板式精馏塔进料口最佳位置的确定及理论塔板数的求解(1)

N N y N2 ≈ x N2
对于上塔顶部
精馏段操作线与y＝x线交点的横坐标为
xI =
N N VN 2 y N 2 − LN 2 x N 2
VN 2 − LN 2
N ≈ x N2
由于实际上
T=80.7K，P=1.4 atm，y=99％，x= 98％
4.3 二元系精馏过程的计算
上塔提馏段
物料衡算
O VII y II + VO2 y N 2 = LII x II
I 1
LI I VN 2 N LN 2 N y = x2 + y2 − x2 VI VI VI
I 2
液氮节流气化率α
LI = (1 − α ) LN 2 VI = VN 2 − αLN 2
4.4 三元系精馏过程的计算
三元系精馏过程的计算 上塔提馏段
VII = LII − VO2
VII y1II = LII x1II − VO2 y1O
最小液气比
⎝ V ⎠ min
=
N x N 2 − yC1 N x N 2 − xC1
液气比对塔板数的影响
•当交点愈偏向点C2，表示液气比愈
大，塔板数愈少。但由于所需液体 量多，而且气液温差大，以致不可 逆损失大，造成能量消耗大。 •当交点落在点C2，即操作线与对角 线重合，此时精馏段的液气比为最 大值达到1。这种情况下物流浓度差 最大，理论塔板数最少，能量消耗 最大。 除少数情况外，一般精馏段的液 ⎛ L ⎞ ⎛L⎞ ⎜ ⎟ = 1.3 ~ 1.5⎜ ⎟ 气比应介于上述二级限值之间 ⎝ V ⎠ min ⎝ V ⎠ pr
液空节流后气化率αK
LII = (1 − α ) LN 2 + (1 − α K ) LK

1.3 理论塔板数的确定理论塔板数是通过平衡级逐板计算得到的。

所需的数据或方程有：气液平衡关系；精馏段操作线方程；提馏段操作线方程；q 线方程。

1.3.1 气液平衡关系气液平衡关系是分析蒸馏原理和进行蒸馏过程计算的基础。

平衡数据的来源主要由实验测定，已发表的气液平衡数据可见各种刊物和专著。

当气液平衡数据不全时，可通过热力学方法推算得到。

实验测得的气液平衡数据通常采用列表或坐标表示。

气液平衡关系也常用平衡常数和相对挥发度表示。

平衡常数K i 定义为i ii x y K =（1-1）相对挥发度αij 定义为 j ij j i i ij K K x y x y ==//α（1-2） 式中 x i 、x j ──分别为液相中i 、j 组分的摩尔分数；y i 、y j ──分别为气相中i 、j 组分的摩尔分数；K i 、K j ──i 、j 组分的平衡常数；αij ──组分i 对组分j 的相对挥发度。

对双组分物系 i j y y -=1，i j x x -=1代入式(1-2)可得i ij iij i x x y )1(1-+=αα （1-3）对于气相是理想气体、液相为理想溶液的情况，当处于平衡状态时，液相符合拉乌尔关系式i i i x p p 0=（1-4）式中 p i 、p 0i ──分别为i 组分的气相分压和饱和蒸气压，Pa 。

理想气体服从道尔顿分压定律 i i py p =（1-5）式中 p ──系统的压力，Pa 。

联立式（1-4）和式（1-5）可得到p p x y K ii i i 0==（1-6）当用相对挥发度αij 表示时，可得 00j ij i ij p p K K ==α（1-7）由式（1-6）可见，理想体系的平衡常数是温度和压力的函数。

对同一物系，p i 0/p j 0的值随温度的变化不很显著，因此在同一塔内，可取一平均αij 值进行计算。

若溶液为非理想溶液，气相仍可视为理想气体时，则 00j j i i ij p p γγα=（1-8）式中 γi 、γj ──分别i 、j 为组分的活度系数。

2、方法： 从塔顶到塔底计算。
精馏段：
xDy1 平 衡 x1操 作 y2 平 衡 x2L xn xq
当xn ＜xq时，q为加料板，因q点为两点操 作线交点，加料板为提馏段一块板，所以精馏 段理论板数为（n-1）块板。
提馏段：（改用提馏段操作线）
xn x1' （加料板下流液相组成）
例、在一常压连续精馏塔内分离苯-甲苯混合 物，已知进料液流量为80kmol/h，料液中苯含 量40%（摩尔分率，下同），泡点进料，塔顶 流出液含苯90%，要求苯回收率不低于90%， 塔顶为全凝器，泡点回流，回流比取2，在操作 条件下，物系的相对挥发度为2.47。
求：分别用逐板计算法和图解法计算所需的 理论板数。
2）以上理论板数是用泡点进料的情况所得，则 xq=xF，如果不是泡点进料，这时xq≠xF，我们要 把两条操作线交点q坐标求出，当x≤xq，即为加 料板。
3）塔顶采用分凝器：
塔顶分凝器相当于第一块理论板（进一个 气相，出一个气相和一个液相）；塔内第一块 板就成为第二块板。
D，yD V, y1
L, xL（2）相平衡方程 Nhomakorabea可写成：
x(y1)y2.47 y1.47 y
解： （1） 根据苯的回收率计算塔顶产品流量：
DFxF0.98 00.43k2m /hol
xD
0.9
由物料恒算计算塔底产品的流量和组成：
W F D 8 0 3 2 4 8 k m o l / h
x W F x F W D x D 8 0 0 .4 4 8 3 2 0 .9 0 .0 6 6 7
其中过q点的梯级为加料板，最后一个梯级 为再沸器。
塔内总共需要（m+n-2）块理论板。

循环糠醛 苯
环己烷 冷凝器
补充糠醛
冷凝器
萃
取
精
脱溶剂
馏
溶
底部产品
塔
剂
分
离
塔 糠醛-苯混合液
环己烷
苯+环己烷 （原料）
27
第五节 板式塔
中石化齐鲁 9.2米板式塔
28
中石化高桥10.2米填料塔
29
一、概述
评价塔设备性能的指标：
1. 生产能力大； 2. 分离效率高； 3. 阻力小，压降低； 4. 操作弹性大； 5. 满足工业对生产设备的一般要求：结构
QWGW.CW.tW
Q'
能量守恒:输入热量=输出热量
Q G Q F Q L Q D Q W Q '
(二)塔顶冷凝器
Q V Q L Q D R 1 .D .r
则冷却水的消耗量：
G水C水.Qt出 Vt进
（三）再沸器
由再沸器的热量衡算可求得:
G QG R 22
1
第一板： y1 xD
第二板：
y2
RR1x1
xD R1
x1
y1
(1)y1
x2

y2
(1)y2
得：（x1,y1） 得：（x2,y2）
第三板： ……
y3
R R1x2
xD R1
x3
y3
(1)y3
得：（x3,y3）
如此重复直至 xm≤xf为止，则精馏段的理论塔板数为m-1.
由
Vs


4
D2u
得 D 4V s
u 20
十二、连续精馏装置的热量衡算 (一)全塔的热量衡算