化工原理课件_9[1].4_精馏

9.4精馏9.4.1精馏过程9.4.2精馏过程数学描述的基本方法9.4.3塔板上过程的数学描述9.4.4精馏过程的两种解法9.4.5精馏塔的操作方程一、精馏原理9.4.1精馏过程1.精馏问题的提出能否利用多次平衡蒸馏或多次简单蒸馏实现高纯度分离？为什么？不能。因为：a、流程过于庞大，设备费用极高；b.部分汽化需要加热剂，部分冷凝需要冷却剂，能量消耗大；c.纯产品的收率很低工业上如何利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理实现连续的高纯度分离，而流程又不太复杂呢？组成为y3与组成为x1的液相混合时的热量与质量传递?传热：t3＞t1高温蒸汽加加热低温液体传质：y3＜y1轻组分从液相向汽相相传递(1)不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然产生传热与传质的双重作用(2)回流是实现高纯度分离的必要条件和手段t1,t2与t3间的相对大小?y1,y2与y3间的相对大小?冷却水加热蒸汽y1x0y2y3y4y5x5x4x3x2x1x0原料x6y6有回流的多次部分汽化、冷凝示意图结论：321ttt321yyy2.精馏将挥发度不同的组分组成的混合液，在精馏塔中同时进行多次部分汽化和部分冷凝，使其分离为几乎纯态的过程。3.实现精馏的条件①设备条件：精馏塔②回流条件：塔底汽相回流，塔顶液相回流③相平衡条件：组分的挥发度有差异。4.精馏塔连续的圆筒形设备，其内部装有若干层塔板或充填一定高度的填料，分别称为板式精馏塔或填料精馏塔塔板上的液层和填料表面均是气液两相进行热交换和质交换的场所。提醒:本章以板式精馏塔为例进行分析原料A+B回流馏出液A(B)残液B(A)连续精馏过程示意图精馏段：加料位置以上，自下而上分析，实现上升蒸汽的精制，即除去重组分提馏段：加料位置以下（若为板式塔，则包括加料板），自上而下分析，实现下降液体中重组分的提浓，即提出了轻组分一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段，但也有仅有精馏段或提馏段的精馏塔。二、全塔物料衡算加料流率F组成xF回流量L馏出液流率D组成xD全塔物料衡算图WDFWDFWxDxFxWDWFxxxxFDWDFD1xxxxFDFW总物料衡算易挥发组分的物料衡算釜液的采出率馏出液的采出率①由全塔物料衡算知，在F、xF、D、xD、W、xW6个变量中任意4个量已知，则另外2个变量的值已被唯一地确定。讨论：FDFxDx）（）（FW11xFxW直接规定产品的质量和数量塔顶易挥发组分回收率：塔底难挥发组分回收率：直接规定尾气组成规定回收率②分离要求的规定方法③在规定分离要求时应使FDFxDx规定回收率吸收WDFWDFWxDxFx三、回流比R和能耗加料流率F组成xF回流量L馏出液流率D组成xD全塔物料衡算图DLR/DRDLV)1(V↑能耗↑D一定R↑分离程度↑xD↑xW↓9.4.2精馏过程数学描述的基本方法一、逆流多级的传质操作板式精馏塔的传递特点：气体籍压差穿过塔板上的小孔与板上液体接触，两相进行热、质交换。气相在上升过程中轻组分浓度逐板提高，液相在下降过程中轻组分浓度逐板降低。每块塔板为一个气液接触单元。二、过程描述的基本方法吸收以微元塔高为研究对象精馏以每块塔板为考察对象列物料衡算、热量衡算、过程的特征方程，然后联立求解由多块塔板所构成的代数方程组。9.4.3塔板上过程的数学描述一、单块塔板的物料衡算第n板111,,nnnVIynnnyIV,,,,nnnLix111,,nnnxiL板的物料与热量衡算图考察对象：自塔顶算起的任意第n块板（加料板除外)nnnnLVLV11nnnnnnnnxLyVxLyV1111总物料衡算式轻组分的衡算式二、单块塔板的热量衡算及其简化前提：忽略热量损失考察对象：自塔顶算起的任意第n块板（加料板除外）热量衡算式：第n板111,,nnnVIynnnyIV,,,,nnnLix111,,nnnxiL板的物料与热量衡算图nnnnnnnniLIViLIV111111111()nnnnnnnnnVriLiVILi若忽略组成与温度所引起的饱和液体焓i及气化潜热r的差别iiiinnn11rrrnn1Iir11111()()nnnnnnnnnnVriLiVirLiiiiinnn11rrrnn1iVLVLrVVnnnnnn)()(11111()()nnnnVriLiVirLinnnnLVLV111nnVV1nnLLVVVnn1LLLnn1VVVnn1LLLnn1精馏段：提馏段：说明：①由于加料的原因，两段之间的流量不一定相等②假设成立条件a.组分的摩尔汽化潜热相等；b.气液两相接触时因温度不同而交换的显热可以忽略c.设备保温良好，热损失可以忽略。VVVnn1LLLnn1VVVnn1LLLnn1精馏段：提馏段：恒摩尔假设三、塔板传质过程的简化—理论板和板效率1.理论板概念：它是一个气、液两相皆充分混合而且传热与传质过程的阻力皆为零的理想化板表现：离开理论板的汽液两相，温度相等，组成互为平衡。应用：它可以作为衡量实际塔板分离效果的一个重要依据和标准2实际板与理论板传质差异的表征——效率NNTE实际塔板数理论塔板数T②默弗里板效率汽相默弗里板效率1*1nmv,nnnnyyyyE液相默弗里板效率*11nml,nnnnxxxxEn1nynynx1nxn-1实际板n1ny*ny*nx1nx理论板①全塔效率③引入理论板的好处吸收填料层高度传质单元数反映分离任务的难易,与设备型式无关传质单元高度反映设备效能的高低精馏实际塔板数理论板数反映分离任务的难易,与设备型式无关全塔效率反映设备效能的高低nnnnLxVyLxVy11)(nnxfynnnxxy)1(1引入理论板的概念及恒摩尔流假设使塔板过程的物料衡算、热量衡算及传递速率最终简化为物料衡算式④塔板物料、热量衡算及传递速率的最终简化相平衡方程对二元理想溶液三、理论加料板过程分析假定：满足恒摩尔流假设。1.加料的热状态（共5种）①温度低于泡点的过冷液体；②温度等于泡点的饱和液体；③温度介于泡点和露点之间的汽、液混合物；④温度等于露点的饱和蒸汽；⑤温度高于露点的过热蒸汽。2.理论加料板(第m块)的数学描述总物料衡算：热量衡算：相平衡方程：LVLVFFFiVILiVILi)(mmxfy加料加料板第m板FFxiF,,1,,myIVmyIV,,mxiL,,1,,mxiL加料板的物料与热量衡算图FIVILIVILIFIiLLFIiFFiVILiVILi()()()FFIiLLIiFIiqIi3.加料热状态参数qFIiLLFIiq每千摩尔原料由进料况变为饱和蒸汽所需的冷量原料的千摩尔汽化潜热=以1kmol/h进料为基准，提馏段中的液体流量较精馏段的液体流量增大的kmol/h数即为q值LLqFLLqF(1)VVqFFiiI1qLLVV,FPFF[()]bqrcttrFIiqIib.饱和液体进料(泡点进料)饱和液体温度等于泡点Fii1qVVFLLa.过冷液体进料过冷液体温度低于泡点FiiI10qVVLLc.汽液混合物进料汽液混合物的温度介于泡点和露点之间LLqF(1)VVqFq=x(液相分率)已知进料中汽相与液相的摩尔数之比为2:1，轻组分的摩尔分数为0.55,则q=_____.A.1/3B.0.55C.不能确定d.饱和蒸汽进料(露点进料)饱和蒸汽的温度等于露点e.过热蒸汽进料(过热蒸汽的温度高于露点)在实际生产中，以接近泡点的冷进料和泡点进料居多。FiI0qVVFLLFiI0q,VVLLPF()FdqcttrFIiqIiLLqF(1)VVqF四、冷凝器的数学描述1.全凝器(泡点回流)DRDLV)1(Dxxy01ccVrQ总物料衡算：轻组分物料衡算：冷凝器热负荷rc为组成为xD的混合液的平均气化热FxFDxDWxD塔顶设全凝器时的精馏流程全凝器Vy1Lx02.分凝器DRDLV)1(100VyLxDy总物料衡算：轻组分物料衡算：结论:分凝器相当于一块理论板FxFDxDWxD全凝器Vy1Lx0分凝器Vy0塔顶设分凝器时的精馏流程相平衡关系)(00xfy五、再沸器(或蒸馏釜)的数学描述总物料衡算：轻组分物料衡算：相平衡关系：结论：塔釜相当于一块理论板蒸馏釜热负荷：式中rb为组成为xW的混合液的平均汽化热。WVLWNNWxxLyV1)(WNxfybBrVQNyV,1,NxLWxW,第N板BQ塔釜的热量衡算与物料衡算9.4.4精馏过程的两种解法一、方程组的联立求解第1块02110VyVyLxLx11yfx第2块03221VyVyLxLx22yfx加料板（第m块）FmmmmFxyVVyxLLx11mmyfx提馏段任一块板（第n块）011nnnnyVyVxLxLnnxfy最后一块板（第N块)01NWNyVWxxLNWyfx本方法主要用于塔板数及加料板位置已知的操作型精馏计算方程数2N变量数x1∙∙∙xN,y1∙∙∙yN某精馏塔共有N块理论板，其中m块板为加料板，塔顶设全凝器，最末一块是蒸馏釜.二、逐板计算法WNxx若能得到两板间气液相组成的关系式，则可从全凝器开始，y1→x1用N次相平衡及物料衡算式，则需N块理论板。x1→y2逐板计算不需事先知道方程式的数目，故尤为适合塔板数为待定变量的设计型问题.对理论板满足相平衡关系?9.4.5精馏塔的操作方程一、精馏段操作线方程从塔顶至任意第n板,塔顶设全凝器总物料衡算：轻组分衡算：DLVD1DxLxVynn1DnnLDyxxVVDxD12n1nyVnxL精馏段的物料衡算图控制体：D111nnxRyxRR操作方程/RLD二、提馏段操作线方程从塔顶至提馏段任意第n板(或提馏段任意第n+1板至塔釜)。控制体：VLFD总物料衡算：DxD1nyVnxL提馏段的物料衡算图(a)FxFWxW1nyVnxLn+1提馏段的物料衡算图(b)VLW轻组分的物料衡算：WnnWxxLyV11nnWLWyxxVVWxW1nyVnxLn+1提馏段的物料衡算图(b)/RVW11WnnxRyxRR令操作方程三、操作方程的讨论D111nnxRyxRR1nnWLWyxxVV11WnnxRyxRR1DnnLDyxxVV1.操作方程反映相邻两块板气相组成与液相组成之间的关系2.方程为直线的前提:4.操作方程的图示——操作线3.方程的本质:恒摩尔流假设。物料衡算方程。y1RxDWxDxacd精馏段与提馏段操作线01.01.0xb4．提馏段操作线的实际作法精馏段操作线方程DDxLxVy提馏段操作线方程WWxxLyV)()()(WDWxDxxLLyVV(a)(b)(b)-(a)FWDFxWxDxqFLLFqVV)1(11Fqxxqqyq线方程进料方程提馏段落操作线的实际作法：(5)连接点d与点c,得提馏段操作线D111nnxRyxRR11WnnxRyxRR线上特殊点(,)DDxx(0,/(1))DxR(,)WWxxF11xqyxqq(,)FFxxy1RxDWxDxacd操作线的实际作法01.0xbqFxqxqy(1)确定精馏段操作线(2)确定q线(3)确定q线与精馏段操作线的交点d(4)确定点c(xW,xW)5.理论板的增