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1、2017/10/13,第五章 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,第三节 两组分连续精馏的分析和计算,2017/10/13,一、理论板及恒摩尔流,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。2、操作关系 yn+1与xn之间的关系 3、恒摩尔汽化,2017/10/13,4、恒摩尔溢流,5、恒摩尔流假设的条件 （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
2、忽略 ； （3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。,2017/10/13,二、物料衡算和操作线,1、全塔物料衡算,对总物料：,对于易挥发组分：,2017/10/13,当塔顶、塔底产品组成xD、xW及产品质量已规定，产品的采出率D/F和W/F也随之确定，不能再自由选择；当规定塔顶产品的产率和质量xD，则塔底产品的质量xW及产率也随之确定而不能自由选择；,在规定分离要求时，应使,塔顶产品的组成应满足,2017/10/13,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轻组分的百分数。,塔底难挥发组分回收率：,2017/10/13,2、精馏段操作线方程,对总物料：,对易挥发组分：,201
3、7/10/13,回流比,精馏段操作线方程,2017/10/13,3、提馏段操作线方程,对总物料：,对易挥发组分：,提馏段操作线方程：,2017/10/13,5、进料热状况对操作的影响 1）定义式,2）q的计算,物料衡算：,2017/10/13,热量衡算：,（1）对于泡点进料,2017/10/13,2017/10/13,（2）对于饱和蒸汽进料,（3）对于冷液进料,2017/10/13,（4）汽液混合物进料,（5）过热蒸汽进料,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。,2017/10/13,（3）q值与提馏段操作线方程,提馏段操作线方程为：,2017/10/13
4、,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47进塔和蒸汽进塔时，提馏段上升蒸汽量及回流液量 。（苯的汽化潜热rA=93kcal/kg，甲苯的汽化潜热rB=87.5,2017/10/13,kcal/kg，苯和甲苯的平均比热Cp,l=0.45 kcal/kg，蒸汽的平均比热Cp,v=0.30 kcal/kg）。,分析：,求W、D,全塔物料衡算,求V、L,已知R,求
5、,解：,（1）产品量,2017/10/13,2017/10/13,(2)上升蒸汽量及回流量,精馏段：,2017/10/13,(3)47进料时,将料液由47升温到93所需的热量为：,继续加热,2017/10/13,饱和蒸汽进料时,2017/10/13,三、理论塔板层数的求法,1逐板计算法,（已知）,1）精馏段,2017/10/13,精馏段n-1层,2）提馏段,（已知）,提馏段m-1层,2017/10/13,2、图解法,1）操作线作法 a）精馏段操作线,b）提馏段操作线的作法,2017/10/13,d,2017/10/13,c）q线方程,q线方程或进料方程,2017/10/13,d）进料热状况对q
6、线及操作线的影响,过冷液体： q1,饱和液体： q=1,，ef2 （）,汽液混合物 ：0q1,饱和蒸汽：q=0,，ef4 （）,过热蒸汽：q0,2017/10/13,2017/10/13,2）图解方法,2017/10/13,3、最宜的进料位置,2017/10/13,四、几种特殊情况时理论板数的求法,1、多侧线的塔,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
7、论板层数及两股原料液的进料板位置。,应用场合：,多股进料或多股出料,2017/10/13,2017/10/13,分析：,求理论板层数,操作线,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。,2017/10/13,两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：,易挥发组分：,两股进料之间塔段的操作线方程,2017/10/13,因进料为饱和液体,D如何求？,全塔物料衡算,总物料：,易挥发组分：,设,2017/10/13,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
8、提馏段操作线方程相同,2017/10/13,各段操作线交点的轨迹方程分别为：,2017/10/13,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,2017/10/13,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,2017/10/13,2、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,2017/10/13,（恒摩尔流动）
9、,直接加热时提馏段操作线方程,总物料,易挥发组分：,2017/10/13,由操作线方程知：,提馏段操作线通过横轴上的x=xw的点（xw,0）,不是c（xw,xw）,2017/10/13,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2.0，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)间接蒸汽加热时操作线方程 精馏段操作线方程为：,2017/10/13,提馏段操作线方程为：,对易挥发组分,2017/10/13,2017/10/13,2) 直接
10、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：,设F=1 kmol/h，,加热蒸汽流量：,2017/10/13,2017/10/13,讨论：,=,=,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。,2017/10/13,3、 提馏塔 （回收塔）,应用场合：,蒸馏的目的只是为了回收稀溶液中的易挥发组分，而对馏出液的浓度不做过多的要求。,2017/10/13,操作线：,与完全的精馏塔的提馏段操作线方程相同,提馏塔操作线方程,当为泡点进料时，,通过点a（x=xF，y=xD），点b（x=xW，y=xW），斜率为F/D。,2017
11、/10/13,2017/10/13,当为冷液进料，可与完全的精馏塔一样先做出q线，q线与y=xD的交点为操作线上端。,2017/10/13,例：在常压连续提馏塔中，分离两组分理想溶液。该物系平均相对挥发度为2.0，原料液流量为100kmol/h ，进料热状态参数q为0.8，流出液流量为60kmol/h 。釜残液组成为0.01（易挥发组分摩尔分率）试求：1)操作线方程2)由塔内最下一层理论板下流的液相组成 解： 1）操作线方程,2017/10/13,2）塔内最下一层理论板下降的液相组成,再沸器相当于一层理论板,2017/10/13,2017/10/13,五、回流比的影响及其选择,1、回流比对精馏
12、操作的影响,R,R,L、V,R=,2017/10/13,R,R=Rmin,N=,N,Rmin,R,2017/10/13,2、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,2017/10/13,b）解析法芬斯克(Fenske)方程式,全回流时操作线方程式为：yn+1=xn(yA)n+1=(xA)n，(yB)n+1=(xB)n离开任一层板的汽液组成间的关系为：,若塔顶采用全凝器，（yA）1=（xA）D ，（yB）1=（xB）D 第一层板的汽液平衡关系为：,2017/10/13,第一层板和第二层板之间的操
13、作关系为：yA2=xA1 ,yB2=xB2,即,同理，第二板的气液平衡关系为：,2017/10/13,若令,2017/10/13,芬斯克方程,3、最小回流比的求法,1）作图法a）对于正常的平衡曲线,2017/10/13,xq,yqq线与平衡线的交点坐标,q,2017/10/13,b）对于某些不正常的平衡曲线,由点a（xD,xD）向平衡线作切线，切线的斜率=Rmin/Rmin+1。,2017/10/13,2）解析法,对于相对挥发度为常量（或取平均值）的理想溶液,2017/10/13,饱和液体进料时,饱和蒸汽进料时,2017/10/13,4、适宜回流比的选择,R=（1.12）Rmin,六、理论板数
14、的捷算法,1、吉利兰图,2017/10/13,2、简捷法求理论板数的步骤根据物系性质及分离要求，求出Rmin，选择合适的R； 求出全回流下所需理论板数Nmin ；使用吉利兰图 ，求出所需理论板数 ；确定加料位置 ，可把加料组成看成釜液组成求出理论板数即为精馏段所需理论板数，从而可以确定加料位置。,2017/10/13,七、实际塔板数、塔板效率,1、单板效率默弗里（Murphree）效率,气相单板效率,2017/10/13,2、全塔效率（总板效率）E,液相单板效率,2017/10/13,八、精馏装置的热量衡算,1、冷凝器的热量衡算,冷却介质用量,2017/10/13,2017/10/13,2、再沸器的热负荷 进入再沸器的热量： 加热蒸汽供给的热量QB；回流液体带入的热量LIlm 离开再沸器的热量 ：,再沸器中上升蒸气带走的热量,釜残液带走的热量,再沸器的热损失,2017/10/13,若近似取,加热介质的消耗量,若用饱和蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排出，则加热蒸汽消耗量,
