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文檔簡(jiǎn)介

第六章蒸餾

6—1概述一、蒸餾操作

利用液體混合物中各組分揮發(fā)度差異分離液體混合物的單元操作。分離依據(jù):

*各組分的揮發(fā)度有差異,即yA/yB>xA/xB

(氣、液相A、B組分的摩爾分?jǐn)?shù))組分A的揮發(fā)度>組分B的揮發(fā)度*合適的分離設(shè)備(塔)。

二、蒸餾過程的分類

(可按蒸餾方式、連續(xù)性、以及組分?jǐn)?shù)多少等進(jìn)行分類)

按蒸餾方式分:簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾(閃蒸)、精餾、特殊精餾按操作壓力分:常壓蒸餾、真空蒸餾、加壓蒸餾按操作方式分:連續(xù)蒸餾、間歇蒸餾按被分離的混合物性質(zhì)分:雙組分蒸餾、多組分蒸餾

連續(xù)精餾是液體混合物分離中首選分離方法。

*本章討論前提常壓雙組分連續(xù)精餾.三、蒸餾操作費(fèi)用與操作壓強(qiáng)

蒸餾操作費(fèi)用主要是加熱和冷凝的費(fèi)用,與加熱和冷凝的溫度有關(guān)。而加熱和冷凝的溫度均與操作壓強(qiáng)有關(guān),故工業(yè)蒸餾對(duì)操作壓強(qiáng)應(yīng)進(jìn)行適當(dāng)?shù)倪x擇。*真空蒸餾使沸點(diǎn)降低,可避免使用高溫載熱體。*加壓蒸餾使冷凝溫度提高,可避免使用冷凍劑。四、本章重點(diǎn):

1、連續(xù)精餾過程的基本原理及過程描述的基本方法

2、雙組分連續(xù)精餾塔計(jì)算

3、精餾過程的塔設(shè)備(板式塔)6-2雙組分溶液的汽液相平衡一、氣液相平衡

經(jīng)長(zhǎng)時(shí)間接觸,當(dāng)每個(gè)組分的分子從液相逸出與氣相返回的速度相同,或達(dá)到動(dòng)平衡時(shí),即該過程達(dá)到了相平衡。

平衡時(shí)氣液兩相的組成之間的關(guān)系稱為相平衡關(guān)系。它取決于體系的熱力學(xué)性質(zhì),是蒸餾過程的熱力學(xué)基礎(chǔ)和基本依據(jù)。二、溶液的蒸氣壓與拉烏爾定律

1、汽液兩相共存時(shí)的自由度

根據(jù)相律,平衡物系的自由度F為:

F=N-Φ+2

(N為獨(dú)立組分?jǐn)?shù),Φ為相數(shù))現(xiàn)N=2,Φ=2,故物系的自由度F為2。平衡物系涉及的參數(shù)為:

溫度t

壓強(qiáng)P

(常壓蒸餾為定值)

氣液兩相的組成x、y*1對(duì)于雙組分物系,一相中某一組分的摩爾分?jǐn)?shù)確定后,另一組分的摩爾分?jǐn)?shù)也隨之而定,液相或氣相組成均可用單參數(shù)表示。

*2對(duì)于雙組分物系,溫度、壓強(qiáng)與氣液兩相的組成三者中任意規(guī)定兩個(gè),則物系的狀態(tài)將被唯一地確定,余下參數(shù)已不能任意選擇。因此,當(dāng)壓強(qiáng)一定時(shí),雙組分平衡物系必存在:**液相(或氣相)組成與溫度間的一一對(duì)應(yīng)關(guān)系(t—xt—y);

**氣液相組成之間的一一對(duì)應(yīng)關(guān)系(y—x)。

研究氣液相平衡關(guān)系就是對(duì)上述兩個(gè)關(guān)系進(jìn)行定量的描述。

2、溶液的蒸氣壓

汽液相平衡:

純液體A的飽和蒸氣壓pA0

(可由實(shí)驗(yàn)測(cè)定或經(jīng)驗(yàn)式計(jì)算得)雙組分溶液中A組分的蒸氣壓pA

(不同的溶液中A、B兩組分彼此對(duì)蒸氣壓的影響不同)3、理想溶液與拉烏爾定律

理想溶液:

分子間引力不因混合而有所變化,即無熱效應(yīng)、無容積效應(yīng)

非理想溶液:

拉烏爾定律:對(duì)于雙組分理想溶液,在一定溫度下,汽相中任一組分的分壓等于此純組分在該溫度下的蒸氣壓乘以它在溶液中的摩爾分?jǐn)?shù)。

pA=pA0xA

pB=pB0xB=pB0(1-xA)式中pA、pB—溶液上方組分A、B的蒸氣壓,Kpa;

pA0、pB0—純組分A、B的蒸氣壓,Kpa;

xA、xB—溶液中組分A、B的摩爾分?jǐn)?shù)。

對(duì)于非理想溶液,汽液相平衡關(guān)系可由實(shí)驗(yàn)測(cè)定。三、溫度組成圖(t—x、t—y關(guān)系)

在一定壓力下(且總壓不高時(shí)),溶液的溫度隨組成而變。對(duì)于理想溶液,t—x、t—y數(shù)據(jù)可由拉烏爾定律、道爾頓分壓定律推導(dǎo)出t—x、t—y數(shù)據(jù)計(jì)算式。即

p-pB0pA0xA

xA=———yA=———pA0-pB0P

對(duì)于理想溶液,用數(shù)據(jù)作圖與實(shí)驗(yàn)測(cè)定結(jié)果完全相符。對(duì)于非理想溶液,t—x、t—y數(shù)據(jù)通常由實(shí)驗(yàn)測(cè)定。例:總壓為101.3kPa下,苯與甲苯混合液的t—x、t—y圖

t

t—y

t—x①汽相區(qū)t—y汽相線以上區(qū)域②露點(diǎn)t—y線又稱為露點(diǎn)曲線xx或y③汽液共存區(qū)t—x線與t—y線之間區(qū)域④泡點(diǎn)t—x線又稱為泡點(diǎn)曲線⑤液相區(qū)t—x液相線以下區(qū)域**由t—x—y圖可知,雙元理想溶液與純液體的區(qū)別:

①雙元理想溶液的沸點(diǎn)不是一個(gè)定值,而是一個(gè)范圍;

②雙元理想溶液組成一定時(shí),泡點(diǎn)與露點(diǎn)不相等。四、汽液相平衡圖(y—x圖)

pA0xA

yA=———P或

yA=KxA

其中K稱為相平衡常數(shù),且K=pA0/P。當(dāng)總壓不變時(shí)K隨溫度而變。

y—x圖可根據(jù)平衡數(shù)據(jù)直接繪制。以下為苯—甲苯混合液的x—y圖:

*1y—x線與對(duì)角線(y=x)的關(guān)系

*2總壓對(duì)y—x線的影響變化不大時(shí),可忽略P對(duì)y—x線的影響

變化達(dá)30%時(shí),影響小于2%

變化大于一倍時(shí),P對(duì)y—x線的影響不能忽

*3P對(duì)t—x、t—y線的影響不能忽略五、揮發(fā)度與相對(duì)揮發(fā)度

揮發(fā)度v對(duì)于純?nèi)芤?,v=p0

對(duì)于混合溶液中某一組分,vi=pi/xi

對(duì)于理想溶液,vA=pA0vB=pB0

相對(duì)揮發(fā)度α:溶液中兩組分揮發(fā)度之比

vApA/xA

α=———=———vBpB/xB

根據(jù)拉烏爾定律和道爾頓分壓定律

yAxBy(1-x)

α=———=————yBxAx(1-y)

αxy=——————1+(α-1)x

該式稱為相平衡方程。已知α?xí)r可根據(jù)上式確定y—x平衡關(guān)系。若α=1,則yA=xA,此時(shí)不能用蒸餾方法分離該混合物。若α>1,則yA>xA,此時(shí)可以用蒸餾方法分離該混合物。6—3蒸餾與精餾原理一、簡(jiǎn)單蒸餾過程及原理:特點(diǎn):

間歇操作,產(chǎn)品濃度隨時(shí)間而變,只能達(dá)到有限程度的提濃過程計(jì)算:求某一瞬間氣、液相組成及餾出液的平均組成二、平衡蒸餾

過程及原理:特點(diǎn):連續(xù)操作、產(chǎn)品濃度不隨時(shí)間而變且滿足相平衡方程式、只能達(dá)到有限程度的提濃過程計(jì)算:求:氣、液相組成。

氣、液相組成根據(jù)物料衡算式、熱量衡算式及相平衡方程式求取。

三、精餾

1、原理多次部分汽化、多次部分冷凝2、分類連續(xù)精餾、間歇精餾3、連續(xù)精餾流程

①裝置組成全凝器回流罐

塔頂產(chǎn)品原料

再沸器塔釜產(chǎn)品

②各部分的作用塔頂:冷凝器、回流罐塔——塔身:加料板、精餾段、提餾段塔底:再沸器

③連續(xù)、穩(wěn)定操作的必要條件塔頂回流液塔底上升蒸汽6—4雙組分連續(xù)精餾塔計(jì)算

已知:料液組成xF、料液量F、產(chǎn)品組成xD

求:產(chǎn)品量D、釜液量W、塔板數(shù)、塔高、塔徑

一、全塔物料衡算①物料衡算式VDF=D+WLFxF=DxD+WxWF②易揮發(fā)組分的回收率

DxDV’η=———×100%L’WFxF

難揮發(fā)組分的回收率

W(1-xW)

η=—————×100%F(1-xF)③回流量LL/D=RR回流比

L+D=VV上升蒸汽量**

料液處理量一定時(shí),L↑,即R↑,xD↑;

**料液處理量一定時(shí),L↑,并不意味D↓,而是意味著V的增加,即加熱速率、冷凝速率要增加,能耗大。

二、理論板與恒摩爾流假說

1、理論板ynxn-1

板上傳遞過程的特征方程:物料衡算式Vyn+1+Lxn-1=Vyn+Lxn

相平衡方程yn=f(xn)xnyn+1

2、恒摩爾流假說

a、恒摩爾汽化:精餾段V1=V2=…=V=定值

提餾段V1`=V2`=…=V`=定值

b、恒摩爾溢流:精餾段L1=L2=…=L=定值

提餾段L1`=L2`=…=L`=定值以上假設(shè)成立條件:①各組分摩爾汽化焓相等②汽、液相接觸時(shí)因溫度不同而交換的顯熱忽略③熱損失忽略三、操作線方程(y—x操作關(guān)系)

1、精餾段

對(duì)精餾段中某一塔板(第n+1塊)至塔頂作物料衡算

V=L+DVyn+1=Lxn+DxD

LDyn+1=——xn+——xD

L+DL+D

R1yn+1=——xn+——xD

R+1R+1*當(dāng)D一定時(shí),L、V取決于回流比RxD

*已知xD、R,即可作出精餾段操作線:過點(diǎn)(xD、xD),斜率為R/(R+1)2、提餾段

對(duì)提餾段中某一塔板(第m塊)至塔底作物料衡算

L`=V`+WL`xm=V`ym+1+WxW

L`Wym+1=——--xm-———xW

L`-WL`-W

xW*提餾段操作線過點(diǎn)(xW、xW)*提餾段操作線要根據(jù)進(jìn)料狀況定3、進(jìn)料熱狀況的影響

V

①物料衡算F+V`+L=V+L`V–V`=F-(L`–L)L②熱量衡算FFhf+V`H+Lh=VH+L`hV`H——蒸汽的摩爾焓,kJ/kmol;

h——液體的摩爾焓,kJ/kmol;L`hf——料液的的摩爾焓,kJ/kmol。③進(jìn)料狀況參數(shù)q

定義:加料中飽和液體所占的分率

H–hfL`–Lq=———=———H-hF

即L`=L+qFV`=V-(1-q)F

提餾段操作線方程可改寫為:

L+qFWym+1=————xm-————xW

L+qF-WL+qF–W④五種進(jìn)料熱狀況q的值:⑴冷液進(jìn)料q>1V<V`L`>F+L

*⑵飽和液體進(jìn)料q=1V=V`L`=F+L

⑶汽液混合物進(jìn)料0<q<1⑷飽和蒸汽進(jìn)料q=0V=V`+FL`=L⑸過熱蒸汽進(jìn)料q<0V>V`+FL`<L4、q線方程(進(jìn)料方程)

q線方程為:精餾段操作線與提餾段操作線交點(diǎn)軌跡的方程。

d為兩操作線的交點(diǎn),即有

Vyq=Lxq+DxD

L`xq=V`yq+WxW整理上式并將式dL`=L+qF及V`=V-(1-q)Fe代入可得:qxF

y=——x-——q-1q-1xWxFxD

上式稱為進(jìn)料線方程。*當(dāng)進(jìn)料狀況一定時(shí),上式為直線方程。且過點(diǎn)e(xF,xF)及

*飽和液體進(jìn)料時(shí),q線方程為x=xF,

xF=xq四、雙組分連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)型計(jì)算

1、理論板數(shù)的計(jì)算

逐板計(jì)算法(飽和液體進(jìn)料)精餾段:由xD=y1—x1—y2—x2—y3直至xn<xF,則精餾段需要(n-1)塊理論板。

提餾段:由xn—y2—x2—y3—x3—y4

直至xm<xW

則提餾段需要(m-1)塊理論板(除去再沸器)。

作圖法:

xWxFxD

最優(yōu)加料位置的確定:為該板的液相組成x等于或略小于xq

理論板數(shù)的簡(jiǎn)捷計(jì)算法(吉利蘭關(guān)聯(lián)圖)當(dāng)(R-Rmin)/(R+1)<0.17時(shí)

N-NminR-Rminlog————=-0.9(————)–0.17N+1R+1

N—全塔理論板數(shù)

Nmin—全塔最小理論板數(shù)

R—回流比

R

min—最小回流比

2、回流比的確定

回流比對(duì)操作的影響:

**料液處理量一定時(shí),R↑,xD↑;

**料液處理量一定時(shí),R↑,并不意味D↓,而是意味著V的增加,即加熱速率、冷凝速率要增加,能耗大。

**料液處理量一定時(shí),R↑,操作線越接近對(duì)角線,所需理論板數(shù)↓

回流比R與所需理論板數(shù)及操作費(fèi)用(能耗)有關(guān)。

回流比的確定:

①全回流與最少理論板:

全回流

R=L/D=∞R/(R+1)=1操作線與對(duì)角線重合,即yn+1=xn

所需理論板數(shù)最少,全回流只適用于開工、調(diào)試和實(shí)驗(yàn)研究。

xWxD

最少理論板可用下式近似計(jì)算:芬斯克(Fenske)方程

log{[xD/(1-xD)][(1-xW)/xW]}Nmin=—————————————logαα—近似取塔頂與塔底相對(duì)揮發(fā)度的平均值。

xD—②最小回流比

*什么是最小回流比:

當(dāng)兩操作線交點(diǎn)落在平衡曲線上或一操作線與平衡曲線相切時(shí),回流比有最小值,即Rmin

。

*確定方法:

用下式計(jì)算:根據(jù)有最小回流比時(shí)精餾段操作線過點(diǎn)(xD、xD)和點(diǎn)(xq、yq),即斜率為

RminxD–yq

————=————Rmin+1xD–xq

整理上式可得:Rmin=(xD–yq)/(yq–xq)

此時(shí)αxqyq=——————1+(α-1)xq

泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí):

Rmin=(xD–yF)/(yF–xF)

αxFyF=——————1+(α-1)xF

或由作圖法求得xw

xq

xDxwxq

xDxwxq

xD

若泡點(diǎn)進(jìn)料,xq=

xF

③適宜回流比(操作費(fèi)用與設(shè)備費(fèi)用之和有最小值時(shí))

通常R=(1.2—2.0)Rmin

回流比與理論板數(shù)的關(guān)系:

NNminRminR五、雙組分連續(xù)精餾塔操作型計(jì)算

已知:相平衡曲線或相對(duì)揮發(fā)度;全塔總板數(shù)及加料板位置;原料量及組成;原料的熱狀態(tài)q。

求:產(chǎn)品組成及產(chǎn)量。

計(jì)算方法:根據(jù)操作關(guān)系、相平衡關(guān)系及物料衡算求得。1、回流比R對(duì)操作的影響

xw、xF、xD一定時(shí)塔板數(shù)一定時(shí)

R↑,N↓R↑,xD↑,xw↓

2、原料組成xF對(duì)操作的影響

塔板數(shù)、回流比一定時(shí)

xF↓,xD↓,xw↓,(若要xD不變,增大R)3、加料板位置對(duì)操作的影響**

xD,xw

一定時(shí),提前或推遲加料,所需N↑**N、R一定時(shí),提前或推遲加料,xD↓,xw↑

4、加料狀況的選擇在回流比R一定時(shí),q值不影響精餾段操作線位置,但明顯改變了提餾段操作線的位置。一般說來,在耗熱不變的情況下,熱量應(yīng)盡可能在塔底輸入,冷卻量應(yīng)盡可能在塔頂輸入,以使所產(chǎn)生的氣相回流與液相回流能經(jīng)過全塔而發(fā)揮最大的效能。xWxFxD

但當(dāng)塔釜溫度過高、物料易產(chǎn)生聚合或結(jié)焦時(shí),為了減少塔釜的加熱量,工業(yè)生產(chǎn)中可考慮采用熱態(tài)甚至氣態(tài)進(jìn)料。

例1、在連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯溶液,塔釜間接蒸汽加熱,塔頂全凝器,泡點(diǎn)回流。進(jìn)料中含苯35%(摩爾百分?jǐn)?shù),下同),進(jìn)料量為100kmol/h,以飽和蒸汽狀態(tài)進(jìn)入第三塊板。已知塔頂餾出液量為40kmol/h,系統(tǒng)的相對(duì)揮發(fā)度為2.5,精餾段操作方程為y=0.8x+0.16,各板的板效率均為1。試求:(1)塔頂、塔底的出料組成;(2)提餾段的操作線方程;(3)離開第四塊板的液相組成。

(1)塔頂、塔底的出料組成;y=0.8x+0.16即R/(R+1)=0.8R=4xD/(R+1)=0.16xD=0.8FyF=DxD+WxWF=D+WxW=0.05(2)提餾段的操作線方程;L/D=RL=4*40=160kmol/h

L+qFW

ym+1=————xm-————xW

=1.6xm-0.6xW

L+qF-WL+qF–W(3)離開第四塊板的液相組成。(y4、x4

)ɑ=2.5ɑxy=——————x4=1+(ɑ-1)x例2、某連續(xù)精餾塔在常壓下分離甲醇水溶液,其精餾段和提餾段的操縱線方程為:

y=0.63x+0.3619y=1.805x-0.00966試求:①此塔的操作回流比;②料液量為100kmol/h,組成XF=0.4時(shí),

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