化工原理理论塔板计算.docVIP

精馏过程的物料衡算和塔板数的计算 一、理论塔板 连续精馏计算的主要对象是精馏塔的理论塔板数。所谓的理论塔板是指气液在塔板上充分接触，有足够长的时间进行传热传质，当气体离开塔板上升时与离开塔板下降的液体已达平衡，这样的塔板称为理论塔板。实际上，由于塔板上气液接触的时间及面积均有限，因而任何形式的塔板上气液两相都难以达到平衡状态，也就是说理论塔板是不存在的，它仅是一种理想的板，是用来衡量实际分离效率的依据和标准。通常在设计中先求出按生产要求所需的理论塔板数NT然后用塔板效率η予以校正，即可求得精馏设备中的实际塔板数NP 二、计算的前提 由于精馏过程是涉及传热、传质的复杂过程，影响因素众多。为处理问题的方便作如下假设，这些就是计算的前提条件。（1）塔身对外界是绝热的，即没有热损失。（2）回流液由塔顶全凝器供给，其组成与塔顶产品相同。（3）塔内上升蒸气由再沸器加热馏残液使之部分气化送入塔内而得到。（4）恒摩尔气化 在精馏操作时，在精馏段内，每层塔板上升的蒸气的摩尔流量都是相等的，提馏段内也是如此，即：精馏段：V1 = V2 = …………＝ Ｖn= Vmol/s(下标为塔板序号，下同）提馏段：Ｖ′n+1 =V′n+2 =…………＝ V′m = V′mol/s但Ｖn不一定与Ｖ′m相等，这取决于进料状态。（５）恒摩尔溢流（或称为恒摩尔冷凝）　精馏操作时，在精馏段内每层塔板下降的液体的摩尔流量都是相等的，提馏段也是如此，即：Ｌ1 = L2=…………= Ln = L mol/sL′n+1 = L′n+2 =………… = L′m = L′ mol/s但Ｌ不一定与Ｌ′相等，这也取决于进料的状态。（６）塔内各塔板均为理论塔板。 三、物料衡算和操作线方程 １、全塔物料衡算 图4-10 全塔物料衡算示意图 如图４－１０所示，设入塔进料流量为Ｆ，轻组分含量为xF,塔顶产量流量为Ｄ，轻组分含量为xD,塔底产品流量为Ｗ，轻组分含量为xw，流量单位均为mol/s，含量均为摩尔分率。则全塔物料衡算式为：总物料：Ｆ＝Ｄ＋Ｗ　（４－１０）轻组分：ＦxF=DxD+wxW (4-11)通过对全塔的物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。通常Ｆ、xF、xＤ、xＷ已知，将（４－１０）、（４－１１）两式联立求解得：在精馏计算中，分离程度除用两种产品的摩尔分率表示外，有时还用回收率φ表示，即：塔顶轻组分的回收率φ=DxD/FxF×100%???????????????????????? (4-14） 例4-1 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%（以上均为质量百分效），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。解：苯的分子量为78；甲苯的分子量为92。进料组成xF=(40/78)/{(40/78)+(60/92)}=0.44釜残液组成 xW=(2/78)/{(2/78)+(98/92)}=0.0235原料液的平均分子量为：MF=0.44×78+0.56×92=85.8kg/kmol进料量 F=1500/85.8=175.0kmol/h从题意知： 所以 DxD=0.971×175.0×0.44...................................(a)全塔物料衡算为：D+W=175.0.........................................(b)全塔苯的衡算为：DxD+WxW=175.0×0.44.....................(c)联立 （a）(b)(c)解得：W=95.0kmol/hD=80.0kmol/hxD=0.935 2、精馏段物料衡算和精馏段操作线方程如图4-11所示. 图4-11 精馏段物料衡算示意图 对精馏段第n+1板以上作物料衡算得：总物料：V=L+D （4-15）轻组分：Vyn+1=Lxn+DxD (4-16)将式（4-16）代入式（4-15）整理得：式（4-19）是以回流比R表示的精馏段中，从第（n+1）块塔板上升的蒸气的组成（yn+1）与第n块（即相邻上一块板）塔板下降的液体的组成（xn）之间的关系 。在连续稳定的精馏操作中，L、V、D、xD均为定值，故式（4-7）和式（4-19）均为直线方程。该直线斜率为R/（R+1），截距为xD/(R+1)。由于R=L/D可由人为操作来确定，因而式（4-7）和式（4-19）又称为精馏段操作线方程。 将式（4-19）与y=x联解，得精馏段操作线与对角线（即y=x）的交点坐标为（xD、xD）。