化工原理精馏优秀课件.ppt

《化工原理精馏优秀课件.ppt》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理精馏优秀课件.ppt（31页珍藏版）》请在得力文库 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、化工原理精馏第1页，本讲稿共31页二、理论塔板二、理论塔板三、恒摩尔流假定三、恒摩尔流假定FxF=DxD+WxWF=D+W四、全塔物料衡算四、全塔物料衡算FDWLVLVVL第2页，本讲稿共31页二二.操作线方程操作线方程 (一一)精馏段操作线精馏段操作线总物料衡算总物料衡算:V=L+D易挥发组分衡算易挥发组分衡算:Vyn+1=Lxn+DxD令：令：回流比回流比 于是：于是：精馏段操作线方精馏段操作线方程式程式(xD,xD)进料进料xFV,y1L,xDD,xD12nn+1x1x2y2ynxnLyn+1V第3页，本讲稿共31页(二二)提馏段操作线方程提馏段操作线方程总物料衡算：总物料衡算：L=V+

2、W易挥发组分衡算易挥发组分衡算:L x m=V y m+1+WxW提馏段操作提馏段操作线方程线方程(xW,xW)W,xwm+1Nx my Ny m+1L V x Nx NmV L 第4页，本讲稿共31页【例【例1】在连续精馏塔中分离某理想二元混合物。已知原料液流量为】在连续精馏塔中分离某理想二元混合物。已知原料液流量为100kmol/h，组成为，组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），提馏段下降液（易挥发组分的摩尔分率，下同），提馏段下降液体量与精馏段相等，馏出液组成为体量与精馏段相等，馏出液组成为0.98，回流比为，回流比为2.6。若要求易挥发组分。若要求易挥发组分回收率为回收率为96%

3、，试计算：，试计算：(1)釜残液的摩尔流量；釜残液的摩尔流量；(2)提馏段操作线方程。提馏段操作线方程。解：解：(1)釜残液的摩尔流量釜残液的摩尔流量由总物料恒算：由总物料恒算：F=D+WD=48.98kmol/h W=F-D=100-48.98=51.02kmol/h(2)提馏段操作线方程提馏段操作线方程由易挥发组分恒算：由易挥发组分恒算：FxF=DxD+WxW第5页，本讲稿共31页由回流比的定义：由回流比的定义：L=RD=2.648.98=127.35kmol/h L=127.35kmol/h 因此提馏段操作线方程：因此提馏段操作线方程：WxW=FxF-DxD=1000.5-48.980.

4、98=1.9996kmol/h xW=0.0392第6页，本讲稿共31页【例】某连续精馏操作分离二元混合溶液，已知操作线方程：【例】某连续精馏操作分离二元混合溶液，已知操作线方程：精馏段：精馏段：y=0.80 x+0.16;提馏段：提馏段：y=1.40 x-0.02已知已知xF=0.35,求塔顶易挥发组分及塔底难挥发组分的收率及回流比求塔顶易挥发组分及塔底难挥发组分的收率及回流比.解：解：y=0.80 x+0.16y=xxD=0.80y=1.40 x-0.02y=xxW=0.05全塔物料恒算：全塔物料恒算：F=W+DFxF=WxW+DxD易挥发组分物料恒算：易挥发组分物料恒算：xF=0.35D

5、/F=0.4W/F=0.6求求 及及第7页，本讲稿共31页根据精馏段操作线方程：根据精馏段操作线方程：R=4第8页，本讲稿共31页1.4.4 进料热状况对操作线方程的影响进料热状况对操作线方程的影响 其进料状态可有以下几种其进料状态可有以下几种:(1)冷液进料冷液进料(A点点)；(2)饱和液体饱和液体(泡点泡点)进料进料(B点点)；(3)汽液混合物进料汽液混合物进料(C点点)；(4)饱和蒸汽饱和蒸汽(露点露点)进料进料(D点点)；(5)过热蒸汽进料过热蒸汽进料(E点点)。温度温度x(y)A BC D EF,IFV,IVL,ILV,I VL,I L一一.进料热状况参数进料热状况参数 总物料衡算：

6、总物料衡算：热量衡算热量衡算 F+V+L=V+L FIF+V I V+LIL=VIV+L I L第9页，本讲稿共31页近似认为：近似认为：IV=I VIL=I L令：令：且：且：q值称为进料的热状况参数。值称为进料的热状况参数。当原料为当原料为气液混合物、饱和液体或饱和蒸汽气液混合物、饱和液体或饱和蒸汽气液混合物、饱和液体或饱和蒸汽气液混合物、饱和液体或饱和蒸汽时，时，q表示原料液当中的表示原料液当中的液液液液相分率相分率相分率相分率，即原料液中的液相量为，即原料液中的液相量为qF,气相量为气相量为(1-q)F。FIF+V I V+LIL=VIV+L I L第10页，本讲稿共31页2.2.精馏

7、塔的进料热状况精馏塔的进料热状况带入带入F+V+L=V+L 中又可得到：中又可得到：V=V+(1-q)FL V LVF饱和液体饱和液体(1)饱和液体进料饱和液体进料泡点进料泡点进料此时，此时，IF=ILq=1原料液全部与精馏段下降液体汇合进入提馏段。原料液全部与精馏段下降液体汇合进入提馏段。L=L+FV=VL=qF+L第11页，本讲稿共31页L V LVF饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料(2)饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料IF=IVq=0原料全部与提馏段上升气体汇合进入精原料全部与提馏段上升气体汇合进入精馏段。馏段。L=LV=V+FL V LVF冷液进料冷液进料(3)冷液进料冷液进料IF1一部分塔内上升的蒸

8、汽冷凝下来，和精馏段一部分塔内上升的蒸汽冷凝下来，和精馏段下降液体一起全部作为下降到下降液体一起全部作为下降到提馏段的液体。提馏段的液体。L L+FVIFIL0qIVq0过热蒸汽不仅会与提馏段上升蒸汽汇合进入过热蒸汽不仅会与提馏段上升蒸汽汇合进入精馏段，而且会释放热量使部分精馏段的下精馏段，而且会释放热量使部分精馏段的下降液体气化，因而：降液体气化，因而：L V+F气液混合进料气液混合进料L V LVFqF(1-q)F第13页，本讲稿共31页根据根据q的定义，的定义，L=L+qF带入提馏段操作线方程：带入提馏段操作线方程：【例】【例】某二元混合液含易某二元混合液含易挥发组挥发组分分0.35，泡

9、点，泡点进进料，料，经连续经连续精精馏馏塔分塔分离，塔离，塔顶产顶产品品浓浓度度xD=0.96，塔底塔底产产品品浓浓度度xw=0.025（均（均为为易易挥发组挥发组分分的摩的摩尔尔分率）分率）,设满设满足恒摩足恒摩尔尔流假流假设设。试计试计算塔算塔顶产顶产品的采出率品的采出率D/F。若回流比若回流比R=3.2，泡点回流，写出精馏段与提馏段操作线方程。，泡点回流，写出精馏段与提馏段操作线方程。解：解：(1)物料恒算：物料恒算：总物料：总物料：F=D+W易挥发组分：易挥发组分：FxF=DxD+WxW由已知条件：由已知条件：xF=0.35xD=0.96xw=0.025D/F=0.3476第14页，本

10、讲稿共31页(2)精馏段操作线方程：精馏段操作线方程：(3)提馏段操作线方程提馏段操作线方程D/F=0.3476饱和液体进料，饱和液体进料，q=1W/F=1-0.3476=0.6524第15页，本讲稿共31页【例】在常压操作的连续精馏塔中分离含苯【例】在常压操作的连续精馏塔中分离含苯0.46（易挥发组分摩尔分率）的苯（易挥发组分摩尔分率）的苯甲苯二元混合物。已知原料液的泡点为甲苯二元混合物。已知原料液的泡点为92.5，苯的汽化潜热为，苯的汽化潜热为390kJ/kg，甲苯，甲苯的汽化潜热为的汽化潜热为361kJ/kg。试求以下各种进料热状况下的。试求以下各种进料热状况下的q值。值。（1）进料温度

11、为）进料温度为20；（2）饱和液体进料；）饱和液体进料；（3）饱和蒸汽进料。）饱和蒸汽进料。已知物料平均温度下苯的比热容为已知物料平均温度下苯的比热容为1.81 kJ/(kg)，甲苯的比热容为，甲苯的比热容为1.82kJ/(kg)。解：解：(1)进料温度为进料温度为20 IV-IF相当于将相当于将1kmol的原料液由的原料液由20 变成变成92.5 的饱和蒸气所需要的热的饱和蒸气所需要的热量。量。IVIF=(92.5-20)CPm+rmCPm为混合液体的平均比热；为混合液体的平均比热；rm为混合液体的平均潜热为混合液体的平均潜热第16页，本讲稿共31页rm=r1x1+r2x2CPm=CP1x1

12、+CP2x2（2）饱和液体进料）饱和液体进料q=1（3）饱和蒸汽进料）饱和蒸汽进料q=0rm=0.4630420+0.5433212=31927.68kJ/kgCPm=0.46141.18+0.54167.44=155.4kJ/(kg)第17页，本讲稿共31页一、逐板计算法 （已知已知）平衡关系平衡关系操作关系操作关系1）精馏段）精馏段平衡关系平衡关系操作关系操作关系泡点进料泡点进料精馏段精馏段n-1层层1-4-4 1-4-4 理论板层数的求法理论板层数的求法其他进料状态时，计算其他进料状态时，计算至至xn xq注：注：xq为两条操作线交点为两条操作线交点第18页，本讲稿共31页2）提馏段）提

13、馏段（已知）提馏段操作线平衡关系平衡关系操作关系操作关系结论：结论：提馏段理论板数提馏段理论板数m1再沸器再沸器全塔理论板数全塔理论板数NT=(n-1)+(m-1)（不含再沸器）（不含再沸器）其中精馏段理论板数其中精馏段理论板数NT1n1（或注明第（或注明第n块为加料板）块为加料板）第19页，本讲稿共31页 关于理论板数的确定注意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，是加料板浓度，而加料板属于提馏段，精馏段板数在精馏段板数在采用全凝器时为采用全凝器时为 n-1 当塔底采用再沸器或塔釜时当塔底采用再沸器或塔釜时,提馏段板数为提馏段板数为m-1 若塔顶采用一个分凝器若塔顶采

14、用一个分凝器,精馏段板数应再减去精馏段板数应再减去1,若采用多若采用多个分凝器串联个分凝器串联,则减去多个则减去多个 逐板计算法准确，相应的计算机程序容易编制逐板计算法准确，相应的计算机程序容易编制 第20页，本讲稿共31页1.q线方程线方程二.图解法求理论板层数q线方程线方程xy(xF,xF)xy (xW,xW)(xD,xD)第21页，本讲稿共31页2.精馏段操作线的画法精馏段操作线的画法xyxDav定定a(xD,xD)bv在在y轴上定轴上定b(0,xD/(R+1)v连接连接ab3.提馏段方程画法提馏段方程画法xFefv定定c(xW,xW)cxWv连接连接cfv画画q线线定定e(xF,xF)

15、由由q线斜率定线斜率定ef第22页，本讲稿共31页4.图解法求理论板层数图解法求理论板层数exFcxW axDfdbxy12345678y1x1y2x 1(xn)x2第23页，本讲稿共31页5.进料热状况对进料热状况对q线及操作线的影响线及操作线的影响(1)冷液进料冷液进料ef1q1exF(2)饱和液体进料饱和液体进料ef2q=1(3)气液混合物进料气液混合物进料ef30q1(4)饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料ef4q=0(5)过热蒸汽进料过热蒸汽进料ef5q0f2f1f3f4f5xya cb第24页，本讲稿共31页6.适宜的进料位置适宜的进料位置12345678910 xy12345678910

16、xy123456789yx第25页，本讲稿共31页【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【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100 kmol/h，进料组成为，进料组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），露点进料；（易挥发组分的摩尔分率，下同），露点进料；釜残液组成为釜残液组成为0.05；塔顶采用全凝器；操作条件下物系的平均相对挥发；塔顶采用全凝器；操作条件下物系的平均相对挥发度为度为2.303；精馏段操作线方程为；精馏段操作线方程为y=0.72x+0.275。试计算：。试计算：（1）塔顶轻组分的收率；）塔顶轻组分的收率；（2）所需的理论板层数。）所需的

17、理论板层数。解：解：（1）塔顶轻组分的收率）塔顶轻组分的收率 塔顶轻组分的收率塔顶轻组分的收率=由精馏段方程由精馏段方程y=0.72x+0.275可得：可得：R=2.571xD=0.982第26页，本讲稿共31页物料恒算：物料恒算：总物料：总物料：F=D+W易挥发组分：易挥发组分：FxF=DxD+WxW1000.5=0.982D+0.05W100=D+WD=48.28kmol/h塔顶轻组分的收率塔顶轻组分的收率=（2）所需的理论板层数）所需的理论板层数 汽液平衡方程为：汽液平衡方程为：=2.303第27页，本讲稿共31页df12345678910111213axDxWcxFe(1)画平衡线画平

18、衡线(2)画精馏段操作线。画精馏段操作线。定定a(xD,xD)由精馏段截距定由精馏段截距定bb(3)定定e(xF,xF)连连ab1514由由q定定q线线ef(4)定定c(xW,xW)连连cd(5)画阶梯画阶梯画图确定理论板层数画图确定理论板层数共共15层理论板层理论板(包括再沸器），第包括再沸器），第8层是进料板层是进料板yx x第28页，本讲稿共31页例例.用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯0.44（摩尔分率，下同）的苯（摩尔分率，下同）的苯-甲苯甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于，塔底产品中

19、含苯不高于0.0235，操，操作回流比为作回流比为3.5，试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。，试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。（1 1）原料液为）原料液为20的冷液体；的冷液体；（2 2）原料液为液化率为）原料液为液化率为1/3的气液混合物。的气液混合物。已知：操作条件下苯的气化潜热已知：操作条件下苯的气化潜热389kJ/kg,甲苯的气化潜热甲苯的气化潜热360kJ/kg，气液平衡，气液平衡数据见附表。数据见附表。温度，温度，50.1859095100105110.6p0A,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240

20、.0p0B,kPa40.046.054.063.374.386.0101.33解：解：先利用所给的平衡数据画出气液平衡关系曲线先利用所给的平衡数据画出气液平衡关系曲线第29页，本讲稿共31页xy（1 1）原料液为）原料液为20的冷液体的冷液体在对角线上定出在对角线上定出a(xD,xD),e(xF,xF),c(xW,xW)三点；三点；a(xD,xD)e(xF,xF)c(xW,xW)画精馏段操作线画精馏段操作线ab，截距，截距xD/(R+1)=0.975/(3.5+1)=0.217b 画画q线线eft2为泡点温度为泡点温度设设t2=93 由附表查出相应的由附表查出相应的p0A，p0B由泡点方程计算

21、由泡点方程计算xA与与xF=0.44相比较检查结果的正确性相比较检查结果的正确性rm=rAxA+rBxBrA=389*78=30342kJ/kmolrB=360*92=33120kJ/kmolCpm=CpAxA+CpBxBCpA=1.84*78=143.52kJ/kmolCpB=1.84*92=169.28kJ/kmolIV-IF=rm+Cpm(t2-t1)IV-IL=rm第30页，本讲稿共31页rm=0.44*30342+0.56*33120=31900kJ/kmolCpm=0.44*143.52+0.56*169.28=158kJ/kmolIV-IF=rm+Cpm(t2-t1)=31900+158(93-20)=43434IV-IL=rm=31900q=434343/31900=1.362q/(q-1)=3.76xy a(xD,xD)e(xF,xF)c(xW,xW)b f连接连接cf在两操作线及平衡线间画梯级在两操作线及平衡线间画梯级1 12 23 34 4（2）q=1/3以同样做法求理论板层数以同样做法求理论板层数做做q线线ef第31页，本讲稿共31页