化工原理ppt课件

化工原理总复习提纲 适用于有机化工 环境工程 应用化学 精细化工专业 2004年4月5日 第八章传质过程概论 第一节概述传质定义分类四个工具 传质速率方程 第二节扩散与单相传质分子扩散与fick定律等分子反向扩散 单向扩散扩散系数涡流扩散与对流传质第三节质量 热量和动量传递的类比 传质定义 当不平衡的两相接触时 物质从一相传递到另一相中的过程称为相间传质过程 简称传质 均相分离过程 分类 气 汽 液 吸收 精馏 增湿减湿 气 固 干燥 吸附 液 液 萃取 液 固 浸取 结晶 第一节传质过程概述 第一节传质过程概述 相组成表示法 1 摩尔分率 气相 y液相 x 质量分率 无量纲 2 摩尔比 质量比 以二元为例 无量纲 3 摩尔浓度 质量浓度 kmol m3 kg m3 第一节传质过程概述 研究传质过程的四个工具 1 传质速率方程 传质过程的快慢2 相平衡 传质的极限3 物料守恒 操作线方程4 热量守恒 第二节扩散与单相传质 单相扩散 单相扩散 相主体相界面另一相主体 溶解 传质过程示意图 第二节扩散与单相传质 单相内的传质机理 分子扩散 与导热类似 在单一相内存在浓度差的条件下 由于分子无规则运动而造成的物质传递现象 静止流体或与层流运动方向相垂直的方向上可认为是单纯的分子扩散 对流传质 与对流传热类似 由分子扩散和涡流扩散共同作用的流体与相界面之间的传质 涡流扩散是由于宏观流体流动而实现的物质传递现象 分子扩散 Fick定律 JA 组分A在Z方向上的分子扩散通量 kmol m2s DAB 组分A在A B混合物中的扩散系数 m2 s dCA dZ 组分A在Z方向上的浓度梯度 kmol m4 传质方向与浓度梯度方向相反 其型式与描述动量传递过程的牛顿粘性定律 描述热量传递过程的傅利叶热传导定律相类似 双组分一维稳定的分子扩散 1 等分子反向扩散 气相 液相 2 单向扩散 组分A通过停滞组分B的扩散 等分子反向扩散加上总体流动 气相 液相 双组分一维稳定的分子扩散 漂流因子 定义式 气相 液相 物理意义 反映总体流动对传质速率的影响 因为P PBm 1 所以单向扩散比单纯分子扩散流的传质速率大 当混合气中组分A的浓度很低时 总体流动的影响可忽略 可简化为等分子反向扩散的型式 当混合气中组分A的浓度很高时 总体流动对传质速率的影响占主导地位 漂流因子不可忽略 扩散系数 定义 单位浓度梯度下物质的扩散通量 是物质的一种传递属性 影响因素 物系 温度 压力 对液相可忽略 组成 对气相可忽略 单位 m2 s 扩散系数 组分在气体中的扩散系数 数量级 10 5 Full公式 适用于常温 高温 不适用于低温 扩散系数 组分在液体中的扩散系数 数量级 10 9 Wilke Chomg公式 适用于低分子量非电解质的稀溶液 涡流扩散与对流传质 膜模型 速率方程型式 涡流扩散与分子扩散共同作用的结果 模型分区 层流底层 仅靠分子扩散传质 浓度梯度较大 传质阻力主要集中在该层 过渡区 湍流扩散与分子扩散相当 湍流主体 主要靠涡流扩散传质 浓度梯度接近于零 阻力很小 膜模型将对流扩散简化成溶质通过虚拟层流膜的分子扩散型式 膜模型 第三节质量 热量与动量传递的类比 雷诺类比 式中 契尔顿 柯尔本类比 第九章吸收 第一节概述第二节吸收过程的相平衡 亨利定律 第三节吸收机理及传质速率方程 双膜理论传质系数 第四节吸收设计计算 操作线方程 最小吸收剂用量 低浓度气体吸收填料层高度计算 第五节传质系数和传质理论第六节其他条件下的吸收 非等温 多组分 化学 第一节概述 1 1处理对象1 2定义1 3吸收剂的选择1 4吸收的类型与例子1 5吸收与精馏的比较 化工生产中主要用于以下几个目的 气体混合物的分离 用液体溶剂进行分离 例如在焦化厂焦炉气中含氨 一般用硫酸处理 这样可以回收其中的氨 制取溶液硫铁矿 O2 SO2H2 Cl2 2HClSO2 O2 SO3HCl H2O 盐酸SO3 H2O H2SO4NH3 H2O 氨水用水吸收二氧化氮制造硝酸 用水吸收甲醛以制备福尔马林溶液 净化气体用碱液去除烟道气中的SO2等有害气体 SO2酸雨 1 1处理对象 利用组分A和B在S中溶解度的差异来实现A和B的分离 A 溶质 B 惰性组分 认为两者溶解度相差无穷 S 吸收剂 溶剂 吸收操作所得到的溶液为吸收液 其成分为溶剂S和溶质A 排出的气体为吸收尾气 其主要成分是惰性气体B 还含有残余的溶质A 逆流操作的吸收塔示意图 1 2定义 吸收的效果 a 用吸收率表示 b 用吸收液浓度表示 c 用尾气浓度表示 吸收率 EA 被吸收的A 吸收前气体总A选用惰性气体的量为基准 V不变 Y为质量或摩尔比 溶质的再生 可用解吸的方法进行 也可用其它方法进行 逆流吸收塔示意图 1 2定义 溶解度要求 选择性好 A和B的溶解度差异大 A的溶解度要大 吸收剂用量少 A的溶解度在条件改变时 改变较大 便于解吸 其它性质 挥发性小 减少损失 减少污染 对环境及对气体产品B 粘度小 有利于流动及汽 液两相充分接触 腐蚀小 延长设备寿命 无毒 具有化学稳定性等 最终需综合考虑 一般以 经济性 为指标考虑 往后可能转变为 环境性 安全性 等 1 3吸收剂的选择 1 4吸收的类型与例子 1 多组分吸收 A1 A2 同时被吸收 计算关键组分 单组分吸收 2 根据吸收过程的热效应来分 溶解热 反应热 非等温吸收 需知不同T下热力学数据 有时需中间冷却 等温吸收 3 根据有无化学反应来定 化学吸收 可逆反应 能再生不可逆反应 不能再生 物理吸收 能再生以等温 单组分 低浓度 物理吸收为主进行研究 分类 相似 吸收过程和精馏过程进行的方向和极限都取决于组分在汽 液两相中的平衡关系 当汽相中溶质的实际分压高于与液相成平衡的溶质分压时 溶质便由汽相向液相转移 即发生吸收过程 当液相中轻组分分压高于与液相呈平衡的汽相分压时 部分轻组分从液相转移到汽相 同理 部分重组分从汽相转移到液相 实现精馏过程 1 5吸收与精馏的比较 区别 精馏操作用加入能量分离剂的方法产生第二相 塔顶冷凝 塔底再沸加热 吸收操作是用加入质量分离剂的方法直接得到第二相 吸收剂 精馏操作可以直接获得较纯净的轻 重组分 吸收操作得到的是含有溶质的吸收液 要想得到较纯净的溶质 还需要经过第二个分离操作 如脱吸 精馏操作中 液相部分汽化与汽相部分冷凝同时发生 每层板上的汽 液相都处于接近饱和的温度下 在相界面两侧轻重组分同时地向着彼此相反的方向传递 二元精馏接近等分子反向扩散过程 而吸收操作中 液相温度远远低于沸点 溶剂没有显著的汽化现象 只有溶质分子由汽相进入液相的单向传递 而汽相中的惰性组分和液相中的溶剂组分处于 停滞 状态 吸收接近单向扩散过程 1 5吸收与精馏的比较 2 1相平衡关系2 2亨利定律2 3相平衡关系的应用 第二节吸收过程的相平衡 以等温 单组分 低浓度 物理吸收为主 研究在一定温度和压力下 汽液两相中组分A的平衡组成关系 对于单组分物理吸收 主要涉及A B S三个组分构成的汽液两相 B为惰性组分 在S中不溶 S为不挥发组分 汽相中无S 在恒定的温度与压力下 吸收剂S与A B的混合气体接触 组分A将向吸收剂S中溶解 直到液相S中A达到饱和 浓度不再增加为止 此时 在任何瞬间进入S中A的分子数与从S中逸出的溶质分子数相等 达到动态平衡 汽相中的溶质分压称为平衡分压或饱和分压 液相中溶质浓度称为平衡浓度或饱和浓度 也就是气体在液体中的溶解度 2 1相平衡关系 气体在液体中的溶解度与整个物系的温度 压力及溶质在汽相中的浓度有关 由溶解度曲线所表现出的规律性可知 加压和降温对吸收操作有利 因为加压和降温可以提高气体的溶解度 反之 升温和减压则有利于脱吸 特别要注意的是 汽相中 A的组成可表示为分压或摩尔分数或摩尔比 液相中 A的组成可表示为摩尔分数或摩尔比 因此 平衡关系式有不同的表达式 2 1相平衡关系 摩尔分率 式中 P A组分在汽相中的平衡分压 kPa x A组分在液相中的平衡浓度 摩尔分数 E 亨利系数 受物系和温度影响 kPa 摩尔浓度 式中 P A组分在汽相中的平衡浓度 摩尔分数 C A组分在液相中的摩尔浓度 kmol m3H 溶解度系数 受物系和温度影响 kmol kPa m3 2 2亨利定律 摩尔分率 式中 y 每千摩尔气体中所含A组分的摩尔分率 m 相平衡常数 受物系 温度和压力影响 无因次 摩尔比 式中 Y 每千摩尔惰性气体中所含A组分的摩尔量X 每千摩尔吸收剂中所含A组分的摩尔量亨利系数E 溶解度系数H和相平衡常数m均由实验测得 一般物理化学手册或化工手册都有有关的体系的亨利系数E 亨利定律的表达形式 1 判断过程进行的方向 A点吸收 A从气 液D点解吸 A从液 气 2 计算操作点传质推动力 可用实际汽相浓度与和液相成平衡的汽相浓度之差表示 也可用实际液相浓度与和汽相成平衡的液相浓度之差表示 2 3相平衡关系的应用 3 推算过程进行的极限 汽液两相成平衡之点为极限点 极限时汽液组成满足相平衡关系 其具体值与汽液相之量有关 例如 A点汽相量无限大 则平衡时 YA YAo XA YA m Xao 上图中水平线 A点汽相量无限小 则平衡时 XA XAo YA mXA mXAo Yao 上图中垂直线 若气液相量均为有限 则沿斜线 斜率为汽液相量之比L V 由物料衡算可求 向平衡线走 交点处为最终浓度 2 3相平衡关系的应用 第三节吸收过程的机理及传质速率 3 1双膜理论3 2传质速率方程对流传质分系数总传质系数传质阻力 3 1双膜理论 双膜 是指气膜和液膜 在汽相流动中 有传质边界层 在边界层之外 由于湍流的原因 各处的浓度近乎均匀 在边界层之内 流动近乎层流 物质的传递依靠扩散进行 这个边界层近似认为是一个膜 双膜理论也称为双阻力模型 双膜理论示意图 双膜理论的基本论点 1 相接触的汽 液两相流体间存在稳定的相界面 界面两侧各有一层很薄的有效层流膜 溶质以分子扩散方式通过双膜 2 界面上的汽 液两相呈平衡 传质阻力为零 3 在双膜以外的两相主体 由于流体充分湍动 吸收溶质的浓度均匀 浓度梯度都为零 无传质阻力 全部阻力集中在两个有效层流膜内 3 1双膜理论 3 2传质速率方程 1 以对流传质分系数表示的速率方程 式中 kG 气膜吸收系数 kmol m2 s kPa ky 气膜吸收系数 单位与传质速率的单位相同 kmol m2 s kL 液膜吸收系数 kmol m2 s kmol m3 或m s kx 液膜吸收系数 单位与传质速率的单位相同 kmol m2 s 吸收过程的单相推动力应该用任何一相的主体浓度与其相界面浓度的差额来表示 式中 PA A在汽相主体中的分压 PAi A在相界面的汽相分压 yA A在汽相主体中的摩尔分率 yAi A在相界面的汽相摩尔分率 CA A在液相主体中的摩尔浓度 CAi A在相界面的液相摩尔浓度 XA A在液相主体中的摩尔分率 XAi A在相界面的液相摩尔分率 3 2传质速率方程 2 以总传质系数表示的速率方程 式中 KG 气相总传质系数 kmol m2 s kPa Ky 气相总传质系数 与传质速率的单位相同 kmol m2 s KL 液相总传质系数 kmol m2 s kmol m3 或m s Kx 液相总传质系数 与传质速率的单位相同 kmol m2 s 吸收过程的单相推动力应该用任何一相的主体浓度与其相界面浓度的差额来表示 式中 PA A在汽相主体中的分压 PA 与液相主体浓度成平衡的汽相分压 yA A在汽相主体中的摩尔分率 yA 与液相主体浓度成平衡的汽相摩尔分率 CA A在液相主体中的摩尔浓度 CA 与气相分压成平衡的液相摩尔浓度 XA A在液相主体中的摩尔分率 XA 与汽相主体成平衡的摩尔分率 等一系列式子 总阻力 汽相阻力 液相阻力 3 传质阻力 当气膜阻力远大于液膜阻力 溶解度系数H很大 则1 kG 1 HkL KG kG 称为汽膜控制过程 水吸收NH3或HCl 当液相阻力远大于气膜阻力 溶解度系数H很小 则1 kL H kG KL kL 称为液膜控制过程 水吸收O2或CO2 当汽 液两相的传质阻力具有相近的数量级 两者都不能忽略 总传质速率由双膜控制 中等溶解度的气体吸收 如水吸收SO2 3 传质阻力 3 传质阻力 4 1物料衡算和操作线方程4 2吸收剂用量和最小液气比4 3低浓度气体吸收填料层高度的计算 重点 4 4理论板数的计算4 5解吸 第四节吸收设计计算 设计型计算 已知 气体处理量 V 惰性组成量 kmol h 原始浓度Y1 摩尔比 kmol A kmol B 吸收率EA或尾气浓度Y2 摩尔比 kmol A kmol B 吸收剂入口浓度X2 摩尔比 kmol A kmol S 设计 吸收剂用量L 以S量计 kmol h 物料衡算吸收剂出口浓度X1 摩尔比 kmol A kmol S 塔高H m 吸收的计算分为设计型和操作型 总物料衡算 V Y1 Y2 L X1 X2 吸收率 4 1物料衡算和操作线方程 逆流吸收塔的物料衡算示意图 逆流吸收塔的操作线方程 操作线BT上任何一点A代表塔内相应截面上的液 气浓度X Y 端点B代表塔底组成 端点T代表塔顶组成 在逆流吸收塔中 底部具有最大的汽 液浓度 称为浓端 顶部具有最小的汽液浓度称为稀端 4 1物料衡算和操作线方程 逆流和并流操作线方程是由物料衡算得到的 与系统的平衡关系 操作温度和压强 及塔的结构形式无关 吸收剂用量的决定 操作线的斜率L V称为 液气比 是溶剂与惰性气体摩尔流量的比值 它反映单位气体处理量的溶剂消耗量的大小 4 2吸收剂用量和最小液气比 当L减小时 斜率变小 当操作线和平衡线相交 或相切 时 X1 X1 是理论上吸收液达到的最高浓度 但推动力为0 不可能实现分离 此时操作线斜率 L V min称为最小液气比 相应的吸收剂用量为最小吸收剂用量Lmin 实际上 L 1 1 2 Lmin 4 2吸收剂用量和最小液气比 2 理论级模型法 由已知条件求出达到分离要求所需的理论板数 然后乘以等板高度 得填料层高度 H N HETP 4 3低浓度气体吸收填料层高度的计算 确定填料层高度有两种方法 1 传质速率模型法 根据吸收速率方程 经过微积分方法求填料层高度 H HOG NOG HOL NOL 说明 有效比表面a 被液膜覆盖 能进行汽液接触传质的填料比表面积 汽相总传质系数KY 当相平衡曲线接近直线时可近似为常数 计算中把KY和a作为一个量对待 称为汽相总体积传质系数 填料层高度的计算公式 高度单位 可将HOG理解为由过程条件所决定的某种单元高度 反映了传质设备效能高低 与流动状态 设备型式 处理量 有关 2 汽相总传质单元数 无量纲 反映了分离操作的难易 在整个填料层中 吸收推动力 Y Y 是变量 可以用平均值 Y Y m代替而不改变积分值 填料层高度的计算公式 1 汽相总传质单元高度 Y1 Y2 Y Y m 如果气体流经一段填料层前后的浓度变化 Y1 Y2 恰好等于此段填料层内以汽相浓度表示的总推动力的平均值 Y Y m时 这段填料层的高度就是一个汽相总传质单元高度 3 汽相总传质单元 填料层高度的计算公式 1 对数平均推动力法2 解析法3 图解积分法4 近似梯级图解法 NOG的计算 式中 Y1 Y2 进塔和出塔浓度变化 Y1 塔顶汽相总传质推动力 Y2 塔底汽相总传质推动力 Ym 对数平均推动力 适用范围 平衡线为直线计算公式 1 对数平均推动力法 S mV L称为解吸因子 同理A L mV称为吸收因子 2 解析法 适用范围 平衡线为过原点的直线计算公式 1 根据物系的溶解度数据和操作条件 在X Y图上作平衡线和操作线 2 Y1 Y2之间选若干个Y 由平衡线查对应的Y 并计算1 Y Y 3 以Y为横坐标 1 Y Y 为纵坐标画出相应的图 Y1和Y2所作的垂线与曲线所包围的面积为NOG 3 图解积分法 适用范围 平衡线为曲线 积分中值定理 若 Y Y m Y1 Y2 则这一段填料刚好为一个传质单元数 4 近似梯级图解法 Baker法 适用范围 平衡线为曲率不大的曲线 AF 2HF HH TT AA 2 Y Y mHH 代表此段内汽相总推动力 Y Y 的算术平均值 AF 表示此段内汽相浓度的变化 YA YT TF A三角形即表示一个汽相总传质单元 作一个阶梯为一个NOG 4 近似梯级图解法 Baker法 4 4理论板数的计算 板式塔 逐板计算 得到级数 H NHT 1 解析法 4 4理论板数的计算 2 图解法 4 5解吸 是吸收过程的逆过程 塔顶浓度高 塔底浓度低 操作线位于相平衡线下方 升温减压有利于解吸 4 5解吸 填料层高度计算公式 理论板数计算公式 5 1试验方法5 2经验关系式5 3准数关系式5 4对流传质的理论模型 第五节传质系数和传质理论 表1 吸收系数与传热系数的对比 求传质单元高度HOG V ATKYa时 KY和a在一起 a本身很难直接测定 并作为一个完整的物理量对待 称为 体积吸收系数 KYa的求法有三条途径 实验测定 经验公式及准数关联式 其中实验方法为最基本的方法 已知 H AT V L Y1 Y2 X1 X2及Y mX求出 可求出 根据便可求出KYa 5 1试验方法 吸收系数的经验公式一般都是针对特定体系及特定条件下的实验数据得出的 使用范围很窄 使用时一定要注意使用范围 介绍三种计算体积吸收系数的经验公式 1 水吸收氨属易溶气体的吸收 阻力在气膜 气膜体积吸收系数的经验公式 kGa 6 07 10 4G0 9W0 39式中 kGa 气膜体积吸收系数 kmol m3 h kPa G 汽相空塔质量速度 kg m2 h W 液相空塔质量速度 kg m2 h 使用范围 填料塔中水吸收氨 直径为12 5mm的陶瓷环形填料 5 2经验关联式 2 常压下水吸收二氧化碳属难溶气体的吸收 阻力在液膜 液膜体积吸收系数的经验式 kLa 2 57U0 96式中 kLa 液相体积吸收系数 kmol m3 h kmol m3 U 喷淋密度 即单位时间喷淋在单位塔截面上的液相体积 m3 m2 h 使用条件 常压下在填料塔中水吸收二氧化碳 直径为10 32mm的陶瓷环 U 3 20m3 m2 h 气体的空塔质量速度为130 580kg m2 h 温度21 27 5 2经验关联式 3 水吸收SO2属中等溶解度的气体吸收 气膜阻力和液膜阻力都不能忽略 体积吸收系数的经验公式 kGa 9 81 10 4G0 7W0 25kLa W0 82适用范围 温度常数 G 320 4150 W 4400 58500 直径25mm的环形填料 5 2经验关联式 1 常用的准数有 Sherwood准数 包含待的吸收系数 物性及设备尺寸汽相 液相 式中 L 特征尺寸 塔径或填料直径 m D D 吸收质在汽相 液相的扩散系数 m2 s kG 气膜吸收系数 kmol m3 h kPa R 通用气体常数 kJ kmol K 5 3准数关联式 T 温度 K PBm 相界面处与汽相主体中惰性组分分压的对数平均值kPaP 总压强 kPa kL 液膜吸收系数 m s csm 相界面处及液相主体中的溶剂浓度对数平均值kmol m3c 溶液的总浓度 kmol m3 5 3准数关联式 Schmidt准数Sc D反映物性的参数式中 混合气体或溶液的粘度 Pa s 混合气体或溶液的密度 kg m3 D 吸收质在汽相 液相的扩散系数 m2 s 5 3准数关联式 Gallilio准数 重力影响 对液体 Renold准数反映流动状况式中 uo 流体经过填料层的实际速度 m s de 填料层的当量直径 m de 4 空隙率 比表面积G 气体的空塔质量流速 kg m2 s W 液体的空塔质量流速 kg m2 s L 液体的粘度 Pa s 5 3准数关联式 2 气膜吸收系数的准数关联式ShG ReG ScG 适用范围 ReG 2 103 3 5 104 ScG 0 6 2 5 p 101 303kPa 绝压 湿壁塔 0 023 0 83 0 44 L 湿壁塔的塔径 m 填料塔 0 066 0 80 33 L 拉西环填料的外径 m 5 3准数关联式 3 液膜吸收系数的准数关联式ShL 0 000595ReL0 67ScL0 33Ga0 33适用范围 填料塔 L 填料的外径 m 比较 Nu 0 023Re0 8Pr0 3 0 4 在溶质浓度低的情况下 汽相传质单元高度的计算式 HG G W ScG 0 5式中 HG V ATKYa 取决于填料类型及尺寸的常数 可查表或手册 在溶质浓度及气速均较低的情况下 液相传质单元高度的计算式 HL W L ScL 0 5式中 HL L ATKXa m 取决于填料类型及尺寸的常数 可查表或手册 5 4对流传质的理论模型 1 膜模型基本内容 在流体靠近界面处存在一层停滞膜 称为有效层流膜或虚拟层流膜 在膜内流体呈层流状态 传质以分子扩散形式完成 传质阻力全部集中在层流膜内 模型关联式为 G为模型参数 双膜理论就是在膜模型的基础上建立起来的 基本内容 当两相进行接触时 溶质由相界面向液相纵深方向逐渐渗透 直至建立稳定的浓度梯度 同时液相主体每经过单位时间就进行一次混合 重新建立浓度梯度 重新混合的时间间隔小于建立稳定浓度梯度的过渡时间 所以溶质在液相中的扩散始终处于不稳定过程 模型关联式为 为模型参数 称作混合时间 2 溶质渗透模型 基本内容 基本内容 液相由很多液体微元构成 这些微元是大量分子的微团 随着流体的运动 液相主体的微元可以与相表面的微元发生置换 溶质在液相中的扩散始终处于不稳定过程 模型关联式为 s为模型参数 成为更新频率 3 表面更新模型 三个模型的比较 膜模型建立最早 最简单 最直观 它的局限性是 当流体呈湍流流动时 假设流体中存在层流膜是不合适的 并且膜模型假设当两相刚接触时 由没有浓度梯度到建立起稳定的浓度梯度过渡时间为零也不合适 根据膜模型的关联式 KG应该与D的1次方成正比 而实验值表明k与D的0 5 0 67次方成正比 说明膜模型在描述吸收过程时有一定偏差 溶质渗透模型和表面更新模型则避免了膜模型的第二个缺点 认为两相刚接触时由没有浓度梯度到建立起稳定的浓度梯度需要过渡时间 不同的是 溶质渗透模型认为不稳定过程是定期更新的 而表面更新模型认为该过程是随时更新的 因为溶质渗透模型和表面更新模型的模型参数难以得到 实用性较差 所以目前对吸收过程作理论分析时仍采用膜模型 6 1非等温吸收沿着塔高温度变化 相平衡关系发生变化6 2多组分吸收每个组分的操作线斜率相同 相平衡关系不同 求关键组分得到所需理论级数 再求其他组分6 3化学吸收选择性强 有效溶解度大 第六节其他条件下的吸收 第十章蒸馏 第一节概述第二节二元溶液的汽液相平衡拉乌尔定律泡 露点方程相对挥发度相平衡方程第三节精馏原理第四节二元连续精馏塔的计算操作线方程理论板数计算塔板效率热量衡算主要操作因素分析第五节特殊蒸馏 1 1蒸馏的概念1 蒸馏的定义2 蒸馏如何分离均相物系1 2蒸馏的优缺点1 3蒸馏的分类1 组分数2 操作方式3 操作压力4 蒸馏方式 第一节概述 1 蒸馏的定义蒸馏是依靠物质之间挥发性的差异实现均相混合物 特别是液相混合物 分离的一种方法 2 蒸馏如何分离均相物系 靠加入能量分离剂使A B部分汽化 产生汽 液两相 经冷凝和冷却后分别得到产品A B和A B 1 1蒸馏的概念 优点 1 用途广泛 可用于液相混合物的分离 还可用于汽相和固相的分离 大多数组分间均存在挥发性差异 汽液平衡易建立 加入能量 2 工艺流程简单 有可能直接得到纯物质 2 缺点 能耗大 将塔釜中的液体加热汽化和将塔顶蒸汽冷凝均是消耗汽化潜热 对于有些物系 为了建立汽 液两相系统 有时需要高压 高真空 低温或高温等特殊条件 是否选用蒸馏需要与其他分离技术比较 1 2蒸馏的优缺点 1 组分数 二元和多元 2 操作方式 连续蒸馏和间歇蒸馏连续蒸馏 处理量大 操作容易实现自控 稳态 间歇蒸馏 换体系容易 小批量 灵活性大 非稳态 3 操作压力 常压 加压和减压精馏 常压精馏 沸点在室温到150 左右的混合物常在常压下蒸馏 减压精馏 在常温下沸点较高 或在高温下易发生分解 聚合的混合物 热敏性物质 常采用减压操作以降低操作温度 加压蒸馏 常压下沸点在室温以下的混合物 一般用加压的方法提高它的沸点 使精馏操作尽可能在室温下操作 降低能耗 本章着重讨论常压下两组分的连续精馏 1 3蒸馏的分类 4 蒸馏方式 简单蒸馏 平衡蒸馏 精馏和特殊精馏 简单蒸馏 间歇蒸馏 分离效果不高 平衡蒸馏 闪蒸 混合物经过减压生成汽 液两相 两相达到平衡 轻重组分得到一定程度的分离 简单蒸馏和平衡蒸馏一般只能作为原料的粗分或初步分离 只有在混合物的挥发性大 同时对产品的纯度要求不高的场合才用 精馏 多极平衡蒸馏 可以实现液体混合物的高纯度分离 在精馏过程中 采用塔顶 回流 和塔底 再沸 形成液相和汽相 从塔底上升的蒸汽与塔顶回流液形成逆流 进行 多级接触 液体 多次汽化 和气体 多次冷凝 从塔底到塔顶易挥发组分的含量逐步增加 难挥发组分的含量逐步减少 从而实现混合物高纯度的分离 1 3蒸馏的分类 特殊精馏 水蒸气蒸馏 有些物质在较高的温度下蒸馏容易分解 并且它们不溶于水 可用同入水蒸气的方法 降低沸点 使其在较低的温度下分离 恒沸精馏 萃取精馏 当混合物中各组分的挥发性相差很小 或者形成恒沸液时 采用普通精馏的方法无法分离或需要很多块板 不经济 因此需要加入适当的物质 改变原混合物中各组分的相对挥发度 适合用精馏方法分离 根据加入的物质不同 特殊精馏还有反应精馏 加盐精馏和分子精馏等精馏过程 它们适合于高沸点热敏性物质的分离 1 3蒸馏的分类 2 1汽 液相平衡关系拉乌尔定律泡 露点方程2 2相平衡图等温相图等压相图 t x y y x 2 3相对挥发度及相平衡关系2 4相平衡常数 第二节二元溶液的汽液相平衡 根据热力学原理 汽 液两相平衡时 各组分在两相中的化学位相等或逸度相等 iL iV或fiL fiV式中 iL 组分i在液相中的化学位 J mol iV 组分i在汽相中的化学位 J mol fiL 组分i在液相中的逸度 Pa fiV 组分i在汽相中的逸度 Pa 汽 液两相平衡关系的描述 反映了XA YA T P之间的关系 相平衡关系式 相图 相对挥发度 相平衡常数 2 1汽 液相平衡关系 液相为理想溶液 汽相为理想气体混合物所组成的体系为理想体系 理想溶液 组分的逸度就是它的蒸汽压 而组分的蒸汽压与组分在溶液中的摩尔分数的关系服从拉乌尔 Raoult 定律 PA PAoXA或PB PBo 1 XA 式中 PA PB 分别为组分A B在汽相中的平衡分压 Pa PAo PBo 体系温度下纯组分A B的饱和蒸汽压 Pa XA 组分A在液相中的摩尔分数 理想气体混合物 组分的逸度就是它的分压 而组分的分压与组分在汽相中的组成的关系服从道尔顿 Dalton 分压定律 PA PYA或PB P 1 YA 1 理想体系 1 泡点方程 P t x之间的关系2 露点方程 P t y之间的关系Pao PBo随温度而变化 常用安托因 Antoine 方程表示 式中 A B C 安托因常数 汽液两相中有一相不属于理想情况 都为非理想体系 分三种情况 液相是非理想溶液 汽相为理想气体的混合物 液相是理想溶液 汽相为非理想气体的混合物 液相是非理想溶液 汽相为非理想气体的混合物 实际液体溶液大多数是非理想溶液 与拉乌尔定律有一定的偏差 非理想溶液的蒸汽压引入活度系数表示成拉乌尔定律的形式 PA PAoXA APB PBoXB B非理想溶液中组分的活度系数可以用专门的方法计算 2 非理想体系 1 等温相图 t定了之后 随着xA的变化 yA和P便可确定 PA PAoXAPB PBoXBP PA PB PAoXA PBoXB 2 2相图表示法 2 等压相图 P一定时 t和yA随xA的变化 在压强一定的条件下汽 液两相的平衡关系可以用t x y图和y x图表示 t x y相图 饱和蒸汽线位于饱和液体线的上方 表明在同一温度下 平衡时的蒸汽相中易挥发组分的量大于液相 对应的两点表示在此温度下呈平衡的汽 液相组成 两相的量之比根据杠杆法则确定 液相量 汽相量 Pf eP两条曲线划分为三个区 过热蒸汽区 汽 液两相区 液相区 两条线 曲线 为饱和液体线 泡点线 液体加热产生第一个气泡时的温度 曲线 为饱和蒸汽线 露点线 蒸汽冷凝产生第一个露珠时的温度 三种点 沸点 纯物质 泡点 露点 y x相图 平衡线上每一点的坐标代表平衡的汽液相组成 曲线外不平衡 但不能说明过冷或过热 y x才有分离作用 平衡线上每一点 x y 对应一个t 随着x y的增大 t也增大 平衡线离对角线越远 越容易分离 随着操作压力的减小 平衡线离对角线越远 说明减压有利于蒸馏操作 1 挥发度的定义 理想溶液VA PAo 纯组分VA PAo VA是组分挥发性的标志 VA f t P 组分浓度 Vi PioXi i Xi Pio i 2 相对挥发度 2 3相对挥发度和相平衡方程 3 相平衡方程 对于两组分将YB 1 YA XB 1 XA代入 的定义式 可得到相平衡方程 随T P变化均不明显 随P变化较T更明显些 等P下 随T几乎不变 改变P 梢有变化 P降低 增加 减压蒸馏 1 定义 Ki Yi XiYi i 1 2 n t P下 Ki Pi P Xi PioXi PXi Pio P 理想体系 Xi i 1 2 n f t P 两个组分的浓度 2 泡点方程 Yi 1或 Ki Xi 1 P一定时 已知液相浓度 求t 3 露点方程 Xi 1或 Yi Ki 1 P一定时 已知汽相浓度 求t Yi Xi时 计算t 试差 多组分设计要用 2 4相平衡常数 3 1简单蒸馏3 2平衡蒸馏3 3精馏原理3 4精馏塔及精馏流程3 5操作方式 汽液接触方式 第三节精馏原理 1 概念 简单蒸馏为间歇 非稳态过程 简单蒸馏也称为微分蒸馏 在操作过程中 系统的温度和浓度都随时间而连续变化 简单蒸馏得到产品的最高的浓度为YD 因此 只能用于物系的初步分离 欲再高 需以YD为起点再蒸 可到YD 3 1简单蒸馏 微分蒸馏 简单 平衡 蒸馏 物理化学基础挥发性差异 一次部分汽化冷凝 设备包括加热器 分离器 冷凝器 产品纯度不高 3 1简单蒸馏 2 过程计算 简单蒸馏的计算有两方面 1 根据料液量和组成 确定馏出液与釜残液的量和组成间的关系 2 蒸馏液的生产能力 计算的基础仍然是物料衡算 热量衡算及汽液平衡关系 已知 W1 起始的加料量 X1 料液中易挥发组分起始浓度 W2 釜中的残留量 X2 残液中易挥发组分的起始浓度 求 蒸出液为多少时 釜液达到要求的XW 对易挥发组分作物料衡算 则 易挥发组分变少的量 d wx dt ydw dt 馏出物中易挥发性组分的量 xdw wdx ydw wdx y x dw dw w dx y x 所以 w1w2dw w x1x2dx y x y x为汽 液两相呈平衡的组成 只要知道汽 液两相的平衡关系 就可以得出W1 X1 W2 X2的关系 如果在X1到X2的操作范围内 接近常数 则代入平衡关系得到 lnw1 w2 ln 1 x2 1 x1 ln x1 1 x2 x2 1 x1 1 对整个过程作总物料衡算 流出液平均浓度 yD w1x1 w2x2 w1 w2 含义 采用某种方法将汽 液两相分离 此过程的结果是易挥发组分在汽相中浓集 难挥发组分在液相中浓集 这种过程称为平衡蒸馏 平衡蒸馏所达到的分离效果不高 一般只能作为原料的粗分或初步分离 3 2平衡蒸馏 加热过程 状态点 To XF 在红的泡点之下 仍为液相 减压汽化过程 状态点 T XF 在黑泡点线之间 为汽液两相共存 2 闪蒸过程的描述 F 料液流量 kmol h xF 料液的组成 L 闪蒸后液相的量 kmol h xW 闪蒸后液相的组成 V 闪蒸后汽相的量 kmol h yD 闪蒸后汽相的组成 t 料液在加热器的出口温度 闪蒸过程的主要关系式为 物料衡算 热量衡算及汽液平衡关系 联立这三个关系式 可进行平衡蒸馏的各种计算 组成 由平衡线可知 相平衡方程 yD xW 1 1 xW 物料衡算 过 xF xF 斜率为L V的直线 交点为 xW yD 3 闪蒸过程的计算 量 物料衡算 杠杆法则 V L FV yD xF L xF xW 两线之交点Y f X y xF L x xF VyD f 1 xW f xF ff V F表示1kmol料液所得的汽相量 称为汽化率 热量衡算 如果遇到计算料液温度t 平衡温度te 可以通过热量衡算得到料液温度t 平衡温度te与汽化率的关系 高温低浓度 指低于与液相成平衡的汽相浓度 的汽相与低温高浓度 高于与汽相成平衡的液相浓度 的液相接触 同时传质传热 汽相部分冷凝 液相部分汽化 汽相温度降低 轻组分得到提浓 液相温度升高 重组分得到提浓 多次重复 在塔顶得到较纯的轻组分 在塔底得到较纯的重组分 3 3精馏原理 精馏 物理化学基础挥发性差异 多次部分汽化多次部分冷凝必要条件 塔顶冷凝液部分回流塔底溶液部分汽化工程错施 设备包括再沸器 精馏段提馏段 冷凝器 产品纯度高 结论 使混合物得以完全分离的必要条件是同时使混合物多次部分汽化和冷凝 但是以上的流程不可取 分离过程得到许多中间馏分 如X2 X3等 最后纯产品的收率就很低 设备庞大 每一级都得配置加热器和冷凝器 能量消耗大 如何避免这些中间馏分的产生 并取代这些中间耗能的加热和冷凝设备 主要有两项措施 一是塔顶冷凝液的部分回流 二是塔底釜液的部分汽化产生的上升蒸汽 通过塔顶冷凝液的部分回流与塔底上升蒸汽 形成两相系统 应用逆流接触的操作方式实现两组分混合物的完全分离 由四部分组成 塔顶冷凝器及回流液泵 塔底用来产生上升蒸汽的再沸器 及提供多次汽化和多次冷凝的精馏段和提馏段 原料液进入的那层塔板称为加料板 加料板以上的塔段称为精馏段 加料板以下的塔段 包括加料板 称为提馏段 3 4精馏塔及精馏流程 精馏塔可以分为两种 一种是填料塔 一种是板式塔 相应地汽 液两相逆流接触就有两种操作方式 连续逆流和多级逆流 连续逆流 填料塔 连续指的是在全塔范围内汽液连续在填料表面接触 多级逆流 板式塔 多级指在塔板上汽液混合又分离成两相 3 5操作方式 汽液接触方式 4 1理论板的概念及恒摩尔流假定4 2物料恒算和操作线方程4 3进料热状况与q线方程4 4理论板数计算4 5实际塔板数与精馏塔效率4 6连续精馏塔的热量衡算4 7回流比的影响及适宜回流比的选择4 8二元连续精馏的特例 第四节二元连续精馏的计算 1 确定产品的流量和组成 2 确定精馏塔的类型 板式塔或填料塔 根据塔器类型 求算理论板数或填料层高度 3 确定塔高和塔径 4 对板式塔 进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算 对填料塔 需要确定填料的类型及尺寸 并计算填料塔的流体阻力 5 计算冷凝器和再沸器的热负荷 并确定两者的类型和尺寸 二元连续精馏塔的工艺计算内容 1 理论板 第n层板汽相液相来自第n 1层板来自第n 1层板tn 1 tn 1Xn 1与Yn 1成平衡Yn 1 4 1理论板的概念及恒摩尔流的假设 理论板 离开该板的汽 液两相互成平衡 而且塔板上的液相组成可视为均匀一致 理论板是一种理想状况 引入理论板对精馏过程的分析和计算的作用 1 理论板可以作为衡量实际板分离效率的依据和标准 2 在实际设计精馏塔时 先求理论板层数 然后用塔板效率校正 就能得到实际的板层数 3 如果已知系统的汽 液平衡关系 离开理论板的汽 液两相组成Yn Xn的关系就确定了 理论板 作恒摩尔流假定的原因 通过理论板计算得到Yn Xn的关系后 如再能得到任意板下降液体的组成Xn与由它下一层板上升的蒸汽组成Yn 1之间的关系 塔内各层板的汽 液相组成就可以逐板确定 并进一步求得在指定分离要求下的理论板层数 Xn与Yn 1之间的关系由精馏条件所决定 这种关系由物料衡算得到 称作操作关系 由于精馏过程即有传热又有传质 相互影响的因素较多 所以用物料衡算推导操作关系时需要作恒摩尔流的假设 恒摩尔流假定 恒摩尔汽化 精馏操作时 在塔的精馏段内 每层板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的 在提馏段内也是这样 但两段的上升蒸汽的摩尔流量却不一定相等 V1 V2 Vn VV1 V2 Vm V V 精馏段中上升蒸汽的摩尔流量 kmol hV 提馏段中上升蒸汽的摩尔流量 kmol h 恒摩尔流假定 恒摩尔溢流 精馏操作时 在塔的精馏段内 每层板的下降液体摩尔流量都是相等的 在提馏段内也是这样 但两段的下降液体的摩尔流量却不一定相等 L1 L2 Ln LL1 L2 Lm L L 精馏段中下降液体的摩尔流量 kmol hL 提馏段中下降液体的摩尔流量 kmol h 满足恒摩尔流假定的条件 1 各组分的摩尔汽化潜热相等 2 汽液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略 3 塔设备保温良好 热损失可以忽略 恒摩尔流假定 1 全塔物料衡算 通过全塔物料衡算 可以求出精馏产品的流量 组成和进料流量 组成的关系 总物料 易挥发组分 塔顶产品和塔底产品 塔顶易挥发组分和塔底难挥发组分的回收率 采出率 4 2物料恒算和操作线方程 总物料 V L D易挥发组分 Vyn 1 Lxn DxD回流比R 回流量L与采出量D之比 L RDV R 1 D精馏段操作线方程 表示在一定操作条件下 精馏段内由任意板下降液体的组成xn与由它下一层板上升的蒸汽组成yn 1之间的关系 在y x图上为直线 斜率为R R 1 截距为xD R 1 2 精馏段物料衡算 总物料 易挥发组分 提馏段操作线方程 提馏段的液体流量L 不如精馏段的回流液流量L容易得到 L 除了与L有关 还受进料量F及进料热状况的影响 3 提馏段物料衡算 物料衡算 F L V V L 热量衡算 FHF LHL V HV VHV L HL 恒摩尔流假设为基础 F L L V V F分为两部分 一部分使L L 一部分使V VFHF L L HL V V HVF的焓亦分为两部分又 L L HL FHV L L HV即 F HV HF L L HV HL q HV HF HV HL L L F所以 L L HV HF F HV HL FqV V 1 q FHF 料液的焓 HV 蒸汽的焓 HL 液体的焓 4 3进料热状况与q线方程 五种进料状态q 1过冷液体HFq过热蒸汽HF HVef5 进料热状况 加料热状态影响两操作线的交点 加料板是精馏段和提馏段的交点处 因此由两操作线合并得出 应用两操作线方程的初始形式 Vy Lx DxDV y L x WxW相减可得称q线方程 加料处操作线方程 也称进料热状态方程 是精馏段操作线 提馏段操作线交点的轨迹 三线交于一点 q线方程 1 逐板计算法 在第一块板上 上升蒸汽 V y2 与下降液体 L xD 相接触 实现传质 达到平衡状态后离开 上升蒸汽浓度变为y1 xD 下降液体浓度变为x1 x1和y1满足平衡关系 x1和y2满足操作线关系 4 4理论板数计算 在y x图上则可表示成为阶梯法 y x图绘相平衡曲线和对角线 从点a XD XD 绘精馏段操作线 从点e XF XF 作斜率为q q 1 的q线ef 从点c XW XW 绘提馏段操作线 从a d c画阶梯 每一阶梯为一理论板 2 阶梯图解法 Mccabe Thiele法 吉利兰图 Rmin Nmin R及N四个变量的关系进行了广泛的研究 总结出这四个变量的关联图 吉利兰图为双对数坐标图 横坐标表示 R Rmin R 1 纵坐标表示 N Nmin N 2 其中的N Nmin为不包括再沸器的理论板层数及最少理论板层数 3 简捷法 Gilliland关联 吉利兰图是用8个物系在多种精馏条件下获得实际数据 描绘成图 用于其他体系的预测 这种方法虽然简便 但误差较大 只能用于初步设计计算 步骤 根据Rmin和R 求出 N Nmin N 2 再根据不同方法求出Nmin 便可得实际理论板数N 4 进料位置逐板计算时 从第m块板流出的xm小于等于xF时 从此加入 作图 阶梯时 可以是小数块板 Gilliland图 把顶到进料当作全塔来计算N 实际塔板的分离能力达不到一块理论板 所以实际板数比理论板数多 实际板分离效果接近理论板的程度可以用板效率表示 板效率有三种表示方法 全塔效率 单板效率与点效率 4 5实际塔板数与精馏塔的效率 1 全塔效率 全塔各层塔板的平均效率 E N理 N实E 全塔效率 塔高 H NP 1 HT Hu Hb式中 HT 板间距 Hu 最上面一块塔板距塔顶的高度 m Hb 最下面一块塔板距塔底的高度 m 汽相默夫里效率 Yn Xn液相默夫里效率 Xn Yn 蒸汽 液体 经过一块实际板时组成的变化与经过理论板的组成的变化的比值来表示 2 单板效率 冷凝器和再沸器都是换热器 冷凝器 再沸器的热负荷及类型的确定 实际上是传热问题 全凝器的热量衡算 部分冷凝器的热量衡算 再沸器的热量衡算 4 6连续精馏塔的热量衡算 1 全回流和最小理论板数全回流是指若塔顶上升蒸汽经冷凝后 全部回流到塔内 回流比的上限 R 全回流的两个用途 精馏的开工阶段 试验使用 4 7回流比R的影响及适宜回流比的选择 最少理论板数 全回流时 精馏段操作线斜率R R 1 1 在y轴上的截距xD R 1 0 在y x图上操作线与对角线相重合 操作线和平衡线的距离为最远 所需的理论板层数最少 Nmin 芬斯克方程 式中 Nmin 全回流时所需的最少理论板层数 不包括再沸器 m 全塔平均相对挥发度 2 Rmin 1 作图法 用精馏段操作线的斜率或截距a 对于正常平衡曲线 过进料点作q线 与平衡线相交 连接该点与 xD xD 点 所得直线斜率可求得Rmin b 特殊形状平衡线时 由点a xD xD 向平衡线作切线 由切线的斜率或截距求Rmin2 解析法 3 适宜回流比的选择 R 1 1 2 Rmin 4 8二元连续精馏的特例 塔顶上升的蒸汽组成Y1 回流的液相组成Xo和部分冷凝后的汽相组成Yo有什么样的关系呢 分凝器出来的蒸汽与冷凝液呈平衡 因此 分凝器相当于一块理论板 这样 Y1与Xo不相等 应服从精馏段操作线关系 1 分凝器 塔釜直接通入蒸汽时的精馏段操作线与间接蒸汽加热时完全相同 不同的是提馏段 以虚线框为系统作物料衡算 根据恒摩尔流假设 2 直接蒸汽加热 斜率W S可定 有一点 XW 0 已定 精馏塔中有i个侧线 包括进料口 计算时应将全塔分成 i 1 段 通过每段的物料衡算 分别写出相应的方程 1 多股进料 对于双股进料 将塔分为三段 通过物料衡算 分别可求出不同段内的操作线方程 对于第一段 3 多侧线塔 对于第二段 第三段 交点 同样分段 根据物料衡算可列出操作线方程 2 侧线采出 间歇精馏的特点 1 间歇精馏塔只有精馏段 2 由于蒸出的馏出液中含有较多的易挥发组分 所以 釜中液体的组成随精馏的进行不断降低 塔内操作参数 如温度 浓度 也随时间而变化 因此 间歇精馏属于不稳定操作 3 塔顶产品组成随操作方式而异 4 间歇操作 间歇精馏有以下两种典型的操作方式 保持回流比恒定 保持馏出液组成