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

则

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