图解法求理论塔板数示例 图解法简单直观,但计算精确度较差,尤其是对相对挥发度较小而所需理论塔板数较多的场合更是如此。 进料位置过高,使馏出液的组成偏低(难挥发组分含量偏高); 反之,釜残液中易挥发组分含量增高,馏出液中易挥发组分的收率降低。 最优进料位置 最优进料位置在塔内液相或汽相组成与进料组成相近或相同的塔板。 图解法计算时,适宜进料位置应为跨越两操作线交点所对应的阶梯。 对于已有的精馏装置,在适宜进料位置进料,可获得最佳分离效果。 塔板效率 (1)全塔效率 反映塔中各层塔板的平均效率,是理论板层数的校正系数,其值恒小于1。 影响因素: 物系性质、塔板型式与结构和操作条件等。 式中 α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度; μL——塔顶与塔底平均温度下的液体粘度。 一般采用来自生产及中间实验的数据或用经验公式估算: ET=0.49(αμL)—0.245 全塔效率计算 精馏塔效率关联曲线 表示汽相或液相经过一层实际塔板前后组成的变化与经过一层理论板前后的组成变化之比值: 或 式中 EMV——汽相单板效率;EML——液相单板效率; y——与xn成平衡的汽相组成;x——与yn成平衡的液相组成。 塔板效率 (2)单板效率 式中 ET——全塔效率,%; NT——理论板层数; NP——实际塔板层数。 实际塔板数的求法 回流比的影响与选择 回流比是非常重要的参数,对精馏操作影响很大 对一定的料液和分离要求,回流比增大设备费用减少操作费用提高 对于固定的精馏塔,增加回流比则增大每一块板的分离程度 实际操作中,应选择适宜的回流比 (1) 全回流时的回流比R=∞, (2) 物料关系:D = 0, W = 0, F = 0,全塔无精、提馏段之分。 (3) 操作关系:操作线方程y=x,操作线离平衡线的距离最远。 (4)所需的理论塔板数最少,此时操作线离平衡线的距离最远, 理论板分离能力最大。 全回流和最少理论塔板数 1.定义 塔顶上升的蒸汽经冷凝后,全部回流至塔内,称为全回流。 2.特点 芬斯克方程: 式中 Nmin——全回流时的最少理论板数, 不包括再沸器; αm ——全塔平均相对挥发度, 一般可取塔顶、塔底或塔顶、塔底、进料的平均值。 图解法求最少理论塔板数 全回流操作无产品,对实际生产无意义。一般在精馏塔开车或精馏实验及操作异常时调节控制采用。 全回流的应用 最小回流比 1.定义 回流比减小,所需的理论塔板数增加;当回流比减到使操作线与平衡线相交时,所需的理论塔板数为无穷多,相应回流比即为最小回流比,用 表示。 两操作线的交点落在相平衡线上,此处气液两相达平衡。 最小回流比 2.特点 (1)操作线 (2)夹紧点及恒浓区 两操作线与平衡线的交点称为夹紧点,加料板附近各板之 间称为恒浓区。 (3)理论塔板数NT R减少,NT增加。当R降至 时,达到一定分离要求所需的理论塔板数为无穷多。 式中xq、yq——相平衡线与进料线交点坐标(互为平衡关系) 最小回流比的计算 斜率法: 根据极限操作线ad的坐标得 的一般计算式 (1)对于具有正常平衡曲线的系统, 可联立相平衡方程和进料方程计算。 (2)查图。 (3)特殊进料 q = 1 , xq = xF ;q = 0 yq = xF 最小回流比的计算 求法: 若乙醇—水物系的平衡曲线,具有下凹的部分,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已与平衡线相切,如图中点g所示。点g附近已出现恒浓区,相应的回流比便是最小回流比。对于这种情况下的Rmin的求法是由点(xD、xD)向平衡线作切线,再由切线的截距或斜率求之。如图所示情况,可按下式计算: 最小回流比的计算示例 使精馏操作费和设备费之和最小 设备费:R较小时,R↑→NT↓ →设备费↓;R增加到一定程度时, R↑ → 塔径D↑ →设备费↑。 需进行严格的经济比较,优化计算,一般根据经验:R=(1.1~2)Rmin 适宜回流比的选择 1.原则: 2.分析: 操作费:当q、F、D一定时,R↑ → V、V′↑ → WC、Wh↑ →操作费↑ 3.最佳回流比的确定 对再沸器作热量衡算,以单位时间为基 准,则 热量衡算 (一)再沸器的热量衡算 式中 QB——再沸器的热负荷,kJ/h; QL——再沸器的热损失,kJ/h; IVW——再沸器中上升蒸汽的焓,kJ/kmol; ILW——釜残液的焓,kJ/kmol; ILm——提馏段底层塔板下降液体的焓,kJ/kmol。 QB=VIVW+WILW-LILm+QL 式中 Wh——加热介质消耗量,kg/h; IB1、IB2——分别为加热介质进出再沸器的焓,kJ/kg。 式中 r ——加热蒸汽的汽化热,kJ/kg。 加热介质消耗量 若用饱和蒸汽加热,且冷凝液在饱和温度下排出,则加热蒸汽 消耗量可按下式计算 若精馏塔的冷凝器为全凝器,以单位时间为基准,并忽略热损失,则热量衡算为 热量衡算 (二)冷凝器的热量衡算 QC=VIVD-(LILD+DILD) 式中 QC——全凝器的热负荷,kJ/h; IVD——塔顶上升蒸汽的焓,kJ/kmol; ILD——塔顶馏出液的焓,kJ/kmol。 因V=L+D=(R+1)D,代入上式并整理得 QC=(R+1)D(IVD-ILD) 式中 WC——冷却介质消耗量,kg/h; cpc——冷却介质的比热容,kJ/(kg·℃); t1、t2 ——分别为冷却介质在冷凝器的进、出口处的温度,℃。 冷却介质消耗量 第三章 精馏操作技术 第三节 精馏计算 第一节 精馏塔的结构及应用 第二节 精馏基础知识 第四节 精馏塔的操作 一、影响精馏操作的主要因素 二、板式塔的操作特性 三、精馏塔的开车、停车操作 精馏塔的操作 技能训练一:精馏塔操作训练 技能训练二:精馏塔操作仿真训练 相对挥发度 溶液中两组分的挥发度之比称为两组分的相对挥发度,用?表示。溶液中组分A对组分B的相对挥发度,?AB可表示为 对于理想溶液,因其服从拉乌尔定律,即故相对挥发度 对于二元体系,xB = 1-xA ,yB = 1-yA ,若气体服从道尔顿分压定律,则 略去下标则可得相平衡方程 相平衡方程 相平衡方程分析 当>1时,y>x。 越大,y比x大得越多,互成平衡的气液 两相浓度差别越大,组分A和B越易分离。 当=1时,y= x,气液相组成相同,二元体系不能用普通 精馏法分离; 因此由 值的大小可以判断溶液是否能用普通精馏方法分离 及分离的难易程度。 1.一次部分汽化和一次部分冷凝 一次部分汽化和一次部分冷凝可使混合液或混合蒸汽得到部分分离。 精馏原理 2.多次部分汽化和多次部分冷凝 气体混合物经部分冷凝次数越多,所得气相中易挥发组分含量就越高,最后可得到几乎纯态的易挥发组分。液体混合物则相反。 精馏原理 存在问题:每一次部分汽化和部分冷凝都会产生部分中间产物,致使最终得到的纯产品量极少,而且设备庞杂,能量消耗大。 3.塔板上汽液两相的操作分析 精馏原理 理论塔板:离开塔板的气液两相组成yn与xn相互平衡。 精馏原理 实际塔板由于气液两相接触时间及接触面积有限,离开塔板 的气液两相难以达到平衡,达不到理论塔板的传质分离效果。 理论塔板仅作为衡量实际板分离效率的依据和标准。 精馏必要条件 足够层数塔板的精馏塔 气相回流(从塔底引入上升蒸汽流) 液相回流(从塔顶引入下降的液流) 精馏操作流程 第三章 精馏操作技术 第三节 精馏计算 第一节 精馏塔的结构及应用 第二节 精馏基础知识 第四节 精馏塔的操作 稳定连续操作的精馏塔,以单位时间为基准,全塔物料衡算式为: 全塔物料衡算 总物料衡算: F=D+W 易挥发组分衡算: F xF=D xD +W xW 式中: F、D、W分别为原料、塔顶产品和塔底产品的流量,Kmol/h; xF、xD、xW分别为原料、塔顶产品和塔底产品中易挥发组分的 摩尔分数。 精馏塔内任意板下降液相组成xn及由其下一层板上升的蒸汽组成yn+1之间的关系称为操作关系。描述精馏塔内操作关系的方程称为操作线方程。 操作线方程 恒摩尔流假定 (1)恒摩尔汽化 精馏操作时,在精馏塔的精馏段内,每层板的上升蒸汽摩尔流量 都是相等的,在提馏段内也是如此: 精馏段 V1=V2=V3=…=V=常数 提馏段 V=V=V=…=V=常数 但两段的上升蒸汽摩尔流量却不一定相等。 恒摩尔流假定 精馏操作时,在精馏塔的精馏段内,每层板下降的液体摩尔流量 都是相等的,在提馏段内也是如此: 精馏段 L1=L2=L3=…=L=常数 提馏段 L=L=L=…=L=常数 但两段的下降液体摩尔流量不一定相等。 (2)恒摩尔液流 若在精馏塔塔板上气、液两相接触时有nkmol的蒸汽冷凝, 相应就有nkmol的液体汽化 ①各组分的摩尔汽化潜热相等; ②气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略; ③塔设备保温良好,热损失可也忽略。 恒摩尔流假定成立条件 对精馏段的第n十1层板以上塔段及冷凝器作物料衡算,以单位时间为基准: 操作线方程 1.精馏段操作线方程 总物料衡算: V=L+D 易挥发组分衡算:yn+1=Lxn+DxD 式中:V——精馏段上升蒸汽的摩尔流量,kmol/h; L——精馏段下降液体的摩尔流量,kmol/h; yn+1——精馏段第n十1层板上升蒸汽中易挥发组 分的摩尔分数; xn——精馏段第n层板下降液体中易挥发组分 的摩尔分数。 整理得 令R =L/D,R称为回流比,是精馏操作中重要的参数, 则精馏段操作线方程为: 精馏段操作线方程 精馏段操作线方程反映了一定操作条件下精馏段内的操作关系,即精馏段内自任意第n层板下降的液相组成xn与其相邻的下一层板(第n+1层板)上升汽相组成yn+1之间的关系。 精馏段操作线方程 在稳定操作条件下,精馏段操作线方程为一直线,斜率 为 ,截距为 。 2.提馏段操作线方程 对提馏段第m层板以下塔板及再沸器 作物料衡算,以单位时间为基准: 式中 L’——提馏段下降液体的摩尔流量,kmol/h; V’——提馏段上升蒸汽的摩尔流量,kmol/h; x’m——提馏段第m层板下降液相中易挥发组分的摩尔分数; y’m+1——提馏段第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分数。 操作线方程 总物料衡算: L’ = V’ + W 易挥发组分衡算:L’x’m = V’y’m+1+WxW 提馏段操作线方程反映了一定操作条件下,提馏段内的操作关系。在稳定操作条件下,提馏段操作线方程为一直线。斜率为 ,截距为 。 提馏段操作线方程为: 提馏段操作线方程 (1)冷液体进料 t>t泡。 (2)饱和液体进料 t=t泡(3)气液混合物进料 t泡