蒸馏-3.pdf
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1、第九章第九章 蒸馏蒸馏 Distillation 一、理论板及恒摩尔流一、理论板及恒摩尔流 二、物料衡算和操作线二、物料衡算和操作线 三、理论塔板层数的求法三、理论塔板层数的求法 四、几种特殊情况时理论板数的求法四、几种特殊情况时理论板数的求法 五、回流比的影响及其选择五、回流比的影响及其选择 六、理论板数的捷算法六、理论板数的捷算法 七、实际塔板数、塔板效率七、实际塔板数、塔板效率 八、精馏装置的热量衡算八、精馏装置的热量衡算 第三节 两组分连续精馏的 分析和计算 第三节 两组分连续精馏的 分析和计算 一、理论板及恒摩尔流一、理论板及恒摩尔流 1、理论板、理论板 离开这种板的汽液两相互成平衡
2、汽液两相互成平衡,而且塔板上的液相 组成也可视为均匀的。 VVVV n = 21 VVVV m = = = 21 2、操作关系、操作关系 yn+1与 x n之间的关系 3、恒摩尔汽流、恒摩尔汽流 4、恒摩尔液流、恒摩尔液流 LLLL n = 21 LLLL m = = = 21 5、恒摩尔流假设的条件、恒摩尔流假设的条件 (1)各组分的摩尔汽化潜热摩尔汽化潜热相等; (2)汽液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略显热可以忽略 ; (3)塔设备保温良好,热损失热损失可以忽略。 冷凝 1mol 蒸汽能使 1mol 液体汽化 在精馏塔中,一层塔板就是一个接触级,这是实现精馏 过程的“设备”条件,为了
3、使每一层塔板提供两相接触必为了使每一层塔板提供两相接触必 须的汽流和液流须的汽流和液流,在塔顶设置冷凝器,将上升蒸汽冷 凝,并使冷凝液回流入塔;在塔底设置再沸器,将下降 液流经再沸器加热,使之部分汽化返回塔内,形成沿塔 上升的汽流,这是实现精馏过程所必须的“回流”条件。 在精馏塔中,进料板以上的部分称之为精馏段,加料板 以下的部分叫提馏段。 精馏过程的三个必要条件精馏过程的三个必要条件 ?1. 多次部分汽化和 多次部分冷凝 ?2. 塔顶有冷凝器 ?3. 塔釜有再沸器 精馏段是指塔的加料位置以上部分塔体。在精馏段内上升 蒸汽和回流液之间进行着逆流接触和物质热量传递。上升蒸汽 多次部分冷凝,其中所
4、含的重组分向液相传递,而回流液多次 部分汽化,其中的轻组分向汽相传递。 如此物质交换的结果,使上升蒸汽中轻组分的浓度逐渐升 高。只要有足够的相际接触表面和足够的液体回流量,到达塔 顶的蒸汽将成为高浓度的轻组分。塔的上半部分完成了蒸汽的 精制,因而称为精馏段。 在提馏段,下降液体(包括回流液和加料中的液体)与上升蒸 汽逆流接触进行着物质热量传递。下降液体多次部分汽化,其中 的轻组分向汽相传递,上升蒸汽多次部分冷凝,其中的重组分向 液相传递,只要两相接触表面和上升蒸汽量足够,到达塔底的液 体中所含的轻组分可降至很低,从而获得高纯度的重组分。 塔的下半部完成了下降液体中重组分的增浓,即提出了轻 组分
5、,因而称之为提馏段。 一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段,这样的塔能够实 现双组分混合物连续地高纯度的分离。 二、物料衡算和操作线二、物料衡算和操作线 1、全塔物料衡算 对总物料: WDF+= 对于易挥发组分: WDF WxDxFx+= F, xF D, xD W, xW F、D、W的单位的单位kmol/h WD WF xx xx F D = F D F W =1 ?当塔顶、塔底产品组成xD、xW(产品质量)已规定,产品 的 采出率D/F和和W/F也随之确定,不能再自由选择; ?当规定塔顶产品的量D和质量xD,则塔底产品的质量xW及 量W也随之确定而不能自由选择; 在规定分离要求时,应使 F
6、D FxDx 塔顶产品的组成应满足 D Fx x F D 塔顶易挥发组分回收率塔顶易挥发组分回收率:易挥发组分从塔顶采出的量占全部 进料量中轻组分的百分数。 %100= F D D Fx Dx 塔底难挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率: %100 )1 ( )1 ( = F W W xF xW F, xF D, xD W, xW P64 例题例题 94 2、精馏段操作线方程、精馏段操作线方程 对总物料: DLV+= 对易挥发组分: Dnn DxLxVy+= +1 回流比回流比 精馏段操作线方程精馏段操作线方程 Dnn x R x R R y 1 1 1 1 + + + = + Dnn x DL
7、 D x DL L y + + + = +1 令 D L R = 精馏段精馏段相邻两层理论板之间的上升蒸汽 组成y 相邻两层理论板之间的上升蒸汽 组成yn1 n1 与下降液体组成 x 与下降液体组成 xn n的操作关系的操作关系 精馏段操作线: 当R, D, xD为一定值时, 该操作线为一直线. 斜率斜率: V L 1 = +R R 截距截距: 1 D +R x y x 1 D +R x xD 操作线为过点(xD,xD) Dnn x R x R R y 1 1 1 1 + + + = + 3、提馏段操作线方程、提馏段操作线方程 对总物料: WVL+= 对易挥发组分: wmm WxyVxL+ =
8、 +1 wmm x WL W x WL L y = +1 提馏段操作线方程提馏段操作线方程: 相邻两层理论板之间的上升蒸汽组成 y 相邻两层理论板之间的上升蒸汽组成 ym1 m1 与下降液体组成 x 与下降液体组成 xm m的操作关系的操作关系 1、加料板的物料衡算 FiF+Li+VIVI+Li F+V+L=V+L 2、热量衡算 加料板 F, xF,iF L i V I L i V I 式中: I,i,iF-分别为饱和蒸汽、饱和液体、原料液的摩尔焓, KJ/kmol; F I - iL- L = FI - i q q进料热状况参数进料热状况参数 加料板 F, xF L V L V F+V+L=
9、V+LFiF+Li+VIVI+Li 4 、进料热状况的影响、进料热状况的影响 (1) 冷液 (2) 饱和液体(泡点进料) (3) 气液混合 (4) 饱和蒸汽(露点进料) (5) 过热蒸汽 F L V L V 冷液进料 FLL+ VV 1q10 F L V L V 饱和蒸汽进料 FVV= LL = q=0 q1, 0 1 q q ,ef1() 饱和液体:q=1,= 1q q ,ef2() 汽液混合物 :0 q q ,ef5() F I - iL- L = FI - i q 2012-09-21 f1f2 f3 f4 f5 例:例:用一连续精馏装置在常压下,分离含苯含苯41%(质 量%,下同)的苯
10、-甲苯溶液。要求塔顶产品塔顶产品中含苯不低于 97.5%,塔底产品塔底产品中含甲苯不低于98.2%,每小时处理 的原料量为原料量为8570kg。操作回流比为回流比为3,试计算: (1)塔顶及塔底的产品量(D 、W); (2)精馏段上升蒸汽量及回流液量(V、L); (3)当原料于47进塔进塔和饱和蒸汽进塔饱和蒸汽进塔时,提馏段上升 蒸汽量及回流液量(V、L)。 苯的汽化潜热苯的汽化潜热rA=93kcal/kg,甲苯的汽化潜热,甲苯的汽化潜热rB=87.5 kcal/kg,苯和甲苯的 平均比热 ,苯和甲苯的 平均比热Cp,l=0.45 kcal/kg ,蒸汽的平均比热,蒸汽的平均比热Cp,v=0.
11、30 kcal/kg 。 分析:分析: 求W、D 全塔物料衡算 已知 xF、xW、xD 已知R 求V、L 利用精馏段物料衡算 求LV 、 qFLL+= FqVV) 1( += 求q 解:解: (1)产品量)产品量 92/5978/41 78/41 + = F x4504 . 0 = 92/5 . 278/ 5 . 97 78/5 .97 + = D x9787. 0= 92/2 .9878/8 . 1 78/8 . 1 + = w x 0212. 0= 92)4504. 01 (784504. 0+= F M kmolkg /69.85= 69.85 8570 =Fhkmol/0 .100=
12、WDF+= wDF WxDxFx+= WD+=0 .100 0212. 09787 . 0 4504. 00 .100+=WD hkmolD/ 3 . 44=hkmolW/7 .55= (2)上升蒸汽量及回流量上升蒸汽量及回流量 精馏段:RDL =8 .443=hkmol/5 .134= DLV+=83.44 5 . 134+=hkmol /3 .179= (3)47进料时LV 、 将料液由47升温到93所需的热量为: LF ii85.690.45(9347)=kmolkcal/4 .1775= 继续加热 LV ii ()4504. 078935 .9930. 093+= ()()4504.
13、01925 .87935 .9945 . 0 + 2 . 45727 .3335+= kmolkcal/9 .7907= LV FV ii ii q = () () LV FLLV ii iiii + = LV FL ii ii +=1 9 . 7907 4 . 1775 1+=225 . 1 = qFLL+= 100225. 15 .134+=hkmol/257= ()FqVV1+=()1001225. 13 .179+=hkmol/8 .201= 饱和蒸汽进料时 0= = LV FV ii ii q hkmolLL/5 .134= FVV=1003 .179=hkmol/3 .79= 精馏
14、操作分离要求:精馏操作分离要求: (1)D, xD(W, xW); (2)xD , xW; %100 A = F D Fx Dx (3) 选定条件: 操作压力p,回流比R,进料热状态q。 确定:塔板数确定:塔板数N 精馏设计型计算精馏设计型计算 三、理论塔板层数的求法三、理论塔板层数的求法 1逐板计算法逐板计算法 D xy = 1全凝器全凝器 1 x 平衡关系 2 y 操作关系 11 12 + + + = R x x R R y D 1)精馏段)精馏段 F, xF D, xD W, xW yW m-1 1 2 n x1 x2 xn xm-1 y2 y1 ym-1 2012-09-21 2 x
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