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第三章 蒸餾Distillation 3.0 概述 將沸點低的組分稱為易揮發(fā)組分或輕組分light component ，用A表示。將沸點高的組分稱為難揮發(fā)組分或重組分heavy component ，用B表示。則混合液：A+B 2、蒸餾過程的分類 按操作流程分為：間歇蒸餾。又稱分批蒸餾，屬于非穩(wěn)態(tài)操作，主要適用于小規(guī)模及某些有特殊要求的場合；連續(xù)蒸餾。屬于穩(wěn)態(tài)操作，是工業(yè)生產(chǎn)中最常用的蒸餾方式，用于大規(guī)模生產(chǎn)的場合。 按待分離混合物的組分數(shù)分為：兩組分精餾。計算簡單。常以此精餾原理為計算基礎，然后引申到多組分精餾計算中。多組分精餾。工業(yè)上常見。本章重點討論常壓兩組分連續(xù)精餾過程的原理和計算。 3.蒸餾分離的特點 3.1 兩組分溶液的氣液平衡 3.1.1.1 相律 F=2 〖說明〗對兩組分汽液平衡物系而言，溫度t、壓力P、汽相組成y、液相組成x四個參數(shù)中，任意確定其中2個變量，其余的2個變量隨之確定，兩組分汽液平衡物系的狀態(tài)便確定了。一定壓力下:液相（汽相）組成x (y)與溫度t存在一一對應關系；氣液組成之間x~y存在一一對應關系 3.1.1.2 汽液平衡的函數(shù)關系 〖說明〗因p。=f(t)，所以，上式表明當P一定時，溫度t與液相組成x之間的關系，t～x。泡點：混合液開始沸騰時的溫度。 2.用相對揮發(fā)度表示的汽液平衡關系 ②相對揮發(fā)度α Relative volatility 〖說明〗〖說明〗利用α的大小判斷某混合液能否用一般蒸餾方法分離及分離的難易程度： If α >> 1 :easy to be separated If 1<α<1.1 :difficult to be separated If α = 1:Azeotrope， can’t be separated by common distillation 3.1.1.3 兩組分理想溶液的汽液平衡相圖 (2)計算法設定一溫度t1，查取純A、純B組分的飽和蒸汽壓，利用泡點方程及露點方程計算出對應的x1和y1，改變溫度，重復上述步驟……。將各個t、x、y數(shù)據(jù)以t為縱標，x(y)為橫標標繪在直接坐標系中，即得t~x~y圖。 〖說明〗 氣液共存區(qū)兩相組成及量的確定 2.x~y圖y —x chart （組成圖） 3.2 平衡蒸餾與簡單蒸餾 3.計算 ①物料衡算 ②熱量衡算? 3.2.2 簡單蒸餾Differential distillation 3.計算 平衡蒸餾和簡單蒸餾過程在相圖上的表示： 3.3 精餾rectification原理和流程多次部分汽化和多次部分冷凝有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝 3.3.2 精餾操作流程 1.連續(xù)精餾流程 再沸器Reboiler ：部分汽化塔底釜殘液Partially vaporize the liquid streams 。冷凝器：冷凝塔頂上升蒸汽 Total condenser全凝器 Partial condenser(部)分冷凝器理論板：離開的汽液兩相達到平衡狀態(tài)的塔板。 2.間歇精餾流程 3. 塔板的作用 4. 精餾過程的回流 3.4 兩組分連續(xù)精餾的計算 3.4.1.2 恒摩爾流Constant molal overflow假定 3.4.2 物料衡算和操作線方程 3.4.2.1 全塔物料衡算〖說明〗 3.4.2.2 操作線Operating lines方程 1. 精餾段操作線方程〖說明〗 已知D，可得L，V： L=RD，V=L+D=(R+1)D 本方程只適用于符合恒摩爾流假定的物系例題 2. 提餾段操作線方程〖說明〗 3.4.3 進料熱狀況的影響 3.4.3.1 進料熱狀況 3.4.3.2 加料板的物料及熱量衡算 2、加料板的熱量衡算Enthalpy balance of feed plate FIF+LIL’+V’IV’=VIV+L’IL’ 恒摩爾流假定成立，則： IV’=IV；IL’=IL’ 聯(lián)立以上各式，得： F(IV-IF)=(L’-L)(IV-IL) 3.4.3.3 q值的意義及計算 例題 3.4.3.4 進料方程Feed condition －q線方程 3.4.3.5 進料熱狀況對精餾操作過程的影響 3.4.3.5 進料熱狀況對精餾操作過程的影響 2.q值愈大，即進料愈冷，精餾段愈短，操作過程較早地轉(zhuǎn)入提餾段，此時兩操作線與平衡線距離愈遠，因而有利于分離； 3.q值不同，不改變精餾段操作線的位置，僅改變了提餾段操作線的位置。 3.4.4 理論板層數(shù)的計算 【Attention 】 The nth plate is feed plate， and is also the first plate of stripping section. The number of plate in rectifying section is (n-1) The mth plate should be reboiler. Therefore the number of plate in stripping section is (m-1). Total number of ideal stages is (n+m-2) 2. McCabe-Thiele method圖解法 〖說明〗一個直角梯級代表一塊理論板。若塔頂采用分凝器，則精餾段理論板層數(shù)=相應階梯數(shù)-1；若塔底采用間接蒸汽加熱，則提餾段理論板層數(shù)＝相應階梯數(shù)-1。適宜進料板位置為跨過點d的理論板。當q↑，操作線離平衡線愈遠，NT↓。梯級的物理意義確定最優(yōu)進料位置 3.4.5 回流比的影響及其選擇 3.4.5.2 全回流與最少理論板數(shù) Nmin求解方法： ②解析法－ Fenske equation 〖說明〗 3.4.5.3 最小回流比 3.4.5.3 最小回流比(續(xù)) ②解析法 3.4.5.4 適宜回流比 例6.在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液，已知xF=0.4（摩爾分率、下同），xD=0.97， xW=0.04，相對揮發(fā)度α=2.47。 試分別求以下三種進料方式下的最小回流比和全回流下的最小理論板數(shù)。 （1）冷液進料q=1.387（2）泡點進料（3）飽和蒸汽進料 3.4.6 簡捷法求理論板層數(shù) 〖說明〗 3.4.8 塔高和塔徑的計算 〖說明〗 〖說明〗 3.4.8.2 塔徑的計算 3.4.9 連續(xù)精餾裝置的熱量恒算 3.4.10 精餾過程的操作型計算和調(diào)節(jié) 3.4.10.2 精餾過程的操作型計算 3.4.10.3 精餾產(chǎn)品的質(zhì)量控制和調(diào)節(jié) 減壓精餾中，蒸汽每經(jīng)過一塊塔板有一定壓降，如果塔板數(shù)較多，塔頂與塔底壓強的差別與塔頂絕對壓強相比，其數(shù)值相當可觀，總壓降可能是塔頂壓強的幾倍。因此，各板組成與總壓的差別是影響全塔溫度分布的重要原因，且后一因素的影響往往更為顯著。 2.靈敏板 3.5 間歇精餾 3.6 特殊精餾 3.6.1 恒沸精餾 3.6.2 萃取精餾本章總結－聯(lián)系圖基本原理與概念 2.物料平衡 3.熱量平衡二、兩個概念 三、四個回收程度設計計算指導操作 強化精餾擴展延伸工程案例－采用側線出料降低精餾塔的能耗 【案例回溯】日本山陽石化公司水島化工廠有一套制苯裝置，該裝置以乙烯裝置聯(lián)產(chǎn)的裂解汽油為原料，經(jīng)加氫脫烷基制苯。原料需要首先在前處理工序經(jīng)蒸餾分離為輕質(zhì)餾分（從脫戊烷塔塔頂餾出的餾分）和重餾分（從預分餾塔塔底采出的餾分）以及制苯原料（稱為苯料，它是從預分餾塔塔頂餾出的C6~C8芳烴餾分）。改造前的前處理工序工藝流程如圖1示。以裝置節(jié)能為目標，水島化工廠對上述前處理工藝進行了改造，改造方案如圖2所示. 【原因分析】該方案的主要特點是：從脫戊烷塔側線引出物料，經(jīng)兩臺過程換熱器降溫，送往預分餾塔的回流液貯槽。這種做法能夠節(jié)能，其依據(jù)： ①脫戊烷塔采用側線出料減小了預分餾塔的進料量，所以該塔的熱負荷是必然要降低的； ②雖然使用兩臺過程換熱器需要耗能，但這并沒有額外增加整個蒸餾系統(tǒng)的能耗，因為在改造前與該側線相當?shù)奈锪鲜潜患尤朊撐焱樗�塔�?nèi)，這部分物料也是要消耗能量的； ③該股側線是降溫后直接送往回流液貯槽的，事實上是利用過程換熱器將冷量加在了塔頂，這種做法符合“有熱量從塔底加入，有冷量從塔頂加入”這一精餾系統(tǒng)能量使用原則。 由于側線出料量越大，預分餾塔的進料量就越小，所以從節(jié)能的角度看，側線出料量越大，節(jié)能效果越好，但是出料量卻受一些條件的限制。綜合考慮各影響因素，經(jīng)測算，脫戊烷塔最大側線出料量為其進料量的30%。水島化工廠1980年4月完成了脫戊烷塔側線出料的改造。與改造前相比，回收的熱量相當于1.4t/h 3.0MPa的蒸汽，為該裝置蒸汽使用量的5%。 【指導意義】此案例生動地表明，生產(chǎn)中對來自其它設備的經(jīng)驗不能盲目模仿，應該利用理論知識對實際具體問題加以分析，才能得出科學的決策。本章要求TkA紅軟基地

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