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1、2023/5/26第一章 蒸馏1-4-1 理论板的概念及恒摩尔流假定1-4-2 物料衡算和操作线方程1-4-3 进料热状况的影响1-4-4 理论板层数的求法1-4-5 回流比的影响及选择1-4-6 简捷法求理论板层数1-4-7 几种特殊情况时理论板层数的求法1-4-8 塔高和塔径的计算1-4-9 连续精馏装置的热量衡算第四节 两组分连续精馏的计算 2023/5/26本章的核心内容双组分连续精馏塔的工艺计算主要包括以下内容：1、确定产品的流量和组成；2、选择或确定适宜的操作条件，如操作压强、回流比和进料热状况等；3、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；4
2、、确定塔高和塔径；5、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；6、计算冷凝器和再沸器的热负荷,并确定两者的类型和尺寸。本节重点讨论前3项,其中第4、5项内容将在化工过程设备设计中详细讨论。第6项属于传热问题,在第四章已做过讨论。设计型计算 操作型计算料液,xF Feed塔顶产品,xDOverhead product塔底产品,xWBottoms product液相回流Liquid reflux汽相回流Vapor reflux精馏段Rectifying section提馏段Stripping section再沸器Reboiler冷
3、凝器condenser板式塔塔板操作演示2023/5/262023/5/261-4-1 理论板的概念及恒摩尔流假定一、理论塔板【定义】若离开该板的气相与离开该板的液相之间达相平衡，气相组成yn和液相组成xn满足相平衡方程，汽液两相的温度相等，则该塔板称为理论塔板，简称理论板（平衡级）。第四节 两组分连续精馏计算理论板示意图 2023/5/26 理论板的提出，便于衡量实际板分离的效果。通常在设计过程中先求出理论板数，经修正得实际板数 理论板的建立使精馏计算能够利用相平衡关系，描述离开同一塔板的气液组成关系；另一个关键就是建立相邻板之间的组成关系，这样理论板数的问题就解决了；如能发现理论板与实际板
4、的某种关系，实际塔板数也就确定了。同板服从平衡关系 塔板之间服从操作关系（物料衡算）2023/5/26二、恒摩尔流假定1.恒摩尔气流精馏段：V1=V2=Vn=V提馏段：V1=V2=Vn=V除饱和液体进料q=1以外,其余VV.2.恒摩尔液流精馏段：L1=L2=Ln=L提馏段：L1=L2=Ln=L 除饱和气体进料q=0以外,其余L L各流股单位:摩尔流量kmol/h料液,xF 塔顶产品,xD塔底产品,xW液相回流汽相回流精馏段提馏段再沸器冷凝器动画动画2023/5/26各组分的摩尔气化潜热相等，rA=rB气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略，塔设备保温良好，热损失可以忽略不计，QL=0 要保证
5、假定成立,在气液传质时必须保证1kmol液体气化的同时有1kmol气体被冷凝。因此精馏过程属等摩尔反向扩散传质过程。为此，要满足 某些体系近似符合假定条件，可视为恒摩尔流。恒摩尔流（即恒液气比）时操作线为直线，精馏计算大为简化。2023/5/26 进料流量 F 和组成xF 以及釜液组成 xW 一定，馏出液中易挥发组分含量 xD值越大，馏出液流量 D 值就越小。釜液流量和组成间存在类似关系。提高产品品质是以降低产品产率为代价的。塔顶易挥发组分回收率：易挥发组分从塔顶采出的量占全部进料量中易挥发组分量的百分数。塔底难挥发组分回收率：2023/5/26（）当产品质量规定后，采出率 和随之确定，不能自
6、由选择。（）当规定了和时，则和也随之确定，不能自由选择，反之亦然。（3）在规定了分离要求后，应使 或。如果/取得过大，即使精馏塔有足够的分离能力，塔顶仍得不到高纯度的产品，其原因可由 推出，当 一定时，增大会使 下降。讨论：2023/5/26二、操作线方程 总物料衡算：易挥发组分物料衡算：1、精馏段操作线方程：在精馏塔中，任意塔板下降的液相组成xn与由其下一层塔板上升的蒸汽组成yn+1之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为操作线方程。操作线方程可通过塔板间的物料衡算求得2023/5/262、提馏段操作线方程 总物料衡算：易挥发组分物料衡算：提馏段操作线方程：提馏段操作线方程的物理
7、意义:在一定的操作条件下,提馏段内自任意第m板下降的液相组成xm与其相邻的下一层塔板上升的蒸气组成ym+1之间的关系。应该指出,提馏段内液体摩尔流量不仅与L的大小有关,而且还受进料量F及其进料热状况的影响。2023/5/26【例】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=D+WD=48.98kmol/h W=F-D=100-
8、48.98=51.02kmol/h(2)提馏段操作线方程由易挥发组分算：FxF=DxD+WxW2023/5/26【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=0.80 x+0.16;提馏段：y=1.40 x-0.02已知xF=0.35,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=0.80 x+0.16y=xxD=0.80y=1.40 x-0.02y=xxW=0.05全塔物料恒算：F=W+DFxF=WxW+DxD易挥发组分物料衡算：xF=0.35D/F=0.4W/F=0.6求 及2023/5/26根据精馏段操作线方程：R=42023/5/261-4-3 进料热状况
9、的影响 一、5种进料热状况 在实际生产中,如左图所示,引入精馏塔内的原料可能有五种不同状况,即：A.冷液进料 tFt泡；B.饱和液体进料 tF=t泡；（泡点）C.气液混合物进料 t泡tFt露；D.饱和蒸气进料 tF=t露；（露点）E.过热蒸气进料 tF=t露。进料热状况不同,将直接影响其精馏段、提馏段上升蒸气和下降液体的流量。进料热状况通常用进料热状况参数表示2023/5/26二、进料热状况参数总物料衡算：轻组分物料衡算：热量衡算：进料热状况参数定义 进料热状况参数q的大小与进料焓值IF 直接相关。可得：q的意义:以1kmol/h进料为基准时,提馏段中的液体流量较精馏段增大的数(kmol/h)
10、。2023/5/26提馏段操作方程的常用表达式提馏段操作方程的常用表达式.2023/5/26(a)冷液进料(b)饱和液体进料(泡点进料)(c)气液混合物进料(d)饱和蒸气进料(露点进料)(e)过热蒸气进料 对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气三种进料而言，q值就等于进料中的液相分率。2023/5/26V（L+F）饱和液体进料,q=1 汽液混合物进料,0 q 1饱和蒸汽进料,q=0过饱和蒸汽进料,q 1V=V,L=L+F V V,L V+F,L L表1 五种进料状态对照表 进料热状况进料焓 值 气液相流率变化过冷液体q1饱和液体=1气液混合物0q1饱和蒸汽=0过热蒸汽q0以上五种不同进料状态及其对
11、气液流动的影响列于表1中。2023/5/26【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，写出精馏段与提馏段操作线方程。解：(1)物料衡算：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=0.34762023/5/26(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=0.65242
12、023/5/26rm=r1x1+r2x2CPm=CP1x1+CP2x2（2）饱和液体进料q=1（3）饱和蒸汽进料 q=0rm=0.4630420+0.5433212=31927.68kJ/kgCPm=0.46141.18+0.54167.44=155.4kJ/(kg)2023/5/26【例】每小时将175kmol含苯0.44（摩尔分率，下同）和甲苯0.56的溶液进行分离，要求釜残液中含苯不高于0.0235，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%，若进料为饱和液体，所用的回流比R=2.0,求提馏段操作线方程，并说明其斜率和截距值。解：F=D+WFxF=DxD+WxW175=D+W175*0.44=D
13、xD+W*0.0235DxD/FxF=0.971W=95kmol/hD=80kmol/hL=RD=2.0*80=160kmol/h2023/5/26 设计中先求得理论板层数,然后结合塔板效率予以校正，即可求得实际板层数。操作关系:整个塔内各板的组成可逐板算出,板数即为指定分离要求下的理论板层数yn+1 与xn之间的关系:通过物料衡算来确定,与精馏条件有关.理论板:问题:为何及如何求取理论板数?1.为何求取理论板数2.如何求取理论板数交替计算结果:2023/5/261-4-4理论板层数的求法一、逐板计算法条件：塔顶全凝，泡点回流理论板数由操作线方程和相平衡关系确定。精馏段操作线方程：提馏段操作线
14、方程：相平衡方程式：或 第一板：第二板：第三板：2023/5/26第n板：第n板为进料板第n+1板：第N板：在计算过程中,每使用一次平衡关系,表示需要一层理论板.由于一般再沸器相当于一层理论板。结果:塔内共有理论板N块,第N板为再沸器,其中精馏段n-1块,提馏段N-n+1块(包括再沸器),第n板为进料板。说明：（1）应将进料板归入提馏段的板数中，位置为第n板。（2）在计算过程中每使用一次相平衡关系，即表示需要一块理论板。（3）塔顶采用全凝器时，不起分离作用，此时有。若采用分凝器，则有分离作用，相当于一块理论板，此时有：。（4）塔底再沸器中气液相平衡，故起分离作用，也相当于一块理论板。逐 逐板
15、板计 计算 算法 法是 是求 求理 理论 论塔 塔板 板数 数的 的基 基本 本方 方法 法,计 计算 算结 结果 果较 较准 准确 确,且 且可 可求 求得 得每 每层 层板 板上 上的 的气 气液 液相 相组 组成 成.但 但该 该法 法比 比较 较繁 繁琐 琐,尤 尤其 其当 当理 理论 论板 板层 层数 数较 较多 多时 时更甚，不宜采用。现由计算程序处理 更甚，不宜采用。现由计算程序处理,比较好。比较好。2023/5/26逐板计算法流程2023/5/26二、图解法（M-T法）图 图解 解法 法求 求理 理论 论板 板层 层数 数的 的基 基本 本原 原理 理与 与逐 逐板 板计 计算
16、 算法 法的 的完 完全 全相 相同 同,只 只不 不过 过是 是用 用平 平衡 衡曲 曲线 线和 和操 操作 作线 线分 分别 别代 代替 替平 平衡 衡方 方程 程和 和操 操作 作线 线方 方程 程,用 用简 简便 便的 的图 图解 解法 法代 代替 替繁 繁杂 杂的 的计 计算 算而 而已 已,图 图解 解法 法中 中以 以直 直角 角梯 梯级 级图 图解 解法 法最 最为 为常 常用 用.虽 虽然 然图 图解 解的 的准 准确 确性 性较 较差 差,但 但因 因其简便 其简便,目前在两组分精馏中仍被广泛采用。目前在两组分精馏中仍被广泛采用。操作线的做法首先根据相平衡数据,在直角坐标上
17、绘出待分离混合物的x-y平衡曲线,并作出对角线。1、精馏段操作线精馏操作线：a点：(xD，xD）截距：xD/(R+1)2、提馏段操作线提馏操作线：c点：（xW，xW）截距：-WxW/V2023/5/26y x 0 abxD 1.0 1.0 dexW c2023/5/263、q线方程 在 在进 进料 料板 板上 上,同 同时 时满 满足 足精 精馏 馏段 段和 和提 提馏 馏段 段的 的物 物料 料衡 衡算 算,故 故两 两操 操作 作线 线的 的交 交点 点落 落在 在进 进料 料板 板上 上。当 当q q为 为定 定值 值，改 改变 变塔 塔操 操作 作的 的回 回流 流比 比时 时，两 两
18、操 操作 作线 线交 交点 点轨 轨迹 迹即 即q q线 线。联立两操作线方程式。联立两操作线方程式。两式相减 代入 代入Dx DxD D+Wx+WxW W=Fx=FxF F,L-L=qF,L-L=qF,V-V=(q-1)F.V-V=(q-1)F.得 得q q线方程 线方程 因 因q q为一常数 为一常数,故一定状态进料时 故一定状态进料时q q线为直线。线为直线。不同的加料热状态对应着不同的 q 值,也就对应着不同的 q 线。q 线的图形表示(1)在对角线上作 e 点(y=x=xF)；(2)过 e 点作斜率为q/(q-1)的直线。物理意义：两操作线的交点的轨迹方程2023/5/26进料热状况
19、对q线及操作线的影响(1)冷液进料ef1q1exF(2)饱和液体进料ef2q=1(3)气液混合物进料ef30q1(4)饱和蒸汽进料ef4q=0(5)过热蒸汽进料ef5q0f2f1f3f4f5xya cb2023/5/26操作线做法小结 首先根据相平衡数据,在直角坐标上绘出待分离混合物的x-y 平衡曲线,并作出对角线，如右图所示。在x=xD 处作铅垂线,与对角线交于点a,再由精馏段操作线的截距xD/(R+1)值,在y 轴上定出点b,联ab,ab为精馏段操作线。在x=xF 处作铅垂线,与对角线交于点e,从点e作斜率为q/(q-1)的q线ef,该线与ab交于点d。在x=xW 处作铅垂线,与对角线交于
20、点c,联cd,cd为提馏段操作线。2023/5/264、图解求理论板层数的步骤 自对角线上a点开始,在平衡线与精馏段操作线间绘出水平线及铅垂线组成的梯级，如下图所示。当梯级跨过两操作线交点d时,则改在平衡线与提馏操作线间作梯级,直至某梯级的垂直线达到或小于xW为止。每一个梯级代表一层理论板,梯级总数即为所需理论板数。e(xF,xF)xFx(mol分率)y011a(xD,xD)W(xW,xW)1234dq线方程b2023/5/26df12345678910111213axDxWcxFe(1)作平衡线和对角线(2)作精馏段操作线：定a(xD,xD)由精馏段截距定bb(3)定e(xF,xF)连ab1
21、514由q定q线ef(4)定c(xW,xW)连cd(5)绘阶梯图解法求理论板层数步骤：共15层理论板(包括再沸器），第8层是进料板yx2023/5/26梯级含义：梯级含义：如第一梯级 如第一梯级 由a点作水平线与平衡线交于点1(y1,x1),相当于用平衡关系由y1求得x1；再自点1作垂线与精馏段操作线相交,交点坐标为(y2,x1),即相当于用操作线关系由x1求得y2。作图法与逐板计算法等价。作图法与逐板计算法等价。有时塔顶出来的蒸气先在分凝器中部分冷凝,冷凝液回流,未冷凝的蒸气经全凝器后,凝液作为塔顶产品，因为离开分凝器的气液两相相互呈平衡,相当于1层理论板，故此时精馏段层数应少1。exFcx
22、W axDfdbxy12345678y1x1y2x1(xn)x22023/5/26三、适宜的进料位置 如 如前 前所 所述 述，图 图解 解过 过程 程中 中当 当某 某梯 梯级 级跨 跨过 过两 两操 操作 作线 线交 交点 点时 时，应 应更 更换 换操 操作 作线 线。跨 跨过 过交 交点 点的 的梯 梯级 级即 即代 代表 表适 适宜 宜的 的加 加料 料板 板(逐 逐板 板计 计算 算时 时也 也相 相同 同),),这 这是 是因 因为 为对 对一 一定 定的 的分 分离 离任 任务 务而 而言 言,如 如此作图所需的理论板层数为最少。此作图所需的理论板层数为最少。如 如上 上图 图
23、所 所示 示.若 若梯 梯级 级已 已跨 跨过 过两 两操 操作 作线 线的 的交 交点 点e e，而 而仍 仍在 在精 精馏 馏段 段操 操作 作线 线和 和平 平衡 衡线 线之 之间 间绘 绘梯 梯级 级,由 由于 于交 交点 点d d 以 以后 后精 精馏 馏段 段操 操作 作线 线与 与平 平衡 衡线 线的 的距 距离 离较 较提 提馏 馏段 段操 操作 作线 线与 与平 平衡 衡线 线之 之间 间的 的距 距离 离来 来得 得近 近,故 故所 所需 需理 理论 论板 板层 层数 数较 较多 多.反 反之 之，如 如还 还没 没有 有跨 跨过 过交 交点 点,而 而过 过早 早的 的更
24、 更换 换操 操作 作线 线,也 也同 同样 样会 会使 使理 理论 论板 板层 层数 数增 增加 加.由 由此 此可 可见 见,当 当梯 梯级 级跨 跨过 过两 两操 操作 作线 线交 交点 点后 后便 便更 更换 换操 操作 作线 线作图 作图,所定出的加料板位置为适宜的位置。所定出的加料板位置为适宜的位置。2023/5/26适宜的进料位置:梯级跨过两操作线的交点后更换操作线,跨过交点的这层板即为适宜的加料位置.12345678910 xy12345678910 xy123456789yx2023/5/26【例】在一连续精馏塔内分离某理想二元混合物。已知进料量为100 kmol/h，进料组
25、成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），露点进料；釜残液组成为0.05；塔顶采用全凝器；操作条件下物系的平均相对挥发度为2.303；精馏段操作线方程为y=0.72x+0.275。试计算：（1）塔顶轻组分的收率；（2）所需的理论板层数。解：（1）塔顶轻组分的收率 塔顶轻组分的收率=由精馏段方程y=0.72x+0.275可得：R=2.571xD=0.9822023/5/26物料恒算：总物料：F=D+W易挥发组分：FxF=DxD+WxW1000.5=0.982D+0.05W100=D+WD=48.28kmol/h塔顶轻组分的收率=（2）所需的理论板层数 汽液平衡方程为：=2.3032023/5/2
26、6df12345678910111213axDxWcxFe(1)画平衡线(2)画精馏段操作线。对角线上定a(xD,xD)由精馏段截距定b，b(3)定e(xF,xF)连ab，即为精馏段操作线1514由q定q线斜率做ef 交ab与d点(4)定c(xW,xW)连cd，即为提馏段操作线(5)画阶梯画图确定理论板层数共15层理论板(包括再沸器），第8层是进料板yxxD=0.982 xF=0.5 xW=0.052023/5/26例.用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯0.44（摩尔分率，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于0.0235，操作回流比为3.5，试用图解
27、法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。（1）原料液为20的冷液体；（2）原料液为液化率为1/3的气液混合物。已知：操作条件下苯的气化潜热389kJ/kg,甲苯的气化潜热360kJ/kg，气液平衡数据见附表。解：先利用所给的平衡数据画出气液平衡关系曲线2023/5/26xy（1）原料液为20的冷液体在对角线上定出a(xD,xD),e(xF,xF),c(xW,xW)三点；a(xD,xD)e(xF,xF)c(xW,xW)画精馏段操作线ab，截距xD/(R+1)=0.975/(3.5+1)=0.217b 画q线eft2为泡点温度设t2=93 由附表查出相应的p0A，p0B由泡点方程计算xA与
28、xF=0.44相比较检查结果的正确性rm=rAxA+rBxBrA=389*78=30342kJ/kmolrB=360*92=33120kJ/kmolCpm=CpAxA+CpBxBCpA=1.84*78=143.52kJ/kmol CpB=1.84*92=169.28kJ/kmolIV-IF=rm+Cpm(t2-t1)IV-IL=rm2023/5/26rm=0.44*30342+0.56*33120=31900kJ/kmolCpm=0.44*143.52+0.56*169.28=158kJ/kmolIV-IF=rm+Cpm(t2-t1)=31900+158(93-20)=43434IV-IL=r
29、m=31900q=434343/31900=1.362q线斜率为q/(q-1)=3.76xya(xD,xD)e(xF,xF)c(xW,xW)b 连接cd即为提馏段操作线在两操作线及平衡线间画梯级f1234（2）q=1/3以同样做法求理论板层数过e做斜率为3.76的直线ef 即q线交ab与d点结论：需要4层理论板（包括再沸器），第二层板进料或：需要3层理论板（不包括再沸器），第二层板进料d2023/5/26例：例：在连续精馏塔内分离苯 在连续精馏塔内分离苯 甲苯混合液。原料液流量为 甲苯混合液。原料液流量为1000kmol/h 1000kmol/h，进料，进料温度为 温度为40 40，进料组成下
30、的泡点温度为，进料组成下的泡点温度为90 90，汽化热为，汽化热为356kJ/kg 356kJ/kg，料液比热，料液比热容为 容为1.84kJ/(kg 1.84kJ/(kg).).其中 其中已知操作线方程为：已知操作线方程为：精馏段 精馏段 y=0.76x+0.23 y=0.76x+0.23 提馏段 提馏段 y=1.2x-0.02 y=1.2x-0.02 试求：馏出液中易挥发组分的回收率。试求：馏出液中易挥发组分的回收率。釜残夜中难挥发组分的回收率。釜残夜中难挥发组分的回收率。2023/5/261-4-5 回流比的影响及选择一、回流比对精馏操作的影响 R xD/R+1 abyxxDxWcxFe
31、fdxD/R+1 ab 下移NTR=L/D=ab与ac重合NT=NminRD、W不变L、V2023/5/26abyxxDxWcxFefdxD/R+1 RxD/R+1ab上移Nd点夹紧点R=RminN=RminRab、q线与平衡线交于d2023/5/26二、全回流和最少理论板层数 若 若塔 塔顶 顶上 上升 升蒸 蒸气 气经 经冷 冷凝 凝后 后，全 全部 部回 回流 流至 至塔 塔内 内，这 这种 种方 方式 式称 称为 为全 全回 回流 流。此 此时 时，D D为 为零 零，通 通常 常F F及 及W W也 也均 均为 为零 零，这 这时 时既 既不 不向 向塔 塔内 内进 进料 料，亦 亦
32、不 不从 从塔 塔内 内取 取出 出产品。全塔也就无精馏段和提馏段之区分，产品。全塔也就无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二为一 两段的操作线合二为一。全回流时的回流比为：全回流时的回流比为：斜率：斜率：此 此时 时在 在x-y x-y图 图上 上操 操作 作线 线与 与对 对角 角线 线相 相重 重合 合,操 操作 作线 线方 方程 程式 式为 为y yn+1 n+1=x=xn n显 显然 然,此 此时 时操 操作 作线 线和 和平 平衡 衡线 线的 的距 距离 离最 最远 远,因 因此 此达 达到 到给 给定 定分 分离 离程 程度 度所 所需 需的 的理 理论 论板 板层 层数 数为
33、 为最 最小 小，以 以N Nmin min表示。表示。xWxD 全回流时，既不进料也不出料，在装置开工、调试和实验室研究中应用。2023/5/26 N Nmin min可 可在 在 x-y x-y 图 图上 上的 的平 平衡 衡线 线和 和对 对角 角线 线间 间直 直接 接图 图解 解求 求得 得,也 也可 可以 以从 从芬 芬斯 斯克 克(Fensk)(Fensk)方程式计算得到：方程式计算得到：全回流时操作线方程式为：yn+1=xn(yA)n+1=(xA)n，(yB)n+1=(xB)n离开任一层板的气液组成间的关系为：若塔顶采用全凝器，(yA)1=(xA)D，(yB)1=(xB)D 第
34、一层板的气液平衡关系为：第一层板和第二层板之间的操作关系为：yA2=xA1,yB2=xB1 即2023/5/26同理，第二板的气液平衡关系为：若令芬斯克方程 2023/5/26三、最小回流比 1、最小回流比的概念回流逐渐减小时，两操作线向平衡线移动，两操作线交点落在平衡线上，所需理论板无穷多，对应的回流比称最小回流比。恒浓区(夹紧区)的概念2023/5/262、最小回流比的求法a)作图法(1)对于正常的平衡曲线xq,yqq线与平衡线的交点坐标 qyqxq2023/5/26(2)对于不正常的平衡曲线图a挟紧点首先出现在精馏段操作线与平衡线相切的位置。由点a(xD,xD)向平衡线作切线图b挟紧点首
35、先出现在提馏段操作线与平衡线相切的位置。由点c(xw,xw)向平衡线作切线cc精馏段操作线的斜率：d(xq,yq)2023/5/26b)解析法对于相对挥发度为常量（或取平均值）的理想溶液 饱和液体进料时 饱和蒸气进料时 气液混合进料：（0q1）2023/5/26四、适宜回流比的选择适宜回流比：2023/5/26xDxWxF回流比与理论板层数的关系 R 越大 NT 越少 R1 R2 R32023/5/261-4-6 简捷法求理论板层数一、吉利兰(Gilliland)图二、求理论板层数的步骤根据物系性质及分离要求，求出Rmin，选择合适的R；求出全回流下所需理论板数Nmin（芬斯克方程）；使用吉利
36、兰图，求出所需理论板数；确定加料位置，若将公式中的xw换成xF，芬斯克方程可用于计算精馏段的最少板数及加料板位置。即为精馏段所需理论板数，从而可以确定加料位置。R=Nmin Rmin N=ROPT N最小回流比全回流2023/5/26实际生产：以上分析主要是从设计角度考虑的。生产中却是另一种情况。设备都已安装好，即理论塔板数固定。若原料及组成、热状态均为定值，倘若加大回流比操作，这时操作线更接近对角线，所需理论板数减少，而塔内理论板数显得比需要的多了，因而产品纯度会有所提高。反之，当减少回流比操作，情形正好与上述相反，产品纯度会有所降低。故在生产操作中，经常把调节回流比当作保证产品纯度的重要手
37、段。2023/5/26例：在一连续精馏塔中分离某二元混合液，原料液流量为 原料液流量为100kmol/h 100kmol/h，馏出液浓度为0.94，釜液浓度为0.04(皆为易挥发组分的摩尔分率)。此塔进料q线方程为y=6x-1.5。采用回流比为最小回流比的1.6倍，混合液在本题条件下的相对挥发度为2。试求：1、精馏段操作线方程；2、提馏段操作线方程。2023/5/261-4-7 几种特殊情况时理论板层数的求法一、直接蒸汽加热 若 若待 待分 分离 离的 的混 混合 合液 液为 为水 水溶 溶液 液,且 且水 水是 是难 难挥 挥发 发组 组分 分,即 即馏 馏出 出液 液为 为非 非水 水组
38、组分 分.釜液近于纯水 釜液近于纯水,这时可采用直接加热方式 这时可采用直接加热方式,以省掉再沸器。以省掉再沸器。直 直接 接蒸 蒸汽 汽加 加热 热时 时理 理论 论板 板层 层数 数的 的求 求法 法,原 原则 则上 上与 与上 上述 述的 的方 方法 法相 相同 同.精 精馏 馏段 段的 的操 操作 作情 情况 况与 与常 常规 规塔 塔的 的没 没有 有区 区别 别,故 故其 其操 操作 作线 线不 不变 变.q q线 线的 的作 作法 法也 也与 与常 常规 规的 的作 作法 法相同 相同.但由于釜中增多了一股蒸汽 但由于釜中增多了一股蒸汽,故提馏段操作线方程应予修正。故提馏段操作线
39、方程应予修正。操作线：精馏段：与普通精馏塔相同提馏段：物料衡算动画动画2023/5/26对左图所示的虚线范围作物料衡算，即：对左图所示的虚线范围作物料衡算，即：总物料 总物料易挥发组分 易挥发组分其 其中 中,y y0 0：加 加热 热蒸 蒸汽 汽中 中易 易挥 挥发 发组 组分 分的 的摩 摩尔 尔分 分率 率，一般 一般y y0 0=0=0。则上式可改写为：则上式可改写为：若恒摩尔流假定仍能适用，即 若恒摩尔流假定仍能适用，即 直 直接 接蒸 蒸汽 汽加 加热 热时 时的 的提 提馏 馏段 段操 操作 作线 线方 方程 程式 式,它 它和 和精 精馏 馏段 段操 操作 作线 线的 的交 交
40、点 点轨 轨迹 迹方 方程 程仍 仍然 然是 是 q q线 线,但 但提 提馏 馏段 段操 操作 作线 线通 通过 过横 横轴 轴上 上的 的x=x x=xW W点 点，即 即右 右图 图中 中的 的点 点g,g,gd gd为 为提 提馏 馏段 段操 操作 作线。线。动画动画2023/5/26 对 对于 于同 同一 一种 种进 进料 料组 组成 成、状 状况 况及 及回 回流 流比 比,若 若希 希望 望得 得到 到相 相同 同的 的馏 馏出 出液 液组 组成 成及 及回 回收 收率 率时 时,利 利用 用直 直接 接蒸 蒸汽 汽加 加热 热时 时所 所需 需理 理论 论板 板层 层数 数比
41、比用 用间 间接 接蒸 蒸汽 汽加 加热 热时 时的 的要 要稍 稍多 多些 些，这是因为直接蒸汽的 这是因为直接蒸汽的稀释作用 稀释作用，故需增加塔板层数来回收易挥发组分。，故需增加塔板层数来回收易挥发组分。二、多侧线的精馏塔 在 在工 工业 业生 生产 产中 中，有 有时 时要 要求 求获 获得 得不 不同 同规 规格 格的 的精 精馏 馏产 产品 品，此 此时 时可 可根 根据 据所 所需 需的 的产 产品 品浓 浓度 度在 在精 精馏 馏段 段(或 或提 提馏 馏段 段)不 不同 同位 位置 置上 上开 开设 设侧 侧线 线出 出料 料口 口；有 有时 时为 为分 分离 离不 不同 同
42、浓 浓度 度的 的原 原料 料，则 则宜 宜在 在不 不同 同塔 塔板 板位 位置 置上 上设 设置 置不 不同 同的 的进 进料 料口 口。这 这些 些情 情况 况均 均构 构成 成多 多侧 侧线 线的 的塔 塔。若 若精 精馏 馏塔 塔中 中共 共有 有i i个 个侧 侧线 线(进 进料 料口 口亦 亦计 计入 入)，则 则计 计算 算时 时应 应将 将全 全塔 塔分 分成 成(i+1)(i+1)段 段。通 通过 过每 每段 段的 的物 物料 料衡 衡算 算，分 分别 别写 写出 出相 相应 应的 的操 操作 作线 线方 方程 程式 式。图 图解 解理 理论 论板 板层 层数 数的 的原
43、原则 则与前述相同。与前述相同。应用场合：多股进料或多股出料2023/5/26(1)(1)多股加料的精馏塔 多股加料的精馏塔 不同浓度料液在同一塔内同时进行分离，不将料液混合再入塔，而是针对各股料液的浓度分别加入不同位置。这是因为混合后再分离都将消耗能量。以有两股进料的精馏塔为例：精馏塔以两进料板为界分为上、中、下三段，各段内上升与下降的气、液相摩尔流率互不相同，相应有三条操作线，两条 q 线。12W,xWF1,q1,xF1D,xD3F2,q2,xF2y123q1q2xWx01.01.0 xF2xF1xD各操作线仍由相关塔段的物料衡算导出，q 线由加料热状态确定。2023/5/26(2)(2)
44、侧线出料的精馏塔 侧线出料的精馏塔 当需要获得不同组成的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线以抽出产品。以有一个侧线出料的精馏塔为例：精馏塔分为三段，各段操作线可通过相应的物料衡算导出。图解理论板数的原则与前述相同。饱和液体侧线出料qxWzFxDxD1.001.0 xy12W,xWD,xD(yD)3F,xFD,xD2023/5/26例：在常压连续精馏塔中，分离乙醇水溶液，组成为xF1=0.6（易挥发组分摩尔分率，下同）及xF2=0.2的两股原料液分别被送到不同的塔板进入塔内，两股原料液的流量之比F1/F2=0.5，均为饱和液体进料。操作回流比R=2，若要求馏出液组成xD为0.8，
45、釜残液组成xW为0.02，试求理论板层数及两股原料液的进料板位置。分析：求理论板层数图解法操作线两股进料三段？解：组成为xF1的原料液从塔较上部位的某加料板进入，该加料板以上塔段的操作线方程式与无侧线塔的精馏段操作线方程相同。2023/5/26 两股进料板之间塔段的操作线方程，可按虚线范围内作物料衡算求得：总物料：易挥发组分：两股进料之间塔段的操作线方程因进料为饱和液体 D如何求？全塔物料衡算总物料：易挥发组分：设 2023/5/26 对原料液组成为xF2的下一股进料，其加料板以下塔段的操作线方程与无侧线塔的提馏段操作线方程相同 各段操作线交点的轨迹方程分别为：2023/5/26 理论板层数为
46、9 自塔顶往下的第5层为原料F1的加料板自塔顶往下的第8层为原料F2的加料板2023/5/26三、塔顶进料蒸馏塔 原料从塔顶加入，则塔只有提馏段没有精馏段，该塔称之为回收塔或蒸出塔、气提塔，如图所示。原料应在泡点或接近泡点温度进入塔顶，无回流。而热量则以间接或直接蒸气加热塔底。当该塔为间接加热时，由物料衡算可得：L=V+W根据恒摩尔流假设，L=F、V=D，上式可改写为蒸出塔 2023/5/26此式为该塔操作线方程，亦为一直线，该直线通过（xW,xW）点，斜率为F/D。而q线与操作线交点为O。由此，可采用图解方法求解理论板数。当进料为泡点进料时，如下图所示。若维持加入塔底热流量不变，则冷液进料时
47、，其操作线斜率增大，向平衡线靠近。如图所示，要求塔底达到相同分离要求，势必提高塔釜加热量或增加塔理论板数。该塔多用于轻、重组分的初步分离，或主要考虑获得较纯的重组分的分离，或回收稀溶液中易挥发组分。泡点进料蒸出塔 冷液进料蒸出塔 蒸出塔及图解理论板数 2023/5/26四、塔顶设分凝器的精馏 在一般情况下塔顶蒸气应全部冷凝，并保持一定过冷度，以免蒸气未凝而积累，引起塔压升高，如果塔顶蒸气中含少量或一定量较轻的组分，一般冷剂难以将其冷凝，提高冷剂品位又不经济。为此，塔顶则设部分冷凝器，将未凝的部分轻组分气体采出，然后，再用高品位冷剂将其冷凝作产品送出。对于量少和无利用价值的不凝气，则直接排入火炬
48、或放空，以节省高品位冷剂的用量。再沸器中存在釜液的部分汽化，相当一个理论板。而在分凝中存在蒸气的部分冷凝，也相当一平衡级，故也相当一个理论板。如图流程。求解理论板方法与常规塔相同，只是第一理论板相当分凝器，而最下一理论板则相当再沸器。当求得塔内总理论板数则等于（N2）块理论板。2023/5/26带分冷凝器的精馏2023/5/26五、冷液回流v 前面均为泡点回流。v 冷夜回流（热量衡算）v 需将冷液加热到泡点，需要热量，这部分热量由精馏段上升的蒸汽供给，故有部分蒸汽在第一层板上冷凝，故冷液回流时精馏段的下降液体量大于实际回流量。在计算时只需将精馏段操作线中的回流比改为R*=q*R,其余计算过程与
49、泡点回流相同。v 即精馏段操作线2023/5/26六、加设中间再沸器或中间冷凝器 为了降低高温热源的消耗，有条件时可加设中间再沸器，利用温度较低的廉价热源来加热由提馏段某一位置抽出的部分液体，以减少从塔低再沸器加入的部分温度较高的热量。流程如图示，此时相当于该精馏塔有两股进料和一股侧线出料，在x-y图上，其操作线的相对位置如图示，显然，由于此时热量不是全部由塔底加入，因而所需的理论塔板数将较一般精馏时的略多。类似地，若精馏时塔顶的温度较低，需采用较低温度的冷冻剂冷凝塔顶蒸汽，有些情况下，亦可考虑在精馏段加设中间冷凝器，利用廉价的冷却水作为冷却介质以减低能量消耗.2023/5/261-4-8 塔
50、高和塔径的计算一、塔高的计算 一、塔高的计算1、板效率和实际板数理论板定义：1 汽、液两相在板上充分接触混合。2 离开塔板的两相流体达到相平衡。理论板用途：可以用汽液平衡关系式描述实际上，平衡态是不可能进行传质的，故实际塔板用板效率的概念加以校正。单板（Murphree）效率 Em物理意义:式中分子代表汽相或液相经过一块板后实际的组成变化，分母则为理论组成变化。获得：由实验测定xn yn 等，再与计算的理论组成比较。l全塔（总板）效率动画动画动画动画2023/5/26 全塔效率简单地反映了整个塔内的平均传质效果，其经验数值在设计中应用得很广泛。上述二者定义的基准不同，全塔效率是基于所需理论板数