精馏操作型计算.ppt

2020 3 28 第六章蒸馏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 2020 3 28 6 3二元连续精馏的分析与计算 计算项目 塔顶 或塔底 产量和浓度塔内物流量回流量塔板数或填料层高度进料位置塔径 2020 3 28 若组分A B的汽化潜热接近 则NA NB 2020 3 28 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 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忽略 3 塔设备保温良好 热损失可以忽略 2020 3 28 恒摩尔溢流 恒摩尔汽化 2020 3 28 1 全塔物料衡算 二 物料衡算和操作线 2020 3 28 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 2020 3 28 例每小时将15000kg含苯40 质量 下同 和甲苯60 的溶液 在连续精馏塔中进行分离 要求釜残液中含苯不高于2 塔顶馏出液中苯的回收率为97 1 试求馏出液和釜残液的流量及组成 以摩尔流量和摩尔分率表示 2020 3 28 解 苯的分子量为78 甲苯的分子量为92 进料组成 釜残液组成 原料液流量 依题意知 所以 全塔物料衡算 b 或 联立式a b c 解得 原料液的平均分子量 a c 2020 3 28 n 1 2020 3 28 说明 该方程表示了精馏段相邻两塔板下降液体组成 第n块板 和上升蒸汽组成 第n 1块板 之间的关系 即任一塔截面汽 液两相组成之间的关系 2020 3 28 操作线斜率大 意味着经过一块理论板后 汽相的增浓程度变大 液相的减浓程度变大 故操作线斜率大对精馏段的分离是有利的 液相减浓浓程度 思考 操作线斜率大 对精馏是否有利 2020 3 28 3 提馏段操作线方程 2020 3 28 斜率小 提馏段内塔板的分离能力高 2020 3 28 三 进料热状况的影响及加料线方程 2020 3 28 对加料板作总物料衡算和热量衡算 2020 3 28 2020 3 28 2020 3 28 思考题 1 已知原料为气液混合进料 气液量之比为3 4 则q 2 已知q 1 1 则加料中液体量与总加料量之比为 A 1 1 1B1 1 1C1 1D0 1 1 2020 3 28 q线方程 2020 3 28 q线方程 2020 3 28 图示 1 精馏段操作线 2 q线 3 提馏段操作线 精馏段操作线 提馏段操作线 q线三线必交于一点三线的特点是都必通过对角线一点由两条直线可以得到另一条直线 注意 2020 3 28 可见 q的值不影响精馏段操作线 但对提馏段操作线有影响 3 进料状态参数对操作线的影响 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 q线方程 2020 3 28 不同进料热状态时的q线和对提馏段操作线的影响 说明 q 提馏段操作线斜率增大 提馏段操作线方程经变换 与xD xW xF q R有关 注意q的两个特殊值 饱和液体进料 q 1饱和蒸汽进料 q 0 2020 3 28 q线的作法 1 在对角线上作e点 y x xF 2 过e点作斜率q q 1 的直线 进料焓值 温度 增加 q值减小 则q线与精馏操作线的交点 相应加料热状态下两操作线的交点 沿着精馏操作线朝x y减小的方向移动 从塔设备的角度 这意味着加料板位置下移 q线与精馏段操作线的交点即为两操作线的交点 仅需将此点与对角线上的x xW y xW点联结 即得提馏段操作线 实际应用中 常用此法作提馏段操作线 加料热状态对操作线交点的影响 2020 3 28 例题 一连续精馏塔 泡点进料 已知操作线方程如下 精馏段y 0 8x 0 172提馏段y 1 3x 0 018求原料液 馏出液 釜液组成及回流比 2020 3 28 解 由精馏段操作线方程 得R 4 得xD 0 86 将提馏段操作线方程与对角线方程y x联立 解得x 0 06 即xw 0 06 将两操作线方程联立 解得x 0 38 因是泡点进料 q 1 q线垂直 两操作线交点的横坐标即是进料浓度 xF 0 38 2020 3 28 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 2020 3 28 kcal kg 苯和甲苯的平均比热Cp l 0 45kcal kg 蒸汽的平均比热Cp v 0 30kcal kg 泡点温度93 露点温度99 5 分析 求W D 全塔物料衡算 求V L 已知R 求 解 1 产品量 2020 3 28 2020 3 28 2 上升蒸汽量及回流量 精馏段 2020 3 28 3 47 进料时 将料液由47 升温到93 所需的热量为 继续加热 2020 3 28 饱和蒸汽进料时 2020 3 28 已知 确定完成分离任务所需的理论塔板数 计算方法 1 逐板计算法 2 图解法 1 逐板法 三 理论塔板层数的求法 2020 3 28 1 逐板计算法条件 塔顶蒸气在冷凝器中全部冷凝 泡点回流 2020 3 28 操作线方程改为提馏段操作线方程 直到 则n为所需的理论板数 2020 3 28 塔底再沸器相当于一块理论板 故塔内理论板数为N 1 应注明N 包括或不包括釜 应该清楚每一步计算和塔板情况的对应关系 注意 2 图解法 作平衡曲线 由D xD xD 和b xD R 1 作精馏段操作线 由F xF xF 点和K q q 1 作q线 由xD xF xW作垂线与对角线交于D F W点 由交点Q xq yq 和W xW xW 作提馏段操作线 由D点开始 在平衡线与操作线之间画梯级求N 2020 3 28 2020 3 28 所画的总阶梯数就是全塔所需的理论塔板数 包含再沸器 跨过点d的那块板就是加料板 其上的阶梯数为精馏段的理论塔板数 理论板12 8块 包括再沸器 其中精馏段5 7块 提馏段板数 11 8 5 7 6 1块 加料板在第6块 2020 3 28 思考 为什么一个梯级代表一个理论板 2020 3 28 汽 液通过任一理论塔板时组成的变化 说明 2020 3 28 水平线长度 通过第n板液相组成变化垂线长度 通过第n板气相组成变化 梯级的意义 2020 3 28 图解方法的优点避免了繁琐的计算 形象直观 便于理解和分析实际问题 进料热状态参数q的影响 q Kq Q点右移 提馏段操作线与平衡线距离 提馏段各塔板分离能力 N 2020 3 28 影响N的因素分析 N决定于 操作线 xD xW R xF q 实际生产中的进料热状态参数由前一工序决定 平衡线 物系 T P xD xW 分离要求提高 则N 6 5 4进料位置的选择 1 进料位置的讨论 a 进料位置确定原则 两操作线交点Q所在梯级 2020 3 28 b Q点为最优进料位置的分析上移或下移均对分离不利 导致N增加 提前进料 2020 3 28 滞后进料 2020 3 28 五 回流比的影响及其进料选择 1 回流比对精馏操作的影响 R R L V R 2020 3 28 R R Rmin N N Rmin R 2020 3 28 说明 R N 塔设备费 2020 3 28 L V 2 全回流和最少理论板数Nmin 应用 开工 科研 设计 2020 3 28 最小理论板数的确定 图解法 逐板计算法 a 图解法 在平衡线与对角线之间画梯级 直至xn xw为止 2020 3 28 b 逐板计算法 计算思想 由xD始 依次反复应用平衡关系与操作关系 直至xn xw为止 平衡关系 对第n块板 n 第n块板A组分对B组分的相对挥发度 操作关系 2020 3 28 当塔顶为全凝器时 y1 xD 板序号平衡关系操作关系 1 2 n 整理得 2020 3 28 达到规定的分离要求时 对双组分 Fenske方程 xN xW 相对挥发度 随溶液组成而变化 如取平均相对挥发度 则 当塔底与塔顶的相对挥发度 相差不大时 则 包括塔釜 2020 3 28 a 定义 回流比减小 两操作线同时向平衡线靠近 所需理论板数增加 继续减小至交点Q移至平衡线上时 点 则所需的理论板数无穷多 对应的回流比称为最小回流比Rmin 3 最小回流比Rmin 为完成某一分离要求 所需的理论塔板数为无穷多时的回流比称为最小回流比 2020 3 28 b 计算 设 xe ye 则 2020 3 28 也可由精馏段操作线在y轴上的截距yC确定 2020 3 28 y x e y x e 恒浓区在精馏段 恒浓区在提馏段 2020 3 28 思考 当操作中选用的回流比比设计时的最小回流比还要小时 塔能否操作 将出现什么现象 2020 3 28 4 适宜回流比的选择 R 1 1 2 Rmin 2020 3 28 对于精馏设计 除选定R外 还需选定进料热状态 即确定q值 如何选择q呢 先看例子 在相同的操作压强分离要求和R下 某体系精馏所需总理论板数与q之间存在如下关系 5 加料热状态的选择 2020 3 28 由此可见 R一定 q值愈小 即进料前经预热 使其温度升高 由冷液变为饱和蒸汽后加入塔内所需的总板数NT增多 2020 3 28 若F xf xD xw QR给定 试问q NT 若再沸器面积已选定 即QR给定 问题为 思考 2020 3 28 同样以全塔热量衡算来分析 QR一定 则 提馏线斜率 又 当q 1 q V 又 D一定 R 精馏段操作线远离平衡线 NT 但需指出 这是以增加能耗为代价的 但 Qf QR QC 综上分析 在热耗不变的情况下 热量应尽可能在塔底输入 使所产生的汽相回流能在全塔中发挥作用 而冷却量应尽可能施加于塔顶 使所产生的液体回流能经过全塔发挥最大的效能 2020 3 28 有的同学可能会问 照此讲 工厂中精馏塔进料只有冷液进料了 不存在其它进料情况了 工业上有时采用热态或冷态进料 其目的不是为了减少理论板数 而是为了减少再沸器或塔釜的加热负荷 尤当塔釜温度过高 物料易产生聚合 结焦时 这样做更为有利 另外 加料热状态多与前一工序有关 若前一工序输出的是饱和蒸汽 一般就以饱和蒸汽进塔 不必冷凝成液态再进塔 换个角度 精馏操作型计算命题中 当NT F xf R一定 q xD xw 反之亦然 2020 3 28 R Rmin NT和Nmin的关系可以用吉利兰 Gilliland 图表示 六 理论板数的捷算法 2020 3 28 注意 NT Nmin均已包括釜 曲线可近似表示为 简捷法具体步骤是 1 根据精馏给定条件计算Rmin 2 由Fenske方程及给定条件计算Nmin 2020 3 28 3 计算 4 查得 5 计算 说明 简捷法主要用于对理论塔板数的初估 2020 3 28 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 2020 3 28 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 液相单板效率 2020 3 28 1 单板效率EmV EmL 2020 3 28 2 全塔效率E0 又称总板效率 其定义为 其值一定小于1 多数在0 5 0 7之间 2020 3 28 E0与Em数值上不一定相等 E0大 则表明Em一定大 但反过来 Em大 则E0不一定大 这是因为 板和板之间传质会相互影响 可能存在着各种不利的操作现象 如漏液 雾沫夹带 液泛等 思考 单板效率Em与全塔效率E0有何关系 2020 3 28 1 流动状况 汽 液相的流速 2 物性参数 主要为汽液两相的物性如密度 粘度 表面张力 相等挥发度 扩散系数等 3 塔板结构参数 主要为塔板的结构如塔板型式 板间距 板上开孔和排列情况等 4 操作参数 温度 压力等 思考 影响塔板效率的因素 七 塔板效率与实际塔板数 2020 3 28 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 2020 3 28 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L ILm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 2020 3 28 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 2020 3 28 习题课 公式 操作条件包括 进料状况 F xF q R操作压力P 操作温度T冷凝器热负荷V 再沸器热负荷V D W 2020 3 28 习题课 例1设计型问题组成为xF 0 45的原料以汽液混合状态进入精馏塔 其中汽液摩尔比为1 2 塔顶xD 0 95 以上均为摩尔分率 塔顶易挥发组分回收率为95 回流比R 1 5Rmin 塔釜间接蒸汽加热 相对挥发度 2 5 试求 1 原料中汽相和液相组成 2 列出提馏段操作线方程 2020 3 28 汽液摩尔比为1 2 解 1 原料中汽相和液相组成 设原料中汽相组成为ye 液相组成为xe 则 2020 3 28 2 列出提馏段操作线方程 2020 3 28 2020 3 28 1 NT不变 泡点进料 讨论xD xW如何变化 a xF 其它不变 D W不变 结论 xD xW 操作型计算 xF 对xD xW的影响 2020 3 28 b 加料板位置上移 结论 xD xW 加料板位置 对xD xW的影响 2020 3 28 c R 结论 xD xW R 对xD xW的影响 2020 3 28 d q R不变 D不变 V 结论 xD xW q 对xD xW的影响 2020 3 28 一个正常操作的精馏塔 泡点进料 塔顶塔底产品均合乎要求 由于某种原因 xF 问 1 此时产品组成将有何变化 2 若维持xD不变 可采用哪些措施 并比较这些方法的优缺点 2020 3 28 练习一操作中的常压连续精馏塔分离某混合液 现保持塔顶馏出液量D 回流比R 进料状况 F xF q 不变 而减小操作压力 试分析xD xW如何变化 解 2020 3 28 2020 3 28 例3操作型计算如图所示的精馏塔由一只蒸馏釜及一层实际板组成 料液由塔顶加入 进料热状况参数q 1 xF 0 20 摩尔分率 下同 今测得塔顶易挥发组分的回收率为80 且xD 0 30 系统相对挥发度为3 0 试求 1 残液组成xw 2 该层塔板的液相默弗里板效EmL 设蒸馏釜可视为一个理论板 q 1 xF 0 20 xD 0 30 80 3 0 2020 3 28 解 1 残液组成xw q 1 xF 0 20 xD 0 30 80 3 0 2020 3 28 y1 xF x1 yw 2 该层塔板的液相默弗里板效EmL q 1 xF 0 20 xD 0 30 xW 0 0859 3 0 2020 3 28 2020 3 28 例4某连续操作精馏塔如图所示 已知料液摩尔组成xF 0 2 料液以饱和液体状态直接加入塔釜 塔顶设全凝器 全塔共两块理论板 包括塔釜 塔顶摩尔采出率D F 1 3 回流比R 1 泡点回流 此条件下物系的相平衡关系可表示为y 4x 试计算xW xF 0 2 D F 1 3 R 1 y 4x 饱和液体 2020 3 28 y 4x 2020 3 28 九 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 2020 3 28 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 2020 3 28 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 2020 3 28 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 2020 3 28 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提馏段操作线方程相同 2020 3 28 各段操作线交点的轨迹方程分别为 2020 3 28 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 2020 3 28 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 2020 3 28 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 2020 3 28 恒摩尔流动 直接加热时提馏段操作线