化工原理(天大版）---（下册）第一章蒸馏.ppt

,第一章 蒸馏,第一节 概述,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,第二节 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,1-2-1 两组分理想物系的气液平衡,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,1-2-1 两组分理想物系的气液平衡,两组分气液平衡函数关系 理想物系 液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律 A、B两组分溶液达平衡时： PA=PA xA PB=PB xB=PB （1-xA） 气相为理想气体，遵循道尔顿分压定律 PA=P yA PB=P yB P=PA+PB,1-2-1 两组分理想物系的气液平衡,气液平衡的表示方法 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,1-2-1 两组分理想物系的气液平衡,用平衡常数K表示气液平衡关系,纯组分的P和t的关系可用（Antoine）方程表示：,1-2-1 两组分理想物系的气液平衡,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,1-2-1 两组分理想物系的气液平衡,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：,气液平衡方程,1-2-1 两组分理想物系的气液平衡,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=const 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,1-2-1 两组分理想物系的气液平衡,x-y图,平衡时：yx,1-2-2 两组分非理想物系的气液平衡,非理想物系 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 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 PA=PA xAA PB=PB xB B 当总压不高时，与非理想溶液呈平衡的气相为理想气体 PA=PyA=PA xAA,当总压很高时，气体的分压用逸度代替,1-2-2 两组分非理想物系的气液平衡,M点：x=y，恒沸点,最低恒沸点,图63 乙醇水溶液的相图,1-2-2 两组分非理想物系的气液平衡,M点：x=y，恒沸点,最高恒沸点,图64 硝酸水溶液的相图,第三节 平衡蒸馏和简单蒸馏,1-3-1 平衡蒸馏,蒸馏计算的MESH方程 M物料衡算方程 E气液平衡方程 S加和方程xi=1， yi=1 H焓衡算方程,1-3-1 平衡蒸馏,物料衡算方程 总物料衡算方程：F=D+W （1） 轻组分物料衡算方程：FxF=Dy+Wx（2） 由（1）和（2）得：,（xF，xF ）,1-3-1 平衡蒸馏,热量衡算 对加热器作衡算：Q=FCp（T-tF ）,原料液经加热器加热到的温度T为：,气液平衡关系,1-3-2 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,第四节 精馏原理和流程,1-4-1 精馏过程原理和条件,1-4-1 精馏过程原理和条件,精馏的思想和原理,1-4-1 精馏过程原理和条件,第五节 两组分连续精馏的计算,精馏塔的计算类型 设计型 已知：原料液（T、xF 、F） 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 确定：塔板数、塔径、塔高及塔的型式；再沸器及冷凝器的负荷 校核型 塔一定（塔板数、塔径、塔高及塔的型式） 计算：塔顶、底产品温度、流量、组成或再沸器、冷凝器的负荷,1-5-1 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,1-5-1 理论板的概念及恒摩尔流假定,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,1-5-2 物料衡算和操作线方程,全塔物料衡算 总物料衡算：F=D+W 易挥发组分： FxF=DxD+Wxw 回收率 塔顶易挥发组分回收率,塔底难挥发组分的回收率,1-5-2 物料衡算和操作线方程,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,精馏段操作线方程,1-5-2 物料衡算和操作线方程,提馏段操作线方程 总物料衡算：L=V+W 易挥发组分衡算：Lxm =V ym+1 +WxW （V+W） xm =V ym+1 +WxW,提馏段操作线方程,1-5-3 进料热状况的影响,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,1-5-3 进料热状况的影响,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.气液混合物进料时,1-5-3 进料热状况的影响,d.饱和蒸汽进料,e.过热蒸汽进料,1-5-3 进料热状况的影响,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,1-5-3 进料热状况的影响,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：q1,1-5-3 进料热状况的影响,提馏段操作线方程,其中L（回流量）=RD,1-5-4 理论板层数的求法,设计型 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,1-5-4 理论板层数的求法,逐板计算法,x1,y2,x2,精馏段需n-1块理论板数,1-5-4 理论板层数的求法,提馏段理论板数为N-1（不包括再沸器）,总理论板数为n-1+N-1=n+N-2（不包括再沸器）,1-5-4 理论板层数的求法,图解法 平衡线y-x 操作线,求精馏段和提馏段的交点,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）,1-5-4 理论板层数的求法,（V - V ）y = （L-L）x （DxD +WxW）（3）,（xF ，xF ）,q线方程或进料方程,1-5-4 理论板层数的求法,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,q0,1-5-4 理论板层数的求法,图解法（M-T）求理论板数,1-5-6 回流比的影响及其选择,全回流和最少理论 板数 R，D=0,最少理论板数Nmin,1-5-6 回流比的影响及其选择,求最少理论板数,对第n块板：,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,1-5-6 回流比的影响及其选择,用芬斯克方程式求精馏段理论板数，并确定进料位置,1-5-6 回流比的影响及其选择,最小回流比 d点：,恒浓区,夹点,Rmin,Rmin R,作图法,解析法,1-5-6 回流比的影响及其选择,泡点进料时：,露点进料时：,1-5-6 回流比的影响及其选择,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、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,1-5-7 简捷法求理论板数,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,1-5-7 简捷法求理论板数,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：0.01X 0.9,1-5-8 塔高和塔径的计算,塔高的计算 板效率和实际板数 单板效率EM（Murphree效率） 以气相（或液相）经过实际板的组成变化值与经过理论板的组成变化值之比表示,对第n块板：,用汽相组成表示,用液相组成表示,全塔效率E（总板效率）,1-5-8 塔高和塔径的计算,理论板当量高度和填料层高度 理论板当量高度（等板高度或HETP） 填料层高度=HETPNT 塔径的计算,u空塔气速，m/s,回顾,全回流和最少理论板数,最小回流比,夹点,R=（1.12）Rmin,回顾,简捷法求理论板数,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,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.,1-5-9 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， kJ/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：,1-5-9 连续精馏装置的热量衡算和节能,3、5精馏过程的节能 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,1-5-9 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,1-5-10 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,1-5-10 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，只要确定了xD和xW，则D和W就确定了,1-5-10 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,1-5-10 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,1-5-10 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。,1.6 间歇精馏,1.6 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,1.6.1回流比恒定时的间歇精馏操作,1、确定理论板数 已知：xF 、xDm 、xwe ；求适宜的R,（1）计算最小回流比Rmin和确定适宜回流比R,式中 yF与xF成平衡的汽相组成,R=(1.12)Rmin,(2)图解法可求理论板数,图中 xD1最初的馏出液组成,1.6.1回流比恒定时的间歇精馏操作,2、对具有一定理论板数的精馏塔，确定操作过程中个瞬间的xD 、xw的关系,1.6.1回流比恒定时的间歇精馏操作,3、对具有一定理论板数的精馏塔，确定操作过程中的物料衡算 对一批操作的物料衡算： 总物料：D=F-W 易挥发组分：,由以上二式得：,对一批操作的汽化量：,1.6.2馏出液组成维持恒定时的间歇精馏计算,已知:F、xF 、 xD 及最终釜液组成xwe 求N、回流比范围和汽化量 1、确定理论板数,（1）计算最小回流比Rmin和确定适宜回流比R,（最终阶段进行计算）,式中 ywe与xwe成平衡的汽相组成,R=(1.12)Rmin,(2)图解法可求理论板数,1.6.2馏出液组成维持恒定时的间歇精馏计算,2、确定xw和R的关系,1.7恒沸精馏与萃取精馏,基本原理