【化工原理 课件】第一章 精馏第六次课

1、1,有些塔并不是只从塔顶、塔底各取出一个产品，而是取出几种产品。如，有些进料中含有少量易挥发污染物，采用多出料口特别有效，此时塔顶取出污染物，而在精馏段某处抽出所希望的产品。,2. 多侧线出料,2,图中表示表示两股产品D、P从精馏段取出。,也可以在提馏段取侧线。两种情况的操作原理的分析方法相同。,3,对于侧线以上：精馏段操作线方程不变,在精馏段侧线取产品时，各物理量之间的关系：,4,侧线之下：操作方程要看取出侧线产品的 相态。,1、液相取出,Lp = L P , Vp =V,由右图作总物料衡算,抽出液量为P时，由上图对易挥发组分 作物料衡算,5,由上两式得：,6,抽出量为P时，由图得,Lp =

2、 L , Vp = V + P,联立上两式，得,2、气相取出,7,1.4.7 回流比Reflux ratio的选择,1. 回流比R对设计的影响,R增大时，精馏段操作线斜率R/(R+1)增大，则操作线远离平衡线， 传质推动力增大，NT减少，可降低塔的高度 R的增加,塔内气、液两相流量增加，从而引起再沸器热负荷提高，使精馏过程能耗增加，塔径增加V=(R+1)D； V=V-(1-q)F R，全回流Full reflux,8,R对理论板数的影响,9,2. 最小回流比Rmin,R减小，使操作线交点向平衡移动，推动力减小，NT增加，使塔增高。 当R继续减小，使两操作线交点落在平衡曲线上E点。NT=，Rmi

3、n。,10,3. Rmin的求法,图解法 （xe,ye)由平衡线和进料方程求得。 解析法 R=Rmin时，操作线方程，平衡方程和q线方程交于一点e 联立求解三方程,Rmin, (xe,ye),11,4. 其他体系和操作的最小回流比,特殊体系，如图所示。通过精馏操作线的斜率或截距确定Rmin。,12,5. 回流比的优化,Rmin，NT= , 塔为无穷高，投资费用直线上升为无穷大。 R增大，精馏操作线远离平衡线，NT下降，塔高降低，设备费减少，但V, V增加，塔径和塔顶和塔釜换热器面积增加；塔顶冷凝量和塔釜加热量增加，操作费升高。,总费用与R的关系先急剧下降，而后上升 以获得精馏总成本最低的回流比

4、为最优回流比Optimal reflux ratio。 R=1.12Rmin,13,1.4.8 理论塔板简捷计算方法,1. 最少理论板数 Nmina.全回流操作 ，R=, F=0, W=0; D=0。故 L=V，两操作线斜率均为1，并与对角线重合 塔内无精馏段和提馏段之分，其操作线方程可表示为：yn+1=xn,F,W,D,R,14,由于全回流操作时，操作线离平衡线最远，所需理论板数最少，并称其为最小理论板数 Nmin Nmin 由芬斯克方程求得： 该方程也可用于多组分精馏，其区别是以轻、重关键组分的分离代替双组分精馏中易、难挥发组分的分离,15,将R、Rmin、N、Nmin四个参数进行定量的关

5、联。称为Gillilad图。,2. 简捷计算法,N-Nmin/N+2,16,简捷法具体步骤,根据精馏给定条件计算Rmin 由Fenske方程及给定条件计算Nmin 计算横坐标值 找出纵坐标值， 解得理论板数。,17,1.4.9 实际塔板数和塔板效率Tray efficiency,实际情况下，塔盘结构、操作条件及物系等复杂条件导致气、液两相在塔板上流动和接触状态的不同，影响传热、传质过程，离开塔板气、液两相达不到平衡，即分离能力小于给定条件的理论板，实际塔板数大于理论板数。,1.全塔效率Whole tower efficiency 设全塔实际塔板数为NP，理论板数NT，该塔的全塔效率ET为： E

6、T=NT/NP 全塔效率是反映全塔综合情况, 表示实际塔板接近理论板的程度. 影响因素：物系性质、 操作条件、 塔板结构,18,2.单板效率Single tray efficiency，默弗里（Murphree）效率,19,1. 在连续精馏塔中，分离某二元理想溶液。进料为汽-液混合物进料，进料中气相组成为0.428，液相组成为0.272，进料平均组成xf=0.35，假定进料中汽、液相达到平衡。要求塔顶组成为0.93（以上均为摩尔分率），料液中易挥发组分的96%进入馏出液中。取回流比为最小回流比的1.242倍。试计算：（1）塔底产品组成；（2）写出精馏段方程；（3）写出提馏段方程。,20,解题思路,21,解题过程,22,23,24,25,26,常压下用连续精馏塔分离含苯44的苯一甲苯混合物。进料为泡点液体，进料流率取100kmolh为计算基准。要求馏出液中含苯不小于 94。釜液中含苯不大于8（以上均为摩尔百分率）。设该物系为理想溶液相对挥发度为2.47塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为3。试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。 由全塔物料衡算：F=W+D Fxf=WxW+DxD 将已知值代入，可解得D41.86kmol/h, W=58.14kmol/h 精馏段操作方程为 提馏段操作方程为 泡点液体进料时q=1，故提馏段操作方程为,27,相平衡方程为