化工原理精餾

內(nèi)容回顧（1）無中間加熱及冷凝器的多次部分氣化和多次部分冷凝一、精餾原理（2）頂部回流及底部氣化是保證精餾過程穩(wěn)定操作的必不可缺少的條件。（3）精餾操作流程（4）相鄰塔板溫度及濃度的關(guān)系1二、理論塔板三、恒摩爾流假定FxF=DxD+WxWF=D+W四、全塔物料衡算FDWL’V’L’V’VL2二.操作線方程(一)精餾段操作線總物料衡算:V=L+D易揮發(fā)組分衡算:Vyn+1=Lxn+DxD令：回流比于是：精餾段操作線方程式?(xD,xD)進(jìn)料xFV,y1L,xDD,xD12nn+1x1x2y2ynxnLyn+1V3(二)提餾段操作線方程總物料衡算：L=V+W易揮發(fā)組分衡算:Lxm=Vym+1+WxW提餾段操作線方程?(xW,xW)W,xwm+1Nx

my

Ny

m+1L

V

x

Nx

NmV

L

4【例1】在連續(xù)精餾塔中分離某理想二元混合物。已知原料液流量為100kmol/h，組成為0.5（易揮發(fā)組分的摩爾分率，下同），提餾段下降液體量與精餾段相等，餾出液組成為0.98，回流比為2.6。若要求易揮發(fā)組分回收率為96%，試計(jì)算：(1)釜?dú)堃旱哪柫髁浚?2)提餾段操作線方程。解：(1)釜?dú)堃旱哪柫髁坑煽偽锪虾闼悖篎=D+WD=48.98kmol/h

W=F-D=100-48.98=51.02kmol/h

(2)提餾段操作線方程由易揮發(fā)組分恒算：FxF=DxD+WxW5由回流比的定義：L=RD=2.6×48.98=127.35kmol/h

L=127.35kmol/h

因此提餾段操作線方程：WxW=FxF-DxD=100×0.5-48.98×0.98=1.9996kmol/h

xW=0.03926【例】某連續(xù)精餾操作分離二元混合溶液，已知操作線方程：精餾段：y=0.80x+0.16;提餾段：y=1.40x-0.02已知xF=0.35,求塔頂易揮發(fā)組分及塔底難揮發(fā)組分的收率及回流比.解：y=0.80x+0.16y=xxD=0.80y=1.40x-0.02y=xxW=0.05全塔物料恒算：F=W+DFxF=WxW+DxD易揮發(fā)組分物料恒算：xF=0.35D/F=0.4W/F=0.6求及7根據(jù)精餾段操作線方程：R=48§1.4.4進(jìn)料熱狀況對操作線方程的影響其進(jìn)料狀態(tài)可有以下幾種:(1)冷液進(jìn)料(A點(diǎn))；(2)飽和液體(泡點(diǎn))進(jìn)料(B點(diǎn))；(3)汽液混合物進(jìn)料(C點(diǎn))；(4)飽和蒸汽(露點(diǎn))進(jìn)料(D點(diǎn))；(5)過熱蒸汽進(jìn)料(E點(diǎn))。溫度℃x(y)?A?B?C?D?EF,IFV,IVL,ILV

,I

VL

,I

L一.進(jìn)料熱狀況參數(shù)總物料衡算：熱量衡算F+V+L=V+LFIF+VIV+LIL=VIV+LIL9近似認(rèn)為：IV=IVIL=IL令：且：q值稱為進(jìn)料的熱狀況參數(shù)。當(dāng)原料為氣液混合物、飽和液體或飽和蒸汽時(shí)，q表示原料液當(dāng)中的液相分率，即原料液中的液相量為qF,氣相量為(1-q)F。FIF+VIV+LIL=VIV+LIL102.精餾塔的進(jìn)料熱狀況帶入F+V+L=V+L中又可得到：V=V+(1-q)FL

V

LVF飽和液體(1)飽和液體進(jìn)料——泡點(diǎn)進(jìn)料此時(shí)，IF=ILq=1原料液全部與精餾段下降液體匯合進(jìn)入提餾段。L=L+FV=VL=qF+L11L

V

LVF飽和蒸汽進(jìn)料(2)飽和蒸汽進(jìn)料IF=IVq=0原料全部與提餾段上升氣體匯合進(jìn)入精餾段。L=LV=V+FL

V

LVF冷液進(jìn)料(3)冷液進(jìn)料IF<ILq>1一部分塔內(nèi)上升的蒸汽冷凝下來，和精餾段下降液體一起全部作為下降到提餾段的液體。L>L+FV<V12L

V

LVF過熱蒸汽(4)氣液混合進(jìn)料IV>IF>IL0<q<1進(jìn)料為氣液混合，氣體進(jìn)入精餾段，而液體進(jìn)入提餾段。L=L+qFV=V+(1-q)F(5)過熱蒸汽進(jìn)料IF>IVq<0過熱蒸汽不僅會(huì)與提餾段上升蒸汽匯合進(jìn)入精餾段，而且會(huì)釋放熱量使部分精餾段的下降液體氣化，因而：L<LV>V+F氣液混合進(jìn)料L

V

LVFqF(1-q)F13根據(jù)q的定義，L=L+qF帶入提餾段操作線方程：【例】某二元混合液含易揮發(fā)組分0.35，泡點(diǎn)進(jìn)料，經(jīng)連續(xù)精餾塔分離，塔頂產(chǎn)品濃度xD=0.96，塔底產(chǎn)品濃度xw=0.025（均為易揮發(fā)組分的摩爾分率）,設(shè)滿足恒摩爾流假設(shè)。試計(jì)算塔頂產(chǎn)品的采出率D/F。若回流比R=3.2，泡點(diǎn)回流，寫出精餾段與提餾段操作線方程。解：(1)物料恒算：總物料：F=D+W易揮發(fā)組分：FxF=DxD+WxW由已知條件：xF=0.35xD=0.96xw=0.025D/F=0.347614(2)精餾段操作線方程：(3)提餾段操作線方程D/F=0.3476飽和液體進(jìn)料，q=1W/F=1-0.3476=0.652415【例】在常壓操作的連續(xù)精餾塔中分離含苯0.46（易揮發(fā)組分摩爾分率）的苯—甲苯二元混合物。已知原料液的泡點(diǎn)為92.5℃，苯的汽化潛熱為390kJ/kg，甲苯的汽化潛熱為361kJ/kg。試求以下各種進(jìn)料熱狀況下的q值。（1）進(jìn)料溫度為20℃；（2）飽和液體進(jìn)料；（3）飽和蒸汽進(jìn)料。已知物料平均溫度下苯的比熱容為1.81kJ/(kg·℃)，甲苯的比熱容為1.82kJ/(kg·℃)。解：(1)進(jìn)料溫度為20℃IV-IF相當(dāng)于將1kmol的原料液由20℃變成92.5℃的飽和蒸氣所需要的熱量。IV–IF=(92.5-20)CPm+rmCPm為混合液體的平均比熱；rm為混合液體的平均潛熱16rm=r1x1+r2x2CPm=CP1x1+CP2x2（2）飽和液體進(jìn)料q=1（3）飽和蒸汽進(jìn)料q=0rm=0.46×30420+0.54×33212=31927.68kJ/kgCPm=0.46×141.18+0.54×167.44=155.4kJ/(kg·℃)17一、逐板計(jì)算法（已知）

平衡關(guān)系操作關(guān)系1）精餾段平衡關(guān)系操作關(guān)系……泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段n-1層1-4-4理論板層數(shù)的求法其他進(jìn)料狀態(tài)時(shí)，計(jì)算至xnxq注：xq為兩條操作線交點(diǎn)182）提餾段（已知）提餾段操作線……平衡關(guān)系操作關(guān)系結(jié)論：提餾段理論板數(shù)＝m－1再沸器全塔理論板數(shù)NT=(n-1)+(m-1)（不含再沸器）其中精餾段理論板數(shù)NT1＝n－1（或注明第n塊為加料板）19

關(guān)于理論板數(shù)的確定注意:

∵xn是加料板濃度，而加料板屬于提餾段，∴精餾段板數(shù)在采用全凝器時(shí)為n-1

當(dāng)塔底采用再沸器或塔釜時(shí),提餾段板數(shù)為m-1

若塔頂采用一個(gè)分凝器,精餾段板數(shù)應(yīng)再減去1,若采用多個(gè)分凝器串聯(lián),則減去多個(gè)

逐板計(jì)算法準(zhǔn)確，相應(yīng)的計(jì)算機(jī)程序容易編制201.q線方程二.圖解法求理論板層數(shù)q線方程xy

(xF,xF)xy

(xW,xW)(xD,xD)212.精餾段操作線的畫法xyxDa?定a(xD

,xD)?b在y軸上定b(0,xD

/(R+1))連接ab3.提餾段方程畫法xF?ef定c(xW

,xW

)?cxW連接cf畫q線定e(xF,xF)由q線斜率定ef224.圖解法求理論板層數(shù)e?xFc?xW?axDfd?bxy12345678y1x1y2x

1(xn)x2235.進(jìn)料熱狀況對q線及操作線的影響(1)冷液進(jìn)料ef1q>1?exF(2)飽和液體進(jìn)料ef2q=1(3)氣液混合物進(jìn)料ef30<q<1(4)飽和蒸汽進(jìn)料ef4q=0(5)過熱蒸汽進(jìn)料ef5q<0f2f1f3f4f5xy?a?cb246.適宜的進(jìn)料位置12345678910xy12345678910xy123456789yx25【例】在一連續(xù)精餾塔內(nèi)分離某理想二元混合物。已知進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料組成為0.5（易揮發(fā)組分的摩爾分率，下同），露點(diǎn)進(jìn)料；釜?dú)堃航M成為0.05；塔頂采用全凝器；操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為2.303；精餾段操作線方程為y=0.72x+0.275。試計(jì)算：（1）塔頂輕組分的收率；（2）所需的理論板層數(shù)。解：（1）塔頂輕組分的收率塔頂輕組分的收率=由精餾段方程y=0.72x+0.275可得：R=2.571xD=0.98226物料恒算：總物料：F=D+W易揮發(fā)組分：FxF=DxD+WxW100×0.5=0.982D+0.05W100=D+WD=48.28

kmol/h塔頂輕組分的收率=（2）所需的理論板層數(shù)汽液平衡方程為：=2.30327df12345678910111213axDxWcxFe(1)畫平衡線(2)畫精餾段操作線。定a(xD,xD)由精餾段截距定b?b(3)定e(xF,xF)連ab1514由q定q線ef(4)定c(xW,xW)連cd(5)畫階梯畫圖確定理論板層數(shù)共15層理論板(包括再沸器），第8層是進(jìn)料板yx28例.用一常壓操作的連續(xù)精餾塔，分離含苯0.44（摩爾分率，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔頂產(chǎn)品中含苯不低于0.975，塔底產(chǎn)品中含苯不高于0.0235，操作回流比為3.5，試用圖解法求以下兩種進(jìn)料情況時(shí)的理論板層數(shù)及加料板位置。（1）原料液為20℃的冷液體；（2）原料液為液化率為1/3的氣液混合物。已知：操作條件下苯的氣化潛熱389kJ/kg,甲苯的氣化潛熱360kJ/kg，氣液平衡數(shù)據(jù)見附表。溫度，℃50.1859095100105110.6p0A,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0p0B,kPa40.046.054.063.374.386.0101.33解：先利用所給的平衡數(shù)據(jù)畫出氣液平衡關(guān)系曲線29xy（1）原料液為20℃的冷液體在對角線上定出a(xD,xD),e(xF,xF),c(xW,xW)三點(diǎn)；

a(xD,xD)

e(xF,xF)

c(xW,xW)畫精餾段操作線ab，截距xD/(R+1)=0.975/(3.5+1)=0.217b

畫q線eft2為泡點(diǎn)溫度設(shè)t2=93℃由附表查出相應(yīng)的p0A，p0B由泡點(diǎn)方程計(jì)算xA與xF=0.44相比較檢查結(jié)果的正確性rm=rAxA+rBxBrA=389*78=30342kJ/kmolrB=360*92=33120kJ/kmolCpm=CpAxA+CpBxBCpA=1.84*78=143.52kJ/kmol·℃CpB=1.84*92=169.28kJ/kmol·℃IV-IF=rm+Cpm(t2-t1)IV-IL=rm30rm=0.44*30342