5.4__两组分连续精馏的分析和计算(3)

2020/2/22020/2/2讲授内容两组分溶液气液平衡5.1蒸馏方式5.2精馏原理和流程5.3两组分连续精馏的分析和计算5.4间歇精馏5.5恒沸精馏和萃取精馏5.6多组分精馏5.72020/2/2本节讲授内容3理论塔板层数的求法2物料衡算和操作线方程6特殊情况时理论板数的求法1理论板及恒摩尔流5.4两组分连续精馏的分析与计算4回流比的影响及其选择5理论板数的捷算法7实际塔板数、塔板效率8精馏装置的热量衡算2020/2/2五、理论板数的简捷算法在精馏塔设计中，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。精馏条件：(1)组分数目=2~11；(2)进料热状态包括冷液至过热蒸汽的五种情况；(3)Rmin=0.53~7.0；(4)组分间相对挥发度=1.26~4.05；(5)理论板数=2.4~43.1。用8个物系，由逐板计算得出的结果绘制而成。1.吉利兰(Gilliland)关联图注意：使用该图计算时，条件应尽量与上述条件相近。2020/2/20.010.020.040.060.080.100.20.40.60.81.00.020.040.060.080.100.20.40.60.81.0min1RRRmin2NNN2020/2/2(1)根据物系性质及分离要求，求出Rmin，并选择适宜的R；2.简捷法求理论板数的步骤qDqDxxxxR1)1(11min(2)求出全回流下的Nmin，对于接近理想物系的溶液，可用Fenske方程计算；mwwDDxxxxNlog11log1min并选择适宜的R：R=(1.1～2)Rmin；2020/2/2(3)计算出(R－Rmin)/(R+1)，查吉利兰图得(N-Nmin)/(N+2)，即可求得所需的N；(4)确定加料位置。注意：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，均指不包括再沸器的理论板数和最小理论板数。2020/2/2Liddle将吉利兰图的原始数据进行回归，对于常用的范围可用以下公式计算理论板数：3.利用经验公式简捷法求理论板数0.0027430.5458270.591422YXXminmin,12RRNNXYRN适用条件：0.01X0.92020/2/21.直接蒸汽加热应用场合：待分离的混合液为水溶液，且水为难挥发组分操作线：精馏段：与普通精馏塔相同提馏段：物料衡算六、几种特殊情况时理论板数的求法F,xFD,xDW,xW加热蒸气V0,y0V’L’VLq线：与普通精馏塔相同2020/2/2WLVVo,（恒摩尔流动）wmomWxyVxW1woomxVWxVWym1——直接加热时提馏段操作线方程总物料WVVLo易挥发组分：wmoomWxyVyVxL1F,xFD,xDW,xW加热蒸气V0,y0V’L’VLy0：加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分数，一般y0=02020/2/2直接蒸汽加热时操作线的作法：a）精馏段操作线11RxxRRyDxyDxyDxxa点b）q线11FxqyxqqxyFyxFxxe点d点2020/2/2c)提馏操作线：wooWWyxxVV0y0yWxxg点提馏段操作线通过横轴上的x=xw的点g（xw,0）,不是c（xw,xw）直接加热精馏所需的理论板数较间接精馏稍有增加。这是因为直接加热蒸汽的稀释作用，使得塔内物料分离任务增加，当达到相同的馏出液组成及回收率时就需更多的塔板。2020/2/2xy01.01.0xDabxWg1DxRxFefd1Fxq2020/2/2xy01.01.0xDabxWg1DxRxFefd1Fxq2020/2/2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%，回流比为2.5，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)间接蒸汽加热时操作线方程精馏段操作线方程为：111DnnxRyxRRR=2.5，xD=0.9代入2020/2/210.7140.257nnyx提馏段操作线方程为：1mmwLqFWyxxLqFWLqFW//////mwRDFqWFxxRDFqWFRDFqWF塔顶易挥发组分回收率：0.9DDFDxFx2020/2/2DFDxxFD9.03.09.03.0FDFW17.0DFDxFxxDFwFDxFDxDF/1/3.019.03.03.0043.011.560.0241mmyx2020/2/22)直接蒸汽加热时操作线方程精馏段操作线方程与1）同提馏段操作线方程为：100mmWLLqFRDqF设F=1kmol/h，1.95/Wkmolh加热蒸汽流量：0(1)VVVqFDLV2020/2/2VVoFqDR)1()1(1.25/kmolhWFxxFDw)1((10.9)10.31.950.015411.560.024mmyx塔底易挥发组分回收率：1－0.91WDFwxFx100mm11.951.950.01541.251.25mmyx2020/2/2讨论：当)(FDxRqxFDF、、、、、相同时，两种加热方式比较间接蒸汽加热直接蒸汽加热VVL==直接蒸汽加热所需理论板数比间接蒸汽加热的多，因为直接蒸汽的稀释作用，故需增多理论板数来回收易挥发组分。2020/2/2如果不同浓度的料液要在同一塔内同时进行分离，一般不将料液混为一股后加入塔内，而是按各股料液的浓度及热状态分别确定相应的加料位置。原因：任何混合后的再分离都将引入不必要的能量消耗。2.多侧线的精馏塔应用场合：多股进料或多股出料（1）多股进料2020/2/2以有两股进料的精馏塔为例：12W,xWF1,xF1D,xD3F2,xF2精馏塔以两进料板为界分为上、中、下三段。各段内上升与下降的汽、液相摩尔流率互不相同。相应有三条操作线，两条q线。各操作线仍由相关塔段的物料衡算导出，q线则根据加料的热状态确定。2020/2/2当需要获得不同组成的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线以抽出产品。侧线出料的产品可为板上的饱和液体或板间的饱和蒸汽。以有一个侧线出料的精馏塔为例：（2）侧线出料精馏塔分为三段;F,xFqD1D2xD1xD2W,xW123各段操作线可通过相应的物料衡算导出。2020/2/2例：在常压连续精馏塔中，分离乙醇—水溶液，组成为xF1=0.6（易挥发组分摩尔分率，下同）及xF2=0.2的两股原料液分别被送到不同的塔板进入塔内，两股原料液的流量之比F1/F2=0.5，均为饱和液体进料。操作回流比R=2，若要求馏出流组成xD为0.8，釜残液组成xW为0.02，试求理论板层数及两股原料液的进料板位置。2020/2/2分析：求理论板层数图解法操作线两股进料三段解：组成为xF1的原料液从塔较上部位的某加料板进入，该加料板以上塔段的操作线方程式与无侧线塔的精馏段操作线方程相同。DnnxRxRRy1111267.0128.01RxD2020/2/2F1，xF1F2，xF2ss+1D，xDLW，xW,sLx1,sVy两股进料板之间塔段的操作线方程，可按虚线范围内作物料衡算求得总物料：DLFV1易挥发组分：DsFsDxxLxFyV1112020/2/2VxFDxxVLyFDss111——两股进料之间塔段的操作线方程饱和液体进料：11LLqFLF1VFVLIIqII对加料板进行物料衡算：1(1)VVqFV(1)VLDRDRRDDRxFDxxDRFLyFDss)1()1(11112020/2/2D如何求？全塔物料衡算总物料：WDFF21易挥发组分：wDFFWxDxxFxF2211设hkmolF/1001hkmolF/2005.0/1002WD20010002.08.02.02006.0100WDhkmolD/1202020/2/2DRxFDxFD)1(1112036.01008.01201.0对原料液组成为xF2的下一股进料，其加料板以下塔段的操作线方程与无侧线塔的提馏段操作线方程相同DRxFDxxDRFLyFDss)1()1(1111截距2020/2/221FFLLWLVWFFL21wmmxWqFLWxWqFLqFLy1wmxVWxVL各段操作线交点的轨迹方程分别为：111111qxxqqyF112222qxxqqyF2020/2/2•理论板层数为9•自塔顶往下的第5层为原料F1的加料板•自塔顶往下的第8层为原料F2的加料板2020/2/2xyp=1atm00.20.40.60.81.00.20.40.60.81.02020/2/2总结：塔段数（或操作线数）=塔的进出料数+1各段内上升蒸汽摩尔流量及下降液体摩尔流量分别各自相同各段操作线首尾相接精馏段及提馏段操作线方程的形式与简单精馏塔相同中间段的操作线方程应通过各段的物料衡算求得2020/2/22020/2/2小结?