化工原理精馏-课件

1、掌握精馏原理和塔板数的计算2、了解回流比对精馏操作的影响3、了解精馏塔的基本结构和主要性能第五章蒸馏(distillation)基本要求重点难点精馏原理、塔板数的计算；回流比对精馏的影响连续精馏的原理，传质的概念1ppt课件1、掌握精馏原理和塔板数的计算第五章蒸馏(distil

§1.1概述1．蒸馏传质（masstransfer）过程：物质在相间的转移过程称为传质（分离）过程常见传质过程：通过加热造成气液两相物系，利用物系中各组分挥发度不同的特性以实现分离的单元操作蒸馏、吸收、萃取、干燥2ppt课件

§1.1概述1．蒸馏传质（masstransfe2．蒸馏过程的分类1．按蒸馏方式简单蒸馏平衡蒸馏精馏特殊精馏萃取精馏恒沸精馏2．按操作压强常压蒸馏加压蒸馏减压蒸馏3ppt课件2．蒸馏过程的分类1．按蒸馏方式简单蒸馏平衡蒸馏精馏特殊精馏3．按待分离混合物中组分的数目：双组分蒸馏多组分蒸馏4．按操作流程：间歇蒸馏：小规模生产，非定态操作连续蒸馏：大规模，定态操作本章讨论：常压下的两组分连续精馏4ppt课件3．按待分离混合物中组分的数目：双组分蒸馏多组分蒸馏4．按操

vapor-liquidphaseequilibrium§1.2两组分溶液的气液平衡1.2.1双组分理想物系的气液平衡理想物系：溶液中不同组分的分子间作用力和相同组分的分子间作用力完全相等。液相为理想溶液、气相为理想气体的混合物系液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律气相为理想气体，遵循道尔顿定律5ppt课件

vapor-liquidphaseequilibriu1）用饱和蒸气压表示气液平衡关系的表示法拉乌尔定律：理想溶液气相中组分的分压等于纯组分在该温度下的饱和蒸气压与其在溶液中摩尔分数乘积A:易挥发组分，沸点低组分B:难挥发组分，沸点高组分6ppt课件1）用饱和蒸气压表示气液平衡关系的表示法拉乌尔定律：理想溶液y:气相中易挥发组分的摩尔分数；1-y:难挥发组分的摩尔分数x:液相中易挥发组分的摩尔分数；1-x:难挥发组分的摩尔分数7ppt课件y:气相中易挥发组分的摩尔分数；x:液相中易挥发组分的摩溶液沸腾时，总压等于各组分的蒸气压之和理想气体混合物服从道尔顿分压定律：8ppt课件溶液沸腾时，总压等于各组分的蒸气压之和理想气体混合物服从道尔用饱和蒸气压表示的气液平衡关系9ppt课件用饱和蒸气压表示的气液平衡关系9ppt课件2）用相对挥发度表示某组分在气相中的平衡分压与该组分在液相中的摩尔分率之比某组分由液相挥发到气相中的趋势，是该组分挥发性大小的标志☆挥发度定义挥发度意义10ppt课件2）用相对挥发度表示某组分在气相中的平衡分压与该组分在液相中双组分理想溶液☆相对挥发度定义溶液中易挥发组分挥发度与难挥发组分挥发度之比11ppt课件双组分理想溶液☆相对挥发度定义溶液中易挥发组分挥发度与难挥压强不高，气相遵循道尔顿分压定律理想溶液12ppt课件压强不高，气相遵循道尔顿分压定律理想溶液12ppt课件13ppt课件13ppt课件①α>1，表明A比B容易挥发，α越大，挥发度差别越大，越容易分离。②若α=1，y=x，说明气液相组成相同，不能采用普通的精馏方法分离对相对挥发度的理解气液平衡方程14ppt课件①α>1，表明A比B容易挥发，α越大，挥发度差别越大，越容易3.两组分理想溶液的气液平衡相图苯(A)和甲苯(B)的饱和蒸气压和温度关系如表，试利用拉乌尔定律和相对挥发度分别计算苯-甲苯混合液在总压101.33kPa下的气液平衡数据,温度－组成图1）温度－组成（t-x-y）图15ppt课件3.两组分理想溶液的气液平衡相图苯(A)和甲苯(B)的饱和解

(1)利用拉乌尔定律计算气液平衡数据(2)利用相对挥发度计算气液平衡数据求平均挥发度16ppt课件解(1)利用拉乌尔定律计算气液平衡数据(2)利用相对挥发度t---y线，气相组成与平衡温度之间的关系。饱和蒸气线，露点线t---x线，液相组成与平衡温度之间的关系。饱和液相线，泡点线17ppt课件t---y线，气相组成与平衡温度之间的关系。饱和蒸气线，露点2）x-y图（1）y>x（2）平衡线离对角线越远，气液两相浓度差越大，溶液越易分离18ppt课件2）x-y图（1）y>x18ppt课件1.3.1平衡蒸馏（闪蒸）§1.3平衡蒸馏和简单蒸馏操作过程：混合液经加热器升温，使温度高于分离器压强下液体的沸点，通过减压阀降压进入分离器，此时过热的液体混合物被部分汽化得到分离19ppt课件1.3.1平衡蒸馏（闪蒸）§1.3平衡蒸馏和简单蒸馏操作1．物料衡算总物料：易挥发组分：F，D，W---原料液、气相、液相产品摩尔流量,kmol/sxF，y，x---原料液、气相、液相产品的组成，摩尔分数q：液化分率20ppt课件1．物料衡算总物料：易挥发组分：F，D，W---原料液、气相2．热量衡算对加热器热量衡算原料液减压进入分离器，物料放出的显热等于部分汽化所需潜热原料液离开加热器的温度21ppt课件2．热量衡算对加热器热量衡算原料液减压进入分离器，物料放出的1.3.2简单蒸馏（微分蒸馏）①得不到大量高纯度的产品②釜液与蒸气的组成都是随时间而变化的，是一种非稳态过程③只能进行初步分离，而且生产能力低，适合于当组分挥发度相差较大的情况。特点：22ppt课件1.3.2简单蒸馏（微分蒸馏）①得不到大量高纯度的产品特※蒸馏---当生产上对产品的纯度要求不高，只需要初步分离时采用的分离方法；※平衡、简单蒸馏是单级分离过程→一次部分汽化→混合物部分分离※精馏是多级分离过程→多次部分汽化和部分冷凝→混合物几乎完全分离※精馏---当产品的纯度要求高，特别是在混合物挥发度比较接近时采用的分离方法。蒸馏与精馏的区别23ppt课件※蒸馏---当生产上对产品的纯度要求不高，只需要初步分离时采§1.4精馏原理和流程1.4.1精馏过程原理和条件液体混合物经多次部分气化后，在液相中获得高纯度的难挥发组分气体混合物经多次部分冷凝后，在气相中获得高纯度的易挥发组分24ppt课件§1.4精馏原理和流程1.4.1精馏过程原理和条件液体混条件结果25ppt课件条件结果25ppt课件将原料液进入的层板称为加料板，加料板以上的塔段，作用是把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；加料板以下的塔段（包括加料板），其作用是从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段1.4.2精馏操作流程26ppt课件将原料液进入的层板称为加料板，加料板以上的塔段，作用是把上升27ppt课件27ppt课件

1.5.1理论板的概念和恒摩尔流假定理论板：在其上气、液两相都充分混合，且传质及传热过程阻力均为零的理想化塔板，无论进入理论板的气、液两相组成如何，离开该板时气、液两相达到平衡状态，即两相温度相等，组成互成平衡，组成关系可由平衡关系来确定§1.5两组分连续精馏的计算28ppt课件

1.5.1理论板的概念和恒摩尔流假定理论板：在其上气、液1.恒摩尔气流精馏段提馏段2.恒摩尔液流精馏段提馏段恒摩尔流：每层塔板的上升蒸气的摩尔流量恒定,下降液体的摩尔流量也恒定。29ppt课件1.恒摩尔气流精馏段提馏段2.恒摩尔液流精馏段提馏段恒摩尔流在精馏塔的塔板上气液两相接触时，若有nkmol/h的蒸气冷凝，相应有nkmol/h液体气化。30ppt课件在精馏塔的塔板上气液两相接触时，若有nkmol/h的蒸气冷1.全塔物料衡算总物料：易挥发组分：F，D，W---原料液、馏出液、釜残液摩尔流量,kmol/sxF，xD，xW---易挥发组分的摩尔分数1.5.2物料衡算与操作线方程31ppt课件1.全塔物料衡算总物料：易挥发组分：F，D，W---原料液、塔顶易挥发组分的回收率：分离要求的表示方法（1）规定易挥发组分在馏出液和釜残液的组成；（2）规定馏出液组成xD和塔顶易挥发组分回收率；（3）规定馏出液组成xD和塔顶采出率D/F（4）塔底难挥发组分的回收率32ppt课件塔顶易挥发组分的回收率：分离要求的表示方法（1）规定易挥发组在连续精馏塔中分离苯－甲苯混合液。已知原料液流量为10000kg/h,苯的组成为40％（质量）。要求馏出液组成为97％，釜残液组成为2％。试求馏出液和釜残液的流量（kmol/h）及馏出液中易挥发组分的回收率？苯的摩尔质量为78kg/kmol;甲苯的摩尔质量为92kg/kmol33ppt课件在连续精馏塔中分离苯－甲苯混合液。已知原料液流量为100002.精馏段操作线方程总物料易挥发组分34ppt课件2.精馏段操作线方程总物料易挥发组分34ppt课件回流比①物理意义：n板下降的液相组成与相邻的n+1板上升蒸气组成之间的关系②由恒摩尔流的假定，L为定值，且连续定态操作中D和xD也是定值，R是常量,直线方程35ppt课件回流比①物理意义：n板下降的液相组成与相邻的n+1板上升蒸气3.提馏段操作线方程总物料：易挥发组分：36ppt课件3.提馏段操作线方程总物料：易挥发组分：36ppt课件②根据恒摩尔流的假定，L’为定值，且连续定态操作中W和xW也是定值，是直线方程①物理意义：m板下降的液相组成与相邻的m+1板上升蒸气组成之间的关系37ppt课件②根据恒摩尔流的假定，L’为定值，且连续定态操作中W和xW在某两组分连续精馏塔中，精馏段内自第n层理论板下降的液相组成为0.65（易挥发组分摩尔分数），进入该板的气相组成为0.75，塔内气液摩尔流量比V/L=2，物系的相对挥发度为2.5，试求R、yn、xn-138ppt课件在某两组分连续精馏塔中，精馏段内自第n层理论板下降的液相组成物料衡算：热量衡算：一、进料热状况参数1.5.3进料热状态的影响39ppt课件物料衡算：热量衡算：一、进料热状况参数1.5.3进料热状态令：q:进料热状况参数40ppt课件令：q:进料热状况参数40ppt课件精馏段和提馏段的气、液相流量与进料量及进料热状况参数之间的基本关系41ppt课件精馏段和提馏段的气、液相流量与进料量及进料热状况参数之间的基提馏段操作线方程例题1-542ppt课件提馏段操作线方程例题1-542ppt课件二、进料热状况：(1)温度低于泡点的冷液体；(2)泡点温度的饱和液体；(3)温度介于泡点和露点之间的气液混合物；(4)露点温度的饱和蒸气；(5)温度高于露点的过热蒸气。进料热状况影响L、L’及V、V’之间的关系43ppt课件二、进料热状况：(1)温度低于泡点的冷液体；进料热状况影响LL’包括三部分:①L;②F;③因原料温度低于加料板上气液温度，故原料进入加料板后将一部分从提馏段上升蒸气冷凝下来（1）冷液进料：44ppt课件L’包括三部分:（1）冷液进料：44ppt课件（2）饱和液体进料原料进入加料板后全部以原来液体的状况进入提馏段45ppt课件（2）饱和液体进料原料进入加料板后全部以原来液体的状况进入提原料含有一部分液体（往下流），一部分气体（上升）（3）气液混合物进料46ppt课件原料含有一部分液体（往下流），一部分气体（上升）（3）气液混（4）饱和蒸气进料原料进入加料板后全部以原来气体的状况上升47ppt课件（4）饱和蒸气进料原料进入加料板后全部以原来气体的状况上升4因原料温度高于加料板上气液温度，故原料进入加料板后势必将原塔内下降的液体加热气化上升。（5）过热蒸气进料48ppt课件因原料温度高于加料板上气液温度，故原料进入加料板后势必将原塔例1－8分离例1－6中的苯－甲苯混合液，若进料为饱和液体，R=3.5,试求提馏段操作方程，截距和斜率例1－9分离例1－8中的苯－甲苯混合液，若将进料热状态变为20℃的冷液体，试求提馏段的上升蒸气流量和下降液体流量。已知操作条件下苯的汽化热为389kJ/kg，甲苯的汽化热为360kJ/kg，原料液的平均比热容为158kj/(kmol.℃)。苯－甲苯混合液的气液平衡数据见图。原料液的平均气化热49ppt课件例1－8分离例1－6中的苯－甲苯混合液，若进料为饱和液体，R1.5.4理论塔板数的求法1.逐板计算法

精馏段第一块（全凝）第一板上升的蒸气被全部冷凝并在泡点下回流，故塔顶馏出液组成及回流液组成与第一层板的上升蒸气相同50ppt课件1.5.4理论塔板数的求法1.逐板计算法精馏段第一块（全第二块……....离开每层理论板的气液相平衡第n块加料板属于提馏段，故精馏段所需塔板数为(n-1)……....51ppt课件第二块……....离开每层理论板的气液相平衡第n块加料板属于再沸器相当一块理论板,提馏段所需板数(m-1)提馏段：……52ppt课件再沸器相当一块理论板,提馏段所需板数(m-1)提馏段：……5精馏塔所需的总理论板数53ppt课件精馏塔所需的总理论板数53ppt课件2.梯级图解法2.1在x-y坐标图上作出平衡曲线和对角线2.2在x-y坐标图上作出操作线(1)精馏段操作线的作法精馏段操作线精馏段操作线54ppt课件2.梯级图解法2.1在x-y坐标图上作出平衡曲线和对角线2(2)提馏段操作线的作法(3)q线方程精馏段操作线与提馏段操作线交点的轨迹方程55ppt课件(2)提馏段操作线的作法(3)q线方程精馏段操作线与提馏段画q线方程q线方程，进料方程56ppt课件画q线方程q线方程，进料方程56ppt课件过e点作斜率为q/(q-1)的直线ef，即为q线ef57ppt课件过e点作斜率为q/(q-1)的直线ef，即为q线ef57pp(4)进料热状况对q线及操作线的影响58ppt课件(4)进料热状况对q线及操作线的影响58ppt课件q线在x-y图上的位置59ppt课件q线在x-y图上的位置59ppt课件60ppt课件60ppt课件2.3图解方法图解法求理论板数61ppt课件2.3图解方法图解法求理论板数61ppt课件2.4适宜的进料位置进料位置不当，将使理论板数增多。实际操作中，进料位置过高，馏出液中难挥发组分含量增高；反之进料位置过低，使釜残液中易挥发组分含量增高离开该板的液相组成x≤xd，如上图中的4块塔板为最优加料位置最优加料板位置的确定：62ppt课件2.4适宜的进料位置进料位置不当，将使理论板数增多。实际操例1－10在常压连续精馏塔中，分离苯－甲苯混合液。已知原料液流量为116.6kmol/h,苯的组成为0.44（摩尔分数）。要求馏出液组成为0.975，釜残液组成为0.0235，回流比为3.5，相对挥发度为2.47,塔顶采用全凝器，泡点下回流。塔釜采用间接蒸汽加热，试用逐板计算法求理论板数。63ppt课件例1－10在常压连续精馏塔中，分离苯－甲苯混合液。已知原料液例1－11在常压连续精馏塔中分离苯－甲苯混合液，试用图解法求理论板数（1）在直角坐标上利用平衡方程绘制平衡曲线及对角线；（2）在对角线上定点a（0.975,0.975），在y轴上截距为：在y轴上定出点b，连接ab即为精馏段方程（3）在对角线上定点e（0.44,0.44）,过点e作斜率为3.76的直线ef，即为q线。与精馏段操作线相交于点d64ppt课件例1－11在常压连续精馏塔中分离苯－甲苯混合液，试用图解法求（4）在对角线上定点c（0.0235,0.0235），连接cd，该直线即为提馏段操作线自点a开始在平衡线和精馏段操作线间由水平线和垂直线所构成的梯级，当梯级跨过点d后更换操作线，即在平衡线和提馏段操作线间画梯级，直到梯级达到或跨过点c为止65ppt课件（4）在对角线上定点c（0.0235,0.0235），连接c1.5.5回流比的影响及其选择回流比有两个极限值，上限是全回流，下限为最小回流比回流比：1.全回流和最少理论板层数66ppt课件1.5.5回流比的影响及其选择回流比有两个极限值，上限是全全回流时，操作线距平衡线最远，表示塔内气液两相间的传质推动力最大，因此达到给定分离任务所需理论板数最少，最少理论板数Nmin精馏段操作线与对角线重合操作线方程：提馏段操作线与对角线重合理论板数：67ppt课件全回流时，操作线距平衡线最远，表示塔内气液两相间的传质推动力芬斯克方程全塔平均相对挥发度，可取塔顶和塔底的平均值全回流时最小理论板层数（不包括再沸器）68ppt课件芬斯克方程全塔平均相对挥发度，可取塔顶和塔底的平均值全回流时最小理论塔板数的图解法69ppt课件最小理论塔板数的图解法69ppt课件当回流比减少到某一极限值时，两条操作线的交点d落在相平衡线上，此时梯级无法跨过d，所需的理论塔板数为无穷大，这时的回流比称为最小回流比Rmin２.最小回流比当回流比小于Rmin,操作线和q线的交点落在平衡线外，精馏操作无法完成70ppt课件当回流比减少到某一极限值时，两条操作线的交点d落在相平衡线最小回流比的求法（1）作图法71ppt课件最小回流比的求法（1）作图法71ppt课件（2）解析法72ppt课件（2）解析法72ppt课件饱和液体进料饱和蒸气进料73ppt课件饱和液体进料饱和蒸气进料73ppt课件3.最适宜回流比的选择۞一般原则：74ppt课件3.最适宜回流比的选择۞一般原则：74ppt课件1.5.6简捷法求理论板层数1．吉利兰（Gilliland）图R、Rmin、N、Nmin的关联图75ppt课件1.5.6简捷法求理论板层数1．吉利兰（Gilliland吉利兰图应用条件:组分数：2~11；进料热状况：5Rmin=0.53~7.0；相对挥发度：1.26~4.05理论板层数：2.4~43.1李德（Liddle）回归方程适用条件：76ppt课件吉利兰图应用条件:组分数：2~11；进料热状况：5李德（Li2．简捷法求理论板层数的步骤①计算Rmin，选择R77ppt课件2．简捷法求理论板层数的步骤①计算Rmin，选择R77ppt④确定进料板位置②计算Nmin③计算横坐标（R-Rmin）/（R+1）→纵坐标（N-Nmin）/（N+2）→算出理论板层数例题1-878ppt课件②计算Nmin③计算横坐标（R-Rmin）/（R+1）→纵坐1.5.8塔高和塔径的计算1．塔高的计算1）板式塔有效高度的计算实际板层数板间距有效高度，不包括塔釜和塔顶空间高度79ppt课件1.5.8塔高和塔径的计算1．塔高的计算1）板式塔有效高度2）塔板效率反映实际塔板的气、液两相传质的程度（1）总板效率（全塔效率）：达到指定分离效果所需理论板层数与实际板层数的比值理论板层数实际板层数80ppt课件2）塔板效率反映实际塔板的气、液两相传质的程度（1）总板效率影响塔板效率的因素（1）物系性质（2）塔板结构（3）操作条件81ppt课件影响塔板效率的因素（1）物系性质81ppt课件塔板效率估算方法（2）经验计算法：奥康奈尔（O’connell）（1）全面考虑传质和流体力学因素的影响，从点效率计算出发，逐步推算塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度塔顶与塔底平均温度下的液相黏度82ppt