化工原理 蒸馏

x
e
提馏段操作线
6.3.4 进料热状况的影响
图6-17 加料板上的物流示意图
五种可能的进料热状况： (a) 过冷液体（温度低于泡点） (b) 饱和液体 (c) 饱和液、汽的混合物（相平衡温度介于泡点和露点之间） (d) 饱和蒸汽 (e) 过热蒸汽（温度高于露点）
分析第3种情况： 令进料中液相所占的分数为q，气相所占的比例为1-q。
QV
QR
QF
Ql
• 离开的热量有三项: (1)塔顶蒸汽带出的热量QV (2) 塔底产品带出的热量QW (3) 散失于周围的热量Ql
QW
图6-26 精馏塔和再沸器的热量衡算
以0oC的液体为计算基准
QV
QB QF QR QV QW QL
其中：QB GB ( I B iB ) QF GF I F QR RGD c pR t R QV GD ( R 1) IV QW GW c pW tW
2. x-y图解法
图解步骤
1）在x-y图中作出相平衡曲线和对角线。 2）在x轴上定出x=xd、xF、xW的点，并通过这三点依次按垂线定 出对角线上的a、f、b点。 3）在y轴上定出yc=xD/(R+1)的点c，连a、c作出精馏段操作线。 4）由进料状况求出q线的斜率q/（q-1），并通过f点作q线。 5）将q线、精溜段操作线ac的交点d与点b连成提馏段的操作线bd。 6）从点a开始，在平衡曲线与操作线ac之间作梯级，当梯级跨过 点d时，这个梯级相当于加料板。然后改在平衡曲线与提馏段操 作线bd之间作梯级，直到再跨过b点为止。 ７）数梯级数目，可以分别得出精馏段和提馏段的理论塔板数， 同时决定了加料板的位置。
(6-17d)
精馏段的操作线方程: y
R xD x 精馏段的操作线方程: y R 1 R 1
(6-17d)
操作线是一条斜率为R/(R+1)，截距为xD/(R+1)的直线
1
该直线通过以下两点: 对角线上的点a(xD, xD) y轴上的点c [0, xD/(R+1)]
y1=xD
0.8
a
y2
x-y图解法求理论塔板数
1
y1=xD
0.8
a
y2
y 0.6
q
d 0.4 0.2 0 b 0 0.2 0.4 0.6 x1 0.8 xD1
c
f
x
直接蒸汽加热(例6-8)：
•加料板以上部分与间接蒸汽加热相同， 所以精馏段操作线不变；
•但塔釜的进出物料不同，塔底通入的直 接蒸汽量为V’，排除废水的量W与L’相 等(间接时W=L’-V’)，废水的组成也比间 接加热时小。
F----原料液流量(kmol/h)； D----塔顶产品（馏出液）流量(kmol/h)； W----塔顶产品（釜残液）流量(kmol/h)； xF---原料液中易挥发组分的摩尔分率； xD---馏出液中易挥发组分的摩尔分率； xw---釜残液中易挥发组分的摩尔分率。
回收率 1）塔顶易挥发组分 2）塔底难挥发组分
L' V ' W L' xm V ' ym1 Wxw
Wx L ym 1 xm W V V
WxW L xm 提馏段操作线： ym1 L W L W 该直线通过以下两点: 对角线上的点b(xw, xw)
图6-15 提馏段的分析
y轴上的点e [0, -Wxw/(L‘-W)]
（6-23）
1 0.8 y 0.6
a
d
q线是两操作线交点的轨迹，即 三线交于一点 •d为q线与精馏段操作线ac的 交点，联结d与b(xw, xw) 即 得提馏段操作线bd。 •q线通过点f(xwxw)，斜率为 q/（q-1）
0.4 0.2
c
b 0.2
0
0.4
x
0.6
0.8 xD1
1
进料状况对进料线
和操作线位置的影响
0.8 y 0.6
q=0 0<q<1
q=1
q>1
a
0.4
q<0
f
例6-6
0.2
c
0
b 0.2
0.4
x
0.6
0.8 xD1
进料状况 a 过冷液体 b 饱和液体 c 气液混合物 d 饱和蒸气 e 过热蒸气
q值 >1 1 0~1 0 <0
q线斜率 1-∞ ∞(垂直线) -∞~0 0(水平线) 0~1
《化工原理》
Principles of Chemical Engineering
第六章
蒸 馏
Distillation
《化工原理》
Principles of Chemical Engineering
第六章
蒸 馏
Distillation
第六章
蒸
馏
6.1 二元物系的汽液相平衡 6.2 蒸馏方式 6.3 二元连续精馏的分析与计算 6.4 精馏装置的热量衡算 6.5 多元精馏的概念 6.6 特殊蒸馏 6.7 蒸馏设备
6.3.1 理论板概念和恒摩尔流假设
1)理论板： 指离开这块板的气液两相达到平衡 即
yn-1
n xn yn 1 ( n 1) xn
t n f ( xn )orf ( y n )
n-1 n
yn
xn-1 xn xn+1
yn+1
n+1
恒摩尔流假设的具体内容
2)恒摩尔流假设 •恒摩尔气流：精馏操作时，在精馏塔的精馏段内，每 层板的上升蒸气摩尔流量都是相等的，在提馏段内也是 如此，但两段的上升蒸气摩尔流量却不一定相等，即： 精馏段: V1=V2=...=Vn=V, 提馏段: V1'=V2'=...=Vn'=V‘ •恒摩尔液流：精馏操作时，在塔的精馏段内，每层板 下降的液体摩尔流量都是相等，在提馏段内也是如此， 但两段液体的摩尔流量却不一定相等，即： 精馏段: L1=L2=...=Ln=L 提馏段: L1'=L2'=...=Ln'=L'
•求理论塔板数的图解法 交替应用相平衡和物料衡算两关系
该直线通过以下两点: 对角线上的点b(xw, xw) y轴上的点e [0, -Wxw/(L‘-W)]
1 0.8 y 0.6 0.4 0.2 0 b 0.2 0.4 0.6 0.8 xD1
a
c
不过，由于b、e两 点相距很近，误差较 大，所以采用以下的 方法较为准确。
第六章
蒸 馏
Distillation
第六章
蒸
馏
6.1 二元物系的汽液相平衡 6.2 蒸馏方式 6.3 二元连续精馏的分析与计算 6.4 精馏装置的热量衡算 6.5 多元精馏的概念 6.6 特殊蒸馏 6.7 蒸馏设备
6.4 精馏装置的热量衡算
6.4.1 再沸器的热负荷
• 进入的热量有三项： (1)加热蒸汽带入的热量QB (2) 进料带入的热量QF (3)回流带入的热量QR
精馏段,提馏段液气流量关系 L’>L+F L’=L+F L’>L L’=L L’<L V’>V V’=V V’<V V’=V+F V’<V-F
作业
教材第249页 第8、9题
补充题
6.3.5 求理论塔板数小结
1. 逐板计算法 •塔顶为全凝器，第一板上升蒸气组成y1=塔顶产品组成 xD，自第一板下降的液体组成x1与y1成平衡，由相平衡 关系可求得x1； •自第二板上升的蒸气组成y2与x1满足精馏段操作关系， 由此求得y2，然后由x2和y2的平衡关系求得x2； •再利用x2求y3，如此反复，直至计算到xN1≤xd（两操 作线交点的液相组成）为止，第N1理论塔板即为加料板， 精馏段所需的理论塔板数为N-1。 •此后，采用提馏段操作线方程与相平衡方程，继续进 行与上述过程类似的计算，直至计算到xN2≤xw为止，不 包括再沸器的全塔所需理论塔板数为N2-1
b) 最小回流比Rmin
xD ye Rmin Rmin 1 xD xe Rmin xD ye ye xe
作图法求最小回流比
ye
e
xe
图6-23 在x-y图中分析最小回流比
c）适宜回流比
适宜回流比的确定 R=（1.1～2.0)Rmin 1- 总运行费 2- 能源费
3- 设备折旧费
分别对进料板进行液相和气相物聊衡算
L L qF V V 1 qF
(1-q)F qF
iV iF 每千摩尔进料转化为饱 和蒸气所需的热量 q iV iL 进料的千摩尔汽化潜热
求两操作线的交点d： 可联立求解提馏段和精馏段的易挥发组分的衡算式
V ' y L x Wxw Vy Lx DxD
y 0.6 0.4 0.2 0 0 0.2 0.4 0.6 x1 0.8 xD1
•求理论塔板数的图解法 交替应用相平衡和物料衡算 xn 两关系 y
n
c
例6-5
1 1 xn
yn 1
R x xn D R 1 R 1
x
2. 提馏段操作线方程
加料板上有进料物流，所以提馏段的液、气流量与精馏段有所不同
连续精馏装置流程
图6-11
6.3 二元连续精馏的分析与计算
主要内容
*进出精馏塔各股物料的流量和组成；
*精馏塔所需的理论塔板数和加料位置；
*合适的操作条件：回流比和加热热状态；
*冷凝器和再沸器的热负荷。
6.3.1 全塔物料衡算
总 物 料 易挥发组分 F=D+W FxF = DxD + Wxw
对易挥发组分物料恒算:
* L' xm V ' y V ' ym1 WxW