第十章 蒸馏,2013.ppt

10.2.1 简单蒸馏 Batch Distillation [例9-1]常压下简单蒸馏苯-甲苯溶液，W1 10kmol，x1 0.6，α 2.5。试求：⑴残液浓度x2 0.5时，馏出液量W和平均浓度xD；⑵残液量为原料一半时，残液浓度。 10.2.2 平衡蒸馏 Flash ～ ⑵热量衡算 作业 p121-122: 10-2，10-5, 10-6 侧线出料：左图是饱和液体出料,右图是饱和气体出料. 第二操作线斜率小于第一操作线斜率。 多股进料：精馏塔分成三段，三根操作线，且下段操作线斜率大。 如二股物料混合后加入,不利分离 水蒸汽直接加热 上升蒸汽中不含A组分 适用场合：待分离的混合物为某轻组分的水溶液。 优点：省去再沸器，↑推动力，但↑塔板数 xD、xW一定时 。 分离任务 xD和xW 一定时，R↑，精馏操作线斜率L/V↑，提馏段V’/L’↑，操作线靠向对角线，传质推动力↑，设备费用 NT ↓；但操作费用 能耗 ↑。 →→优化问题 R数值变化范围：0——∞。 但由于产品浓度xD、xW要求，存在最小值，称为最小回流比，Rmin。 全凝器冷凝液全部回流时，称为全回流，R ∞。 正常平衡关系时，Rmin的计算 正常平衡关系时，Rmin的计算 10.3.5 回流比的影响及选择 ⑵全回流 R ∞ total reflux与最少理论板数Nmin 全回流：D W F 0。一般用于设备开车 建立全塔浓度分布 ，或调整操作，或实验研究中使用。 此时操作线为对角线yn+1 xn，推动力 距离 最大，所需理论板数最少，称为minimum number of plates, Nmin。 ①图解法 ②逐板计算：芬斯克 Fenske 方程 ⑶适宜回流比Ropt的选择 适宜回流比：使设备费用fixed costs与操作费用operating costs之和总费用total costs最小。 根据经验取 Ropt＝（1.2~2）Rmin 精馏设计型计算的命题 已知：进料状态 F和xF ，相平衡关系，分离要求 xD，xW或回收率η＝DxD/FxF 求解：操作条件选择和优化 R和q ，设备尺寸 NT 。 精馏操作型计算的命题 已知：设备 NT及N1 ，相平衡关系，进料状态 F、xF和q ，操作条件 R 求解：操作结果xD，xW 1.回流比R对精馏结果的影响 R↑：精馏段操作线斜率k1↑，若产品浓度不变→→NT↓ →→xD↑和xW↓，塔分离能力↑，同时塔顶全凝器 V 的和塔底再沸器 V’ 的热负荷↑。 计算：试差法，设定xW0’，物料衡算求出xD’，直至NT计 NT实际 2.进料组成xF的影响 xF↓：f点下移，进塔A总量↓ →→xD↓和xW↓ 要保持产品浓度，需增大R或减小产出率D/F 。 判断原则：保持NT不变 保证产品浓度，R↑，也是以能耗 V和V’ ↑为代价。 3.进料热状态q的影响 q↓：q线逆时针旋转 若R和产品浓度不变→ k1不变而k2↑ ? ⑴若保证R不变， k1不变 →→xD↓而xW ↑ 判断原则：NT不变 ⑵若保持V不变…… ⑶若保持V’不变…… 3.进料热状态q的影响： 塔底加热量、进料带入热量与塔顶冷凝量三者间是相关的。 R 即V →：q↓，塔底供热量 V’ ↓才能保证塔顶冷凝量V→，提馏段操作线k2↑，靠向平衡线，NT↑。 塔釜供热量 V’ →：q↓，则塔顶冷凝量V↑，R↑，精馏段k1↑，靠向对角线，NT↓，但以↑能耗为代价。 故能耗不变时，热量尽可能从塔底输入，而冷量尽可能从塔顶输入，使回流在全塔中发挥最大效能。 工业上热态进料的目的：？？？ 为↓再沸器热负荷 V’ ，防止塔釜温度过高破坏物料。 4.压强P的影响 P影响平衡线，一般设计时已确定，操作时要控制稳定。 5.产出率的影响 D增大，xD↓ 6.加料量的影响 热负荷总体比例变化 ★☆操作条件变化后，加料板位置不一定是最优的。 7.精馏塔内的温度分布与灵敏板 ⑴精馏塔的温度分布 加压或常压精馏时，各板温度差异主要由于各板组成差别。 ⑵灵敏板 P一定时，塔顶温度直接反映xD，可测量t t顶 预示xD变化 高纯度分离时，典型的温度分布曲线： 作业 p122: 10-10 图解梯级的应用 10-11 操作线，物料衡算 10-12 板效率 蒸馏小结 1）目的：液体混合物的分离。 2）依据：混合液中各组分挥发性的差异。 3）费用：设备——塔器和换热器； 操作——热量和冷量。 4）平衡关系——实验数据（列表函数）； 关联公式（理想物系用α）； 二元物系的相图x-y，t-x-y图； 正偏差和负偏差系统。 *精馏近似为等分子反向传质，吸收近似为单向扩散传质； *在塔器 板式塔和填料塔均可 内，气液两相逆流操作