第9章液体精馏理论课16学时 .ppt
2023-11-16第 9 章 液体精馏1第第 9 章章 液体精馏液体精馏（理论课16学时）第第4讲：讲：9.4.4 操作线方程典型例题操作线方程典型例题9.5 双组分精馏的设计型计算双组分精馏的设计型计算9.5.1 理论板理论板(theoretical plate)数的求法与最优加料位置的确定。数的求法与最优加料位置的确定。例题。例题。2023-11-16第 9 章 液体精馏2例例3：有如图的精馏流程，以回收二元理想混合物中的易挥发组分：有如图的精馏流程，以回收二元理想混合物中的易挥发组分A，塔，塔1和塔和塔2的回流比都是的回流比都是3，加料、回流均为饱和液体。已知：，加料、回流均为饱和液体。已知：xF=0.6,xD=0.9,xB=0.3,xT=0.5（均为摩尔分数），（均为摩尔分数），F=100kmol/h。整个流程可使易挥发组分整个流程可使易挥发组分A的回收率达的回收率达90%。试求：。试求：1、塔、塔2的塔釜蒸发量；的塔釜蒸发量；2、写出塔、写出塔1中间段（中间段（FT)的操作线方程。的操作线方程。DxD,FxF,BxB,TxT,1#2#wxW,1段段2段段3段段1段段2段段2023-11-16第 9 章 液体精馏3解：解：FDFxDx hkmolxFxDDF/609.06.010090.0 1#塔物料衡算：塔物料衡算：BDTFBxDxTxFxBDTF 解得：解得：hkmolT/30 hkmolB/70 2#塔物料衡算：塔物料衡算：WTB hkmolTBW/403070 DxD,FxF,BxB,TxT,1#2#wxW,1段段2段段3段段1段段2段段2023-11-16第 9 章 液体精馏42#塔：塔：31 TLRhkmolTL/9030331 hkmolBLL/1607090112 hkmolWLV/1204016022 1#塔：塔：hkmolRDL/1806031 hkmolFLL/280100180112 1#塔虚线所围范围物料衡算：塔虚线所围范围物料衡算：BVTL 22hkmolBTLV/240703028022 DxD,FxF,BxB,TxT,1#2#wxW,1段段2段段3段段1段段2段段2023-11-16第 9 章 液体精馏51#塔虚线所围范围易挥发组分物料衡算：塔虚线所围范围易挥发组分物料衡算：BTBxyVTxxL 22FT段操作线方程：段操作线方程：222VBxTxxVLyBT 数值代入，得：数值代入，得：025.0167.1 xyDxD,FxF,BxB,TxT,1#2#wxW,1段段2段段3段段1段段2段段2023-11-16第 9 章 液体精馏62#的的1段：段：hkmolTRV/12030131 hkmolRTL/90303 hkmolBLL/1607090 hkmolVV/120 或或hkmolWLV/12040160 DxD,FxF,BxB,TxT,1#2#wxW,1段段2段段3段段1段段2段段2023-11-16第 9 章 液体精馏7例例1：某塔顶蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的气、液两相互成：某塔顶蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的气、液两相互成平衡。汽相作产品，液相作回流，见图，该系统符合恒摩尔流的假平衡。汽相作产品，液相作回流，见图，该系统符合恒摩尔流的假定，试推导此时的精馏段操作线方程。定，试推导此时的精馏段操作线方程。解：解：虚线范围物料衡算：虚线范围物料衡算：0DyLxVy VDyxVLy0 再分析分凝器与塔顶第一块再分析分凝器与塔顶第一块板之间的关系：板之间的关系：0yDx1yFDVL01DyLxVyD VDyxVLyD01 VL1VLVVD 0D1yVL1xVLy D010 xyyyVL 0D010D010yxyyy1xxyyyy 结论：符合操作线关系。结论：符合操作线关系。将操作线方程中的斜将操作线方程中的斜率和截距用已知参数率和截距用已知参数表示出来表示出来2023-11-16第 9 章 液体精馏8 例例2：某精馏塔顶采用的是冷回流（即回流液的温度低于泡点温：某精馏塔顶采用的是冷回流（即回流液的温度低于泡点温度），其回流比为度），其回流比为R=L0/D（摩尔比，下同），而塔顶第一块板下（摩尔比，下同），而塔顶第一块板下方的回流比即为塔内实际回流比为方的回流比即为塔内实际回流比为R（内回流），（内回流），R=L/D，试证明：，试证明：1、rTTCrqqRRspm,:参参数数，其其中中回回流流液液的的热热状状态态2、冷回流时精馏段的操作线方程冷回流时精馏段的操作线方程形式不变，即形式不变，即111 RxxRRyDnn解：解：DRL0 DRqLqL00 qRDLR DRqDRLqVV11100 DLR0 Dx1yFDVL0LDx0V2023-11-16第 9 章 液体精馏9 DRqDRLqVV11100 DRLDDRqDRDRDV1 11111 RxxRRDRDxxDRRDVDxxVLyDnDnDnnDx1yFDVL0LDx0V结论：冷回流时精馏段的操作线方程形式不变。结论：冷回流时精馏段的操作线方程形式不变。2023-11-16第 9 章 液体精馏10WDF wDFWxDxFx 方法：方法：1、逐板计算法；、逐板计算法；2、图解法；、图解法；3、简捷计算法、简捷计算法（后面计算）。9.5 双组分（连续）精馏的设计型计算双组分（连续）精馏的设计型计算9.5.1 理论塔板数和进料位置的计算理论塔板数和进料位置的计算设计型问题的命题：设计型问题的命题：已知条件：已知条件：F、xf，分离要求，分离要求xD、xW 计算计算：（1）产品分配；（）产品分配；（2）塔板数和进料位置；（）塔板数和进料位置；（3）塔径）塔径（后面计算）。（后面计算）。DfDxFx 随随之之确确定定。、，则则，轻轻组组分分的的回回收收率率）规规定定（WfDDxWDFxDxx 13 随随之之确确定定。、，则则）（，重重组组分分的的回回收收率率）规规定定（DfWWxDWxFxWx 1)1(42 物料衡算进行产品分配物料衡算进行产品分配选择操作条件：操作压强（操作温度）、进料热状态、回流比选择操作条件：操作压强（操作温度）、进料热状态、回流比，相平衡关系，相平衡关系和操作线方程随之确定。和操作线方程随之确定。2023-11-16第 9 章 液体精馏111、逐板计算法、逐板计算法连续精馏、塔顶设全凝器、泡点回流。连续精馏、塔顶设全凝器、泡点回流。精馏段操作方程精馏段操作方程11 RxxRRyDVWxxVLywnn 1提馏段操作方程提馏段操作方程相平衡方程相平衡方程)1(yyyx xxy)1(1 qx2023-11-16第 9 章 液体精馏12注意注意：（1）塔釜相当于一块理论板，塔内的理论板数是塔釜相当于一块理论板，塔内的理论板数是 N-1 ；（2）若塔顶设置的是分凝器，则分凝器也相当于一块理论）若塔顶设置的是分凝器，则分凝器也相当于一块理论板板,塔内的理论板数是塔内的理论板数是 N-2 。自塔顶开始计算起：自塔顶开始计算起：(1)y1=xD ;步骤：步骤：)1()2(111111yyyxxy 即：即：1131221 RxxRRyyxD即：即：）（即：交替使用操作关系和相平衡关系即：交替使用操作关系和相平衡关系当出现当出现 xi xq 时，由时，由xi计算计算yi+1时，使用提馏段方程。时，使用提馏段方程。当出现当出现xNxW时，终止计算。时，终止计算。N即为所得的理论塔板数。即为所得的理论塔板数。0yDx1yFDVL操作操作线关线关系系2023-11-16第 9 章 液体精馏132、理论塔板的图解法（根据逐板计算法的原理）、理论塔板的图解法（根据逐板计算法的原理）（McCabeThiele法，法，M-T法）法）Wx2023-11-16第 9 章 液体精馏14最适宜的进料位置最适宜的进料位置qixx 第第 i 块塔板为进料板，通常进料块塔板为进料板，通常进料板归属于提馏段内。板归属于提馏段内。此时，原料进入到进料塔上后自发分散成的汽相组成、液相组成此时，原料进入到进料塔上后自发分散成的汽相组成、液相组成 与与 进料塔进料塔上的汽相组成、液相组成上的汽相组成、液相组成 最接近，在组成上无返混。最接近，在组成上无返混。2023-11-16第 9 章 液体精馏15进料口位置偏下进料口位置偏下注意：进料口偏下或偏上，都使得达到同样的分离所需要的理论塔板数增加。注意：进料口偏下或偏上，都使得达到同样的分离所需要的理论塔板数增加。此时，浓度较高的原料进入到浓度此时，浓度较高的原料进入到浓度较低的进料塔上，对于向下流动的较低的进料塔上，对于向下流动的液体来说，在组成上有返混。液体来说，在组成上有返混。进料口位置偏上进料口位置偏上此时，浓度较低的原料进入到浓度此时，浓度较低的原料进入到浓度较高的进料塔上，对于向上流动的较高的进料塔上，对于向上流动的汽体来说，在组成上有返混。汽体来说，在组成上有返混。2023-11-16第 9 章 液体精馏16实际塔板增浓值与理论塔板增浓值的差异实际塔板增浓值与理论塔板增浓值的差异nnnnyyyy 11实际上：实际上：理论上：理论上：nnnnxxxx 11实际上：实际上：理论上：理论上：2023-11-16第 9 章 液体精馏17单板效率单板效率 即即Murphree板效率板效率1nx nx1ny ny1nn1nnn,MVyyyyE 成平衡的浓度。成平衡的浓度。是与是与nnxy 成平衡的浓度。成平衡的浓度。是与是与nnyx 分析实际塔板增浓值与理论塔板增浓值的差异分析实际塔板增浓值与理论塔板增浓值的差异nnnnxxyy)1(1 )1(nnnnnyyyxx nnnnnLMxxxxE11,在塔板上汽液两相有限时间的接触过程中，汽、液两相的传质不可能达到在塔板上汽液两相有限时间的接触过程中，汽、液两相的传质不可能达到平衡，离开塔板的汽、液两相平衡，离开塔板的汽、液两相 y i 、xi 不成平衡关系。即传质速率是有限的。不成平衡关系。即传质速率是有限的。理论塔板的理论塔板的Murphree 板效率等于板效率等于1，即，即100%。2023-11-16第 9 章 液体精馏18例：有两股原料，一股为例：有两股原料，一股为100kmol/h含苯含苯0.6（摩尔分率，下同）和含甲苯（摩尔分率，下同）和含甲苯0.4的混的混合液。另一股为合液。另一股为100kmol/h含苯含苯0.2（摩尔分率，下同）和含甲苯（摩尔分率，下同）和含甲苯0.8的混合液。拟的混合液。拟用精馏操作进行分离，要求馏出液含苯用精馏操作进行分离，要求馏出液含苯0.9，釜液含苯，釜液含苯0.05。塔顶设全凝器，塔。塔顶设全凝器，塔釜为水蒸气间接加热。操作回流比为釜为水蒸气间接加热。操作回流比为2。问下述两种方案哪种方案所需的理论板。问下述两种方案哪种方案所需的理论板数少？（数少？（1）两股原料分别在其泡点下进入相应浓度的塔板上；）两股原料分别在其泡点下进入相应浓度的塔板上；（2）将两股原料混合后在其泡点下进入相应浓度的塔板上。）将两股原料混合后在其泡点下进入相应浓度的塔板上。DxD,11,FxFwxW,1段段2段段3段段22,FxF解：解：（1）两股原料分别在其泡点下进入相应浓度的塔板上）两股原料分别在其泡点下进入相应浓度的塔板上111 RxxRRyD段：段：第第全塔物料衡算全塔物料衡算WDffWxDxxFxFWDFF 221121hkmolWhkmolD/65.11735.82200,/35.82 hkmolDRVhkmolRDL/05.247)1(,/7.164 hkmolFqVVhkmolFqLLq/05.247)1(,/7.264,111111 hkmolFqVVhkmolFqLLq/05.247)1(,/7.364,122222 2023-11-16第 9 章 液体精馏19DxD,11,FxFwxW,1段段2段段3段段22,FxF第第2段：操作线方程段：操作线方程DfDxxLxFyV 11 VFxDxxVLyfD 第第3段：操作线
