双组份连续精馏的计算本章的核心内容.ppt
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1、9.5双组份连续精馏的计算本章的核心内容,1.确定产品的流量D、W和组成。 2.确定精馏塔的类型, 如选择板式塔或填料塔。根据塔型, 求算理论板层数或填料层高度。 3.确定塔高和塔径。,双组分连续精馏塔的计算主要包括以下内容:,4.对板式塔, 进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算; 对填料塔, 需确定填料类型及尺寸, 并计算填料塔的流体阻力。 5.计算冷凝器和再沸器的热负荷, 并确定两者的类型和尺寸。 计算依据:物料衡算、热量衡算、汽液平衡,9.5.1理论板与恒摩尔流假设,1 、理论板的概念 该板上气液两相的传热、传质达到平衡 离开该板的气液两相温度相等、组成满足平衡关系,2、恒摩尔流假设
2、 汽液传热传质接触,难挥发组分冷凝潜热易挥发组分的汽化潜热(mol单位); 进入理论板汽液两相温度不同(如进入第n板的汽相温度为tn+1,液相温度为tn-1,离开理论板时,汽液相的温度均为tn, tn+1tntn-1)有显热变化,但显热与潜热相比很小,可忽略不计; 保温良好,没有热损失。,离开精馏段的汽相流量均相等:,离开精馏段的液相流量均相等:,离开提馏段的汽相流量均相等:,离开提馏段的液相流量均相等:,3.物料衡算的前提 塔板为全凝器 ,即y1=xD 塔釜为间接蒸汽加热 溶液为理想溶液 每块板均为理论板 恒摩尔流,相平衡方程(理想溶液),9.5.2 二元连续精馏的分析和计算,基于恒摩尔流假
3、设,则所有变量单位采用mol为基准;基于质量流假设,则所有变量采用kg单位为基准。,9.5.2.1 全塔物料衡算,定义:,塔顶产品采出率:,塔底产品采出率:,塔顶易挥发组分回收率:,塔底难挥发组分回收率:,注意: 对一定的生产任务xF为已知量,所以D/F、W/F、xD、xW中只有2个是独立的。如:确定了xD、xW那么采出率D/F、W/F确定,反之亦然; 因为= DxD/(FxF)1则 (D/F)(xF/xD),故当xF、xD确定时,采出率(D/F)的极限值就已确定;反之,xD(FxF/D)、 (D/F)确定时, xD的最大极限值就已确定。,9.5.2.2 精馏段物料衡算,对虚线划定的范围进行物
4、料衡算,定义回流比,y1,x1,图7-29 精馏段的分析,y2,yn+1,xn,(7-42),上述物料衡算可以用一个总式来表示,自任一第n块板下降的液流组成xn与第n+1板上升的气流组成yn+1之间有:,上式是由精馏段物料衡算得到的,反映的是精馏段由下一块理论板上升的汽相组成 y 与上一块板下降的液流组成 x 之间的关系,称为精馏段操作线方程,略去下标写成:,精馏段操作线方程经过点(xD,xD )和(0,xD/(R+1),斜率为R/(R+1),操作线:xnyn+1的关系 平衡线:xnyn的关系,9.5.2.3 提馏段物料衡算,根据精馏段中物料衡算的方法,同样可以获得提馏段中的物料衡算式:,上式
5、反映的是提馏段中下一块理论板上升的汽相组成 y 与上一块板下降的液流组成 x 之间的关系,称为提馏段操作线方程。,注意两操作线方程中x、y的含义。,x = xW时,y = yW , x =0时,,在相图上可以根据这两点作出提馏段操作线,但一般xW较小,作图误差大;通常不采用这种方法;更有效、更方便、更准确的方法后面介绍。,9.5.2.4 理论塔板数的计算 (1)逐板计算法,提馏段操作线方程,精馏段操作线方程,相平衡方程(理想溶液),计算过程总共用了n+m次相平衡关系,因而全塔所需的理论板数N = n + m块(包括再沸器)。为什么理论板数中包含再沸器的呢?,再沸器实现了部分汽化相当于一块理论板
6、,L=V+W,xw与yw呈平衡关系。精馏段塔板数为n-1;提馏段塔板数为m(不含再沸器);进料板为第n块。 这种方法适用于相平衡关系可写成数学表达式的场合。,(2)图解法 步骤: 在xy图中作出平衡线与对角线; 在x轴上定出xD、xF、xw的点,并通过这三点作垂线定出对角线上的点a、f、b; 在y轴上定出yc=xD/(R+1)的点c,连a、c作出精馏段操作线; 由进料状况求出q线的斜率q/(q-1),并通过点f作q线;, 将q线、精馏段操作线的交点d与点b连成提馏段操作线bd; 从点a开始,在平衡线与精馏段操作线之间作梯级,当梯级跨过点d时(这个梯级相当于加料板),然后在平衡线与提馏段操作线之
7、间作梯级,直到跨过点b为止。数梯级的数目,就可以分别得出精馏段和提馏段的理论板数,同时也就确定了加料板的位置。,再沸器内进行的过程是部分汽化,xw与yw达到平衡,故相当于一次平衡蒸馏或一层理论板,则提馏段和全塔所需的理论板数应从以上得出的数目减1;如果塔顶的冷凝器不是全凝器而是分凝器,也相当于一层理论板,使得分离所需的理论板数再减一层。,应当指出:用图解法代替逐板计算法较直观,但当所需的理论板数相当多,则图解法不易准确,应采取适当的数值计算法;上述解法中应用了恒摩尔流假设,与之偏差大的物系,如水醋酸体系,误差较大,需用其他方法。,7.5.2.5进料热状况的影响和q线方程,一、进料板热量衡算和物
8、料衡算,离开、进入进料板(加料板)汽相的焓值;,进入、离开进料板液相的焓值。,热量衡算,工程上忽略温度对焓值的影响,即,广义的q,狭义的q:,(2)进料板物料衡算 定义进料液中液相的分率为q,kmol液相/kmol料液;则汽相所占分率为1-q 。料液中的液相流量qF进塔后向下流动与精馏段的液相流量L汇合进入提馏段,则:,(7-52),(7-53),二 、进料状态及各种进料状况下的q值 (1)进料状态 根据进料的料液温度有五种状态 T泡点 过冷液体 (q1) T泡点 饱和液体 (q1) 泡点T露点 汽液混合物 (0q1) T露点 饱和蒸汽 (q0) T 露点 过热蒸汽 (q0),(1)对于泡点进
9、料,(2)对于饱和蒸汽进料,(3)对于冷液进料,(4)汽液混合物进料,(5)过热蒸汽进料,对于饱和液体、汽液混合物及饱和蒸汽三种进料而言,q值就等于进料中的液相分率。,、q的计算 a.气液共存:通过t-x-y相图求。 b.过冷液体: c.过热蒸汽:,例:用一连续精馏装置在常压下,分离含苯41%(质量%,下同)的苯-甲苯溶液。要求塔顶产品中含苯不低于97.5%,塔底产品中含甲苯不低于98.2%,每小时处理的原料量为8570kg。操作回流比为3,试计算: (1)塔顶及塔底的产品量; (2)精馏段上升蒸汽量及回流液量; (3)当原料于47进塔和蒸汽进塔时,提馏段上升蒸汽量及回流液量 。 (苯的汽化潜
10、热rA=93kcal/kg,甲苯的汽化潜热rB=87.5,kcal/kg,苯和甲苯的平均比热Cp,l=0.45 kcal/kg,蒸汽的平均比热Cp,v=0.30 kcal/kg)。,分析:,求W、D,全塔物料衡算,求V、L,已知R,求,解:,(1)产品量,(2)上升蒸汽量及回流量,精馏段:,(3)47进料时,将料液由47升温到93所需的热量为:,继续加热,饱和蒸汽进料时,若将精馏段与提馏段操作线联立:,且,三、q线方程,(7-56),该方程是精馏段与提馏段操作线联立得到的,是精馏段与提馏段操作线交点的轨迹方程,同时又反映了进料中汽液组成x、y的物料衡算关系,称为q线方程(进料方程)。,点(xd
11、,yd)为q线、精馏段操作线、提馏段操作线的交点;点(xe,ye)为相平衡线与 q线的交点, xe,ye为汽液混合进料中汽液相的组成。,讨论: 饱和液体,泡点进料,q线变为 x = xF, 饱和蒸汽,露点进料,q线变为 y = yF, 汽液混合进料,四、提馏段操作线方程的其他求解方法 a、物料衡算方法:,b、两点求直线法:, 进料状态(q 值)对分离过程的影响,q,进料带入的热量增大,xF、xD 、xW 、R不变,塔底的供热量必减少才能保证塔顶冷凝量不变,则塔釜上升的蒸汽量V 相应减小,L /V,提馏段操作线远离对角线,达到同样的分离要求,所需理论塔板数增大。,若塔釜供热量(V)不变,进料带入
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