蒸馏第5节-计算

2020/1/201第六章蒸馏Distillation一、理论板及恒摩尔流二、物料衡算和操作线三、理论塔板层数的求法四、几种特殊情况时理论板数的求法五、回流比的影响及其选择六、理论板数的捷算法七、实际塔板数、塔板效率八、精馏装置的热量衡算第五节两组分连续精馏的计算2020/1/202双组份连续精馏的计算１．确定产品的流量和组成.２．选择或确定适宜的操作条件。３．确定精馏塔的类型,如选择板式塔或填料塔.根据塔型,计算理论板层数或填料层高度.４．确定塔高和塔径和其他尺寸，进行流体力学验算。５．计算冷凝器和再沸器的热负荷,并确定两者的类型和尺寸.（本章的核心内容）双组分连续精馏塔的工艺计算主要包括以下内容：2020/1/203一、理论板及恒摩尔流1、理论板的概念（1）理论板离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀的。（yn与xn之间的关系）（2）操作关系yn+1与xn之间的关系。2、恒摩尔流假定（简化计算）（1）精馏段VVVVn......21LLLLn......212020/1/204（2）提馏段LLLLm......21（3）恒摩尔流假设成立的条件（1）各组分的摩尔汽化潜热相等；（2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。VVVVm......212020/1/205二、物料衡算和操作线方程1、全塔物料衡算对总物料：WDF对于易挥发组分：WDFWxDxFx2020/1/206塔顶易挥发组分回收率：易挥发组分从塔顶采出的量占全部进料量中易挥发组分的百分数。%100FDDFxDx塔底难挥发组分回收率：%100)1()1(FWWxFxW2020/1/2072、精馏段操作线方程对总物料：DLV对易挥发组分：DnnDxLxVy12020/1/208DLR——回流比——精馏段操作线方程DnxRxRR111DnnxDLDxDLLy12020/1/2093、提馏段操作线方程对总物料：WVL对易挥发组分：wmmWxyVxL12020/1/2010RxxRRyRxxRRyxWLWxWLLyxVWxVLywnwmmwmmwmm11)(,WVR1n111或者有，塔釜的气液回流比令提馏段操作线方程：2020/1/2011例：用一连续精馏装置在常压下，分离含苯41%（质量%，下同）的苯-甲苯溶液。要求塔顶产品中含苯不低于97.5%，塔底产品中含甲苯不低于98.2%，每小时处理的原料量为8570kg。操作回流比为3，试计算：（1）塔顶及塔底的产品量；（2）精馏段上升蒸汽量及回流液量；分析：求W、D全塔物料衡算求xF、xW、xD求V、L已知R精馏段物料衡算2020/1/201292/5978/4178/41Fx4504.092/5.278/5.9778/5.97Dx9787.092/2.9878/8.178/8.1wx0212.092)4504.01(784504.0FMkmolkg/69.8569.858570Fhkmol/0.100解：（1）产品量2020/1/2013WDFwDFWxDxFxWD0.1000212.09787.04504.00.100WDhkmolD/3.44hkmolW/7.55(2)上升蒸汽量及回流量精馏段：RDL8.443hkmol/5.134DLV83.445.134hkmol/3.1792020/1/20145、进料热状况对操作的影响1）定义式FLLq对加料板进行物料衡算：LVLVFFqVV)1(2020/1/2015（5种进料热状况下的汽液流量的关系2020/1/2016（1）对于冷液进料（a）q1（2）对于泡点进料（b）1LFLVV（3）汽液混合物进料（c）1~0qqrttcqFbpL)(1FLqF2020/1/2017（5）过热蒸汽进料（e）0q对于饱和液体、汽液混合物及饱和蒸汽三种进料而言，q值就等于进料中的液相分率。（4）对于饱和蒸汽进料（d）0LLFVVqrttcqdFpV)(2020/1/2018FLLq3）q值与提馏段操作线方程qFLLwmmxWqFLWxWqFLqFLy1提馏段操作线方程为：2020/1/20194）q线方程由精馏段和提馏段操作线方程，可得到两操作线交点的坐标；再由物料之间的关系，可以得到坐标x,y值之间的关系，即两操作线交点的轨迹方程：11qxxqqyF——q线方程或进料方程该线经过点F（XF,XF）,1qq斜率为。2020/1/2020DIyxxDxWWxFFPf2020/1/2021例：用一连续精馏装置在常压下，分离含苯41%（质量%，下同）的苯-甲苯溶液。要求塔顶产品中含苯不低于97.5%，塔底产品中含甲苯不低于98.2%，每小时处理的原料量为8570kg。操作回流比为3，试计算：（1）塔顶及塔底的产品量；（2）精馏段上升蒸汽量及回流液量；（3）当原料于饱和蒸汽状态进塔时，提馏段的操作线方程。2020/1/2022分析：求W、D全塔物料衡算求xF、xW、xD求V、L已知R精馏段物料衡算求提馏段操作线求q解：（1）产品量已知L，F，W2020/1/202392/5978/4178/41Fx4504.092/5.278/5.9778/5.97Dx9787.092/2.9878/8.178/8.1wx0212.092)4504.01(784504.0FMkmolkg/69.8569.858570Fhkmol/0.1002020/1/2024WDFwDFWxDxFxWD0.1000212.09787.04504.00.100WDhkmolD/3.44hkmolW/7.55(2)上升蒸汽量及回流量精馏段：RDL8.443hkmol/5.134DLV83.445.134hkmol/3.1792020/1/2025饱和蒸汽进料时0qhkmolL/5.134Fhkmol/100(3)提馏段操作线方程0149.0707.10212.07.555.1347.557.555.1345.1341mmwmmxxxWqFLWxWqFLqFLyhkmolW/7.552020/1/2026三、理论塔板层数的求法1．逐板计算法Dxy1（已知）2y操作关系1112RxxRRyD1）精馏段1x平衡关系111)1(1xxy2020/1/20272x平衡关系3y操作关系……Fnxx泡点进料精馏段n-1层2）提馏段nxx1（已知）提馏段操作线WxWqFLWxWqFLqFLy122y……wmxx提馏段m-1层2x平衡关系3y操作关系2020/1/2028[例1]有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为气相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下回流于塔，所得气相经全凝器冷凝后作为产品。已知产品中含苯0.95（摩尔分率），苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5。试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。（浙大考研题）884.095.05.15.295.05.115.20000xxxxyDR=L/D=2解:2020/1/2029845.03/95.0793.032793.0905.05.15.2905.05.15.22111yyyx905.03/95.0884.0323/95.032:11yxynn精馏段方程2020/1/20302、图解法（直角梯级图法、M-T法）1）操作线作法a）精馏段操作线11RxxRRyDxyb）提馏段操作线的作法wxWqFLWxWqFLqFLyxy经过点D（xD,xD）截距点I（0,）1DxR经过点W（Xw,Xw）再找一个特殊点(q线与精馏段线交点f)2020/1/2031c）q线方程由精馏段和提馏段操作线方程，可得到两操作线交点的坐标；再由物料之间的关系，可以得到坐标x,y值之间的关系，即两操作线交点的轨迹方程：11qxxqqyF——q线方程或进料方程该线经过点F（XF,XF）,1qq斜率为。2020/1/2032DIyxxDxWWxFFPf2020/1/2033d）进料热状况对q线及操作线的影响•过冷液体：q1,01qq，ef1（）•饱和液体：q=1,1qq，ef2（↑）•汽液混合物：0q1,01qq，ef3（）•饱和蒸汽：q=0,01qq，ef4（←）•过热蒸汽：q0,01qq，ef5（）2020/1/2034f1f2f3f4f5W2020/1/20352）图解方法(求解理论板数)xDDIFfxFxWW1234562020/1/2036四、塔顶液相回流比的影响及其选择1、回流比对精馏操作的影响•R↑xD/R+1↓DIyxxDxWWxFFPfxD/R+1NT↓DI下移•R↑D、W不变L、V↑DI与DW重合R=∞NT=Nmin2020/1/2037DIyxxDxWWxFFPfxD/R+1R↓xD/R+1↑DI、PF线、平衡线交于P点R=RminN=∞P点，夹点N↑DI上移RRmin＜＜R∞2020/1/20382、全回流及最少理论板层数全回流时，D=0，F=0，W=0；达到给定分离程度所需的理论板层数最少，为Nmin。1）Nmin的求法a）图解法xWxD2020/1/2039mwwDDxxxxNlog11log1min——芬斯克方程3、最小回流比的求法（N∞）1）作图法a）对于正常的平衡曲线(D、P点坐标求斜率：D(yD,xD),P(yP,xP)PDPDxxyyRR1minmin1121......NNm其中b）解析法——芬斯克(Fenske)方程式2020/1/2040PpPDxyyxRminxP,yP——q线与平衡线的交点坐标PyPxPWDF2020/1/2041b）对于某些不正常的平衡曲线由点D（xD,xD）向平衡线作切线，切线的斜率=Rmin/Rmin+1。FIDW2020/1/20422）解析法用q线方程与相平衡方程联合求解。pppxxy)1(111qxxqqyF2020/1/20434、适宜回流比的选择R=（1.1～2）Rmin2020/1/2044五、理论板数的简捷算法1、吉利兰图（李德回归方程式：）XY591422.0545827.0X/002743.01minRRRX2minNNNY2020/1/2045•目的：求出N=？须知Nmin、R、Rmin,计算出横坐标值，查图得纵坐标值，解得N值。1minRRRX2minNNNY2020/1/2046•1、塔高的计算塔高Z——塔的有效高度(不含顶、底空间高度)Z=(Np-1)HT塔径DT七、塔高和塔径的计算uVDST4空塔气速对精馏塔的设计和运行有重要的影响，具体作用结合板式塔的负荷性能综合考虑。2020/1/20472、塔板效率（1）总板效率（全塔效率）E%100PTNNE(2)单板效率EM——默弗里（Murphree）效率气相单板效率mvE11nnnnMVyyyyE液相单板效率mlEnnnnMLxxxxE11同一层塔板的与一般不相同。mvEmlE2020/1/2048例题•连续精馏塔分离二元理想溶液。汽-液混合物进料，进料气相组成为0.428，液相0.272