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化工单元操作.ppt

化工单元操作.ppt

上传者: wj800229 2010-04-20 评分 5 0 124 17 562 暂无简介 简介 举报

简介:本文档为《化工单元操作ppt》,可适用于工程科技领域,主题内容包含第一章精馏第一章精馏本章学习目的:掌握蒸馏的基本概念和蒸馏过程的基本计算方法。重点掌握内容:()两组分理想物系的汽液平衡关系()蒸馏过程的原理()两符等。

第一章精馏第一章精馏本章学习目的:掌握蒸馏的基本概念和蒸馏过程的基本计算方法。重点掌握内容:()两组分理想物系的汽液平衡关系()蒸馏过程的原理()两组分连续精馏过程的计算(物料衡算与进料热状况的影响、理论板层数的计算与回流比的影响、塔板效率)概述(Introduction)在工业上蒸馏操作的主要目的是分离液体混合物或液化了的气体混合物用以提纯或回收有用组分其基本原理是依据混合物中多组分间挥发度的不同而造成第二相进而实现分离。例如AB组成的混合物A、B组分都具有一定的挥发性但挥发度不同若A的挥发度>B则A称为易挥发组分(或称轻组分)B称为难挥发组分(或称重组分)。蒸馏操作实例:石油炼制中使用的万吨常减压装置蒸馏操作分类()按操作方式分类:简单蒸馏:处理较易分离的物系或分离要求不高者平衡蒸馏:处理较易分离的物系或分离要求不高者精馏:处理较难分离的物系或分离要求很高者,借助回流技术来实现高纯度和高回收率的分离操作它是应用最广泛的蒸馏方式。特殊精馏:很难分离或无法用普通精馏分离者()按操作压力分类:常压蒸馏:是通常采用的方式减压蒸馏:处理沸点高或热敏性物料加压蒸馏:当常压下是气态的物料必须加压液化分离之()按物料组分数分类:双组分蒸馏:讨论基本理论多组分蒸馏:工业上以多组分最常见()按操作形式分类:间歇蒸馏:主要应用于小规模、多品种或某些有特殊要求的场合,为非定态操作连续蒸馏:工业中以连续蒸馏为主,连续精馏为定态操作工业生产中,绝大多数为多组分精馏,但两组分精馏的原理及计算原则同样适用于多组分精馏,只是在处理多组分精馏过程时更为复杂些,因此常以两组分精馏为基础。本章讨论重点:常压双组分连续精馏第一节二元物系的气液相平衡蒸馏的理论依据是根据混合物中多组分挥发能力不同当气液两相共存时可使两相组成产生差异从而实现分离或增浓。为了定量计算就要研究气液两相平衡状态传质过程是以两相达到相平衡为极限因此说气液相平衡关系是分析蒸馏原理和进行蒸馏设备计算的理论基础。一、理想物系的气液相平衡气液平衡时自由度分析根据相律即如()式所示:()式中:F自由度数即指该系统的独立变量数C独立组份数Ф相数。式()中数字表示外界只有温度和压强两个条件影响物系平衡状态。双组分气液相平衡状态涉及四个独立变量为t、P、和中一般来说蒸馏常采用恒压操作则物系仅有一个独立变量而其他变量都是它的函数所以双组分气液平衡关系可以用一定压强下的tx(或y)及xy的函数关系及其相图表示。纯组分A纯组分B当溶液沸腾时溶液上方总压可表示为:则有组分计算式如()式所示:()()式可计算气液相平衡时的液相组成若气相视为理想气体遵循道尔顿分压定律则有气相组成计算如()式:式()为双组份理想溶液的气液平衡方程若系统的温度和压力确定后可通过式()确定达到相平衡时的气液相组成。()tCx(y)露点线泡点线露点泡点xAyAxf气相区液相区两相区二、双组分理想溶液的气液平衡相图.温度组成(txy)相图蒸馏操作一般是在外压恒定情况下进行的所以溶液的平衡组成是温度的函数。现以总压为个大气压下苯甲苯混合液的txy相图为例进行说明。由图可见两条曲线将图分成三个区域:液相区(过冷液区)、气相区(过热蒸气区)、液平衡区。上方曲线代表饱和蒸汽线也称为露点线该线上方的区域代表过热蒸汽区下方曲线代表饱和液体线也称为泡点线该线下方的区域代表过冷液体区。两条曲线之间的区域为气液共存区平衡关系用两曲线间的水平线段表示显然只有在气液共存区才能起到一定的分离作用。如图所示在恒定的压力下若将温度为t、组成为x(图中点A)的混合液加热当温度升高点B时溶液开始沸腾该温度即为泡点温度。继续升温点C时汽液两相共存两相互成平衡。同样若将温度为t、组成为y的点E过热蒸汽冷却当温度降到点D时过热蒸汽开始冷凝此时该温度即为露点温度。由图可见汽液两相呈平衡时汽液两相的温度相同但汽相组成大于液相组成。说明:()曲线两端点分别代表纯组份的沸点右端点代表纯轻组份沸点左端点代表纯重组份沸点。()混合液的沸点随组成不断变化。在同样组成下泡点与露点相等。演示.气液平衡组成图(xy相图)在蒸馏计算中广泛使用xy相图此图可由txy相图中若干平衡数据点而对应得到。如图所示图中的曲线代表液相组成和与之平衡的汽相组成间的关系称为平衡曲线。若已知液相组成x可由平衡曲线得出与之平衡曲线。若已知液相组成x可由平衡曲线得出与之平衡的汽相组成y反之亦然。图中的直线为对角线该线作为参考线供计算时使用。现对xy相图简要说明如下:()图中曲线上任意点D表示组成为x 的液相与组成为y 的气相互成平衡且表示点D有一确定的状态该曲线称为平衡曲线。()当易挥发组分的气相组成y>液相组成x时平衡线肯定位于对角线上方平衡线离对角线越远表示气相中易挥发组分含量越高表示该溶液越容易分离。()在总压P变化不大时()范围外压对xy平衡线的影响可忽略但txy线随压力变化较大所以使用xy平衡线更方便。()总压P变化较大时平衡线易发生变化若总压P减小时平衡线离对角线越远则易于分离若总压P增大时平衡线离对角线越近则难于分离。但工业上减压蒸馏的目的不在于易于分离而是为了降低操作温度防止物料分解和聚合,即从分离的角度看,减压蒸馏有利,但工业上远不是从这一角度出发,还要考虑经济性。三、挥发度ν和相对挥发度α.挥发度ν混合液中组分的挥发度可表示为:      说明:()对于理想溶液:           同理:    (2)对于纯组分: =      及xB=      即对于纯液体而言其挥发度指该液体在一定的温度下的饱和蒸汽压。(3)因挥发度ν是随温度而变化使用不方便故采用相对挥发度的概念。.相对挥发度α将溶液中易挥发组分挥发度与难挥发组分的挥发度之比称为相对挥发度如()式:                         (5)根据上式及联合气相遵循道尔顿分压定律则可推出以相对挥发度α表示的气液相平衡关系如()式所示:                           ()()式称为双组份理想溶液气液平衡关系式它应用很广。说明:()    因  、  随温度沿同向变化故  值变化较小可做常数处理。()α的大小可判断分离程度。当α>时即y>x时可采用蒸馏方法进行分离而且α越大平衡线偏离对角线越远越容易分离。()当α=时即y=x时不能用普通蒸馏方法加以分离但可采用特殊蒸馏方法处理。相对挥发度对理想物系相对挥发度与温度关系不大可近似认为与温度无关。四、非理想溶液实际生产中所遇到的大多数物系为非理想物系非理想物系可能有如下三种情况:()液相为非理想溶液汽相为理想气体()液相为理想溶液汽相为非理想气体()液相为非理想溶液汽相为非理想气体。精馏过程一般在较低的压力下进行故多数非理想物系可视为第一种情况。溶液的非理想性来源于异分子间的作用力与同分子间的作用力不等即          。表现在其平衡蒸汽压偏离拉乌尔定律偏差可正可负其中尤以正偏差居多。.正偏差系统若  <  、  即异分子间作用力小于同分子间作用力排斥力占主要地位分子较易离开液面而进入气相所以泡点较理想溶液低混合时体积变化ΔV>容易出现恒沸点、部分互溶、完全不溶等现象。例如乙醇-水系统为正偏差系统其相图如图及图所示。由图可知气相和液相在M点重合组成为(摩尔分率)称为恒沸组成t=称为恒沸点则该溶液称为恒沸液。因为该溶液的恒沸点温度最低则称其为最低恒沸点溶液在M点处无法用普通蒸馏方法继续分离。负偏差系统当        时则异分子间吸引力占主导地位即液体分子较难离开液相进入气相所以泡点较理想溶液高混合时ΔV<例如硝酸-水系统为负偏差系统如图及所示。因为该溶液的恒沸点温度最高则称其为最高恒沸点溶液恒沸组成为,恒沸点温度为说明:()分离恒沸物应采用特殊蒸馏方式。()恒沸点随总压变化若采用变化压力来分离恒沸物要做经济权衡以做最后处理。()非理想溶液不一定都有恒沸点例如甲醇-水系统无恒沸点。第二节    简单蒸馏和平衡蒸馏一、平衡蒸馏(又称闪蒸)闪蒸是一种单级连续蒸馏操作也可间歇操作流程如图所示。.操作原理原料液连续加入到加热器中预热至一定温度后经减压阀减至预定压力由于压力突然降低过热液体发生自蒸发液体部分汽化气液两相在分离器中分开塔顶产品中得到增浓塔底产品中得到增浓因为闪蒸操作只经历了一次气液平衡过程所以对物料的分离程度十分有限。演示演示.物料衡算总物料衡算如()式:     ()轻组分物料衡算如()式:        ()式中F、D、W分别为原料液、气相和液相产品的流量y、x分别为原料液、气相和液相产品的组成。令q=w/F液化率则将上两式联立整理得到下()式:                                                 ()()式表达了闪蒸中气液两相间的平衡关系当规定了液化分率和进料组成时式()的x、y间呈直线关系对于理想体系平衡关系符合           二、简单蒸馏(又称微分蒸馏).操作原理  如图所示简单蒸馏是间歇式操作。将一批料液一次加入蒸馏釜中在外压恒定下加热到沸腾生成的蒸气及时引入到冷凝器中冷凝后冷凝液作为产品分批进入贮槽其中易挥发组分相对富集过程中釜内液体的易挥发组分浓度不断下降蒸气中易挥发组分浓度也相应降低因此釜顶部分批收集流出液最终将釜内残液一次排出。即液体始终处于缓慢沸腾状态产生的气相被及时引出再冷凝顶端产品组成在不断下降即蒸馏过程沿泡点线微分变化得到的产品也不断变化。显然简单蒸馏得不到大量的高纯度的产品。  演示物料衡算简单蒸馏是非稳态操作过程。取dτ时间内对易挥发组分A作物料衡算则有如()式:                 () 简单蒸馏过程的特征是任意瞬间的气液组成y和x互成相平衡关系即y*=f(x)其相平衡关系可按以下几种情况处理:()若理想系统气液相平衡关系符合式()则代入上式中可得到()                       ()()若相平衡关系在操作范围内呈直线即则()式可化成():                         () ()若    不能用简单函数关系表示则应用图解积分法或数值积分法求解。()上升蒸汽组成y虽然不断变化但简化计算可取全部过程的平均值即   。则总物料衡算式如()式:   ()轻组分物料衡算式如()式:      ()    第三节精馏原理和流程一、精馏原理单级蒸馏虽然设备简单操作容易但对物系的分离很有限不能达到很高的分离纯度所以很难满足大规模工业生产要求因此要有大批量且高纯度的蒸馏设备来代替。.部分气化和部分冷凝由图可知物系只有经过部分汽化或部分冷凝才能进入气液平衡区这部分区域内才有分离作用而在液相区和蒸气区因为只有单相存在组成不变所以无分离作用所以说进行部分冷凝或部分气化操作是分离操作的前提。如图所示随着操作温度t的提高则气相组成y降低同时液相组成x也降低。即经过一次气液平衡后则有y>xF>x但气相组成y提高的幅度不大即纯度不高。流程特点:()以上多级串联流程可以得到高纯度的产品但产品产量很低且中间产物无法处理()设备庞杂能耗高设备要求高。联想:因多次部分气化或多次部分冷凝则会大大提高产品的纯度则考虑将单级分离加以组合成多级分离分离级数越多,最后得到顶端的易挥发组分和底部的难挥发组分的纯度越高。2.用回流代替中间加热和中间冷凝为降低能耗则考虑取消中间再沸器和冷凝器如图所示则将上一分离级液相引回本级以冷却蒸汽(部分冷凝)同时将下一分离级产生的蒸汽直接通入本级以加热液体。在加热和冷凝过程中即完成了部分冷凝和部分汽化操作冷凝下来的物质中重组分含量高而气化出去的物质中轻组分的含量高。流程最上端气相产品经全凝器冷凝成液体一部分作为顶部产品一部分回流流程最下端经再沸器后产生上升蒸汽和塔底产品x 。本流程特点:()可以得到高纯度产品且产量易于控制无中间产品()由于液体汽化和蒸气冷凝同时发生即进行了热量互补所以本流程起到节能作用()虽然去掉了众多的加热器、冷凝器流程得到了简化但分离器的数量还较多。联想:本流程是否可以继续改进减少设备简化流程。  用塔板代替分离器为气液两相提供接触场所从而使流程大大简化。以最常见的泡罩塔板为例气体由下经板上的泡罩四沿向上而液体当漫过溢流堰后由提流管流下气液在板上逆流接触同时进行传质和传热。.用塔板代替分离器演示二、精馏流程如图所示原料液预热到指定温度后送入精馏塔的中部适中位置进料板上在进料板上与自塔板上部下降的回流液体汇合后逐板溢流最后流入塔底再沸器中。在每层板上回流液与上升蒸汽互相接触进行传热和传质。操作时连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品部分液体汽化产生上升蒸汽依次通过各层塔板塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝并使部分冷凝液打回塔顶作为回流液其余作为塔顶产品。演示精馏是利用回流手段、经过多次平衡级过程使物系实现高纯度分离的操作。平衡级演示通常以进料板为界限进料板以上称为精馏段主要是用以提纯高纯度的轻组分该段特点是由下向上各板上轻组分的组成不断提高温度不断降低进料板以下(包括进料板)称为提馏段主要是提浓高纯度的重组分该段特点是由上向下各板轻组分的浓度降低温度升高。一个完整的精馏塔应包括精馏段、提馏段、塔顶冷凝器和塔底再沸器。在这样的塔内可将双组分混合液连续地、高纯度地分离为轻、重两组分。说明:()全凝器是个换热器只提供回流液体无分离作用。()再沸器在提供回流气体的同时也提供液相产品故有分离作用。第四节 双组分连续精馏一、理论板的概念及恒摩尔流的假设.理论板  在该板上气液两相充分混合接触时间无限长则离开该板的气液两相达到相平衡状态即y*=f(x)。一块理论板又称一个理论级或平衡级。但实际上由于气液两相在同一块实际板上接触时间和接触面积所限气液间难以达到相平衡。说明理论板是一种理想板引出它的概念是作为衡量实际板分离效率的标准。.恒摩尔流的假设精馏操作时在精馏段和提馏段内每层塔板上升的汽相摩尔流量和下降的液相摩尔流量一般并不相等为了简化精馏计算通常引入恒摩尔流动的假定。()恒摩尔气流:是指在精馏塔内从精馏段或提馏段每层塔板上升的汽相摩尔流量各自相等但两段上升的汽相摩尔流量不一定相等。即如公式所示:           ()恒摩尔液流(同理):是指在精馏塔内从精馏段或提馏段每层塔板下降的液相摩尔流量分别相等但两段下降的液相摩尔流量不一定相等。如公式所示:                         恒摩尔流假设成立的前提条件:()各组分的摩尔汽化潜热相等。()气液间温度不同而交换的显热可忽略因为汽化潜热>>显热。()设备保温良好热损失可忽略。二、物料衡算和操作线方程精馏塔各股物料(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。1.全塔物料衡算(如图所示)总物料衡算如()式:       ()    轻组分物料衡算如()式:         ()说明:这里需要注意几个重要概念()塔顶易挥发组分的回收率=         ()塔底难挥发组分回收率=         ()塔顶采出率=         ()塔底采出率=              讨论:(1)当产品质量    规定后采出率      和      随之确定不能自由选择。(2)当规定了D/F和  时则  和W/F也随之确定不能自由选择反之亦然。()在规定了分离要求后应使       或   。如果DF取得过大即使精馏塔有足够的分离能力塔顶仍得不到高纯度的产品其原因可由      推出当一定时D/F增大会使下降。.精馏段操作线方程在精馏塔中任意塔板下降的液相组成与由其下一层塔板上升的蒸汽组成   之间的关系称之为操作关系描述它们之间关系的方程称为操作线方程。操作线方程可通过塔板间的物料衡算求得。如图所示对虚线范围内作物料衡算有  总物料衡算:轻组分物料衡算: 整理得到如()式:                                 ()这里提出一个重要概念:R=  。引入R的概念可将式()整理成()式:                    ()()式称为精馏段操作线方程它描述了精馏段内相邻两块板间的气液相组成间的关系。由于恒摩尔流假设即L为常数且稳态操作时D  为常数则R也为常数则()式可表示成一条直线其斜率为RR截距为xDR。.提馏段操作线方程由于进料的影响精馏段和提馏段的气液相流率可能有所不同现对提馏段操作线方程进行讨论。如图所示在提馏段任意两板之间与塔底间作物料衡算有:                                              ()()式为提馏段操作线方程稳态操作时    均为定值则相邻两块板间气液相组成间呈直线关系。三、进料板的物料衡算和热量衡算进料板是精、提馏段的联系由于有物料自塔外引入所以其物料、热量关系与普通板不同必须加以单独讨论。如图所示取进料板作物料和热量衡算。物料衡算式:    热量衡算式:  令:改写上两式         及 整理得如()式:()则对该式进行进一步讨论:()进料热状况参数q令:=1kmol进料变成饱和蒸汽所需热量/进料液的千摩尔汽化潜热   () q值称为进料的热状况参数()式为进料热状况参数的定义式由该式可计算各种进料热状况的q值。()液化率q又令:      =进料中的液体分率(简称液化率)    ()说明:)q指液化率时适宜描述饱和液、气液混合物和饱和气三种进料情况。)q实际计算进料热状况参数时如()        ()式中: 进料液的泡点温度Ct进料液的实际温度C  泡点下混合液的平均汽化潜热kJkmol 定性温度下混合液的平均定压比热kJ(kgC)。定性温度:取    则:        2.五种进料热状况及对物流变化的影响  根据工艺条件和操作要求精馏塔可以不同的物态进料。如图所示组成为xF的原料其进料状态可有以下几种:()冷液进料(A点)()饱和液体(泡点)进料(B点)()汽液混合物进料(C点)()饱和蒸汽(露点)进料(D点)()过热蒸汽进料(E点)。()冷液进料:即t<tb有     则q>对于冷液进料进料温度低于泡点该原料加入后使得进料板上部分蒸汽冷凝。因此提馏段的液流量除包括精馏段的液流量和进料量外还包括部分蒸汽冷凝所形成的液量而精馏段的汽流量小于提馏段的汽流量即                      当q>时         。()饱和液体进料(泡点进料): t=tb     对于饱和液体进料进料温度等于泡点该原料加入后全部进入提馏段。因此提馏段的液流量为精馏段的液流量与进料量之和而精馏段的汽流量等于提馏段的汽流量即q=      ()气液混合物进料(        )对于汽液混合物进料进料温度介于泡点和露点之间该原料加入其汽相部分进入精馏段液相部分进入提馏段。因此提馏段的液流量大于精馏段的液流量但小于精馏段液流量与进料量之和而精馏段的汽流量大于提馏段的汽流量即       <q<     ()蒸气进料(露点进料):  对于饱和蒸汽进料进料温度等于露点该原料加入后全部进入精馏段。因此提馏段的液流量等于精馏段的液流量而精馏段的汽流量为提馏段的汽流量与进料量之和即     =(5)过热蒸气进料:   对于过热蒸汽进料进料温度高于露点该原料加入后使得进料板上部分液体汽化。因此提馏段的液流量小于精馏段的液流量而精馏段的汽流量除包括提馏段的汽流量与进料量之和外还包括部分液体汽化所形成的蒸汽量即q<演示表五种进料状态对照表以上五种不同进料状态及其对气液流动的影响列于表中。.q线方程(进料方程)如何将五种进料热状况归纳在一个公式中描述出进料状况对操作线的影响哪?由于进料板是精、提馏段的交点所以它的物料衡算应同时满足精、提馏段两个方程联立得到q线方程即:精馏段:      ()提馏段:     ()()():又因为:       且     又有:所以:                  ()()式称为进料方程或q线方程,它描述的是精馏段与提馏段方程交点轨迹方程定态操作时q及xF均为定值因此进料板上相互接触的气液两相组成的关系也是直线斜率为qq截距为     。q线方程四、设计型计算理论板数的求法二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型:一类是设计型主要是根据分离任务的要求确定设备的尺寸而另一类是操作型主要是在已知设备条件下确定操作时的工况。设计型命题即根据规定的分离要求选择操作条件计算所需的理论板数。分离要求:()规定产品质量  产品数量D()工业上有时规定回收率η=   。选择条件:()操作压强P()回流比R()进料热状况q这三个参数选定后平衡关系和操作线方程随之确定。(一)理论板数的求法理论板层数的确定是精馏计算的主要内容之一它是确定精馏塔有效高度的关键。计算理论板层数通常层采用逐板计算法和图解法。.逐板计算法假设:(1)塔顶为全凝器泡点液体回流。(2)塔底为再沸器间接蒸汽加热。(3)Rqα为已知泡点进料。理论依据:()气液相平衡关系符合(2)精、提馏段操作线方程。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。(一)理论板数的求法理论板层数的确定是精馏计算的主要内容之一它是确定精馏塔有效高度的关键。计算理论板层数通常层采用逐板计算法和图解法。全塔总理论板数:m块(扣除再沸器)其中精馏段为n块提馏段为(m-)-(n-)=m-n块进料板位于第n板上。说明:()应将进料板归入提馏段的板数中位置为第n板。()在计算过程中每使用一次相平衡关系即表示需要一块理论板。()塔顶采用全凝器时不起分离作用此时有   。若采用分凝器则有分离作用相当于一块理论板此时有:  。()塔底再沸器中气液相平衡故起分离作用也相当于一块理论板。()该法计算准确但计算过程繁琐重复当理论板数较多时则不宜采用本法。但因本方法涉及到基本方程的应用所以是本章要求掌握的重点内容。.图解法(MT图解法)图解法求理论板数与逐板计算法原理相同只是用图形形式求取理论板数如图所示。此法简捷、明确作为工程计算在双组分精馏计算中被广泛采用。求解步骤:(1)在xy相图上画出相平衡线和对角线。(2)再画出精、提馏段操作线(如图))画精馏段操作线由精馏段操作线         可知因x=  时有y=  可确定点a(x= y= )又因直线截距为   则可确定点b点(   )连接ab两点可画出精馏段操作线。)画提馏段操作线同理由提馏段操作线可知对应C点(x=  y=  )但提馏段操作线截距数值较小很难准确画出故这里采用q线辅助做法。由可知q线过点e(x=  y= )斜率   。因为q线是精、提馏段交点轨迹即画出q线与精馏段后它们的交点即为提馏段上的一点(d点)。连接cd两点可画出提馏段操作线。)q线的作法: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随之而变动从而影响提馏段操作线的位置。当进料组成 、操作回流比R及两产品组成 、 一定时五种不同进料热状况对q线及操作线的影响示于图中。这里是先在平衡线与精馏段操作线之间画梯级当梯级跨过两操作线交点d后则改在平衡线与提馏段操作线间画梯级直至到达或跨过C点。其中,跨过q线与精馏段操作线交点的梯级为加料板()加料板以上为精馏段理论板数()加料板以下(包括进料板)为提馏段理论板数()最后一个梯级为塔釜再沸器()在平衡线与操作线之间画梯级如图所示即由a点开始在平衡线和操作线之间画梯级直至跨过 为止梯级数即为理论板数(包括再沸器)。演示演示说明:梯级的含义(以第n块板为例如图所示)ABC三点构成一个三角形边BA表示液体在该理论板上的增浓程度边BC表示气体在该块板上的增浓程度所以该三角形梯级充分表达了一个理论板的工作状态。思考:为什么一个梯级代表一个理论板?(二)几种特殊情况下理论板数的求取.塔顶设置分凝器塔顶第一个冷凝器只是将回流液冷凝下来即部分冷凝叫分凝器由分凝器出来的气相再由全凝器全部冷凝下来作为产品。对于分凝器来说同时离开分凝器的气液两相组成成平衡关系起到一定的分离作用相当于一块理论板设有分凝器时则计算理论板应从分凝器开始精馏段操作线方程不变只是算得精馏段的理论板总数中扣除块分凝器即可。如图所示因分凝器中气液两相达到相平衡所以相当于一块理论板显然    将流量为V组成为y的蒸气再引入全凝器中却步冷凝后作为塔顶产品采出即有:         且即    由相平衡关系x由精馏段操作线y再由相平衡关系x再由精馏段操作线y…汽相液相.塔顶设有分凝器yD与xL满足相平衡关系故分凝器相当于一块理论板。.塔顶冷回流(即塔顶回流液温度低于泡点温度)塔顶采用全凝器只是回流液温度低于泡点温度。当 的冷液进入第一块板时肯定有一部分 冷凝下来加热 至泡点温度则有:  而因为         所以若对第一块板作热量衡算:式中q’指回流液的热状况参数这里所以塔顶实际回流比为           依然按照前面所述的理论板求解法进行计算。.直接蒸汽加热若待分离的物系是某种轻组分A (B)混合物时往往可将加热蒸汽直接通入塔釜汽化釜液其装置如图所示。设蒸汽为饱和蒸汽精馏段操作线、q线与常压塔相同提馏段塔底多了一股蒸汽流,由物料衡算可得:因为恒摩尔流假设成立则       且   。在此情况下操作线方程为如()式所示:             ()当利用该操作线进行图解法求理论板时x=  时y=即该点落在横坐标上如图所示其它步骤与前述相同。说明:()直接蒸汽加热传热效果好省去了间接加热装置。()但在相同的分离要求下   (      )所需理论板数较多这是因为直接蒸汽加热稀释了釜液所以需要增加理论板数。.多侧线塔优点:可以用结构简单的塔釜鼓泡器代替造价昂贵的再沸器且需要的加热蒸汽压力较低缺点:需要的理论板数略有增多、塔釜排出更多的废液。包括多侧线出料和多股进料如图所示。在工业生产中,有时为分离组分相同而含量不同的原料液,则应在不同塔板位置上设置相应的进料口,有时为了获得不同规格的精馏产品,则可根据所要求产品组成在塔的不同位置上开设侧线出料口,这两种情况均称为复杂塔型。处理时可将塔分成若干部分每处进料或采出间的部分应单独讨论起操作线和q线然后在按前述方法求理论板数。如图所示例如两股组分相同但组成不同的料液可在同一塔内分离此时两股料液应分别在适当位置加入塔内,这时将精馏塔分成三段每段操作线均可由物料衡算推出其q线方程仍与单股加料时的处理方法相同又如图所示的侧线出料塔侧线饱和液体出料或侧线饱和蒸气出料,塔内可分三段每段的操作线均可由物料衡算导出。特点:精、提操作线方程不变两股进料之间的操作线方程可通过虚线范围内的物料衡算得到:从上到下操作线斜率依次增大。思考:当多股进料时如何确定最小回流比?侧线出料流程思考:多股侧线采出流程的计算.回收塔 如图所示若在塔顶进料则该塔只有提馏段而无精馏段此时精馏塔称为汽提塔或回收塔。因为           且所以则操作线如()式:                                                    同理可采用图解法求理论板层数。()五、回流比的选择及影响精馏的核心是回流因此回流比R是个重要可调的操作参数它的大小可影响精馏塔的设备费用和操作费用。当R增大时精馏段操作线的截距减小则操作线远离平衡线梯级跨度增大即每块塔板的增浓度(    )变大对于同样的分离要求时所需理论板数减少但当R增大时能耗高即操作费用增多所以要通过经济评价来讨论R的适宜范围因此说是精馏塔设计和操作的重要指标。(一)最小回流比如图所示随着回流比R的减小精、提馏段操作线上移传质推动力减小所需理论板数增多。当两线交点落在相平衡线上时在该点上y与x之间既是平衡关系又是操作关系传质推动力为无增浓作用所以此区称为恒浓区(或称挟紧区)e点叫挟紧点。此时    所需N无限多。若R<  挟紧点将落在平衡线外则无论怎样操作也无法达到分离要求所以实际操作中必须有R>  因此最小回流比是计算的重点。最小回流比的求取有两种方法。.作图法()对于理想体系对应的正常的平衡曲线如图所示可由图中读得挟紧点e点坐标(   )可推出最小回流比的计算式如()式:                                        ()()对于非理想体系对应的特殊平衡线如图所示当操作线与平衡线相切则切点e为挟紧点此时R   此时e点不是q线与平衡线的交点q点是精、提馏段交点但没落在平衡线上。则由图读得q点(   )或点e(   )坐标值后最小回流比的计算如()式所示。()yxeyxe恒浓区在精馏段恒浓区在提馏段非理想体系恒浓区出现的不同情况2.解析法(本章要求掌握的重点)对于理想物系可根据挟紧点处的气液相平衡关系及Rmin的原始计算式推出最小回流比的理论计算式。即由得()式:                    ()对于某些进料热状态可直接推导出相应的Rmin计算式如下所示:()饱和液体进料(q=1)因此时    则()所示可化成如()式:                         ()()饱和蒸汽进料(q=0)因此时即       则()式可化成()式:                       ()()气液混合进料:(<q<)计算如()式所示                  ()(二)全回流及最少理论板数若上升至塔顶的蒸汽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时的回流比为无穷大。此时在xy相图上两条操作线(即精、提馏段操作线)均与对角线重合即操作线离平衡线最远传质推动力最大对指定的分离要求下所需的理论板数最少。全回流是回流的上限生产能力为零对正常的生产无意义。但开车阶段先打全回流可尽快达到操作稳定生产中当精馏塔前后工序出现故障也可临时改为全回流操作。实验研究中多采用全回流操作测定单板效率这样可排除进料波动等不稳定因素便于不同结构塔型的比较。利用全回流还可以给出完成一定分离任务所需  的极限概念。综上所述实际正常操作中:        。L=V.全回流和最少理论板数Nmin下面简要介绍求取最少理论板数的两种方法:.图解法 因精、提馏两条操作线均与对角线重合所以可由x (或x )开始在平衡线与对角线之画梯级跨过x (或x )为止。.解析法――芬斯克(Fenske)公式设若    <则       取为常数求解理论依据:(1)操作线    ()相平衡线:     (指理想系统)则芬克斯公式表达式如()式:                          ()说明:(1)上式中计算的  值不包括再沸器(2)利用芬斯克(Fenske)公式也可进行进料板位置的估算精馏段理论板数全塔理论板数=   则如()式:()                            (三)适宜回流比的确定精馏过程的操作费用主要取决于再沸器中加热介质的消耗量、塔顶冷凝器中冷却介质消耗量及两种介质在输送过程中的动力消耗等均随R而变如图中的曲线所示。精馏装置的设备费用主要是指精馏塔、再沸器、冷凝器及其它辅助设备的购置费用。设备费用与回流比的大致关系如图片中的曲线所示。总费用为操作费用与设备费用之和。总费用与回流比的关系如图片中的曲线所示总费用最低时所对应的回流比即为适宜回流比。根据生产数据的统计一般采用经验值:R=(~)R  。演示六、简捷法求理论板数吉利兰(Gilliland)关联图前面介绍过求理论板数共有三种方法一是逐板计算法二是图解法这里介绍第三种方法简捷法。吉利兰关联图是用八种物系在下面的精馏条件下由逐板计算得出的结果绘制而成。这些条件是:组分数目为~进料热状况包括冷料至过热蒸气等五种情况Rmin为~组分间相对挥发度为~理论板层数为~。吉利兰关联图可用于两组分和多组分精馏的计算但其条件应尽量与上述条件相似。如图所示吉利兰关联图为双对数坐标图它关联了Rmin、R、Nmin及N四个变量之间的关系。横坐标为       纵坐标为       。其中由图可见曲线左端延线表示在最小回流比下的操作情况而曲线右端表示在全回流下操作状况。利用吉利兰关联图求理论板数的步骤:(1)利用解析法或图解法求R 并选择R。(2)利用芬斯克公式计算N 。(3)计算出横坐标     后查图得纵坐标数值后可计算出N。()用精馏段的最小理论板层数   代替全塔的  确定适宜的进料板位置。()为避免读图时引出过大误差可将图中数据关联如()式:()七、板效率及塔径的计算(一)板效率.单板效率(又称默弗里板效率)以塔中任意板第n块板为例如图所示。)以气相表示默弗里板效率式中:  以气相表示的默弗里板效率   即与xn达相平衡的气相组成。                     ()()以液相表示默弗里板效率                       ()式中:  以气相表示的默弗里板效率     即与  达相平衡的液相组成。单板效率表示气相或液相在实际板上的增浓程度与在理论板上的增浓程度之比通常由实验测定。实验时若采用全回流方式可简化测试即只测液相组成即可。当全回流操作时两条操作线均与对角线重合即有     则默弗里板效率如()式所示:          ()单板效率可直接反映该层塔板的传质效果一般说来同一层塔板的气相与液相单斑效率数值并不相同各层塔板的单板效率通常也不相等。全塔效率E(又称总板效率) 全塔效率是指达到指定分离要求所需理论板数与实际板数的比值如()式所示: 全塔效率简单地反映了整个塔内的平均传质效果其经验数值在设计中应用得很广泛。上述二者定义的基准不同全塔效率是基于所需理论板数的概念而单板效率基于理论板增浓的程度。影响塔板效率的因素很多概括起来有物系性质、塔板结构及操作条件三个方面。目前被认为能比较真实反映实际情况的是美国化工学会提出的AIChE法该方法不仅考虑了较多的影响因素而且能反映塔径放大对效率的影响对于过程开发很有意义但是这套计算方法程序颇为繁复此处不作具体介绍另一类是简化的经验计算法该类方法归纳了试验数据及工业数据得出总板效率与少数主要影响因素的关系例如较多使用的奥康奈尔方法。()E与Em数值上不一定相等E大则表明Em一定大。但反过来Em大则E不一定大这是因为板和板之间传质会相互影响可能存在着各种不利的操作现象如漏液、雾沫夹带、液泛等。思考:单板效率Em与全塔效率E有何关系?(二)理论板当量高度和填料高度精馏操作也可以在填料塔中进行填料层也分为精馏和提馏两段填料层高度常采用以下两种方法计算:.传质单元数法该法采用如()式所示的形式:     .等板高度法等板高度是指相当于一块理论板的分离作用的一段填料层高度以HETP表示则如()式:填料层高度=等板高度理论板数()HETP可取经验值或用经验公式计算。(三)塔径的计算塔径的计算如()式所示:              ()()八、连续精馏装置的热量衡算。冷凝器(指全凝器且饱和出液如图所示)对全凝器作热量衡算以单位时间为基准并忽略热损失。如()式:                                    冷却介质消耗量如()式:     常用的冷剂为冷却水t1为当时当地自来水的温度t可由设计者给定通常要求t-t=左右。若水源紧张则可适当提高t以降低用水量。              ()()。再沸器(如图所示)对间接蒸汽加热的再沸器作热量衡算以单位时间为基准如()式设:     则:                   则加热介质消耗量如()式:       ()()通常QF、QD、QW数值较小可忽略不计于是.全塔热量衡算塔板序号温度精馏塔内的温度分布和灵敏板灵敏板:当正在操作中的精馏塔受到某一外界干扰如回流比、进料组成波动等全塔各板的组成和温度将发生变化。变化最灵敏的一块板或相邻的几块板称为灵敏板。第五节其它蒸馏方式以上所讲内容都是二元物系的连续精馏是稳态操作而间歇蒸馏是指一批精馏完毕后再加另一批物料的间歇操作。间歇精馏装置如图所示原料液一次性加入塔釜后将釜内的液体加热至沸腾所生成蒸气到达塔顶全凝器冷凝液全部回流进塔待全回流操作稳定后改为部分回流操作并从塔顶采集产品。间歇蒸馏特点:()间歇精馏是分批操作过程为非定态但由于塔内气液浓度变化是连续而缓慢的可视为拟定态过程对操作的任一瞬间仍可用连续定态精馏的计算方法进行分析。()间歇精馏操作全塔均为精馏段无提馏段由于塔顶有液体回流故属精馏而不是简单蒸馏操作。()间歇精馏操作方式比较灵活机动适用于处理物料量少物料品种经常改变的场合尤其是对缺乏技术资料的物系进行精馏分离开发时可先采用间歇精馏进行小试以获取有关的数据但对

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