《化工原理》下册+第一章蒸馏讲课教案.ppt

化工原理,下册,天大电子出版社,2,通过本章学习，应掌握两组分理想物系的气液平衡关系、平衡蒸馏与简单蒸馏、精馏的原理与流程和两组分连续精馏的基本计算方法；了解间歇精馏与特殊精馏过程。,学习目的与要求,第1章蒸馏,3,1.1概述,1.1.1蒸馏的原理与应用,第1章蒸馏,4,分离物系：,形成两相体系的方法：,传质原理：,示例：,液体混合物,部分汽化和冷凝,各组分挥发度不同,丙酮与水的分离,（液相气相）,一、蒸馏过程的原理,蒸馏,5,1.液体混合物分离,二、蒸馏过程的应用,混合芳烃蒸馏可得到苯、甲苯及二甲苯等。,2.气体混合物分离,空气液化蒸馏可得到纯态的液氧和液氮等。,3.固体混合物分离,固体脂肪酸加热融化后用蒸馏方法分离。,加压液化,加热熔化,6,二、蒸馏过程的应用,炼油生产装置,7,二、蒸馏过程的应用,乙烯生产装置,8,二、蒸馏过程的应用,己内酰胺生产装置,9,二、蒸馏过程的应用,丙烯腈生产装置,10,1.1概述,1.1.1蒸馏的原理与应用,1.1.2蒸馏的特点与分类,第1章蒸馏,11,通过蒸馏分离，可以直接获得所需要的产品。,一、蒸馏分离的特点,蒸馏过程适用于各种浓度混合物的分离。,蒸馏操作耗能较大，节能是个值得重视的问题。,蒸馏分离具有以下特点：,适用范围广，可分离液态、气态或固态混合物。,12,按蒸馏操作方式分类,蒸馏,按蒸馏操作流程分类,二、蒸馏过程的分类,简单蒸馏,平衡蒸馏,精馏,特殊精馏,蒸馏,间歇蒸馏,连续蒸馏,按物系中组分数目分类,蒸馏,两组分蒸馏,多组分蒸馏,按操作压力分类,蒸馏,常压蒸馏,加压蒸馏,减压蒸馏,13,1.2两组分溶液的气液平衡,1.2.1两组分理想物系的气液平衡,第1章蒸馏,14,一、气液平衡相图,1.温度组成图,在恒定的总压下，溶液的平衡温度随组成而变，将平衡温度与液（气）相的组成关系标绘成曲线图，该曲线图即为温度一组成图。,txy图,15,苯甲苯混合液的txy图,气相线,液相线,液相区,气相区,两相区,泡点,露点,16,2.气液相组成图,气液相组成图直观地表达了在一定压力下，处于平衡状态的气液两相组成的关系，在蒸馏计算中应用最为普遍。,xy图,一、气液平衡相图,17,D,苯甲苯混合液的xy图,平衡线,对角线,平衡线与对角线之间的距离越大,分离越容易,x1与y1互成平衡,18,1.拉乌尔定律,二、两组分气液平衡关系式,当理想溶液气液两相呈平衡时，溶液上方组分的分压与溶液中该组分的摩尔分数成正比。,拉乌尔定律,19,整理，得,溶液上方的总压p等于各组分的分压之和,气液平衡时液相组成与平衡温度间的关系,安托尼方程,泡点方程,二、气液平衡关系式,20,二、气液平衡关系式,2.以平衡常数表示的气液平衡方程,设平衡的气相遵循道尔顿分压定律，即,令,平衡常数,则,21,二、气液平衡关系式,代入泡点方程，得,将,气液平衡时气相组成与平衡温度间的关系,露点方程,22,二、气液平衡关系式,3.以相对挥发度表示的气液平衡方程,对于理想物系，有,(1)挥发度,挥发度,23,二、气液平衡关系式,(2)相对挥发度,对于理想物系，有,相对挥发度,相对挥发度,24,二、气液平衡关系式,由道尔顿分压定律，有,(3)以相对挥发度表示的气液平衡方程,25,蒸馏操作1，值愈大，分离愈容易。,二、气液平衡关系式,略去下标，经整理可得,讨论：,若=1，不能用普通蒸馏方法分离。,以相对挥发度表示的气液平衡方程,26,1.计算气液平衡组成,已知p、t,求xy关系,t,Ki,给定xi,yi,列表,三、气液平衡方程的应用,27,课外资料：气液平衡数据获取途径,1.由安托尼方程求取,2.由手册查得,权威的气液平衡数据手册GmehlimgJ,etal.Vapor-LiquidEquilibriumDataCollection,3.由实验测定,安托尼方程,28,1.2两组分溶液的气液平衡,1.2.1两组分理想物系的气液平衡,1.2.2两组分非理想物系的气液平衡(选读),1.3平衡蒸馏和简单蒸馏,1.3.1平衡蒸馏,第1章蒸馏,29,一、平衡蒸馏装置,将混合液在压力p1下加热，然后通过减压阀使压力降低至p2后进入分离器。过热液体混合物在分离器中部分汽化，将平衡的气、液两相分别从分离器的顶部、底部引出，即实现了混合液的初步分离。,平衡蒸馏的原理,平衡蒸馏为单级蒸馏操作。,闪蒸,30,平衡蒸馏装置简图,1加热器,2减压阀,3分离器,31,二、平衡蒸馏过程的计算,1.物料衡算,总物料衡算,易挥发组分物料衡算,气相产品的流量为,1加热器2加压阀3分离器,32,设,则,整理得,直线方程,斜率,过点,液化率,汽化率,平衡蒸馏中气液相组成的关系式,二、平衡蒸馏过程的计算,33,2.气液平衡关系,平衡蒸馏中，气液两相处于平衡状态，即两相温度相等，组成互为平衡。,在平衡蒸馏中，气液组成关系同时满足平衡方程与物料衡算方程。,二、平衡蒸馏过程的计算,注意,34,3.热量衡算,对加热器作热量衡算，忽略热损失，得,对减压阀和分离器作热量衡算，忽略热损失，得,整理得,二、平衡蒸馏过程的计算,35,1.3平衡蒸馏和简单蒸馏,1.3.1平衡蒸馏,1.3.2简单蒸馏,第1章蒸馏,36,一、简单蒸馏装置,原料液在蒸馏釜中通过间接加热使之部分汽化，产生的蒸气进入冷凝器中冷凝，冷凝液作为馏出液产品排入接受器中。在一批操作中，馏出液可分段收集，以得到不同组成的馏出液。,简单蒸馏为间歇、单级蒸馏操作。,微分蒸馏,37,简单蒸馏装置简图,1蒸馏釜,2冷凝器,3接受器,38,三、简单蒸馏过程的计算,简单蒸馏为非稳态过程。因此，简单蒸馏的计算应该进行微分衡算。,设在某瞬间,釜液量为L，kmol,釜液组成为x,经时间,釜液量为L-dL，kmol,釜液组成为x-dx,馏出量dD，kmol,馏出组成为y,39,总物料衡算,易挥发组分衡算,联立以上两式，并略去二阶无穷小量，得,三、简单蒸馏过程的计算,40,设,积分,得,简单蒸馏过程物料衡算关系,初始时，釜液量为F，组成为xF。,结束时，釜液量为W，组成为xW。,三、简单蒸馏过程的计算,41,设气液平衡关系为,积分，可得,三、简单蒸馏过程的计算,42,联立得,馏出液的平均组成,三、简单蒸馏过程的计算,馏出液的平均组成可通过一批操作的物料衡算求得,43,1.4精馏原理和流程,1.4.1精馏过程原理和条件,第1章蒸馏,44,蒸馏的操作和结果以苯-甲苯混合液为例，右图为其装置和流程简图，其t-x-y相图如图所示。将组成为xF、温度为t1的混合液加热到t3，使其部分汽化，并将气相与液相分开，则所得的气相组成为y3,液相组成为x3。可以看出，y3xFx3。,t/C,x(y),0,1.0,露点线,泡点线,x3,y3,xf,45,多次部分汽化和冷凝的txy图,A,B,46,一、多次部分汽化和冷凝,平衡蒸馏,简单蒸馏,单级过程,精馏,多级过程,液体混合物的初步分离,进行一次部分汽化,比较,进行多次部分汽化和冷凝,实现液体混合物的完全分离,47,若将第1级溶液部分气化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝,然后再将冷凝液在第2级中部分气化,此时所得气相组成为y2，y2y1,这种部分气化的次数（级数）愈多,所得到的蒸汽浓度也愈高,最后几乎可得到纯态的易挥发组分.,图1-3多次部分气化的分离示意图,1.过程分析,上述的气液相浓度变化情况可以从图中清晰地看到.因此,同时多次地进行部分气化是使混合物得以完全分离地必要条件.,48,1.4精馏原理,（1）分离过程得到许多中间馏分，如图中的组成为x1.x2等液相产品，因此最后纯产品的收率就很低；（2）设备庞杂，能量消耗大。,不难看出,图1-3所示的流程在工业上是不能采用的,因其存在以下两个问题：,49,今以图1-3中的第3级为例，由图1-4可知，x2y1x3，而x2x3y2，-在x2和y2之间存在y1和x3.如果冷凝和气化的温度选择恰当，可使y1和x3较为接近。这样，若将第3级中产生的中间产品x3与第2级的料液y1相混合,.，其结果不但消除了中间产品，且提高了最后产品的收率。传质,1.4精馏原理,同时，由图还可以看出，当第1级所产生的蒸气y1与第3级下降的液体x3直接混合时，由于液相温度t3低于气相温度t1，因此高温的蒸气y1（潜热）将加热低温的液体x3，而使液体部分气化，蒸气自身则被部分冷凝。传热,50,从图1-5可知，将每一级中间产品返回到下一级中，不仅可以提高产品的收率，而且是过程进行的必不可少条件。因此每级都需有回流液。,2.实现精馏操作的条件,51,1.4精馏原理,对增浓难挥发组分来说，道理是完全相同的。进入最低1级的难挥发组分(最高浓度)的蒸气只能有最低一级下降的液体部分气化而得到，此时气化的热量由加热器（称为再沸器）供给。在再沸器中，溶液的部分气化而产生上升蒸气(又称:气相回流)，如同塔顶回流一样，是精馏连续稳定操作的另一个必要条件。,对于最上一级（图1-5中第3级）而言，将y3冷凝后不是全部作为产品，而把其中一部分返回与y2相混合是最简单的回流方法。通常，将部分产品引回设备的操作称为回流。回流是保证精馏过程连续稳定操作的必要条件之一。,52,二、精馏塔模型,上述的多次部分汽化和冷凝过程是在精馏塔内进行的。,精馏塔,板式塔：,塔内装有若干层塔板,填料塔：,塔内装有一定高度的填料层,53,精馏塔模型,塔板上的操作情况,54,塔板操作分析,tn-1tntn+1,yn+1ynyn-1,xn+1xnxn-1,55,1.4精馏原理和流程,1.4.1精馏过程原理和条件,1.4.2精馏操作流程,第1章蒸馏,56,连续精馏装置示意图,精馏段,提馏段,57,二、间歇精馏操作流程,与连续精馏不同之处是：原料液一次加入精馏釜中，因而间歇精馏塔只有精馏段而无提馏段。在精馏过程中，精馏釜的釜液组成不断变化，在塔底上升蒸气量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液的组成也逐渐降低。当釜液达到规定组成后，精馏操作即被停止。,58,间歇精馏装置示意图,1精馏塔,2再沸器,3全凝器,4观察罩,5储槽,59,思考题,1.平衡蒸馏的原理是什么？2.精馏原理是什么，精馏与简单蒸馏有何不同？3.塔顶液体回流和塔底上升蒸气流的作用如何？,练习题目,作业题:4,60,1.5两组分连续精馏的计算,1.5.1计算的基本假定,第1章蒸馏,61,一、理论板的假定,用作衡量实际板分离效率的依据和标准。通常，在工程设计中，先求得理论板层数，再用塔板效率予以校正，即可求得实际塔板层数。,离开该板的气液两相互成平衡；,塔板上各处的液相组成均匀一致。,理论板的概念,理论板提出的意义,62,1.恒摩尔气流,精馏段,提馏段,注意：两段上升的气相摩尔流量不一定相等。,二、恒摩尔流假定,精馏段中上升蒸气摩尔流量,提馏段中上升蒸气摩尔流量,63,2.恒摩尔液流,精馏段,提馏段,注意：两段下降的液相摩尔流量不一定相等。,精馏段中下降液体摩尔流量,提馏段中下降液体摩尔流量,二、恒摩尔流假定,64,恒摩尔流动的假定成立的条件,恒摩尔流动虽是一项简化假设，但某些物系能基本上符合上述条件，因此，可将这些系统在精馏塔内的气液两相视为恒摩尔流动。后面介绍的精馏计算均是以恒摩尔流为前提的。,混合物中各组分的摩尔汽化潜热相等；,塔设备保温良好，热损失可以忽略。,二、恒摩尔流假定,65,1.5两组分连续精馏的计算,1.5.1计算的基本假定,1.5.2物料衡算和操作线方程,第1章蒸馏,66,一、全塔物料衡算,精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品和塔底产品)的流量、组成之间的关系可通过全塔物料衡算来确定。,精馏塔的物料衡算,原料液,馏出液,釜残液,67,总物料衡算,易挥发组分衡算,馏出液采出率,易挥发组分回收率,难挥发组分回收率,一、全塔物料衡算,68,二、操作线方程,在精馏段中，任意塔板（n板）下降的液相组成xn与由其下一层塔板（n+1板）上升的蒸气组成yn1之间的关系称为操作关系，描述该关系的方程称为精馏段操作线方程。,1.精馏段操作线方程,精馏段的物料衡算,69,总物料衡算,易挥发组分衡算,整理得,令,则,精馏段操作线方程,回流比,精馏段操作线方程,二、操作线方程,70,根据恒摩尔流假定，L为定值，且在稳态操作时，D及xD为定值，故R也是常量。精馏段操作线方程为一直线方程。,直线方程,斜率,截距,二、操作线方程,71,在提馏段中，任意塔板（m板）下降的液相组成与由其下一层塔板（m+1板）上升的蒸气组成之间的关系称为操作关系，描述它们间关系的方程称为提馏段操作线方程。,2.提馏段操作线方程,提馏段的物料衡算,二、操作线方程,72,总物料衡算,易挥发组分衡算,整理得,提馏段操作线方程,二、操作线方程,73,根据恒摩尔流假定，为定值，且在稳态操作时，W及xW为定值。提馏段操作线方程为一直线方程。,直线方程,斜率,截距,二、操作线方程,74,1.5两组分连续精馏的计算,1.5.1计算的基本假定,1.5.2物料衡算和操作线方程,1.5.3进料热状况的影响,第1章蒸馏,75,一、精馏塔的进料热状况,精馏塔五种进料热状况,精馏塔的进料热状况,冷液进料,饱和液体进料（泡点进料）,气液混合物进料,饱和蒸气进料（露点进料）,过热蒸气进料,76,1.冷液进料,冷液进料,冷液进料,一、精馏塔的进料热状况,77,2.饱和液体（泡点）进料,饱和液体进料,饱和液体进料,一、精馏塔的进料热状况,78,3.气液混合物进料,气液混合物进料,气液混合物进料,一、精馏塔的进料热状况,79,4.饱和蒸气（露点）进料,饱和蒸气进料,饱和蒸气进料,一、精馏塔的进料热状况,80,5.过热蒸气进料,过热蒸气进料,过热蒸气进料,一、精馏塔的进料热状况,81,二、进料热状况参数,1.进料热状况参数的定义,为了定量地分析进料量及其热状况对于精馏操作的影响，现引入进料热状况参数的概念。,进料板的物料衡算和热量衡算,82,物料衡算,热量衡算,设,二、进料热状况参数,83,进料热状况参数,则,整理得,令,二、进料热状况参数,84,2.进料热状况参数对提馏段操作线方程的影响,由,则,二、进料热状况参数,提馏段操作线方程,85,由,冷液进料,泡点进料,气液混合物进料,露点进料,过热蒸气进料,二、进料热状况参数,86,1.5两组分连续精馏的计算,1.5.1计算的基本假定,1.5.2物料衡算和操作线方程,1.5.3进料热状况的影响,1.5.4理论板层数的求法,第1章蒸馏,87,一、逐板计算法,逐板计算法通常从塔顶开始，计算过程中依次使用平衡方程和操作线方程，逐板进行计算，直至满足分离要求为止。,（a),（b),（c),平衡方程,操作线方程,88,逐板计算法示意图,89,塔顶采用全凝器,由y1=xD,(a),x1,y2,x2,y3,xFxn（泡点进料）,进料板NF：第n层,(b),(a),(a),(a),(b),精馏段理论板层数：n-1（进料板算在提馏段）,一、逐板计算法,90,由=xn,xW,总理论板层数NT：nm-2（不包括再沸器）,(a),(a),(a),(c),(c),(c),提馏段理论板层数：m-1（不包括再沸器）,一、逐板计算法,91,二、梯级图解法,梯级图解法又称麦克布蒂利法，简称MT法。,1.操作线的作法,用图解法求理论板层数时，需先在xy图上作出精馏段和提馏段的操作线。作图时，先找出操作线与对角线的交点，然后根据已知条件求出操作线的斜率（或截距），即可作出操作线。,92,xD,a,b,xW,c,d,精馏塔的操作线,g,93,提馏段操作线的截距数值很小，因此提馏段操作线不易准确作出，且这种作图法不能直接反映进料热状况的影响。故提馏段操作线通常按以下方法作出：先确定提馏段操作线与对角线的交点c，再找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点d，直线cd即为提馏段操作线。,二、梯级图解法,94,由,在交点处两式中的变量相同，略去有关变量的上下标，经整理得,又,q线方程或进料方程,二、梯级图解法,95,与对角线联立解得交点e。过点e作斜率为q/(q-1)的直线与精馏段操作线交于点d，连接cd即得提馏段操作线。,直线方程,斜率,截距,二、梯级图解法,96,操作线的作法,xD,a,b,xW,c,xF,e,截距,斜率,f,d,97,2.梯级图解法求理论板层数,自对角线上的点a开始，在精馏段操作线与平衡线之间作由水平线和铅垂线构成的阶梯，当阶梯跨过两操作线的交点d时，改在提馏段操作线与平衡线之间绘阶梯，直至阶梯的垂线达到或跨过点c为止。,二、梯级图解法,98,xD,a,b,xW,c,xF,e,f,d,1,2,3,4,5,NT=4（不包括再沸器）；NT=5（包括再沸器）；NF=3,99,例常压下用连续精馏塔分离含苯44%的苯一甲苯混合物.进料为泡点液体，进料流率取100kmol/h为计算基准。要求馏出液中含苯不小于94%.釜液中含苯不大于8%(以上均为摩尔百分率).设该物系为理想溶液相对挥发度为2.47.塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为3.试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。,解：由全塔物料衡算：FDW;FxFDxDWxW将已知值代入,可解得D41.86kmol/h;W=58.14kmol/h,提馏段操作方程为:,精馏段操作方程为:,泡点液体进料时q=1,相平衡方程为,100,对于泡点进料,xF=xq=0.44设由塔顶开始计算(从上往下)，第1块板上升蒸气组成y1=xD=0.94.第1块板下降液体组成x1由相平衡方程式计算:,故第5板为进料板;习惯上,将进料板包括在提馏段内,故精馏段有4块理论塔板.自第5块开始,应改用提馏段操作方程式.由xn求下一板上升蒸汽组成yn+1.,第2板上升蒸汽组成由精馏段操作方程计算,第2板下降液体组成由相平衡方程计算，可得,如此逐级往下计算，可得,故所求的总塔板数为9块（包括再沸器）。,101,3.适宜的进料位置,进料位置对应于两操作线交点d所在的梯级，这一位置即为适宜的进料位置。,适宜的进料板位置,二、梯级图解法,102,4.进料热状况对理论板层数的影响,进料热状况参数q值不同，q线的斜率也就不同，q线与精馏段操作线的交点d随之而变动，从而影响提馏段操作线的位置，进而影响所需的理论板层数。,二、梯级图解法,103,进料热状况对q线的影响,进料热状况,q值,q/(q-1),q线的形状,冷液进料,泡点进料,气液混合物进料,露点进料,过热蒸气进料,二、梯级图解法,104,进料热状况对理论板层数的影响,q值越大，进料温度越低，平衡线与操作线距离越远，所需的理论板层数越少。,105,1.为什么说理论板是一种假定？理论板的引入在精馏计算中有何重要意义？2.恒摩尔流假定的内容是什么？3.操作线表示何种关系？它是如何获得的？4.进料热状况参数有何物理意义？,练习题目,思考题,作业题:5、6、7,106,1.5两组分连续精馏的计算,1.5.4理论板层数的求法,1.5.5回流比的影响及其选择,第1章蒸馏,107,1.全回流和最少理论板层数,(1)全回流的概念,若上升至塔顶的蒸气经全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔内，该回流方式称为全回流。,全回流,精馏的开工阶段。,一、全回流和最小回流比,全回流的应用,108,操作线的斜率和截距分别为,全回流操作时不向塔内进料，也不从塔内取出产品，全塔无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二为一。,操作线与对角线重合，操作线方程为,一、全回流和最小回流比,109,(2)最少理论板层数,回流比愈大，完成一定的分离任务所需的理论板层数愈少。当回流比为无限大，两操作线与对角线重合，此时，操作线距平衡线最远，气液两相间的传质推动力最大，因此所需理论板层数最少，以Nmin表示。,一、全回流和最小回流比,110,xD,xW,xF,回流比与理论板层数的关系,R越大NT越少,R1,R2,R3,111,Nmin用芬斯克(Fenske)方程式计算，芬斯克方程式通过逐板计算法推得。,由气液平衡方程得,操作线方程为,一、全回流和最小回流比,112,对于塔顶全凝器,第1层理论板的气液平衡关系为,第1层和第2层理论板之间操作关系为,所以,一、全回流和最小回流比,113,第2层理论板的气液平衡关系为,则,重复上述的计算过程，直至塔釜（塔釜视作第N+1层理论板）为止，可得,一、全回流和最小回流比,114,令,对于全回流操作，N=Nmin,几何平均,一、全回流和最小回流比,115,对两组分物系，略去下标A、B,注意,芬斯克方程式,求得的最小理论板层数不含再沸器。,为全塔平均相对挥发度,一、全回流和最小回流比,116,2.最小回流比,(1)最小回流比的概念,对于一定分离任务，减小操作回流比，两操作线向平衡线靠近，所需理论板层数增多。当回流比减小到某一数值，两操作线的交点d落到平衡线上时，若在平衡线与操作线之间绘阶梯，将需要无穷多阶梯才能到达点d，相应的回流比即为最小回流比，以Rmin表示。,一、全回流和最小回流比,117,xD,xW,xF,R1,R2,夹紧区,夹紧点,最小回流比,斜率,xq,yq,g,118,(2)最小回流比的求法,1）作图法,最小回流比计算式,一、全回流和最小回流比,119,非正常平衡曲线最小回流比的求法,一、全回流和最小回流比,120,2)解析法,泡点进料,露点进料,一、全回流和最小回流比,121,二、适宜回流比的选择,分离任务一定,R,操作费用,设备费用,塔径,能耗,R,设备费用,塔高,理论板数,122,适宜回流比的选择,1操作费用2设备费用3总费用,123,选择适宜的回流比需进行经济权衡，根据生产实践经验，取,统计表明，实际生产中的操作回流比以下列范围使用较多：,适宜回流比计算式,二、适宜回流比的选择,124,思考题,作业题:8,1.进料量对理论板层数有无影响，为什么？2.全回流操作的特点是什么，有何实际意义？3.回流比如何计算，对理论板层数有何影响？,练习题目,125,1.5两组分连续精馏的计算,1.5.5回流比的影响及其选择,1.5.6简捷法求理论板层数,第1章蒸馏,126,一、吉利兰(Gilliland)关联图,精馏塔理论板层数除了可用前述的逐板计算法和图解法求算外，还可用简捷法计算。通常采用的简捷法为吉利兰关联图。,吉利兰关联图,127,二、求理论板层数的步骤,先按设计条件求出最小回流比Rmin，并选择操作回流比R。,计算全回流下的最少理论板层数Nmin。,利用吉利兰关联图，计算全塔理论板层数N。,用精馏段的最小理论板层数Nmin1代替全塔的Nmin，确定适宜的进料板位置。,简捷法求理论板层数的步骤,128,由芬斯克方程式,二、求理论板层数的步骤,m1为精馏段平均相对挥发度,129,1.5两组分连续精馏的计算,1.5.5回流比的影响及其选择,1.5.6简捷法求理论板层数,1.5.7几种特殊情况下理论板层数的求法(自学),第1章蒸馏,130,1.5两组分连续精馏的计算,1.5.5回流比的影响及其选择,1.5.6简捷法求理论板层数,1.5.7几种特殊情况下理论板层数的求法（自学）,1.5.8塔高的计算（自学）,1.5.9连续精馏装置的热量衡算和节能（自学）,第1章蒸馏,131,1.5两组分连续精馏的计算,1.5.8塔高和塔径的计算,1.5.9连续精馏装置的热量衡算和节能,1.5.10精馏塔的操作和调节（自学）,第1章蒸馏,132,精馏塔的操作和调节（自学）,物料平衡对精馏操作的影响和制约。塔顶回流对精馏操作的影响和制约。进料组成和热状况对精馏操作的影响和制约。精馏产品的质量控制和调节。,自学提纲,133,1.5两组分连续精馏的计算,1.6间歇精馏,1.7恒沸精馏和萃取精馏,1.7.1恒沸精馏,第1章蒸馏,134,恒沸精馏与萃取精馏,具有恒沸点或相对挥发度接近1的物系，不宜采用普通精馏方法分离。方法一：采用萃取、吸附以及膜分离等其它分离方法。方法二：采用特殊精馏，添加第三组分，提高原溶液各组分间的相对挥发度，使难以用精馏分离的物系变得易于分离。根据第三组分性质和作用不同，特殊精馏可分为恒沸精馏和萃取精馏。第三组分使物系组分数增加，操作流程更复杂，一般不再是单塔操作。为了回收第三组分，采用特殊精馏与普通精馏或液-液萃取联合流程。,135,恒沸精馏,第三组分与原溶液中的一个组分形成恒沸物，原有组分间的相对挥发度增大，使该溶液能用一般精馏方法分离。第三组分称为恒沸剂或挟带剂。,恒沸精馏中合适挟带剂的选用：（1）恒沸物恒沸点与溶液中纯组分沸点有相当差值，一般不小于10。（2）恒沸物易分离，以便回收挟带剂，挟带剂含量越少操作费用越省。（3）热稳定性、腐蚀性、毒性、价格等因素。,136,恒沸精馏举例,工业酒精恒沸精馏（用苯作恒沸剂）制取无水酒精。苯-水二元恒沸物（恒沸点78.15，乙醇摩尔分率为0.894）,三元恒沸物：苯：0.539乙醇：0.228水：0.233沸点：64.85,上层苯相苯：0.745乙醇：0.217少量水下层水相苯：0.0428乙醇：0.35其余为水,137,萃取精馏也是向原料液中加入第三组分，称为萃取剂。加入的萃取剂一般沸点较高、且不与原溶液中任一组分形成恒沸物，仅仅是改变原有组分的相对挥发度而实现精馏分离。萃取精馏，从塔顶可得一个纯组分，萃取剂与另一组分从塔底排出。萃取剂的选择是过程的关键。,萃取剂应具备：（1）选择性好，加入少量萃取剂能使溶液相对挥发度显著提高（2）挥发性小且不与原组分起反应，便于分离回收;（3）安全，无毒，无腐蚀，热稳定性好以及价格便宜等。,萃取精馏,138,萃取精馏举例,苯-环乙烷溶液的萃取分离：苯沸点80.1，环乙烷沸点为80.73，其相对挥发度为0.98，苯-环乙烷溶液难于用普通精馏分离。若在该溶液中加入沸点较高的糠醛（沸点161.7），则溶液的相对挥发度发生显著的变化。,139,两组分理想物系的气液平衡关系。,学习指导,本章重点掌握的内容,精馏过程的原理。,两组分连续精馏的计算：,a)理论板与恒摩尔流的概念；,b)物料衡算与操作线方程；,c)进料热状况的影响；,e)回流比的影响及选择；,d)理论板层数的计算；,140,习题,一选择题1蒸馏是利用各组分（）不同的特性实现分离的目的。A溶解度；B等规度；C挥发度；D调和度。2在二元混合液中，沸点低的组分称为（）组分。A可挥发；B不挥发；C易挥发；D难挥发。3（）是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件之一。A液相回流；B进料；C侧线抽出；D产品提纯。4在（）中溶液部分气化而产生上升蒸气，是精馏得以连续稳定操作的一个必不可少条件。A冷凝器；B蒸发器；C再沸器；D换热器。5再沸器的作用是提供一定量的（）流。A上升物料；B上升组分；C上升产品；D上升蒸气,141,6冷凝器的作用是提供（）产品及保证有适宜的液相回流。A塔顶气相；B塔顶液相；C塔底气相；D塔底液相。7在精馏塔中，原料液进入的那层板称为（）。A浮阀板；B喷射板；C加料板；D分离板。8在精馏塔中，加料板以下的塔段（包括加料板）称为（）。A精馏段；B提馏段；C进料段；D混合段。9某二元混合物，进料量为100kmol/h，xF=0.6，要求塔顶xD不小于0.9，则塔顶最大产量为（）。A60kmol/h；B66.7kmol/h；C90km