塔板,183,2）侧线出料,为了获得不同规格的精馏产品，则可根据所要求的产品组成在塔的不同位置上开设侧线出料口多侧线出料。,2. 多侧线的精馏塔,侧线产品为饱和液体或饱和蒸汽,F ,xF,D1 xD1,W xW,精馏段,提馏段,中间段,D2 xD2,184,F ,xF,D1 xD1,W xW,D2 xD2,总物料衡算,易挥发组分衡算,操作线方程,中间段,2. 多侧线的精馏塔,S,S+1,有侧线采出精馏塔的操作线,186,2. 多侧线的精馏塔,当侧线出料为饱和液体时，,两操作线交点的横坐标为,187,第 1 章 蒸 馏,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.3 进料热状况的影响,1.5.4 理论板层数的求法,1.5.5 回流比的影响及其选择,1.5.6 简捷法求理论板层数,1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法,1.5.8 塔高和塔径的计算,188,1. 塔高的计算,1）板式塔有效高度计算,Z板式塔的有效高度，m； NP实际板层数； HT板间距。,板式塔的实际高度：,式中,189,2）塔板效率,实际板层数,（1）总板效率 (又称全塔效率)ET,塔板效率反映了实际塔板的气、液两相传质的完善程度。,1. 塔高的计算,总板效率反映塔中各层塔板的平均效率，因此它是理论板层数的一个校正系数，其值恒小于1。,190,1. 塔高的计算,影响塔板效率的因素:,物系性质：包括粘度、密度、表面张力、扩散系数及相对挥发度等； 塔板结构：包括塔板类型、塔径、板间距、堰高及开孔率等； 操作条件：包括温度、压强、气体上升速度及气液流量比等。,总板效率的来源：,经验数据； 经验关联式估算。,191,（2）单板效率,单板效率又称默弗里（Murphree）效率，它是以混合物经过实际板的组成变化与经过理论板的组成变化之比来表示的。单板效率既可用气相组成表示，也可用液相组成表示，分别称为气相单板效率和液相单板效率。,1. 塔高的计算,192,气相单板效率,液相单板效率,1. 塔高的计算,（2）单板效率EMV、EML,单板效率分析,193,1. 塔高的计算,（3）点效率EO,进入和离开第n层板某点的实际气相组成；,与板上某点液体组成x成平衡的气相组成。,液相点效率EOL,气相点效率EOV,194,1. 塔高的计算,3）填料塔填料层高度的计算,思考：等板高度大好还是小好？,等板高度愈小，说明填料层的传质分离效果愈好。,分离效果相当于一层理论板的一段填料层高度。,等板高度 Height Equivalent of a Theorietical Plate,195,1. 塔高的计算,等板高度获取途径：, 经验公式计算；, 查有关填料手册；, 实验测定。,流动状况，物性参数、结构参数和操作参数等。,影响 HETP 的因素：,196,1）基本计算公式, 精馏段与提馏段分别计算，相差不大取较大者作为塔径，相差较大采用变径塔。, 计算塔径后应进行圆整。,精馏塔直 径计算式,提示,2. 塔径的计算,197,2）蒸气体积流量的计算,（1）精馏段体积流量的计算,操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物,2. 塔径的计算,198,（2）提馏段体积流量的计算,操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物,2. 塔径的计算,199,小结,1.特殊情况下理论板层数的求法,200,小结,1.特殊情况下理论板层数的求法,201,小结,1.特殊情况下理论板层数的求法,侧线出料的精馏塔操作线,202,小结,2. 塔高的计算,等板高度,203,小结,2. 塔高的计算,204,小结,3. 塔径的计算,空塔气速,205,思考题,作业题: 11、12、15、16,1.对于采用分凝器的精馏塔，在计算理论板时应 注意哪些事项？ 2.计算精馏塔直径时应注意哪些问题 ？ 3.在精馏过程中，影响塔板效率的因素是什么 ？ 4.单板效率与全塔效率有何不同？,练 习 题 目,206,第 1 章 蒸 馏,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.5 回流比的影响及其选择,1.5.6 简捷法求理论板层数,1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法,1.5.8 塔高和塔径的计算,1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能,207,冷凝器的 热量衡算,kJ/h,冷凝器的 热负荷,以单位时间为基准，对冷凝器热量衡算（忽略热损失）,1. 冷凝器,汽化热,208,2.再沸器的热负荷,对再沸器作热量衡算得：,由,设,则,故,汽化热,209,再沸器热损失,加热介质消耗量,饱和蒸汽加热,QL = (0.20.3) QB,kg/h,加热蒸汽 的汽化热,2. 再沸器的热负荷,210,1）减小操作回流比,R,L、V,能耗,R,NT,NP一定，需提高ET, 采用高性能新型塔板代替原有塔板，提高效率。, 采用高效塔填料代替原有塔板，提高效率。,示例,3.精馏过程的节能,211,2）降低塔釜操作温度,塔压降P,釜温tW,能耗,采用高效塔填料代替原有塔板，降低塔压降。,示例,3.精馏过程的节能,212,3）热泵精馏,将塔顶蒸气绝热压缩升温，作为再沸器的热源，将再沸器中的液体部分汽化，而压缩气体本身冷凝成液体，经节流阀后一部分作为塔顶产品采出，另一部分作为塔顶回流液。,热泵精馏技术,1精馏塔 2压缩机 3再沸器 4节流阀,3.精馏过程的节能,213,4）多效精馏,将几个精馏塔串联，操作压力依次降低，前一精馏塔的塔顶蒸气作为后一精馏塔的再沸器的加热介质，故除两端精馏塔外，中间的精馏塔不需从外界引入加热和冷却介质。,多效精馏技术,P1 P2 P3 t1 t2 t3,3.精馏过程的节能,214,5）原料预热,将原料预热可回收精馏过程的热能，减少精馏过程的能耗。原料预热有两种流程：, 用塔顶蒸气预热原料；, 用塔釜采出液预热原料。,3.精馏过程的节能,215,原料预热回收精馏过程的热能,216,原料预热回收精馏过程的热能,217,第 1 章 蒸 馏,1.5 两组分连续精馏的计算,1.5.5 回流比的影响及其选择,1.5.6 简捷法求理论板层数,1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法,1.5.8 塔高和塔径的计算,1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能,1.5.10 精馏塔的操作和调节,218,对特定的精馏塔和物系,保持精馏定态操作的条件是:,塔压稳定； 进出塔系统的物料量平衡和稳定； 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等。,219,例：一操作中的常压连续精馏塔分离某混合液。现保持回流液量和进料状况（F、xF、q）不变，而减小塔釜加热蒸汽量，试分析xD、xW如何变化？,1.操作型定性分析举例,解：1）两操作线斜率的变化,220,NT，与NT不变这个前提相矛盾。故假设不成立。,2）作图+排除法求解,假设xD不变 假设xD变小,故xD只能变大。,1.操作型定性分析举例,221,xF,xW,xD,NT，与NT不变这个前提相矛盾。故假设不成立。,2）作图+排除法求解,假设xW不变 假设xW变小,故xW只能变大。,1.操作型定性分析举例,222,由全塔物料衡算F=D+W及FxF = DxD +W xW，可知，当F、xF、xD、xW一定时，D和W恒定。,而xD和xW决定于气液平衡关系、xF、q、R和理论板数NT（适宜的进料位置）。,2.影响精馏操作的主要因素简析,1）物料平衡的影响和制约,223, 对进料浓度一定的精馏过程，提高产品品质是以降低产品产率为代价的。,塔顶采出率,塔底采出率,2.影响精馏操作的主要因素简析, F 、 xF 、 xW 一定时，,xD,D, F 、 xF 、 xD 一定时，,xW,W,224,精馏段操作线斜率：,提馏段操作线斜率：,2.影响精馏操作的主要因素简析,结论：,R,2）回流比的影响,225,（1）当NT 、F、xF、q、D、W一定时，,R对xD，xW的影响,（2）当xD ， xW 、F、xF、 q、 D、W一定时，,2.影响精馏操作的主要因素简析,226,回流比增加，使塔内上升蒸气量及下降液体量均增加，若塔内气液负荷超过允许值，则应减小原料液流量。回流比变化时，再沸器和冷凝器的传热量也相应发生变化。,在采出率一定时，若以增大R来提高xD，则有以下限制： 受理论板数的限制； 受全塔物料平衡的限制，其极限值为 。,2.影响精馏操作的主要因素简析,227,3）进料组成的影响,xF 对xD，xW 的影响,要维持原 xD 不变，可采取增大 R 或减小 D/F 的调节方法。,对一个操作中的精馏塔，在同一回流比R及塔板数下，,2.影响精馏操作的主要因素简析,228,q 对 xD, xW 的影响,4）进料热状况的影响,2.影响精馏操作的主要因素简析,R 、F 、xF 、 D不变时，,229,2.精馏塔的产品质量控制和调节,操作中常通过监测塔顶和塔底温度来反映馏出液组成和釜残液组成。但温度在塔顶（或塔底）相当一段高度内变化极小。,230,2.精馏塔的产品质量控制和调节,灵敏板通常靠近进料口。,例：高纯度分离时，塔顶（或塔底）若干块塔板间的温度差都很小，若通过塔顶和塔釜温度来监控产品质量将发生严重的滞后。,操作条件（F, q, R, 热负荷等）改变必然引起分离效果的变化，但每一块板改变的程度不等。 灵敏板：温度改变最显著的塔板。以该塔板上的温度监控全塔的操作状态，有利于对塔进行预见性调节。,231,第 1 章 蒸 馏,1.5 两组分连续精馏的计算,1.6 间歇精馏（自学）,1.7 恒沸精馏和萃取精馏（自学）,1.8 多组分精馏（选读）,1.2 两组分溶液的气液平衡,1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏,1.4 精馏原理和流程,1.1 概述,232,若在两组分恒沸液中加入第三组分（称为夹带剂），该组分能与原料液中的一个或两个组分形成新的恒沸液，从而使原料液能用普通精馏方法予以分离，这种精馏操作称为恒沸精馏。恒沸精馏可分离具有最低恒沸点的溶液、具有最高恒沸