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第五章 液体精馏(第二讲)

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第五章 液体精馏第二讲 第五 液体 精馏 第二
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连续精馏的流程及回流比 精 馏 段 提 馏 段 进料F 塔板1 2 全凝器 馏出液D 回馏液L 进料板 蒸气V 馏残液W F,D,V,L,W均为摩尔流量 [mol/s] 1. 精馏流程图: 精馏塔 再沸器 Feed Distillate Waster V [mol/h] 1 ¨①、组成: 塔体、塔板(填料)、再沸器、冷凝器。 塔底温度最高,越往上温度越低,塔顶温度最低。 越往上易挥发组分含量越高,越往下难挥发组分含量越高。 离开塔板的气液两相达到平衡状态且液相组成均匀一致时, 该塔板称为理论板。 ¨②、温度分布规律: ¨③、气液组成的变化规律; ¨④、理论板 化工厂中的精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的。塔内 装有若干层塔板或充填一定高度的填料。尽管塔板的型式和填料 的种类很多,但塔板上液层和填料表面都是气液两相进行热交换 和质交换的场所。 2 板式塔 3 2. 回流比R 回流液流量与产品流量之比称为回流比, 即:R = L/D 而V = L+D 或V = RD+D =(R+1)D 稳定操作时V不变。 R 增加,D 下降; 当D = 0 时,无产品采出, 而此时 R = 称为全回流。 D mol/s V mol/s L mol/s 4 第四节 精馏过程的物料衡算和塔板数的计算 一 、前提条件 1. 塔身对外界是绝热的,即没有热损失。 2. 回流液由塔顶冷凝器供给,其组成与塔顶产品相同;回流液的温度为 泡点温度。 3. 恒摩尔流假设:精馏段从上而下,液体流量均为 L [mol/s],上升的蒸 汽流量均为V [mol/s];提馏段从上而下,液体流量均为L' [mol/s],上升的 蒸汽流量均为V' [mol/s] 。 4. 塔内各塔板均为理论板,即离开该塔板的气、液两相均达到相平衡状 态。 5 二、物料衡算与操作线方程 F xF 1 2 D xD W xw 总物料:F = D +W 轻组分:F xF=DxD+WxW 通常F, xF, xD, xW 已知, 将上述两式联解得: 则:W = F - D 1. 全塔物料衡算 L 塔顶易挥发组分回收率 塔釜难挥发组分回收率 6 将5000kg/h含正戊烷0.4(摩尔分率)的正戊烷正己烷混合 液在连续精馏塔内分离,馏出液含正戊烷0.98,釜液含正戊烷 不高于0.03,求馏出液、釜液的流量及塔顶易挥发组分的回收 率。 解:正戊烷 M = 72 正己烷 M = 86 MF = 0.4×72+0.6×86 = 80.4 F = 5000 / 80.4 = 62.2 kmol/h D =24.6 2 kmol / h W=37.62 kmol / h 7 2. 精馏段物料衡算和精馏段操作线方程 1 2 n n+1 L, xn V, yn+1 D xD 总物料:V = L+D 轻组分: 上式移项有: 将总物料衡算式代入得: 精馏段操 作线方程 F ** 精馏段操作线方程的意义: 在一定的操作条件下,从任一塔板(n)向 下流的液体组成xn与相邻的下一块塔板(n+1) 上升蒸汽组成y n+1之间的关系。 V L 8 精馏段操作线: 得交点 : A ( xD, xD)联解: A ( xD, xD) x y C 1.0 1.0 0 精馏段操作线 9 例 氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内 分离,要求馏出液氯仿浓度为0.95(摩尔分率),流 量为50kg/h,顶为全凝器,平均相对挥发度为1.6 ,回流比为2。 求 (1) 由上向下数第一块塔板下降的液体组成; (2) 第二块塔板上升蒸气组成。 (3) 精馏段各板上升蒸气量及下降的液体量; 10 解:(1) y1 = xD= 0.95 (2) 11 (3) V = (R+1) D = (2+1)×50=150kg/h M氯访=119.35kg/kmol M四氯化碳 =153.8kg/kmol Mm=0.95×119.35+0.05×153.8=121.1kg/kmol V=150/121.1=1.24kmol/h L=R﹒﹒D =2×50=100kg/h L=100/121.1=0.826kmol/h 12 3. 提馏段物料衡算和提馏段操作线方程 F V',ym+1 (L'), xm m m+1 W xW 总物料:L' = V'+W 轻组分: 将上式移项,恒等变形得: 提馏段操作线方程 13 提馏段操作线: 联解 : 得交点:B(xW, xW) B ( xW, xW) x y 1.0 1.0 0 提馏段操作线 14 其中: 表示单位馏出液所需要的进料量; 略去下标: 泡点进料总物料:L+F = V+W 轻组分: 将上式移项,恒等变形得: F V,ym+1 (L+F), xm m m+1 W xW 15 1、进料热状态参数 五种进料热状态 1)冷液进料; 2)泡点进料(饱和液体进料); 3)气液混合物进料; 4)露点进料(饱和气体进料); 5)过热蒸气进料。 4. 进料热状态的影响和q线方程 令进料时的液相所占的分率为q,则提馏段操作性方程为: 16 q表示单位进料量所引起的提馏段与精馏段下降液体流量之差值 1、冷液进料 q>1 2、泡点进料 q = 1 3、气液进料 1>q>0 4、露点进料 q = 0 因进料温度tF低于泡点tb,使提馏段上升蒸气部分冷凝,冷 凝量为V'-V,放出冷凝热,将进料F加热到泡点。热量衡算: r---进料在tb时的摩尔汽化热,kJ/kmol ---温度为 时的进料液体摩尔热容,kJ/(kmol.K) 17 5、过热蒸气 q<0 因进料温度tF高于露点td,进塔后由进料温度降至露点,放 出热量,使精馏段下降液体部分气化,气化量为L'-L。热量衡 算: r---进料在td时的摩尔汽化热,kJ/kmol ---温度为 时的进料液体摩尔热容,kJ/(kmol.K) 18 2、q 线方程(加料板操作线方程) q 线方程应为精馏段操作线与提馏段操作线的交 点轨迹坐标方程. 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 F( 1-q ) y = Fq x - ( W xW + D xD ) W xW + D xD= F xF ( q – 1 ) Fy = q Fx - F xF 19 加料板操作线(q线) 1、冷液进料 q>1 2、泡点进料 q = 1 3、气液进料 1>q>0 4、露点进料 q = 0 5、过热蒸气 q<0 20 相平衡线和三条操作线的关系 21 例:在连续精馏操作中,原料液于泡点进入,已知 操作线方程如下: 精馏段:y = 0.75 x + 0.24 提馏段:y = 1.32 x - 0.016求:xd ,xW,xF 及 R 。 精馏段操作线方程为: 比较对应项得: 解得: 解得: 解: 22 由图解法可知,提馏段操作线与对角线的交 点B ( xW,xW) , 于是: y = 1.32 x - 0.016 y = x 解得: xW = 0.05 精馏段操作线与提馏段操作线的交点 在泡点进料线 x = xF 上,故: y = 0.75 x + 0.24 y = 1.32 x - 0.016 解得: xF = 0.44 23 三、理论塔板数的计算 理论塔板:离开该塔板的气液两相达到相平衡; 理论塔板数NT:完成生产任务所需要的理论塔板总数; 24 1. 逐板法 以 P 表示 以 T 表示 以 J 表示 已知:生产任务,即进料速率F ; 分离要求,即产品的质量标准; 塔顶产品的质量 xD 塔釜产品的质量 xW 25 由 : xDy1 全凝器 x1y2x2y3 …… xnxF y1 J PPJP P 因为 精馏段理论塔板数(n -1)块; 由 : xny'1x'1y'2 …… x'mxW T PTP P 提馏段理论塔板数为: (m-1) 块(不含再沸器) 精馏段: 提馏段: 全塔: NT =(m+n - 1)块 26 例:一相对挥发度为2.00的理想双组分溶液用精馏分离,塔内上升的蒸 气流量为90.0kmol/hr,塔顶产品流量为30.0kmol/hr,泡点进料, xD=0.95,试求离开第二块理论板的液相组成x2 。 y1 y2 x1 x2 V L D xD 1 2 V = 90.0kmol/hr D = 30.0kmol/hr L = V – D = 60.0kmol/hr R = L/D = 60/30 = 2 精馏段操作线方程: 即: y = 0.667 x + 0.317……….(1) 解: = 2.00 F 27 气液相平衡关系: ………… (2) 由 xD = y1 = 0.95 代(2) 得 x1= 0.904 将 x1 = 0.904 代(1) 得 y2= 0.920 将 y2 = 0.920 代(2) 得 x2= 0.852 28 2. 图解法求理论塔板数 作图步骤如下: a. 作气液组成图,即 x-y 相图; b. 作精馏段操作线; c. 作进料线; d. 作提馏段操作线; e. 从 A 点(xD)开始,在平衡线和操作线之间画梯级, 当梯级跨过进料线时,应交在提馏段操作 线上, 直到梯级越过 B (xW)点为止; f. 梯级数即为 NT(含再沸器)。 29 6 3 2 1 1' 2' 5 4 7 8 9 10 30 四、回流比对精馏的影响 实际回流比的确定 1. 全回流 D = 0 全回流 2. 最小回馏比 当R逐渐减小,直到三线交点落在平衡线上时, 此时,回流比为最小回流比,以Rmin表示。 31 求最小回流比的方法: A 作图法 32 B 解析法 3. 实际回流比的确定 R =(1.3 ~ 2.0)Rmin 33 例:在精馏塔中,已知xD=0.8,xf=0.4,a=2,q=0.5,求Rmin值 得到: 解:最小回流比操作时,q线方程,平衡线方程和操作线方 程交于一点,该点的坐标记为(xe,ye) 34 五、捷算法求取理论塔板数 1)全回流的最小理论板数 全回流:D = 0 F =0 W = 0 R=∞ 芬斯克公式推导 35 36 芬斯克公式的使用条件: 1. 全回流 2. 全凝器 3. 理想溶液 计算精馏段的最少理论塔板数及加料板位置: 芬斯克公式 37 2) 理论板的简捷计算 吉利兰图应用条件: 1、组分数: 2 -11 2、进料热状态:五种 3、最小回流比: 0.53 ~ 7.0 4、相对挥发度: 1.26 ~ 4.05 5、理论板数: 2.4 ~ 43.1 →计算Nm Rm→ R → 横坐标→作垂线 →交点 →水平线→交纵坐 →N Rmin,最小回流比 R,操作回流比 Nmin,全回流时的最少理论板数 N,操作回流比时的理论板数 38 理论塔板:离开该塔板的气液两相达到相平衡; 理论塔板数NT:完成生产任务所需要的理论塔板总数; 实际塔板:实际生产中的塔板; 实际塔板数NP :实际生产中的塔板总数; 全塔效率 : 双组分: 六、 塔板效率及其影响因素 39 单板效率 (1)气相莫弗里板效率(EMG) 40 (2)液相莫弗里板效率(EML),如图所示。 41 影响塔板效率的主要因素 1.蒸气速度 2.液体速度 3.塔板上存液量 4.塔板上液流流程长度 5.气液两相的物理性质 6.操作条件:温度、压强以及回流比等 42
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