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第六章 蒸馏_图文

第六章 第一节 第二节 第三节 第四节 第五节 第六节

蒸馏 双组分溶液的气液相平衡 蒸馏与精馏原理 双组分连续精馏的计算与分析 间歇精馏 恒沸精馏与萃取精馏 板式塔
1

蒸馏在化工生产中的应用 目的: ? 分离多组分混合物; ? 某一组分的提纯; ? 有用组分的回收。 广泛性:? 液体混合物; ? 气体混合物; ? 固体混合物。
2

3

4

蒸馏过程的分离依据 蒸馏过程 液体混合物 部分汽化 汽相:yA, yB 冷凝 液相 液相:xA, xB

加热

易挥发组分(或轻组分): 挥发性高的组分,以A表示; 难挥发组分(或重组分): 挥发性低的组分,以B表示。 依据:蒸馏是利用混合物中各组分挥发性的差 异。
5

必有: yA > xA, yB < xB
即:
yA xA ? y B xB

蒸馏过程的分类方法 简单蒸馏 按蒸馏方式: 平衡蒸馏 精馏 特殊精馏
6

按物系的组分数

双组分蒸馏
多组分蒸馏

常压蒸馏 按操作压力: 加压蒸馏 减压(真空)蒸馏 按操作方式: 间歇蒸馏 连续蒸馏

按分离难易:

普通蒸馏 特殊蒸馏
7

第一节

双组分溶液的气液相平衡

一、溶液的蒸气压与拉乌尔定律 二、理性溶液气液相平衡 三、非理想溶液气液相平衡

8

一、溶液的蒸气压与拉乌尔定律

密闭容器内,一定温度,纯组分液体的气液 两相达到平衡状态,饱和状态。蒸汽为饱和蒸汽, 其压力为饱和蒸汽压(蒸气压)。
Antoine方程:
B lgp ? A t?c
0

po—纯组分液体的饱和蒸汽压,kPa A、B、C—纯组分液体的饱和蒸汽压,kPa
9

理想溶液与拉乌尔定律

理想溶液:微观 :fAB= fAA= fBB;
宏观:体积和不变,无热效应。

拉乌尔定律:在一定温度下,汽相中任一组分的分压
等于此纯组分在该温度下的蒸汽压乘以 它在溶液中的摩尔分率。

pA=pAoxA pB=pBoxB= pBo(1-xA)
10

pA 、pB— 溶液上方A和B两组分的平衡分压,Pa pao、pBo — 同温度下,纯组分A和B的饱和蒸汽压,Pa; xA 、 xB —分别为混合液组分A和B的摩尔分率

二、 理想溶液气液相平衡
(一)理想溶液t ~y ~ x关系式 理想液体 pA=pAoxA 理想气体 pB=pBoxB= pBo(1-xA)

0 0 p ? p A ? pB ? p 0 x A ? pB x B ? p 0 x A ? pB (1 ? x A ) A A

11

xA ?

0 p ? pB 0 p 0 ? pB A

?

p ? f B (t ) f A (t ) ? f B (t )

——泡点方程

p A ? pyA ? p 0 x A A
p0 yA ? A xA P
0 p0 p0 p ? pB f A (t ) p ? f B (t ) A A yA ? xA ? ? 0 ? ? 0 P P p f A (t ) ? f B (t ) p A ? pB

—露点方程

p0 yA ? A xA P

——汽液两相平衡组成间的关系
12

(二)t~ y~ x图与y~ x图
两条线:液相线(泡点线)

气相线(露点线)
三个区:液相区,过冷液体 气相区,过热蒸汽 两相区,气液共存 两相区特点:两相温度相同

y > x
组成相同,t露点>t泡点
13

?x~y线上各点温度不同;

?对角线y=x为辅助曲线,y>x , 平衡线在对角线之上; ?平衡线离对角线越远,

挥发性差异越大,物系越
易分离。

14

压力对t~xA(yA)图及x~y图的影响

压力增加,平衡线靠近对角线,分离难度大
15

(三) 相对挥发度与理想溶液的y-x关系 1. 挥发度
组分的挥发度: 是该物质挥发难易程度的标志,?表示。 纯组分的挥发度: ?= pAo 混合液某组分挥发度: ? A ? p A ,
xA pB ?B ? xB

pA、 pB——汽液平衡时,组分A,B在气相中的分压;
xA、xB——汽液平衡时,组分A,B在液相中的摩尔分率。
16

理想溶液则:

pA pA xA o ?A ? ? ? pA xA xA pB pB xB o ?B ? ? ? pB xB xB
o

o

2. 相对挥发度(以α表示) 一般物系: ? ? ? A ?
?B
pA pB xA xB

yA

理想气体: ? ?

xA xB

yB

yA xA 或: y ? ? x B B
17

3. 理想溶液的气液相平衡方程式
yB ? 1 ? y A xB ? 1 ? x A

?

代入

yA xA ?? yB xB

?x y? 1 ? (? ? 1) x

——相平衡方程

讨论:

? α 的物理意义:汽相中两组分组成之比是液相中两
组分组成 之比的倍数。 ? 其值标志着分离的难易程度。
18

? 若α =1,则普通蒸馏方式将无法分离此混合物。
? α <1, 则重新定义轻组分与重组分,使α >1。 ? 平均相对挥发度αm。

? m ? ?顶 ? ? 釜

三、 非理想溶液气液相平衡
(一)对拉乌尔定律有正偏差的溶液 (1)无恒沸点的溶液 如甲醇-水溶液 pA>pA理, pB>pB理,介于pAo、pBo 之间。
19

(2)有最低恒沸点的溶液 如乙醇-水

(二)对拉乌尔溶液有负偏差的溶液

(1)无恒沸点溶液 如氯仿-苯溶液 pA<pA理, pB<pB理,介于pao、pBo 之间。
20

(2)有最高恒沸点的溶液 如硝酸-水溶液

21

第二节 蒸馏与精馏原理
一、简单蒸馏与平衡蒸馏
二、精馏原理

22

一、简单蒸馏与平衡蒸馏
(一)简单蒸馏(微分蒸馏)
冷凝器

y 原料液
蒸气 x

xD1 xD2 xD3

特点:间歇、非定态,R=0
23

(二)平衡蒸馏

特点: 1. 可连续; 2. 定态;
原料液

加 热 器

塔顶产品
减 压 阀 yA 分 离 器 xA

3. 单级。

Q

塔底产品

24

二、精馏原理 (一)精馏塔内气液两相的流动、传热与传质

25

精馏原理:多次部分冷凝、多次部分汽化、液相回流及
上升蒸气。 进料板:原料液进入的那层塔板 精馏段:进料板以上的塔段 提馏段:进料板以下(包括进料板)的塔段 塔顶冷凝器和塔低再沸器
26

(二)塔板上气液两相的传质与传热 n-1
yn n tn-1 xn-1 xn+1* xn

yn-1*

yn+1
n+1 tn+1

tn

tn ?1 ? t n ?1

* yn?1 ? yn?1

* xn ?1 ? xn?1
27

t n ?1 ? t n ? 1
xn?1与yn?1不平衡

——两相传热 ——两相传质

* yn?1 ? yn?1 液相中的易挥发组分部分汽化向气相传递; * xn?1 ? xn?1 气相中的难挥发组分部分冷凝向液相传递;

平衡: 离开该级的气液两相温度相等;
y n ? y n ?1

x n ? x n ?1

yn与xn 相平衡

理论级:离开该级的气液两相组成相平衡。
28

(三)回流作用 连续精馏的充分必要条件: 最上要有高纯度易挥发组分的液相:液相回流 最下要有高纯度难挥发组分的气相:气相回流(上升蒸气) 问题:1. 精馏过程的能耗在何处? 2. 无液相回流,分离结果如何?

3. 无气相回流,分离结果如何?

29

第三节
一、 二、 三、 四、 五、 六、 七、 八、

双组分连续精馏的计算与分析

全塔物料衡算 恒摩尔流量的假定 进料热状态参数q 操作线方程与q线方程 理论板数的计算 回流比与进料热状态对精馏的影响 塔顶回流比的选择 理论板数的捷算法计算

九、 精馏塔的操作计算
30

设计目标:1)根据分离任务,确定产品流量D,W;
2)选择操作条件R、进料状态; 3)确定塔板数及加料位置;

4)选择塔型,确定塔径,塔内结构尺寸,
流体力学验算;

5)冷凝器及再沸器热负荷及设计计算。

31

一、 全塔物料衡算

单位时间为基准
总物料衡算:

D, xD
F, xF

F=D+W

易挥发组分物料衡算:
FxF=DxD+WxW

F、D、W:kmol/s
W, xW

xF、xD、xW:摩尔分数
32

分离要求的不同形式:
1) 规定xD、xW

2)组分回收率:
Dx D ?A ? 100% Fx F
W (1 ? xW ) ?B ? 100% F (1 ? x F )

二、恒摩尔流量的假定 1.恒摩尔流假定

33

(1)精馏段,每层塔板上升的蒸汽摩尔流量都 相等,提馏段也一样。 即:V1=V2=……V=常数

V1’=V2’=……V’=常数
V------精馏段上升蒸汽的摩尔流量,kmol/h;

V’-----提馏段上升蒸汽的摩尔流量,kmol/h。
但两段的上升蒸汽的摩尔流量不一定相等。
34

(2)精馏段内,每层塔板下降的液体摩尔流量
都相等,提馏段也一样。 即:L1=L2= ·· L=常数 ·· ·· L1’=L2’= ·· L’=常数 ·· ·· 但两段下降的液体摩尔流量不一定相等。

式中:L------精馏段下降液体的摩尔流量,kmol/h;
L’-----提馏段下降液体的摩尔流量,kmol/h。

35

2.恒摩尔流假设适用条件 ? 两组分的摩尔汽化潜热相等;

? 两相接触因温度不同交换的显热忽略不计;
? 塔设备保温良好,热损失可以忽略不计。

36

三、 进料热状态参数q

t F ? t 泡点 t F ? t 泡点
t 泡点 ? t F ? t 露点
H

过冷液体P 饱和液体C 汽液混合物G 饱和蒸汽D 过热蒸汽H
F ? L ?V ? V ? L
' '

t F ? t 露点 t F ? t 露点

L' ? L ?q F

L ? L? q? F
'

V ' ? V ?(q ? 1)F
37

V F L V F L V (1-q)F F qF L L’ 汽液混合进料
V ?=V ? (1 ? q)F

V’

V’
L’ 冷液进料
L' ? L ? F

V’
L’ 泡点进料
V '=V

V ?V'

L'=L+F

L? ? L ? qF
38

V
F V’

L F

V

L

L’

V’

L’

饱和蒸汽进料
V? ?V ? F

过热蒸汽进料
V ?V' ? F

L? ? L

L' ? L

39

四、 操作线方程与q线方程
(一)精馏段操作线方程 总物料衡算:V=L+D 易挥发组分的物料衡算: Vyn+1=Lxn+DxD 精馏段的操作线方程

yn?1

L D ? xn ? x D V V
40

yn?1

L/ D D/ D ? xn ? xD L/ D ? D/ D L/ D ? D/ D

令R=L/D,R称为回流比 精馏段的操作线方程 yn?1 (二)提馏段操作线方程 总物料衡算:L' ? V ' ? W

R 1 ? xn ? xD R?1 R?1

L 易挥发组分: ' xm ? V ' ym ?1 ? WxW
精馏段的操作线方程
41

ym ?1
ym ?1 ym ?1

L' W ? ' xm ? ' xW V V

V' ?W W ? xm ? ' xW ' V V V' /W ?1 W /W ? xm ? ' xW ' V /W V /W

R' ? V ' / W ——塔釜的气相回流比
ym ?1 R' ? 1 1 ? xm ? ' xW ' R R
42

(三)塔釜气相回流比R’与塔顶液相回流比R及进料热 状态参数q的关系

R ?V /W
' '

R ? ? R ? 1? D

V ' ? V ?(q ? 1)F

R'W ? ? R ? 1? D ? ? q ? 1? F R' ? ? R ? 1? D / W ? ? q ? 1? F / W
D xF ? xW ? W x D ? xF

xD ? xW F ? W x D ? xF
43

xF ? xW xD ? xW R ? ? R ? 1? ? ? q ? 1? x D ? xF x D ? xF
'

(四) 操作线的绘制与q线方程
1.精馏段操作线 斜率:
R L ? R?1 V

y

截距:

xD R?1

xD R?1

操作线为过点(xD, xD ) xD x
44

2.提馏段操作线
斜率
L' V'

y

D
f
xD R?1

过点(xW, xW )
Wx W 截距: V'

I
W
xW

F xF xD x

3.两操作线交点坐标与q线方程

45

R ? ? R ? 1? D / W ? ? q ? 1? F / W
'

ym ?1

R' ? 1 1 ? xm ? ' xW ' R R

FxF ? DxD ? WxW
两操作线 交点坐标

? ? R ? 1? xF ? ? q ? 1? x D ?xf ? R?q ? ? ? y ? RxF ? qx D ? f R?q ?
xF q y? x? q ?1 q ?1
46

q线方程

进料状况 (1) 冷液 (2) 饱和液体

q值 q>1 q=1

q线位置

L与L’
L' ? L ? F L' ? L ? F

V与V’
V ?V' V ?V' V ?V' V ?V' ? F V ?V' ? F

(3) 气液混合 (4) 饱和蒸汽
(5) 过热蒸汽

0<q<1 q=0
q<0

L' ? L L' ? L L' ? L

47

q线对两操作线的影响

对精馏操作线无影响, 对提馏操作线有影响, q ??提馏操作线斜率? ?推动力? 。

48

五、 理论板数计算 (一)理论板数的图解法计算 梯级的物理意义
理论板上浓度特征:xn?yn相平衡,落到平衡线上。 某截面浓度特征: xn?yn+1操作关系,落到操作线上。

49

图解法求理论板数
讨论:
N T ? f (?、x F、q、R、x D、xW )与F无关;

L L' ?一定, ? 、 ' ? ? N T ? V V

确定最佳进料位置 ? 最优进料位置:塔内汽相或液相组成与进料组成

相等或相近的塔板。 ? 图解法最优进料板:跨越两操作线交点的梯级,
NT最少。
50

51

(二)理论板数的逐板计算法
全凝器 泡点回流
F, xF
x1
x2 xn xm-1 y1 1 y2 2 n

D, xD

泡点进料
间接蒸汽加热 精馏段:

ym-1 m-1

yW W, xW

y1=xD 平衡关系 x1 操作关系 y2 平衡关系 x 2 ? ? ? x n ? xF 精馏段塔板数:n-1 n——平衡关系的次数
52

?

yn xn ? 平衡关系: ? ? (? ? 1) yn
L D 操作关系: yn?1 ? xn ? x D V V R 1 或 yn ?1 ? xn ? xD R?1 R?1
' ' y 3 ? ? ?x m ? xW

提馏段:

xn ? x

' 操作关系 1

y

' 2平衡关系

x

' 操作关系 2

提馏段塔板数:m-1(不含再沸器)
53

?

yn xn ? 平衡关系: ? ? (? ? 1) yn

操作关系: ym ?1
ym ?1

L' W ? ' xm ? ' xW V V



L ? qF W ? xm ? xW L ? qF ? W L ? qF ? W

注意: ? 塔顶分凝器与冷 凝器,分凝器相 当于一块理论板. 精馏段塔板数: n-1-1

y1 ? x0

y0 D, xD=y0
54

六、回流比与进料热状态对精馏过程的影响

(一) R、 q和R’对冷凝
器和蒸馏釜的热负荷影响 ①q一定,R↑

Qv QR

Qc QD

R’、V、V’、L、L’都↑
QC ? rcV

QF

Q’ QB QW

QB ? rbV '

QC ?

QB ?

55

②R一定,D、W、xD、xW一定
QD、QW一定
QF ? QB ? QC ? QD ? QW QF ? QB 一定

分离任务一定,热进料,减少塔釜负荷 总输入热量一定,塔釜输入热量多,有利传质传热 ③R’一定,QB一定,QF↑(q ↓ ) R ↑, QC↑
56

(一) R、 q和R’理论板数的影响
①q一定,R↑

R?

? 操作线远离平衡线? ?? ?? ?? N T ?? 设备费?

?? ? L ?,V ?,V ' ? ? 冷凝器、再沸器热负荷

? 操作费 ? ??

②R一定,D、W、xD、xW一定,q的影响
57

D、F、xD、R一定,q?
L 不变 V

L' ? ' V

?

推动力? NT?

V ' ? ( R ? 1) D ? (1 ? q )F V ' ?? 操作费 ?

q?? NT?是以塔釜负荷增加为代价
58

③R’一定,xF、xD、xW一定,q↓的影响
L ? V
L' 不变 ' V

?

推动力? NT?

q=1 q>1 0<q<1 q=0 q<0 W
xW

y

D

V ? R ?? QC ?

F xF xD x

q↓? NT?是以塔顶负荷增加为代价

59

七、塔顶液相回流比的选择 R的影响

R??NT??、操作费?

60

(一)全回流与最少理论板数 ? 全回流:塔顶上升蒸气冷

凝后全部引回塔
顶作为回流。 ? 全回流的特点: D=0,W=0,F=0; L R? ?? D 两条操作线合二为一,与对角线重合。 N=Nmin
61

?全回流时Nmin:

yn?1 ? xn
第1块
yA xA ( )1 ? a1 ( )1 yB xB

62

yA xA 第1块?第2块 ( ) 2 ? ( )1 yB xB
yA xA ( )2 ? a2 ( )2 第2块 yB xB yA xA 第N-1板 ( ) N ?1 ? a N ?1 ( ) N ?1 yB xB

yA yA ( )1 ? a1 ( ) 2 yB yB yA xA ( )1 ? a1a2 ( ) 2 yB xB yA xA ( )1 ? a1a2 ? a N ?1 ( ) N ?1 yB xB

???

第N块(再沸器) 塔顶全凝器
yA xA ( )1 ? ( ) D yB xB

yA xA ( )1 ? a1a 2 ? a N ?1aW ( )W yB xB
xA xA ( ) D ? a1a 2 ? a N ?1aW ( )W xB xB
N x xA ( ) D ? ? ( A )W xB xB
63

? ? N ? 1? 2 ? ? ? ?W

N min

?? x A ? ? x B ? ? log ?? ?x ? ?x ? ? ? ? ? ?? B ? D ? A ?W ? ? ? ? log ?
?? x ? ? 1 ? x W D ? ? log ?? ? 1? x ? ? x ?? D ? ? W ? ? log ?

——芬斯克公式(多组分)
? ? ? ? ? ? ? ?

N min

适用条件:双组分混合物,塔顶全凝器,塔釜间接加热。

64

注意:? Nmin:包括再沸器;
?

? ? ?1 ? ? N

? xw=xF

? ? ? D ??F

N min, F

?? x ? ? 1 ? x D F ? ? log ?? ? ? ? ?? 1 ? x D ? ? x F ? ? log ?

? ? ? ?

? ? ? ?

全回流的意义:开工、实验研究、设备异常或调试时,

便于控制。

65

(二)最小回流比Rmin

66

最小回流比 对于某一物系,在一定的分离任务下,所需理论板 为无穷多时所对应的回流比。 恒浓区(夹紧点)

在p点前后气液两相浓度没有变化 ,即无增浓作
用。所以此区称作恒浓区,p点叫夹紧点。

67

最小回流比的计算
作图法:

? 理想物系平衡线
Rmin Dh x D ? yp ? ? Rmin ? 1 ph x D ? xp
yq

p F

D

h

Rmin ?

xD ? y p yp ? xp
xq

? 非理想物系平衡线

F

68

g
g

Rmin ag ? Rmin ? 1 gd
69

(三)适宜回流比 R 对操作费用的影响: R ? ?V ?,V ' ? ? 操作费用? R 对设备费用的影响: R ? ? N T ? (到一定程度下降缓慢)
R ? ?V ?,V ' ? ? 换热设备费用?
总 费用

操作费用 设备 费用

R ? (1.1 ? 2) Rmin

Rmin R

回 流比
70

八、理论板的简捷计算法

R 、NT 、Rmin 、Nmin关系?关联图:吉利兰图
71

R ? Rmin 左端: ?0 R?1 R ? Rmin 右端: ?1 R?1

R ? Rmin , N ? ? R ? ?, N ? N min

最小回流 全回流

? 适用条件:多组分,多种进料状态,?:1.26?4.05
N: 2.4?43.1

? 特点:简便、快;
双组分、多组分都适用; 误差大,可用N估算,方案的比较。
72

? NT的计算步骤: (1)由物系性质及分离程度定Rmin 、R;
(2)计算全回流下的Nmin (图解法、芬斯克公式 )

R ? Rmin N ? N min ( )由 3 ? ?N R?1 N ?1
(4)xw=xF,定加料位置

R ? Rmin N ? N min 注意:吉利兰图可回归成 与 函数关系 R?1 N ?1
73

九、精馏塔的操作计算

(试差法)

先设xw ?物料衡算求xD(y1)平衡关系 x1 操作关系 y2
平衡关系

x 2 ? ? ? x n ? xd 操作关系 y

' 2 操作关系

y

' 3? ? ?

' x N(接近x 为止) w

十、直接蒸气加热及两股进料的精馏塔 (一)直接蒸汽加热的精馏塔

74

目的:处理某轻组分的水溶液,难挥发组分为水时, 直接蒸气加热,省再沸器

流程及特点:
F xF

D

W

75

NT的计算 ? 精馏段操作线 ? q线 ? 提馏段操作线 总物料衡算 易挥发组分
L?+S=V?+b
L?xn=V?yn+1+bxn
yn ?1 L' W ? ' xn ? ' xb V V

y n?1

xD R ? xn ? R?1 R?1

xF q y? x? q ?1 q ?1
F, xF
V?,yn+1 S

D, xD

n L,xn?n+1 W, xW

76

S=V?
y?

b=L?
b b x ? xb S S

?

过点(xb,0) 斜率:b/S

? 理论板数的求取

xW

xF

xD

77

(二)两股进料的精馏塔
R xD xn ? ?段: yn ?1 ? R ?1 R ?1
F1, xF1
? s V??, ys+1 F2, xF2 П Ш L??, xs

D, xD

П段: V '' ? F1 ? L'' ? D
V '' y ? F1 xF 1 ? L'' x ? DxD

s+1

DxD ? F1 xF 1 L'' y ? '' x ? V V ''

xF1 q1 y? x? q1 ? 1 q1 ? 1

xF2 q2 y? x? q2 ? 1 q2 ? 1

W, xW
78

q2

q1 3
f1

D 共7块(含再沸器) 第3块为xF1加料板
第5块为xF2加料板 注意: ? 斜率: ? <П< Ш

5 f2 7 W xw xF2 xF1 xD

L L'' L' ? '' ? ' V V V

?? ?П有Rmin П ? Ш有Rmin Rmin取其大的

?
79

第四节 间歇精馏
一、恒定R的操作 二、xD恒定的操作

80

特点: 1)非定态;
2)只有精馏段。 操作方式: 1)恒定R, xD ?。 2)恒定xD,R?; 一、 恒定R的操作
W, xW D, xD

1. 操作(NT、 R一定), xW ? ? xWe 、 xD ? ? 平均xD
81

2. 计算 xD1 ?

xD

始态为基准

NT计算以xD1及xF为基准
Rmin x D1 ? y Fe ? y Fe ? x F

Rmin?R? NT 二、 xD恒定的操作 1. 操作 xW2 xW1 xD2 xD1

恒定NT、xD? xW ? 达到xWe 、R?
82

2. 计算
NT计算依据:终态 xD 、xWe?Rmin?R? NT
Rmin x D ? yWe ? yWe ? xWe

R1

R2

xW2 xW1 工业间歇操作常为两种方式的结合。

xD

83

第五节 恒沸精馏与萃取精馏
一、
二、

恒沸精馏
萃取精馏

84

一、 恒沸精馏 (一)含义:加第三组份,形成恒沸物(沸点

更低),塔底得纯产品。
(二)实例

恒 沸 精 馏 塔 乙 醇 回 收 塔

富苯 富水

89%E 11%W

苯 回 收 塔

85

(三)挟带剂应具备的条件 ?能耗低 1)新恒沸液A挟带含量少的组分;

2)A冷凝后分层;
3)A沸点低; 4)价廉、稳定、安全。 二、 萃取精馏

?易分离 ?易分离

(一)含义:加萃取剂,??

86

(二)实例

回 收 塔

(三)萃取剂应具备的条件 1)选择性好, ??; 2)沸点高,易回收; 3)与原料互溶度大; 4)价廉、稳定、安全。
87

恒沸精馏与萃取精馏的比较:
1)原理: 2)第三组份: 恒沸物 塔顶出 难选 加量受限 3)加入位置: 4)能耗: 加料处 大 ?? 塔底出 易选 量变,?变 塔顶 小

88

第六节

板式塔

一、塔板结构
二、塔板上气液两相的流体现象 三、塔效率 四、塔高的确定 五、塔径的计算 六、塔板类型
89

逐级接触式

连续接触式

90

评价塔设备性能的指标
1.生产能力大; 2.分离效率高; 3.阻力小,压降低;

4.操作弹性大;
5.结构简单、造价低、安装维修方便等。

91

一、塔板结构 (一)气液鼓泡区 (二)溢流堰 (三)降液管 (四)塔板液体流动安排
气体通道

92

二、塔板上气液两相的流体现象
(一)气液接触状态(3种)

液体:连续相

气体:分散相
传质面:气泡表面

鼓泡接触工况
93

液体:连续相
气体:分散相 传质面:不断更新的

液膜表面

泡沫接触工况
94

气体:连续相 液体:分散相 传质面:不断更新 的液滴表面

喷射接触工况 工业上常用的是:喷射和泡沫接触状态
95

(二)塔板上的液面落差

液面落差:塔板进出口清液层高度差 减少液面落差的措施: 多溢流。
96

(三)塔板筛孔漏液
孔速过小或气液分布不均匀,大量液体由筛孔漏下。 (四)液泛 定义:液体进塔量大于出塔量,结果使塔内不

断积液,直至塔内充满液体,破坏塔内
正常操作,称为液泛。 (五)液沫夹带

97

主要影响因素

气量↑ →夹带量↑

板间距HT↓ →夹带量↑

要求液沫夹带量 eV≯0.1kg液沫/kg干气 减少措施:HT ↑;u ↓ 三、塔效率
NT (一)全塔效率 ET ? NP

ET=f(物系、 板结构、操作条件)?关联图
98

(二)单板效率 (1)气相单板效率

* yn

yn

?
yn ?1 x n
xn ?1 y n

平均 组成

* yn yn

EMV ( n )

yn ? yn ?1 ? * y n ? yn ?1

n

yn ?1 xn

(2)液相单板效率

EML ( n )

xn ?1 ? xn ? * xn ?1 ? xn

?
* xn xn

平均 组成

yn
xn ?1

xn
* xn
99

注意:1)同一个板,EML不一定等于EMV;仅当 平衡线与操作线平行时两者相等 2)不同的板, EML 或EMV不一定相等 3)EMV或EML 可能>100% 全回流

yn?1 ? xn
E MV ( n ) yn ? yn?1 yn ? xn x n ?1 ? x n ? * ? * ? * y n ? yn?1 y n ? x n y n ? xn
100

四、塔高的确定
E、 N T ? N P

? Z=(N P-1)H+H a ? H b

五、塔径的计算
VS __ m3 / s
D? 4V S ?u

?V VS ? ? ' ?kmol / s ?V

u—气相的空塔气速,m/s.

101

umax

? L ? ?V ?C ?V

LS C ? f ( HT ,? , VS
?? ? C ? C20 ? ÷ ? 20 ?
0.2

?L ) ?V

C-气相负荷因子
C20--?=20dyne/cm下的气相负荷因子

?——液体表面张力,dyne/cm (同mN/m)
102

六、板式塔类型

(一)泡罩塔

泡 罩

泡罩塔板
103

(二)浮阀塔

V- 浮阀

V- 浮阀塔板
104

(三)筛板塔

筛 板

导向筛板
105

(四)其它类型塔板 1)舌形塔板与浮动舌形塔板

舌形塔板

浮舌塔板
106

2) ADV浮阀塔板

107

ADV塔盘的鼓泡状态

108


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