1章吸收操作计算 寝1 图解积分数值 0。3875 0.275 0.1625 1 05 0.6125 0.8375 (1-y), 0.8063 09188 0.975 0。275 0。1625 (1-y)-· 3 3.396 4.326 6751 (1-y)(y-y) Ho=0,247m )平衡线不为直线 全塔的Ho取底与顶的平均值,得 使用式(12-1-35)至式(12-1=38)还需要图解积 分求传质单元数,但因式较简单计算量大大减少 Ho=a(0.249+0.247)=0.248m (2)平衡线为直线 用辛卜生法则求Nocr 由于m为常数,式(12-1-36)与(12-1-38)可进 在y等于05与0.05之间,取8个y值,各y之 一步简化成 间的差距相等。计算出与各y值相应的有关数值, h=-G1y2> (12-1-39) 列成表12-1-1。 据辛卜生法则 L(x1-x2) 12-1-10) N 式中(y-y)Ⅷm与(x。-x)lm是填料层顶、底两处 (0.5-0.05 (3+4×3·396 推动力的对数平均值, +2×4.326+4×6。751+2052 (y-yim=1-3a )-(yaya)in 填料层髙度h=0。248×2。73=068m (12-1-41) 7.2:简化方法 x2-x)m(-21)(En-x2) 1n=e-王 气体中被吸收的溶质浓度较低时,式(12-1 25)至(12-1-28),式(12-1-31)至(12-1-34)中 (12-1-42 (1-y),(1-y)m,(1-y)m,,(1-x),(1- 式(12-1-36)中y用mx代替,经积分、整理后又 x)m,(1-x)m都接近于1。式(12-1-21)至(12-1可成为 24)简化为 (12-1-36) 12-1-43) 式中1/A=mG/L。可直接由上式算出No的 k kro dz (121=37) 值。此式已标绘成曲线组,见图12-1-4。根据 mG/L与(y1-mx2)/(y3-mx)可直接从曲线 (12-1-38)上读出No 上各式中积分号前的分数为简化后的传质单元高8平衡级与实际级斂 度,积分所包括的量为筒化后的传质单元数。公式 用法如下 8.1平衡级微的计算
12-6第12箱精馏、吸收及塔设备 10000 yima 图12-14求传质单元数的图 图12-1-6求平衡级数的线图 P/HHi kmol /m2)/(mN=/m) 即(kmol/m!)/cP 图12-1-5图解法求乎衡级数 图12-1-7吸收塔效事关系图 81。1普遍方法 时,平衡级数(或称理论板数)可用下式计算 求吸收塔平衡级(理论板)数的图解法,用于 N L(1-A) 平衡线与操作线都不为直线的情况。 如图12-1-5,从操作线上代表塔顶(稀端)的 (12--44) A点,作水平线与平衡线交于a,又从a作垂直线交 1-m3)+ 操作线于b。Aab即表示从吸收塔顶算起的第1个 由此式标绘的曲线组见图12-1-6。根据mG/L 平衡级。继续向前作梯级,至最后一级达到或越过与(y1-mx2)/(yx-mxx),即读出N 代表塔底(浓端)的B点为止。所作的梯级数即为 将气体从入口浓度y,降到出口浓度y2所需的平82实际级数与效率 衡级数, 实际级数一轰数 2简化方法 总级(板)效率与吸收系统的物理性质、塔板构造以 溶质气体浓度低,平衡线与操作线都为直线及摞作条件有关,作粗略估计时可参考图12-1-7图
中横坐标中P为操作压力(kN/m);H为亨利常 kN·m/kmol),μz为塔顶、底平均温度下液 la(1-(21-x/m 体的粘度(mNs/m3,即cP) (12-1-45) 9解吸 上式可用图12-14中的曲线组表达,但纵坐标 解吸是与吸收相反的操作。故吸收中的计算公应改为No,横坐标改为(x1-y/m)/(x2-y2 式也适用于解吸,但要遵从下列原则:公式中各符m),参变数改为L/mG 号的标1代表塔的浓端,下标2代表塔的稀 2)平衡级数 解吸推动力与吸收推动力方向相反。 In(1/A) In(1 1)总传质单元数 解吸的操作线在平衡线下方。两线都为直线 A(12-·-46 时,解吸塔液相总传质单元数计算公式如下 使用图12-1-6求解吸塔N时,横坐标改为 (x1-y2/m)/(x2-yz/m),参变数改为L/mG。 第2章蒸馏操作计算 1概述 很高的产品。同样,将混合蒸气部分冷凝、所得液 体全部气化,反复多次也得到难挥发组分很高的产 1.1蒸馏方法 品。部分气化与部分冷凝二者结合成一个操作, 蒸馏是利用均相液体混合物(溶液)中,不同便是精馏 组分的挥发度不同而将其分离的操作。 2)精馏塔操作 简单蒸馏:液体混合物加热后,其蒸气中的易 图I2-2-1为一连续操作的精馏塔。塔内有若干 挥发组分浓度较原溶液中的高,冷凝此蒸气便可得层塔板,气液两相在其上多次密切接触。塔顶处有 到易挥发组分浓度比原来大的溶液。在蒸馏过程中 留下的液体,其易挥发组分浓度不断下降,蒸出的 冷凝器,塔底处有再沸器(加热釜)。加料F进入 蒸气浓度也下降。 塔内某一层板。从此板上蒸出的蒸气进入上面一层 闪蒸:液体混合物加热后,经减压阀通入容器板,从此板冷凝下来的液体则流入下面一层板。塔 中。容器内维持一定的压力(或真空度)。由于液 底再沸器为操作提供热源,将最底下一层板所流下 体原来温度高于它在容器压力下的沸点,过热液体的液体部分气化升回板内,未气化部分作为产品B 部分气化为蒸气。气、液达平衡时,气相中易挥发组 送出塔外。从板下方升入板内的蒸气部分冷凝时,可 分浓度较液相中高,二者分别从容器顶、底送出。 将该板上的液体部分气化,此生成的蒸气又升入上 方的板,故每层板上都有部分气化发生。从最顶板 1.2精馏与精馏塔 上升的蒸气进入冷凝器,一部分冷凝成液体回流到 最顶板,称为回流液;另一部分冷凝(也可不冷 1)基本原理 凝)作为产品D送出塔外。回流液的作用是使升入 将溶液部分气化所得的蒸气全部冷凝成液体,顶上一板的蒸气冷凝,故每层板上都有蒸气部分冷 将此液体部分气化,所得蒸气全部冷凝,所得液体凝成液体流到下一层板。上述安排总的效果是,每层 又部分气化,如此反复多次可得易挥发组分浓度板上都进行部分冷凝与部分气化,不断将料液F分
第12篇精馏、吸收及塔设备 定律,则 应用上式的说明: (1)a随温度t而变。纯物质蒸气压只决定 于t,故有了二元物系的t-x-y数据,由式(12-2 可算出此物系各t之下 (2)理想溶液(或近于理想溶液)的a随t的 变化很小,一般在所涉及的浓度范围内取平均值 此平均值视为常数,用于式(12-2-1)中 (8)非理想溶液的a随t的变化往往很大,具 有恒沸点的非理想溶液的y-x曲线与对角线相交, 其a值则从正变到负 3精馏塔的物料衡算与操作线 图12-2-1精馏塔操作情况 3.1物料衡算 离为易挥发组分浓度高的塔顶产品D与难挥发组分 浓度高的塔底产品B。此种操作所以实现是因为愈 1)以全塔为范围(图12-2-1中实线内)的总 往上,易挥发组分浓度愈高,温度则愈低。 物料衡算式与易挥发组分的物料衡算式 本章精馏计算针对两组分混合物。 F=D+B (12-2-3) 2平衡关系 式中F、D、B—分别代表加料、塔顶产物(馏 1)y-x关系曲线 出物)、塔底产物(釜液) 两组分的气、液两相达平衡时,根据相律,体 的量,kmol 系的自由度为2。若两个变量已规定,其它一切变 xP、xD、xB分别为加料、塔顶产物、塔 量便都固定。例如,体系压力已定,再规定温度t 底产物的浓度,易挥发组分 液相浓度x与气相浓度y便确定,此即t-x-y关 的摩尔分率 2)以精馏段(加料口以上部分)内任一板(从 精馏计算中用到的许多二元物系的tx-y平衡上而下数第板)至增顶冷器为范围(图12-21 关系数据,载于各种化学、化工手册和百科全书 中虚线内)的物料衡算式 也有专门刊载此种数据的专著 (12-2-5) 将一定总压P下的平衡浓度y与x的关系,在 V+IynI=Lntn+ Dxp (12-2-6 坐标纸上标绘出的曲线,在蒸馏计算中最常用。 式中L。—第n板流下的液体量,kmol 2)相对挥发度a表示的y-x关系 第n板流下的液体之浓度,摩尔分 气液达平衡时 第n+1板上升的蒸气量 1+(a-1)x (12-2-1 kmol/hj A组分相对于B组分的相对挥发度aA是前者的 yn+1—第n+1板上升蒸气的浓度,摩尔 挥发度与后者挥发度之比。若气相服从道尔顿分压 分率 Perrys'Chemical Engineers Handbook >(6th ed, tion > Chemical Engineering Series, DECHEMA, Mc graw- Hill, New York)第13篇11-14页载有较常遇1977)则收集更完备,全书共10册,公开发表过的数据都 到的21对两组分混合物的气液平数据 Gmelin,J,与U.已收录在内
第2章蒸馏操作计算12-9 3)以提馏段(加料口以下部分)内任一板(从作线与对角线的交点x坐标等于xD,据此在对角 而下数第m+1板)至塔底再沸器为范(图12线上定出端点A,式(12-2-9)与x=0联立解出精 2-1中点划线内)的物料衡算式 馏段操作线在y轴上的截距等于xD/(R+1),据 Lm=vm+1+B (12-2-7)此在y轴上定出另一端点B。AB线即为精馏段操 B (12-2-8)作线 式中L—第m板流下的液体量, kmol, (8)同法由式(12-2-10)求出提馏段操作线与 x第m板流下的液体的浓度,摩尔分对角线交点的x坐标等于x,由此定出一个端点 C。另一端点改用两操作线的交点D。D点求法如 V-第m+1板上升的蒸气量,kmol ym——第m+1板上升的蒸气浓度,摩尔 两操作线方程联立,得到两线交点的轨迹,可 分率; 用下式描述: B—塔底产物的量,kmol y=-q-x--Ep (12-2-11) x塔底产物的浓度,摩尔分率。 3.2操作线方程式与操作线 上式代表的直线称为进料线,又称q线。q的 定义如下 1)精馏段与提馏段操作线方程式 (12-29 hy-hr 将1kmo料从其入塔时的状况转 (12-2-10) 变为饱和蒸汽所需热量 L'-B L-B 将1kmol料从饱和液体转变为饱 式中 两级之中较低一级上升的蒸气浓度 和蒸汽所需热量 摩尔分率 料在各种入塔状况下的q值与q线斜率如表 x—两级之中较高一级流下的液体浓度 摩尔分率; q线与对角线的交点的x轴坐标值等于xP,可 R—回流比,冷凝器流回第一级上的液体据以在对角线上定出它的一个端点F,再根据q 量与塔顶产品量之比。R=L/D。 值算出q线的斜率,便可将q线作出如FG。q线 上两式有下列假设 表12-2-1q值及斜率关系 (1)假设精馏段内各级上升蒸气量都相等, 均可用表示,各级流下的液体量都相等,均可用 料入塔时状况q值q线斜率,q/(1-q) L表示 过冷液体 (2)提馏段各级上升蒸气量都相等且为 饱和液体 各级流下的液体量都相等且为L′。 气液混合物 111 V与′,L与L 定相等〔因有料加到 饱和蒸汽 0 0 两段之间)。 过热蒸汽 组分气化潜热相近,且显热、混合热与气与精馏段操作线AB的交点D,也属提馏段操作线 热相比可以忽略,即可达到上述条件 上的一点,于是连CD即得提馏段操作线。 2)操作线的标绘 式(12-2-9)与(12-2-10)都是直线方程,可按 4图解法求精馏塔平衡级数 下列程序在y-x坐标图上绘出(见图12-2-2)。 若塔顶处的冷凝器为全冷凝器(见图12-2-2), (1)绘出平衡曲线与对角线,供参考对照并则从第1平衡级进入冷凝器的蒸气全部冷凝成液体 作为轴助线用。 后,有一部分回流到第1级。此情况下,从第1级 2)式(12-2-9)与y=0联立解出精馏段操上升的蒸气浓度y1与送回第1级的回流液浓皮