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简介
这是化工原理蒸馏ppt，包括了概述，两组分溶液的汽液平衡，平衡蒸馏与简单蒸馏，精馏原理和流程，两组分连续精馏的计算，间歇精馏，特殊精馏，本章总结－联系图，工程案例等内容，欢迎点击下载。
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第三章 蒸馏Distillation 3.0 概述 将沸点低的组分称为易挥发组分或轻组分light component ，用A表示。将沸点高的组分称为难挥发组分或重组分heavy component ，用B表示。则混合液：A+B 2、蒸馏过程的分类 按操作流程分为：间歇蒸馏。又称分批蒸馏，属于非稳态操作，主要适用于小规模及某些有特殊要求的场合；连续蒸馏。属于稳态操作，是工业生产中最常用的蒸馏方式，用于大规模生产的场合。 按待分离混合物的组分数分为：两组分精馏。计算简单。常以此精馏原理为计算基础，然后引申到多组分精馏计算中。多组分精馏。工业上常见。本章重点讨论常压两组分连续精馏过程的原理和计算。 3.蒸馏分离的特点 3.1 两组分溶液的气液平衡 3.1.1.1 相律 F=2 〖说明〗对两组分汽液平衡物系而言，温度t、压力P、汽相组成y、液相组成x四个参数中，任意确定其中2个变量，其余的2个变量随之确定，两组分汽液平衡物系的状态便确定了。一定压力下:液相（汽相）组成x (y)与温度t存在一一对应关系；气液组成之间x~y存在一一对应关系 3.1.1.2 汽液平衡的函数关系 〖说明〗因p。=f(t)，所以，上式表明当P一定时，温度t与液相组成x之间的关系，t～x。泡点：混合液开始沸腾时的温度。 2.用相对挥发度表示的汽液平衡关系 ②相对挥发度α Relative volatility 〖说明〗〖说明〗利用α的大小判断某混合液能否用一般蒸馏方法分离及分离的难易程度： 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 两组分理想溶液的汽液平衡相图 (2)计算法设定一温度t1，查取纯A、纯B组分的饱和蒸汽压，利用泡点方程及露点方程计算出对应的x1和y1，改变温度，重复上述步骤……。将各个t、x、y数据以t为纵标，x(y)为横标标绘在直接坐标系中，即得t~x~y图。 〖说明〗 气液共存区两相组成及量的确定 2.x~y图y —x chart （组成图） 3.2 平衡蒸馏与简单蒸馏 3.计算 ①物料衡算 ②热量衡算? 3.2.2 简单蒸馏Differential distillation 3.计算 平衡蒸馏和简单蒸馏过程在相图上的表示： 3.3 精馏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 精馏操作流程 1.连续精馏流程 再沸器Reboiler ：部分汽化塔底釜残液Partially vaporize the liquid streams 。冷凝器：冷凝塔顶上升蒸汽 Total condenser全凝器 Partial condenser(部)分冷凝器理论板：离开的汽液两相达到平衡状态的塔板。 2.间歇精馏流程 3. 塔板的作用 4. 精馏过程的回流 3.4 两组分连续精馏的计算 3.4.1.2 恒摩尔流Constant molal overflow假定 3.4.2 物料衡算和操作线方程 3.4.2.1 全塔物料衡算〖说明〗 3.4.2.2 操作线Operating lines方程 1. 精馏段操作线方程〖说明〗 已知D，可得L，V： L=RD，V=L+D=(R+1)D 本方程只适用于符合恒摩尔流假定的物系例题 2. 提馏段操作线方程〖说明〗 3.4.3 进料热状况的影响 3.4.3.1 进料热状况 3.4.3.2 加料板的物料及热量衡算 2、加料板的热量衡算Enthalpy balance of feed plate FIF+LIL’+V’IV’=VIV+L’IL’ 恒摩尔流假定成立，则： IV’=IV；IL’=IL’ 联立以上各式，得： F(IV-IF)=(L’-L)(IV-IL) 3.4.3.3 q值的意义及计算 例题 3.4.3.4 进料方程Feed condition －q线方程 3.4.3.5 进料热状况对精馏操作过程的影响 3.4.3.5 进料热状况对精馏操作过程的影响 2.q值愈大，即进料愈冷，精馏段愈短，操作过程较早地转入提馏段，此时两操作线与平衡线距离愈远，因而有利于分离； 3.q值不同，不改变精馏段操作线的位置，仅改变了提馏段操作线的位置。 3.4.4 理论板层数的计算 【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图解法 〖说明〗一个直角梯级代表一块理论板。若塔顶采用分凝器，则精馏段理论板层数=相应阶梯数-1；若塔底采用间接蒸汽加热，则提馏段理论板层数＝相应阶梯数-1。适宜进料板位置为跨过点d的理论板。当q↑，操作线离平衡线愈远，NT↓。梯级的物理意义确定最优进料位置 3.4.5 回流比的影响及其选择 3.4.5.2 全回流与最少理论板数 Nmin求解方法： ②解析法－ Fenske equation 〖说明〗 3.4.5.3 最小回流比 3.4.5.3 最小回流比(续) ②解析法 3.4.5.4 适宜回流比 例6.在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，已知xF=0.4（摩尔分率、下同），xD=0.97， xW=0.04，相对挥发度α=2.47。 试分别求以下三种进料方式下的最小回流比和全回流下的最小理论板数。 （1）冷液进料q=1.387（2）泡点进料（3）饱和蒸汽进料 3.4.6 简捷法求理论板层数 〖说明〗 3.4.8 塔高和塔径的计算 〖说明〗 〖说明〗 3.4.8.2 塔径的计算 3.4.9 连续精馏装置的热量恒算 3.4.10 精馏过程的操作型计算和调节 3.4.10.2 精馏过程的操作型计算 3.4.10.3 精馏产品的质量控制和调节 减压精馏中，蒸汽每经过一块塔板有一定压降，如果塔板数较多，塔顶与塔底压强的差别与塔顶绝对压强相比，其数值相当可观，总压降可能是塔顶压强的几倍。因此，各板组成与总压的差别是影响全塔温度分布的重要原因，且后一因素的影响往往更为显著。 2.灵敏板 3.5 间歇精馏 3.6 特殊精馏 3.6.1 恒沸精馏 3.6.2 萃取精馏本章总结－联系图基本原理与概念 2.物料平衡 3.热量平衡二、两个概念 三、四个回收程度设计计算指导操作 强化精馏扩展延伸工程案例－采用侧线出料降低精馏塔的能耗 【案例回溯】日本山阳石化公司水岛化工厂有一套制苯装置，该装置以乙烯装置联产的裂解汽油为原料，经加氢脱烷基制苯。原料需要首先在前处理工序经蒸馏分离为轻质馏分（从脱戊烷塔塔顶馏出的馏分）和重馏分（从预分馏塔塔底采出的馏分）以及制苯原料（称为苯料，它是从预分馏塔塔顶馏出的C6~C8芳烃馏分）。改造前的前处理工序工艺流程如图1示。以装置节能为目标，水岛化工厂对上述前处理工艺进行了改造，改造方案如图2所示. 【原因分析】该方案的主要特点是：从脱戊烷塔侧线引出物料，经两台过程换热器降温，送往预分馏塔的回流液贮槽。这种做法能够节能，其依据： ①脱戊烷塔采用侧线出料减小了预分馏塔的进料量，所以该塔的热负荷是必然要降低的； ②虽然使用两台过程换热器需要耗能，但这并没有额外增加整个蒸馏系统的能耗，因为在改造前与该侧线相当的物料是被加入脱戊烷塔塔内，这部分物料也是要消耗能量的； ③该股侧线是降温后直接送往回流液贮槽的，事实上是利用过程换热器将冷量加在了塔顶，这种做法符合“有热量从塔底加入，有冷量从塔顶加入”这一精馏系统能量使用原则。 由于侧线出料量越大，预分馏塔的进料量就越小，所以从节能的角度看，侧线出料量越大，节能效果越好，但是出料量却受一些条件的限制。综合考虑各影响因素，经测算，脱戊烷塔最大侧线出料量为其进料量的30%。水岛化工厂1980年4月完成了脱戊烷塔侧线出料的改造。与改造前相比，回收的热量相当于1.4t/h 3.0MPa的蒸汽，为该装置蒸汽使用量的5%。 【指导意义】此案例生动地表明，生产中对来自其它设备的经验不能盲目模仿，应该利用理论知识对实际具体问题加以分析，才能得出科学的决策。本章要求
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