化工分离工程正文Word格式.docx
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分离过程的集成化：
新型
1．反应过程与分离过程的耦合：
化学吸收、化学萃取、催化精镏、膜反应器
2．分离过程与分离过程的耦合：
萃取结晶、吸附蒸馏、电泳萃取
3．过程的集成：
传统分离过程的集成（共沸精镏—萃取、共沸精镏—萃取精镏）
传统分离过程与膜分离的集成（渗透蒸发—吸附、渗透蒸发—吸收、渗透蒸发—催化精镏）膜过程集成（微滤—超滤—纳滤—反渗透）
第一章蒸馏与精馏
§
1—1概述
蒸馏定义和特点：
1．定义：
混合物中各组分挥发度差异进行分离提纯。
2．特点：
工艺流程短、使用范围广、工艺成熟；
但能耗大（汽相再冷凝）
分类：
1．蒸馏方式：
闪蒸、简单蒸馏、精馏、特殊精馏、反应精馏2．操作压力：
加压蒸馏、常压蒸馏、真空蒸馏3．混合物组分：
两组分精馏、多祖分精馏4．操作流程：
间歇蒸馏、连续蒸馏
精馏操作流程：
精馏段
提馏段
图：
连续精馏操作流程图：
间歇精馏操作流程
1—精镏塔2—再沸器3—冷凝器1—精镏塔2—再沸器3—全凝器4—观察罩5—贮槽
1—2简单蒸馏和闪蒸
组分挥发度相差较大、分离要求低——预分离一：
工艺流程：
简单蒸馏图：
平衡蒸馏（闪蒸）
1—蒸馏釜2—冷凝器3—接受器1—加热器2—节流阀3—分离器
1．简单蒸馏：
一次进料，馏出液连续出料（出料浓度逐渐降低），釜残液一次排放——压力恒定、温度变化2．平衡蒸馏：
连续进料，连续出料（出料浓度恒定）——压力、温度恒定
混合液→加热器→温度＞料液泡点（分离器压力下）→节流阀（降压）→分离器→料液部分汽化、
并在分离器中汽液分离（相平衡）
原理：
1．前提条件：
理想物系——液相为理想溶液（拉乌尔定律）；
汽相为理想气体（道尔顿分压定律）2．原理：
汽液共存区
饱和蒸汽线（露点线）
过热蒸汽区
饱和液体线（泡点线）
液相区
苯—甲苯混合液的t—x—y图图：
苯—甲苯混合液的x—y图
简单蒸馏t—x—y图图：
平衡蒸馏t—x—y图
（1）简单蒸馏：
任何瞬间，蒸汽与液相处于平衡。
yF＞xF——馏出液中易挥发组分含量高于原始料液。
反应过程：
xF1＞xF2＞xF3＞·
·
yF1＞yF2＞yF3·
tF1＜tF2＜tF3＜·
（2）平衡蒸馏：
整个过程闪蒸器（分离器）压力和温度不变，蒸汽与液相处于平衡。
一次部分汽化。
xW＜xF＜yD
（3）综述：
简单蒸馏和平衡蒸馏均得不到纯度较高的产品。
1—3双组分精馏
分离要求高——高纯度分离一：
精馏原理：
1．多次部分汽化和多次部分冷凝：
多次部分汽化和多次部分冷凝t—x—y图
汽相：
y1＜y2＜y3·
＜yn，但V1＞V2＞V3·
＞Vn——最终汽相中易挥发组分几乎为纯态液相：
x1＞x2＞x3·
＞xn，但L1＞L2＞L3·
＞Ln——最终液相中易挥发组分几乎为零，难挥发组分几乎为纯态2．有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝：
——精馏
（1）操作：
将中间产物（部分冷凝的液体及部分汽化的蒸汽）分别返回它们前一分离器中。
（2）设置冷凝器：
上半部最上一级（得到回流液体）（3）设置汽化器（加热器）：
下半部最下一级（得到上升蒸汽）3．精镏塔：
精镏塔中物料流动示意图图：
精镏塔物料衡算
塔板（或填料层表面）：
汽液两相传热、传质。
塔顶：
外设冷凝器，产品易挥发组分。
塔底：
外设再沸器，产品难挥发组成。
温度：
全塔内温度由下向上逐渐降低。
全塔物料衡算：
前提条件：
塔内恒摩尔流动
精馏段：
V1=V2=V3=·
=V=常数L1=L2=L3=·
=L=常数
ˊˊˊˊˊˊˊˊ
提馏段：
=L=常数1．物料衡算：
（1）总物料衡算：
F=D+W
（2）易挥发组分：
FxF=DxD+WxW
2．操作线方程：
任意板（n板）下降液相组成xn及由其下一层板上升的蒸汽组成yn+1之间关系的方程。
精馏段操作线方程推导图：
提馏段操作线方程推导图：
精馏塔操作线
（1）精馏段操作线方程：
总物料衡算：
V=L+D
易挥发组分衡算：
Vyn+1=Lxn+DxD回流比R=L/D操作线方程：
yn+1=
LDLLR1xnxDyn+1=xnxDyn+1=xnxDVVLDLDR1R1
（2）提馏段操作线方程：
Lˊ=Vˊ+W
Lˊxmˊ=Vˊym+1ˊ+Wxw操作线方程：
ym+1ˊ=
LWLWxmxWym+1ˊ=xmxWVVLWLW
3．进料状况对操作线的影响：
影响L与Lˊ，V与Vˊ的关系→提馏段操作线方程变化
（1）精馏塔进料热状况：
冷液进料图：
饱和液体进料图：
汽液混合物进料图：
饱和蒸汽进料图：
过热蒸汽进料q＞1q=1q=0—1q=0q＜0
△精馏段与提留段液体摩尔流量与进料量及进料热状态参数的关系：
Lˊ=L+qF
△精馏段与提留段气体摩尔流量与进料量及进料热状态参数的关系：
V=Vˊ+（1-q）F△进料热状态参数q：
q=
IVIF
=1kmol原料变为饱和蒸汽所需热量/原料液的千摩尔汽化热
IVIL
=
rmcpmtbtF
rm
2．进料方程（q线方程）：
精馏段操作线与提馏段操作线交点的轨迹方程。
——方便绘提留段操作线。
y=
xq
xFq1q
1
理论塔板数：
1．理论板：
塔板上汽液两相充分混合，无传热及传质阻力，离开该板时汽液两相达平衡状态。
2．理论塔板数：
（1）汽液平衡关系：
△拉乌尔定律：
汽液平衡时，溶液上方组分的蒸汽压与溶液中该组分的摩尔分率成正比
º
º
pA=pAxApB=pBxB=pB（1-xA）△道尔顿分压定律：
p=pA+pB
（2）操作线方程：
塔内相邻两板汽、液相组成关系
R1
xnxDR1R1LWxmxW提馏段操作线方程：
ym+1ˊ=VV
精馏段操作线方程：
yn+1=进料方程（q线方程）：
y=
xFq1q1
（3）理论塔板数：
再沸器相当于一层理论板
△逐板计算法：
△图解法：
（4）最佳进料位置：
塔内液相或汽相组成与进料组成相近或相同的塔板。
跨越两操作线交点所对应的阶梯。
△影响：
进料位置↑→馏出液难挥发物比例↑
进料位置↓→釜底液易挥发物比例↑（馏出液易挥发物收率↓）
四：
塔高与塔径：
1．塔高：
△全塔效率：
ET=（NT/NP）×
100%ET=0.49（αμL）-0.245
—奥康奈尔曲线
△塔高：
板式塔Z=（NP-1）HT填料塔Z=NT（HETP）2．塔径：
Vs=（π/4）D2u
五：
回流比：
全回流最小理论塔板数（最大回流比）图：
最小回流比
1．全回流与最小理论板数：
全回流：
D=O、F=O、W=O→R=∞→操作线方程yn+1=xn（对角线）→操作线距平衡相最远→最小理论板数2．最小回流比：
R↓↓→两操作线交点处于平衡线→理论塔板数∞→Rmin=（xD-yq）/（yq-xq）3．最佳回流比：
（操作费用+设备费用）minR=（1.1—2.1）Rmin
（1）难分离物系：
较大回流比
（2）能源紧张：
较小回流比
六：
间歇精馏：
一次进料
1．特点：
非稳态操作（塔内各处温度、组分不同），只有精馏段，塔内存液量对精馏过程及产品有影响。
但操作灵
活。
2．类型：
（1）恒回流比操作：
时间↑→馏出液、釜残液组分↓
（2）恒馏出液组分操作：
加大回流比
七：
精馏装置热量衡算：
1．精馏塔热平衡：
QF+QB=QD+QW+QC
2．再沸器热负荷：
热平衡QB+L′ILm=V′IVW+WILW+QL
热负荷（加热介质消耗量）Wh=QB/（IB1-IB2）3．冷凝器热负荷：
QC+LILD+DILD）=VIVD
热负荷（冷却介质消耗量）WC=QC/cp（t2-t1）
1—4多组分精馏一：
关键组分：
指定的两个组分。
其中相对易挥发的那一个为轻关键组分；
不易挥发的那一个为重关键组分。
2．精馏目的：
轻关键组分尽可能多地进入馏出液；
重关键组分尽可能多地进入釜液。
多组分精馏特点：
1．汽液平衡关系：
F（自由度）=C（组分数）-Ф（相数）+2；
组分数↑→自由度↑→相平衡计算复杂（n组分溶液需要n-1个独立变量同时确定，才能确定
物系平衡关系）
2．设备：
组分数↑→精馏塔数量↑（n组分溶液需要n-1个精馏塔）3．全塔液体含量分布：
苯—甲苯精馏塔内液体含量分布图：
苯—甲苯—异丙苯精馏塔内液体含量分布
主要任务：
苯、甲苯分离（苯在馏出液中回收率高）；
轻关键组分（苯）、重关键组分（甲苯）、重非关键组分（异
丙苯：
挥发度最低）、无轻非关键组分；
（1）轻关键组分（苯）：
相对挥发度最大→它在进料板以下仅几板就降到很低的含量
（2）重非关键组分（异丙苯）：
相对挥发度最小→它在进料板以上仅几板就降到很低的含量→在再沸器液相含量最高；
从再沸器向上，重非关键组分含量下降；
但由于进料中有一定重非关键组分而且它必须从釜液中排出，限制了它含量继续下降；
→恒浓区（进料板一下相当长一塔段）
（3）重关键组分（甲苯）：
相对挥发度居中
△再沸器以及第1、2块板：
苯含量很低→重关键组分与重非关键组分精馏→甲苯：
易挥发，甲苯含量沿塔向上增
加。
△第3—10块板：
异丙苯恒浓区→重、轻关键组分精馏→甲苯：
难挥发，沿塔向上降低。
（最高点：
第3块板）△第11—13块板：
异丙苯↓↓→重关键组分与重非关键组分精馏→甲苯：
易挥发，甲苯含量沿塔向上增加。
（最高
点：
第12块板）
△第14—以后块板：
异丙苯消失→重、轻关键组分精馏→甲苯：
难挥发，沿塔向上降低直至冷凝器
综述：
*关键组分含量分布有极大值
*非关键组分通常是非分配的——重非关键组分仅出现在釜液；
轻非关键组分仅出现在馏出液。
*重、轻非关键组分分别在进料板下、上形成恒浓区。
*全部组分均存在于进料板上，但进料板含量不等于进料含量。
4．全塔温度变化：
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