板式塔精馏操作技术课件.ppt

1、模块四模块四 筛板式精馏塔操作技术筛板式精馏塔操作技术项目项目01项目项目02项目项目03精馏塔的开车操精馏塔的开车操作作 精馏塔的正常精馏塔的正常工况维持工况维持 精馏塔操作中波精馏塔操作中波动及故障排除动及故障排除精馏塔的开车操作精馏塔的开车操作1平衡蒸馏和简单蒸馏平衡蒸馏和简单蒸馏 平衡蒸馏：平衡蒸馏：是液体的一次部分汽化或蒸汽的一次部分冷凝的蒸馏操作。闪蒸罐塔顶产品yAxA加热器原料液 塔底产品 Q减压阀 汽液相平衡数据的测定和生产工艺中溶液的闪蒸分离是平衡蒸馏的典型应用。闪蒸操作流程：闪蒸操作流程：一定组成的液体物料被加热后经节流阀减压进入闪蒸室。液体因沸点下降变为过热而骤然汽化，汽

2、化耗热使得液体温度下降，汽、液两相温度趋于一致，两相组成趋于平衡。由闪蒸室塔顶和塔底引出的汽、液两相即为闪蒸产品。闪蒸操作闪蒸操作简单蒸馏：简单蒸馏：为间歇非稳态操作，加入蒸馏釜的原料液持续吸热沸腾汽化，产生的蒸汽由釜顶连续引入冷凝器得馏出液产品。特点：特点：釜内任一时刻的汽、液两相组成互成平衡。蒸馏过程中系统的温度和汽、液相组成均随时间改变。y原料液x蒸气xD1xD2xD3冷凝器精馏原理和流程精馏原理和流程 平衡蒸馏以及简单蒸馏只能使混合液得到部分分离。简单蒸馏简单蒸馏操作是对液体的连续部分汽化连续部分汽化，釜液组成沿 t-x(y)相图的泡点线变化，其结果可得难挥发组分（重组分）含量很高而易

3、挥发组分（轻组分）摩尔分数 x 很低的釜液。在一定压力下，将混合蒸汽进行连续部分冷凝连续部分冷凝，蒸汽相的组成沿 t-x(y)相图的露点线变化，结果可得到难挥发组分（重组分）含量很低而易挥发组分（轻组分）摩尔分数 y 很高的蒸汽。精馏过程精馏过程正是这二者的有机结合。料液,XF 釜 残 液,XW液相回流汽相回流精馏段提馏段再沸器冷凝器精馏与简单蒸馏的区别：精馏与简单蒸馏的区别：汽相和液相的部分回流。也是精馏操作的基本条件。提馏段：提馏段：下降液体（包括回流液和料液中的液体部分）中的轻组分向汽相（回流）传递，而汽相中的重组分向液相传递，从而完成下降液体重组分的提浓。精馏段：精馏段：汽相中的重组分

4、向液相（回流液）传递，而液相中的轻组分向汽相传递，从而完成上升蒸气的精制。n-1 tn-1ntnn+1tn+1yn+2yn+1ynyn-1xn-2xn-1xnxn+11、由塔釜上升的蒸汽与塔顶下流的回流液（包括塔中部的进料）构成了沿塔高逆流接触的汽、液两相。2、只要相互接触的汽、液两相未达平衡，传质必然发生。3、在一定压力下操作的精馏塔，若入塔回流液中轻组分含量为塔内液相的最高值，而由塔釜上升蒸汽中轻组分含量为塔内蒸汽相的最低值，与之对应，塔顶温度最低，塔底则最高，即汽、液两相温度由塔顶至塔底递增。如在塔顶进料则只有塔底的重组分产品可达高纯度，塔顶引出的蒸汽因没有经过精馏段的精制，纯度一般不会

5、高。如在塔底进料则只有塔顶的轻组分产品可达高纯度，塔底的液体因未经提馏段提浓，纯度一般也不会高。只有包括了精馏段和提馏段的精馏塔才可能由塔顶和塔底连续地分别得到高纯度的轻、重组分产品。恒摩尔流假设恒摩尔流假设常数VVVV321常数VVVV321恒摩尔气流：各层塔板上升蒸气摩尔流量相等，即：精馏段：提馏段：两段不一定相等两段不一定相等恒摩尔液流：各层塔板下降液体摩尔流量相等常数LLLL321常数LLLL321精馏段：提馏段：两段不一定相等两段不一定相等WDWFxxxxFD/WDFDxxxxFW%100FDDFxDx%100)1()1(FwwxFxW分离要求的表达形式分离要求的表达形式馏出液的采出

6、率：釜残液的采出率：塔顶易挥发组分的回收率：塔釜难挥发组分的回收率：精馏塔的正常工况维持精馏塔的正常工况维持 2筛板塔筛板塔 在带有降液管的塔板上开有许多均匀分布的筛孔，筛孔在塔板上按正三角形排列孔径一般为38mm。塔板上设有溢流堰，使板上能维持一定厚度的液层。筛板塔的优点筛板塔的优点：结构简单，造价低廉气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均比泡罩塔高。筛板塔的优点筛板塔的优点：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞。今年来采用直径为1025mm的大筛孔可避免堵塞。筛板塔的流体力学性能筛板塔的流体力学性能 塔的操作能否正常进行，与塔内气、液两相的流体力学状况有关。板式塔的流体力学性能包括：塔

7、板压降，液泛，雾沫夹带，漏液及液面落差等。1、塔板压强降、塔板压强降 上升的气流通过塔板时塔板时需要克服以几种阻力，塔板自身的干板阻力（即板上各部件所造成的局部阻力），板上充气液层的静压强和液体的表面张力。气体通过塔板时克服这三部分阻力就形成了该板的总压强降。2 2、液泛、液泛 操作时塔内压强由塔底向塔顶逐渐减少，液体是由压强较小的上层塔板向压强较大的下层塔板流动。若气液两相中有一相流量加大，使液面管内液体不能顺利下流，管内液体必然积累，当管内液体增加到越过溢流堰顶部时，两板间的液体相连，该塔板产生积液，并依次上升，这种现象称为液泛或淹塔。液泛液泛3、漏液、漏液漏液：漏液：部分液体不是横向流过

8、塔板后经降液管流下，而是从阀孔直接漏下。原因：原因：气速较小时，气体通过阀孔的速度压头小，不足以抵消塔板上液层的重力；气体在塔板上的不均匀分布也是造成漏液的重要原因。漏液漏液后果：后果：严重的漏液使塔板上不能形成液层，气液无法进行传热、传质，塔板将失去其基本功能。4 4、雾沫夹带、雾沫夹带 上升气流穿过塔板上液层时，将板上液体带入上层塔板的现象称为雾沫夹带。影响雾沫夹带量的因素：影响雾沫夹带量的因素：最主要的是空塔气速和塔板间距；空塔气速增高，雾沫夹带量增大；塔板间距增大，可使雾沫夹带量减少。雾沫夹带雾沫夹带5 5、液面落差：、液面落差：当液体横向流过塔板时，为克服板面上的摩擦阻力和板上各种部

9、件的局部阻力，则在板上形成由液体进入板面到离开板面间的液面落差。液层厚度的不均匀将引起气液的不均匀分布，然而造成漏液，使塔板效率严重下降。影响液面落差的因素：影响液面落差的因素：除了与塔板结构有关外，还与塔径和液体流量有关，当塔径和液体流量很大时，也会造成较大的液面落差。对塔径较大的塔，可采用双溢流或阶梯流等溢流形式来减少液面落差。此外，还可考虑将塔板沿液流方向朝下略为倾斜一个角度，使液面落差减小。精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算 对稳定操作连续精馏塔，无论塔顶的回流液量与塔釜的再沸蒸汽量多大，料液加入量必等于塔顶和塔釜所得产品量之和。产品流量、组成和进料流量、组成之间的关系可通过全塔物料衡算求得

10、。总物料衡算：易挥发组分物料衡算：WDFWDFWxDxFzFWDWxxDFxxFDFW1F,zFW,xWD,xD图10-11 全塔物料衡算VLVLL,xDVVL物料衡算范围物料衡算范围 在恒摩尔流假定下，双组分连续精馏的基本计算式为：即进入任一筛板汽相中轻组分的摩尔流率与离开该筛板的液相中轻组分的摩尔流率的差值均相等。对精馏段这个差值应等于塔顶产品中轻组分的摩尔流率。对控制体作物料衡算有：11nnnnLxVyLxVyDDnnnnDxLxVyLxVyLxVy111DnnDxLxVy1111RxxRRyDnn1 2 3 n n+1 V,y1D,xDL,xDV,yn+1L,xn 精馏段操作线方程精馏

11、段操作线方程 回流比回流比:R=L/D泡点回流泡点回流:V=L+D=(R+1)D精馏塔操作线方程精馏塔操作线方程 提馏段操作线方程提馏段操作线方程 VWxxVLyWnn1 提馏段内，进入任一筛板的蒸汽相中的轻组分摩尔流率与离开该板的液相中的轻组分摩尔流率的差值均相等。对提馏段这个差值应等于塔底产品中轻组分的摩尔流率 对控制体作物料衡算有：V,yWL,xWn n+1 L,xnV,yn+1WWNnnnnWxyVxLyVxLyVxL211操作线方程在图上的画法操作线方程在图上的画法提馏操作线：提馏操作线：c点：y=x=xW斜率：L/V截距：-WxW/V精馏操作线：精馏操作线：a点：y=x=xD斜率：

12、R/(R+1)截距：xD/(R+1)111RxxRRyDnnVWxxVLyWnn1x y 0 1.0 1.0 xD abxW cde1RxDVWxW精馏段操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程提馏段操作线方程 理论板数的求法理论板数的求法 对符合恒摩尔流假设的双组分精馏过程，N 的计算只需应用由易挥发组分衡算得出的操作线方程和相平衡关系。逐板计算法逐板计算法111RxxRRyDnnVWxxVLyWnn111Fxqyxqqy1y1x1x2y212yN-2xN-2xN-1yNN-1NmN-2W,xWF,zFD,xDQxxy11图解法图解法yy1xW12345678910axq 线de01.0

13、1.0y2y3y6yqxqzFx2x1xD简洁法理论板数简洁法理论板数精馏条件：(1)组分数目=211；(2)进料热状态包括冷液至过热蒸汽的五种情况；(3)Rmin=0.537.0；(4)组分间相对挥发度=1.264.05；(5)理论板数=2.443.1；在精馏塔设计中，常借助于最小回流比 Rmin 以及全回流时对应的最少理论板数 Nmin 的概念初步估算所需的理论塔板数。注意：注意：使用吉利兰(Gilliland)关联图计算时，条件应尽量与上述条件相近。(1)根据物系性质及分离要求，求出 Rmin，并选择适宜的 R；(2)求出全回流下的 Nmin，对于接近理想物系的溶液，可用Fenske方程

14、计算；(3)计算出(R-Rmin)/(R+1)，查吉利兰图得(N-Nmin)/(N+1)，即可求得所需的 N；(4)确定加料位置。将该图用于双组分和多组分精馏的计算，其大致步骤是：上述计算中，与实际回流比 R 对应的 N 和与全回流对应的 Nmin，均指包括再沸器的全塔理论板数。吉利兰图吉利兰图1minRRR1minNNN精馏塔操作中波动及故障排除精馏塔操作中波动及故障排除 3若定义：可得：进料液的摩尔汽化热和蒸汽所需的热1kmol进料变成饱LVFVIIIIqqFLLFqVV1加料热状态参数的大小与进料热的焓值 IF 直接相关。精馏塔内的汽、液相摩尔流率不仅取决于塔顶的回流比和塔底再沸器的汽化

15、量，而且与加料的热状态（即入塔原料的热状态）直接相关。加料热状态影响的大小通常用加料热状态参数来表征。进料热状况对塔内摩尔流率的影响进料热状况对塔内摩尔流率的影响(1)冷液体 q1,LL+F,VV(2)饱和液体 q=1,L=L+F,V=V(3)汽液混合物 0qL,VV(4)饱和蒸汽 q=0,L=L,V=F+V(5)过热蒸汽 q0,LF+V 实际生产中，入塔原料可有五种不同的热状态：LLFVV（1）冷液体，q1LLFVV（2）饱和液体，q=1LLFVV（3）汽液混合物，0q1LLFVV（4）饱和蒸气，q=0LLFVV（5）过热蒸气，q0WqFLWLVqFLLWqFLWxxWqFLqFLyWnn1

16、 提馏段操作线与加料热状态有关，两操作线交点的坐标也与加料热状态（q值）有关。应用两操作线方程可导出以 q 值为参变量的交点轨迹方程。由两操作线方程，有 q 线方程或进料方程线方程或进料方程 代入相应关系式：WDWxxLyVDxLxVyDWDxWxxLLyVVFFzqFxFyq 111qzxqqyF 加料热状态一定时，q 线方程式为一直线方程。不同加料热状态对应不同的 q 值，也就对应着不同的 q 线。两式相减 q 线的作法：线的作法：(1)在对角线上作 e 点(y=x=xF)；(2)过e点作斜率 q/(q-1)的直线。进料焓值(温度)增加，q 值减小，则 q 线与精馏操作线的交点(相应加料热

17、状态下两操作线的交点)沿着精馏操作线朝 x、y 减小的方向移动。从塔设备的角度，这意味着加料板位置下移。q 线与精馏段操作线的交点即为两操作线的交点，仅需将此点与对角线上的 x=xW，y=xW 点联结，即得提馏段操作线。实际应用中，常用此法作提馏段操作线。eacbdq0q=00q101.0 xWxy1.0 xDzF不同加料热状态下的不同加料热状态下的 q q 线线回流比的选择回流比的选择 回流比是精馏过程计算不可缺的重要参数，塔所需的理论板数，塔顶冷凝器和塔釜再沸器的热负荷均与回流比有关。精馏过程的投资费用和操作费用都取决于回流比的值。全回流与最少理论板数全回流与最少理论板数全回流时：R D=

18、0 W=0 F=0精馏段操作线：全回流时操作线和平衡线的距离为最远，达到相同的分离程度所需的理论板数最少，以 Nmin 表示。111RxxRRyDnnVWxxVLyWnn1提馏段操作线：nnxy1nnxy1对角线 对理想溶液，可由芬斯克（Fenske）方程直接计算得。对于一定的进料和分离要求：R，精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动；进料不变则 q 线不变。操作线交点 d 将向平衡线靠近。R，提馏段操作线也向平衡线移动。结论：R，达到指定分离程度所需理论板数将增多。最小回流比最小回流比(Rmin)：R，两操作线交点 d 落在平衡线上，所需的理论板数为无穷多。d 点称为挟点，其附近称为恒浓区

19、或挟紧区。dDdDxxyxRR1minmindddDxyyxRminqadydxWxdxFxD1.001.01minRxD 一般情况下，xd 与 yd 互成平衡（交点 d 在平衡线上）。平衡线有下凹部分时，R，交点 d 未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切（e点）。此时恒浓区出现在 e 点附近，对应的回流比为最小回流比。Rmin 公式计算同前，但式中xd与yd不是一对平衡数据，需由图上读出。yeqdea01.01.0ydxWxdzFxexDqdea01.01.0yeydxWxdzFxexD 实际操作的回流比应介于全回流与最小回流比两者之间。适宜的回流比根据经济核算来确定，即应在操作费用和设

20、备费用之间作出权衡。操作费用：精馏的操作费用主要决定于再沸器中产生上升蒸汽 V 所消耗加热介质的量和冷凝器中冷凝塔顶蒸汽 V 所消耗的冷却介质的量。而塔内蒸汽量与回流比有关，即 可见，当 F、q、D 一定时，R 增大，塔内上升蒸汽量增加，加热和冷却介质的消耗量亦随之增多，操作费用相应增加。FqVVDRDLV11总费用设备费操作费费用回流比 RRopt设备费用：设备费用：R=Rmin 时，需无穷多块塔板数，故设备费用为无穷大。只要 R 稍大于Rmin，所需理论板数急剧减少，设备费用随之剧减。随 R 的增大，理论板数减小的趋势渐缓。最适宜的回流比：精馏过程总费用（操作费用与设备费用之和）最低时的回流比。根据实验和生产数据统计：minoptRR22.1 R 进一步增大，上升蒸汽 V 和 V 增大，塔径、塔板面积、再沸器及冷凝器换热面积增大，设备费用又开始上升。理论板数 NRmin回流比 RNmin 全塔板效率 ET（总板效率）为完成一定分离任务所需的理论塔板数 N 和实际塔板数 NT 之比。ET 代表了全塔各层塔板的平均效率，其值恒小于1.0。一般由实验确定或用经验公式计算。对一定结构形式的板式塔，由分离任务和工艺条件确定出理论板数后，若已知一定操作条件下的全塔效率，便可求得实际板数。TTNNE 全塔效率与实际塔板数全塔效率与实际塔板数板式塔溶剂气体