化工原理精馏.ppt

1 掌握精馏原理和塔板数的计算2 了解回流比对精馏操作的影响3 了解精馏塔的基本结构和主要性能 第五章蒸馏 distillation 基本要求 重点 难点 精馏原理 塔板数的计算 回流比对精馏的影响 连续精馏的原理 传质的概念 1 1概述 1 蒸馏 传质 masstransfer 过程 物质在相间的转移过程称为传质 分离 过程 常见传质过程 通过加热造成气液两相物系 利用物系中各组分挥发度不同的特性以实现分离的单元操作 蒸馏 吸收 萃取 干燥 2 蒸馏过程的分类 1 按蒸馏方式 简单蒸馏 平衡蒸馏 精馏 特殊精馏 萃取精馏 恒沸精馏 2 按操作压强 常压蒸馏 加压蒸馏 减压蒸馏 3 按待分离混合物中组分的数目 双组分蒸馏 多组分蒸馏 4 按操作流程 间歇蒸馏 小规模生产 非定态操作 连续蒸馏 大规模 定态操作 本章讨论 常压下的两组分连续精馏 vapor liquidphaseequilibrium 1 2两组分溶液的气液平衡 1 2 1双组分理想物系的气液平衡 理想物系 溶液中不同组分的分子间作用力和相同组分的分子间作用力完全相等 液相为理想溶液 气相为理想气体的混合物系 液相为理想溶液 遵循拉乌尔定律气相为理想气体 遵循道尔顿定律 1 用饱和蒸气压表示 气液平衡关系的表示法 拉乌尔定律 理想溶液气相中组分的分压等于纯组分在该温度下的饱和蒸气压与其在溶液中摩尔分数乘积 A 易挥发组分 沸点低组分 B 难挥发组分 沸点高组分 y 气相中易挥发组分的摩尔分数 1 y 难挥发组分的摩尔分数 x 液相中易挥发组分的摩尔分数 1 x 难挥发组分的摩尔分数 溶液沸腾时 总压等于各组分的蒸气压之和 理想气体混合物服从道尔顿分压定律 用饱和蒸气压表示的气液平衡关系 2 用相对挥发度表示 某组分在气相中的平衡分压与该组分在液相中的摩尔分率之比 某组分由液相挥发到气相中的趋势 是该组分挥发性大小的标志 挥发度定义 挥发度意义 双组分理想溶液 相对挥发度定义 溶液中易挥发组分挥发度与难挥发组分挥发度之比 压强不高 气相遵循道尔顿分压定律 理想溶液 1 表明A比B容易挥发 越大 挥发度差别越大 越容易分离 若 1 y x 说明气液相组成相同 不能采用普通的精馏方法分离 对相对挥发度的理解 气液平衡方程 3 两组分理想溶液的气液平衡相图 苯 A 和甲苯 B 的饱和蒸气压和温度关系如表 试利用拉乌尔定律和相对挥发度分别计算苯 甲苯混合液在总压101 33kPa下的气液平衡数据 温度 组成图 1 温度 组成 t x y 图 解 1 利用拉乌尔定律计算气液平衡数据 2 利用相对挥发度计算气液平衡数据 求平均挥发度 t y线 气相组成与平衡温度之间的关系 饱和蒸气线 露点线 t x线 液相组成与平衡温度之间的关系 饱和液相线 泡点线 2 x y图 1 y x 2 平衡线离对角线越远 气液两相浓度差越大 溶液越易分离 1 3 1平衡蒸馏 闪蒸 1 3平衡蒸馏和简单蒸馏 操作过程 混合液经加热器升温 使温度高于分离器压强下液体的沸点 通过减压阀降压进入分离器 此时过热的液体混合物被部分汽化得到分离 1 物料衡算 总物料 易挥发组分 F D W 原料液 气相 液相产品摩尔流量 kmol s xF y x 原料液 气相 液相产品的组成 摩尔分数 q 液化分率 2 热量衡算 对加热器热量衡算 原料液减压进入分离器 物料放出的显热等于部分汽化所需潜热 原料液离开加热器的温度 1 3 2简单蒸馏 微分蒸馏 得不到大量高纯度的产品 釜液与蒸气的组成都是随时间而变化的 是一种非稳态过程 只能进行初步分离 而且生产能力低 适合于当组分挥发度相差较大的情况 特点 蒸馏 当生产上对产品的纯度要求不高 只需要初步分离时采用的分离方法 平衡 简单蒸馏是单级分离过程 一次部分汽化 混合物部分分离 精馏是多级分离过程 多次部分汽化和部分冷凝 混合物几乎完全分离 精馏 当产品的纯度要求高 特别是在混合物挥发度比较接近时采用的分离方法 蒸馏与精馏的区别 1 4精馏原理和流程 1 4 1精馏过程原理和条件 液体混合物经多次部分气化后 在液相中获得高纯度的难挥发组分 气体混合物经多次部分冷凝后 在气相中获得高纯度的易挥发组分 条件 结果 将原料液进入的层板称为加料板 加料板以上的塔段 作用是把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓 称为精馏段 加料板以下的塔段 包括加料板 其作用是从下降液体中提取易挥发组分 称为提馏段 1 4 2精馏操作流程 1 5 1理论板的概念和恒摩尔流假定 理论板 在其上气 液两相都充分混合 且传质及传热过程阻力均为零的理想化塔板 无论进入理论板的气 液两相组成如何 离开该板时气 液两相达到平衡状态 即两相温度相等 组成互成平衡 组成关系可由平衡关系来确定 1 5两组分连续精馏的计算 1 恒摩尔气流 精馏段 提馏段 2 恒摩尔液流 精馏段 提馏段 恒摩尔流 每层塔板的上升蒸气的摩尔流量恒定 下降液体的摩尔流量也恒定 在精馏塔的塔板上气液两相接触时 若有nkmol h的蒸气冷凝 相应有nkmol h液体气化 1 全塔物料衡算 总物料 易挥发组分 F D W 原料液 馏出液 釜残液摩尔流量 kmol s xF xD xW 易挥发组分的摩尔分数 1 5 2物料衡算与操作线方程 塔顶易挥发组分的回收率 分离要求的表示方法 1 规定易挥发组分在馏出液和釜残液的组成 2 规定馏出液组成xD和塔顶易挥发组分回收率 3 规定馏出液组成xD和塔顶采出率D F 4 塔底难挥发组分的回收率 在连续精馏塔中分离苯 甲苯混合液 已知原料液流量为10000kg h 苯的组成为40 质量 要求馏出液组成为97 釜残液组成为2 试求馏出液和釜残液的流量 kmol h 及馏出液中易挥发组分的回收率 苯的摩尔质量为78kg kmol 甲苯的摩尔质量为92kg kmol 2 精馏段操作线方程 总物料 易挥发组分 回流比 物理意义 n板下降的液相组成与相邻的n 1板上升蒸气组成之间的关系 由恒摩尔流的假定 L为定值 且连续定态操作中D和xD也是定值 R是常量 直线方程 3 提馏段操作线方程 总物料 易挥发组分 根据恒摩尔流的假定 L 为定值 且连续定态操作中W和xW也是定值 是直线方程 物理意义 m板下降的液相组成与相邻的m 1板上升蒸气组成之间的关系 在某两组分连续精馏塔中 精馏段内自第n层理论板下降的液相组成为0 65 易挥发组分摩尔分数 进入该板的气相组成为0 75 塔内气液摩尔流量比V L 2 物系的相对挥发度为2 5 试求R yn xn 1 物料衡算 热量衡算 一 进料热状况参数 1 5 3进料热状态的影响 令 q 进料热状况参数 精馏段和提馏段的气 液相流量与进料量及进料热状况参数之间的基本关系 提馏段操作线方程 例题1 5 二 进料热状况 1 温度低于泡点的冷液体 2 泡点温度的饱和液体 3 温度介于泡点和露点之间的气液混合物 4 露点温度的饱和蒸气 5 温度高于露点的过热蒸气 进料热状况影响L L 及V V 之间的关系 L 包括三部分 L F 因原料温度低于加料板上气液温度 故原料进入加料板后将一部分从提馏段上升蒸气冷凝下来 1 冷液进料 2 饱和液体进料 原料进入加料板后全部以原来液体的状况进入提馏段 原料含有一部分液体 往下流 一部分气体 上升 3 气液混合物进料 4 饱和蒸气进料 原料进入加料板后全部以原来气体的状况上升 因原料温度高于加料板上气液温度 故原料进入加料板后势必将原塔内下降的液体加热气化上升 5 过热蒸气进料 例1 8 分离例1 6中的苯 甲苯混合液 若进料为饱和液体 R 3 5 试求提馏段操作方程 截距和斜率 例1 9 分离例1 8中的苯 甲苯混合液 若将进料热状态变为20 的冷液体 试求提馏段的上升蒸气流量和下降液体流量 已知操作条件下苯的汽化热为389kJ kg 甲苯的汽化热为360kJ kg 原料液的平均比热容为158kj kmol 苯 甲苯混合液的气液平衡数据见图 原料液的平均气化热 1 5 4理论塔板数的求法 1 逐板计算法 精馏段 第一块 全凝 第一板上升的蒸气被全部冷凝并在泡点下回流 故塔顶馏出液组成及回流液组成与第一层板的上升蒸气相同 第二块 离开每层理论板的气液相平衡 第n块 加料板属于提馏段 故精馏段所需塔板数为 n 1 再沸器相当一块理论板 提馏段所需板数 m 1 提馏段 精馏塔所需的总理论板数 2 梯级图解法 2 1在x y坐标图上作出平衡曲线和对角线 2 2在x y坐标图上作出操作线 1 精馏段操作线的作法 精馏段操作线 精馏段操作线 2 提馏段操作线的作法 3 q线方程 精馏段操作线与提馏段操作线交点的轨迹方程 画q线方程 q线方程 进料方程 过e点作斜率为q q 1 的直线ef 即为q线 e f 4 进料热状况对q线及操作线的影响 q线在x y图上的位置 2 3图解方法 图解法求理论板数 2 4适宜的进料位置 进料位置不当 将使理论板数增多 实际操作中 进料位置过高 馏出液中难挥发组分含量增高 反之进料位置过低 使釜残液中易挥发组分含量增高 离开该板的液相组成x xd 如上图中的4块塔板为最优加料位置 最优加料板位置的确定 例1 10 在常压连续精馏塔中 分离苯 甲苯混合液 已知原料液流量为116 6kmol h 苯的组成为0 44 摩尔分数 要求馏出液组成为0 975 釜残液组成为0 0235 回流比为3 5 相对挥发度为2 47 塔顶采用全凝器 泡点下回流 塔釜采用间接蒸汽加热 试用逐板计算法求理论板数 例1 11 在常压连续精馏塔中分离苯 甲苯混合液 试用图解法求理论板数 1 在直角坐标上利用平衡方程绘制平衡曲线及对角线 2 在对角线上定点a 0 975 0 975 在y轴上截距为 在y轴上定出点b 连接ab即为精馏段方程 3 在对角线上定点e 0 44 0 44 过点e作斜率为3 76的直线ef 即为q线 与精馏段操作线相交于点d 4 在对角线上定点c 0 0235 0 0235 连接cd 该直线即为提馏段操作线 自点a开始在平衡线和精馏段操作线间由水平线和垂直线所构成的梯级 当梯级跨过点d后更换操作线 即在平衡线和提馏段操作线间画梯级 直到梯级达到或跨过点c为止 1 5 5回流比的影响及其选择 回流比有两个极限值 上限是全回流 下限为最小回流比 回流比 1 全回流和最少理论板层数 全回流时 操作线距平衡线最远 表示塔内气液两相间的传质推动力最大 因此达到给定分离任务所需理论板数最少 最少理论板数Nmin 精馏段操作线与对角线重合 操作线方程 提馏段操作线与对角线重合 理论板数 芬斯克方程 全塔平均相对挥发度 可取塔顶和塔底的平均值 全回流时最小理论板层数 不包括再沸器 最小理论塔板数的图解法 当回流比减少到某一极限值时 两条操作线的交点d落在相平衡线上 此时梯级无法跨过d 所需的理论塔板数为无穷大 这时的回流比称为最小回流比Rmin 最小回流比 当回流比小于Rmin 操作线和q线的交点落在平衡线外 精馏操作无法完成 最小回流比的求法 1 作图法 2 解析法 饱和液体进料 饱和蒸气进料 3 最适宜回流比的选择 一般原则 1 5 6简捷法求理论板层数 1 吉利兰 Gilliland 图 R Rmin N Nmin的关联图 吉利兰图应用条件 组分数 2 11 进料热状况 5Rmin 0 53 7 0 相对挥发度 1 26 4 05理论板层数 2 4 43 1 李德 Liddle 回归方程 适用条件 2 简捷法求理论板层数的步骤 计算Rmin 选择R 确定进料板位置 计算Nmin 计算横坐标 R Rmin R 1 纵坐标 N Nmin N 2 算出理论板层数 例题1 8 1 5 8塔高和塔径的计算 1 塔高的计算 1 板式塔有效高度的计算 实际板层数 板间距 有效高度 不包括塔釜和塔顶空间高度 2 塔板效率 反映实际塔板的气 液两相传质的程度 1 总板效率 全塔效率 达到指定分离效果所需理论板层数与实际板层数的比值 理论板层数 实际板层数 影响塔板效率的因素 1 物系性质 2 塔板结构 3 操作条件 塔板效率估算方法 2 经验计算法 奥康奈尔 O connell 1 全面考虑传质和流体力学因素的影响 从点效率计算出发 逐步推算 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相黏度 2 单板效率 Murphree板效率 指气相或液相经过一层塔板前后的实际组成变化与经过该层塔板前后理论变化的比值 气相表示的单板效率 液相表示的单板效率 3 点效率 Eo 指塔板上各点局部效率 气相点效率 2 塔径的计算 1 精馏段Vs的计算 若精馏操作压强较低时 气相可视为理想气体混合物 2 提馏段Vs 的计算 1 5 9连续精馏装置的热量恒算和节能 1 冷凝器 冷却介质消耗量 加热介质消耗量 2 再沸器