化工原理讲稿(下册)-应化第十章蒸馏讲.ppt

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1、讨论题,在101.3kPa下，使含苯y=0.7（摩尔分率）的苯-甲苯混合气相，在一部分冷凝器中将气相量的1/3冷凝为饱和液相。试求气、液相的组成是多少？定性说明若冷凝量增加时，气、液相组成将如何变化？,一个完整的精馏塔包括哪几部分？精馏段和液相回流的作用？提馏段和气相回流的作用？精馏塔中的浓度分布和温度分布规律？,讨论题,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,（1）根据给定的分离要求，计算进、出精馏装置各股物料的量和组成；（2）它的主要操作条件：包括操作压强、回流比（塔顶回流液量与 馏出液量的比值）和加料热状态等；（3）确定精馏塔所需的理论板数和加料位置；（4）塔板结构尺寸的计算，如塔径、塔高及

2、塔板结构尺寸；（5）计算冷凝器和再沸器的热负荷，确定其类型和尺寸。,一、板式精馏塔的设计计算任务、所需基本数据和基本工具,1.计算任务,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,2.所需基本数据,(1)进料情况 包括进料量、进料的组成、进料温度或汽化率。(2)分离要求 指定塔顶和塔底产品的组成来规定分离要求(3)相平衡数据 饱和蒸气压，txy图及yx图。(4)物理性质数据 热焓、汽化潜热、密度、粘度、表面张力等。,3.所需基本工具,(1)物料衡算(2)热量衡算(3)相平衡关系,二、全塔物料衡算（Overall material balance）,1.塔顶、塔底产品量的确定,总物料衡算,易挥发组分物料

3、衡算,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,三、理论板数的计算,(1)汽、液两相在板上充分接触混合，板上不存在温度差和浓度差；(2)离开塔板的汽、液两相达平衡，即离开理论板的两相温度相等，组成互成平衡。,理论板的概念（Concept of ideal plate）,（一）精馏段的物料衡算精馏段的操作线方程,总物料衡算式,易挥发组分衡算式,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,或,1.精馏段的物料衡算,2.恒摩尔流假定（Constant molal overflow hypothesis）,(1)各层板上液相的流量L1，L2Ln以及汽相的流量V1，V2，Vn均不相

4、同，求算理论塔板数除上面的物料衡算式外，需再作热量衡算和相平衡关系才能求算，计算会变得比较复杂。(2)恒摩尔流假定可以简化计算过程；(3)一些组分沸点接近的二元混合物接近恒摩尔流假定的情况。,恒摩尔流假定提出的原因：,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(1)恒摩尔汽化 假定在精馏塔的精馏段内，由每层板上升的汽相摩尔流率都相等，在提馏段也是如此。即,精馏段,提馏段,(2)恒摩尔溢流 假定在精馏塔的精馏段内，由每层板下降的液相摩尔流率都相等，在提馏段也是如此。,精馏段,提馏段,恒摩尔流假定的内容：,服从恒摩尔流假定的精馏过程，塔板上汽液两相接触时，有多少摩尔的

5、蒸汽冷凝，相应就有多少摩尔的液体汽化。因此该精馏过程属等摩尔反向扩散传质过程。,组分的摩尔汽化潜热相同。汽、液相接触时由于温度不同而传递的显热可以忽略。塔的保温良好，热损失可以忽略。,恒摩尔流假定成立的条件：,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,3.精馏段的操作线方程（Operating line）,在恒摩尔流假定下，精馏段的基本计算式为：,定义回流比:R=L/D,所以,精馏段的操作线方程,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,表示相遇两流组成的关系,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,若将上述精馏段物料衡算方程式标绘在y-x坐标图上，是一条过点（xD,xD)，斜率为R/(R+1)，截距为xD/

6、（R+1)的直线。故称精馏段物料衡算方程为精馏段操作线方程。,2.操作线方程（Operating line）,（二）提馏段的物料衡算提馏段的操作线方程,总物料衡算式,易挥发组分衡算式,1.提馏段的物料衡算,提馏段操作线方程,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,若将上述提馏段物料衡算方程式标绘在y-x坐标图上，则是一条过点（xW,xW)，斜率为L/(L-W)，截距为-WxW/(L-W)的直线。故称提馏段物料衡算方程为提馏段操作线方程。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,（三）进料段的物料衡算,1.进料的热状况及进料热状况参数,精馏段与提馏段的汽相和液相流量通

7、过进料段联系在一起的，对进料段作总物料衡算和热量衡算，可得：,进料段作总物料衡算,对进料段作热量衡算得：,(2),(1),由于相邻两层板的温度和浓度变化不大，故可认为,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,将式(1)代入上式消去V并整理可得,于是式(2)可以写成,即,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,令,当进料为汽、液混合物时，设进料的液化分率为q，对进料作热量衡算可得,q值称为进料热状况参数。,整理得,可见，当进料为汽、液混合物时，进料热状况参数q即为进料的液化分率。,2.进料段的物料衡算,(1)汽、液混合物进料，进料的液化分率为q，,(2)饱和液体进料，,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析

8、,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(3)饱和蒸气进料，q=0,(4)过冷液体进料，q1,(5)过热蒸气进料,q0,(HFHL),(HFHV),3.q线方程（精、提馏段交点的轨迹方程）,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,由于提馏段操作线截距往往很小，且为负值，作图既不方便又不准确，q线方程的提出为提馏段操作线的绘制提供了一条方便、准确的新途径。,两段操作线的交点方程式可由联解两操作线方程式而得,将上两式相减,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,所以由,得：,q线方程式,时,时,若将上述方程式标绘在y-x坐标图上，则是一条过点（xF,xF)，斜率为q/(q-1)，截距为-xF/(q-1)的直

9、线。故称该方程为q线方程。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,不同进料下的q值与q线,y,1.0,1.0,x,y-x线,P=constant,xF,0,e,q1,q=1,0q1,q=0,q0,过冷液体 q1,饱和液体 q=1,汽液混合物 0q1,饱和蒸汽 q=0,过热蒸汽 q0,借助于q线，提馏段操作线的做法：,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(四)逐板计算法求理论塔板数,在导出了精馏段和提馏段的操作线方程以后，可以交替使用操作线方程和相平衡关系来求得所需的理论板数。,若塔顶采用全凝器，则,精馏段需要n-1块理论板,

10、第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,提馏段需要m-1块理论板,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,在直角坐标上给出恒压下的平衡曲线y-x和对角线;作精馏段操作线;作q线;作提馏段操作线;在平衡线与操作线之间作梯级。,图解法求理论板数的步骤：,(五)图解法求理论塔板数,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,1.在直角坐标上给出恒压下的平衡曲线y-x和对角线,由相平衡数据在直角坐标上绘出恒压下的平衡曲线y-x和对角线,y,1.0,1.0,x,y-x线,P=constant,0,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,2.作精馏段操作线,精馏段操作线在y-x坐标图上是一条过点（xD,xD)，斜率为R/(R

11、+1)，截距为xD/（R+1)的直线。通过连接a(xD,xD),c(0,xD/(R+1)两点可得。,y,1.0,1.0,x,y-x线,P=constant,xD,0,a,c,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,3.作q线,由点(xF,xF)和斜率q/(q-1)作q线,xF,q线,e,d,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,4.作提馏段操作线,由点(xW,xW)和交点d作提馏段操作线,0,d,xW,b,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,5.在平衡线与操作线之间作梯级,d,1,2,3,4,图解法求理论板数时，操作线的更换以某梯级跨过两操作线交点来判断。将跨过交点的梯级定为加料板，板上汽、液组成与

12、进料组成最为相近，对一定分离任务，作图所得的梯级最少。,6.最宜的加料位置（Feed-plate location）,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,例题,在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合物。原料中含苯0.40(质量分率，下同)泡点进料，要求塔顶产品中含苯0.97，塔底产品中含苯0.02。原料流量为1500kg/h。回流比为3.5，操作范围内相对挥发度=2.46。试求：塔顶及塔底产品的流量,kmol/h；分别用逐板计算法及图解法求所需的理论塔板数及适宜进料位置。,四、实际塔板数及精馏塔的板效率（plate efficiency）,第五节 二元连续精馏塔

13、的计算与分析,塔板效率,全塔效率ET,板效率EmV、EmL,点效率EOV,1.全塔板效率（Overall efficiency）,全塔板效率ET（总板效率）为完成一定分离任务所需的理论塔板数N和实际塔板数NT之比：,ET 代表了全塔各层塔板的平均效率，其值恒小于1.0。一般由实验确定或用经验公式计算,如右图为烃类蒸馏应用较多的全塔效率图，图中曲线称为奥康奈尔（Ocommell）曲线。该曲线也可用下式表示：,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,2.板效率（Plate efficiency）,板效率又称默弗里（Murphree）板效率，可用气相单板效率EmV或液相单板效率EmL表示，其定义分别为,

14、xn,yn 离开第n板的液相与汽相的实际组成；yn*,xn*与离开第n板的液(汽)相组成xn(yn)成平衡的汽(液)相组成；,注意：单板效率是一块板的平均效率，板上各点的传质差异可进一步由点效率（Local efficiency）来表达。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,3.点效率,真正能够反映某一局部的传质情况的，是该处的局部效率，称之为点效率。点效率可以表示为：,点效率表示了某一处的汽、液相接触状况。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,凡是影响汽、液两相传质传热的因素均会对塔板效率有所影响。这些因素可以分为三大类：(1)物系的性质 如相对挥发度、粘

15、度、密度、表面张力、扩散系数等。相对挥发度影响传质推动力；粘度、密度影响板上流动情况；表面张力则与泡沫的生成、大小及稳定性有关；扩散系数影响传质系数。(2)塔板结构 主要包括塔板的类型及塔板间距、塔高、堰高等。(3)操作条件 主要指汽相通过塔板上的孔道的速度、温度、压强、气液相流率等，其中气速的影响十分重要。,4.塔板效率的影响因素,圈1,五、精馏塔的热量衡算,(一)全凝器的热量衡算,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,1.回流为过冷液体,对右图中的圈1作热量衡算,对右图中的圈1作总物料衡算,冷回流比,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,因为回流为过冷液体，LDL1,HLD,QC,xD,圈2,

16、，,对右图中的圈2作热量衡算,对右图中的圈2作总物料衡算,设经过顶层塔板后汽相组成变化不是很大(这在一般情况下是合理的)，HV1=HV2,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,圈1,对右图中的圈1作热量衡算,对右图中的圈1作总物料衡算,回流比,2.回流为饱和液体,因为回流为饱和液体LD=L1=L,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,对右图中的圈1作热量衡算,对右图中的圈1作总物料衡算,(二)部分冷凝器的热量衡算,圈1,整理，得,（三）再沸器的热量衡算,再沸器的热负荷可由再沸器的热量衡算求得，也可由全塔的热量衡算求得。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,若近似取,由物料衡算,由再沸器的热量衡算：

17、,（四）全塔的热量衡算,-进料的摩尔热焓；,-塔的热损失或冷量损失，一般根据操作情况估算。,理论板数塔顶冷凝器的热负荷塔釜再沸器的热负荷精馏过程的投资费用精馏过程的操作费用,六、主要操作因素分析,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(一)回流比(reflux ratio)R的影响及适宜回流比的选择,增大回流比R,精馏段和提馏段操作线靠近对角线，每一梯级的跨度增大，即每块理论板的分离能力增大。在此回流比下，达到同样的分离要求所需的理论板数减小，如右图所示。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,增大回流比对理论板数的影响,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,增大回流比R,精馏段和提馏段操作线靠近对

18、角线，每一梯级的跨度增大，即每块理论板的分离能力增大。在此回流比下，达到同样的分离要求所需的理论板数减小，如右图所示。,增大回流比对理论板数的影响,(1)R(2)D=0,W=0,F=0(3)精馏段和提馏段操作线为对角线y=x。(4)每层塔板的分离能力最大，所需的理论塔板数最少，以 Nmin表示，称为最少理论板数(Minimum number of plate）。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,1.全回流与最少理论板数（Total reflux and minimum number of plate）,回流量增大的极限是将塔顶汽相冷凝后全部送回顶层塔板作回流，称为全回流。,全回流时：,全回

19、流时的理论板数Nmin可用逐板计算法或图解法求得。对理想溶液，可由芬斯克（Fenske）方程直接计算得。,第 n 板汽液相平衡关系：,塔顶为全凝器时，y1=xD,全回流操作线：,离开第 1 块板的汽液平衡为：,2.芬斯克(Fenske)方程,对理想溶液,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,如此类推，可得第N+1块板（再沸器）下降液相组成为：,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,令,当变化不大时可取,芬斯克方程Fenske Equ,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,即,对于一定的进料和分离要求：R，精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动；进料不变则q线不变。操作线交点d将向平衡线靠近。R，提

20、馏段操作线也向平衡线移动。结论：R，达到指定分离程度所需理论板数将增多。,3.最小回流比(Minimum reflux ratio),第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,R，两操作线交点 d 落在平衡线上，所需的理论板数为无穷多，此时所对应的回流比为最小回流比。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,最小回流比的大小与相对挥发度、塔顶产品组成、进料组成及进料热状况有关。,式中ye,xe为q线和相平衡曲线交点的纵坐标和横坐标，即进料中平衡汽、液两相轻组分的摩尔分率。,最小回流比(Rmin)：,非理想物系的平衡线有下凹部分，R，交点d未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切（e点）。此时恒浓区出现在

21、e点附近，对应的回流比为最小回流比。,Rmin 公式计算同前，但式中xe与ye不是平衡数据，需由图上读出。,非理想物系的最小回流比,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,4.适宜回流比的选择（Optimum reflux ratio）,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,设计上常取：R=(1.1-2.0)Rmin,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(二）操作压力,对低压下的二元理想溶液,对多元物系,当压力较高时,P101.3KPa,P=101.3KPa,P101.3KPa,加压操作,常压操作,常压操作或减压操作,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,1.当进料及产品组成一定时，q值减小，精馏段所

22、需板数增多，提馏段所需板数减少，适宜的进料位置将下移；q值增大时，情况则相反。2.q值减小时，精馏所需的最小回流比将增大，通常操作回流比要增大，因此冷凝器的热负荷需增加。3.当F、D、W及回流比一定时，q值减小，可使再沸器热负荷QB减小。,(三）进料热状况,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(四）现成塔的操作分析,1.塔顶、塔底产品均不合格 增大回流比2.塔顶产品不合格，塔底产品超过分离要求 进料位置下移；增大回流比。3.塔顶回流量一定，增大再沸器汽化量对塔操作的影响 塔顶产品中轻组分浓度下降，塔顶温度升高；塔顶产品量增加，塔底产品量降低。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,七、二元精馏过

23、程的几种特殊情况,(一)塔底直接通入水蒸气,1.节省再沸器2.提馏段所需理论板数增加3.废水排量增加,对图中虚线圈作轻组分的物料衡算，得,提馏段操作线方程,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,理论板数图解分析,(一)塔底直接通入水蒸气,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(二)具有侧线抽出的精馏塔,在设计中常常是在一般精馏塔指定的变量的基础上还指定侧线抽出量及组成，求塔顶、塔底产品量及为完成此分离任务所需要的板数、侧线位置。,对右图中的精馏塔作物料衡算：,总物料衡算,轻组分衡算,1.塔顶、塔底产品量,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,2.所需要的板数、侧线位置,(1)精馏段上段操作线:,总物

24、料衡算式,易挥发组分衡算式,即,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(2)精馏段下段操作线,总物料衡算式,易挥发组分衡算式,即,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,（3）提馏段的操作线,总物料衡算式,易挥发组分衡算式,即,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,在图上做出三段操作线后即可如前作梯级求出所需的总理论板数和侧线抽出位置及进料位置。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(三)具有多股进料的精馏塔,如图所示为具有两个进料的精馏塔，此塔被分为三段，相应地有三条操作线。求精馏塔塔顶，塔底两端产品的量以及为完成分离任务所得的塔板数和两股进料的适宜进料位置仍使用物料衡算和相平衡，由图解求总板数及进

25、料位置，方法同前。,上段：,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,两进料口之间段,其中,提馏段,其中,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,(1)组分数：2-11；(2)值：；(3)压力；减压操作至4.24MPa(4)相对挥发度：；(5)最小回流比；(6)全回流下最小理论板数：3.4-60.30,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,八、理论板数的简捷求法,注意：使用该图计算时，条件应尽量与上述条件相近。,应用范围：,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,说明：,(1)图中N为在回流比下所需理论板数，N及Nmin均不包括再沸器；(2)吉利兰图不能应用于非理想溶液的精馏计算；(3）吉利兰图是双对数坐标，为使用计算机计算也可应用于下述关联式。,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,第五节 二元连续精馏塔的计算与分析,2.适宜进料位置,当精馏段和提馏段两段板数相差不多时可以认为,柯克布莱德经验公式则可较好地应用于一般情况(泡点进料),精馏段所需理论板数；,提馏段所需理论板数(包括再沸器)。,