第四章 液体的精馏(第二讲)

板式塔
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填料塔
填料塔的结构
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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
V mol/s
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。
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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
L L q F
L L qF
V V (q 1) F
1＞q＞0
2、泡点进料
q=1
3、气液进料
q=0 1、冷液进料 q＞1 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：
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 = 1.32 x - 0.016
y = 0.75 x + 0.24 解得： xF = 0.44
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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 。
D mol/s L mol/s
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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
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解：(1) y1 = xD= 0.95
y1
y2
x1
x2
xD
x1 y1 1 ( 1) x 1
1.6 x1 0.95 1 (1.6 1) x 1
x1 0.92
R 1 (2) y2 x1 xD R1 R1
2 0.92 0.95 0.93 21 21
q＞1 q=1 1＞q＞0 q=0
1、冷液进料 2、泡点进料 3、气液进料 4、露点进料
xF
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5、过热蒸气
q＜0
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相平衡线和三条操作线的关系
q q 1
xD R1
xW
xF
xD
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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 。
提馏段： 由： xn
T P
精馏段理论塔板数(n)块； 加料板为第n块板
T P
y'1
x'1
y'2பைடு நூலகம்
……
x'm xW
提馏段理论塔板数为： (m) 块（含再沸器）
全塔： NT =(m+n )块
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(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
解：
V
= 2.00
y1
1 y2 x 1 2 x2
L
V = 90.0kmol/hr D = 30.0kmol/hr D xD
L = V – D = 60.0kmol/hr R = L/D = 60/30 = 2
精馏段操作线方程： R xD 2 0.95 y x x 3 R 1 R 1 3
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4. 进料热状态的影响和q线方程 1、进料热状态参数 ( F L) x Vy WxW 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。 令进料时的液相所占的分率为q，则提馏段操作性方程为：
( Fq L) x (V F (q 1)) y WxW
L' W y x xW L'W L'W
W xW
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提馏段操作线方程
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提馏段操作线： 联解：
y
y x
1.0 y
L' W x xW L'W L'W
得交点：B（xW, xW）
提馏段操作线
yx
0
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B ( xW, xW) x
1.0
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泡点进料
总物料：L+F = V+W
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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：
( L L)r Fc pV (t F td )
r---进料在td时的摩尔汽化热，kJ/kmol c pV---温度为(t d t F ) / 2时的进料液体摩尔热容，kJ/(kmol.K)
y R 1 x
D
n
L, xn
V, yn+1
n+1
R 1
F
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** 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。
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精馏段操作线：
联解:

1.0 y
R xD y x R 1 R 1 yx
L L qF
q
c pV (t F t d ) r
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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. Vy Lx DxD 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 ( Fq L) x (V F (q 1)) y WxW
连续精馏的流程及回流比 1. 精馏流程图： 精 馏 段 进料F Feed 提 馏 段 精馏塔
塔板1 2
V 回馏液L 全凝器 馏出液D Distillate
F,D,V,L,W均为摩尔流量
进料板
[mol/s] [mol/h]
蒸气V
再沸器
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馏残液W Waster
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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。
精馏段操作线
得交点 : A ( xD, xD)
A ( xD, xD)
xD C 0， R 1
yx
0
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x
1.0
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例5-3 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;
F D W Fx f Dx D WxW
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24.6 0.98 62.2 0.4
97%
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2. 精馏段物料衡算和精馏段操作线方程 V L
1 2
总物料：V = L+D 轻组分：Vyn1 Lxn DxD 上式移项有： L D D yn1 xn xD V V xD 将总物料衡算式代入得： L D yn1 xn xD LD LD R x yn 1 xn D R 1 R 1 精馏段操 作线方程 R x
4、露点进料
(V V )r Fc pL (tb t F )
r---进料在tb时的摩尔汽化热，kJ/kmol c pL---温度为(tb t F ) / 2时的进料液体摩尔热容，kJ/(kmol.K)
V V (q 1) F
q 1
c pL (tb t F ) r
D
F ( xF xW ) xD xW
F xF
则：W = F - D 塔顶易挥发组分回收率
Dx D FxF
塔釜难挥发组分回收率
W xw
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W (1 xW ) F (1 xF )
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例5-2 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。
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。
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二、物料衡算与操作线方程
L
1 2
D xD
1. 全塔物料衡算 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：
y2 = 0.920
代(2)
得 x2= 0.852