第五章-液体的精馏(第二讲)课件.ppt

1、1连续精馏的流程及回流比连续精馏的流程及回流比精精馏馏段段提提馏馏段段进料进料F塔板塔板12全凝器全凝器馏出液馏出液D回馏液回馏液L进料板进料板蒸气蒸气V馏残液馏残液WF,D,V,L,W均为摩尔流量均为摩尔流量mol/s1.精馏流程图精馏流程图：精馏塔精馏塔再沸器再沸器FeedDistillateWasterVmol/h2、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。、温度分布规律：、气液组成的变化规律；、理论板 化工厂中的精馏操作

2、是在直立圆形的精馏塔内进行的。塔内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和质交换的场所。3板式塔板式塔42.回流比回流比R 回流液流量与产品流量之比称为回流比，回流液流量与产品流量之比称为回流比，即：即：R=L/D而而V=L+D或或V=RD+D=（R+1）D稳定操作时稳定操作时V不变。不变。R 增加，增加，D 下降；下降；当当D=0 时，无产品采

3、出，时，无产品采出，而此时而此时 R=称为称为全回流全回流。D mol/sV mol/sL mol/s5第四节第四节 精馏过程的物料衡算和塔板数的计算精馏过程的物料衡算和塔板数的计算一一、前提条件、前提条件1.塔身对外界是绝热的，即没有热损失。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。泡点温度。3.恒摩尔流假设：精馏段从上而下，液体流量均为恒摩尔流假设：精馏段从上而下，液体流量均为 L mol/s，上升的，上升的蒸汽流量均为蒸汽流量均为V mol/s；提馏段从上而下，液

4、体流量均为；提馏段从上而下，液体流量均为L mol/s，上升，上升的蒸汽流量均为的蒸汽流量均为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。态。6二、物料衡算与操作线方程二、物料衡算与操作线方程FDFxDxF xF12DxDWxw总物料：总物料：F=D+W轻组分：轻组分：F xF=DxD+WxW通常通常F,xF,xD,xW 已知，已知，将上述两式联解得：将上述两式联解得：则：则：W=F-D1.全塔物料衡算全塔物料衡算WDWFxxxxFD)(L塔顶易挥发组分回收率塔顶易挥发组分回收率塔釜难挥发组分回

5、收率塔釜难挥发组分回收率)1()1(FWxFxW7 将将5000kg/h含正戊烷含正戊烷0.4(摩尔分率摩尔分率)的正戊烷正己烷混合液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，釜液含正戊烷不高于于0.03，求馏出液、釜液的流量及塔顶易挥发组分的回收率。，求馏出液、釜液的流量及塔顶易挥发组分的回收率。解解：正戊烷正戊烷 M=72 正己烷正己烷 M=86MF=0.472+0.686 =80.4F=5000/80.4 =62.2 kmol/h D=24.6 2 kmol/hW=37.62 kmol/h98.06.24 WDF

6、WD2.62WD03.098.04.02.62 WDfWxDxFx 4.02.62%97 82.精馏段物料衡算和精馏段操作线方程精馏段物料衡算和精馏段操作线方程12nn+1L,xnV,yn+1D xD 总物料：总物料：V=L+D轻组分：轻组分：上式移项有：上式移项有：将总物料衡算式代入得：将总物料衡算式代入得：DnnDxLxVy1DnnxVDxVLy1DnnxDLDxDLLy1111RxxRRyDnn精馏段操精馏段操作线方程作线方程F *精馏段操作线方程的意义：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（在一定的操作条件下，从任一塔板（n）向）向下流的液体组成下流的液体组成xn与相

7、邻的下一块塔板（与相邻的下一块塔板（n+1）上升蒸汽组成上升蒸汽组成y n+1之间的关系。之间的关系。11RxxRRyDVL9精馏段操作线：精馏段操作线：xy 得交点得交点:A(xD,xD)联解联解:A(xD,xD)xyC10RxD，1.01.00 xy 精馏段操作线精馏段操作线11RxxRRyD10例例 氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内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分离，要求馏出液氯仿浓度为0.95(摩尔分率摩尔分率)，流，流量为量为50kg/h，顶为全凝器，平均相对挥发度为顶为全凝器，平均相对挥发度为1.6，回流比为，回流比为2。求求(1)由上向下数第一

8、块塔板下降的液体组成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。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精馏段各板上升蒸气量及下降的液体量;11解：解：(1)y1=xD=0.95111)1(1xxy 11)16.1(16.195.0 xx 92.01 xDx1y1x2y2xDxRxRRy11112 (2)12950920122 .93.0 12(3)V=(R+1)D=(2+1)50=150kg/h M氯访氯访=119.35kg/kmol M四氯化碳四氯化碳=153.8kg/kmol Mm=0.95119.35+0.05153.8=121.1kg/k

9、mol V=150/121.1=1.24kmol/h L=RD=250=100kg/h L=100/121.1=0.826kmol/h133.提馏段物料衡算和提馏段操作线方程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：总物料：L=V+W轻组分：轻组分：将上式移项，恒等变形得：将上式移项，恒等变形得：提馏段操作线方程提馏段操作线方程WmmWxyVxL1WmmxWLWxWLLy1WxWLWxWLLy14提馏段操作线：提馏段操作线：xy 联解：联解：得交点：得交点：B（xW,xW）B(xW,xW)xy1.01.00 xy 提馏段操作线提馏段操作线WxWLWxWLL

10、y15其中：其中：表示单位馏出液所需要的进料量；表示单位馏出液所需要的进料量；WmmxRfxRRfy1111DFf 略去下标：略去下标：WxRfxRRfy111泡点进料泡点进料总物料：总物料：L+F=V+W轻组分：轻组分：将上式移项，恒等变形得：将上式移项，恒等变形得：FV,ym+1(L+F),xmmm+1WxWWmmWxVyxFL1)(16 1、进料热状态参数进料热状态参数 五种进料热状态五种进料热状态 1 1）冷液进料）冷液进料;2 2）泡点进料（饱和液体进料）泡点进料（饱和液体进料）;3 3）气液混合物进料）气液混合物进料;4 4）露点进料（饱和气体进料）露点进料（饱和气体进料）;5 5

11、）过热蒸气进料。）过热蒸气进料。4.进料热状态的影响和进料热状态的影响和q线方程线方程WWxVyxLF)(令进料时的液相所占的分率为令进料时的液相所占的分率为q，则提馏段操作性方程为：，则提馏段操作性方程为：WWxyqFVxLFq)1()(17q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、冷液进料 q12、泡点进料、泡点进料 q=1 3、气液进料、气液进料 1q0 4、露点进料、露点进料 q=0FLLqqFLLFqVV)1(因进料温度因进料温度tF低于泡点低于泡点tb，使提馏段上升蒸气部分冷凝，冷，使提馏段上升蒸气部

12、分冷凝，冷凝量为凝量为V-V，放出冷凝热，将进料，放出冷凝热，将进料F加热到泡点。热量衡算：加热到泡点。热量衡算：)()(FbpLttcFrVVFqVV)1(rttcqFbpL)(1r-进料在进料在tb时的摩尔汽化热，时的摩尔汽化热，kJ/kmol-温度为温度为 时的进料液体摩尔热容，时的进料液体摩尔热容，kJ/(kmol.K)pLc2/)(Fbtt 185、过热蒸气、过热蒸气 q0 因进料温度因进料温度tF高于露点高于露点td，进塔后由进料温度降至露点，放，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，气化量为出热量，使精馏段下降液体部分气化，气化量为L-L。热量衡。热量衡算

13、：算：)()(dFpVttcFrLLrttcqdFpV)(r-进料在进料在td时的摩尔汽化热，时的摩尔汽化热，kJ/kmol-温度为温度为 时的进料液体摩尔热容，时的进料液体摩尔热容，kJ/(kmol.K)pVc2/)(Fdtt qFLL192、q 线方程线方程(加料板操作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点轨迹坐标方程.精馏段操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程提馏段操作线方程11 qxxqqyFF(1-q)y=Fq x-(W xW +D xD)W xW +D xD F xF(q 1)Fy=q F

14、x-F xFDDxLxVyWWxyqFVxLFq)1()(20加料板操作线加料板操作线(q线线)11 qxxqqyFFx1 qq斜率斜率Fxx 设设Fxy 则则1、冷液进料、冷液进料 q12、泡点进料、泡点进料 q=1 3、气液进料、气液进料 1q0 4、露点进料、露点进料 q=05、过热蒸气、过热蒸气 q021相平衡线和三条操作线的关系相平衡线和三条操作线的关系Dx1 RxDFx1 qqWx22例：在连续精馏操作中，原料液于泡点进入，已知例：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：操作线方程如下：精馏段：精馏段：y=0.75 x+0.24提馏段：提馏段：y=1.32 x-0

15、.016求：求：xd,xW,xF 及及 R。精馏段操作线方程为：精馏段操作线方程为：11RxxRRyD比较对应项得：比较对应项得：75.01RR24.01RxD3R96.0Dx解得：解得：解得：解得：解：解：23 由图解法可知，提馏段操作线与对角线的交点由图解法可知，提馏段操作线与对角线的交点B(xW,xW),于是：于是：y=1.32 x-0.016y=x 解得：解得：xW=0.05 精馏段操作线与提馏段操作线的交点精馏段操作线与提馏段操作线的交点 在泡点进料线在泡点进料线 x=xF 上，故：上，故：y=0.75 x+0.24y=1.32 x-0.016解得：解得：xF=0.4424三、理论塔

16、板数的计算三、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：离开该塔板的气液两相达到相平衡；理论塔板数理论塔板数NT：完成生产任务所需要的理论塔板总数；完成生产任务所需要的理论塔板总数；251.逐板法逐板法以以 P 表示表示以以 T 表示表示以以 J 表示表示xxy)1(111RxxRRyD已知：已知：生产任务，即进料速率生产任务，即进料速率F；分离要求，即产品的质量标准；分离要求，即产品的质量标准；塔顶产品的质量塔顶产品的质量 xD 塔釜产品的质量塔釜产品的质量 xWWxWLWxWLLy26由：由：xDy1全凝器全凝器x1y2x2y3xnxFy1JPPJPP因为因为精馏

17、段理论塔板数精馏段理论塔板数（n-1）块；块；由：由：xny1x1y2xmxWTPTPP提馏段理论塔板数为：提馏段理论塔板数为：(m-1)块（不含再沸器）块（不含再沸器）精馏段：精馏段：提馏段：提馏段：全塔：全塔：NT=（m+n-1）块块27例：例：一相对挥发度为一相对挥发度为2.00的理想双组分溶液用精馏分离，塔内上升的蒸气的理想双组分溶液用精馏分离，塔内上升的蒸气流量为流量为90.0kmol/hr，塔顶产品流量为，塔顶产品流量为30.0kmol/hr，泡点进料，泡点进料，xD=0.95，试求离开第二块理论板的液相组成试求离开第二块理论板的液相组成x2。y1y2x1x2VLD xD12V=9

18、0.0kmol/hrD=30.0kmol/hrL=V D=60.0kmol/hrR=L/D=60/30=211RxxRRyD395.032x精馏段操作线方程：精馏段操作线方程：即：即：y=0.667 x+0.317.(1)解：解：=2.00F28气液相平衡关系：气液相平衡关系：xxy)1(1xx12(2)由由 xD=y1=0.95 代代(2)得得 x1=0.904将将 x1=0.904 代代(1)得得 y2=0.920将将 y2=0.920 代代(2)得得 x2=0.852292.图解法求理论塔板数图解法求理论塔板数作图步骤如下：作图步骤如下：a.作气液组成图，即作气液组成图，即 x-y 相图

19、；相图；b.作精馏段操作线；作精馏段操作线；c.作进料线；作进料线；d.作提馏段操作线；作提馏段操作线；e.从从 A 点（点（xD）开始，在平衡线和操作线之间画梯级，）开始，在平衡线和操作线之间画梯级，当梯级跨过进料线时，应交在提馏段操作当梯级跨过进料线时，应交在提馏段操作 线上，线上，直到梯级越过直到梯级越过 B（xW）点为止；）点为止；f.梯级数即为梯级数即为 NT（含再沸器）。（含再沸器）。30Dx1 RxDFx1 qqWx632112547891031 四、回流比对精馏的影响四、回流比对精馏的影响 实际回流比的确定实际回流比的确定1.全回流全回流D=0 全回流全回流R2.最小回馏比最小

20、回馏比 当当R逐渐减小，直到三线交点落在平衡线上时，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，以此时，回流比为最小回流比，以Rmin表示。表示。32求最小回流比的方法求最小回流比的方法:A 作图法作图法1 mDRxDFxxhdqxdhahRRmm 1qDqDmmyxxxRR 1qDqDqDmyxyxxxR 1qqqDmxyyxR qyqDqDxxyx a33B 解析法解析法1)1(11FDqDmxxxxR费费用用mR操操作作费费总总费费用用设设备备费费R（适宜）（适宜）R3.实际回流比的确定实际回流比的确定R=（1.3 2.0）Rmin34eeeeexxxxy12)1(1

21、8.011efeexqxxqqy318.0ex482.0ey94.1318.0482.0482.08.0mineeeDxyyxR例：在精馏塔中，已知例：在精馏塔中，已知xD=0.8，xf=0.4，a=2，q=0.5，求，求Rmin值值得到：得到：解：最小回流比操作时，解：最小回流比操作时，q线方程，平衡线方程和操作线方线方程，平衡线方程和操作线方程交于一点，该点的坐标记为（程交于一点，该点的坐标记为（xe,ye）35五、捷算法求取理论塔板数五、捷算法求取理论塔板数1）全回流的最小理论板数）全回流的最小理论板数全回流：全回流：D=0 F=0 W=0 R=芬斯克公式推导芬斯克公式推导BBAABAx

22、pxp/BABAxxyPyP 相平衡方程相平衡方程BABAxxyy nnxy 1操作线方程操作线方程nBAnBAxxyy)()(1 36nBAnBAxxyy)()(1 BABAxxyy 1)()(BADBAyyxx 11)(BAxx 21)(BAyy 221)(BAxx 321)(BAyy 3321)(BAxx 4321)(BAyy WBAWDBAxxxx)()(321 WBAnxx)(1 1)/()/(nWBADBAxxxx WBADBAxxxxn)/()/(loglog)1(1log)/()/(log0 WBADBAxxxxn37 芬斯克公式的使用条件芬斯克公式的使用条件:1.全回流全回流

23、 2.全凝器全凝器 3.理想溶液理想溶液计算精馏段的最少理论塔板数及加料板位置计算精馏段的最少理论塔板数及加料板位置:芬斯克公式芬斯克公式 1log)/()/(logmin WBADBAxxxxn1log)/()/(log)(min FFBADBAxxxxn 精精1log11logminDWWDxxxxn382)理论板的简捷计算理论板的简捷计算吉利兰图应用条件：吉利兰图应用条件：1、组分数：、组分数：2-112、进料热状态：五种、进料热状态：五种3、最小回流比：、最小回流比：0.53 7.04、相对挥发度、相对挥发度:1.26 4.055、理论板数：、理论板数：2.4 43.1计算计算Nm1

24、RRRm1NNNmRm R 横坐标横坐标作垂线作垂线 交点交点水平线水平线交纵坐交纵坐NRmin，最小回流比，最小回流比R，操作回流比，操作回流比Nmin，全回流时的最少理论板数，全回流时的最少理论板数N，操作回流比时的理论板数，操作回流比时的理论板数39理论塔板：离开该塔板的气液两相达到相平衡；理论塔板：离开该塔板的气液两相达到相平衡；理论塔板数理论塔板数NT：完成生产任务所需要的理论塔板总数；完成生产任务所需要的理论塔板总数；实际塔板：实际生产中的塔板；实际塔板：实际生产中的塔板；实际塔板数实际塔板数NP：实际生产中的塔板总数；：实际生产中的塔板总数；全塔效率全塔效率 ：PTNN75.05

25、0.0双组分：双组分：六、六、塔板效率及其影响因素塔板效率及其影响因素40单板效率单板效率（1）气相莫弗里板效率（）气相莫弗里板效率（EMG）成平衡的气相组成。与变化一块理论板汽相浓度的变化一块实际板汽相浓度的nnnnnnMGxyyyyyE*1*141（2）液相莫弗里板效率（）液相莫弗里板效率（EML），如图所示。如图所示。成平衡的液相组成。与变化一块理论板液相浓度的变化一块实际板液相浓度的nnnnnnMLyxxxxxE*1142影响塔板效率的主要因素影响塔板效率的主要因素 蒸气速度蒸气速度 液体速度液体速度 塔板上存液量塔板上存液量 塔板上液流流程长度塔板上液流流程长度 气液两相的物理性质气液两相的物理性质 操作条件：温度、压强以及回流比等操作条件：温度、压强以及回流比等