第四章液体的精馏概述.ppt

理论塔板：离开该塔板的气液两相达到相平衡； 理论塔板数NT： 完成生产任务所需要的理论塔板总数； 实际塔板：实际生产中的塔板； 实际塔板数NP ：实际生产中的塔板总数； 全塔效率 ： 双组分： 四、 塔板效率 单板效率 气相莫弗里板效率（EMG） 液相莫弗里板效率（EML） 鞍环填料 阶梯环填料 鲍尔环填料 1、理论板：离开这块板的气液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀一致。 一、理论板的概念及恒摩尔流假定 第四节 双组分连续精馏的分析和计算 2、恒摩尔流假定 （1）恒摩尔汽化：在精馏塔的精馏段内每层塔板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的，提馏段亦然。但两段的上升蒸汽摩尔流量不一定相等。 V1=V2=V3=…=Vn=V V1’=V2’=V’3=…=V’n=V’ （2）恒摩尔溢流：在塔的精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都是相等的，提馏段亦然。但两段的液体摩尔流量不一定相等。 L1 =L2 =…=Ln=L L1’=L2’=L3’=…=Ln’=L’ 3、恒摩尔流假定成立的条件： （1） 各组分的摩尔气化潜热相等。 （2） 气液接触因温差交换的显热可以忽略。 （3） 塔设备保温良好，热损失可以忽略。 1、物料衡算式：总物料衡算 F=D+W 易挥发组分衡算 2、塔顶、塔底产品量 3、采出率和回收率 馏出液采出率 釜残液采出率 塔顶易挥发组分的回收率 塔底难挥发组分的回收率 二、全塔物料衡算 【例4-3】每小时将1500kg含苯40%和甲苯60%的溶液，在连续精馏塔中进行分离，要求釜残液中含苯不高于2%（以上均为质量百分数），塔顶馏出液的回收率为97.1%。操作压强为1atm。试求馏出液和釜残液的流量及组成，以kmol/h表示。 3. 精馏段物料衡算和精馏段操作线方程 1 2 n n+1 L, xn V, yn+1 D xD 总物料：V = L+D 轻组分： 上式移项有： 将总物料衡算式代入得： 精馏段操作线方程 F V L 回流比：精馏操作中，由精馏塔塔顶返回塔内的回流液流量L与塔顶产品流量D的比值 ， 即：R = L/D 精馏段操作线： 得交点 : A ( xD, xD) 联解: A ( xD, xD) x y C 1.0 1.0 0 精馏段操作线 1 、斜率为R/（R+1），截矩为xD /（R+1） 2 、过两点：（0，xD /（R+1））、（xD，xD） ** 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。 【例4-4】 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; 解：(1) y1 = xD= 0.95 (2) (3) M氯仿=119.35kg/kmol M四氯化碳 =153.8kg/kmol Mm=0.95×119.35+0.05×153.8=121.1kg/kmol D=50/121.1=0.413kmol/h V = (R+1) D = (2+1)×0.413=1.24kmol/h L=R﹒D =2×0.413=0.826kmol/h 四、 提馏段物料衡算和提馏段操作线方程 F V,ym+1 (L), xm m m+1 WxW 总物料：L = V+W 轻组分： 将上式移项，恒等变形得： 提馏段操作线方程 提馏段操作线： 联解： 得交点：B（xW, xW） B ( xW, xW) x y 1.0 1.0 0 提馏段操作线 1 几种可能的进料热状况 （1）冷液体 （2）饱和液体（泡点液体） （3）气液混合物 （4）饱和气体（露点蒸汽） （5）过热蒸汽 五、 进料热状况的影响 进料热状态对塔内气、液流量的影响 2 定性分析进料状况对气液流量的影响 （1）冷液体 L’L+F V`V （2）饱和液体 L’=L+F V’=V （3）气液混合物VV` LL’ （4） 饱和气体 V=V`+F L=L’ （5）过热蒸汽 VV`+F L’L F F V’ L’ L’ L L V V V