這是一個(gè)關(guān)于精餾原理課件PPT，包括了蒸餾概述，平衡精餾和簡(jiǎn)單精餾，雙組分連續(xù)精餾的分析與計(jì)算，精餾裝置的熱量衡算，板式塔，新增丙烯塔系統(tǒng)說明，物料平衡，回流調(diào)整，熱量平衡等內(nèi)容，蒸 餾 1.1 概述蒸餾分離的依據(jù) 蒸餾是分離液相混合物的典型單元操作。蒸餾操作是將液體混合物部分汽化，利用其中組分揮發(fā)度不同的特性（揮發(fā)度差異）而達(dá)到分離的目的。相平衡關(guān)系決定一次分離的程度多次部分汽化、多次部分冷凝二元蒸餾和多元蒸餾工業(yè)蒸餾過程 工業(yè)上最為簡(jiǎn)單的蒸餾過程是平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾。要得到更高純度的產(chǎn)品，需要采用精餾的方法，歡迎點(diǎn)擊下載精餾原理課件PPT。

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蒸 餾 1.1 概述蒸餾分離的依據(jù) 蒸餾是分離液相混合物的典型單元操作。蒸餾操作是將液體混合物部分汽化，利用其中組分揮發(fā)度不同的特性（揮發(fā)度差異）而達(dá)到分離的目的。相平衡關(guān)系決定一次分離的程度多次部分汽化、多次部分冷凝二元蒸餾和多元蒸餾工業(yè)蒸餾過程 工業(yè)上最為簡(jiǎn)單的蒸餾過程是平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾。要得到更高純度的產(chǎn)品，需要采用精餾的方法。 1.平衡蒸餾又稱閃蒸 2.簡(jiǎn)單蒸餾 3.精餾 1)等壓圖(t-x-y圖) P一定對(duì)t-x-y圖含義的理解： A，B點(diǎn)的含義； 兩條線、 三個(gè)區(qū)； 泡點(diǎn)線、 露點(diǎn)線； 2）氣液平衡組成圖(x-y圖) x-y圖－汽液組成相圖： 平衡曲線與對(duì)角線距離的遠(yuǎn)近標(biāo)志著組分分離的難易。 總壓對(duì)t-x-y線和 x-y線的影響： 總壓對(duì)t-x-y線影響較大； 總壓對(duì)x-y線影響較小。 3) 揮發(fā)度和相對(duì)揮發(fā)度及與氣液相平衡的關(guān)系揮發(fā)度的定義： 組分在氣相中的蒸汽分壓與其在液相中摩爾分率之比。 純組分的揮發(fā)度 理想溶液的揮發(fā)度 相對(duì)揮發(fā)度的定義： 易揮發(fā)組分的揮發(fā)度與難揮發(fā)組分揮發(fā)度之比 代入揮發(fā)度的定義式得 由道爾頓分壓定律 或 對(duì)于二元物系，可表示為 即 此時(shí)稱為相平衡關(guān)系對(duì)于理想溶液 一般對(duì)于理想溶液，t和x對(duì)的影響不大，而對(duì)于非理想物系，其對(duì)的影響是不可忽略的。 的大小可用來判斷蒸餾方法分離混合物的難易程度。 例應(yīng)用下表的苯和甲苯的蒸汽壓數(shù)據(jù)，求平均相對(duì)揮發(fā)度 m和體系的y~x 曲線。解：此物系可以視為理想物系 t/℃ 80.1 84 88 92 96 100 104 108 110.6 pA0/kPa 101.3 114 128.4 144.1 161.3 180.0 200.2 222.4 237.7 pB0 /kPa 38.9 44.5 50.8 57.9 65.6 74.1 83.6 94.0 101.3  2.60 2.56 2.53 2.49 2.46 2.43 2.40 2.37 2.35 取算術(shù)平均值  m=2.47 氣液相平衡關(guān)系式 將方程式值與計(jì)算值對(duì)比 １.2 平衡精餾和簡(jiǎn)單精餾１.2.1簡(jiǎn)單蒸餾(閃蒸) 原理：一次平衡，連續(xù)操作，穩(wěn)態(tài)過程 1－泵；2－加熱爐；3－減壓閥；4－閃蒸塔 1.2.2 簡(jiǎn)單蒸餾原理：間歇操作，非穩(wěn)態(tài)過程 1－蒸餾釜；2－冷凝器；3－餾出液容器 1.3 雙組分連續(xù)精餾的分析與計(jì)算 1.3.1精餾原理 (1)精餾原理 一次部分汽化過程： 精餾原理－－多次部分冷凝和多次部分汽化 可見，只有部分汽化和部分冷凝才能具有提純作用，如下圖 多次部分汽化和多次部分冷凝示意圖 缺點(diǎn)：產(chǎn)品量少、能量損失 帶有回流的改進(jìn)流程： 優(yōu)點(diǎn)：原料無損失、節(jié)能 (2)工業(yè)上連續(xù)精餾裝置及其流程基本概念：精餾段提餾段進(jìn)料塔頂、冷凝器塔釜、再沸器預(yù)熱器塔頂產(chǎn)品塔底產(chǎn)品 1.3.2 精餾過程的( 全塔)物料衡算 目的：尋找精餾塔塔頂、塔底流量與進(jìn)料量及各組成之間的關(guān)系 F、D、W－kmol/s 或kmol/h xF、xD、xW－摩爾分率對(duì)虛線范圍進(jìn)行總物料和易揮發(fā)組分進(jìn)行衡算，得 一般，F(xiàn)、xF、xD、xW為已知量； W、D為未知量。求解方程組可得 精餾過程經(jīng)常用回收率表示：易揮發(fā)組分回收率 難揮發(fā)組分回收率 1.3.2 精餾過程的( 全塔)物料衡算 目的：尋找精餾塔塔頂、塔底流量與進(jìn)料量及各組成之間的關(guān)系 F、D、W－kmol/s 或kmol/h xF、xD、xW－摩爾分率對(duì)虛線范圍進(jìn)行總物料和易揮發(fā)組分進(jìn)行衡算，得 一般，F(xiàn)、xF、xD、xW為已知量； W、D為未知量。求解方程組可得 精餾過程經(jīng)常用回收率表示：易揮發(fā)組分回收率 難揮發(fā)組分回收率 例1每小時(shí)將5000kg含苯30％和甲苯70的混合物在連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離，要求餾出物中含苯不小于98％，釜液中含苯不大于3％(以上均為質(zhì)量百分?jǐn)?shù))，試求餾出液和釜液的質(zhì)量流率和摩爾流率。解：首先以質(zhì)量流量和質(zhì)量分率為基準(zhǔn)進(jìn)行計(jì)算 代入數(shù)據(jù)得 D = 1421 kg/h、W = 3579 kg/h 將D、W轉(zhuǎn)換成摩爾流量(或先將F、，xF、xD、xW轉(zhuǎn)換后計(jì)算) 例2 分離甲醇水溶液的連續(xù)精餾塔，進(jìn)料含甲醇38％，已知所得餾出液含甲醇95％(均為摩爾百分率)，且其中甲醇的回收率為98％，試求此時(shí)釜液中甲醇的組成。解：由 得 由 得 由 得 則 1.3.3 精餾操作線方程 精餾段的示意圖如圖。操作線：塔板上升的氣相與下降的液相濃度及流量之間的關(guān)系。假設(shè) (1)理論板假設(shè)(或平衡級(jí)) (2)恒摩爾流假設(shè) ①各組分的摩爾汽化熱相等 ②氣液兩相交換的顯熱可以忽略 ③忽略熱損失 (1)精餾段操作線方程 由y1=xD———— x1 如果知道x1與y2關(guān)系，即可得到x2 對(duì)1板以上進(jìn)行總物料衡算和易揮發(fā)組分衡算 則 其中，D和xD已知，只要確定L，即可算出y2。通常將回流液量L與餾出液量D之比稱為回流比R: 則上式可改寫為 同理對(duì)第n塊板以上作上述衡算，可得： 此方程稱為精餾段操作線方程。 利用操作線方程結(jié)合相平衡關(guān)系，可以由塔頂一直向下計(jì)算出各板的組成，此方法稱為逐板計(jì)算法。 圖解法： 將操作線和相平衡曲線標(biāo)繪在同一坐標(biāo)中。 操作線的做法： 例 苯－甲苯精餾塔的塔頂產(chǎn)品xD = 0.95 (摩爾分率)，回流比R = 2。求從第二塊理論板上升的蒸汽組成y2。 解：應(yīng)用逐板計(jì)算法計(jì)算： (1) y1 =xD = 0.95 (注意：全凝器與部分冷凝器的區(qū)別) (2) x1可從平衡關(guān)系求得。苯－甲苯物系屬于理想物系： 由 得 代入 ＝ 2.56及y1，得 x1 = 0.881 (3) 應(yīng)用操作線方程 (2)提餾段操作線方程 提餾段由于有加料板上進(jìn)料物流，使提餾段的液、汽流量(以L’、V’表示)與精餾段的液、汽流量(L， V)有所不同。不過，恒摩爾流假設(shè)仍然成立。如圖所示： 對(duì)第m塊以下作總物料衡算和易揮發(fā)組分物料衡算： 得 此式稱為提餾段操作線方程，其中，塔底產(chǎn)品流量W和組成xW為已知，但提餾段的液、汽流量L’、V’需要根據(jù)精餾段的液汽流量和進(jìn)料流量及受熱狀況來確定。 (3)加料處的操作線方程(q線方程) 進(jìn)料狀態(tài)的影響 進(jìn)料可能有五種熱狀況： ? (1) 過冷液體，及進(jìn)料溫度低于泡點(diǎn)溫度 (2) 飽和液體 (3) 汽液混合物，即溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間 (4) 飽和蒸汽 (5) 過熱蒸汽 對(duì)進(jìn)料板進(jìn)行物料衡算 則 再對(duì)加料板進(jìn)行熱量衡算 因相鄰兩板的溫度和組成相差不大，所以假設(shè) 整理得 結(jié)合物料衡算式，得 令 q可稱為進(jìn)料熱狀況參數(shù)。 q的物理含義： 也可以理解為進(jìn)料中液相所占的分率。不同進(jìn)料狀況時(shí)的q值范圍為： (1)過冷液體 q>1；(2)飽和液體 q=1；(3)汽液兩相混合物 0Wu6紅軟基地