中南大学《化工原理》课件-第8章二元连续精馏塔的计算和分析.pptx

(1) 汽、液两相在板上充分接触混合，塔板上不存在温度差和浓度差； (2) 离开塔板的汽、液两相达平衡，即离开理论板的两相温度相等，组成互成平衡。;设计中，为了避免寻求这种难以确定的关系，一般是首先根据分离任务计算出所需的理论板数，然后再根据所选塔板类型以塔板效率进行修正，从而确定出所需的实际塔板数。;二、板式塔精馏过程的基本计算式 ;总物料衡算式 ;2、恒摩尔流假定;如果上述推导对整个精馏塔均适用（不适用于加料板），且整个精馏段显热与汽化潜热相比均可忽略不计，则可得;恒摩尔流假定成立的条件 ;三、物料衡算与操作线方程 ;当进料流率 F 和组成 xF 以及釜液组成 xW 一定时，要求塔顶馏出液中轻组分含量 xD 值越大，馏出液的流率 D 值就越小。 塔釜产品的流率和组成之间也存在类似关系。 对进料浓度一定的精馏过程，提高产品品质是以降低产品产率为代价的。 ;【例】每小时将15000kg含苯40%、甲苯60%的溶液在连续精馏塔中进行分离，要求釜液中含苯＜2%，以上均为质量分率，塔顶苯的收率97.1%，操作压力1atm，求馏出液和釜液的流量和组成（用摩尔流量和摩尔分率表示）;2、操作线方程;—— 提馏段操作线方程 ;提馏操作线： c点：y =x= xW 斜率：L’/V’ 截距：-WxW /V’;;总物料衡算：;若定义 ;(1) 冷液体 q>1, L’>L+F, V<V’;加料热状态对操作线交点的影响;q 线的作法： (1)在对角线上作 e 点 (y=x=xF)； ;例：有平均相对挥发度为3的理想溶液，其中易挥发组分组成60%(摩尔分率)，于泡点下进料，要求xD≮0.9，xW≯0.02，R=1.5。求(1)每获得1kmol馏出液的进料量；(2)相平衡方程；(3)精馏段操作线方程；(4)提馏段操作线方程。;(4)泡点进料,q=1;例：在连续精馏塔中，已知精馏段操作线方程为y=0.75x+0.2075，q线方程为y=-0.5x+1.5xF，试求：(1)回流比；(2)馏出液组成xD；(3)进料热状况q值为多少？;对符合恒摩尔流假设的双组分精馏过程，理论板数N 的计算只需应用操作线方程和相平衡关系。 ;若塔顶为全凝器，泡点回流。物系的相平衡关系为y=fe(x)。 第一块板上升的汽相组成yl＝xD 第一块板下降的液体组成x1与y1成平衡，由相平衡关系解出x1 将xl代入精馏段操作线方程可算出y2 由y2通过相平衡关系又可算出x2，如此重复计算，直至算得的xm≤xq (xq是两操作线交点的液相组成) ，则说明第m层理论板是加料板。上述计算共使用过m-1次相平衡关系，因此精馏段需要m-1层理论板。 ;进入提馏段顶层板的液相组成近似为xm-1，由精馏段操作线方程可算得y’m，再利用相平衡关系求出x’m，此后改用提馏段操作线方程计算，如此重复计算，直到x’n≤xw为止。由于一般再沸器的分离能力相当于一层理论板，故提馏段所需的理论板层数应为(n-1)。;例：在常压下将含苯25%(摩尔分率，下同)的苯-甲苯混合液连续精馏，要求馏出液中含苯98%，釜液中含苯8.5%。操作时所用回流比为5，泡点加料，泡点回流，塔顶为全凝器，求所需理论板数。常压下苯-甲苯混合物可视为理想物系，相对挥发度为2.47;上式中;如此反复计算可得 y3=0.9128, x3=0.8091 y4=0.8376, x3=0.6762 y5=0.7268, x5=0.5186 y6=0.5955, x6=0.3734 y7=0.4745, x7=0.2677 y8=0.3864, x8=0.2032<0.25=xq;例：某二元精馏塔共有三块理论板，一个再沸器，一个全凝器，在第二块理论板上泡点进料，xF=0.5，平均相对挥发度为4，提馏段蒸汽流率与塔底产品流率之比V’/W=2.0，xW=0.1，求上升到第二块理论板下面的汽相组成。 ;2、图解法 ;（5）将q线与精馏段的交点d与b联成提馏段操作线。 （6）从点a开始在平衡线与精馏段操作线之间作梯级，当梯级跨过两段操作线交点d时改在平衡线与提馏段操作线之间作梯级，直到梯级的垂直线达到或跨过b点为止。 ;塔顶若采用分凝器，塔底采用再沸器，因分凝器和再沸器各相当于一块理论板，所以梯级的总数减2为塔内所需的理论板数；若塔顶采用的是全凝器，塔底用再沸器，则梯级总数减1为理论板数。 由图解法求得的理论板数可以有小数。 图解法是逐板计算法在相图中的表示，每个梯级的各顶点有其明确的物理意义。 ;图解法求理论板数时，操作线的更换以某梯级跨过两操作线交点来判断。 将跨过交点的梯级定为加料板，板上汽、液组成与进料组成最为相近，对一定分离任务，作图所得的梯级最少。 最适宜的加料位置是板上汽、