初步掌握精餾原理和塔板數(shù)的計算了解回流比對精餾操作的影響課件

1、初步掌握精餾原理和塔板數(shù)的計算2、了解回流比對精餾操作的影響3、了解精餾塔的基本結構和主要性能第一章蒸餾(distillation)基本要求重點難點精餾原理、塔板數(shù)的計算；回流比對精餾的影響連續(xù)精餾的基本原理和塔板數(shù)的計算

§1.1概述1．蒸餾傳質（masstransfer）過程：物質在相間的轉移過程稱為傳質（分離）過程化學工業(yè)中常見的傳質過程：通過加熱造成氣液兩相物系，利用物系中各組分揮發(fā)度不同的特性以實現(xiàn)分離的單元操作蒸餾、吸收、萃取、干燥2．蒸餾過程的分類1．按蒸餾方式簡單蒸餾平衡蒸餾精餾特殊精餾萃取精餾恒沸精餾2．按操作壓強常壓蒸餾加壓蒸餾減壓蒸餾

vapor-liquidphaseequilibrium§1.2兩組分溶液的氣液平衡1.2.1雙組分理想物系的氣液平衡理想物系：溶液中不同組分的分子間作用力和相同組分的分子間作用力完全相等。液相為理想溶液、氣相為理想氣體的混合物物系液相為理想溶液，遵循拉烏爾定律氣相為理想氣體，遵循道爾頓定律1）用飽和蒸氣壓表示氣液平衡關系的表示法拉烏爾定律：一定溫度下，理想溶液上方氣相中任意組分的分壓等于純組分在該溫度下的飽和蒸氣壓與它在溶液中的摩爾分數(shù)的乘積。A:易揮發(fā)組分，沸點低組分B:難揮發(fā)組分，沸點高組分y:氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；1-y:難揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)x:液相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；1-x:難揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)用飽和蒸氣壓表示的氣液平衡關系2）用相對揮發(fā)度表示某組分在氣相中的平衡分壓與該組分在液相中的摩爾分率之比某組分由液相揮發(fā)到氣相中的趨勢，是該組分揮發(fā)性大小的標志☆揮發(fā)度定義揮發(fā)度意義雙組分理想溶液☆相對揮發(fā)度定義溶液中易揮發(fā)組分揮發(fā)度與難揮發(fā)組分揮發(fā)度之比①α>1，表明A比B容易揮發(fā)，α越大，揮發(fā)度差別越大，越容易分離。②若α=1，y=x，說明氣液相組成相同，不能采用普通的精餾方法分離對揮發(fā)度的理解氣液平衡方程1.2.2兩組分理想溶液的氣液平衡相圖苯(A)和甲苯(B)的飽和蒸氣壓和溫度關系如表，試利用拉烏爾定律和相對揮發(fā)度分別計算苯-甲苯混合液在總壓101.33kPa下的氣液平衡數(shù)據(jù),溫度－組成圖t/℃80.184889296100104108110.8pAo/kPa101.3113.6130143.7160.6179.2199.3221.2233.0pBo/kPa39.344.460.667.666.774.683.393.9101.31）溫度－組成（t-x-y）圖t---y線，氣相組成與平衡溫度之間的關系。飽和蒸氣線，露點線t---x線，液相組成與平衡溫度之間的關系。飽和液相線，泡點線2）x-y圖（1）y>x（2）平衡線離對角線越遠，氣液兩相濃度差越大，溶液越易分離1.3.1平衡蒸餾（閃蒸）§1.3平衡蒸餾和簡單蒸餾操作過程：混合液經(jīng)加熱器升溫，使溫度高于分離器壓強下液體的沸點，通過減壓閥降壓進入分離器，此時過熱的液體混合物被部分汽化得到分離2．熱量衡算對加熱器熱量衡算原料液減壓進入分離器，物料放出的顯熱等于部分汽化所需潛熱原料液離開加熱器的溫度1.3.2簡單蒸餾（微分蒸餾）①得不到大量高純度的產(chǎn)品②釜液與蒸氣的組成都是隨時間而變化的，是一種非穩(wěn)態(tài)過程③只能進行初步分離，而且生產(chǎn)能力低，適合于當組分揮發(fā)度相差較大的情況。特點：※蒸餾---當生產(chǎn)上對產(chǎn)品的純度要求不高，只需要初步分離時采用的分離方法；※平衡、簡單蒸餾是單級分離過程→一次部分汽化→混合物部分分離※精餾是多級分離過程→多次部分汽化和部分冷凝→混合物幾乎完全分離※精餾---當產(chǎn)品的純度要求高，特別是在混合物揮發(fā)度比較接近時采用的分離方法。蒸餾與精餾的區(qū)別條件結果將原料液進入的層板稱為加料板，加料板以上的塔段，作用是把上升蒸氣中易揮發(fā)組分進一步提濃，稱為精餾段；加料板以下的塔段（包括加料板），其作用是從下降液體中提取易揮發(fā)組分，稱為提餾段1.4.2精餾操作流程1.恒摩爾氣流精餾段提餾段2.恒摩爾液流精餾段提餾段恒摩爾流：每層塔板的上升蒸氣的摩爾流量恒定,下降液體的摩爾流量也恒定。在精餾塔的塔板上氣液兩相接觸時，若有nkmol/h的蒸氣冷凝，相應有nkmol/h液體氣化。1.全塔物料衡算總物料：易揮發(fā)組分：F，D，W---原料液、餾出液、釜殘液摩爾流量,kmol/sxF，xD，xW---易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)1.6.2物料衡算與操作線方程塔頂易揮發(fā)組分的回收率：分離要求的表示方法（1）規(guī)定易揮發(fā)組分在餾出液和釜殘液的組成；（2）規(guī)定餾出液組成xD和塔頂易揮發(fā)組分回收率；（3）規(guī)定餾出液組成xD和塔頂采出率D/F（4）塔底難揮發(fā)組分的回收率在連續(xù)精餾塔中分離苯－甲苯混合液。已知原料液流量為10000kg/h,苯的組成為40％（質量）。要求餾出液組成為97％，釜殘液組成為2％。試求餾出液和釜殘液的流量（kmol/h）及餾出液中易揮發(fā)組分的回收率？苯的摩爾質量為78kg/kmol;甲苯的摩爾質量為92kg/kmol2.精餾段操作線方程總物料易揮發(fā)組分回流比①物理意義：n板下降的液相組成與相鄰的n+1板上升蒸氣組成之間的關系②由恒摩爾流的假定，L為定值，且連續(xù)定態(tài)操作中D和xD也是定值，R是常量,直線方程3.提餾段操作線方程總物料：易揮發(fā)組分：②根據(jù)恒摩爾流的假定，L’為定值，且連續(xù)定態(tài)操作中W和xW也是定值，是直線方程①物理意義：m板下降的液相組成與相鄰的m+1板上升蒸氣組成之間的關系在某兩組分連續(xù)精餾塔中，精餾段內(nèi)自第n層理論板下降的液相組成為0.66（易揮發(fā)組分摩爾分數(shù)），進入該板的氣相組成為0.76，塔內(nèi)氣液摩爾流量比V/L=2，物系的相對揮發(fā)度為2.6，試求R、yn、xn-1物料衡算：熱量衡算：一、進料熱狀況參數(shù)1.6.3進料熱狀態(tài)的影響令：q:進料熱狀況參數(shù)精餾段和提餾段的氣、液相流量與進料量及進料熱狀況參數(shù)之間的基本關系提餾段操作線方程例題1-6二、進料熱狀況：(1)溫度低于泡點的冷液體；(2)泡點溫度的飽和液體；(3)溫度介于泡點和露點之間的氣液混合物；(4)露點溫度的飽和蒸氣；(6)溫度高于露點的過熱蒸氣。進料熱狀況影響L、L’及V、V’之間的關系L’包括三部分:①L;②F;③因原料溫度低于加料板上氣液溫度，故原料進入加料板后將一部分從提餾段上升蒸氣冷凝下來（1）冷液進料：（2）飽和液體進料原料進入加料板后全部以原來液體的狀況進入提餾段原料含有一部分液體（往下流），一部分氣體（上升）（3）氣液混合物進料（4）飽和蒸氣進料原料進入加料板后全部以原來氣體的狀況上升因原料溫度高于加料板上氣液溫度，故原料進入加料板后勢必將原塔內(nèi)下降的液體加熱氣化上升。（6）過熱蒸氣進料例1－8分離例1－6中的苯－甲苯混合液，若進料為飽和液體，R=3.6,試求提餾段操作方程，截距和斜率例1－9分離例1－8中的苯－甲苯混合液，若將進料熱狀態(tài)變?yōu)?0℃的冷液體，試求提餾段的上升蒸氣流量和下降液體流量。已知操作條件下苯的汽化熱為389kJ/kg，甲苯的汽化熱為360kJ/kg，原料液的平均比熱容為168kj/(kmol.℃)。苯－甲苯混合液的氣液平衡數(shù)據(jù)見圖。原料液的平均氣化熱1.6.4理論塔板數(shù)的求法1.逐板計算法

精餾段第一塊（全凝）第一板上升的蒸氣被全部冷凝并在泡點下回流，故塔頂餾出液組成及回流液組成與第一層板的上升蒸氣相同第二塊……....離開每層理論板的氣液相平衡第n塊加料板屬于提餾段，故精餾段所需塔板數(shù)為(n-1)……....再沸器相當一塊理論板,提餾段所需板數(shù)(m-1)提餾段：……精餾塔所需的總理論板數(shù)2.梯級圖解法2.1在x-y坐標圖上作出平衡曲線和對角線2.2在x-y坐標圖上作出操作線(1)精餾段操作線的作法精餾段操作線精餾段操作線(2)提餾段操作線的作法(3)q線方程精餾段操作線與提餾段操作線交點的軌跡方程畫q線方程q線方程，進料方程過e點作斜率為q/(q-1)的直線ef，即為q線ef(4)進料熱狀況對q線及操作線的影響進料熱狀況q值q線的斜率q/(q-1)冷液體>1+飽和液體1∞氣、液混合物0<q<1-飽和蒸氣00過熱蒸氣<0+q線在x-y圖上的位置2.3圖解方法圖解法求理論板數(shù)2.4適宜的進料位置進料位置不當，將使理論板數(shù)增多。實際操作中，進料位置過高，餾出液中難揮發(fā)組分含量增高；反之進料位置過低，使釜殘液中易揮發(fā)組分含量增高離開該板的液相組成x≤xd，如上圖中的4塊塔板為最優(yōu)加料位置最優(yōu)加料板位置的確定：例1－10在常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯－甲苯混合液。已知原料液流量為116.6kmol/h,苯的組成為0.44（摩爾分數(shù)）。要求餾出液組成為0.976，釜殘液組成為0.0236，回流比為3.6，相對揮發(fā)度為2.47,塔頂采用全凝器，泡點下回流。塔釜采用間接蒸汽加熱，試用逐板計算法求理論板數(shù)。例1－11在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯－甲苯混合液，試用圖解法求理論板數(shù)（1）在直角坐標上利用平衡方程繪制平衡曲線及對角線；（2）在對角線上定點a（0.976,0.976），在y軸上截距為：在y軸上定出點b，連接ab即為精餾段方程（3）在對角線上定點e（0.44,0.44）,過點e作斜率為3.76的直線ef，即為q線。與精餾段操作線相交于點d（4）在對角線上定點c（0.0236,0.0236），連接cd，該直線即為提餾段操作線自點a開始在平衡線和精餾段操作線間由水平線和垂直線所構成的梯級，當梯級跨過點d后更換操作線，即在平衡線和提餾段操作線間畫梯級，直到梯級達到或跨過點c為止1.6.6回流比的影響及其選擇回流比有兩個極限值，上限是全回流（塔頂上升蒸氣經(jīng)冷凝后全部回流至塔內(nèi)），下限為最小回流比回流比：1.全回流和最少理論板層數(shù)全回流時，操作線距平衡線最遠，表示塔內(nèi)氣液兩相間的傳質推動力最大，因此達到給定分離任務所需理論板數(shù)最少，最少理論板數(shù)Nmin精餾段操作線與對角線重合操作線方程：提餾段操作線與對角線重合理論板數(shù)：芬斯克方程全塔平均相對揮發(fā)度，可取塔頂和塔底的平均值全回流時最小理論板層數(shù)（不包括再沸器）最小理論塔板數(shù)的圖解法當回流比減少到某一極限值時，兩條操作線的交點d落在相平衡線上，此時梯級無法跨過d，所需的理論塔板數(shù)為無窮大，這時的回流比稱為最小回流比Rmin２.最小回流比當回流比小于Rmin,操作線和q線的交點落在平衡線外，精餾操作無法完成最小回流比的求法（1）作圖法（2）解析法飽和液體進料飽和蒸氣進料3.最適宜回流比的選擇?實際回流比視具體情況選定?一般原則：1.6.6簡捷法求理論板層數(shù)1．吉利蘭（Gilliland）圖R、Rmin、N、Nmin的關聯(lián)圖吉利蘭圖應用條件:組分數(shù)：2~11；進料熱狀況：6Rmin=0.63~7.0；相對揮發(fā)度：1.26~4.06理論板層數(shù)：2.4~43.1李德（Liddle）回歸方程適用條件：2．簡捷法求理論板層數(shù)的步驟①計算Rmin，選擇R④確定進料板位置②計算Nmin③計算橫坐標（R-Rmin）/（R+1）→縱坐標（N-Nmin）/（N+2）→算出理論板層數(shù)例題1-81.6.8塔高和塔徑的計算1．塔高的計算1）板式塔有效高度的計算實際板層數(shù)板間距有效高度，不包括塔釜和塔頂空間高度2）塔板效率反映實際塔板的氣、液兩相傳質的完善程度（1）總板效率（全塔效率）：達到指定分離效果所需理論板層數(shù)與實際板層數(shù)的比值理論板層數(shù)實際板層數(shù)影響塔板效率的因素（1）物系性質（2）塔板結構（3）操作條件塔板效率估算方法（2）經(jīng)驗計算法：奧康奈爾（O’connell）（1）全面考慮傳質和流體力學因素的影響，從點效率計算出發(fā)，逐步推算出板效率塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度（2）單板效率（默弗里Murphree板效率）：指氣相或液相經(jīng)過一層塔板前后的實際組成變化與經(jīng)過該層塔板前后理論變化的比值按氣相組成變化表示的單板效率按液相組成變化表示的單板效率（3）點效率（Eo）：指塔板上各點局部效率氣相點效率2．塔徑的計算1）精餾段Vs的計算若精餾操作壓強較低時，氣相可視為理想氣體混合物2）提餾段Vs’的計算1.6.9連續(xù)精餾裝置的熱量恒算和節(jié)能1.冷凝器冷卻介質消耗量加熱介質消耗量2.再沸器3.精餾過程的節(jié)能1）選擇經(jīng)濟合理的回流比，首要因素2）回收精餾裝置的余熱3）對精餾過程進行優(yōu)化控制1.6.10精餾塔的操作和調(diào)節(jié)1.影響精餾操作的主要因素保持精餾操作的條件：1）塔壓穩(wěn)定；2）進、出塔系統(tǒng)的物料量平衡和穩(wěn)定；3）進料組成和熱狀態(tài)穩(wěn)定；4）回流比恒定；6）再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定；6）塔系統(tǒng)