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化工原理多媒体教案

化工原理多媒体教案. 下 册. 兰州石化职业技术学院. 石化系化工原理教研室. 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

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化工原理多媒体教案

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  1. 化工原理多媒体教案 下 册 兰州石化职业技术学院 石化系化工原理教研室

  2. 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。

  3. 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。

  4. { 连续蒸馏 间歇蒸馏 1、按操作方法分： { 简单蒸馏（分离要求不高） 平衡蒸馏（闪蒸） 精馏 特殊精馏 2、按蒸馏方法分： { 双组分蒸馏 多组分蒸馏 复杂系蒸馏 3、按组分数分： { 常压 减压（热敏性物料） 加压 4、按操作压力分： 二、蒸馏分类 本章主要讨论常压下双组分连续精馏

  5. 第二节双组分溶液气液相平衡 6—1 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、xwi→xi 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

  6. 用途：(1)已知泡点，计算液相组成。 (2）已知液相组成求泡点。 X=f（pt） 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。 即p = p0x 1、泡点方程pA =pA0xA pB = pB0xB p = pA+ pB =pA0xA+ pB0 xB = PA0xA+PB0(1-xA) 理想气体混合物 yi = ypi =yvi

  7. p 温度 Xi（或yi） 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T—X、T—Y 关系标绘在同一直角坐标系中，即得到T—X—Y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：

  8. y x 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。 6—3 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。νA=PA/XA 若A、B形成理想溶液：VA=PA0 对于纯液体，即XA=1 （或XB=1）

  9. 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。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。 α=VA/VB =(PA/xA)/(PB/xB)=yAxB/yBxA 对于理想溶液 α=PA0/pB0 精馏塔各截面的 α变化不大可视为常数，计算可取平均值 当α=1时，y=x ，不能用普通精馏方法分离该混合物。 当α>1时，y>x ,能用普通精馏方法分离该混合物, α越大，越易分离。 相平衡方程

  10. 第三节蒸馏方式 t X或(y) 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：

  11. 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-dx.对易挥发组分物料衡算得: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-dx.对易挥发组分物料衡算得: 带入相平衡方程: Y=mx

  12. 二、平衡蒸馏 全系统物料衡算：

  13. 热量衡算： 加热器 闪蒸器内

  14. y3 y2 x3 y1 x2 xF Y/2 x1 x/2 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Y1>XF>X1 ，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的饱和蒸汽冷凝到P点T2出现新平衡，气相组成为Y3，Y3 >Y1。

  15. t X或（y） 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。

  16. y3 y2 x3 y1 x2 xF x1 C 简化流程 由图可知，X1 <XF <Y1，X1 <X2 <Y1，X2与XF比较接近，X3于Y1比较接近，若将第二级产生的中间产品X2于第一级的原料XF混合，X3与Y1混合这样消除了中间产品。由于温度较高的蒸汽与温度低的X3确接触，使液体部分气化，蒸汽自身被冷凝，省去了中间加热器与冷凝器。 将每一中间产品返回到下一级中，不仅可以提高产品的收率；而且是过程必不可少的条件。 回流是保证精馏过程能连续稳定操作的必不可少的条件。 再沸器是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件。

  17. （二）精馏塔 1、分类： 板式塔：泡罩塔、浮阀塔、筛板塔。 填料塔：塔内充填一定高度的填料。 2、塔板的作用：气液两相传质，传热的场所。 3、筛板塔中n层板上的操作情况 板式塔

  18. 鞍环填料 阶梯环填料 鲍尔环填料

  19. （三）精馏流程： 再沸器 冷凝器 加料板 板式塔流程. 精馏填料塔流程

  20. 第四节 双组分连续精馏的分析和计算 DxD F xF WxW 6—7 精馏塔的全塔物料衡算 一、全塔物料衡算 总物料衡算 F=D+W 易挥发组分衡算 FxF=DxD+WxW 在精馏计算中，有时用回收率表示分离程度， 塔顶易挥发组分的回收率=DxD/FxF ×100% 塔低难挥发组分的回收率=W(1－xW)/F(1－xF) ×100% 例6—6 已知：F, xwF, xww, xwD, MA, MB 求：D，W

  21. 6—8 精馏塔的操作线方程 一、理论板的概念及恒摩尔流假定 1、理论板：离开这块板的气液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀一致。 2、恒摩尔流假定： （1）恒摩尔气化：精馏操作时，在精馏塔的精馏段内每层塔板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的，提馏段也是这样。但两段的上升蒸汽摩尔流量不一定相等，即: V1=V2=V3=…=Vn=V V1’=V2’=V’3=…=V’n=V’ （2）恒摩尔溢流：精馏操作时，在塔的精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都是相等的，提馏段也是这样。但两段的液体摩尔流量不一定相等。即： L1 =L2 =…=Ln=L L1’=L2’=L3’=…=Ln’=L’ 3恒摩尔流假定成立的条件： （1） 各组分的摩尔气化潜热相等。 （2） 气液接触因温差交换的显热可以忽略。

  22. V DxD L n n+1 Yn+1 xn （3） 塔设备保温良好，热损失可以忽略。 二 精馏段操作线方程 按图作物料衡算 总物料衡算 V = L + D 易挥发组分量 Vyn+1=Lxn+DxD 令 L/D=R 化简为 物理意义：在一定的操作条件下，精馏段内任意第n层板下降的液相组成Xn与其相邻的下一层塔板上升蒸汽的气相组成Yn+1之间的关系。 在稳定条件下，D、XD为定值，根据恒摩尔流假定L为定值,R为定值，Y与X成线性。

  23. m m+1 Ym+1 Xm V/ WxW L/ xD 1 、斜率为R/（R+1），截矩为XD /（R+1）绘于 X—Y相图上。 2 、两点法（0，XD /（R+1））、（XD，XD） R----回流比 L=RD V=L+D=（R+1）D L/V----液气比 L/V=R/（R+1） R越大L/V越大。Yn+1 ≥xn 三 提馏段操作线方程 总物料衡算 L’=V’+W 易挥发组分 L’Xm’=V`Ym+1’+WXW

  24. xw xD 物理意义：在一定操作条件下，从提馏段内自任意第m层板下降液体组成Xm’与其相邻的下层板（第m+1）层上升蒸汽组成Ym+1’之间的关系。 根据恒摩尔流的假定，L’为定值，在操作稳定时，W和XW也为定值，表示的是一条直线方程。 1 斜率为L’/（L’-W），截矩为-WXW /（L’-W）绘于 X—Y相图上。 2 两点法（0， -WXW /（L’-W））、（XW，XW） 问题：截矩值太小。 L’除与L有关，还受进料量和进料热状况的影响。 四 进料热状况的影响： 1 几种可能的进料热状况 （1）冷液体（2）饱和液体（3）气液混合物（4）饱和气体（5）过热蒸汽

  25. V L F V’ L’ L V L V F F V’ L’ V’ L’ V L V L F F L’ V’ V’ L’ 2 定性分析进料状况对气液流量的影响 （1）冷液体 L’>L+F V`>V （2）饱和液体 L’=L+F V’=V （3）气液混合物V>V` L<L’ （4） 饱和气体 V=V`+F L=L’ （5）过热蒸汽 V>V` L’<L

  26. F IF V IV L IL L’ IL’ V ‘ IV’ 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+V’IV’+LIL=VIV+L’IL’ 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。

  27. （2）每进行1kmol料液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）。（2）每进行1kmol料液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δ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=(L’—L)/ 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

  28. y xw xF xD 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 操作线交点的轨迹方程 (q线方程） Vy=Lx+DxD V’y=L’x-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）

  29. 链接 6 进料热状况对q线斜率、位置的影响

  30. DxD F xF WxW 6—9 理论板层数的求法 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） 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。

  31. xn<xd (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

  32. 梯级的意义 xw xF xW

  33. 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。 6—10 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。

  34. yn*-yn+1 yn-yn+1 ET aμL 一、单板效率ET` ETV`=(Yn -Yn+1)/(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(αμL)-0.245 μL =μAXA+μBXB 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。

  35. V L F V’ L’ Vo W 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

  36. 精馏段： 提馏段： 过点（xw，0），以W/Vo为斜率的直线。

  37. NT求法： A D B C（xW,0)

  38. 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。 y0 x0 y1 xD

  39. 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+V’’ys+1=L’’xs+DxD 泡点进料：V’’=V=(R+1)D L’’=L+F1 F1 S V’’ S+1 L’’ V’ F2 L’

  40. 3)F2为第三段，同常规塔: 泡点进料：V’=V’’=(R+1)D L’=L’’+F2=F1+F2+L e1 e2

  41. 6—11 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

  42. 2、 Nmin求法 图解法：在平衡线与操作线间画直角梯级，梯级数即为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=lg[xD/(1-xD)·(1-xW)/xW]/lgm 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

  43. 四、适宜回流比的选泽 总费用最少的R为适宜的回流比。 R=（1.1～2.0）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。 6—12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) 费用 Rmin R

  44. 二、简捷法求理论板层数 步骤： 1、求Rmin 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6—15 已知 xF,xD, xW, R, αm 求: N 解 1、求Nmin 2、求Rmin 3、(R-Rmin)/(R+1)=b 4、(N-Nmin)/(N+1)=c    5、 得N

  45. 6—13 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)

  46. ImV V DxD L ImL n n+1 Yn+1 xn 6—14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。

  47. ImV V DxD L ImL n n+1 Yn+1 xn V’ImV WImL L’ImL QB 2、再沸器的热量衡算 QB=V’ImV+WHmL-L’ImL+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  3、全塔热量衡算 加热蒸汽带入的热量 Qh=Wh(I1-I2)

  48. ImV V DxD L ImL n n+1 Yn+1 xn V’ImV WImL L’ImL QB 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

  49. 第五节 板式塔 6—15 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

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