36 第九章 液体精馏5.pptx

第1页：双组分精馏的设计型计算

双组分精馏的设计型计算

第五节双组分精馏的设计型计算η=DxDFxffDwF⋅x=Dx+Wx物衡式∮F=D+W一、理论板数的计算1、精馏设计型计算的命题根据分离要求选择操作条件，计算所需的理论塔板数。

分离要求：对塔顶、塔底产品的质量和产率提出要求，一般用有用组分的产率或回收率来表示

第2页：回流比

回流比

一般F、xf已知，两个方程，四个未知数，若选定两个，则剩下两个可求出来，所以，规定分离要求时只能指定两个。即：a、（xD，D）b、（xw，W）c、（η，xD）进行设计的数据还不足、需要选参数。选P、R（回流比）、q（进料状态）P——加压、减压、常压。R——增大，操作费用增加确定：塔板数N

第3页：一、物料衡算

一、物料衡算

2、逐板计算法DXDy2x1x2yNxN-1Lx0方法一、物料衡算式和平衡关系交替使用连续精馏塔，塔顶全凝器，泡点回流Vy1对全凝器作物衡算：N-1NVy+Lx=Lx+VyVy=Lx+Dx⇒Vy2−Lx1=Vy1−Lx0=DxD201110D⇒Vy1−Lx0=DxD第一块板：V=L+D全凝器:

第4页：第二块板

第二块板

⇒xy=x`1`11111x0=xD=y1−Lx2=DxD......−Lxn=DxDy2→x平衡2第二块板Vy3第n块板Vyn+1物衡→y2x平衡→y1+（α−1）xαx1提馏段Vyn+1−Lxn=DxD−Fxf精馏段Vyn−1−Lxn=DxD结论:精馏段，从下一块板上带入的气体中所含易挥发组分的量与从该塔板上带走的液相中所含易挥发组分的量之差比为DxD

第5页：二、操作线与平衡关系交替

二、操作线与平衡关系交替

方法二、操作线与平衡关系交替使用。

321yyy321xxxy1=xD平衡关系操作平衡xm≤xqxwxN≈xm=xf操作平衡精馏段提馏段对全凝器

第6页：操作线与平衡线

操作线与平衡线

3、图解法求理论塔板数1、在y~x图上做平衡与操作线2、a（xD，xD），过a作水平线与平衡线交一点，它的坐标为（x1，y1）。

3、由x1求y2，利用操作线过（x1，y1）作垂直线叫操作线于g点，g坐标为（x1，y2）y1y2xqgax11234xm≤xq在提馏段操作线与平衡线之间画阶梯

第7页：理论板

理论板

过早或过晚加料都可是理论板数增加。

4、最优加料位置的确定最优加料板位置：x≤xq加料过晚加料过早

第8页：二、回流比的选择

二、回流比的选择

RLD111+R=VR+1=⇒V=L+DR=LRD+qFF−D=RD+qF=L=RD+qF1−1RD+qF−(F−D)V(R+1)D−(1−q)F

第9页：操作线

操作线

VL↓VL↑R↑R↑→操作线远离平衡线→NT↓→设备费↓L↑,V↑,V'↑→冷凝器、再沸器热负荷↑→操作费↑

第10页：

第11页：回流比

回流比

即使有无穷多个理即：实际回流比不能小于Rmi论板分离也达不到设计要求。

但在技术上对回流比还有限制，存在着一个RmiR=∞时，D=0全回流∮R=0时，L=0无回流从定义看R=0~∞

第12页：全回流

全回流

1、全回流及最少理论板数

第13页：全回流

全回流

1、全回流及最少理论板数精馏段操作线方程wfDFx=Dx+Wx∮F=D+Wwf∴F=W，Fx=Wx:D=0LR==∞D物衡式全回流时DnR1x+xR+1R+1yn+1=nDnRx=xy=x+R+11+111n+1即操作线方程yn+1=yn操作线与对角线重合。

第14页：全回流

全回流

的特点：1、全回流时所需塔板数最少；2、两板之间的任一截面上,上升蒸汽的组成与下降液体的组成相等。

XDXWXDy

第15页：塔顶设有冷凝器

塔顶设有冷凝器

DBBBDBBDxxBxAyByAxy)1(xA1(yA111111111αxαy)=∴(xA)==(xA)=x,(yA)）（）（又α=:y设溶液为理想溶液，塔顶设有冷凝器

第16页：相对挥发度

相对挥发度

α1——第一块板上液体的相对挥发度yn=xn−1y2=x1对第二块板DBNNBDBBBADBBxxxxxy(xA)1(xA)1112212B22221B12ααxαyαxαα⋅⋅⋅αx(yA)=∴(xA)==1(xA)可推出：(xA)=）2（）（yA又α=yB:(yA)=(xA)

第17页：全回流

全回流

当液体组成已达到指定的釜液组成wwxxA()N就是全回流时所需的最少理论塔板数，记为：时，minN（∬→(包括塔釜）⇒芬斯克方程log∫minNDBBlogαDBαNNBA取平均值α=Nα1α2⋅⋅⋅αNxxxx（∫A）（A）两边取对数N=x）=1（xA）xx

第18页：全回流

全回流

若塔顶、塔釜的挥发度相差不大时，α=α顶α釜（几何平均值）logαmin∬∫logwDx∫1−xxD1−xwN=全回流时操作回流比为极限：不出产品，所以只是在科研、开车、调试级停车时采用。

第19页：最小回流比

最小回流比

2、最小回流比Rmin在设计条件下L↑VV对一定的分离要求，需要无穷多的塔板数或无穷高的塔所对应的回流比叫RminL↓R↓N↑

第20页：最小回流比

最小回流比

Wa+1RminxD图9-31最小回流比egyeXXeXFXDRmin可用斜率求，也可用截距求De=xD−yeR+1x−xminRminminR+1xD截距为：Rmin与平衡线的形状有关，请看下页图

第21页：最小回流比

最小回流比

不同平衡线形状的最小回流比Ryq−xe=xD−yemin

第22页：回流比

回流比

上面三个图上的e点称为挟点,当回流比为最小值时,用逐板计算法自上而下计算各板组成，会出现一恒浓区，当组成趋近切点或交点e时,两板间的浓度差xn+1=xn很小,每一块板的提浓作用很小。

最小回流比与物系的相平衡性质及塔顶、塔底的浓度有关。

对于指定物系，最小回流比值取决于混合物的分离要求。

第23页：回流比

回流比

3、最适宜回流比的选取R↑,L,V↑操作费用↑，但设备费用↓适宜回流比：minmin(1.1~2)GLG,L=R=(1.2~2)Ropt

第24页：理论板

理论板

4、理论板数的捷算法利用吉利兰关联图求理论板数是一种经验方法。

，根据指定的R，先求出Rmin及全回流条件下的Nmin用图9-35求N。

R+1=−0.9(R−Rmin)−0.17N+1lgN−NminR+1<0.17时,可用公式求N:当R−Rmin

第25页：理论板（续）

理论板（续）

1、先算Rmin2、R=(1.1-2)Rminmin3、N⇒由坐标Y⇒N

第26页：相对挥发度

相对挥发度

例1、用一精馏塔分离甲醇-水混合液，已知：xF=0.628(摩尔分率，下同),xD=0.965,xW=0.03,泡点进料，回流比R=1.95, .试:按逐板计算法确定理论塔板数。

并近似用图解法表示第二块板下降液体组成和上升蒸汽组成。

例2、在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，已知XF=0.4（摩尔分率、下同），XD=0.97,Xw=0.04相对挥发度α=2.47。

试分别求以下三种进料方式下的最小回流比和全回流下的最小理论板数。

（1）冷液进料q=1.387（2）泡点进料（3）饱和蒸汽进料

第27页：三、加料热状态的选择

三、加料热状态的选择

蒸汽泡点进料10饱和三、加料热状态的选择进料状态可用q值来表示，q指表示加料中饱和液体所占的分率。

冷料qq>1汽液混合进料q=10<q<1q=0q<0过热进料

第28页：操作线

操作线

分离要求及R一定的条件下，q变化时：1、精馏段操作线不受q影响，但影响提馏段操作线的位置，因为q值变化，q线斜率也变化，从而使精馏段与q线交点改变。

2、q值不同，影响加料板位置。

3、q值不同，影响理论板数N，从图上可以看出，q值大（即进冷料）所需要的理论板数减少。

Xfq>10<q<1Bq=1q=0q<0

第29页：回流比

回流比

A、对不同q所作的比较是以固定回流比R，以固定塔顶冷凝量不变为基准的，作全塔热衡算=Q进料+Q釜Q冷凝也越小，增大。

其位置向平衡线移近，所需理论塔板数比增多。

结论：q越小，N越大Vr汽=Q进料+Vr如Q冷凝一定，Q进料越多，q越小，V使提馏段的操作线斜率VL

第30页：热量和冷量应尽

热量和冷量应尽

Q塔釜不变，Q进料越多，则塔顶冷却量必少，结论：设备费下降而操作费增加从精馏本身考虑，通常应进冷料。

热量和冷量应尽可能的设在塔顶或塔底，即：是回流在全过程中发挥作用，否则对精馏没有好处。

但有时实际操作中利用废热把进料加热，这只是工艺条件，而不是精馏本身要求的。

然增大，R↑N↓以增加能耗换取N的减

第31页：直接蒸汽加热操作前提

直接蒸汽加热操作前提

1、双组分精馏过程的其它类型（一）直接蒸汽加热操作前提：1、物料中有水2、水是重组分，从塔釜出去使用的物系：某种轻组分与水的混合物。

通常将饱和蒸汽作为加热蒸汽直接通入塔釜来汽化釜液，按恒摩尔流的假定，加入的饱和蒸汽量等于V。

第32页：加热蒸汽通入量

加热蒸汽通入量

DXDFXfVLVL加热蒸汽通入量SXWxXDy图9-37直接蒸汽加热WXw

第33页：操作线

操作线

FXfVLVL加热蒸汽通入量SWXw对精馏段作物衡，所得操作线方程与间接蒸汽加热是完全相同的。

而对提馏段作物衡为：nVy+W⋅x=LxL+S=V+Wn+1w

第34页：操作线

操作线

提馏段的操作方程为：wVVy=Lx−Wxn+1n对直接蒸汽加热时：V=S,L=WwSS∴y=Wx−Wxn+1n当xn=xw,yn+1=0此使提留段操作线通过（xw,0）点，比较直接蒸汽加热和简接加热。

第35页：比较直接蒸汽加热和间接蒸汽

比较直接蒸汽加热和间接蒸汽

加热

第36页：理论板

理论板

A、若xf、xD、xw相同时，η直轻<η简轻因为加热蒸汽的凝液排出时要带走少量轻组分B、回收率相同的情况下，xw比间接加热时低直接蒸汽的加入使釜液排放量W增加，根据物衡则Xw下降，Xw的下降必然引起用直接蒸汽加热所需的理论板数增加。

第37页：回流比

回流比

V=L+D,V=(R+1)D,V=V−(1−q)F=(R+1)D−(1−q)F=S结论：当加热状态和产量D一定时，加热蒸汽量取决于回流比。

塔顶冷凝量和塔釜蒸发量都有一定的关系，如

第38页：操作线

操作线

2、多股加料两种成分相同但浓度不同的料液可在同一塔内进行分离，两股料液可分别在适当的位置加入塔中。

xf1q1q2ⅢⅡⅠXwXDyxf2xⅠⅡⅢ加料量F1热状况q1组成xf1F2,q2,xf2WXwDXD图9-38两股加热时的操作线

第39页：操作线

操作线

两股进料将塔分成三段，得三个操作线方程x+VVR+1R+1y=Lx+Dx=RxDDnn+1n第Ⅰ段：第Ⅱ段：+DxDL=RDV=(R+1)DF1+V'=L'+DF1xF1+V'ys+1=L'xsV′V′y=L′x+DxD−F1xF1s+1sV′=V-(1-q1)F1，L′=L+q1F1

第40页：的大小比较

的大小比较

ⅡⅢWxwDxDf1q1,F1,xf2q1,F2,xⅠDL+xDV+Lxnyn+1=VxnⅠ段：Vyn+1=DxDV'V'L'Ⅱ段：V'ynDn1f1DxD−F1xf+1y=x+L'x+Fx=Dxn+1n+111V'L'V−(1−q)FL+qF=11∴当：的大小比较VL1111和'L'VV−(1−q)FL+qF=

第41页：无论进料的热状态

无论进料的热状态

1q<0q>10<q<1q=1q1=011=11V'L'L+qF>LV−(1−q)FVL>LV−FV=1V'L'VL+F>LV=1V'L'>1111=1111=11V'L'V+(q−1)FL+qF−F+FL+(q−1)F+FLVV+(q−1)F>L=V−(1+qF)V1L−qF1V'L'结论：无论进料的热状态如何，Ⅱ段斜滤总比Ⅰ段的大

第42页：回流比

回流比

第Ⅲ段：m=L′x−WxW+DxDV′V′V′y=L′x−F1xF1−F2xF2V′m+1mV¢=V¢-(1-q2)F2=V-(1-q1)F1-(1-q2)F2L¢=L¢+q2F2=L+q1F1+q2F2减小回流比R时，三段操作线都相平衡线，当减小R到一定的程度，挟点可能在Ⅰ——Ⅱ两段线的交点，也可能在Ⅱ——Ⅲ两段线的交点。靠拢，N↑

第43页：精馏是消耗能量

精馏是消耗能量

如果将两股进料混合再在某一合适位置进料，能耗必定增加。

因为混合与分离是两个相反的过程，精馏是消耗能量的。

故任何形式的混合现象，必定意味着能耗的增加。

第44页：侧线出料

侧线出料

ⅠⅡⅢWXwDXDFXfV'L'当需要组成不同的两种产品或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上抽出饱和蒸汽或泡点液体作为产品D’，XD’（yD’）3、侧线出料

第45页：泡点采

泡点采

ⅠⅡⅢWXwDxDFXfLDVyn+1yn+1=VxD+VxnΙ段=DxD+LxnV'L'泡点采出D’，XD’（yd’）L=L'+D',L'=L−D',V=V'V'y=Dx+D'x'+L'xn+1DDn∏段

第46页：操作线

操作线

''V'V'xnDx+D'x+DDV'L−D'=Dx+D'x+DDL−D'=yn+1<VDxnVL−D'L ∴第Ⅱ段的斜率小于第Ⅰ段操作线的斜率

第47页：平衡线

平衡线

当饱和蒸汽引出时：'V+D'LDx+D'x+DDV+D'=xn∴yn+1L L<V+D'VⅡ斜率小。

由于Ⅱ段斜率总是小于Ⅰ段斜率。

所以挟点一般出现在q线与平衡线的交点处。

qⅢL=L',V'=V+D,V=V'+D'ⅡⅠxwxfx`DxD

第48页：没有精馏段的塔称

没有精馏段的塔称

4回收塔只有提馏段，没有精馏段的塔称为回收塔。

如从稀氨水中回收氨FxFDxDWxW特点：从第一块板加料，无精馏段，无回流，下降的液体由进料提供。

加料情况：冷液或泡点进料。

第49页：没有精馏段的塔称（续）

没有精馏段的塔称（续）

当被处理的物料中所含易挥发组分量很少，但该组分必须回收，则可采用提馏塔，即：蒸馏的目的是为了回收稀溶液中易挥发组分，而对馏出液的浓度不作要求。

回收塔最简单的情况时无回流回收塔即：料液预热至泡点加入，塔顶蒸汽冷凝后全部作为产品，塔釜用间接蒸汽加热。

第50页：操作线

操作线

y1DXDWXwFXfXweaXDmax图9-40XfXD无回流时回收塔操作线V要提高必须增大ba段的斜率L即：减小V此时所需N↑当操作线上端移到e点。

馏出液浓度大xDmax最大xD（B）（A）b

第51页：精馏塔

精馏塔

当进料为冷液进料，可与完整的精馏塔一作出q线，q线与y=xD的交点为操作线的上端。

如图：（c）XwXfXDqW（C）已知：xF,F,x,η泡点进料L’=F,V’=DWmDD∴y=Fx−Wxm+1

第52页：理论板

理论板

例：回收塔分离乙醇水溶液，塔内有蒸馏釜，一块理论板，已知为泡点进料，要求xD=0.6,xW=0.1。

求：xF,D/F

第53页：五、平衡线位置线时理论板数的解析计算

五、平衡线位置线时理论板数的解析计算

双组分溶液在很低的浓度范围内，汽液平衡关系近似为一条直线。

DxD12......Ny1x0y2x1yN+1xNyNxN−1y=kxk=cons(t)对第N块板作物料衡算,根据恒摩尔流的假定:VyN+1+LxN−1=VyN+LxNNVV=Lx+(y−Lx)N+1N−1y=−Lx+(y+Lx)NVNN+1VN−1

第54页：操作线

操作线

VLVLa=,b=yN+1−xNyN=axN−1+b=0y1ax+bKKKKyax+b=ax+b=x=0011ababa2+)+b=x++bKK0Kya2abbKK2KKKx2=2=x0+⋅+第二块板y2=ax1+b=a(Kx0令:则:操作线和平衡线交替使用可解出N.第一块板abbKKKbKaKaKNN⋅++⋅⋅⋅+N−10)⋅)x+(x=(

第55页：等比数列求

等比数列求

和:∫∬+()0(aK)−1K)xKax=(b∫(aK)N−1NNKabbNln0)∫∬a−K)(x+a−Kln∫(x+N=∫∫∬∫+AKyKyx−AxN−N+1N+10=1ln∫(1−A)ln11=KVAL其中:

第56页：平衡线

平衡线

为直线的理论板数