5.3液体的精馏3.doc

化工基础（教案）授课题目连续精馏理论塔板数的计算授课类型理论首次授课时间年 月 日学时4教学目标精馏塔物料衡算、操作线方程及q线方程，图示及应用；理论塔板数的计算。重点与难点（1）两操作线方程及q线方程，图示及应用，它们之间的相互联系；（2）理论塔板数的计算逐板计算法和图解法；教学手段与方法讲解教学过程：（包括授课思路、过程设计、讲解要点及各部分具体内容、时间分配等）复习板书连续精馏理论塔板数的计算连续精馏装置流程工业生产中常常采用如图所示的流程进行操作。连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或称再沸器）等。精馏塔常采用板式塔，也可采用填料塔。加料板以上的塔段，称为精馏段；加料板以下的塔段（包括加料板），称为提馏段。连续精馏装置在操作过程中连续加料，塔顶塔底连续出料，故是一稳定操作过程。塔板的作用是提供气液分离的场所；每一块塔板是一个混合分离器，并且足够多的板数可使各组分较完全分离。因此每一块塔板是一个混合分离器，经过若干块塔板上的传质后（塔板数足够多），即可达到对溶液中各组分进行较完全分离的目的。每层塔板上都发生部分气化和部分冷凝，各层塔板提供一定的的接触时间，使蒸气液体两相发生传热和传质过程。凡蒸气液体两相接触后，能达到平衡的一次相分离称为一个理论级(theoretical plate)。向上往塔顶方向，蒸气中易挥发组分越来越富集；向下往塔底方向，液体中难挥发组分越来越富集。塔顶必须有回流(reflux)。没有回流，塔内部分气化和部分冷凝不能稳定持续进行，精馏目的无从实现。应在塔底安装加热器（再沸器）使馏残液部分气化。进料的组成与进料板上液体的组成相近。进料板以上的区域称为精馏段(rectifying section)；进料板以下的区域称为提馏段(stripping section)。一、连续精馏计算的假设在进行精馏过程的计算之前，为了计算的简便，先做如下假设：（1）回流液的温度为泡点温度；（2）塔身是绝热的，没有热损失；（3）根据各组分的摩尔气化热相等的设定，各层塔板上气化和冷凝的物质的量相等；全凝器进料馏出液馏残液再沸器（4）塔内各块塔板为理论板。二、连续精馏的物料衡算1、全塔的物料衡算总物料衡算： 易挥发组分衡算：分别为馏出液和釜液的采出率收率的定义.在精馏计算中,分离程度除用表示外，有时还有回收率表示：塔顶易挥发组分回收率：塔底难挥发组分回收率：2、精馏段操作线方程总物料衡算：易挥发组分衡算：精馏段操作线表示精馏段任何两层塔板间蒸气和回流这两股物流的组成之间的相互关系。3、提馏段操作线方程总物料衡算：易挥发组分衡算：提馏段操作线:表示提馏段任何两层塔板间蒸气和回流这两股物流的组成之间的相互关系。x0y。气液平衡线4、进料热状况的影响 加料的热状态（共5种）在实际生产中，加入精馏塔中的原料液可能有一下五种不同的热状况：a. 温度低于泡点的过冷液体；b. 温度等于泡点的饱和液体；c. 温度介于泡点和露点之间的汽、液混合物；d. 温度等于露点的饱和蒸汽；e. 温度高于露点的过热蒸汽。对加料板作物料衡算：对加料板作热量衡算：注意：在热量衡算式中已经应用了恒摩尔流假设，即认为不同的温度和组成下的饱和液体焓及气化潜热均相等：进料热状况参数：提馏段操作线方程：a、冷液体进料：b、饱和液体进料：c、气液混合物进料：d、饱和蒸气进料e、过热蒸气进料进料操作线方程精馏段物料衡算：提馏段物料衡算：进料操作线方程(q 线方程)：q 线方程是精馏段、提馏段操作线交点的轨迹方程a、冷液体进料：b、饱和液体进料：c、气液混合物进料：d、饱和蒸气进料e、过热蒸气进料三、理论塔板数的确定双组分连续精馏塔所需理论板数，可采用逐板计算法和图解法。1、逐板计算法假设塔顶冷凝器为全凝器，泡点回流，塔釜为间接蒸汽加热，进料为泡点进料如图612所示。因塔顶采用全凝器，即y1=xd 624而离开第1块塔板的x1与y1满足平衡关系，因此x1可由汽液相平衡方程求得。即 625第2块塔板上升的蒸汽组成y2与第1块塔板下降的液体组成x1满足精馏段操作线方程，即 626同理，交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程，直至计算到xnxq(即精馏段与提馏段操作线的交点)后，再改用相平衡方程和提馏段操作线方程计算提馏段塔板组成，至xwxw为止。现将逐板计算过程归纳如下：相平衡方程： x1 x2 x3 xnxq-xwxw图6-13 理论板数图解法示意图操作线方程： xd=y1 y2 y3在此过程中使用了几次相平衡方程即可得到几块理论塔板数（包括塔釜再沸器）。例：在一常压连续精馏塔内分离苯-甲苯混合物，已知进料液流量为80kmol/h，料液中苯含量40%（摩尔分率，下同），泡点进料，塔顶流出液含苯90%，要求苯回收率不低于90%，塔顶为全凝器，泡点回流，回流比取2，在操作条件下，物系的相对挥发度为2.47。用逐板计算法计算所需的理论板数。解： 根据苯的回收率计算塔顶产品流量：有物料恒算计算塔底产品的流量和组成：已知回流比r=2，所以精馏段操作线方程为： （1）提馏段操作线方程： （2）相平衡方程式可写成： （3）利用操作线方程式（1），式（2）和相平衡方程式（3），可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝器，则：由（3）式求得第一块板下降液体组成：利用精馏段操作线计算第二块板上升蒸气组成：交替使用(1)式和（3）式直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为至。计算结果见例65附表例65附表各层塔板上的汽液组成12345678910y0.90.8240.7370.6520.5870.5150.4190.3060.1940.101x0.7850.6550.5280.4310.365xf0.3010.2260.1510.0890.044xw精馏塔内理论塔板数为10-1=9块，其中精馏段4块，第5块为进料板。2、图解法应用逐板计算法求精馏塔所需理论板数的过程，可以在y-x图上用图解法进行。具体求解步骤如下：1、相平衡曲线 在直角坐标系中绘出待分离的双组分物系y-x图，如图622。2、精馏段操作线 3、提馏段操作线 4、画直角梯级 从a点开始，在精馏段操作线与平衡线之间作水平线及垂直线，当梯级跨过q点时，则改在提馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，直至梯级的水平线达到或跨过b点为止。其中过q点的梯级为加料板，最后一个梯级为再沸器。最后应注意的是，当某梯级跨越两操作线交点q时（此梯级为进料板），应及时更换操作线，因为对一定的分离任务，此时所需的理论板数最少，这时的加料板为最佳加料板。加料过早或过晚，都会使某些梯级的增浓程度减少而使理论板数增加。 3、全回流和最小理论塔板数在精馏过程中，回流比的大小直接影响精馏的操作费用和设备费用。回流比有两个极限，一个是全回流时的回流比，一个是最小回流比。生产中采用的回流比界于二者之间。1）全回流的特点全回流即塔顶上升蒸气经冷凝器冷凝后全部冷凝液均引回塔顶作为回流。全回流时塔顶产品量d=0，塔底产品量w=0，为了维持物料平衡，不需加料，即f=0（图630）。全塔无精馏段与提馏段之分，故两条操作线应合二为一。 全回流比时回流比为： 全回流时的操作线方程式为 ： 634由图中可见，全回流时操作线距平衡曲线最远，说明理论板上的分离程度最大，对完成同样的分离任务，所需理论板数可最少，故是回流比的上限。2）全回流时理论板数的确定全回流时的理论板数除用上述的(yx)图解法和逐板计算法(与前同)外，还可用芬斯克方程进行计算，即： 645（b）式中：nmin全回流时所需的最少理论板数（不包括再沸器）；-全塔平均相对挥发度。式（645）称为芬斯克公式，用于计算全回流下采用全凝器时得最少理论板数。由上述分析可知，因全回流时无产品，故其生产能力为零，可见它对精馏塔的正常操作无实际意义，但全回流对精馏塔的开工阶段，或调试及实验研究具有实际意义。4、最小回流比在精馏塔计算时，对一定的分离要求(指定xd，xw)而言，当回流比减到某一数值时，两操作线交点d点恰好落在平衡线上，相应的回流比称为最小回流比，以rmin表示。在最小回流比条件下操作时，在d点上下塔板无增浓作用，所以此区称为恒浓区（或称挟紧区），d点称为挟紧点。因此最小回流比是回流比的下限。最小回流比可用作图法或解析法求得。图6-18 最小回流比1）、作图法求ae线的斜率为： 646整理上式得： 647式中xq，yq为q线与平衡线交点的坐标，可用图解法由图中读得，或由q线方程与平衡线方程联立确定。2）、解析法当进料热状态为泡点液体进料时，xq=xf： 649若为饱和蒸汽进料，yq=xf： 6503）、非理想体系的最小回流比d点坐标（xq，yq）可由图中读出，仍可采用（647）式计算出rmin。图6-19 不同平衡线形状的最小回流比5、适宜回流比的选择精馏操作存在一适宜回流比。在适宜回流比下进行操作，设备费及操作费之和为最小。在精馏设备的设计计算中，通常操作回流比为最小回流比的1.12 倍。即： 。6、简捷法图6-20 适宜回流比