化工原理--PPT文件.ppt

1、第一章 蒸 馏第一节 概 述,一、定义 1质量传递过程（传质过程）：由浓度差引起的物质转移过程。 2蒸馏：利用液体混合物中各组分挥发性的差异来分离液体混合物的传质过程。 3精馏：多次部分汽化，多次部分冷凝。 二、分类 简单蒸馏 常压蒸馏 双组分蒸馏 间歇蒸馏 平衡蒸馏（闪蒸） 减压蒸馏 多组分蒸馏 连续蒸馏 精 馏 加压蒸馏 特殊精馏（恒沸精馏、萃取精馏）,第一节 两组分溶液的气液平衡1-2-1 两组分理想物系的气液平衡,一、相律：只受温度和压力影响的平衡物系的自由度数，等于物系的独立组分数减去相数再加上二，即 式中 F自由度数； C独立组分数； 相数。 对两组分的气液平衡， 若恒定压力，则

2、，即该物系只有一个独立变量，其它变量都是它的函数，所以可以用平面相图来表示各变量间的关系。 二、两组分理想物系的气液平衡关系 1理想物系：液相为理想溶液、气相为理想气体的物系。 2拉乌尔定律：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 式中 pA组分A的溶液蒸汽压，Pa；即溶液上方组分A的平衡分压； p0A组分A的液体蒸汽压，Pa；即纯液体的饱和蒸汽压； xA组分A的液相摩尔分率。,由 得 由 得 3. 相对挥发度 (1) 挥发度：某组分的溶液蒸汽压与该组分的摩尔分率之比， 即： 对理想溶液，有 。 (2) 相对挥发度：易挥发组分挥发度与难挥发组

3、分挥发度之比， 即： 对理想溶液，有 (3) Antoine方程,(4) 气液平衡方程(相平衡方程) 若气相为理想气体， 则 所以 对双组分溶液， 有 整理并略去下标，得 三、两组分理想物系的气液平衡相图 (1) 温度组成（t-x-y）图 （2） x-y图 1-2-2 两组分非理想物系的气液平衡,第一节 平衡蒸馏和简单蒸馏1-3-1 平衡蒸馏,平衡蒸馏又称为闪蒸，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。,1-3

4、-2 简单蒸馏,简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。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，气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。,第四节 精馏原理和流程1-4-1 精馏过程原理和条件,一、部分汽化和部分冷凝 由A点的冷液体到B点的过热蒸汽的加热过程，B点的过热蒸汽到A点的冷液体的冷却过程可知，部分汽化或部分冷凝可以获得浓度有显著差异的汽液两相，将该汽液两相分开，便可使液体混合物得到初步分离。 二、多次

5、部分汽化和多次部分冷凝 若将该汽液两相分别多次部分汽化和多次部分冷凝，则可将液体混合物几乎完全分离。多次部分汽化、冷凝的流程示意图如下，该过程原理可在t-x-y图上看出，而且温度是塔底高、塔顶低。 多次部分汽化、多次部分冷凝虽然能获得几乎纯净的两个组分，但由于每次汽化时就有部分液体变成蒸汽，每次冷凝时就有部分蒸汽变成液体，所以最后得到的几乎纯净的组分的量很少，另外，流程复杂、能耗高，因此，这种方法(流程)实际上是行不通的。 三、初始精馏操作流程 如果将部分汽化、部分冷凝分别得到的液体L2，L3，Ln、气体V2，V3Vm分别送回到它们的前一分离器中，则任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液

6、体。汽液两相在该分离器接触，同时实现部分冷凝和部分汽化，并产生新的汽液两相。这样除最上和最下一级外，中间各级的冷凝器和汽化器都可省去。若用塔板取代中间各级的分离器，就得到板式精馏塔。,四、精馏操作条件 板式精馏塔如图所示。精馏塔除了塔板外，在塔顶还有冷凝器，在塔底还有再沸器。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。 五、塔板的作用 塔板是开有许多小孔的圆板，在精馏塔内放有许多塔板，以第n层板为例来说明塔板的作用，其上为第n-1层板，其下为第n+1层板。来自n-1层板组成为xn-1的液体与来自

7、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ynyn+1，xnxn-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。,1-4-2 精馏操作流程示意图：,第五节两组分连续精馏的计算1-5-1 理论板的概念及恒摩尔流假定,一、理论板的概论 理论板：离开该塔板的蒸汽和液体成平衡的塔板，即yn与xn成平衡关系的塔板。

8、 二、恒摩尔流假定 1恒摩尔汽流：精馏段和提馏段内由每层塔板上升蒸汽的摩尔流量分别相等， 即 2恒摩尔液流：精馏段和提馏段内由每层塔板下降液体的摩尔流量分别相等， 即 3恒摩尔流假定成立的条件 （1）各组分的摩尔潜热相等 （2）汽液交换的显热可以忽略 （3）保温良好，塔的热损失可以忽略,1-5-2 物料衡算和操作线方程,一、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 解之 定义

9、 易挥发组分的回收率。 难挥发组分的回收率。,二、精馏段操作线方程 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 所以,令 回流比 则 精馏段操作线方程 显然，精馏段操作线为一直线。 三、提馏段操作线方程 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 提馏段操作线方程 显然，提馏段操作线为一直线。,1-5-3 进料热状况的影响,一、五种进料热状况 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,一、 进料热状况参

10、数 对加料板虚线范围进行物料衡算，得 对加料板虚线范围进行热量衡算，得 式中 相应物流的焓，kJ/kmol。 ，( ) 由于相邻两板的温度和浓度变化不大，所以可以假设 则 所以 代入式(2)： 所以,令 则 代入(1)式： 对冷液体， 三、提馏段操作方程的一般形式 将（3）式代入前面的提馏段操作方程，即得 四、q线方程（进料方程） 略去精馏段操作线方程 下标 和提馏段操作线方程 的下标和上标，得 两式相减，得 而,所以 q线方程 从q线方程的推导可知， q线为经过两操作线交点的一直线。 （设 为两相交直线，交点坐标为（x0,y0）， 则 将方程（1）、（2）线性组合，得 由式（3）、（4），得

11、 所以，方程（5）代表经过点（x0,y0）的直线束。 若选定，则方程（5）代表经过点（x0,y0）的一直线。 若（x0,y0）移动，则方程（5）代表经过点（x0,y0）的另一直线束。）,一、进料热状况对q线的影响 由 ， 得 冷液体 饱和液体 汽液混合物 饱和蒸汽 过热蒸汽 当时 ，,1-5-4 理论板层数的求法,设塔顶为全凝器， 则 又x1与y1成平衡， 由汽液平衡方程,得 由精馏段操作线方程 得 如此类推，就可以逐板计算，即 当计算得到的 时，则第n层板已是加料板。再往下计算，要用提馏段操作线方程，即 当计算得到的 时，就停止计算。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

12、板，因此总的理论板数就等于使用相平衡方程的次数减一。 二、图解法 1精馏段操作线的作法 略去精馏段操作线方程的下标，得 一点a： 截距b： 两点联线即得精馏段操作线。 a点代表塔顶用全凝器，,2q线的作法 q线方程为 一点e： 斜率 用点斜式即可作出q线。 3提馏段操作线方程的作法 略去精馏段操作线方程的下标和上标，得 d：q线与精馏段操作线的交点 另一点c： 两点联线即得提馏段操作线。 4. 图解法求理论板数的步骤 (1) 建立平面直角坐标系xOy。 (2) 在xOy中画出平衡线，并作对角线。 (3) 在xOy中画出精馏段操作线、q线和提馏段操作线。 (4) 从a点开始，在精馏段操作线与平衡

13、线之间作直角梯级，当梯级跨过d点时，则改在提馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，直至梯级的水平线达到或超过c点。 (5) 每个梯级在平衡线上的顶点代表一层理论板，跨过d点的顶点代表加料板，加料板顶点以上的顶点数即为精馏段的理论板数，加料板顶点及其以下顶点数减一，即为提馏段的理论板数。精馏段理论板数与提馏段理论板数之和为总理论板数。 水平线a1表示液体经第一层板后组成自xD减小到x1。 垂直线11表示蒸汽经第一层板后组成自y2增大到y1。 所以点1或梯级a11代表一层理论板。,三、适宜的进料位置 由于跨过d点后，更换操作线作梯级数最少，所以跨过d点的梯级顶点代表适宜的加 料板。,1-5-5 几种特

14、殊情况时理论板数的求法,一、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， 由总物料衡算，得 由易挥发组分的物料衡算，得 若恒摩尔流假定成立， 则 取 （一般情况）， 则 所以 ，（ ） 上式即为直接蒸汽加热时的提馏段操作线方程，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c(xw，xw)，但通过点g(xw，0)。联结qg点 ，即得直接蒸汽加热时的提馏段操作线。 二、多侧线的塔（略）,1-5-6 回流比的影响及其选择,一、全回流和最少理论板层数 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

15、况），则W = 0。（无精馏段和提馏段之分） 又 得 精馏段操作线与对角线重合 又由 得 提馏段操作线与对角线重合 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。 全回流时理论板数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 得 又由操作线方程 得 （对任一组分操作线方程都成立） 所以 所以,而 所以 类推 又由全凝器，得 令 几何平均挥发度 则 取对数 所以 对双组分溶液，略去下标，得 二、最小回流比 1图解法 设两操作线（与平衡线）交点d的坐标为（xq, yq），则精馏段操作线斜率为,而 所以 所以 所以 2. 解析法 设两

16、操作线与平衡线交点d的坐标为（xq, yq）， 则由相平衡方程 得 代入 得 整理,三、适宜回流比的选择 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。 由 知，当F、q、D一定时， 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：,1-5-7 简捷法求理论板层数,一、吉利兰图 吉利兰图 二、简捷法步骤,1-5-8 塔高和塔径的计算,一、塔高的计算 1单板效率EM（默弗里效率） 汽相单板效率 液相单板效率 2总塔效率E（全塔效率） 3等板高度和填料层高度 等板高度（HETP）：与一层理论板的传质作用相当的填料层高度。 填料层

17、高度=理论板数等板高度 二、塔径的计算 由 得 ，（ ）,1-5-9 连续精馏装置的热量衡算,一、冷凝器 由冷凝器的热量衡算 得 而 所以 冷却剂的耗量为 二、再沸器 由再沸器的热量衡算 得 而 所以 加热剂的耗量为,1-5-10 精馏塔的操作和调节,一、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 ，知当F、xF、xD、xW一定时，D、W被确定。而xD、xW由理论 板数 NT确定，NT又由xF、汽液平衡方程（）、R、q确定，所以D、W不能任意增减。 2.回流比的影响 3.进料组成和进料热状况的影响 二、精馏塔的产品质量控制和调节 生产上常用测量和控制灵敏板的温度来保证产品的质量。,

18、第六节 间歇精馏,特点：1不稳定过程。2只有精馏段 1-6-1 回流比恒定时的间歇精馏计算 一、确定理论板层数 1计算最小回流比和确定适宜回流比 已知：xF、xDm、xWe 设 xD1（ xDm） 则 （与连续精馏饱和液体（xF=x1）进料的精馏段一样） 从而 2图解法求理论板层数：同前述精馏段图解法求理论板层数 二、对具有一定理论板层数的精馏塔，确定操作过程中各瞬间的xD和xW的关系 恒回流比时，馏出液组成与釜液组成具有对应关系。 任意选定xDi，通过点（xDi，xDi）作斜率为R/(R+1)的操作线，在操作线与平衡线之间作梯级， 最后一个梯级达到的液相组成即为xWi。,三、对具有一定理论板层数的精馏塔，确定操作过程中xD（或xW）与釜液量W、馏出液D之间的关系 如图所设，在d时间内 对釜液所占范围进行总物料衡算， 则 对釜液所占范围进行易挥发组分的物料衡算， 则 所以 由上式可求出任一xD(xW)对应的W。再由总物料衡算可求D=F-W。 在一批操作时间内，对系统进行总物料衡算， 则 对系统进行易挥发组分的物料衡算， 则 解之 另外,1-5-