化工原理 精馏4

LVFVIIIIFLLqrttcrIIIIqFpLVFV)(RDL'=L+qF(R＋1)DV=V+(1-q)FFLLqDLRDnnxRxRRy1111WmmxWLWxWLLy1WmmxVWxVLy1或几种不同进料热状况q值大小2020/1/192精馏塔塔板数的计算理论塔板：能使上升蒸汽yn+1提浓到与yn+1在同一截面的回流液xn成气相平衡yn的过程，理论塔板的概念&叫一个理论塔板的分离过程，也叫一个理论级。或能使回流液xn-1变化到与xn-1在同一截面的上升蒸汽yn成相平衡xn的过程叫一个理论级。个理论塔板的分离过程，也叫一个理论级。或能使回流液xn-1变化到与xn一、逐板计算法Dxy1（已知）1x平衡关系2y操作关系1112RxxRRyD1）精馏段2x平衡关系3y操作关系……qnxx精馏段n-1层第n块板为加料版1-4-4理论板层数的求法注：xq为两条操作线交点2）提馏段nxx1（已知）提馏段操作线WxWqFLWxWqFLqFLy122y……wmxx2x平衡关系3y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）关于理论板数的确定注意:∵xn是加料板浓度，而加料板属于提馏段，∴精馏段板数在采用全凝器时为n-1当塔底采用再沸器或塔釜时,提馏段板数为m-1若塔顶采用一个分凝器,精馏段板数应再减去1,若采用多个分凝器串联,则减去多个逐板计算法准确，相应的计算机程序容易编制1.q线方程二.图解法求理论板层数11qxxqqyFq线方程xy(xF,xF)DDxLxVyWWxxLyVxy(xW,xW)(xD,xD)WxWqFLWxWqFLqFLy11RxxRRyD2.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cf11qxxqqyFWmmxWqFLWxWqFLqFLy1画q线定e(xF,xF)由q线斜率定ef11RxxRRyD4.图解法求理论板层数e•xFc•xW•axDfd•b1RxDxy12345678y1x1y2x1(xn)x25.进料热状况对q线及操作线的影响(1)冷液进料ef1LVFVIIIIqq101qq•exF(2)饱和液体进料ef2q=11qq(3)气液混合物进料ef30q101qq(4)饱和蒸汽进料ef4q=001qq(5)过热蒸汽进料ef5q001qqf2f1f3f4f5xy•a•cb1RxD11qxxqqyF6.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=%100FDFxDx由精馏段方程y=0.72x+0.275可得：72.01RRR=2.571275.01RxDxD=0.982物料恒算：总物料：F=D+W易挥发组分：FxF=DxD+WxW100×0.5=0.982D+0.05W100=D+WD=48.28kmol/h%100FDFxDx塔顶轻组分的收率=%82.945.0100982.028.48（2）所需的理论板层数汽液平衡方程为：xxy11=2.303xxy303.11303.2df12345678910111213axDxWcxFe(1)画平衡线(2)画精馏段操作线。定a(xD,xD)由精馏段截距定b•b1RxD(3)定e(xF,xF)连ab1514由q定q线ef(4)定c(xW,xW)连cd(5)画阶梯画图确定理论板层数共15层理论板(包括再沸器），第8层是进料板yx一、全回流和最少理论板数R→∞：除了D=0，还F=0，W=0。无进料、无产品！塔内无精、提段之分，操作线只有1条，即对角线y=x操作线和平衡线的距离为最远，达到相同的分离程度所需的理论板数最少，以Nmin表示。R→∞：NT→Nmin回流比的影响及其选择①图解法在平衡线与对角线之间作直角阶梯.全回流时的理论板数Nmin可用逐板计算法或图解法求得。Nmin求法:xWxD对理想溶液，可由芬斯克（Fenske）方程直接计算得。第n板汽液相平衡关系：汽相：y1=xD全回流操作线：液相：②芬斯克(Fenske)方程nBAnnBAxxyyDBABAxxyy1111BABAxxyynBnBnAnAxyxy,1,,1,,nBAnBAxxyy1221BADBAxxxx11BADBAxxxx21BADBAyyxxnBAnDBAxxxx...21第1块理论板第2块理论板第n块理论板第N+1块板（塔釜）式中的塔板数N即为全回流时所需的最少理论板数Nmin。若取平均相对挥发度芬斯克方程!NNm21mWBADBAxxxxNloglog1min1121...NBANDBAxxxxWBANxx121...WBANmDBAxxxx1芬斯克方程适用于理想物系R∞下求最少理论板数；其中αm可用几何平均值计算；若需要求精馏段最少理论板数Nmin1，只要将式中的xW换成xF;即可求得进料板位置；mWABDBAxxxxNlog])()log[(1min不含再沸器对双组分溶液可略去下标A、BmWWDDxxxxNlog11log1min二、最小回流比(Minimumrefluxratio)对于一定的进料和分离要求：R，精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动；进料不变则q线不变。操作线交点d将向平衡线靠近。结论：R，达到指定分离程度所需理论板数将增多。最小回流比(Rmin)：R，两操作线交点d(xq,yq)刚刚与平衡线相交.无论画多少个梯级也无法逾越交点。所需的理论板数为无穷多。d点称为挟点，其附近称为恒浓区或挟紧区。qadydxWxdxFxD1.001.01minRxD只适合理想物系非理想程度大的物系作图法解析法Rmin的求法作q线与平衡线交点d，交点座标(xq,xq),1.作图法普通物系qDqDxxyxRR1minminqqqDxyyxRminqadyqxWxqxFxD1.001.01minRxD平衡线有下凹部分时，R，交点d未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切（e点）。此时恒浓区出现在e点附近，对应的回流比为最小回流比。Rmin计算公式同前，用（xd,yd）取代(xq,yq)。yeqdea01.01.0ydxWxdxFxexDqdea01.01.0yeydxWxdxFxexD2.解析法qqqxxy)1(1qqqDxyyxRminqayqxWxqxFxD1.001.01minRxDFxqxqqy111交点(xq，yq)（或其它相平衡表达式）实际操作的回流比应介于全回流与最小回流比两者之间。适宜的回流比根据操作费和设备费作出经济权衡。操作费用：再沸器和冷凝器与回流比R有关当F、q、D一定时，增大R。R↑→V↑,V'↑→加热介质↑，冷却介质↑→操作费用↑FqVVDRDLV11总费用设备费操作费费用回流比RRopt三、适宜R的选择精馏过程总费用（操作费用与设备费用之和）最低时的回流比R。工业设计常按以下经验确定。根据设计和生产经验minRR21.1理论板数NRmin回流比RNminR↑→V↑,V’↑→塔径↑，塔板面积↑，再沸器尺寸↑，冷凝器尺寸↑→设备费用↑在Rmin下→N＝∞→设备费用＝∞；R↑→N↓↓→设备费用↓↓；但R↑到一定值后，设备费用↓得比较缓慢；设备费用：适宜回流比R：散装填料塑料鲍尔环填料规整填料塑料丝网波纹填料塔高和塔径的计算板式塔和填料塔都可以用于精馏操作，板式塔的高度主要取决于实际塔板数和板间距；填料塔的高度主要取决于填料层高度。在精馏计算中，习惯上首先确定理论板数，然后由它进一步确定实际板数或填料层高度。实际板的气液相一般不能达平衡，实际板数总是比理论板数要多。用“板效率”衡量实际板接近理论板的程度。板效率：实际板分离效率与理论板分离效率之比。一、板效率单板效率板效率的2种表达全塔效率（总板效率）1*1nnnnmVyyyyE*11nnnnmLxxxxExn,yn—离开第n板的液相与汽相的实际组成yn*,xn*—与离开第n板的液(汽)相成平衡的汽(液)相组成单板效率Em——又称默弗里（Murphree）板效率气相：液相：分子为经过一块实际板后的组成变化,分母为将该板视为理论板时的组成变化。Em表示某块实际塔板接近理论板的程度注意：单板效率是某块特定塔板的平均效率，同一块板的EmL不一定等于EmV；同一个塔中不同板的EML(或EMV)也不一定相同。单板效率通常由实验测定。1*1nnnnmVyyyyE*11nnnnmLxxxxEqayxWxFxD1.001.01minRxD拟平衡曲线全塔效率E（总板效率）为完成一定分离任务所需的理论塔板数NT和实际塔板数NP之比E代表了全塔各层塔板的平均效率，其值恒小于1.0。一般由实验确定或用经验公式计算。对一定结构形式的板式塔,由分离任务和工艺条件确定出理论板数NT后,若已知一定操作条件下的全塔效率E，便可求得实际板数NP。%100PTNNE全塔效率（Overallefficiency）E物系的平衡关系操作条件(主要指传质推动力)物系性质(传质系数)塔板结构及流体力学情况(有效传质面积及各相返混)等。影响塔板效率的因素：等板高度也叫理论板当量高，记为HETP。二、等板高度和填料层高度沿塔高取一段填料层，若离开该填料层的气液两相达相平衡，则这段填料层起了一块理论板的作用，它的高度叫做等板高度。yxHETP等板高度建立了板式塔和填料塔的联系，这在两种塔型的替代研究中有非常积极的作用。等板高度和板效率具有相似的意义，它们都受着众多复杂因素的影响，到目前为止，还没找到精确简明的计算公式，必要时可选经验公式计算。填料层高度Z填料塔中具有这样意义的填料段的数量即为理论板数NT。Z=NT×HETP塔内上升蒸气体积流量空塔速度塔径三、塔径的计算uDVs24uVDs4要将摩尔流率换算为体积流量。尽量调整使精馏段与提馏段的塔径相同。空塔速度：按整个塔截面积计算的蒸汽流速。圆整为公称直径公称直径：为标准化而规定的直径系列一、冷凝器的热量衡算连续精馏的热量衡算Wc=Qc/Cp（t2－t1）（rD为馏出液的摩尔汽化热，忽略显热。）Sc=Qc/KΔtm冷凝器的热负荷：冷凝器的传热面积：Qc=VrD冷却剂消耗量：二、再沸器的热量衡算（rh为加热蒸汽的汽化潜热。）再沸器的热负荷：Qh=V’rW(rW为残液的摩尔汽化热，忽略热损失)再沸器的传热