化工原理课件5.ppt

第六章蒸馏 Distillation 第一节双组分溶液的汽液平衡 第二节蒸馏和精馏原理 第三节双组分连续精馏的计算与分析 第四节间歇蒸馏 第五节恒沸精馏与萃取精馏 第六节板式塔 概述 化工生产中所处理的原料 中间产品 粗产品等几乎都是混合物 而且大部分是均相物系 例如 石油 石油裂解气和空气等 为了满足生产的要求 常需将混合物分离成纯净的或接近于纯的物质 对于均相物系的分离必须造成两相物系 并且根据物系中各组分的差异 使其中一组分或几个组分从一相向另一相转移以达到分离的目的 该过程通常称为传质过程或分离操作 常见的传质过程有蒸馏 吸收 萃取 干燥等 一 蒸馏依据原理 将液体混合物部分汽化 利用混合物中各组分的挥发度不同使各组分得以分离 其中 沸点低的组分为易挥发组分 轻组分 沸点高的组分为难挥发组分 重组分 蒸出冷凝液 馏出液蒸出后剩余的混合液 釜残液 二 蒸馏分类 本章主要讨论常压下双组分连续精馏 5 1双组分溶液的汽液相平衡 5 1 1双组分理想物系的汽液平衡 5 1 2双组分非理想物系的汽液平衡 5 1 1溶液的蒸汽压和拉乌尔定律 式中 pA 组分A的溶液蒸汽压 KPa 即溶液上方组分A的平衡分压 p0A 组分A的液体蒸汽压 KPa 即纯液体的饱和蒸汽压 xA 组分A的液相摩尔分率 理想 溶液中某组分的溶液蒸汽压等于该组分同温度下的液体蒸汽压与该组分的液相摩尔分率的乘积 即 一 溶液的蒸汽压和拉乌尔定律 拉乌尔 Raoult 定律 对于溶剂A 除了理想溶液外 很少溶液符合 只有在溶度很低的情况下 溶液在某温度下纯组分的饱和蒸汽压可查有关手册或由下面安托因 Antoine 方程求得 注意 式中温度表示为t或T 其分别对应不同的Antoine常数A B C 理想物系 液相为理想溶液 汽相为理想气体 理想溶液 在全部溶度范围内遵循拉乌尔定律的溶液 如性质极近似的物质所构成的溶液 苯 甲苯 正己烷 正庚烷 甲醇 乙醇等 理想溶液 两组分都符合Raoult定律 二 双组分理想溶液的汽液相平衡 式中F 自由度数 C 独立组分数 相数 对双组分的汽液相平衡 一 相律在物理化学中 我们学习过相律 即 可知其自由度数为2 恒压P 则F 1 t x y 二 汽液平衡相图1 温度 组成图 t y x 和相平衡图 y x 温度 组成图 t y x 在总压一定的条件下 将t x t y关系标绘在同一直角坐标系中 即得到t y x图 t为纵坐标 以液相组成或汽相组成为横坐标 分析温度 组成图二条线 泡点线 露点线 三个相区 液相区 汽相区 汽液两相区 两个温度 泡点温度 露点温度 L F D S V C E t L V 线段VS 线段LS y xs xs x xs 杠杆定律 t x y图还与压力有关 随压力提高 使泡点及露点温度升高 两相区缩小 相平衡图 y x 对于大多数溶液 达到平衡时 汽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 P 1 t x 泡点 关系式 2 理想溶液的t y x关系式 液相为理想溶液 服从拉乌尔定律 混合液沸腾的条件是 各组分的蒸汽压之和等于外压 即符合道尔顿分压定律 理想气体 泡点方程 B 讨论 1 已知泡点温度 可求算出饱和蒸汽压 然后可计算出液相组成 2 已知液相组成 可用试差法求算出泡点温度 2 恒压下t y x关系式 由分压定律 讨论 已知汽液相平衡温度下 即泡点下液相组成x 可计算出汽相组成y 3 t y 露点 关系式 由上两式 即 露点方程 得 4 理想溶液的t y x关系式的应用 4个变量 p t x y 相律为2 已知其中2个变量 可求另外2个变量 1 已知量待求量p tx yx tp yy tx p 求解方法 t pAo pAo 根据 求其他量 2 已知量待求量x yp t 解法 见教材P260 3 已知量待求量x py ty px t 例题6 1和6 2 1 挥发度V Volatility 的定义 1 纯液体的挥发度 指液体在一定温度下的饱和蒸汽压 2 溶液中各组分的挥发度 可用它在蒸汽中的分压和与之平衡液相中的摩尔分率之比来表示 A PA XA若A B形成理想溶液 VA PA0对于纯液体 即XA 1 或XB 1 纯液体及理想溶液中任一组分的挥发度都等于它在纯态时的饱和蒸汽压 随温度而变化 因而使它在蒸馏计算中用起来很不方便 故引出相对挥发度的概念 3 挥发度和相对挥发度 定义 溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比 对于理想溶液 如果汽相服从道尔顿分压定律 2 相对挥发度 或 汽液相平衡方程 当 1时 y x 不能用普通精馏方法分离该混合物 当 1时 y x 能用普通精馏方法分离该混合物 越大 越易分离 精馏塔各截面的 变化不大可视为常数 计算可取平均值 3 汽液相平衡方程式 对于二元溶液 代入相对挥发度公式得到汽液相平衡方程式 略去下标A 相对挥发度和相平衡方程为常数时 溶液的相平衡曲线如下图所示 越大 分离越容易 注意 1 上述的平衡曲线是在恒定的压强 总压为1atm 下测得的 2 对同一物系而言 混合液的平衡温度愈高 各组分间挥发度差异愈小 即相对挥发度 愈小 因此蒸馏压强愈高 平衡温度随之升高 减小 分离变得愈难 反之亦然 3 但实验也表明 在总压变化范围为20 30 下 x y平衡曲线变动不超过2 因此在总压变化不大时 外压对平衡曲线的影响可以忽略 例题6 3 P263 三 双组分非理想物系的汽液平衡 液相为非理想溶液 汽相为理想气体 液相为理想溶液 汽相为非理想气体 液相为非理想溶液 汽相为非理想气体 非理想物系可能有以下几种情况 化工生产中遇到的物系大多为非理想物系 1 非理想物系 由于体系内的组分在混合前后 分子作用不同 因缔合和解离等原因引起混合前后分子数目的改变导致溶液中各组分产生分压偏离拉乌尔定律 正偏差溶液负偏差溶液 无恒沸点的溶液 偏差不大 有最低恒沸点的溶液 无恒沸点的溶液 偏差不大 有最高恒沸点的溶液 非理想物系 修正的拉乌尔定律 pA pA0 xA A 正偏差溶液 A 1 pA pA0 xA pB pB0 xB B B 1 pB pB0 xB 负偏差溶液 0 A 1 pA pA0 xA 0 B 1 pB pB0 xB 正偏差溶液 有最低恒沸点 常压下乙醇 水的t y x图和y x图 2 双组分非理想溶液的汽液平衡相图 负偏差溶液 有最高恒沸点 常压下硝酸 水的t y x图和y x图 6 2平衡蒸馏和简单蒸馏 6 2 1简单蒸馏和平衡蒸馏 6 2 2精馏原理 蒸馏方式 简单蒸馏 平衡蒸馏 精馏 恒沸精馏 萃取精馏 水蒸汽蒸馏 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 汽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 操作流程 原理 一 简单蒸馏 简单蒸馏又称微分蒸馏 是一种单级蒸馏操作 常以间歇方式进行 6 2 1简单蒸馏和平衡蒸馏 特点 1 一种单级蒸馏操作 以间歇方式进行 2 不稳定过程 易挥发组分浓度不断下降 适用情况 适用于混合液a较大 而分离要求不高的情况 初步加工 粗略分离过程 如 小批量原油的粗略分离 二平衡蒸馏 平衡蒸馏又称为闪蒸 也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 平衡蒸馏特点 1 以连续的方式进行 2 汽液两相达到一次平衡状态 稳定的过程 3 生产能力大 适用情况 初步加工 粗略分离过程 如 原油的粗略分离 平衡蒸馏和简单蒸馏均为单级蒸馏操作过程 通常用于混合液中各组分挥发度相差较大 对分离要求又不高的场合 6 2 2精馏过程原理和条件上述的平衡蒸馏和简单蒸馏都是单级分离过程 分离所能达到的程度有限 远远不能满足工业的要求 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 1多次部分汽化和多次部分冷凝 如此类推 最终可得难挥发组分浓度低 易挥发组分接近于纯组分的汽相 xF 液 TA y1 x1 汽液共存 Y1 XF X1 部分分离汽液 a 多次部分冷凝 y1 饱和蒸汽 冷凝到T1 x2 y2 汽液平衡 y2 y1 部分分离汽液 y2 饱和蒸汽 冷凝到T2 x3 y3 汽液平衡 y3 y2 部分分离汽液 一 精馏原理 b 多次部分汽化 x1 饱和液体 加热到T3 x2 y2 汽液平衡 x2 x1 部分分离汽液 x2 饱和液体 加热到T4 x3 y3 汽液平衡 x3 x2 部分分离汽液 如此类推 最终可得易挥发组分浓度很低 接近于纯净的难挥发组分的液相 图5 7多次部分汽化和部分冷凝的t x y图 精馏过程原理可用t x y图来说明 F S E xF y1 x1 y2 X2 y3 2精馏操作A设想将单级分离器加以组合成多级分离流程 B存在的两个问题 1 中间产品多 收率低 2 设备复杂 能耗大 操作不便 C简化流程由图可知 y1 yF y1 y1 y2 y1 y2与yF比较接近 y3与y1比较接近 若将第二级产生的中间产品y2于第一级的原料XF混合 y3与y1混合这样消除了中间产品 由于温度较高的蒸汽与温度低的X3确接触 使液体部分汽化 蒸汽自身被冷凝 省去了中间加热器与冷凝器 将每一中间产品返回到下一级中 不仅可以提高产品的收率 而且是过程必不可少的条件 回流和再沸器是保证精馏过程能连续稳定操作的必不可少的条件 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 二 精馏操作条件 1 回流的作用精馏之所以区别于蒸馏就在于精馏有 回流 而蒸馏没有 回流 回流包括 塔顶的液相回流 塔釜部分汽化造成的汽相回流 作用 为塔板上汽液两相进行部分冷凝和部分汽化 传质和传热 提供所需要的热量和冷量 冷凝器 全凝器 用得较多 和分凝器 思考题 为什么只需要部分回流而不必全部回流 唯有如此 塔顶和塔底才有产品 否则没有工业意义 2 塔板的作用塔板是开有许多小孔的圆板 来自n 1层板组成为xn 1的液体与来自n 1层板组成为yn 1的蒸汽在第n层板上接触 由于xn 1与yn 1不平衡 而且蒸汽的温度 tn 1 比液体的温度 tn 1 高 所以 组成为yn 1的蒸汽在第n层板上部分冷凝 并使xn 1的液体部分汽化 假设蒸汽和液体充分接触 并在离开第n层板时达到相平衡 则yn与xn平衡 且yn yn 1 xn xn 1 这说明塔板主要起到了传质作用 使蒸汽中易挥发组分的浓度增加 同时也使液体中易挥发组分的浓度减少 精馏操作流程示意图 理论塔板 指汽液两相在塔板上充分接触 混合进行传质 传热后 理论塔板两相组成均匀且离开塔板的汽 液两相呈相平衡关系 显然 在相同条件下 理论板具有最大的分离能力 是塔分离的极限能力 3 理论塔板 第三节双组分连续精馏的分析和计算 一 全塔物料衡算二 恒摩尔流的假设三 热进料状况参数q四 操作线方程和q线方程五 理想板数的计算六 回流比与进料热状况对精馏过程的影响七 塔顶液相回流比的选择八 理论板的简捷计算法九 精馏塔的操作计算十 直接蒸汽加热及两股进料的精馏塔 一 全塔物料衡算 以单位时间为基准 对连续精馏塔作全塔物料衡算 如图所示 设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 釜残液的易挥发组分的摩尔分率 对全塔进行总物料衡算 则 对全塔进行易挥发组分的物料衡算 则 解得 塔顶易挥发组分的回收率 塔底难挥发组分的回收率 回收率 P270例题6 4 例6 1每小时将15000kg含苯40 质量 下同 和甲苯60 的溶液 在连续精馏塔中进行分离 要求釜残液中含苯不高于2 塔顶馏出液中苯的回收率为97 1 试求馏出液和釜残液的流量及组成 以摩尔流量和摩尔分率表示 进料组成 釜残液组成 原料液的平均分子量 解 苯的分子量为78 甲苯的分子量为92 原料液流量 依题意知 所以 a 全塔物料衡算 b 或 联立式a b c 解得 c 引入恒摩尔流假设 简化计算 1 恒摩尔汽化 精馏操作时 在精馏塔的精馏段内每层塔板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的 提馏段也是这样 但两段的上升蒸汽摩尔流量不一定相等 即 V1 V2 V3 Vn VV1 V2 V 3 V n V 2 恒摩尔溢流 精馏操作时 在塔的精馏段内 每层塔板下降的液体摩尔流量都是相等的 提馏段也是这样 但两段的液体摩尔流量不一定相等 即 L1 L2 Ln LL1 L2 L3 Ln L 3个恒摩尔流假定成立的条件 1 各组分的摩尔汽化潜热相等 2 汽液接触因温差交换的显热可以忽略 3 塔设备保温良好 热损失可以忽略 二 恒摩尔流假设 例题6 5P271 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 1 五种进料热状况 三 进料热状况的影响 A B C D E 2 进料热状况参数 L 提馏段下降液体流量 kmol h L 精馏段下降液体流量 kmol h IF 进料的焓kJ kmol IV 进料板上下饱和蒸汽的焓 IL 进料板上下饱和液体的焓 q的物理意义 将1kmol原料液变成饱和蒸汽所需的热量与原料液kmol的汽化潜热之比 对加料板虚线范围进行物料衡算 将 代入 得 V V 所以 根据进料热状况参数q 可知精馏段 提馏段汽液相流量的关系 所以 L L 得 1 冷液体q 1L L F V V 2 饱和液体q 1L L F V V 3 汽液混合物0V LV L L 3 定性分析进料状况对汽液流量的影响 1 2 3 4 5 4 定量分析进料热状况的影响 1 汽液混合物进料 设F中有LF VF 则 V V 而 对比得 0 q 1 由物料衡算 LF F VF 可在相图上用杠杆定律求算 也可用q线方程求算 后面 tF tb V 部分冷凝 冷凝量V V 放出热量使F加热到tb 其中 r tb时 按进料组成算的平均千摩尔汽化潜热 kJ kmol cpL 温度在 tb tF 2时 进料液体的摩尔比热容 kJ kmol 0C tb 进料的泡点 tF 进料温度 因为 2 当进料为冷液体时 热量衡算 q 1 tF td 进塔后降到td 放出热量使精馏段下降液L部分汽化 汽化量L L 其中 r td时 按进料组成算的平均千摩尔汽化潜热 kJ kmol cpL 温度在 td tF 2时 进料蒸汽的摩尔比热容 kJ kmol 0C td 进料的露点 tF 进料温度 因为 3 当进料为过热蒸汽时 热量衡算 q 0 例题6 6P274 一 精馏段操作线方程 四 操作线方程和q线方程 如图所设 对虚线范围进行总物料衡算 则 对虚线范围进行易挥发组分的物料衡算 则 所以 令 精馏段操作线方程 则 回流比 所以 液汽比 讨论 1 精馏段操作方程的物理意义 在一定的操作条件下 精馏段内任意第n层板下降的液相组成Xn与其相邻的下一层塔板上升蒸汽的汽相组成Yn 1之间的关系 2 在稳定条件下 D XD为定值 根据恒摩尔流假定L为定值 R为定值 y与x成线性关系 3 R越大 L V越大 Yn 1 xn 有利于提高上升汽相的纯度 二 提馏段操作线方程 如图所设 对虚线范围进行总物料衡算 对虚线范围进行易挥发组分的物料衡算 所以 提馏段操作线方程 显然 提馏段操作线为一直线 则 液汽比为L V 将 化成 代入上式 得 令 或汽液比为 塔釜的汽相回流比 讨论 1 提馏段操作方程的物理意义 在一定操作条件下 从提馏段内自任意第m层板下降液体组成Xm 与其相邻的下层板 第m 1 层上升蒸汽组成Ym 1 之间的关系 2 根据恒摩尔流的假定 L 为定值 在操作稳定时 W和XW也为定值 表示的是一条直线方程 3 R 越大V L 越大 Y m 1也接近x m 有利于提馏下降液中的轻组分 提高釜液重组分的纯度 例题6 7P277 三 塔釜汽相回流比R 与塔底液相回流比R及进料热状况参数q的关系 因为 将 及 代入 得R R q的关系式 改写为 表示1 已知 所以上式可化成 表示2 P279例题6 8 两点联线即得精馏段操作线 四 操作线的绘制与q线方程 1 精馏段操作线 若已知xD xW xF q 选定R 可在y x图上绘制操作线 一点D 截距I y xD I D xD 2 提馏段操作线 一点W 斜率 W f Wf线即为提馏操作线 f为两操作线的交点 3 两操作线的交点和q线方程 两操作线的交点f 坐标 xf yf 则连接fD为精馏段操作线 连接fW为提馏段操作线 交点坐标 xf yf 的推导 xw W D f 将R R q的关系式 代入提馏段操作线方程 联合 1 两操作线的交点 略去下标 整理得提馏段操作线方程另一表达示 与精馏段操作线方程 联立求解 得交点坐标 上两式中消去xD 则得q线方程 略去下标f 2 q线方程 q线 两操作线交点的轨迹方程 绘制 斜率 f F 一点F 5种进料热状况的q线 f为q线方程及两操作线的三线交点 3 操作线常用的绘制方法 若已知xD xW xF q及R xD xW xF三条垂直线与对角线交于D W F 步骤 精馏段操作线的截距xD R 1 在y轴上定出I点 连接DI 为精馏段操作线 3 在对角线上F点 以斜率q q 1 q线与精馏线交于f 连接fW 为提馏段操作线 绘出q线 W xw xF xD D F w xD R 1 I f 6 进料热状况对q线斜率 位置的影响 五 理论板层数的求法 精馏塔内存在两种关系 相平衡关系和操作线关系 每种关系有两种表示 线图 相平衡线 操作线 方程 相平衡方程 操作线方程 逐板法 图解法 对应两种方法 3 从D xD xD 到W xW xW 在相平衡与操作线间画直角梯级 梯级个数即理论板层数 包括塔釜再沸器 一 图解法 步骤 1 绘相平衡图 2 绘操作线 xwxFxW 梯级的意义 例题6 9P281 二 逐板法 交替使用平衡关系与操作关系 从塔顶至塔釜逐板进行计算 塔顶采用全凝器 若已知xD xW xF q及R 此时第n板为加料板 提馏段第一块板 NT精 n 1 每使用一次平衡关系 就表示需要一块理论板 xn xd 两操作线交点的横坐标 仅当饱和液体进料时为xF NT提 m 包括塔釜 令xn x1 改用提段操作关系 由于再沸器中的汽液两相达到平衡 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 图解过程中当某梯级跨过两操作线交点时 应更换操作线 跨过交点的梯级代表适宜的加料板 适宜进料位置的选择 否则理论塔板数会增加 逐板法也相同 P283例题6 8 三 图解法与逐板法的比较 图解法 直观形象 方便 对于理想和非理想溶液都适应 只要有相平衡数据 画出相平衡曲线即可 逐板法 方便准确 但须是能写出汽液相平衡方程的物系 对应相对挥发度较小的溶液 理论板数较多 图解法不准确 需用逐板法 一 R q及R 对冷凝器和蒸馏釜 再沸器 的热负荷影响 六 回流比与进料热状况对精馏过程的影响 3种情况 1 q一定时 2 R一定时 3 R 一定时 QC 冷凝器热负荷 QB 蒸馏釜 再沸器 热负荷 QC QB 1 q一定时 R 可见 L L V V R 都随之增大 V L L V QC QB 若塔顶蒸汽全部冷凝为泡点液体时 冷凝器热负荷为 塔底液体全部汽化为露点时 再沸器热负荷为 rC 组成为xD的混合液汽化热 rB 组成为xW的混合液汽化热 所以R QC和QB都 QB rBV 2 R一定时 V一定 所以Qc一定 QF QB QC QD QW QF QB QW QC QD 全塔热量衡算 输入 输出 F一定 则D W一定 且塔顶 塔顶组成一定 所以QD QW一定 则 QF QB为定值 当q 则QF 则QB V 当q 则QF 则QB V 问题 当分离条件一定时 是使进料预热好 还是增大再沸器热负荷好 分析 若使进料预热 可减少再沸器热负荷 而进料温度低于釜液温度 可以利于低品位的热能加热 通常情况 在QF QB一定时 应尽可能在再沸器输入热量 使上升蒸汽V 在全塔发挥传质和传热作用 最常见情况为把进料加热到泡点附近进塔 如果进料为蒸汽 不必冷凝为液体 蒸汽可减少再沸器热负荷 减少操作费 虽然会使塔板数增多 但 操作费的减少可补偿设备费的增多 3 R 一定时 R V W 所以 V 一定 则QB一定 当q 即QF 则R 则QC 当q 则QF 则R 则QC 1 q一定时 总结 QC和QB都 2 R一定时 当q 则QF 则QB 当q 则QF 则QB Qc一定 3 R 一定时 QB一定 当q 即QF 则R 则QC 当q 则QF 则R 则QC R P285例题6 11 二 R q及R 对理论板数的影响 3种情况 1 q一定时 R的影响 2 R一定时 q的影响 3 R 一定时 q的影响 图6 27回流比对理论塔板数的影响 1 精馏段操作线斜率R R 1 R 越接近1 当xF xD xW一定时 操作线越远离平衡曲线 则N q 1 2 对于N一定的精馏塔 q一定时 R 对于精馏段 1 q一定时 R对理论板数的影响 则有利于增大两相传质推动力 提高传质速率 所以xD 塔顶轻组分纯度 对于提馏段 q一定时 R 则R 而V L 则有利于增大两相传质推动力 提高传质速率 所以 1 xW 即塔底重组分纯度 总结 q一定时 R 当xF xD xW一定时 则N 若N一定 q一定时 R xD xW QC QB 2 R一定时 q对理论板数的影响 1 当xF xD xW一定时 R一定时 q改变不会影响精馏段操作线的位置 只改变提馏段操作线的位置 当q 即QF 时 提馏线就远离平衡曲线 N q1 q3 q2 q3 q1 q2 同时 R一定 则QF QB一定 QF QB N 2 若对于N一定的精馏塔 QB 产品纯度 3 R 一定时 q对理论板数的影响 1 当xF xD xW一定时 R 一定时 q改变不会影响提馏段操作线的位置 只改变精馏段操作线的位置 q3 q1 q2 q1 q3 q2 当q 即QF 时 精馏段操作线就远离平衡曲线 N 则R 所以 QC 2 若对于N一定的精馏塔 因为R 一定 QB一定 QF q R 产品纯度 七 塔顶液相回流比的选择 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 一 全回流和最少理论板层数 提馏段操作线与对角线重合 精馏段操作线与对角线重合 又由 又 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 得 全回流特点 1 D 0 F 0 W 0 2 R L D 3 三线合一 4 此时所用的理论板层数最少 xWxD 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 又由操作线方程 得 而 全回流时理论板数的计算 则 略去下标 对于第n块板 所以 因为 溶液组成 令平均相对挥发度 特别地 当 1和 W相差不大时 可取两者几何平均值 则式 可写成 用平均相对挥发度代替每块板上的相对挥发度 两边取对数 得 二组分精馏 芬斯克 Fenske 方程 全回流时所需要的最小理论板数 包括再沸器 P289例题6 12 设两操作线 与平衡线 交点P 夹紧点 的坐标为 xP yP 则精馏段操作线斜率为 二 最小回流比 1 对理想溶液 夹紧点的坐标 2 解析法设q线方程与相平衡方程联立求解 1 图解法由q线与平衡线的交点 从图中读出 2 对非理想溶液 Rmin仍可用计算 但是式中夹紧点p点坐标 换成q线与操作线的交点坐标 图中d点 P292例题6 13 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 三 适宜回流比的选择 由 知 当F q D一定时 RminR 费用 总费用 设备费 操作费 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 对于难分离的物系 R值应取大些 一 吉利兰图 八 理论板的简捷计算法 吉利兰图 二 简捷法求理论板层数的步骤 1 求Rmin2 选R3 计算 R Rmin R 1 4 用芬斯克方程求Nmin5 查出对应的 N Nmin N 1 6 计算N 例题6 14 P294 1 操作型计算的命题 此类计算的任务是在设备 精馏段板数及全塔理论板数 已定的条件下 由指定的操作条件预计精馏操作的结果 计算所用的方程与设计时相同 此时的已知量为 全塔总板数N 及加料板位置 第m块板 相平衡曲线或相对挥发度 原料组成xF与热状态q 回流比R 并规定塔顶馏出液的采出率D F 待求的未知量为 精馏操作的最终结果 产品组成xD xW 以及逐板的组成分布 九 精馏塔的操作计算 可知当F xF xD xW一定时 D W被确定 而xD xW由理论板数N确定 N又由xF 汽液平衡方程 R q确定 所以D W不能任意增减 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 由 2 回流比的影响 3 进料组成和进料热状况的影响 3 试差法求算xD xW的步骤 1 计算xD 假设xD 计算两操作线的交点横坐标xf 相平衡方程精馏段操作线方程 从y1 xD开始 逐板法计算 x1 y2 计算到进料板的上一块板上的液相组成x xf 则xD假设值正确 否则重新假设xD 假设xD 2 计算xW 利用已经求得的xD 计算两操作线的交点纵坐标yf 因为进料板的汽相组成yF yf 从yF yf开始 逐板计算 相平衡方程提馏段操作线方程 计算到第N块板上的液相组成x xW 假设值 时 则表明xW假设值正确 否则 重新假设xW 假设xW 例题6 15 6 16P295 十 双组分精馏过程的其他类型 直接蒸汽加热两股进料的精馏塔 1 直接蒸汽加热 对提馏段操作线方程进行修正 对虚线范围进行物料衡算 由易挥发组分的物料衡算 得 由总物料衡算 得 若恒摩尔流假定成立 则 一般情况 则 取 显然也是直线方程 它和精馏段操作线的交点轨迹方程仍然是q线 但与对角线的交点不在点w xw xw 但通过点g xw 0 所以 直接蒸汽加热时的提馏段操作线方程 g w 当y x时 即提馏段操作线与对角线相交 分子 釜液流量中轻组分的含量 分母 釜液流量减去直接水蒸汽流量 间接水蒸汽加热时的釜液流量W 所以 提馏段操作线与对角线的交点x 即为间接水蒸汽加热时的xW 所以 两种加热方式的提馏段操作线是同一条线 图解法求N时 x xb 所以 直接加热可比间接加热多一个阶梯 P300例题6 7 2 两股进料的精馏塔 两种成分相同但浓度不同的料液可在同一塔内进行分离 两股料液应分别在适当位置加入塔内 整个精馏塔可分成三段 精馏段和提馏段操作线方程和单股进料一样 中间段可由物料衡算推导得出 F1以下 F2以上为第二段 总物料衡算 F1 V L D F1xF V y L x DxD 易挥发组分物料衡算 F1 F2 V L V L m m 1 得中间段操作线方程 塔内各段汽液相流量关系 L L q1F1V V q1 1 F1 L L q2F2V V q2 1 F2 两股进料的q线方程 q1 q2 三条操作线斜率 D xD R 1 精馏段 中间段 提馏段 第六章蒸馏 Distillation 第4节间歇精馏 又称分批精馏 全部物料一次加入蒸馏釜中 精馏时自塔顶蒸出的蒸汽冷凝后 部分作为塔顶产品 另一部分作为回流送回塔内 操作终了时 残液一次从釜内排出 然后再进行下一批的精馏操作 一 间歇精馏的定义 二 间歇精馏的特点 1 过程非定态 2 塔底加料 无提馏段 3 获得xD xW一定的产品 能耗大于连续精馏 两种操作 1 恒回流比R 常数 定xW 2 恒流出液组成 定xD 1 恒回流比R 常数 定xW 回流比以开始的状态计算 2 恒流出液组成 定xD R 三 两种操作的优缺点 1 恒回流比R 常数 定xW 2 恒流出液组成 定xD 操作方便 但是xD为平均值 纯度不高 虽然xD较大 但是连续增大R较困难 最佳办法 两种操作结合应用 恒R R 恒xD 恒R 中间馏分加到下批料液中 第5节恒沸精馏与萃取精馏 6 5 1恒沸精馏 6 5 2萃取精馏 6 5 1恒沸精馏 原理 在混合液中加入第三组分 称为挟带剂 形成新的最低恒沸物 挟带剂 苯 三元恒沸物 苯 乙醇 水 二元恒沸物 乙醇 水 恒沸精馏塔 苯回收 乙醇回收塔 1 应与被分离组分形成新的恒沸液 其沸点要比纯的组分的沸点为低 一般要求沸点差不小于10 并且希望将料液中含量较少的一个组分作为恒沸物一起从塔顶蒸出 2 新恒沸液所含挟带剂的量愈低愈好 3 回收容易 新恒沸液最好为非均相混合物 便于分层分离 4 无毒 无腐蚀性 热稳定性好 5 价廉易得 挟带剂的要求 6 5 2萃取精馏 萃取精馏用于分离各组分挥发度差别很小的溶液 萃取精馏和恒沸精馏相似 也是向原料液中加入第三组分 称为萃取剂或溶剂 以改变原有组分间的相对挥发度而得到分离 但不同的是要求萃取剂的沸点较原料液中各组分的沸点高得多 且不与组分形成恒沸液 萃取精馏原理 向混合液中加入溶剂 又称萃取剂 与恒沸精馏不同的是萃取剂不与原料液中任何组分形成恒沸物 萃取剂 苯酚 萃取精馏塔 苯酚回收塔 c苯酚 x苯酚 0 83时 分离最容易 1 萃取剂应使两组分的相对挥发度发生显著变化 2 萃取剂的挥发度应小 即其沸点应较纯组分高 3 无毒 无腐蚀性 热稳定性好 4 价廉易得 选择适宜萃取剂时 应考虑的问题 第六节板式塔 6 6 1塔板结构及汽 液两相的流动6 6 2塔板型式6 6 3塔板流型6 6 4实际塔板数和塔板效率6 6 5塔高的计算6 6 6塔径的计算6 6 7精馏装置的热量恒算6 6 8塔板设计 6 6 1塔板结构及汽 液两相的流动 汽 液传质设备可分为两类 板式塔填料塔 塔体 圆式筒体 塔体内 装有多层塔板 塔板 设有汽 液相通道 如筛孔及降液管 溢流堰等 板式塔 HT hw 一 塔板结构 塔板 开孔 溢流堰降液管 降液管 塔板 溢流堰 二 汽 液相流程 液体 横向流过塔板经溢流堰溢流进入降液管 液体在降液管内释放夹带的气体 从降液管底隙流至下一层塔板 气体 穿过塔板上汽相通道 如筛孔 浮阀等 进入塔板上的液层鼓泡区 汽 液接触进行传质 三 塔内汽 液两相的流动情况 1 塔内汽 液两相异常流动 液泛 液 雾 沫夹带 液面落差 泄漏 1 液泛 淹塔 定义 汽 液两相之一的流量增大到某一数值 上 下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流 当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后 便漫但上层塔板上去 使板上液层迅速积累 以致充满整个空间 破坏塔的正常操作 这种现象 称为液泛 如气速过大 便有大量液滴从泡沫层中喷出 被气体带到上一层塔板 或有大量泡沫生成 如当液体流量过大时 降液管的截面便不足以使液体及时通过 于是管内液面即行升高 原因 Vs 或L过大 2 液 雾 沫夹带气体离开液层时带上一些小液滴 其中一部分可能随气流进入上一层塔板 这种现象称为液 雾 沫夹带 3 液面落差液体从降液管流出的横跨塔板流动时 必须克服阻力 故进口一侧的液面将比出口这一侧的高 此高度差称为液面落差 液面落差过大 可使气体向上流动不均 板效率下降 原因 Vs过大 4 泄漏 漏液 一但汽相负荷减少 致使上升气体通过阀孔的动压不足以阻止流体经阀孔流下时 便会出现泄漏现象 泄漏发生 塔板效率严重下降 正常操作时 泄漏应不大于液体流量的10 原因 Vs过小 2 塔板上汽 液流动状态 从筛板和浮阀塔板的生产实践发现 从严重漏液到液泛整个范围内存在有五种接触状态 即 鼓泡状态蜂窝状态泡沫状态喷射状态乳化状态 工业生产中一般希望呈现泡沫态和喷射态两种状态 u 1 泡沫状态 气速的增大 孔口处鼓泡剧烈 汽泡连串迅速上升 拉成液膜因泡沫剧烈运动 使泡沫不断破裂和生成 以及产生液滴群 泡沫为传质创造了良好条件 2 喷射状态从筛孔或阀孔中吹出的高速气流将液相分散成高度湍动的液滴群 液相由连续相转变为分散相 两相间传质面为液滴群表面 由于液体横向流经塔板时将多次分散和凝聚 表面不断更新 为传质创造了良好的条件 不同型式的塔板 6 6 2塔板型式 泡罩塔板 浮阀塔板 筛板塔板 其他型式的塔板 工业上常用的板式塔有 浮阀塔 泡罩塔 筛板塔 如斜孔塔板 浮舌塔板 垂直筛孔塔板 多降液管塔板 无溢流栅板和筛板等 传质元件为泡罩 泡罩分圆形和条形两种 1 泡罩塔 常用 尺寸 一般为 80 100 150 mm 三种直径 特点 泡罩边缘开有纵向齿缝 中心装升气管 升气管直接与塔板连接固定 塔板下方的气相进入升管 然后从齿缝吹出与塔板上液相接触进行传质 由于升气管作用 避免了低气速下的漏液现象 优点 该塔板操作弹性 塔效率也比较高 运用较为广泛 缺点 是结构复杂 塔压降低 生产强度低 造价高 泡罩 泡罩 浮阀是20世纪二战后开始研究 50年代开始启用的一种新型塔板 后来又逐渐出现各种型式的浮阀 其型式有圆形 方形 条形及伞形等 较多使用圆形浮阀 而圆形浮阀又分为多种型式 特点 浮阀取消了泡罩塔的泡罩与升气管 改在塔上开孔 阀片上装有限位的三条腿 浮阀可随气速的变化上 下自由浮动 提高了塔板的操作弹性 降低塔板的压降 同时具有较高塔板效率 在生产中得到广泛的应用 2 浮阀塔 V 4型 A型 方形浮阀 F 1 十字架型 浮阀 浮阀 浮阀 塔盘去掉泡罩和浮阀 直接在塔板上 按一定尺寸和一定排列方式开圆形筛孔 作为气相通道 汽相穿过筛孔进入塔板上液相 进行接触传质 其结构简单 造价低廉 塔板阻力小 3 筛板塔 筛板塔 筛板塔组合 流型 液相在塔板上横向流过时分程的型式 6 6 3塔板流型 单流型 双流型 四程流型 液体流量Lh 液体流动阻力 流道较长 液面落差 塔板阻力分布不均 汽相分布不均 漏液 液体流量大 塔径也随之增大时 缩短了流道长度 流体流量继续增大 塔径扩大时 一般情况下尽可能使用单流程 单D 2 2m时 考虑多流型 a 单流型 b 双流型 c 四程流型 6 6 4实际塔板数和塔板效率 板效率的表示方法有两种 单板效率和全塔效率 1 全塔效率E NT 不包括塔釜 奥康内尔关联了混合物的物性 即相对挥发度 及液相粘度 L对塔板效率ET的影响 并以曲线形式表示 经验式 ET 0 49 L 0 245 L AXA BXB E f 物系 塔板结构 操作条件 2 单板效率 默弗里板效率 Emv EmL 第n块板的单板效率 用汽相表示 用液相表示 6 6 5塔高的计算 塔的有效高度 全塔高度 有效高度 塔顶高度 塔釜高度 人孔 6 6 6塔径的计算 u 空塔气速 m s u f HT DT u的选择 C 汽相负荷因子 m s V L 汽 液相密度 kg m3 u DT可 但HT 避免液沫夹带 u HT可 但DT 汽相负荷因子C可由图6 58 P313 查得 横坐标 纵坐标C20 C下标20 按液体表面张力为20mN m的物系绘制 C不为20mN m时 校正 则 适宜的u为 目的 加热剂与冷却剂的用量 带入系统的热 1 再沸器的热量恒算 QB QF QR 带出系统的热 Qv Qw Q 对全塔作热量衡算 以1小时 0 C为基准 6 6 7精馏装置的热量恒算 冷凝器为全凝器 作热量衡算 以1小时 0 C为基准 忽略热损失 蒸汽用量 GB 水蒸汽用量 kg h r 水蒸汽的汽化潜热 kJ kg 2 冷凝器的热量恒算 冷却剂的消耗量GC 热量衡算 能量恒算 6 6 8塔板设计 一 溢流装置的设计 二 浮阀塔板的流体力学验算 HT how hw 溢流堰长度lw堰高hw弓形降液管的宽度Wd弓形降液管的截面积Af降液管的底隙高度h0 设计内容 hL h0 一 溢流装置的设计 式中 Lh 塔内液体流量 m3 h uo 液体通过降液管时流速 一般可取0 07 0 25m s有时为了简单 可用下式 h0 hW 0 006hw 外堰高度 1 降液管 确定降液管底隙高度的原则是 保证液体流经此处时的阻力不太大 同时要有良好的液封 通常 对于小塔h0 25 30mm大塔h0 40mm左右 1 外堰 出口堰 堰长lw 单溢流取为 0 6 0 8 D 双溢流取为 0 5 0 7 D 式中 hL 板上清液层高度hOW 堰上清液层高度 2 溢流堰 堰高 hL hW h0W HT how hw hd D 通常取E 1 平直堰 hL 若hW h0 hW hW若hWh0 此外 为了保证液体有降液管流出时不致于受很大阻力 进口堰与降液管间水平距离h1 h0 2 内堰 进口堰 及受液盘 HT hw hd hL Hd h0 hw hl 内堰高度hw 降液管应有足够的横截面积 保证液体在降液管内有足够的沉将时间分离其中夹带的汽泡 因此要验算降液管内液体停留时间 3 弓形降液管的宽度和截面