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精馏原理ppt

  • 素材大小:1.14 MB
  • 素材授权:免费下载
  • 更新时间:2019-07-22
  • 素材类别:化工PPT
  • 素材上传:yangdong
  • 素材格式:.ppt
  • 关键提要:精馏原理,精馏
  • 素材版本:PowerPoint2003及以上版本(.ppt)
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这是精馏原理ppt,包括了蒸馏概述,平衡精馏和简单精馏,双组分连续精馏的分析与计算,精馏装置的热量衡算,板式塔,新增丙烯塔系统说明,物料平衡,回流调整,热量平衡等内容,欢迎点击下载。

PPT预览

精馏原理ppt

PPT内容

                                 蒸         馏
1.1  概述
蒸馏分离的依据
      蒸馏是分离液相混合物的典型单元操作。蒸馏操作是将液体混合物部分汽化,利用其中组分挥发度不同的特性(挥发度差异)而达到分离的目的。
相平衡关系决定一次分离的程度
多次部分汽化、多次部分冷凝
二元蒸馏和多元蒸馏
工业蒸馏过程
      工业上最为简单的蒸馏过程是平衡蒸馏与简单蒸馏。要得到更高纯度的
产品,需要采用精馏的方法。
       1.平衡蒸馏又称闪蒸
       2.简单蒸馏
       3.精馏
1)等压图(t-x-y图)
    P一定
对t-x-y图含义的理解:
    A,B点的含义;
    两条线、
    三个区;
    泡点线、
    露点线;
2)气液平衡组成图(x-y图)
x-y图-汽液组成相图:
     平衡曲线与对角线
距离的远近标志着组
分分离的难易。
总压对t-x-y线和
x-y线的影响:
       总压对t-x-y线
影响较大;
       总压对x-y线
影响较小。
3) 挥发度和相对挥发度及与气液相平衡的关系
挥发度的定义:
       组分在气相中的蒸汽分压与其在液相中摩尔分率之比。
纯组分的挥发度
理想溶液的挥发度
相对挥发度的定义:
       易挥发组分的挥发度与难挥发组分挥发度之比
代入挥发度的定义式得
由道尔顿分压定律

对于二元物系,可表示为
即                                  此时称为相平衡关系
对于理想溶液
一般对于理想溶液,t和x对的影响不大,而对于非理想物系,其对的影响
是不可忽略的。
       的大小可用来判断蒸馏方法分离混合物的难易程度。
例应用下表的苯和甲苯的蒸汽压数据,求平均相对挥发度 m和体系的y~x 曲线。
解:此物系可以视为理想物系
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算术平均值
                               m=2.47
气液相平衡关系式
将方程式值与计算值对比
1.2 平衡精馏和简单精馏
1.2.1简单蒸馏(闪蒸)
原理:一次平衡,连续操作,稳态过程
1-泵;2-加热炉;3-减压阀;4-闪蒸塔
1.2.2 简单蒸馏
原理:间歇操作,非稳态过程
1-蒸馏釜;2-冷凝器;3-馏出液容器
1.3 双组分连续精馏的分析与计算
1.3.1精馏原理
(1)精馏原理
         一次部分汽化过程:
精馏原理--多次部分冷凝和多次部分汽化
可见,只有部分汽化和部分冷凝才能具有提纯作用,如下图
多次部分汽化和多次部分冷凝示意图
       缺点:产品量少、能量损失
带有回流的改进流程:
        优点:原料无损失、节能
(2)工业上连续精馏装置及其流程
基本概念:
精馏段
提馏段
进料
塔顶、冷凝器
塔釜、再沸器
预热器
塔顶产品
塔底产品
1.3.2 精馏过程的( 全塔)物料衡算
        目的:寻找精馏塔塔顶、塔底流量与进料量及各组成之间的关系
        F、D、W-kmol/s 或kmol/h
        xF、xD、xW-摩尔分率
对虚线范围进行总物料和易挥发
组分进行衡算,得
一般,F、xF、xD、xW为已知量;
W、D为未知量。求解方程组可得
精馏过程经常用回收率表示:
易挥发组分回收率                            难挥发组分回收率
1.3.2 精馏过程的( 全塔)物料衡算
        目的:寻找精馏塔塔顶、塔底流量与进料量及各组成之间的关系
        F、D、W-kmol/s 或kmol/h
        xF、xD、xW-摩尔分率
对虚线范围进行总物料和易挥发
组分进行衡算,得
一般,F、xF、xD、xW为已知量;
W、D为未知量。求解方程组可得
精馏过程经常用回收率表示:
易挥发组分回收率                            难挥发组分回收率
例1每小时将5000kg含苯30%和甲苯70的混合物在连续精馏塔中进行分离,要求馏出物中含苯不小于98%,釜液中含苯不大于3%(以上均为质量百分数),试求馏出液和釜液的质量流率和摩尔流率。
解:首先以质量流量和质量分率为基准进行计算
代入数据得 D = 1421 kg/h、W = 3579  kg/h
将D、W转换成摩尔流量(或先将F、,xF、xD、xW转换后计算)
例2 分离甲醇水溶液的连续精馏塔,进料含甲醇38%,已知所得馏出液含甲醇95%(均为摩尔百分率),且其中甲醇的回收率为98%,试求此时釜液中甲醇的组成。
解:由






1.3.3 精馏操作线方程
        精馏段的示意图如图。
操作线:塔板上升的气相与下降
的液相浓度及流量之间的关系。
假设
        (1)理论板假设(或平衡级)
        (2)恒摩尔流假设
             ①各组分的摩尔汽化热相等
             ②气液两相交换的显热可以忽略
             ③忽略热损失
(1)精馏段操作线方程
由y1=xD———— x1
如果知道x1与y2关系,即可得到x2
对1板以上进行总物料衡算和易挥发组分衡算

其中,D和xD已知,只要确定L,即可算出y2。
通常将回流液量L与馏出液量D之比称为回流比R:
则上式可改写为
同理对第n块板以上作上述衡算,可得:
此方程称为精馏段操作线方程。
       利用操作线方程结合相平衡关系,可以由塔顶一直向下计算出各板的组
成,此方法称为逐板计算法。
图解法:
       将操作线和相平衡曲线标绘在同一坐标中。
       操作线的做法:
例   苯-甲苯精馏塔的塔顶产品xD = 0.95 (摩尔分率),回流比R = 2。
求从第二块理论板上升的蒸汽组成y2。
解:应用逐板计算法计算:
      (1) y1 =xD = 0.95 (注意:全凝器与部分冷凝器的区别)
      (2) x1可从平衡关系求得。苯-甲苯物系属于理想物系:
               由                                 得
代入 = 2.56及y1,得 x1 = 0.881
(3) 应用操作线方程
(2)提馏段操作线方程
        提馏段由于有加料板上进料物流,使提馏段的液、汽流量(以L’、V’表
示)与精馏段的液、汽流量(L, V)有所不同。不过,恒摩尔流假设仍然成立。
如图所示:
      对第m块以下作总物料
衡算和易挥发组分物料衡算:

此式称为提馏段操作线方程,
其中,塔底产品流量W和组
成xW为已知,但提馏段的液、
汽流量L’、V’需要根据精馏段
的液汽流量和进料流量及受热
状况来确定。
(3)加料处的操作线方程(q线方程)
进料状态的影响
        进料可能有五种热状况:
            (1) 过冷液体,及进料温度低于泡点温度
                (2) 饱和液体
                (3) 汽液混合物,即温度介于泡点和露点之间
                (4) 饱和蒸汽
                (5) 过热蒸汽
对进料板进行物料衡算

再对加料板进行热量衡算
因相邻两板的温度和组成相差不大,
所以假设
整理得
结合物料衡算式,得

q可称为进料热状况参数。
q的物理含义:
也可以理解为进料中液相所占的分率。
不同进料状况时的q值范围为:
       (1)过冷液体 q>1;(2)饱和液体 q=1;(3)汽液两相混合物 0<q<1;
       (4)饱和蒸汽 q=0;(5)过热蒸汽 q<0。
不同进料时进料板上的进料量及汽、液相之间的关系如图所示
应用进料热状况参数q可确定提馏段的汽液流量,于是利用提馏段操作
线方程,结合相平衡关系,可从进料板开始逐板计算各板的汽液组成。
       同样,也可以用图解法从相平衡图上,结合下述操作线方程来完成逐板
计算法的工作。
提馏段操作线的做法:
       提馏段操作线是一通过(xW,xW)的直线,可通过其截距L’/(L’-W)确定其位
置。也可以在精馏段操作线上找到一特殊点来确定其位置:
q线方程:将精馏段和提馏段操作线方程分别写成如下形式
两式相减得
将下述关系代入上述方程

此方程为两操作线交点的轨迹方程,它只与进料的组成和热状况有
关,通常称之为进料状况方程或q线方程,其在x-y图上的直线称为
进料线或q线。
不同进料状况时
进料线(q线)的位置:
(q线的做法)
例3用一常压连续精馏塔分离含苯0.44 (摩尔分率,以下同)的苯-甲苯混合物,要求塔顶产品含苯0.974以上,塔底产品含苯0.0235以下,回流比为3.5。如料液流量为10kmol/s,计算以下3种加料状态的q值以及精馏段和提馏段的气、液流量。
     (1)饱和液体加料;(2)20C液体加料;(3)180 C蒸汽加料。
已知料液的泡点为94 C,露点为100.5 C,混合液体的平均摩尔定压热容cp,L =158.2 kJ/(kmol K);混合蒸汽的平均摩尔定压热容为cp,v =107.9 kJ/(kmol K);饱和液体汽化成饱和蒸汽所需汽化热rA =33118 kJ/kmol。
解:(1) 饱和液体加料 q= 1
            进行全塔物料衡算
解得                                  代入数据得
所以
(2) 20 C的液体加料
此时为过冷液体,对应xF = 0.44,泡点为94 C ,混合液体的平均摩尔定压
热容cp,L =158.2 kJ/(kmol K)饱和液体汽化成饱和蒸汽所需汽化热rA =33118
kJ/kmol,根据q值的含义:
所以
于是
(3)180 C蒸汽加料,蒸汽属于过热状态。由

所以
1.3.3理论塔板与理论塔板数
(1)理论塔板的概念
        不平衡的气相和液相在塔板上充分接触过程中,气液相中的易
挥发组分不断进入汽相中,而汽相中的难挥发组分不断进入液相中,
直到最后两相达到平衡,这样的塔板称为理论板或平衡级。
双组分精馏塔的设计型计算的任务:根据规定的分离要求,选
择精馏的操作条件,计算所需的理论板数。
       规定的分离要求是指对塔顶、塔底产品的产率和质量提出一定
的要求。工业上往往用某个有用产物的回收率(如前面提到的1、2)
来表示。
       若规定了xD,η,则W,xW也就定了。(全塔物衡计算)
(2) 理论板数的计算
        理论塔板数的计算可以采用逐板计算法和阶梯图解法。
1)逐板计算法
        基本步骤:交替应用平衡关系式和操作线方程
        先计算精馏段
        第一块板   y1 = xD                        全凝器
                         x1 = f(y1)                   相平衡
        第二块板                                    精馏塔操作线方程
x2 = f(y2)                   相平衡
第n块板                                         精馏塔操作线方程
xn = f(yn)                       相平衡
         当xn  xF 时,说明该板(第n层)已是加料板,应属于提馏段,改用提馏段操作线继续计算。以上计算过的相平衡次数减1即为精馏段的理论塔板数(n-1)。
         提馏段的计算
         第m块板                                       提馏塔操作线方程
xm = f(ym)                     相平衡
          若xm  xW 时,计算结束。
上述计算相平衡的次数即为提馏段的理论板数。由于塔釜(再沸器)中
进行的是一次相平衡过程,所以它也相当于一层塔板,因此提馏段
的塔板数应减少一块。全塔的理论板数为精馏段与提馏段理论板数之和。
例 用一连续精馏塔分离苯-甲苯双组分混合液。进料液中含苯30%(摩尔百分率,下同),要求塔顶馏出液含苯95%,塔釜残液含甲苯90%。塔顶冷凝器采用全凝器,回流比R为3.21,泡点进料,苯和甲苯的平均相对挥发度为2.47。试用逐板计算法计算所需的理论塔板数。
解:解题思路
        1)确定平衡关系和操作线方程
=2.47 
R=3.21, xD=0.95  
假设F=100 kmol/h, xD=0.95 , xF=0.30 xW=0.10 D, W L=RD
L’=L+qF 
2)交替应用平衡关系和操作线方程
   ①n=1,   y1=xD ,  应用平衡关系计算出x1;
   ②n=2,  应用精馏段操作线方程计算出y2,再用相平衡关系计算出x2;
   ③依次类推,若xn≼xF,说明n为加料板(精馏段为n-1块板)
   ④m=8, 应用提馏段操作线方程计算y8,再应用相平衡方程计算x8;
   ⑤依此类推,直至xm ≼ xW,全塔总理论板数NT=m-1(塔釜)
2)阶梯图解法
        步骤:
(1) 在x-y图上作出平衡线及对角线;
(2) 在x轴上定出x = xD、xF、xW的点,依此确定对角线上的a、f、b点。
(3) 在y轴上定出yc= xD/ (R+1)的点c,连接a,c作出精馏段的操作线。
(4) 由进料热状态参数q求出q线的斜率q / (q-1),并通过点f作q线。
(5) 将q线与精馏段操作线的交点d与b连接作出提馏段的操作线bd。
(6) 从a点开始,在平衡线和与精馏段操作线之间作阶梯,当阶梯跨过d点时,这个阶梯就相当于加料板。然后改用提馏段操作线作阶梯,直到阶梯跨过b点为止。阶梯的总数即为总理论板数,其中包括塔釜,同时也可确定加料板位置。
例 试用图解法求例3-8所述苯-甲苯分离过程所需的理论板数。
解:(1)由                                         在直角坐标中作出平衡线和对角线
(2)由xF = 0.30,  xD = 0.95,  xW = 0.10作出精馏段操作线和提馏段操作线。
(3)划阶梯
1.3.4 回流比的选择和影响
(1)全回馏与最少理论板数
        回流是精馏过程得以进行的基本条件
        精馏段操作线的斜率为 R/(R+1)
所以R↗时,斜率↗
精馏段操作线和提馏段操作线
都向对角线靠拢。
此时理论板数将减少
当R=∞时,
精馏段和提馏段操作线与对角线重合,
此时理论板数最少
最少理论板数Nmin可用芬斯克方程计算:
其中,
最少理论板数Nmin也可用作图法求得。
(2)最小回流比
当回流比逐渐减小时,理论板数不断增多。
当回流比小到使精馏段与提馏段的交点正好落在平衡线上时,理论板数为无穷多,此时回流比为最小回流比Rmin。
最小回流比可由下式计算:
对于相平衡曲线不正常的情况,
应根据具体情况计算
例3-10自学
(3)适宜回流比的选择
         回流比的选择应以经济性--操作费用和设备费用来考虑。
1-R对设备费用影响
2-R对操作费用影响
3-总费用
一般
R = (1.1~2)Rmin
精馏装置的热量衡算
带入的热量=带出的热量
                   板式塔
1.对塔板结构的要求:
①塔板效率高。
②生产能力大,即单位截面积上所能通过的汽、液量大。
③操作稳定、操作弹性大,即塔内汽液相负荷有较大变化时,仍能保持较大的持产能力。
④气流通过塔板的压强降小。
⑤结构简单、制造和维修方便、造价较低。
2.板式塔结构
   a塔体
   b溢流装置  出、入口堰、降液盘等部件统称为溢流装置。
出口堰-------塔板上的液层
降液管-------塔板间液流通道
受液盘-------可缓和液体因流向改变而进板处出现的冲击。
进口堰--------可缓和液体因流向改变而进板处出现的冲击。
    c气液接触元件
指塔板上提供气、液接触的构件。如浮阀、筛板塔。
       塔板负荷性能图   
1.板式塔的不正常操作现象
①夹带: 包括液沫带和气泡夹带
②液泛:包括夹带液泛和溢流液泛(降液管液泛)
 ③漏液
塔板负荷性能图
五线所包围的区域即为塔板的适宜操作范围。
新增丙烯塔系统说明
燕化乙烯装置两台丙烯精馏塔塔釜液化气中丙烯含量的设计值是10 mol%,但在实际操作中液化气中丙烯含量远高于设计值,特别是在高负荷生产时,不仅造成大量丙烯损失,而且由于液化气中丙烯含量过高,液化气送到裂解炉裂解时,会导致炉管与废锅结焦加剧。
    为了有效缓解丙烯精馏塔塔釜丙烯损失大的问题,2007年3月-9月乙烯装置新增一套丙烯回收系统,对液化气进行进一步的精馏操作,回收其中丙烯,使液化气中丙烯含量小于1%。通过再次回收,有效地降低丙烯的损失率。
新丙烯塔系统工艺流程说明
从丙烯精馏塔1#(E-DA-406/456)塔釜来的碳三物料经过塔釜泵GA-412(467)A/B加压后,进入丙烯回收塔(E-DA-1406)第65板,进料温度为40℃、压力为1.70Mpa、流量为6 t/h;塔顶气相在塔顶冷凝器EA-1425中用冷却水冷凝,然后进入回流罐FA-1407,凝液经GA-1406A/B加压至1.8MPa,一部分作为回流打回DA-1406塔塔顶,控制塔顶温度约为43.6℃,为确保塔的稳定操作,回流流量采用定流量控制(控制回路为FIC-1405);另一部分通过FIC-1403控制返回丙烯精馏塔2#(E-DA-456N)塔进料线。DA-1406塔釜物料可以作为裂解原料通过FIC-1402控制送至丙烷/LPG气化罐(E-FA-181N),也可作为液化气经GA-1412A/B加压至1.88MPa,通过FIC-1404控制在C3/LPG产品冷却器(E-EA-435N)中用冷却水冷却后送出界区。
当DA-1406系统停用时,LPG从GA-412泵至EA-435跨线送出界区,不经过DA-1406系统。
DA1406
  新丙烯塔高69米,直径2米,共139块
塔板,采用了ADV微分浮阀技术
流程图
DA1406
操作注意事项
物料平衡
热量平衡
汽液平衡
操作缓慢,保持平稳
物料平衡
总量相等FIC439+FIC2463=FIC1404+FIC1403
丙烯含量相等
    进料中丙烯=塔顶+塔釜丙烯含量(不凝气忽略)
丙烷含量相等(同上)
回流调整
回流调整一定要缓慢,防止破坏塔板上的汽液平衡.
回流小,重组分上移,塔顶中丙烷含量增多,影响其质量.同时会造成DA456塔顶产品质量.严重时会形成恶性循环.
回流大,塔釜丙烯损失大,塔釜加热量加大.影响塔的操作.
热量平衡
合理使用QW和冷却水.
根据具体情况进行调整.
例如:进料量的大小(变化较大);
                          温度(基本不变);
                          组成(变化较大);
            塔釜液位高低;
            QW温度/压差
小结
总之,精馏操作要前后联系,不要仅仅局限在某一点,要考虑全面,系统操作,多观察,多积累,就一定能取得好的操作方法.由于本人水平有限,有错误之处请大家批评指正.
     谢谢大家!!
 

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