化工原理多媒体教案-安徽理工大学

1、化工原理多媒体教案,下 册,安徽理工大学,张洪流,第六章 蒸 馏 （Distillation),学习要求：,1、熟练掌握的内容 精馏原理；操作线方程；q线方程；双组分连续精馏塔的计算（包括物料衡算、进料热状态参数、最小回流比和回流比、逐板计算和图解法求理论塔板数）；进料热状态参数和回流比对精馏塔操作和设计的影响。 2、理解的内容 平衡蒸馏和简单蒸馏的特点与计算；理论塔板数的简捷计算法；精馏装置的热量衡算；精馏操作分类；非理想物系气液相平衡；间歇精馏的特点；直接蒸汽加热、多股进料或有侧线采出和塔顶为分凝器的精馏过程计算。,第一节 概述,化工生产中所处理的原料、中间产品、粗产品等几乎都是混合物，而

2、且大部分是均相物系，例如：石油、石油裂解气和空气等。 为了满足生产的要求，常需将混合物分离成纯净的或接近于纯的物质，对于均相物系的分离必须造成两相物系，并且根据物系中各组分的差异，使其中一组分或几个组分从一相向另一相转移以达到分离的目的，该过程通常称为传质过程或分离操作。常见的传质过程有蒸馏、吸收、萃取、干燥等。 一、蒸馏依据 原理：将液体混合物部分气化，利用混合物中各组分的挥发度不同使各组分得以分离。 其中沸点低的组分为易挥发组分（轻组分） 沸点高的组分为难挥发组分（重组分） 蒸出冷凝液馏出液。 蒸出后剩余的混合液釜残液。,二、蒸馏分类,本章主要讨论常压下双组分连续精馏,第二节 双组分溶液气

3、液相平衡,61 相组成的表示法 一、质量分率xwi xwA=mA/m xwB=mB/m xwi=1 二、摩尔分率xi xA=nA/n xB=nB/n xi =1 三、质量分律与摩尔分律的换算 1、xwixi xi=(xwA/MA)/(xwi/MA+xwB/MB) 2、xi xwi xWA=(xiMA)/(xAMA+xBMB) 四、气体混合物的组成 气体混合物中各组分的组成，除了可以用上述方法表示外，还可以用组分的分压和分体积来表示。,二元混合物,1、压力分率 2、体积分率 一、气液相平衡 拉乌尔定律：在一定温度下，溶液上方某组分的平衡分压等于此组分在该温度下的饱和蒸汽压乘以其在溶液中的摩尔分率

4、。 即 p = p0 x 1、泡点方程 pA =pA0 xA pB = pB0 xB p = pA+ pB =pA0 xA+ pB0 xB = PA0 xA+PB0(1-xA),理想气体混合物 yi = ypi =yvi,2、露点方程 二、气液平衡相图 1、温度组成图 在总压一定的条件下，将TX、TY 关系标绘在同一直角坐标系中，即得到TXY图，T为纵坐标，以液相组成或气相组成为横坐标。,确定露点温度或气相组成,分析温度组成图 二条线：泡点线、露点线。 三个相区：液相区、气相区、气液两相区。 两个温度：泡点温度、露点温度 杠杆定律：,2、相平衡图 对于大多数溶液，达到平衡时，气相轻组分的浓度总

5、大于液相浓度，故平衡线位于对角线上方。平衡线偏离对角线愈远，该溶液愈易分离。,63 挥发度和相对挥发度 一 挥发度的定义 1 纯液体的挥发度：指液体在一定温度下的饱和蒸汽压。 2 溶液中各组分的挥发度：可用它在蒸汽中的分压和与之平衡液相中的摩尔分率之比来表示。A=PA/XA 若A、B形成理想溶液：VA=PA0 对于纯液体，即XA=1 （或XB=1）,纯液体及理想溶液中任一组分的挥发度都等于它在纯态时的饱和蒸汽压，随温度而变化，因而使它在蒸馏计算中用起来很不方便，故引出相对挥发度的概念。 二 相对挥发度 定义：溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比。 =VA/VB =(PA/xA)/(

6、PB/xB)=yAxB/yBxA 对于理想溶液 =PA0/pB0 精馏塔各截面的 变化不大可视为常数，计算可取平均值 当=1时，y=x ，不能用普通精馏方法分离该混合物。 当1时，yx ,能用普通精馏方法分离该混合物, 越大，越易分离。,相平衡方程,第三节 蒸馏方式,蒸馏方式:简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、恒沸精馏、萃取精馏、水蒸汽蒸馏 。 一、 简单蒸馏 定义：使混合液在蒸馏釜中逐渐受热气化，并不断将生成的蒸气引入冷凝器内冷凝，以达混合液中各组分得以部分分离的方法。 操作流程： 原理：,设某一瞬间釜液量为W,组成x,经过dt时间后,蒸出液为dW,组成为y,则釜内剩余液体量为W-dW,组成为x-d

7、x.对易挥发组分物料衡算得:,带入相平衡方程:,Y=mx,二、平衡蒸馏,全系统物料衡算：,热量衡算：,加热器,闪蒸器内,三、 精馏 精馏是多次而且同时运用部分气化和部分冷凝的方法，使混合液较完全分离，获得接近纯组分的单元操作。 （一 ）精馏原理 1 多次部分气化和多次部分冷凝,多次部分冷凝 如图：将组成为XF，温度为TA的混合液加热到气液共存区，使其部分气化，并将气液两相分开，气相组成为Y1 ，液相组成为X1 ，且Y1XFX1 ，部分分离。 将产生的组成为Y1 的饱和蒸汽部分冷凝到T1 出现新的气液平衡，气相组成为Y2，液相组成为X2 且Y2 Y1 。再将温度为T1 组成为Y2 的饱和蒸汽冷凝

8、到P点T2 出现新平衡，气相组成为Y3 ，Y3 Y1 。,如此类推，最终可得难挥发组分浓度低，易挥发组分接近于纯组分的气相。 多次部分汽化 将组成为X1 的饱和液体加热T2 （J 点），使其部分气化，这时又出现新的气液平衡，将气液两相分开，液相组成为X2 。再将组成为X2 的饱和液体部分气化，如此类推，最终可得易挥发组分浓度很低，接近于纯净的难挥发组分的液相。,2 精馏操作 A 设想将单级分离器加以组合成多级分离流程。 B 存在的两个问题： （1）中间产品多，收率低。 （2） 设备复杂、能耗大，操作不便。,C 简化流程 由图可知，X1 XF Y1 ，X1 V （2）饱和液体 L=L+F V=V

9、 （3）气液混合物VV LV LL,3 定量分析进料热状况的影响 IF：进料的焓 kJ/kmol IV ，IV：进料板上下饱和蒸汽的焓 IL，IL：进料板上下饱和液体的焓 对进料板进行总物料衡算和热量衡算： 物料衡算 F+L+V=V +L 或V-V=F-（L-L） 热量衡算 FIF+VIV+LIL=VIV+LIL 由于液气体处于饱和状态且板上下处的气相或液相温度，组成均相近，即：IV=IV IL=IL 整理得：(IV-IF)/(IV-IL)=(L-L)/F=q 进料热状况参数 物理意义： （1）将1kmol原料液变成饱和蒸汽所需的热量与原料液kmol的汽化潜热之比。,（2）每进行1kmol料液

10、而使提馏段中的液体回流量较精馏段增大的kmol值 。（q等于液相所在分率）。 4 进料热状况参数计算 （1） 定义：q=(IV-IF )/（IV-IL） （2） 当进料为液体时：q=rc+CP(tS-tF)/rc =1+CP(tS-tF)/rc 其中： rc：按进料组成算的平均千摩尔汽化潜热； cp：进料的定压比热； ts:：进料的泡点； tF：进料温度。 （3）q=(LL)/ F V=V-（1-q）F 物理意义：每进1kmol料液使提馏段中液体回流量较精馏段增大的kmol值。,进料热状态在泡点和露点之间,对于饱和液体，气液混合物，饱和蒸汽 三种进料状况，q即为进料中的液相分率。 5 操作线交

11、点的轨迹方程 (q线方程） Vy=Lx+DxD Vy=Lx-WxW （V-V）y=（L-L）x-（DxD+WxW） （q-1）Fy=qFx-FxF,操作线交点轨迹方程，直线方程， q线斜率q/（q-1），q线过e点（xF，xF）,6 进料热状况对q线斜率、位置的影响,链接,69 理论板层数的求法,一、逐板法 交替使用平衡关系与操作关系，从塔顶至塔釜逐板进行计算。塔顶采用全凝器。,精馏塔内存在两种关系： 相平衡关系和操作线关系； 每种关系有两种表示: 线图（相平衡线，操作线） 方程（相平衡方程，操作线方程）,xnxd (两操作线交点的横坐标，仅当饱和液体进料时为xF) 此时第N板为加料板，提馏段

12、第一块板。NT精=n-1 令xn=x1 改用提段操作关系。 NT提=m(包括塔釜) 二、图解法 步骤：绘相平衡图 绘操作线 从a(xD,xD)到c(xW,xW)在相平衡与操作线间画直角梯级，梯级个数即理论板层数（包括塔釜再沸器）。,图解法求NT,梯级的意义,xw xF xW,三、适宜进料位置的选择 图解过程中当某梯级跨过两操作线交点时，应更换操作线，跨过交点的梯级代表适宜的加料板。逐板法也相同。 否则理论塔板数会增加。 610 实际塔板数和板效率 反映实际板与理论板在分离效果上差异的参数叫板效率。 板效率的表示方法有两种：单板效率和全塔效率。,一、单板效率ET ETV=(Yn -Yn+1)/(

13、Yn* -Yn+1) ETL=(Xn-1-Xn)/(Xn-1-Xn*) 定义： 气相或液相经过一层实际塔板前后的组成变化与经过一层理论板前后的组成变化之比值。 二、全塔效率 ET=NT /N 经验式：ET=0.49(L)-0.245 L =AXA+BXB 某常压精馏塔分离乙醇水溶液，XF=0.14，XD=0.82，XW=0.012（摩尔分率）R=2.5，=1.2，试求提馏段操作线方程。,几种精馏的特殊情况:,1、直接蒸汽加热 适用于分离轻组分水混合液，水作重组分，釜残液排弃时。,全塔物料衡算： F+Vo=D+W FxF=DxD+WxW 泡点进料： V=Vo=V L=L+F=W,精馏段： 提馏段

14、：,过点（xw，0），以W/Vo为斜率的直线。,A,B,C（xW,0),D,NT求法：,2、采用分凝器： 采用场合： 1）塔顶产品不需要液化，以气相采出； 2）塔顶产品中有不凝气体； 3）合理利用热能，采用分凝器预热原料。 分凝器相当于以块理论板，其它不变。,y1,x0,y0,xD,3、多股进料 可将塔分为三段: 1)F1以上为第一段，同常规塔： 2)F1以下为第二段： F1+V=L+D F1xF+Vys+1=Lxs+DxD 泡点进料：V=V=(R+1)D L=L+F1,F1,F2,V,L,V,L,S,S+1,3)F2为第三段，同常规塔: 泡点进料：V=V=(R+1)D L=L+F2=F1+F

15、2+L,e1,e2,611 回流比的影响及其选择 一、回流比的影响 （1）XD、XW一定，R，XD/（R+1），NT设备费用 （2）V=(R+1)D，V=V+(q-1)F，R V加热介质量 V冷却介质量，操作费用 。 在选择适宜回流比时，要在两者之间作一权衡，使总费用最少。回流比有两个极限值，最大回流比和Rmin，适宜回流比介于二者之间。 二、全回流和最少理论板层数 1、全回流：塔顶上升蒸汽经冷凝后，全回流至塔内。 特点：（1）D=0，F=0，W=0 （2）R=L/D= （3）三线合一。 （4）此时所用的理论板层数最少。,xW xD,2、 Nmin求法 图解法：在平衡线与操作线间画直角梯级，梯

16、级数即为Nmi 解析法：交替使用平衡方程与操作方程可推出： Nmin(不包括塔釜)+1=lgxD/(1-xD)(1-xW)/xW/lgm 三、最小回流比 1、最小回流比Rmin 2、最小回流比的求法 （1）正常曲线 （2）不正常曲线 过A点作平衡曲线的切线,四、适宜回流比的选泽 总费用最少的R为适宜的回流比。 R=（1.12.0）Rmin 设计时，难分离的混合液，R选大些。为了减少加热蒸汽的消耗量，R可选小些。 612简捷法求理论板层数 一、吉利兰关联图 纵坐标 (N-Nmin)/(N+1) 横坐标 (R-Rmin)/(R+1),Rmin R,费用,二、简捷法求理论板层数 步骤： 1、求Rmi

17、n 2、2、 选R 3、计算（R-Rmin)/(R+1) 4、用芬斯克方程求Nmin 5、查出对应的 (N-Nmin)/(N+1) 6、计算N,例615 已知 xF,xD, xW, R, m 求: N 解 1、求Nmin 2、求Rmin 3、(R-Rmin)/(R+1)=b 4、(N-Nmin)/(N+1)=c 5、 得N,613 填料精馏塔填料层高度的计算 填料层高度=理论板层数等板高度(H.E.T.P) 1、等板高度 设想在填料塔内，将填料层分为若干相等的高度单位，每一单位填料层的作用相当于一层理论板，即通过这一单位高度后，上升蒸汽与下降液体互成平衡，此单位填料层高度理论板当量高度（等板高

18、度）H.E.T.P 2、H.E.T.P的计算（墨奇公式） H.E.T.P=38A(0.205G)3(39.4D)cZ01/3(L/L),614精馏塔的热量衡算 1、冷凝器的热量衡算 QC=VImV-（LImL+DImL） =V(ImV-ImL) =(R+1)D (ImV-ImL) 冷却介质用量: WC=Qc/Cpc(t2-t1) 式中，Cpc：冷却介质的比热 t1，t2：冷却介质进出口温度。,2、再沸器的热量衡算 QB=VImV+WHmL-LImL+QL =V(Ivw-ILw)+QL 式中 QB:：再沸器的热负荷 QL:：再沸器的热损失。 水蒸气消耗量：Wh=QB/r 进料温度 q NT QB

19、 3、 全塔热量衡算 加热蒸汽带入的热量 Qh=Wh(I1-I2),原料带入的热量 QF=FCFtF 回流液带入的热量 QR=DRCRtR 塔顶蒸汽带出的热量 QV=D(R+1)IV 再沸器内残液带出的热量 QW=WCWtW 损失于周围的热量Q 全塔热量衡算：Qh+QF+QR=QV+QW+Q,第五节 板式塔,615 板式塔主要类型的结构和特点 一、工业上常用的板式塔有： 泡罩塔 浮阀塔 筛板塔 穿流栅孔板塔,二、浮阀塔具有的优点： 生产能力大 塔板效率高 操作弹性大 结构简单，安装方便。,616 板式塔的流体力学特性 一、塔内气、液两相的流动 1、设计意图 A 使气液两相在塔板上进行充分接触以

20、增强传质效果 B 使气液两相在塔内保持逆流，并在塔板上使气液量相保持均匀的错流接触，以获得较大的传质推动力。 2、气泡夹带：,液体在下降过程中，有一部分该层板上面的气体被带到下层板上去，这种现象称为气泡夹带。 3、液（雾）沫夹带： 气体离开液层时带上一些小液滴，其中一部分可能随气流进入上一层塔板，这种现象称为液（雾）沫夹带。,4、液面落差 液体从降液管流出的横跨塔板流动时，必须克服阻力，故进口一侧的液面将比出口这一侧的高。此高度差称为液面落差。液面落差过大，可使气体向上流动不均，板效率下降。 二、气体通过塔板的压力降,1、压力降的影响： A 气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压

21、力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据。 B 压力降过大，会使塔的操作压力改变很大。 C 压力降过大，对塔内气液两相的正常流动有影响。 2、压力降：PP A 塔板本身的干板阻力PC B 板上充气液层的静压力PL,C 液体的表面张力P PP=PC+PL+P 折合成塔内液体的液柱高度M，则 PP/L g=PC/L g +PL /L g +P/L g 即hp=hc+hL+h 浮阀塔的压力降一般比泡罩塔板的小，比筛板塔的大。在正常操作情况，塔板的压力降以290490 N/m2 .在减压塔中为了减少塔的真空度损失，一般约为98245Pa 通常应在保证较高塔板效率的前提下，力求减少塔板压力降，以降低能耗及

22、改善塔的操作性能。,三、液泛（淹塔） 1、定义：汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛（淹塔） 如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。 如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过，于是管内液面即行升高。 上述量种情况导致液泛的情况中，比较常遇到的气体流量过大，故设计时均先以不发生过量液沫夹带为原则，定出气速的上限，在此限度内再选定一个合理的操作气速。,2、Umax 设液滴的直径为d,则液滴在气相中的

23、净重为d3(L -V)g/6,而悬浮液滴所受上气流的摩擦阻力为d2 /4 *(vu2/2) 当气速增大到液滴所受阻力恰等于其净重时，液滴便在上升气流中处于稳定的悬浮状态。,因为d、不易准确求得， 所以用C代替，即：,3、经验常数C c=f (Ls，Vs，V，L，HT，hL),（1）史密斯关联图 横坐标： 液气动能参数 纵坐标：C20 参数：HThL （2）板间距HT 一般D1.5m HT=0.40.6m （3）板上液层高度hL 常压 hL=0.050.1m 通常取0.050.08m 减压 hL0.025m （4） （5）适宜的空塔气速u，即：u=(0.60.8)umax,C20：由图653查得

24、的负荷系数值。 C：操作物系的负荷系数。 ：操作物系的表面张力，N/m。,对于直径较大、板间距较大及加压或常压操作的塔以及不易起泡物系，安全系数可取较高的数值，而对直径较小及减压操作的塔以及严重起泡的物系，安全系数应取较低的数值。 四、液沫夹带 是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。 为了保证板式塔能维持正常的操作效果，应使每千克上升气体夹带到上一层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量eV0.1kg（液）/kg（气）。 影响雾沫夹带的因素很多，最主要的是空塔气速和塔板间距。对于浮阀塔板上雾沫夹带量的计算，迄今尚无适用于一般工业塔的确切公式。通常是间接地用操作时的空塔气速与发展液

25、泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量大小的指标。此比值称为泛点百分数或称泛点率。 在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定的指标，即eV0.1kg（液）/kg（气）。,大塔 F18082% 负压塔 F17577% D900mm的塔, F16575%,式中，F1：泛点率，%。 CV：气相负荷系数，m3/s. VS,LS：气相及液相负荷，m3/s. ZL：板上液体流径长度，对单溢流塔板ZL=D2Wd.。 Ab：板上也流面积，对单溢流塔板AB=ATAf。 CF：泛点负荷系数，可根据气相密度V及板间距HT查得。 K：物系系数，其值见表64。 依上式算得的泛点率不在上述范围内，则应当调整有

26、关参数，如板间距、塔径，重新计算，直至符合上述泛点率规定的范围为准。,五、泄漏 一但气相负荷减少，致使上升气体通过阀孔的动压不足以阻止流体经阀孔流下时，便会出现泄漏现象。 泄漏发生，塔板效率严重下降，正常操作时，泄漏应不大于液体流量的10%。经验证明，阀孔动能因数F0=56时，泄漏量常接近10%。故取F0=56作为控制泄漏量的操作下限。 当浮阀在刚全开操作，气体通过阀孔处的动能因数F0=811。 六、降液管内液面高度与液体停留时间 1、为了防止液泛现象的发生，须控制降液管中的清液层和泡沫层高度不能高出上层塔板的出口堰顶，否则管内液体便会漫回本层塔板，令： 一般物系取 = 0.5 发泡严重物系

27、=0.30.4 不发泡物系 = 0.60.8,将上述之Hd与作比较，应符合设计规定。 2、液体停留时间 要保证气相夹带不超过允许的程度，降液观内液体停留时间应不小于35S。,在降液管液面11和下一层板上液面22之间列柏努利方程，得：,七、塔板的负荷性能图 确定了塔板的工艺尺寸，再按前述的各项进行流体力学验算，便可确认所设计的塔板能在任务规定的气液负荷下正常操作，此时，还要进一步揭示该塔板的操作性能，即求出维持该塔板正常操作所允许的气液负荷波动范围，这个范围通常以塔板负荷性能图的形式表示，在以VS，LS分别为纵横轴的直角坐标系中，标绘出各种不正常流体力学条件下的VSLS关系曲线，在以这些曲线为界

28、的范围之内，才是塔的适宜操作区。 1、雾沫夹带线 液沫夹带上限线表示雾沫夹带量eVh0。 3、弓形降液管的宽度和截面积 降液管应有足够的横截面积，保证液体在降液管内有足够的沉将时间分离其中夹带的气泡。因此要验算降液管内液体停留时间 。,四、浮阀的数目与布置 （1）数目：浮阀塔的操作性能以浮阀刚刚全开时的最好。此时F0=811。所以设计时可在此范围内选择合适的F0，然后计算出U0 （2）排列： 正三角形 等腰三角形 对于整块塔板多采用正三角形叉排，孔心距t 75mm,100mm,125mm,150mm等。 对于分块式塔板，宜采用等腰三角形叉排，t为75mm,t为65mm,80mm,100mm等几种尺寸，必要