化工原理-精馏简介.ppt

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1、精馏（1）无中间加热及冷凝器的多次部分气化和多次部分冷凝一、精馏原理（2）顶部回流及底部气化是保证精馏过程稳定操作的必不可缺少的条件。（3）精馏操作流程（4）相邻塔板温度及浓度的关系二、理论塔板三、恒摩尔流假定FxF=DxD+WxWF=D+W四、全塔物料衡算FDWL’V’L’V’VL二.操作线方程(一)精馏段操作线总物料衡算:V=L+D易挥发组分衡算:Vyn+1=Lxn+DxD令：回流比于是：精馏段操作线方程式•(xD,xD)进料xFV,y1L,xDD,xD12nn+1x1x2y2ynxnLyn+1V(二)提

2、馏段操作线方程总物料衡算：L=V+W易挥发组分衡算:Lxm=Vym+1+WxW提馏段操作线方程•(xW,xW)W,xwm+1NxmyNym+1LVxNxNmVL【例1】在连续精馏塔中分离某理想二元混合物。已知原料液流量为100kmol/h，组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），提馏段下降液体量与精馏段相等，馏出液组成为0.98，回流比为2.6。若要求易挥发组分回收率为96%，试计算：(1)釜残液的摩尔流量；(2)提馏段操作线方程。解：(1)釜残液的摩尔流量由总物料恒算：F=

3、D+WD=48.98kmol/hW=F-D=100-48.98=51.02kmol/h(2)提馏段操作线方程由易挥发组分恒算：FxF=DxD+WxW由回流比的定义：L=RD=2.6×48.98=127.35kmol/hL=127.35kmol/h因此提馏段操作线方程：WxW=FxF-DxD=100×0.5-48.98×0.98=1.9996kmol/hxW=0.0392【例】某连续精馏操作分离二元混合溶液，已知操作线方程：精馏段：y=0.80x+0.16;提馏段：y=1.40x-0.02已知xF=0.35,

4、求塔顶易挥发组分及塔底难挥发组分的收率及回流比.解：y=0.80x+0.16y=xxD=0.80y=1.40x-0.02y=xxW=0.05全塔物料恒算：F=W+DFxF=WxW+DxD易挥发组分物料恒算：xF=0.35D/F=0.4W/F=0.6求及根据精馏段操作线方程：R=4§1.4.4进料热状况对操作线方程的影响其进料状态可有以下几种:(1)冷液进料(A点)；(2)饱和液体(泡点)进料(B点)；(3)汽液混合物进料(C点)；(4)饱和蒸汽(露点)进料(D点)；(5)过热蒸汽进料(E点)。温度℃x(y)•

5、A•B•C•D•EF,IFV,IVL,ILV,IVL,IL一.进料热状况参数总物料衡算：热量衡算F+V+L=V+LFIF+VIV+LIL=VIV+LIL近似认为：IV=IVIL=IL令：且：q值称为进料的热状况参数。当原料为气液混合物、饱和液体或饱和蒸汽时，q表示原料液当中的液相分率，即原料液中的液相量为qF,气相量为(1-q)F。FIF+VIV+LIL=VIV+LIL2.精馏塔的进料热状况带入F+V+L=V+L中又可得到：V=V+(1-q)FLVLVF饱和液体(1)

6、饱和液体进料——泡点进料此时，IF=ILq=1原料液全部与精馏段下降液体汇合进入提馏段。L=L+FV=VL=qF+LLVLVF饱和蒸汽进料(2)饱和蒸汽进料IF=IVq=0原料全部与提馏段上升气体汇合进入精馏段。L=LV=V+FLVLVF冷液进料(3)冷液进料IF1一部分塔内上升的蒸汽冷凝下来，和精馏段下降液体一起全部作为下降到提馏段的液体。L>L+FVIF>IL0

7、L+qFV=V+(1-q)F(5)过热蒸汽进料IF>IVq<0过热蒸汽不仅会与提馏段上升蒸汽汇合进入精馏段，而且会释放热量使部分精馏段的下降液体气化，因而：LV+F气液混合进料LVLVFqF(1-q)F根据q的定义，L=L+qF带入提馏段操作线方程：【例】某二元混合液含易挥发组分0.35，泡点进料，经连续精馏塔分离，塔顶产品浓度xD=0.96，塔底产品浓度xw=0.025（均为易挥发组分的摩尔分率）,设满足恒摩尔流假设。试计算塔顶产品的采出率D/F。若回流比R=3.2，泡点回流，写出精馏段

8、与提馏段操作线方程。解：(1)物料恒算：总物料：F=D+W易挥发组分：FxF=DxD+WxW由已知条件：xF=0.35xD=0.96xw=0.025D/F=0.3476(2)精馏段操作线方程：(3)提馏段操作线方程D/F=0.3476饱和液体进料，q=1W/F=1-0.3476=0.6524【例】在常压操作的连续精馏塔中分离含苯0.46（易挥发组分摩尔分率）的苯—甲苯二元混合物。已知原料液的泡点为9