第五章 液体的精馏第二讲

2020/4/211①、组成：塔体、塔板（填料）、再沸器、冷凝器。塔底温度最高，越往上温度越低，塔顶温度最低。越往上易挥发组分含量越高，越往下难挥发组分含量越高。离开塔板的气液两相达到平衡状态且液相组成均匀一致时，该塔板称为理论板。②、温度分布规律：③、气液组成的变化规律；④、理论板化工厂中的精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的。塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。尽管塔板的型式和填料的种类很多，但塔板上液层和填料表面都是气液两相进行热交换和质交换的场所。2020/4/212板式塔2020/4/2132.回流比R回流液流量与产品流量之比称为回流比，即：R=L/D而V=L+D或V=RD+D=（R+1）D稳定操作时V不变。R增加，D下降；当D=0时，无产品采出，而此时R=称为全回流。Dmol/sVmol/sLmol/s2020/4/214第四节精馏过程的物料衡算和塔板数的计算一、前提条件1.塔身对外界是绝热的，即没有热损失。2.回流液由塔顶冷凝器供给，其组成与塔顶产品相同；回流液的温度为泡点温度。3.恒摩尔流假设：精馏段从上而下，液体流量均为L[mol/s]，上升的蒸汽流量均为V[mol/s]；提馏段从上而下，液体流量均为L'[mol/s]，上升的蒸汽流量均为V'[mol/s]。4.塔内各塔板均为理论板，即离开该塔板的气、液两相均达到相平衡状态。2020/4/215二、物料衡算与操作线方程FDFxDxFxF12DxDWxw总物料：F=D+W轻组分：FxF=DxD+WxW通常F,xF,xD,xW已知，将上述两式联解得：则：W=F-D1.全塔物料衡算WDWFxxxxFD)(L塔顶易挥发组分回收率塔釜难挥发组分回收率)1()1(FWxFxW2020/4/216将5000kg/h含正戊烷0.4(摩尔分率)的正戊烷正己烷混合液在连续精馏塔内分离，馏出液含正戊烷0.98，釜液含正戊烷不高于0.03，求馏出液、釜液的流量及塔顶易挥发组分的回收率。解：正戊烷M=72正己烷M=86MF=0.4×72+0.6×86=80.4F=5000/80.4=62.2kmol/hD=24.62kmol/hW=37.62kmol/h98.06.24WDFWD2.62WD03.098.04.02.62WDfWxDxFx4.02.62%972020/4/2172.精馏段物料衡算和精馏段操作线方程12nn+1L,xnV,yn+1DxD总物料：V=L+D轻组分：上式移项有：将总物料衡算式代入得：DnnDxLxVy1DnnxVDxVLy1DnnxDLDxDLLy1111RxxRRyDnn精馏段操作线方程F**精馏段操作线方程的意义：在一定的操作条件下，从任一塔板（n）向下流的液体组成xn与相邻的下一块塔板（n+1）上升蒸汽组成yn+1之间的关系。11RxxRRyDVL2020/4/218精馏段操作线：xy得交点:A(xD,xD)联解:A(xD,xD)xyC10RxD，1.01.00xy精馏段操作线11RxxRRyD2020/4/219例氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内分离，要求馏出液氯仿浓度为0.95(摩尔分率)，流量为50kg/h，顶为全凝器，平均相对挥发度为1.6，回流比为2。求(1)由上向下数第一块塔板下降的液体组成;(2)第二块塔板上升蒸气组成。(3)精馏段各板上升蒸气量及下降的液体量;2020/4/2110解：(1)y1=xD=0.95111)1(1xxy11)16.1(16.195.0xx92.01xDx1y1x2y2xDxRxRRy11112(2)12950920122..93.02020/4/2111(3)V=(R+1)D=(2+1)×50=150kg/hM氯访=119.35kg/kmolM四氯化碳=153.8kg/kmolMm=0.95×119.35+0.05×153.8=121.1kg/kmolV=150/121.1=1.24kmol/hL=R﹒D=2×50=100kg/hL=100/121.1=0.826kmol/h2020/4/21123.提馏段物料衡算和提馏段操作线方程FV',ym+1(L'),xmmm+1WxW总物料：L'=V'+W轻组分：将上式移项，恒等变形得：提馏段操作线方程WmmWxyVxL1WmmxWLWxWLLy'''1WxWLWxWLLy'''2020/4/2113提馏段操作线：xy联解：得交点：B（xW,xW）B(xW,xW)xy1.01.00xy提馏段操作线WxWLWxWLLy'''2020/4/2114其中：表示单位馏出液所需要的进料量；WmmxRfxRRfy1111DFf略去下标：WxRfxRRfy111泡点进料总物料：L+F=V+W轻组分：将上式移项，恒等变形得：FV,ym+1(L+F),xmmm+1WxWWmmWxVyxFL1)(2020/4/21151、进料热状态参数五种进料热状态1）冷液进料;2）泡点进料（饱和液体进料）;3）气液混合物进料;4）露点进料（饱和气体进料）;5）过热蒸气进料。4.进料热状态的影响和q线方程WWxVyxLF)(令进料时的液相所占的分率为q，则提馏段操作性方程为：WWxyqFVxLFq))1(()(2020/4/2116q表示单位进料量所引起的提馏段与精馏段下降液体流量之差值1、冷液进料q＞12、泡点进料q=13、气液进料1＞q＞04、露点进料q=0FLLqqFLLFqVV)1(因进料温度tF低于泡点tb，使提馏段上升蒸气部分冷凝，冷凝量为V'-V，放出冷凝热，将进料F加热到泡点。热量衡算：)()(FbpLttcFrVVFqVV)1(rttcqFbpL)(1r---进料在tb时的摩尔汽化热，kJ/kmol---温度为时的进料液体摩尔热容，kJ/(kmol.K)pLc2/)(Fbtt2020/4/21175、过热蒸气q＜0因进料温度tF高于露点td，进塔后由进料温度降至露点，放出热量，使精馏段下降液体部分气化，气化量为L'-L。热量衡算：)()(dFpVttcFrLLrttcqdFpV)(r---进料在td时的摩尔汽化热，kJ/kmol---温度为时的进料液体摩尔热容，kJ/(kmol.K)pVc2/)(FdttqFLL2020/4/21182、q线方程(加料板操作线方程)q线方程应为精馏段操作线与提馏段操作线的交点轨迹坐标方程.精馏段操作线方程提馏段操作线方程11qxxqqyFF(1-q)y=Fqx-(WxW+DxD)WxW+DxD＝FxF(q–1)Fy=qFx-FxFDDxLxVyWWxyqFVxLFq))1(()(2020/4/2119加料板操作线(q线)11qxxqqyFFx1qq斜率Fxx设Fxy则1、冷液进料q＞12、泡点进料q=13、气液进料1＞q＞04、露点进料q=05、过热蒸气q＜02020/4/2120相平衡线和三条操作线的关系Dx1RxDFx1qqWx2020/4/2121例：在连续精馏操作中，原料液于泡点进入，已知操作线方程如下：精馏段：y=0.75x+0.24提馏段：y=1.32x-0.016求：xd,xW,xF及R。精馏段操作线方程为：11RxxRRyD比较对应项得：75.01RR24.01RxD3R96.0Dx解得：解得：解：2020/4/2122由图解法可知，提馏段操作线与对角线的交点B(xW,xW),于是：y=1.32x-0.016y=x解得：xW=0.05精馏段操作线与提馏段操作线的交点在泡点进料线x=xF上，故：y=0.75x+0.24y=1.32x-0.016解得：xF=0.442020/4/2123三、理论塔板数的计算理论塔板：离开该塔板的气液两相达到相平衡；理论塔板数NT：完成生产任务所需要的理论塔板总数；2020/4/21241.逐板法以P表示以T表示以J表示xxy)1(111RxxRRyD已知：生产任务，即进料速率F；分离要求，即产品的质量标准；塔顶产品的质量xD塔釜产品的质量xWWxWLWxWLLy'''2020/4/2125由：xDy1全凝器x1y2x2y3……xnxFy1JPPJPP因为精馏段理论塔板数（n-1）块；由：xny'1x'1y'2……x'mxWTPTPP提馏段理论塔板数为：(m-1)块（不含再沸器）精馏段：提馏段：全塔：NT=（m+n-1）块2020/4/2126例：一相对挥发度为2.00的理想双组分溶液用精馏分离，塔内上升的蒸气流量为90.0kmol/hr，塔顶产品流量为30.0kmol/hr，泡点进料，xD=0.95，试求离开第二块理论板的液相组成x2。y1y2x1x2VLDxD12V=90.0kmol/hrD=30.0kmol/hrL=V–D=60.0kmol/hrR=L/D=60/30=211RxxRRyD395.032x精馏段操作线方程：即：y=0.667x+0.317………...(1)解：=2.00F2020/4/2127气液相平衡关系：xxy)1(1xx12…………(2)由xD=y1=0.95代(2)得x1=0.904将x1=0.904代(1)得y2=0.920将y2=0.920代(2)得x2=0.8522020/4/21282.图解法求理论塔板数作图步骤如下：a.作气液组成图，即x-y相图；b.作精馏段操作线；c.作进料线；d.作提馏段操作线；e.从A点（xD）开始，在平衡线和操作线之间画梯级，当梯级跨过进料线时，应交在提馏段操作线上，直到梯级越过B（xW）点为止；f.梯级数即为NT（含再沸器）。2020/4/2129Dx1RxDFx1qqWx63211'2'54789102020/4/2130四、回流比对精馏的影响实际回流比的确定1.全回流D=0全回流R2.最小回馏比当R逐渐减小，直到三线交点落在平衡线上时，此时，回流比为最小回流比，以Rmin表示。2020/4/2131求最小回流比的方法:A作图法1mDRxDFxxhdqxdhahRRmm1qDqDmmyxxxRR1qDqDqDmyxyxxxR1qqqDmxyyxRqyqDqDxxyxa2020/4/2132B解析法]1)1([11FDqDmxxxxR费用mR操作费总费用设备费R（适宜）R3.实际回流比的确定R=（1.3~2.0）Rmin2020/4/2133eeeeexxxxy12)1(18.011efeexqxxqqy318.0ex482.0ey94.1318.0482.0482.08.0mineeeDxyyxR例：在精馏塔中，已知xD=0.8，xf=0.4，a=2，q=0.5，求Rmin值得到：解：最小回流比操作时，q线方程，平衡线方程和操作线方程交于一点，该点的坐标记为（xe,ye）2020/4/2134五、捷算法求取理论塔板数1）全回流的最小理论板数全回流：D=0F=0W=0R=∞芬斯克公式推导BBAABAxpxp//BABAxxyPyP相平衡方程BABAxxyynnxy1操作线方程—nBAnBAxxyy)()(12020/4/2135nBAnBAxxyy)()(1BABAxxyy1)()(BADBAyyxx11)(BAxx21)(BAyy221)(BAxx321)(BAyy3321)(BAxx4321)(BAyyWBAWDBAxxxx)()(321WBAnxx)(1