化工单元操作技术第三章精馏操作技术课件

1、知识目标 了解精馏操作分类、各种类型的塔板的特点、性能 及板式塔设计原则；理解板式塔的流体力学性能对精馏操作的影响；掌握精馏原理及双组分连续精馏塔计算。能力目标 能正确选择精馏操作的条件，对精馏过程进行 正确的调节控制；能进行精馏塔的开、停车操作和事故分析。第三章 精馏操作技术 第三节 精馏计算 第一节 精馏塔的结构及应用 第二节 精馏基础知识 第四节 精馏塔的操作第一节 精馏塔的结构及应用根据塔内气液接触部件的结构型式，可将塔设备分为两大类：板式塔：填料塔：精馏塔的分类塔内沿塔高装有若干层塔板，相邻两板有一定的间隔距离。塔内气、液两相在塔板上互相接触，进行传热和传质，属于逐级接触式塔设备。

2、塔内装有填料，气液两相在被润湿的填料表面进行传热和传质，属于连续接触式塔设备。板式塔由圆柱形壳体、塔板、气体和液体进、出口等部件组成1-塔体；2-塔板；3-溢流堰；4-受液盘； 5-降液管 板式塔的结构塔板是板式塔的核心构件 。 塔板的类型塔板的类型错流塔板：塔板间设有降液管。液体横向流过塔板，气体经过塔板上的孔道上升，在塔板上气、液两相呈错流接触。逆流塔板：塔板间无降液管，气、液同时由板上孔道逆向穿流而过。按照塔板上气液接触元件不同，塔板可分为：泡罩塔板 筛板浮阀塔板 喷射型结板 ：舌形塔板、浮舌塔板 斜孔塔板、网孔塔板等 塔板的类型泡罩塔板泡罩塔板流程筛板塔 浮 阀浮 阀舌形塔板 浮舌塔板

3、 网孔塔板 斜孔塔板 塔 板类 型相对生产 能 力相对塔板 效 率操 作弹 性压力降结构成 本泡罩塔板筛板浮阀塔板舌形塔板斜孔塔板1.01.21.41.21.31.31.51.51.81.01.11.11.21.11.1中低大小中高低中低低复杂简单一般简单简单1.00.40.50.70.80.50.60.50.6常见塔板的性能比较第三章 精馏操作技术 第三节 精馏计算 第一节 精馏塔的结构及应用 第二节 精馏基础知识 第四节 精馏塔的操作蒸馏:易挥发组分：液体混合物中挥发能力高的组分，又称轻组分；蒸馏 分离液体均相混合物的单元操作。通过加热造成汽液两相体系，利用液体混合物中各组分挥发性不同而达

4、到分离的目的。难挥发组分：液体混合物中挥发能力低的组分，又称重组分。 按蒸馏方式分类平衡蒸馏、简单蒸馏、精馏、特殊精馏按操作压力分类加压精馏、常压精馏、真空精馏按被分离混合物中组分的数目分类 两组分精馏、多组分精馏按操作流程分类 间歇精馏、连续精馏 平衡蒸馏和简单蒸馏，只能使混合液部分分离，不能满足高纯度的分离要求。 蒸馏操作的分类精馏 同时并多次进行部分汽化和多次部分冷凝，使混合液得到较完善分离的单元操作。 精馏:溶液理想溶液非理想溶液理想溶液的气液相平衡是指溶液与其上方蒸汽达到平衡时汽液两相间各组分组成之间的关系，是精馏操作分析和过程计算的重要依据。 双组分理想溶液的气液相平衡1沸点组成图

5、 常压下苯甲苯物系的t x y 图 结构：坐标纵坐标 t横坐标xA、yA两条线液相线 汽相线 三个区 液相区 过热蒸汽区 汽液共存区 双组分气液相平衡图a.泡点、露点的确定b.易挥发和难挥发组分沸点的确定c.混合溶液气液平衡组成的确定溶液开始沸腾产生第一个汽泡的温度称为泡点；混合气体开始冷凝产生第一滴液滴的温度称为露点。如图F、E两点为纯苯和纯甲苯的沸点。 当混合液的状态点为点K时，物系被分成互成平衡的气液两相，其气、液相组成y、x可用G、L两点横坐标表示。 沸点-组成图的应用2气液相平衡图 苯甲苯物系的y x图 结构:坐标纵坐标 y横坐标 x两条线气液相平衡线辅助线 yx 双组分气液相平衡图

6、a.图中任意点D表示组成为x1的液相与组成为y1的气相互相平衡 b.两相达到平衡时，气相中易挥发组分的浓度大于液相中易挥发组分的浓度，即y x，故平衡线位于对角线的上方。 c.平衡线离对角线越远，说明互成平衡的气液两相浓度差别越大，溶液就越容易分离。 气液相平衡图的应用 组分的挥发度是组分挥发性大小的标志。通常纯组分的挥发度是指液体在一定温度下的饱和蒸汽压。挥发度 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的液相中的摩尔分数来表示，用符号vi 表示相对挥发度 溶液中两组分的挥发度之比称为两组分的相对挥发度，用表示。溶液中组分A对组分B的相对挥发度，AB可表示为对于理想溶液，因其服从拉乌

7、尔定律，即 故相对挥发度 对于二元体系，xB = 1xA ，yB = 1yA ，若气体服从道尔顿分压定律，则 略去下标则可得相平衡方程相平衡方程相平衡方程分析当 1时，yx。 越大，y比x大得越多，互成平衡的气液两相浓度差别越大，组分A和B越易分离。当 1时，y x，气液相组成相同，二元体系不能用普通精馏法分离；因此由 值的大小可以判断溶液是否能用普通精馏方法分离及分离的难易程度。 1.一次部分汽化和一次部分冷凝 一次部分汽化和一次部分冷凝可使混合液或混合蒸汽得到部分分离。精馏原理2多次部分汽化和多次部分冷凝气体混合物经部分冷凝次数越多，所得气相中易挥发组分含量就越高，最后可得到几乎纯态的易挥

8、发组分。液体混合物则相反。精馏原理存在问题：每一次部分汽化和部分冷凝都会产生部分中间产物，致使最终得到的纯产品量极少，而且设备庞杂，能量消耗大。3塔板上汽液两相的操作分析 精馏原理理论塔板：离开塔板的气液两相组成yn与xn相互平衡。 精馏原理实际塔板由于气液两相接触时间及接触面积有限，离开塔板的气液两相难以达到平衡，达不到理论塔板的传质分离效果。理论塔板仅作为衡量实际板分离效率的依据和标准。精馏必要条件足够层数塔板的精馏塔气相回流(从塔底引入上升蒸汽流)液相回流(从塔顶引入下降的液流）精馏操作流程第三章 精馏操作技术 第三节 精馏计算 第一节 精馏塔的结构及应用 第二节 精馏基础知识 第四节

9、精馏塔的操作稳定连续操作的精馏塔，以单位时间为基准，全塔物料衡算式为：全塔物料衡算 总物料衡算： F=D+W易挥发组分衡算： F xF=D xD +W xW式中： F、D、W分别为原料、塔顶产品和塔底产品的流量，Kmol/h； xF、xD、xW分别为原料、塔顶产品和塔底产品中易挥发组分的 摩尔分数。 精馏塔内任意板下降液相组成xn及由其下一层板上升的蒸汽组成yn1之间的关系称为操作关系。描述精馏塔内操作关系的方程称为操作线方程。操作线方程 恒摩尔流假定 （1）恒摩尔汽化精馏操作时，在精馏塔的精馏段内，每层板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的，在提馏段内也是如此： 精馏段 V1=V2=V3=V=常数提

10、馏段 V=V=V=V=常数但两段的上升蒸汽摩尔流量却不一定相等。恒摩尔流假定精馏操作时，在精馏塔的精馏段内，每层板下降的液体摩尔流量都是相等的，在提馏段内也是如此：精馏段 L1=L2=L3=L=常数提馏段 L=L=L=L=常数但两段的下降液体摩尔流量不一定相等。 （2）恒摩尔液流 若在精馏塔塔板上气、液两相接触时有nkmol的蒸汽冷凝，相应就有nkmol的液体汽化各组分的摩尔汽化潜热相等；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，热损失可也忽略。 恒摩尔流假定成立条件对精馏段的第n十1层板以上塔段及冷凝器作物料衡算，以单位时间为基准:操作线方程 1精馏段操作线方程 总物料衡算：

11、 V=L+D易挥发组分衡算：yn+1=Lxn+DxD 式中:V精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h； L精馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h； yn+1精馏段第n十1层板上升蒸汽中易挥发组 分的摩尔分数； xn精馏段第n层板下降液体中易挥发组分 的摩尔分数。整理得令R LD，R称为回流比，是精馏操作中重要的参数，则精馏段操作线方程为： 精馏段操作线方程 精馏段操作线方程反映了一定操作条件下精馏段内的操作关系，即精馏段内自任意第n层板下降的液相组成xn与其相邻的下一层板（第n+1层板）上升汽相组成yn+1之间的关系。精馏段操作线方程 在稳定操作条件下，精馏段操作线方程为一直线，斜率为 ，截距

12、为 。2提馏段操作线方程 对提馏段第m层板以下塔板及再沸器作物料衡算，以单位时间为基准：式中 L提馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h； V提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h； xm提馏段第m层板下降液相中易挥发组分的摩尔分数； ym+1提馏段第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分数。操作线方程 总物料衡算： L = V + W易挥发组分衡算：Lxm = Vym+1+WxW 提馏段操作线方程反映了一定操作条件下，提馏段内的操作关系。在稳定操作条件下，提馏段操作线方程为一直线。斜率为 ，截距为 。 提馏段操作线方程为：提馏段操作线方程 （1）冷液体进料 tt泡。（2）饱和液体进料 tt泡（

13、3）气液混合物进料 t泡tt露（4）饱和蒸汽进料 tt露（5）过热蒸汽进料 tt露精馏塔的进料热状况 在生产中，加入精馏塔中的原料可能有以下五种热状态：（a）冷液进料；（b）饱和液体进料；（c）汽液混合物进料；（d）饱和蒸汽进料；（e）过热蒸汽进料进料热状况对进料板物流的影响进料状态热参数为进料热状态参数对加料板进行物料衡算及热量衡算可得 每进料1kmol/h时，提馏段中的液体流量较精馏段中增大的kmol/h值。对于泡点、露点、混合进料，q值相当于进料中饱和液相所占的分率。q值的意义：进料热状态参数（1）冷液 q 1（2）饱和液体 q 1 （3）汽液混合物 0 q 1（4）饱和汽体 q 0 （

14、5）过热汽体 q 0不同进料时的q值如下：进料热状态参数根据q的定义式可知：则提馏段操作线方程为提馏段操作线方程 精馏段操作线与提馏段操作线交点的轨迹方程，称为进料方程，也称q线方程。 在进料热状况及进料组成确定的条件下，q及xF为定值，进料方程为一直线方程。 进料方程 联立物料衡算式、精馏段提馏段操作线方程可得： 交替使用相平衡关系和操作线方程逐板计算每一块塔板上的气液相组成，所用相平衡关系的次数就是理论塔板数。 理论塔板数的求法 1逐板计算法 理论依据:一般已知原料液组成、进料热状态、操作回流比及所要求的分离程度，利用气液相平衡关系和操作线方程求得。逐板计算法 计算方法： 连续精馏塔，泡点

15、进料，塔顶采用全凝器，泡点回流，塔釜采用间接蒸汽加热。已知条件： 从塔顶开始计算：y1xDx1y2x2y3 xnxF（泡点进料）yn+1x n+1 xNxW从y1=xD开始，交替使用相平衡方程及精馏段操作线方程计算，直到xnxF为止，使用一次相平衡方程相当于有一块理论板，第n块板即为加料板，精馏段NT n1（块）。当xnxF（泡点进料）时，改交替使用相平衡方程及提馏段操作线方程计算，直到xNxW为止，使用相平衡方程的次数为NT，再沸器相当于一块理论板，总NT N1（块）。逐板计算法较为繁琐，但计算结果比较精确，适用于计算机编程计算。 2图解法 （1）作xy图，绘制精、提馏段操作线。（2）自a点

16、开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘阶梯。当阶梯跨越两操作线交点d点时，则改在提馏段操作线与平衡线之间画阶梯，直至阶梯的垂线跨过点c为止。（3）每个阶梯代表一块理论板。跨过点d的阶梯为进料板，最后一个阶梯为再沸器。总理论板层数为阶梯数减1。（4）阶梯的跨度也就代表了理论板的分离程度。阶梯跨度不同，说明理论板分离能力不同。理论塔板数的求法 基本原理与逐板计算法相同，步骤如下：图解法求理论塔板数示例图解法简单直观，但计算精确度较差，尤其是对相对挥发度较小而所需理论塔板数较多的场合更是如此。进料位置过高，使馏出液的组成偏低（难挥发组分含量偏高）；反之，釜残液中易挥发组分含量增高，馏出液中易挥发组分的收

17、率降低。 最优进料位置最优进料位置在塔内液相或汽相组成与进料组成相近或相同的塔板。图解法计算时，适宜进料位置应为跨越两操作线交点所对应的阶梯。对于已有的精馏装置，在适宜进料位置进料，可获得最佳分离效果。塔板效率（1）全塔效率反映塔中各层塔板的平均效率，是理论板层数的校正系数，其值恒小于1。影响因素：物系性质、塔板型式与结构和操作条件等。式中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； L塔顶与塔底平均温度下的液体粘度。一般采用来自生产及中间实验的数据或用经验公式估算：ET0.49(L)0.245 全塔效率计算精馏塔效率关联曲线 表示汽相或液相经过一层实际塔板前后组成的变化与经过一层理论板前后的组成变化

18、之比值：或式中 EMV汽相单板效率；EML液相单板效率； y与xn成平衡的汽相组成；x与yn成平衡的液相组成。塔板效率（2）单板效率式中 ET全塔效率，%； NT理论板层数； NP实际塔板层数。实际塔板数的求法 回流比的影响与选择 回流比是非常重要的参数，对精馏操作影响很大对一定的料液和分离要求，回流比增大设备费用减少操作费用提高对于固定的精馏塔，增加回流比则增大每一块板的分离程度实际操作中，应选择适宜的回流比（1） 全回流时的回流比R=，（2） 物料关系：D = 0， W = 0， F = 0，全塔无精、提馏段之分。（3） 操作关系：操作线方程y=x，操作线离平衡线的距离最远。（4）所需的理

19、论塔板数最少，此时操作线离平衡线的距离最远， 理论板分离能力最大。全回流和最少理论塔板数1.定义塔顶上升的蒸汽经冷凝后，全部回流至塔内，称为全回流。2.特点芬斯克方程:式中 Nmin全回流时的最少理论板数， 不包括再沸器； m 全塔平均相对挥发度， 一般可取塔顶、塔底或塔顶、塔 底、进料的平均值。图解法求最少理论塔板数 全回流操作无产品，对实际生产无意义。一般在精馏塔开车或精馏实验及操作异常时调节控制采用。 全回流的应用最小回流比1.定义回流比减小，所需的理论塔板数增加；当回流比减到使操作线与平衡线相交时，所需的理论塔板数为无穷多，相应回流比即为最小回流比，用 表示。 两操作线的交点落在相平衡

20、线上，此处气液两相达平衡。 最小回流比2.特点（1）操作线 （2）夹紧点及恒浓区两操作线与平衡线的交点称为夹紧点，加料板附近各板之间称为恒浓区。（3）理论塔板数NTR减少，NT增加。当R降至 时，达到一定分离要求所需的理论塔板数为无穷多。式中xq、yq相平衡线与进料线交点坐标（互为平衡关系）最小回流比的计算斜率法：根据极限操作线ad的坐标得 的一般计算式（1）对于具有正常平衡曲线的系统， 可联立相平衡方程和进料方程计算。（2）查图。（3）特殊进料 q = 1 , xq = xF ;q = 0 yq = xF 最小回流比的计算 求法：若乙醇水物系的平衡曲线，具有下凹的部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图中点g所示。点g附近已出现恒浓区，相应的回流比便是最小回流比。对于这种情况下的Rmin的求法是由点（xD、xD）向平衡线作切线，再由切线的截距或斜率求之。如图所示情况，可按下式计算： 最小回流比的计算示例使精馏操作费和设备费之和最小设备费：R较小时，RNT 设备费；R增加到一定程度时， R 塔径D 设备费。需进行严格的经济比较，优化计算，一般根据经验：R=（1.12）Rmin 适宜回