化工原理精馏课件

内容回顾（1）无中间加热及冷凝器的多次部分气化和多次部分冷凝一、精馏原理（2）顶部回流及底部气化是保证精馏过程稳定操作的必不可缺少的条件。（3）精馏操作流程（4）相邻塔板温度及浓度的关系二、理论塔板三、恒摩尔流假定FxF=DxD+WxWF=D+W四、全塔物料衡算FDWL’V’L’V’VL二.操作线方程(一)精馏段操作线总物料衡算:V=L+D易挥发组分衡算:Vyn+1=Lxn+DxD令：回流比于是：精馏段操作线方程式•(xD,xD)进料xFV,y1L,xDD,xD12nn+1x1x2y2ynxnLyn+1V【例1】在连续精馏塔中分离某理想二元混合物。已知原料液流量为100kmol/h，组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），提馏段下降液体量与精馏段相等，馏出液组成为0.98，回流比为2.6。若要求易挥发组分回收率为96%，试计算：(1)釜残液的摩尔流量；(2)提馏段操作线方程。解：(1)釜残液的摩尔流量由总物料恒算：F=D+WD=48.98kmol/h

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

(2)提馏段操作线方程由易挥发组分恒算：FxF=DxD+WxW由回流比的定义：L=RD=2.6×48.98=127.35kmol/h

L=127.35kmol/h

因此提馏段操作线方程：WxW=FxF-DxD=100×0.5-48.98×0.98=1.9996kmol/h

xW=0.0392【例】某连续精馏操作分离二元混合溶液，已知操作线方程：精馏段：y=0.80x+0.16;提馏段：y=1.40x-0.02已知xF=0.35,求塔顶易挥发组分及塔底难挥发组分的收率及回流比.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易挥发组分物料恒算：xF=0.35D/F=0.4W/F=0.6求及§1.4.4进料热状况对操作线方程的影响其进料状态可有以下几种:(1)冷液进料(A点)；(2)饱和液体(泡点)进料(B点)；(3)汽液混合物进料(C点)；(4)饱和蒸汽(露点)进料(D点)；(5)过热蒸汽进料(E点)。温度℃x(y)•A•B•C•D•EF,IFV,IVL,ILV,IVL,IL一.进料热状况参数总物料衡算：热量衡算F+V+L=V+LFIF+VIV+LIL=VIV+LIL近似认为：IV=IVIL=IL令：且：q值称为进料的热状况参数。当原料为气液混合物、饱和液体或饱和蒸汽时，q表示原料液当中的液相分率，即原料液中的液相量为qF,气相量为(1-q)F。FIF+VIV+LIL=VIV+LIL2.精馏塔的进料热状况带入F+V+L=V+L中又可得到：V=V+(1-q)FLVLVF饱和液体(1)饱和液体进料——泡点进料此时，IF=ILq=1原料液全部与精馏段下降液体汇合进入提馏段。L=L+FV=VL=qF+LLVLVF过热蒸汽(4)气液混合进料IV>IF>IL0<q<1进料为气液混合，气体进入精馏段，而液体进入提馏段。L=L+qFV=V+(1-q)F(5)过热蒸汽进料IF>IVq<0过热蒸汽不仅会与提馏段上升蒸汽汇合进入精馏段，而且会释放热量使部分精馏段的下降液体气化，因而：L<LV>V+F气液混合进料LVLVFqF(1-q)F根据q的定义，L=L+qF带入提馏段操作线方程：【例】某二元混合液含易挥发组分0.35，泡点进料，经连续精馏塔分离，塔顶产品浓度xD=0.96，塔底产品浓度xw=0.025（均为易挥发组分的摩尔分率）,设满足恒摩尔流假设。试计算塔顶产品的采出率D/F。若回流比R=3.2，泡点回流，写出精馏段与提馏段操作线方程。解：(1)物料恒算：总物料：F=D+W易挥发组分：FxF=DxD+WxW由已知条件：xF=0.35xD=0.96xw=0.025D/F=0.3476(2)精馏段操作线方程：(3)提馏段操作线方程D/F=0.3476饱和液体进料，q=1W/F=1-0.3476=0.6524rm=r1x1+r2x2CPm=CP1x1+CP2x2（2）饱和液体进料q=1（3）饱和蒸汽进料q=0rm=0.46×30420+0.54×33212=31927.68kJ/kgCPm=0.46×141.18+0.54×167.44=155.4kJ/(kg·℃)一、逐板计算法（已知）

平衡关系操作关系1）精馏段平衡关系操作关系……泡点进料精馏段n-1层1-4-4理论板层数的求法其他进料状态时，计算至xnxq注：xq为两条操作线交点2）提馏段（已知）提馏段操作线……平衡关系操作关系结论：提馏段理论板数＝m－1再沸器全塔理论板数NT=(n-1)+(m-1)（不含再沸器）其中精馏段理论板数NT1＝n－1（或注明第n块为加料板）1.q线方程二.图解法求理论板层数q线方程xy(xF,xF)xy(xW,xW)(xD,xD)2.精馏段操作线的画法xyxDa•定a(xD

,xD)•b在y轴上定b(0,xD

/(R+1))连接ab3.提馏段方程画法xF•ef定c(xW

,xW

)•cxW连接cf画q线定e(xF,xF)由q线斜率定ef4.图解法求理论板层数e•xFc•xW•axDfd•bxy12345678y1x1y2x1(xn)x26.适宜的进料位置12345678910xy12345678910xy123456789yx【例】在一连续精馏塔内分离某理想二元混合物。已知进料量为100kmol/h，进料组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），露点进料；釜残液组成为0.05；塔顶采用全凝器；操作条件下物系的平均相对挥发度为2.303；精馏段操作线方程为y=0.72x+0.275。试计算：（1）塔顶轻组分的收率；（2）所需的理论板层数。解：（1）塔顶轻组分的收率塔顶轻组分的收率=由精馏段方程y=0.72x+0.275可得：R=2.571xD=0.982例.用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯0.44（摩尔分率，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于0.0235，操作回流比为3.5，试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。（1）原料液为20℃的冷液体；（2）原料液为液化率为1/3的气液混合物。已知：操作条件下苯的气化潜热389kJ/kg,甲苯的气化潜热360kJ/kg，气液平衡数据见附表。温度，℃50.1859095100105110.6p0A,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0p0B,kPa40.046.054.063.374.386.0101.33解：先利用所给的平衡数据画出气液平衡关系曲线xy（1）原料液为20℃的冷液体在对角线上定出a(xD,xD),e(xF,xF),c(xW,xW)三点；a(xD,xD)e(xF,xF)c(xW,xW)画精馏段操作线ab，截距xD/(R+1)=0.975/(3.5+1)=0.217b画q线eft2为泡点温度设t2=93℃由附表查出相应的p0A，p0B由泡点方程计算xA与xF=0.44相比较检查结果的正确性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=rmrm=0.44*30342+0.56*33120=31900kJ/kmolCpm=0.44*143.52+0.56*169.28=158kJ/kmolIV