板式塔精餾操作技術.ppt

模塊四篩板式精餾塔操作技術 精餾塔的開車操作 精餾塔的正常工況維持 精餾塔操作中波動及故障排除 平衡蒸餾和簡單蒸餾 平衡蒸餾 是液體的一次部分汽化或蒸汽的一次部分冷凝的蒸餾操作 閃蒸罐 塔頂產(chǎn)品 yA xA 加熱器 原料液 塔底產(chǎn)品 Q 減壓閥 汽液相平衡數(shù)據(jù)的測定和生產(chǎn)工藝中溶液的閃蒸分離是平衡蒸餾的典型應用 閃蒸操作流程 一定組成的液體物料被加熱后經(jīng)節(jié)流閥減壓進入閃蒸室 液體因沸點下降變?yōu)檫^熱而驟然汽化 汽化耗熱使得液體溫度下降 汽 液兩相溫度趨于一致 兩相組成趨于平衡 由閃蒸室塔頂和塔底引出的汽 液兩相即為閃蒸產(chǎn)品 閃蒸操作 簡單蒸餾 為間歇非穩(wěn)態(tài)操作 加入蒸餾釜的原料液持續(xù)吸熱沸騰汽化 產(chǎn)生的蒸汽由釜頂連續(xù)引入冷凝器得餾出液產(chǎn)品 特點 釜內(nèi)任一時刻的汽 液兩相組成互成平衡 蒸餾過程中系統(tǒng)的溫度和汽 液相組成均隨時間改變 y 原料液 x 蒸氣 冷凝器 精餾原理和流程 平衡蒸餾以及簡單蒸餾只能使混合液得到部分分離 簡單蒸餾操作是對液體的連續(xù)部分汽化 釜液組成沿t x y 相圖的泡點線變化 其結果可得難揮發(fā)組分 重組分 含量很高而易揮發(fā)組分 輕組分 摩爾分數(shù)x很低的釜液 在一定壓力下 將混合蒸汽進行連續(xù)部分冷凝 蒸汽相的組成沿t x y 相圖的露點線變化 結果可得到難揮發(fā)組分 重組分 含量很低而易揮發(fā)組分 輕組分 摩爾分數(shù)y很高的蒸汽 精餾過程正是這二者的有機結合 料液 XF 釜殘液 XW 液相回流 汽相回流 精餾段 提餾段 再沸器 冷凝器 精餾與簡單蒸餾的區(qū)別 汽相和液相的部分回流 也是精餾操作的基本條件 提餾段 下降液體 包括回流液和料液中的液體部分 中的輕組分向汽相 回流 傳遞 而汽相中的重組分向液相傳遞 從而完成下降液體重組分的提濃 精餾段 汽相中的重組分向液相 回流液 傳遞 而液相中的輕組分向汽相傳遞 從而完成上升蒸氣的精制 n 1 tn 1 n tn n 1 tn 1 yn 2 yn 1 yn yn 1 xn 2 xn 1 xn xn 1 1 由塔釜上升的蒸汽與塔頂下流的回流液 包括塔中部的進料 構成了沿塔高逆流接觸的汽 液兩相 2 只要相互接觸的汽 液兩相未達平衡 傳質(zhì)必然發(fā)生 3 在一定壓力下操作的精餾塔 若入塔回流液中輕組分含量為塔內(nèi)液相的最高值 而由塔釜上升蒸汽中輕組分含量為塔內(nèi)蒸汽相的最低值 與之對應 塔頂溫度最低 塔底則最高 即汽 液兩相溫度由塔頂至塔底遞增 如在塔頂進料則只有塔底的重組分產(chǎn)品可達高純度 塔頂引出的蒸汽因沒有經(jīng)過精餾段的精制 純度一般不會高 如在塔底進料則只有塔頂?shù)妮p組分產(chǎn)品可達高純度 塔底的液體因未經(jīng)提餾段提濃 純度一般也不會高 只有包括了精餾段和提餾段的精餾塔才可能由塔頂和塔底連續(xù)地分別得到高純度的輕 重組分產(chǎn)品 恒摩爾流假設 恒摩爾氣流 各層塔板上升蒸氣摩爾流量相等 即 精餾段 提餾段 兩段不一定相等 恒摩爾液流 各層塔板下降液體摩爾流量相等 精餾段 提餾段 兩段不一定相等 分離要求的表達形式 餾出液的采出率 釜殘液的采出率 塔頂易揮發(fā)組分的回收率 塔釜難揮發(fā)組分的回收率 篩板塔 在帶有降液管的塔板上開有許多均勻分布的篩孔 篩孔在塔板上按正三角形排列孔徑一般為3 8mm 塔板上設有溢流堰 使板上能維持一定厚度的液層 篩板塔的優(yōu)點 結構簡單 造價低廉氣體壓降小 板上液面落差也較小 生產(chǎn)能力及板效率均比泡罩塔高 篩板塔的優(yōu)點 操作彈性小 篩孔小時容易堵塞 今年來采用直徑為10 25mm的大篩孔可避免堵塞 篩板塔的流體力學性能 塔的操作能否正常進行 與塔內(nèi)氣 液兩相的流體力學狀況有關 板式塔的流體力學性能包括 塔板壓降 液泛 霧沫夾帶 漏液及液面落差等 1 塔板壓強降 上升的氣流通過塔板時塔板時需要克服以幾種阻力 塔板自身的干板阻力 即板上各部件所造成的局部阻力 板上充氣液層的靜壓強和液體的表面張力 氣體通過塔板時克服這三部分阻力就形成了該板的總壓強降 2 液泛 操作時塔內(nèi)壓強由塔底向塔頂逐漸減少 液體是由壓強較小的上層塔板向壓強較大的下層塔板流動 若氣液兩相中有一相流量加大 使液面管內(nèi)液體不能順利下流 管內(nèi)液體必然積累 當管內(nèi)液體增加到越過溢流堰頂部時 兩板間的液體相連 該塔板產(chǎn)生積液 并依次上升 這種現(xiàn)象稱為液泛或淹塔 液泛 3 漏液 漏液 部分液體不是橫向流過塔板后經(jīng)降液管流下 而是從閥孔直接漏下 原因 氣速較小時 氣體通過閥孔的速度壓頭小 不足以抵消塔板上液層的重力 氣體在塔板上的不均勻分布也是造成漏液的重要原因 漏液 后果 嚴重的漏液使塔板上不能形成液層 氣液無法進行傳熱 傳質(zhì) 塔板將失去其基本功能 4 霧沫夾帶上升氣流穿過塔板上液層時 將板上液體帶入上層塔板的現(xiàn)象稱為霧沫夾帶 影響霧沫夾帶量的因素 最主要的是空塔氣速和塔板間距 空塔氣速增高 霧沫夾帶量增大 塔板間距增大 可使霧沫夾帶量減少 霧沫夾帶 5 液面落差 當液體橫向流過塔板時 為克服板面上的摩擦阻力和板上各種部件的局部阻力 則在板上形成由液體進入板面到離開板面間的液面落差 液層厚度的不均勻?qū)⒁饸庖旱牟痪鶆蚍植?然而造成漏液 使塔板效率嚴重下降 影響液面落差的因素 除了與塔板結構有關外 還與塔徑和液體流量有關 當塔徑和液體流量很大時 也會造成較大的液面落差 對塔徑較大的塔 可采用雙溢流或階梯流等溢流形式來減少液面落差 此外 還可考慮將塔板沿液流方向朝下略為傾斜一個角度 使液面落差減小 精餾塔物料衡算 對穩(wěn)定操作連續(xù)精餾塔 無論塔頂?shù)幕亓饕毫颗c塔釜的再沸蒸汽量多大 料液加入量必等于塔頂和塔釜所得產(chǎn)品量之和 產(chǎn)品流量 組成和進料流量 組成之間的關系可通過全塔物料衡算求得 總物料衡算 易揮發(fā)組分物料衡算 物料衡算范圍 在恒摩爾流假定下 雙組分連續(xù)精餾的基本計算式為 即進入任一篩板汽相中輕組分的摩爾流率與離開該篩板的液相中輕組分的摩爾流率的差值均相等 對精餾段這個差值應等于塔頂產(chǎn)品中輕組分的摩爾流率 對控制體作物料衡算有 V y1 D xD L xD V yn 1 L xn 精餾段操作線方程 回流比 R L D 泡點回流 V L D R 1 D 精餾塔操作線方程 提餾段操作線方程 提餾段內(nèi) 進入任一篩板的蒸汽相中的輕組分摩爾流率與離開該板的液相中的輕組分摩爾流率的差值均相等 對提餾段這個差值應等于塔底產(chǎn)品中輕組分的摩爾流率 對控制體作物料衡算有 操作線方程在圖上的畫法 提餾操作線 c點 y x xW斜率 L V 截距 WxW V 精餾操作線 a點 y x xD斜率 R R 1 截距 xD R 1 x y 0 1 0 1 0 xD a b xW c d e 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 理論板數(shù)的求法 對符合恒摩爾流假設的雙組分精餾過程 N的計算只需應用由易揮發(fā)組分衡算得出的操作線方程和相平衡關系 逐板計算法 圖解法 簡潔法理論板數(shù) 精餾條件 1 組分數(shù)目 2 11 2 進料熱狀態(tài)包括冷液至過熱蒸汽的五種情況 3 Rmin 0 53 7 0 4 組分間相對揮發(fā)度 1 26 4 05 5 理論板數(shù) 2 4 43 1 在精餾塔設計中 常借助于最小回流比Rmin以及全回流時對應的最少理論板數(shù)Nmin的概念初步估算所需的理論塔板數(shù) 注意 使用吉利蘭 Gilliland 關聯(lián)圖計算時 條件應盡量與上述條件相近 1 根據(jù)物系性質(zhì)及分離要求 求出Rmin 并選擇適宜的R 2 求出全回流下的Nmin 對于接近理想物系的溶液 可用Fenske方程計算 3 計算出 R Rmin R 1 查吉利蘭圖得 N Nmin N 1 即可求得所需的N 4 確定加料位置 將該圖用于雙組分和多組分精餾的計算 其大致步驟是 上述計算中 與實際回流比R對應的N和與全回流對應的Nmin 均指包括再沸器的全塔理論板數(shù) 若定義 可得 加料熱狀態(tài)參數(shù)的大小與進料熱的焓值IF直接相關 精餾塔內(nèi)的汽 液相摩爾流率不僅取決于塔頂?shù)幕亓鞅群退自俜衅鞯钠?而且與加料的熱狀態(tài) 即入塔原料的熱狀態(tài) 直接相關 加料熱狀態(tài)影響的大小通常用加料熱狀態(tài)參數(shù)來表征 進料熱狀況對塔內(nèi)摩爾流率的影響 1 冷液體q 1 L L F V V 2 飽和液體q 1 L L F V V 3 汽液混合物0L V V 4 飽和蒸汽q 0 L L V F V 5 過熱蒸汽qF V 實際生產(chǎn)中 入塔原料可有五種不同的熱狀態(tài) 提餾段操作線與加料熱狀態(tài)有關 兩操作線交點的坐標也與加料熱狀態(tài) q值 有關 應用兩操作線方程可導出以q值為參變量的交點軌跡方程 由兩操作線方程 有 q線方程或進料方程 代入相應關系式 加料熱狀態(tài)一定時 q線方程式為一直線方程 不同加料熱狀態(tài)對應不同的q值 也就對應著不同的q線 兩式相減 q線的作法 1 在對角線上作e點 y x xF 2 過e點作斜率q q 1 的直線 進料焓值 溫度 增加 q值減小 則q線與精餾操作線的交點 相應加料熱狀態(tài)下兩操作線的交點 沿著精餾操作線朝x y減小的方向移動 從塔設備的角度 這意味著加料板位置下移 q線與精餾段操作線的交點即為兩操作線的交點 僅需將此點與對角線上的x xW y xW點聯(lián)結 即得提餾段操作線 實際應用中 常用此法作提餾段操作線 回流比的選擇 回流比是精餾過程計算不可缺的重要參數(shù) 塔所需的理論板數(shù) 塔頂冷凝器和塔釜再沸器的熱負荷均與回流比有關 精餾過程的投資費用和操作費用都取決于回流比的值 全回流與最少理論板數(shù) 全回流時 R D 0W 0F 0 精餾段操作線 全回流時操作線和平衡線的距離為最遠 達到相同的分離程度所需的理論板數(shù)最少 以Nmin表示 提餾段操作線 對角線 對理想溶液 可由芬斯克 Fenske 方程直接計算得 對于一定的進料和分離要求 R 精餾段操作線截距增大 操作線向平衡線移動 進料不變則q線不變 操作線交點d將向平衡線靠近 R 提餾段操作線也向平衡線移動 結論 R 達到指定分離程度所需理論板數(shù)將增多 最小回流比 Rmin R 兩操作線交點d落在平衡線上 所需的理論板數(shù)為無窮多 d點稱為挾點 其附近稱為恒濃區(qū)或挾緊區(qū) 一般情況下 xd與yd互成平衡 交點d在平衡線上 平衡線有下凹部分時 R 交點d未落到平衡線上之前 操作線已與平衡線相切 e點 此時恒濃區(qū)出現(xiàn)在e點附近 對應的回流比為最小回流比 Rmin公式計算同前 但式中xd與yd不是一對平衡數(shù)據(jù) 需由圖上讀出 實際操作的回流比應介于全回流與最小回流比兩者之間 適宜的回流比根據(jù)經(jīng)濟核算來確定 即應在操作費用和設備費用之間作出權衡 操作費用 精餾的操作費用主要決定于再沸器中產(chǎn)生上升蒸汽V 所消耗加熱介質(zhì)的量和冷凝器中冷凝塔頂蒸汽V所消耗的冷卻介質(zhì)的量 而塔內(nèi)蒸汽量與回流比有關 即 可見 當F q D一定時 R增大 塔內(nèi)上升蒸汽量增加 加熱和冷卻介質(zhì)的消耗量亦隨之增多 操作費用相應增加 總費用 設備費 操作費 費用 回流比R Ropt 設備費用 R Rmin時 需無窮多塊塔板數(shù) 故設備費用為無窮大 只要R稍大于Rmin 所需理論板數(shù)急劇減少 設備費用隨之劇減 隨R的增大 理論板數(shù)減小的趨勢漸緩 最適宜的回流比