6.5 双组分连续精馏塔的计算.
合集下载
相关主题
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
（本节将以板式精馏塔为例加以讨论。）
在塔设备（精馏段及全塔理论板数）一定 的条件下，当操作条件发生变化时预计精馏结 果则是精馏塔操作计算的内容。
6.5.1 理论板的概念和恒摩尔流的假设
一、理论板的概念 离开塔板的蒸汽和液体呈平衡的塔板。
理论板是人为的理想化的塔板。
它可以作为衡量实际塔板分离效果的一 个标准。
V1′=V2′=∙∙∙∙∙∙＝V′=常数 式中：
（6－20）
V——精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h；
V′——提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h。
2、恒摩尔溢流
精馏段内，精馏段内每层塔板下降的液体 摩尔流量都相等，即：
L1=L2= ······L=常数
（6－21）
同理，提馏段内每层塔板下降的液体摩 尔流量亦相等，即：
3、本节难点： （1）两操作线方程及q线方程，图示及应用， 它们之间的相互联系；
（2）理论塔板数的计算—逐板计算法和图解法； （3）非常规精馏的计算。
本节将着重讨论双组分连续精馏塔的工艺 计算。
当生产任务要求将一定数量和组成的原 料分离成指定组成的产品时，精馏塔的计算包 括以下内容：
物料衡算、为完成一定的分离要求所需的 塔板数或填料层高度；
定义： 回收率是某组分所回收的量占进料中该 组分总量的分数。
塔顶易挥发组分的回收率η：
D
Dx D Fx F
100 %
(6－29）
塔釜难挥发组分的回收率ηW：
W
W (1 xw ) 100% F (1 xF )
(6－30）
讨论：
：
F、 xF 通常是给定的，由塔顶、塔底采出 率可知以下几点：
1）若xD、xW 已知，则可求出D、W；
（6-41） （6-42）
上述第n块板的分离能力可用图中平衡线和 操作线之间的梯级（三角形）的跨度大小形象 地表示。
当物系和操作压力确定（相平衡关系确定） 时，精馏段的斜率决定了精馏段的分离能力。
若回流比增大，则斜率增大，操作线便会靠 近对角线，远离平衡线，使得精馏段内塔板分离 能力增加。
所以说，提高精馏段内的液气比（或R） 对精馏段的分离有利。
连立上述两方程：
F DW
FxF DxD WxW
(6－25） (6－26）
由上述方程组可求出：
塔顶馏出液采出率： D xF xW F xD xW
塔底馏出液采出率： W 1 D FF
(6－27） (6－28）
在精馏计算中，对分离过程除要求用塔顶 和塔底的产品组成表示外，有时还用回收率表 示。
易挥发组分的物料衡算：
FxF Dx D WxW
(6－24）
F, xF
D, xD
W, xW 图6-20 全塔物料衡算
式中： F——原料液量，kmol/h； D——塔顶产品（馏出液）量，kmol/h；
W——塔底产品（釜液）量，kmol/h； xF——原料液组成，摩尔分率； xD——塔顶产品组成，摩尔分率； xW——塔底产品组成，摩尔分率。
L1′=L2′= ······L′=常数
（6－22）
式中：
V——精馏段上升蒸汽的摩尔流量， kmol/h;
L′——提馏段下降液体的摩尔流量， kmol/h。
（下标1、2······表示自上而下的塔板序号。）
恒摩尔汽化与恒摩尔溢流总称为恒摩 尔流假设。
6.5.2 全塔物料衡算
总物料衡算：
F=D+W (6－23)
例： 双组分连续精馏塔，理论板为n块， yn+1=0.8，xn=0.7，α=2.4，V/L=2:1 求：① R ； ②xn-1； ③ yn
二、 恒摩尔流的假设 恒摩尔流假设：
两组分的摩尔汽化潜热相等；
汽液两相接触因两相温度不同而交换 的显热可忽略不计；
设备热损失可不记。
1、恒摩尔汽化
在精馏段内，精馏段内每层塔板上升的蒸 汽摩尔流量都相等，即：
V1=V2=∙∙∙∙∙∙＝V=常数 （6－19）
同理，提馏段内每层塔板上升的蒸汽摩 尔流量亦相等，即：
xD
L/D
1
L / D 1 xn L / D 1 xD
Fra Baidu bibliotek
令R=L/D，R称为回流比，于是上式可写作：
yn1
R R 1
xn
1 R 1
xD
（6-39）
——精馏段操作线方程
y a
c
xD R 1
xD
x
图6-22 精馏段操作线
讨论：
1）yn+1与xn 是操作关系，其变化规律是一条直 线；
2）该直线在x-y图上的对角线有一交点， xD=yD 称a点；
2）流量D、W及组成xD、xW 中，若已知其中一 个流量和一个组成，则可求出另一个流量和组
成。
4）回收率的定义是：
A
DxD FxF
(6－31）
最大回收率为： DxD 1 FxF
(6－32）
而实际回收率为 或：
DxD 1 FxF
D xF F xD
(6－33） (6－34）
若生产中规定D/F过大，则不可能得到 高纯度的产品，
3） 截距 xD 交y轴于c点； R 1
斜率 R L R 1 V
L 叫液汽比 V
4）平衡线到操作线垂直距离代表了第n块板气 相推动力；
平衡线到操作线水平距离代表了第n块板液 相推动力；
即： 气相推动力： yn yn1 （6-40）
液相推动力： xn1 xn
R L yn yn1 R 1 V xn1 xn
L——精馏段内每块塔板下降的液体摩尔流 量，kmol/h；
yn+1——从精馏段第n+1板上升的蒸汽组成， 摩尔分率；
xn——从精馏段第n板下降的液体组成，摩 尔分率；
连立上述两方程：
V LD
Vyn1 Lxn DxD
解之得：
yn1
L V
xn
D V
xD
V LD
（6－38）
yn1
L
L D
xn
L
D D
因为
xD
FxF D
(6－35）
6.5.3 操作线方程
一、精馏段操作线方程 1、精馏段操作关系 简单说是 yn+1与 xn 的关系。
图6-21 精馏段操作线方程推导
2、操作线方程 总物料衡算：
V=L+D
（6－36）
易挥发组分的物料衡算：
Vyn+1 =Lxn +DxD
（6－37）
式中：
V——精馏段内每块塔板上升的蒸汽摩尔流 量，kmol/h；
6.5 双组分连续精馏塔的计算
6.5.1 理论板的概念和衡摩尔流的假设 6.5.2 全塔物料衡算 6.5.3 操作线方程
1、掌握的内容：
（1）理论板与恒摩尔假设；
（2）精馏塔物料衡算、操作线方程及q线方 程，图示及应用；
（3）理论塔板数的计算。
2、熟悉的内容：
非常规二元连续精馏塔计算(直接蒸汽加 热、多股进料、侧线采出、塔釜进料、塔顶 采用分凝器，提馏塔等)。
在塔设备（精馏段及全塔理论板数）一定 的条件下，当操作条件发生变化时预计精馏结 果则是精馏塔操作计算的内容。
6.5.1 理论板的概念和恒摩尔流的假设
一、理论板的概念 离开塔板的蒸汽和液体呈平衡的塔板。
理论板是人为的理想化的塔板。
它可以作为衡量实际塔板分离效果的一 个标准。
V1′=V2′=∙∙∙∙∙∙＝V′=常数 式中：
（6－20）
V——精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h；
V′——提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h。
2、恒摩尔溢流
精馏段内，精馏段内每层塔板下降的液体 摩尔流量都相等，即：
L1=L2= ······L=常数
（6－21）
同理，提馏段内每层塔板下降的液体摩 尔流量亦相等，即：
3、本节难点： （1）两操作线方程及q线方程，图示及应用， 它们之间的相互联系；
（2）理论塔板数的计算—逐板计算法和图解法； （3）非常规精馏的计算。
本节将着重讨论双组分连续精馏塔的工艺 计算。
当生产任务要求将一定数量和组成的原 料分离成指定组成的产品时，精馏塔的计算包 括以下内容：
物料衡算、为完成一定的分离要求所需的 塔板数或填料层高度；
定义： 回收率是某组分所回收的量占进料中该 组分总量的分数。
塔顶易挥发组分的回收率η：
D
Dx D Fx F
100 %
(6－29）
塔釜难挥发组分的回收率ηW：
W
W (1 xw ) 100% F (1 xF )
(6－30）
讨论：
：
F、 xF 通常是给定的，由塔顶、塔底采出 率可知以下几点：
1）若xD、xW 已知，则可求出D、W；
（6-41） （6-42）
上述第n块板的分离能力可用图中平衡线和 操作线之间的梯级（三角形）的跨度大小形象 地表示。
当物系和操作压力确定（相平衡关系确定） 时，精馏段的斜率决定了精馏段的分离能力。
若回流比增大，则斜率增大，操作线便会靠 近对角线，远离平衡线，使得精馏段内塔板分离 能力增加。
所以说，提高精馏段内的液气比（或R） 对精馏段的分离有利。
连立上述两方程：
F DW
FxF DxD WxW
(6－25） (6－26）
由上述方程组可求出：
塔顶馏出液采出率： D xF xW F xD xW
塔底馏出液采出率： W 1 D FF
(6－27） (6－28）
在精馏计算中，对分离过程除要求用塔顶 和塔底的产品组成表示外，有时还用回收率表 示。
易挥发组分的物料衡算：
FxF Dx D WxW
(6－24）
F, xF
D, xD
W, xW 图6-20 全塔物料衡算
式中： F——原料液量，kmol/h； D——塔顶产品（馏出液）量，kmol/h；
W——塔底产品（釜液）量，kmol/h； xF——原料液组成，摩尔分率； xD——塔顶产品组成，摩尔分率； xW——塔底产品组成，摩尔分率。
L1′=L2′= ······L′=常数
（6－22）
式中：
V——精馏段上升蒸汽的摩尔流量， kmol/h;
L′——提馏段下降液体的摩尔流量， kmol/h。
（下标1、2······表示自上而下的塔板序号。）
恒摩尔汽化与恒摩尔溢流总称为恒摩 尔流假设。
6.5.2 全塔物料衡算
总物料衡算：
F=D+W (6－23)
例： 双组分连续精馏塔，理论板为n块， yn+1=0.8，xn=0.7，α=2.4，V/L=2:1 求：① R ； ②xn-1； ③ yn
二、 恒摩尔流的假设 恒摩尔流假设：
两组分的摩尔汽化潜热相等；
汽液两相接触因两相温度不同而交换 的显热可忽略不计；
设备热损失可不记。
1、恒摩尔汽化
在精馏段内，精馏段内每层塔板上升的蒸 汽摩尔流量都相等，即：
V1=V2=∙∙∙∙∙∙＝V=常数 （6－19）
同理，提馏段内每层塔板上升的蒸汽摩 尔流量亦相等，即：
xD
L/D
1
L / D 1 xn L / D 1 xD
Fra Baidu bibliotek
令R=L/D，R称为回流比，于是上式可写作：
yn1
R R 1
xn
1 R 1
xD
（6-39）
——精馏段操作线方程
y a
c
xD R 1
xD
x
图6-22 精馏段操作线
讨论：
1）yn+1与xn 是操作关系，其变化规律是一条直 线；
2）该直线在x-y图上的对角线有一交点， xD=yD 称a点；
2）流量D、W及组成xD、xW 中，若已知其中一 个流量和一个组成，则可求出另一个流量和组
成。
4）回收率的定义是：
A
DxD FxF
(6－31）
最大回收率为： DxD 1 FxF
(6－32）
而实际回收率为 或：
DxD 1 FxF
D xF F xD
(6－33） (6－34）
若生产中规定D/F过大，则不可能得到 高纯度的产品，
3） 截距 xD 交y轴于c点； R 1
斜率 R L R 1 V
L 叫液汽比 V
4）平衡线到操作线垂直距离代表了第n块板气 相推动力；
平衡线到操作线水平距离代表了第n块板液 相推动力；
即： 气相推动力： yn yn1 （6-40）
液相推动力： xn1 xn
R L yn yn1 R 1 V xn1 xn
L——精馏段内每块塔板下降的液体摩尔流 量，kmol/h；
yn+1——从精馏段第n+1板上升的蒸汽组成， 摩尔分率；
xn——从精馏段第n板下降的液体组成，摩 尔分率；
连立上述两方程：
V LD
Vyn1 Lxn DxD
解之得：
yn1
L V
xn
D V
xD
V LD
（6－38）
yn1
L
L D
xn
L
D D
因为
xD
FxF D
(6－35）
6.5.3 操作线方程
一、精馏段操作线方程 1、精馏段操作关系 简单说是 yn+1与 xn 的关系。
图6-21 精馏段操作线方程推导
2、操作线方程 总物料衡算：
V=L+D
（6－36）
易挥发组分的物料衡算：
Vyn+1 =Lxn +DxD
（6－37）
式中：
V——精馏段内每块塔板上升的蒸汽摩尔流 量，kmol/h；
6.5 双组分连续精馏塔的计算
6.5.1 理论板的概念和衡摩尔流的假设 6.5.2 全塔物料衡算 6.5.3 操作线方程
1、掌握的内容：
（1）理论板与恒摩尔假设；
（2）精馏塔物料衡算、操作线方程及q线方 程，图示及应用；
（3）理论塔板数的计算。
2、熟悉的内容：
非常规二元连续精馏塔计算(直接蒸汽加 热、多股进料、侧线采出、塔釜进料、塔顶 采用分凝器，提馏塔等)。