化工分离设备与操作煤炭与化工产业周少丽13课件.pptxVIP

化工分离设备与操作煤炭与化工产业周少丽13课件.pptx

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化工分离设备与操作

煤炭与化工产业学院

周少丽

任务四精馏计算1

一、全塔物料衡算

(一)理论板概念与恒摩尔流假定

1.理论板

理论板是指离开这一块塔板的气液两相互成平衡的塔板。实际上由于塔板上气、液之间的接触面积和接触时间有限,气液两相难以达到平衡状态。

在理论板上,气液两相温度相等、组成达到平衡。即气液两相符合相平衡方程。

实际上,由于塔板上气液两相间接触面积和接触时间是有限的,因此在任何一种型式的塔板上,气、液两相很难真正达到平衡状态。

任务四精馏计算1

2.恒摩尔流假设

①恒摩尔流假设的前提条件:在精馏塔塔板上气、液两相接触时,若有n(kmol)的蒸气冷凝,相应就会有n(kmol)的液体气化,这种条件下,必须满足以下条件:

a.各组分的摩尔气化潜热相等;

b.气、液两相接触时因温度不同而交换的显热可以忽略;

c.塔设备保温良好,热损失可以忽略。

任务四精馏计算1

a.恒摩尔气流:

在精馏塔内,各层塔板上升蒸气摩尔流量相等,即:

精馏段:V1=V2=V3=…=V=常数

提馏段:V′1=V′2=V′3=…=V′=常数

但两段上升的蒸气摩尔流量不一定相等。

b.恒摩尔溢流

在精馏塔内,各层塔板下降的液体摩尔流量相等,即:

精馏段:L1=L2=L3=…=L=常数

提馏段:L′1=L′2=L′3=…=L′=常数

但两段下降的液体摩尔流量不一定相等。

任务四精馏计算1

3.塔顶的冷凝器为全凝器

4.塔釜或再沸器采用间接蒸汽加热

加热蒸汽仅向系统提供热量,而不影响系统的物料平衡。

任务四精馏计算1

式中:

F、D、W——分别表示原料、塔顶产品、塔底产品流量,kmol/h;

xF、xD、xW——分别表示原料中、塔顶产品、塔底产品易挥发组分的摩尔分数。

2.全塔物料衡算

衡算范围:虚线框

衡算基准:单位时间

总物料衡算:F=D+W

易挥发组分:FXF=DXD+WXW

任务四精馏计算1

馏出液和残液的采出率

易挥发组分回收率

难挥发组分的回收率

1.当规定了塔顶、塔底产品质量xD、xW后,采出率为定值,该塔的产率已经确定,不能任意选择;

2.若规定塔顶产品的采出率和质量xD,则塔底产品的采出率和质量xW也不能自由选定,反之亦然;

3.塔顶产品的采出率是有限制的。因为DxD≤FxF或D/F≤XF/XD,当D/F取得过大时,即使此精馏塔有足够大的分离能力,塔顶也无法获得高纯度的产品。

解:①苯的摩尔质量为78kg/kmol,甲苯的摩尔质量为92kg/kmol

进料组成

馏出液组成

残液组成

任务四精馏计算1

[案例1-5]在一常压连续操作的精馏塔中分离苯-甲苯混合溶液,已知原料液的流量为18000kg/h,其中含苯的质量分数为30%。要求将此混合液分离为含苯0.96的馏出液和含苯不高于0.03%的釜残液(以上均为质量分率)。试求①馏出液和釜残液的流量与组成,以摩尔流量及摩尔分数表示。

任务四精馏计算1

原料液的平均摩尔质量MmF=0.49×78+(1-0.49)×92=85.14kg/kmol

进料量F=18000/85.14=211.42kmol/h

全塔总物料衡算F=D+W=211.42(a)

全塔乙醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw

211.42×0.49=0.966D+0.0352W(b)

联立(a)、(b)得

D=103.30kmol/h

W=108.12kmol/h

任务四精馏计算1

2.精馏段操作线方程

对虚线范围(包括精馏段第n板和冷凝器在内)作物料衡算,以单位时间为基准,即:

总物料V=L+D

易挥发组分Vyn+1=Lxn+DxD

令回流比

称为精馏段操作线方程式。

任务四精馏计算1

3.提馏段操作线方程

对虚线范围作物料衡算,即:

总物料:L’=V’+W

易挥发组分:L’x’m=V’y’m+1+Wxw

该式为提馏段操作线方程。该方程的物理意义是表达在一定的操作条件下,提馏段内自任意第m板

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