北京化工大学 《化工原理》 课件 第六章 精馏.ppt

1、第六章 蒸馏（Distillation）,6.1 概述,6.2 双组分溶液的气液相平衡,6.3蒸馏与精馏原理,6.4 双组分连续精馏的计算,6.5 双组分精馏的设计计算,6.6 其它精馏方式,6.7 塔高塔径的计算,6.8操作型计算,6. 恒沸精馏与萃取精馏,cyk:,6.1 概述 1. 蒸馏的应用 2. 蒸馏分离的目的和依据 3. 蒸馏过程的分类 4. 蒸馏操作的费用,1、蒸馏的应用 液体产品的精制-石油的精制,2、蒸馏分离 的目的和依据 目的：对液体混合物的分离，提取或回收有用组分 依据：液体混合物中各组分挥发性的差异,液体混合物：(如:酒精水溶液),3、蒸馏过程的分类,4、蒸馏操作的费用

2、,主要费用：加热和冷却费用，即能耗大。,6.2.1 双组分溶液的气液关系 6.2.2 气液相平衡 6.2.3 挥发度与相对挥发度 6.2.4 非理想溶液,6.2 双组分溶液的气液相平衡,组分： A、B 变量 ： t、p、xA、 yA 相数： 气相、液相,一定压力下:液相（气相）组成xA(yA)与温度t存在一一对应关系气液组成之间xAyA存在一一对应关系,自由度：,1、相律分析：,6.2.1双组分溶液的气液关系,pA，pB 溶液上方A、B组分的分压，Pa； pA0 ， pB0 溶液温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa； xA ， xB 液相中A、B组分的摩尔分率。,对于理想溶液：,1. 拉乌尔定律（

3、Raoults Law）,6.2.2 气液相平衡,2、道尔顿分压定律：,泡点方程,液相组成 x 与温度（泡点）的关系,气相组成yA与温度（露点）的关系,露点方程,3、组成温度图（txy图),两条线：气相线（露点线） yAt 关系曲线 液相线（泡点线） xAt 关系曲线,三个区域：液相区 气、液共存区 气相区,4、xy图,对角线 y=x 为辅助曲线 xy曲线上各点具有不同的温度； 平衡线离对角线越远，挥发性差异越大，物系越易分离。,5. 压力xy图的影响,压力增加，平衡线靠近对角线，分离难度大,6.2.3 挥发度与相对挥发度,组分的挥发度: 是该物质挥发难易程度的标志，表示。,pA、 pB汽液平

4、衡时，组分A,B在气相中的分压； xA、xB汽液平衡时，组分A,B在液相中的摩尔分率。,混合液某组分挥发度:,1. 挥发度,理想溶液则:,2. 相对挥发度(以表示),理想气体：,一般物系：,对于二元物系：yB=1-yA xB=1-xA,即,相平衡方程,理想溶液：,4. 平均相对挥发度,3.的物理意义,气相中两组分组成之比是液相中两组分组成之比的倍数 标志着分离的难易程度: 愈大, 平衡线愈远离对角线，物系愈易分离； =1, 无法用普通蒸馏方法分离。,6.2.4 非理想溶液,1.具有正偏差的溶液,一般正偏差：pApA理， pBpB理。,正偏差溶液：x=0.894，最低恒沸点，78.15,乙醇水溶

5、液相图,硝酸水溶液相图,负偏差溶液：x=0.383，最高恒沸点，121.9,2. 具有负偏差的溶液,一般负偏差 pApA理， pBpB理。,22,6.3.1简单蒸馏与平衡蒸馏 6.3.2精馏原理 6.3.3连续精馏装置流程 6.3.4理论板的概念和衡摩尔流假设,6.3蒸馏与精馏原理,23,6.3.1 简单蒸馏和平衡蒸馏,一 . 简单蒸馏 1. 装置,24,二. 平衡蒸馏(又叫闪蒸),1. 流程,2、特点: 一次进料，粗分 xD, xW是一对平衡组成,25,1、多次部分汽化和多次部分冷凝,6.3.2 精馏原理,缺点： 1、收率低； 2、设备重复量大，设备投资大； 3、能耗大，过程有相变。,26,

6、2、有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝,27,进料板：原料液进入的那层塔板,精馏段：进料板以上的塔段,提馏段：进料板以下（包括进料板）的塔段,6 .3.3 连续精馏装置流程,. 连续精馏装置,28,2、 塔板的作用,塔板提供了汽液分离的场所。 每一块塔板是一个混合分离器 足够多的板数可使各组分较完全分离,特点：,29,回流的作用： 提供不平衡的气液两相，是构成气液两相传质的必要条件。 精馏的主要特点就是有回流,3、 精馏过程的回流,回流包括：,塔顶回流液 塔底回流汽,30,6.3.4 理论板的概念和衡摩尔流的假设 1、理论板的概念,理论板：离开塔板的蒸汽和液体呈平衡的塔板。,假设： （1）、两

7、组分的摩尔汽化潜热相等； （2）、两相接触因两相温度不同而交 换的显热可忽略不计； （3）、塔设备保温良好，热损失可以忽略不 计。,2、 恒摩尔流的假设,31,精馏段，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量都相等，提馏段也一样。 即：V1=V2=V=常数 V1=V2=V=常数 式中：V-精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h; V-提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h。,（1）恒摩尔汽化,32,精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都相等，提馏段也一样。 即：L1=L2= L=常数 L1=L2= L=常数 式中： L-精馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h; L-提馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h。

8、（下标1、2表示自上而下的塔板序号。）,（2）恒摩尔溢流,33,6.4 双组分连续精馏的计算,6.4.1全塔物料衡算 6.4.2精馏段操作线方程 6.4.3提馏段操作线方程 6.4.4进料热状况的影响 6.4.5进料方程（q线方程）,34,塔顶采出率,塔底采出率,6.4.1 全塔物料衡算,F、D、Wkmol/h,xF、xD、xW摩尔分率,塔顶易挥发组分回收率,塔底难挥发组分回收率,35,6.4.2 精馏段操作线方程,令 回流比,精馏段操作线方程,36,精馏段操作线:,当R, D, xD为一定值时,该操作线为一直线.,斜率:,截距:,y,x,xD,操作线为过点（xD， xD ）,画操作线过程如下

9、:,37,6.4.3 提馏段操作线方程,提馏段操作线方程,38,操作线的实际做法,39,6.4.4 进料热状况的影响,(1) 冷液 (2) 饱和液体（泡点进料） (3) 气液混合 (4) 饱和蒸汽（露点进料） (5) 过热蒸汽,40,冷液进料,泡点进料,F,L,V,L,V,汽液混合进料,41,过热蒸汽进料,饱和蒸汽进料,42,1、加料板的物料衡算,FhF+LhF-1+VHF+1=VHF+LhF,物料恒算：F+V+L=V+L,2、热量衡算,式中： H，h，hF-分别为饱和蒸汽、饱和液体、原料液的摩尔焓KJ/kmol；,43,HF=HF+1=H =原料在饱和蒸汽状态下的摩尔焓,hF=hF-1=h原

10、料在饱和液体状态下的摩尔焓,假设：,令 q=,q进料热状况参数,44,6.4.5 进料方程（q线方程）,q线方程或进料方程,45,6.5 双组分精馏的设计计算,6.5.1理论塔板数的计算,6.5.2回流比的影响与选择,6.5.3理论板的捷算法,精馏操作分离要求： （1）D, xD (W, xW)； （2）xD , xW；,（3）,选择条件： 操作压力p，回流比R，进料热状态q。,确定：塔板数N,6.5.1理论塔板数的计算,1.逐板计算法,xnyn符合平衡关系； yn +1 xn符合操作关系。,塔顶设全凝器，泡点回流。,塔顶全凝器,精馏段（n-1）块板，第n块为加料板。,精馏段：,提馏段：,提馏

11、段（m-1）块板,2. 图解法,3. 最优加料位置的确定,加料过晚,加料过早,最优加料板位置：,6.5.2 回流比的影响与选择,1. 回流比对精馏操作的影响,2. 全回流与最少理论板数,全回流与最少理论板数,操作线：,平衡线：,第1块板：,全凝器,或,则,第2块板：,NT块板后,（不包括再沸器）,相差不大时：,双组分：,（不包括再沸器）,最小回流比：对于一定的分离任务，所需理论板为无穷多时所对应的回流比。,3. 最小回流比,一般形状的平衡线：,斜率法,截矩法:,不同平衡线形状的最小回流比,4. 适宜回流比,适宜回流比：,6.5.3理论板的捷算法,1、先算Rmin,2、R=(1.1-2)Rmin

12、,3、Nmin 由坐标YN,注意： N,Nmin不包括再沸器。,例1、用一精馏塔分离甲醇-水混合液，已知：xF=0.628(摩尔分率，下同), xD=0.965, xW=0.03, 泡点进料，回流比R=1.95, . 试: 按逐板计算法确定理论塔板数。并近似用图解法表示第二块板下降液体组成和上升蒸汽组成。,例2、在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，已知XF=0.4（摩尔分率、下同），XD=0.97, Xw=0.04 相对挥发度=2.47。 试分别求以下三种进料方式下的最小回流比和全回流下的最小理论板数。 （1）冷液进料q=1.387（2）泡点进料（3）饱和蒸汽进料,64,6.6 其它精馏方式

13、,6.6.1直接蒸汽加热 6.6.2回收塔（提馏塔） 6.6.3多股进料 6.6.4分凝器 6.6.5间歇精馏,65,6.6.1直接蒸汽加热,操作前提：,1、物料中有水 2、水是重组分，从塔釜出去,提馏段物料恒算：,操作线方程：,66,间接加热,直接蒸汽加热,67,6.6.2回收塔（提馏塔）,特点： 从第一块板加料，无精馏段，无回流，下降的液体由进料提供。,加料情况： 冷液或泡点进料。,68,已知：xF, F, xW ,泡点进料 L=F, V=D,例：回收塔分离乙醇水溶液，塔内有蒸馏釜，一块理论板，已知为泡点进料，要求xD=0.6, xW=0.1。 求：xF, D/F,69,6.6.3多股进料

14、,两股进料： F1,xF1 ; F2,xF2分别与相应塔板组成与xF1，xF2相当;,70,两股进料将塔分成三段，得三个操作线方程,第一段：,第二段：,第三段：,71,例：泡点回流，塔釜间接加热，理想液体 第一股加料：F1=10kmol/h, XF1=0.6 q1=1 第二股加料：F2=5kmol/h, XF2=0.4, q2=0 要求：XD=0.99, Xw=0.02 求：1)D,W 2) R=1时求第二段操作线 3 ) 若=3 Rmin=?,72,分凝器也相当于一块理论板，可以x0、y0计，其它相同 。,6.6.4分凝器,73,分凝器 例 ：分离苯-甲苯混合液，塔顶装有分凝器与全凝器，已知

15、塔顶的蒸汽出口温度92， 分凝器出口的汽液温度为88（汽液温度同），p=1atm, 若上述两个温度均下降2，即90与86，试问回流比与流出液组成有何变化？,苯-甲苯沸点与饱和蒸汽压数据,74,6.6.5间歇精馏,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,75,(1) 恒回流比R=常数, 定xW,回流比以开始的状态计算,76,(2) 恒流出液组成,定xD,77,6.7 塔高塔径的计算,78,1、全塔效率E,NT:不包括塔釜,6.7.1塔效率,2、单板效率

16、(默弗里板效率)Emv, EmL,79,例：用一个蒸馏釜和一层实际板组成的精馏塔分离二元理想溶液。组成为0.2的料液在泡点温度下有塔顶加入，系统的相对挥发度为2.5。若使塔顶轻组分的回收率为80%，并要求塔顶产品组成为0.80，试求该层塔板的液相默弗里板效率。,80,6.7.2塔高的计算,塔的有效高度：,6.7.3塔径的计算,81,精馏段,提馏段,由于q及操作条件不同，Vs,Vs可能不同， D精与D提可能不同，若相差不大，可统一。,82,6.7.4精馏装置的热量恒算,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, Q F , QR,带出系统的热：Qv, Qw, Q,

17、对全塔作热量衡算，以1小时，0C为基准。,83,冷凝器为全凝器,作热量衡算，以1小时,0C为基准，忽略热损失,蒸汽用量:,GB-水蒸汽用量, kg/h; r-水蒸气的汽化潜热, 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：,84,1. NT不变，泡点进料，讨论xD,xW如何变化？,a. xF , 其它不变， D, W不变。,结论： xD , xW ,6.8操作型计算,xF 对xD, xW 的影响,85,b. 加料板位置上移,结论：xD , xW ,加料板位置对xD, xW 的影响,86,c. R,结论：xD , xW ,R 对xD, xW 的影响,87,d. q , R