null化工原理多媒体
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化工原理多媒体课件第1章 蒸馏 Distillation第1章 蒸馏 Distillation1.1 概述
1.2 两组分溶液的气液平衡
1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏
1.4 精馏原理和流程
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
1.8 多组分精馏下一页上一页1.1 概述1.1 概述1 蒸馏的概念
利用液体混合物中各组分挥发度的不同实现分离的单元操作
2 蒸馏分离的特点
直接得到产品
历史悠久、应用广泛
能耗高
3 分类
间歇精馏、连续精馏
简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏下一页上一页null常压、减压、加压精馏
双组分精馏、多组分精馏
本章主要内容
常压双组分连续精馏的原理和计算
方法
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下一页上一页返回1.2 两组分溶液的气液平衡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下一页上一页返回1.2.1 两组分理想物系的气液平衡1.2.1 两组分理想物系的气液平衡1 相律 phase rule
t,p,x,y: t:p-x-y;p:t-x-y
2 气液平衡函数关系
理想物系:理想溶液、理想气体
液相符合拉乌尔定律、气相符合道尔顿分压定律下一页上一页null1)饱和蒸汽压法
2)相平衡常数法
上一页下一页null
3)相对挥发度法 relative volatility
3 气液平衡相图
1 t-x-y图
2 x-y图
3 p-x-y图
下一页上一页null
下一页上一页null
下一页上一页null
上一页下一页返回1.2.2 两组分非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1 分类
非理想溶液、理想气体
理想溶液、非理想气体
非理想溶液、非理想气体
2 解析法上一页下一页null3 图解法
正偏差溶液,具有最低恒沸点溶液
下一页上一页null下一页上一页null负偏差溶液,具有最高恒沸点溶液
下一页上一页null下一页上一页null
下一页上一页null气液平衡数据来源
实验测定或从有关手册中查得
由纯组分的某些物性按经验的或理论的公式估算
根据少量实验数据,由经验的或理论的公式估算下一页上一页null例1-1 苯与甲苯的饱和蒸汽压和温度的关系如本题附表所示。试利用拉乌尔定律和相对挥发度,分别计算苯-甲苯混合液在总压为101.33kPa下的气液平衡数据,并做出温度-组成图。该溶液可视为理想溶液。下一页上一页null(1)利用拉乌尔定律上一页下一页null(2)利用相对挥发度下一页上一页null第1讲
小结
学校三防设施建设情况幼儿园教研工作小结高血压知识讲座小结防范电信网络诈骗宣传幼儿园师德小结
蒸馏是分离均相液体混合物最广泛采用的单元操作。蒸馏分离的依据是混合液中组分挥发度的差异。
在恒压下,气—液相平衡关系是t-x-y及x-y关系。表示这些定量关系的方程是泡点方程、露点方程与相平衡方程。或者采用直观的t-x-y图及x-y图。
相对挥发度α数值大小可以说明物系采用蒸馏法进行分离的难易。α越大,溶液越容易分离,反之则越难。而当α=l时,由于平衡气、液相浓度相等,即y=x,则不能采用普通蒸馏法将此物系进行分离。
非理想溶液起因于溶液中异种分子间与同种分子间的作用力不同,表现为平衡蒸汽压对Raoult定律的偏差。其极端情况是具有最高或最低恒沸点的溶液。在恒沸点组成下y=x,即α=1,普通蒸馏法不能越过此点。 下一页上一页返回1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏
1.3.1 平衡蒸馏
1.3.2 简单蒸馏上一页下一页返回1.3.1 平衡蒸馏 equilibrium ditillation1.3.1 平衡蒸馏 equilibrium ditillation
上一页下一页null1 物料衡算
q=W/F 称为液化分率
2 热量衡算
加热器:
绝热闪蒸:下一页上一页null3 气液平衡关系
上一页下一页null例1-2 对某两组分理想溶液进行常压闪蒸,已知 为0.5(易挥发组分的摩尔分率),若要求汽化率为60%,试求闪蒸后平衡的气液相组成及温度。
解:下一页上一页返回1.3.2 简单蒸馏 simple distillation1.3.2 简单蒸馏 simple distillation
上一页下一页null1 物料衡算
(1)若x-y平衡关系用曲线或表格表示时,采用图解积分或数值积分。
(2)若为理想溶液
下一页上一页null(3)若x-y平衡关系为直线
若为通过原点的直线
2 馏出液的平均组成上一页下一页null例1-3 对例1-2中的液体混合物进行简单蒸馏,若汽化率仍为60%,试求釜残液组成和馏出液平均组成。已知常压下该混合物的平均相对挥发度为2.16。
平衡蒸馏与简单蒸馏的比较
原因:平衡蒸馏造成物料的返混下一页上一页返回1.4 精馏原理和流程1.4 精馏原理和流程
精馏 rectification
1.4.1 精馏过程原理和条件
1.4.2 精馏操作流程下一页上一页返回1.4.1 精馏过程原理和条件1.4.1 精馏过程原理和条件
上一页下一页null原理:多次部分汽化,多次部分冷凝
工程实现面临的问题
设备庞杂
能量消耗大
产生中间馏分使产品收率低
改进
用一个设备:塔(板式塔,填料塔)
冷凝放出的热用于汽化需要的热
塔顶引入液相回流,塔底引入气相回流下一页上一页null下一页上一页null精馏过程原理及条件
理论依据:挥发度不同
工程手段:精馏塔,塔顶液相回流,塔底气相回流
传热传质:多次、同时进行气相的部分冷凝和液相
的部分汽化
结果:实现高纯度的分离
理论板:离开该板的气液两相达到平衡状态。下一页上一页返回1.4.2 精馏操作流程1.4.2 精馏操作流程1 连续精馏流程下一页上一页null2 间歇精馏流程下一页上一页null第2讲小结
平衡蒸馏和简单蒸馏是工业上最简单的蒸馏方式,它们的原理是混合液的一次部分气化,因此分离效果非常有限,只能用于分离程度要求不高的物系或物系的初步分离。
平衡蒸馏与简单蒸馏属于平衡过程。其计算途径是联立求解物料衡算、热量衡算和相平衡方程。由于简单蒸馏为非稳态过程,所以计算中要采用微积分方法。
工业上实现高纯度分离最常采用的方法是精馏,精馏原理可概括为:分离依据(组分挥发度差异)十工程手段(回流—液、气相回流)+多次、同时部分气化和部分冷凝→实现高纯度分离。下一页上一页返回1.5 两组分连续精馏的计算1.5 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
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
1.5.5 回流比的影响及其选择
1.5.6 简洁法求理论板层数
1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法
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下一页上一页返回1.5.1 理论板的概念及恒摩尔流假定1.5.1 理论板的概念及恒摩尔流假定工艺
设计
领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计
内容
确定产品流量和组成;
确定精馏塔类型,选择板式塔或填料塔,计算理论板数或填料层高度;
确定塔高和塔径;
板式塔:塔板结构尺寸设计,流体力学验算;填料塔:确定填料类型,计算流动阻力;
计算冷凝器和再沸器热负荷,确定换热器类型和尺寸;
绘制工艺流程图和设备条件图下一页上一页null1 理论板的概念
该板上气液两相的传热、传质达到平衡
离开该板的气液两相温度相等、组成满足平衡关系
2 恒摩尔流假定
恒摩尔气流
恒摩尔液流
下一页上一页null恒摩尔流成立的条件
各组分摩尔汽化潜热相等;
气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略;
塔设备保温良好,热损失可以忽略。下一页上一页返回1.5.2 物料衡算和操作线方程1.5.2 物料衡算和操作线方程1 全塔物料衡算下一页上一页null总物料
易挥发组分
塔顶易挥发组分回收率
塔底难挥发组分回收率下一页上一页null例1-4 每小时将15000kg含苯40%(质量%,下同)和甲苯60%的溶液,在连续精馏塔中进行分离,要求釜残液中含苯不高于2%,塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%。试求馏出液和釜残液的流量及组成,以摩尔流量和摩尔分率表示。
解:上一页下一页null
下一页上一页null2 精馏段操作线方程上一页下一页null3 提馏段操作线方程下一页上一页返回1.5.3 进料热状况的影响1.5.3 进料热状况的影响1 五种进料热状况
冷液进料
泡点进料
气液混合物进料
饱和蒸汽进料
过热蒸汽进料
原因:物料性质,工程实际
2 进料热状况对塔内气液负荷的影响上一页下一页null上一页下一页null冷液进料 泡点进料
气液混合物进料 饱和蒸汽进料
过热蒸汽进料下一页上一页null3 进料热状况参数的计算下一页上一页null进料热状况参数的意义
以1kmol进料为基准时,提馏段中的液体流量较精馏段中液体流量增大的kmol/h数,即为q值。
对饱和液体、气液混合物及饱和蒸汽三种进料,q值就等于进料中的液相分率。
提馏段方程的另一种形式
例1-5 分离例1-4中的溶液时,若进料为饱和液体,选用的回流比R=2.0,试求提馏段操作线方程,并说明操作线的斜率和截距的数值。
解:上一页下一页null
下一页上一页null第3讲小结
二元精馏塔的简化物理模型要点是:塔内各板视为理论板;塔内物流为恒摩尔流(注意条件),即精馏段与提馏段内的气、液流率各为恒定量,二段物流关系由进料状态(q值)决定.即有;L’=L十qF及V’=V-(1-q)F。
操作线方程是物料衡算的数学表达式,若回流比与进料状态恒定,并满足恒摩尔流假设,精馏段与提馏段操作线方程都是直线方程。
描述简化精馏塔的方程组是:精馏段方程,提馏段方程,相平衡方程。下一页上一页返回1.5.4 理论板层数的求法1.5.4 理论板层数的求法1 逐板计算法上一页下一页null步骤
(1)
(2)
(3)
(4)下一页上一页null对饱和液体进料,若:
精馏段理论板数:n-1
以下计算采用提馏段操作线,因为:
(5)
(6)
结束:
提馏段理论板数:m-1上一页下一页null2 图解法
1)操作线的作法
(1)做精馏段操作线
(2)做q线
(3)做提馏段操作线上一页下一页null(4)进料热状况对q线及操作线的影响下一页上一页null
上一页下一页null2)图解方法下一页上一页null3)适宜的进料位置上一页下一页null例1-6 用一常压操作的连续精馏塔分离含苯为0.44(莫尔分率,下同)的苯-甲苯混合液,要求塔顶产品中含苯不低于0.975,塔底产品中含苯不高于0.0235。操作回流比为3.5。试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。
(1)原料液为20 的冷液体;
(2)原料为汽化率等于1/3的气液混合物。
已知数据如下:操作条件下苯的汽化热为389kj/kg;甲苯的汽化热为360kj/kg。苯-甲苯混合液的气液平衡数据及t-x-y图见例1-1和图1-1。
解:下一页上一页null(1)20°C的冷液进料
绘制平衡线与对角线,确定
做精馏段操作线
做q线上一页下一页null
做提馏段操作线
从a点开始画梯级下一页上一页null
上一页下一页null(2)气液混合物进料下一页上一页null
上一页下一页null第4讲小结
精馏过程理论板数的计算途径是交替使用操作线方程与平衡关系,在计算过程中使用平衡关系的次数便是理论板数。当计算中的液相浓度近似等于进料组成时,要更换提馏段操作线方程,而这块理论板便是最佳加料板。分凝器与再沸器中的气、液相组成呈平衡关系,应各视为一块理论板。
进料热状态q会影响提馏段操作线位置,进而影响为完成规定分离要求所需的理论板数及加料板位置。是一个需综合考虑才能确定的设计参数。上一页下一页返回1.5.5 回流比的影响及其选择1.5.5 回流比的影响及其选择1 全回流和最少理论板数
(1)全回流的特点
操作线与对角线重合
理论板数最少
没有进料、没有产品
(2)应用
工厂开工阶段,使系统尽快达到稳态
科学研究,测定塔板效率上一页下一页null(3)理论板层数的计算
上两式称为芬斯克方程式上一页下一页null2 最小回流比
1)恒浓区(夹紧区)d点称为夹紧点
2)求法
(1)作图法
正常的平衡曲线:q线与平衡线的交点下一页上一页null不正常的平衡线:切线与q线的交点上一页下一页null(2)解析法(理想物系)上一页下一页null3 适宜回流比的选择
1)确定原则
操作费用:加热、冷却介质消耗量;
设备费用:投资、折旧。下一页上一页null2)经验值
例1-8 根据例1-6的数据,试求实际回流比为最小回流比的倍数。
解:上一页下一页null(1)冷液进料
(2)气液混合物进料下一页上一页null3)最小回流比的影响因素
进料热状态参数
分离要求
平衡关系上一页下一页返回1.5.6 简洁法求理论板层数1.5.6 简洁法求理论板层数1 吉利兰(Gilliland)图
八个物系,组分数目2-11,五种进料热状况,Rmin为0.53-7.0,相对挥发度为1.26-4.05,理论板数2.4-43.1下一页上一页null回归公式
2 计算步骤
计算Rmin,并选择R;
计算Nmin;
计算横坐标,查图得到纵坐标,计算N;
确定进料板位置。下一页上一页null例1-8 利用例1-7的结果,用简洁法重算例1-6中气液混合物进料时的理论板数和加料板位置。
塔顶、进料和塔底条件下纯组分的饱和蒸汽压列于本题附表中。
解:上一页下一页null(1)平均相对挥发度
(2)全塔理论板数下一页上一页null
上一页下一页null(3)精馏段理论板数下一页上一页返回1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法1 直接蒸汽加热下一页上一页null
下一页上一页null例1-9 在常压连续精馏塔中,分离甲醇-水混合液。原料液组成为0.3(甲醇摩尔分数,下同),冷液进料(q=1.2),xD=0.9,甲醇回收率90%,R=2.5。分别写出间接蒸汽加热和直接蒸汽加热时的操作线方程并对两种加热方式予以比较。下一页上一页null2 多侧线的塔
多个进料或多个出料或二者都有。
分段计算:i个侧线有i+1段。
1)多股加料
中间段操作线方程
q线方程:与单股进料相同
最小回流比:取大者上一页下一页null例1-10 在常压连续精馏塔中,分离乙醇-水溶液,组成为xF1=0.6及xF2=0.2的两股原料液分别被送到不同的塔板,进入塔内。两股原料液的流量之比为F1/F2=0.5,均为饱和液体进料。操作回流比为2。若要求馏出液组成为0.8,釜液组成为0.02,试求理论板层数及两股原料液的进料板位置 常压下乙醇-水溶液的平衡数据见附表。上一页下一页null解:
第一段
第二段下一页上一页null
上一页下一页null
第三段
与无侧线塔的提馏段操作线相同
操作线交点的轨迹方程下一页上一页null
上一页下一页null 例1-11 有两股苯-甲苯混合液,组成为Xf1=0.6(摩尔分数,下同)、Xf2=0.3,进料的流量比为F1:F2=1:3,进料热状况分别为饱和蒸汽和饱和液体。它们分别从适宜位置加入精馏塔中。要求馏出液组成为0.9,釜液组成为0.05。在操作条件下两组分的相对挥发度为2.47,试求该精馏过程的最小回流比。 下一页上一页null 2)侧线出料
饱和液体或饱和蒸汽
获得不同馏分的产品
中间段操作线方程下一页上一页null第5讲小结
回流比是精馏操作的重要参数,为完成规定分离要求,全回流时所需理论板数最少;在最小回流比下操作时,需要无穷块理论板。适宜回流比应在全回流与最小回流比之间选取,这是一个经济上的优化问题,即存在最佳回流比,其优化目标是使精馏的操作费与设备折旧费之和为最小。
在精馏塔釜残液中的主要组分是水,而且在浓度较低又具有较高的相对挥发度时,可以采用直接水蒸气加热的方式。虽然由于直接水蒸气对塔釜起一定稀释作用,而使提馏段的塔板数有所增加,但是,由于这种加热方式可以采用低压水蒸气作为加热剂,并节省了一个间接加热设备,因而在经济上是合算的。下一页上一页null第5讲小结
在连续精馏塔操作中,若需要组成不同的产品,可采用安装侧线的方法实现。由于设置侧线改变了侧线以上(如为汽相采出)的汽相流率,或侧线以下(如为液相采出)的液相流率,因而受其影响的各有关塔段的操作线可通过物料衡算导出。求解理论板数的方法与普通精馏塔一样,只是算出侧线板的组成应与所要求的侧线产品组成一样.否则需改变回流比加以调整。下一页上一页返回1.5.8 塔高和塔径的计算1.5.8 塔高和塔径的计算1 塔高的计算
1)板式塔有效高度计算
2)塔板效率
(1)总板效率
影响因素:物系性质,塔板结构,操作条件下一页上一页null估算方法
A.I.Ch.E法
经验计算法下一页上一页null(2)单板效率下一页上一页null(3)点效率
3)填料塔填料层高度的计算
传质单元法
等板高度法下一页上一页null2 塔径的计算
由塔内上升的蒸汽体积流量与空塔气速确定
精馏段体积流量
提馏段体积流量上一页下一页返回1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能1 冷凝器
2 再沸器下一页上一页null例1-10 求例1-6中冷液进料情况下的再沸器热负荷和加热蒸汽消耗量以及冷凝器热负荷和冷却水消耗量。已知数据如下:(1)原料液流量为15000kg/h。(2)加热蒸汽绝压为200kPa,冷凝液在饱和温度下排出。(3)冷却水进出口温度分别为25°C及35 °C。 假设热损失可忽略。
解:
(1)求V及V’上一页下一页null
(2)冷凝器下一页上一页null(3)再沸器
结论
冷进料对传质有利;全塔总耗热量相同;实际多采用热进料,以利用废热上一页下一页null3 精馏过程的节能
合理的回流比
利用余热
优化控制
减小有效能损失
1)热泵精馏
2)多效精馏
3)设置中间再沸器
和中间冷凝器上一页下一页返回1.5.10 精馏塔的操作与调节1.5.10 精馏塔的操作与调节1 影响精馏操作的主要因素简析
1)物料平衡的影响和制约
xD与xW决定于α、xF、q、R、NT、进料位置
采出率D/F与W/F由xD和xW确定
F=D+W
附加例题1:苯与甲苯混合物中含苯的摩尔分率为30%,用精馏方法加以分离,物料在泡点下进入塔内,回流比为3.0,在操作条件下,物系的平衡关系为附图所示。假设精馏塔具有无穷多理论板,试分别计算在以下三种工况下塔顶产品的含量,并绘出操作线; (1)馏出率D/F为40%:(2)馏出率D/F为20%;(3)馏出率D/F为30%。下一页上一页null
下一页上一页null2)回流比的影响
实际生产中通常采用改变回流比来调节、控制产品质量
R增大,塔内气液负荷增大,若超过允许值,应减小原料液流量
R增大,冷凝器、再沸器热负荷增大
受理论板数的限制, xD有一极大值
受全塔物料平衡限制,其极限值为xD=FxF/D下一页上一页null3)进料组成和进料热状况的影响
进料组成变化,进料位置也要相应变化;组成增大,进料位置上移,组成降低,进料位置下移;
进料热状况变化,进料位置也要相应变化;随q值增加,进料位置上移;同时应改变回流比;
xF减小,则xD、xW均减小,此时应增大回流比;
q=1.2改为q=1,则xD、xW均减小,此时应增大回流比。下一页上一页null附加例题2:某两元混合物含易挥发组分0.4(摩尔分率),用精馏方法加以分离,所用精馏塔具有8块理论板(包括塔釜),加料板为第3块,塔顶设有全凝器,泡点回流。在操作条件下,平衡关系如附图所示,要求塔顶组成为0.9,轻组分回收率为90%,试求:
(1)为达到分离要求所需要的回流比为多少?
(2)若料液组成因故降为0.3,馏出率D/F及回流比与(1)相同,塔顶产品组成及回收率有何变化?
(3)若料液组成降为0.3,但要求塔顶产品组成及回收率不变,回流比应为多少?
上一页下一页null
下一页上一页null2 精馏塔的产品质量控制和调节
一般通过控制温度调节产品质量;
灵敏板:温度变化最显著的那块板。
3 精馏过程的操作型计算
图解试差或迭代,进料板位置一般不满足优化条件
例1-13 在一常压精馏塔中共有12层理论板,用来分离苯-甲苯混合液。原料组成为0.44,饱和液体进料。馏出液组成0.975,釜液0.0235。物系平均相对挥发度2.46,估算回流比。下一页上一页null第6讲小结
总板效率E与单板效率Emf是两个不同的概念。单板效率反映某块塔板上的传质效果,常用于塔板性能研究中;总板效率反映全塔的平均传质效果,常用于由理论板求实际塔板数的设计计算中,其影响因素较复杂,在塔设备中讨论。
精馏塔操作型计算的依据是:全塔的物料衡算方程;精馏段操作线方程;提馏段操作线方程;相平衡关系。其典型提法是:在设备已知条件下,当回流比R或加料组成变化时,预测操作达到稳态时的精馏结果xD、xW及各板上的组成分布。操作型计算的特点是:需进行试差(或迭代)计算;加料板位置及其他参数往往不再满足最优化条件。下一页上一页返回1.6 间歇精馏1.6 间歇精馏概述
1.6.1 回流比恒定时的间歇精馏计算
1.6.2 馏出液组成恒定时的间歇精馏计算下一页上一页返回概述概述1 特点
非稳态过程
只有精馏段
2 操作方式
回流比恒定
馏出液组成恒定
二者组合
3 应用
处理量少,原料品种、组成、分离要求变化,多组分物系初步分离,获得不同馏分等下一页上一页返回1.6.1 回流比恒定时的间歇精馏计算1.6.1 回流比恒定时的间歇精馏计算1 确定理论板层数
已知F,xF ,xDm,xWe
选择适宜回流比
以初态为基准,设馏出液组成xD1,试差计算
(1)计算回流比
进料热状况参数:q=1下一页上一页null(2)图解法确定理论板数下一页上一页null2 确定瞬时xD与xW的关系
采用作图法上一页下一页null3 确定xD(或xW)与馏出液或釜残液量的关系
图解积分或数值积分
4 一批操作的物料衡算上一页下一页null5 一批操作的汽化量
汽化速率通过塔釜的传热速率与混合液的潜热计算下一页上一页返回1.6.2 馏出液组成恒定时的间歇精馏计算1.6.2 馏出液组成恒定时的间歇精馏计算1 确定理论板层数
已知F,xF ,xD,xWe
选择适宜回流比
以终态为基准
(1)计算回流比
进料热状况参数:q=1下一页上一页null(2)图解法求理论板数
(3)确定瞬时xW与R的关系
已知R求xW
已知xW求R下一页上一页null(4) 一批操作的汽化量
例1-14 将二硫化碳和四氯化碳混合液进行恒馏出液组成的间歇精馏。原料液量为50kmol,组成为0.4(摩尔分率,下同),馏出液组成为0.95,釜液组成达到0.079时即停止操作,设最终阶段操作回流比为最小回流比的1.76倍,试求:
(1)理论板数;(2)汽化总量。操作条件下物系的平衡数据列于本例附表1中。上一页下一页null解:
(1)求理论板数下一页上一页null(2)求汽化总量上一页下一页null
下一页上一页返回1.7 恒沸精馏和萃取精馏1.7 恒沸精馏和萃取精馏
1.7.1 恒沸精馏
1.7.2 萃取精馏下一页上一页返回1.7.1 恒沸精馏1.7.1 恒沸精馏1 概念
加入第三组分形成新的恒沸液
2 实例
乙醇-水物系,恒沸点78.15˚C,0.894,0.106
加苯(夹带剂),恒沸点64.85˚C,
组成:苯0.539,乙醇0.228,水0.233
3 夹带剂
形成新的恒沸液,恒沸点低于纯组分;新恒沸液所含夹带剂要少;为非均相混合液;无毒无腐蚀热稳定;价廉易得下一页上一页null
下一页上一页返回1.7.2 萃取精馏1.7.2 萃取精馏1 概念
加入第三组分,改变相对挥发度
2 实例
苯-环己烷+糠醛(萃取剂或溶剂)
3 萃取剂
增大相对挥发度;挥发性低,不形成恒沸液;为非均相混合液;无毒无腐蚀热稳定;价廉易得下一页上一页null
下一页上一页null第7讲小结
间歇精馏与连续精馏的主要区别在于前者为非稳态过程及塔内只有精馏段而无提馏段。由于间歇精馏操作灵活性大,特别适于小批量,且原料组成变化较大的场合。间歇精馏的基本操作方式有两种:恒回流比操作及恒馏出液组成操作。
间歇精馏过程的计算依据与连续精馏相同,由于其非稳态及无提馏段的特点。使得过程计算的形式有其特殊之处。
恒沸精馏与萃取精馏是通过加入第三组分使原溶液组分之间的相对挥发度增大,从而使采用常规精馏方法难以分离(α接近于1)和不能分离(恒沸物,α=1)的物系得到分离。二种分离方法各有优缺点,选用时应针对具体物系加以综合分新,以决定取舍。下一页上一页返回1.8 多组分精馏1.8 多组分精馏
1.8.1 流程
方案
气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载
的选择
1.8.2 多组分物系的气液平衡
1.8.3 关键组分的概念及各组分在塔顶和塔底产品中的预分配
1.8.4 最小回流比
1.8.5 简洁法确定理论板数上一页下一页返回1.8.1 流程方案的选择1.8.1 流程方案的选择1 精馏塔的数目
一般:n个组分,需要n-1个精馏塔
侧线出料,塔数目可减少
间歇精馏,塔数目可减少
2 流程方案的选择
保证产品质量,满足工艺要求,生产能力大
流程短,设备投资费用少
耗能量低,收率高,操作费用低
操作管理方便
溶液的性质
产品的质量要求上一页下一页null三组分流程方案比较下一页上一页返回1.8.2 多组分物系的气液平衡1.8.2 多组分物系的气液平衡1 理想系统的气液平衡
1)平衡常数法
相对挥发度法
基准组分:较难挥发的组分j下一页上一页null2 非理想系统的气液平衡
1)非理想气体,理想溶液
2)理想气体,非理想溶液
3)两相均为非理想溶液下一页上一页null3 相平衡常数的应用
1)泡点温度及平衡气相组成的计算
2)露点温度及平衡液相组成的计算上一页下一页null3)多组分溶液的部分汽化下一页上一页null例1-15 有一含正丁烷0.2,正戊烷0.5和正己烷0.3(均为摩尔分率)的混合液,试求压强为101.33×104Pa时的泡点温度及平衡的气相组成。
解:设泡点130°C,查图1-44上一页下一页null例1-16 若将例1-15中的液体混合物部分汽化,汽化压强为101.33x104Pa、温度为135˚C,试求汽化率及气液两相组成。
解:设下一页上一页null
上一页下一页返回1.8.3 关键组分的概念及各组分在塔顶和塔底产品中的预分配1.8.3 关键组分的概念及各组分在塔顶和塔底产品中的预分配1 关键组分
最关心的两个组分,规定它们在塔顶和塔底产品中的组成或回收率,即分离要求,在一定的分离条件下,所需的理论板数和其它组分的组成也随之而定
轻关键组分:挥发度高的组分,在进料中比其还要轻的组分及其自身的绝大部分进入馏出液中,而它在釜液中的含量应加以限制
重关键组分:挥发度低的组分,进料中比其还要重的组分及其自身的绝大部分进入釜液中,而它在馏出液中的含量应加以限制下一页上一页null例如对于A、B、C、D、E五个组分的混合液
规定B为轻关键组分,C为重关键组分
馏出液:A、B及限量的C,D、E微量或没有
釜液:C、D、E及限量的B,A微量或没有
2 组分在塔顶和塔底产品中的预分配
1)清晰分割
两关键组分的挥发度相差较大,且为相邻组分
比重关键组分还重的组分全部在塔底产品中
比轻关键组分还轻的组分全部在塔顶产品中
计算方法:物料衡算下一页上一页null例1-17 在连续精馏塔中,分离由组分A、B、C、D、E、F和G(按挥发度降低的顺序排列)所组成的混合液。若C为轻关键组分,在釜液中的组成为0.004(摩尔分率,下同);D为重关键组分,在馏出液中的组成为0.004,试估算其它组分在产品中的组成。假设本题为清晰分割。下一页上一页null解:基准F=100kmol/h上一页下一页null2)非清晰分割
两关键组分不是相邻组分或相对挥发度相差不大
所有组分均在塔顶和塔底出现
计算方法:亨斯特别克法
两点假设
部分回流与全回流时,组分在塔顶和塔底的分配相同;
非关键组分的分配情况与关键组分也相同。
计算公式上一页下一页null图解试差
(1)
(2)连a、b两点,其它组分的分配点比落在ab或其延长线上下一页上一页null
上一页下一页null例1-18 在连续精馏塔中,分离本例附表1所示的液体混合物。操作压强为2776.4kPa。若要求馏出液中回收进料中91.1%乙烷,釜液中回收进料中93.7%的丙稀,试估算各组分在两产品中的组成。原料液的组成及平均操作条件下各组分对重关键组分的相对挥发度列于本题附表1。
解:基准F=100kmol/h,乙烷为轻关键组分,丙稀为重关键组分下一页上一页null(1)轻、重关键组分在两端产品中的分配比上一页下一页null(2)标绘组分的分配关系线
(3)各组分在两端产品中的分配下一页上一页null
上一页下一页返回1.8.4 最小回流比1.8.4 最小回流比1 恒浓区(夹紧区)的概念
两组分:进料板附近区域
多组分:通常有两个恒浓区
上恒浓区
下恒浓区
2 恩德伍德(Underwood)公式下一页返回上一页1.8.5 简捷法确定理论板层数1.8.5 简捷法确定理论板层数1 方法:简化为轻重关键组分的两组分精馏,由芬斯克方程和吉利兰图确定理论板数。
2 步骤
确定关键组分
物料衡算或亨斯特别克法估算产品组成,计算相对挥发度
芬斯克方程计算最少理论板数
恩德伍德公式计算最小回流比,选择适宜回流比
吉利兰图求理论板数
确定进料板位置下一页上一页null泡点进料的经验公式
例1-19 在连续精馏塔中分离多组分混合液。进料和产品的组成以及平均操作条件下各组分的相对挥发度示于本例附表1中,进料为饱和液体,试求(1)最小回流比;(2)若回流比R=1.5Rmin,用简洁法求理论板数。上一页下一页null解:(1)最小回流比下一页上一页null
(2)求理论板数上一页下一页返回