第五节精馏过程的物料衡算和塔板数的计算日期:2008-4-53:29:24来源:来自网络查看:［大中小］作者：不详热度：505一、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N然后用塔板效率n予以校正，即可T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：v=V=V=Vmol/s（下标为塔板序号，下同）12n提馏段：V=VZ—V=Vzmol/sn+1n+2m但V不一定与V’相等，这取决于进料状态。nm（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：L=LL=Lmol/s12nL’=L’=L’=L’mol/sn+1n+2m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(4-12)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x,塔顶产量流量为D,F轻组分含量为x,塔底产品流量为W,轻组分含量为x,流量单位均为mol/s,含量均Dw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：Fx=Dx+wx(4-11)FDW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、x、x、x已知，将(4—10)、(4—11)两式联立求解得：FDWD=F厲-％)XD_片沪甲_叽_仍在精馏计算中，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e表示，即：塔顶轻组分的回收率e=Dx/FxX100%(4-14)DF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x=(40/78)/{(40/78)+(60/92)}=0.44F釜残液组成x=(2/78)/{(2/78)+(98/92)}=0.0235W原料液的平均分子量为：M=0.44X78+0.56X92=85.8kg/kmolF进料量F=1500/85.8=175.0kmol/h从题意知:iQ?-^=0.971所以Dx=0.971X175.0X0.44(a)D全塔物料衡算为：D+W=175.0(b)全塔苯的衡算为：Dx+Wx=175.0X0.44(c)DW联立(a)(b)(c)解得：W=95.0kmol/hD=80.0kmol/hx=0.935D2、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：Vy=Lx+Dx(4-16)n+1nD将式(4-16)代入式(4T5)整理得：而尺二%，于是R1尺+1L.*p(4—19)儿+1=彳兀+壬花（4—17）而V=L十刀（见回流比的内容）代入式（4-17）得：..(4-18)将上式右端^及光两项分子分母同除彩得: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（y）n+1与第n块（即相邻上一块板）塔板下降的液体的组成（x）之间的关系。在连续稳定n的精馏操作中，L、V、D、x均为定值，故式（4-7）和式（4-19）均为直线方程。该D直线斜率为R/（R+1），截距为x/（R+1）。由于R=L/D可由人为操作来确定，因而式（4-7）D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（％、x°）。这样的可方便地用两点式将精馏段操作线绘在x-y相图上。如图4-12所示。°图4-12精馏段操作线先在x-y图上找到点A（x、x），再找至点C（0、x/（R+1））.连AC。则直线ACDDD...
