化工原理 天大出版社 2010精馏4

天津工业大学材料化工学院天津工业大学材料化工学院2010年9月14日上次课LVFVIIIIFLLqrttcrIIIIqFpLVFV)(RDL'=L+qF(R＋1)DV=V+(1-q)FFLLqDLRDnnxRxRRy1111WmmxWLWxWLLy1WmmxVWxVLy1或几种不同进料热状况q值大小一、逐板计算法Dxy1（已知）1x平衡关系2y操作关系1112RxxRRyD1）精馏段2x平衡关系3y操作关系……qnxx精馏段n-1层第n块板为加料版1-4-4理论板层数的求法注：xq为两条操作线交点2）提馏段nxx1（已知）提馏段操作线WxWqFLWxWqFLqFLy122y……wmxx2x平衡关系3y操作关系结论：提馏段理论板数＝m－1再沸器全塔理论板数NT=(n-1)+(m-1)（不含再沸器）其中精馏段理论板数NT1＝n－1（或注明第n块为加料板）关于理论板数的确定注意:∵xn是加料板浓度，而加料板属于提馏段，∴精馏段板数在采用全凝器时为n-1当塔底采用再沸器或塔釜时,提馏段板数为m-1若塔顶采用一个分凝器,精馏段板数应再减去1,若采用多个分凝器串联,则减去多个逐板计算法准确，相应的计算机程序容易编制1.q线方程二.图解法求理论板层数11qxxqqyFq线方程xy(xF,xF)DDxLxVyWWxxLyVxy(xW,xW)(xD,xD)WxWqFLWxWqFLqFLy11RxxRRyD2.精馏段操作线的画法xyxDa•定a(xD,xD)•b在y轴上定b(0,xD/(R+1))连接ab3.提馏段方程画法xF•ef定c(xW,xW)•cxW连接cf11qxxqqyFWmmxWqFLWxWqFLqFLy1画q线定e(xF,xF)由q线斜率定ef11RxxRRyD4.图解法求理论板层数e•xFc•xW•axDfd•b1RxDxy12345678y1x1y2x1(xn)x25.进料热状况对q线及操作线的影响(1)冷液进料ef1LVFVIIIIqq101qq•exF(2)饱和液体进料ef2q=11qq(3)气液混合物进料ef30q101qq(4)饱和蒸汽进料ef4q=001qq(5)过热蒸汽进料ef5q001qqf2f1f3f4f5xy•a•cb1RxD11qxxqqyF6.适宜的进料位置12345678910xy12345678910xy123456789yx【例】在一连续精馏塔内分离某理想二元混合物。已知进料量为100kmol/h，进料组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），露点进料；釜残液组成为0.05；塔顶采用全凝器；操作条件下物系的平均相对挥发度为2.303；精馏段操作线方程为y=0.72x+0.275。试计算：（1）塔顶轻组分的收率；（2）所需的理论板层数。解：（1）塔顶轻组分的收率塔顶轻组分的收率=%100FDFxDx由精馏段方程y=0.72x+0.275可得：72.01RRR=2.571275.01RxDxD=0.982物料恒算：总物料：F=D+W易挥发组分：FxF=DxD+WxW100×0.5=0.982D+0.05W100=D+WD=48.28kmol/h%100FDFxDx塔顶轻组分的收率=%82.945.0100982.028.48（2）所需的理论板层数汽液平衡方程为：xxy11=2.303xxy303.11303.2df12345678910111213axDxWcxFe(1)画平衡线(2)画精馏段操作线。定a(xD,xD)由精馏段截距定b•b1RxD(3)定e(xF,xF)连ab1514由q定q线ef(4)定c(xW,xW)连cd(5)画阶梯画图确定理论板层数共15层理论板(包括再沸器），第8层是进料板yx例.用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯0.44（摩尔分率，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于0.0235，操作回流比为3.5，试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。（1）原料液为20℃的冷液体；（2）原料液为液化率为1/3的气液混合物。已知：操作条件下苯的气化潜热389kJ/kg,甲苯的气化潜热360kJ/kg，气液平衡数据见附表。温度，℃50.1859095100105110.6p0A,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0p0B,kPa40.046.054.063.374.386.0101.33解：先利用所给的平衡数据画出气液平衡关系曲线PxpypppPxAAABAAA0000,xy（1）原料液为20℃的冷液体在对角线上定出a(xD,xD),e(xF,xF),c(xW,xW)三点；a(xD,xD)e(xF,xF)c(xW,xW)画精馏段操作线ab，截距xD/(R+1)=0.975/(3.5+1)=0.217b画q线efLVFVIIIIqt2为泡点温度设t2=93℃由附表查出相应的p0A，p0B由泡点方程计算xA与xF=0.44相比较检查结果的正确性rm=rAxA+rBxBrA=389*78=30342kJ/kmolrB=360*92=33120kJ/kmolCpm=CpAxA+CpBxBCpA=1.84*78=143.52kJ/kmol·℃CpB=1.84*92=169.28kJ/kmol·℃IV-IF=rm+Cpm(t2-t1)IV-IL=rmrm=0.44*30342+0.56*33120=31900kJ/kmolCpm=0.44*143.52+0.56*169.28=158kJ/kmolIV-IF=rm+Cpm(t2-t1)=31900+158(93-20)=43434IV-IL=rm=31900q=434343/31900=1.362q/(q-1)=3.76xya(xD,xD)e(xF,xF)c(xW,xW)bf连接cf在两操作线及平衡线间画梯级1234（2）q=1/3以同样做法求理论板层数做q线ef1-4-5几种特殊情况时的理论板数•直接蒸气加热•多侧线塔•提馏塔•过冷回流（见例题）对精馏段进行物料恒算：易挥发组分衡算:Lxn+DxD=Vyn+1总物料衡算：V=D+LDnnxRxRRy1111精馏段操作线仍保持不变。xm-1ym-1W,xW再沸器ymxm-1一、直接蒸气加热F,xF,W,XwLD,xDxmLym+1VVo,y0蒸汽NVyn+1Lxnm+1W,XwLxmVym+1Vo,y0蒸汽m+1若仍满足恒摩尔流的假定，则V=V0,L=W直接蒸汽加热时的提馏段操作线方程001yVVxVWxVLyWmm且加入蒸汽为纯蒸汽，即y0=0WmmxVWxVWy001c(xW,0)易挥发组分衡算:对提馏段作物料衡算：总物料衡算：L+V0=V+WLxm+V0y0=Vym+1+WxW•••c(xW,0)exFxDyfdaq线方程:Fxqxqqy111例.在常压连续精馏中，分离甲醇-水混合液，原料液组成为0.3（甲醇摩尔分率，下同），冷液进料（q=1.2),馏出液组成为0.9，甲醇回收率为90%，回流比2.0，试分别写出以下两种加热方式时的操作线方程。（1）间接蒸汽加热；（2）直接蒸汽加热。解：（1）间接蒸汽加热精馏段操作线方程：DxRxRRy111R=2.0,xD=0.93.0329.010.2110.20.2xxy提馏段操作线方程：WxWqFLWxWqFLqFLyWxWqFRDWxWqFRDqFRD物料恒算：F=D+WFxF=DxD+WxWDxD/FxF=0.9D/F=0.3W/F=0.7xW=0.0430274.0636.1xy（2）直接蒸汽加热精馏段操作线方程：3.032xy提馏段操作线方程：WxVWxVWy00W=L=L+qF=RD+qF=2*0.3*F+1.2F=1.8FV0=V=V+(q-1)F=(R+1)D+0.2FD/F=0.3V0=0.3(R+1)F+0.2F=1.1FV0y0+FxF=DxD+WxWxW=0.0430273.0636.1xy总物料衡算：V+F1=L+D两股进料板之间，可用物料衡算求得到。易挥发组分衡算:Vys+1+F1xF1=Lxs+DxDVxFDxxVLyFDss111i个侧线（包括进料口）可将全塔分成i+1段,每段均有相应的操作线方程。F1,xF1W,XwLD,xDF2,xF2ⅢⅠⅡV,ys+1L精馏段提馏段ss+1VLVLxsDnnxRxRRy1111精馏段：WmmxVWxVLy1提馏段：二、多侧线的塔F1,xF1W,XwLD,xDF2,xF2ⅢⅠⅡV,ys+1L精馏段提馏段ss+1VLVLxs当F1进料为饱和液体时:L=F1+LL=L+q1F1各段气液流量关系:V=V+(q1-1)F1中间段与提馏段：中间段与精馏段：V=V=(R+1)DL=qF2+LV=V+(q2-1)F2【例】有两股苯与甲苯的混合物，其组成分别为0.5与0.3（苯的摩尔分率，下同），流量均为50kmol/h，在同一板式精馏塔内进行分离。第一股物料在泡点下加入塔内，第二股为饱和蒸汽加料。要求馏出液组成为0.95，釜液组成为0.04。操作回流比R为2.4，物系的平均相对挥发度可取作2.5，试求各段操作线方程，所需要的理论塔板层数及加料板位置。解：(1)第一段精馏段的操作线方程11RxxRRyD279.0706.014.295.014.24.2xx(2)第二段的操作线方程(即两进料口之间)VxFDxxVLyFDss111F1,xF1W,XwLD,xDF2,xF2ⅢⅠⅡV,ys+1L,xsF1为饱和液体进料，因此有：L=F1+LV=V对全塔进行物料恒算：总物料：F1+F2=D+W易挥发组分：F1xF1+F2xF2=DxD+WxWW=60.45kmol/hD=39.56kmol/hL=F1+RDV=(R+1)DVxFDxxVLyFDss111于是：L=F1+RDV=(R+1)D=(2.4+1)×39.56=134.505kmol/h=50+2.4×39.56=144.945kmol/h于是中间段的操作线方程为：VxFDxxVLyFDss1110935.0078.1505.1345.05095.056.39505.134945.144xx(3)第三段即提馏段的操作线方程VWxxVLyWmm1F2为饱和蒸汽进料，因而有：L=L=144.945kmol/hV=V-F2=134.505-50=84.505kmol/h于是：0286.0714.1505.8404.045.60505.84845.1441mmmxxy平衡线方程：xxy5.115.20.80.60.40.20.20.40.60.8(1)画平衡线(2)画上段操作线定a(0.95,0.95)a•xD由截距定b(0,0.279)•b连ab(3)定q1线由xF1=0.5定e1•e1xF1由进料热状况定q1线e1f1f1d1(4)画中间段操作线由截距定b(0,0.0935)•b连d1b(5)定q2线由xF2=0.3定e2由进料热状况定q2线e2f2e2xF2•f2d2(6)画下段操作线定c(0.04,0.04)连cd2•cxW123456789101112(7)画阶梯侧线出料的精