1、2022-5-281Distillation of Liquid2022-5-282l分离液体混合物的常用单元操作，也是最早分离液体混合物的常用单元操作，也是最早实现工业化的分离方法，属传热传质过程。实现工业化的分离方法，属传热传质过程。其优点是流程简单，缺点耗能大，需具备一其优点是流程简单，缺点耗能大，需具备一定技术条件（真空、高压、低温）。定技术条件（真空、高压、低温）。&l工业应用：工业应用： 酿酒酿酒 产品产品 、中间产物、中间产物 石油分离石油分离 气体气体 先液化后精馏先液化后精馏 无机物提纯无机物提纯 2022-5-283&2022-5-284 &6.16.11 1 理想溶液的汽
2、液平衡理想溶液的汽液平衡相平衡关系相平衡关系 ptxypt2022-5-285杠杆原理杠杆原理:eppf气相量液相量&v泡点，露点泡点，露点v泡点线（泡点线（tx）v露点线（露点线（ty） v同温度，对应同温度，对应x,y 平衡平衡。 v同组成同组成，T露点露点T泡点泡点。2022-5-286总压对总压对t xy图影响大，但总压对图影响大，但总压对y-x图影响图影响不大。因此研究精馏常常采用不大。因此研究精馏常常采用y-x图。图。平衡线在平衡线在对角线上方。对角线上方。&2022-5-287(2)汽液平衡关系的确定汽液平衡关系的确定1）安托因（安托因（AntoineAntoine）公式）公式
3、CtBAp0lgA,B,C为安托因常数为安托因常数2）道尔顿定律）道尔顿定律 yA=pA/p yB=pB/p p=pA+pB&2022-5-288pA=pA0 xA pB=pB0 xBp pApB pA0 xApB0 xBpA0 xApB0(1xA)()()(000tftftfpPPppxBABBABA&上式为泡点方程，表示液相组成与泡点温度的关系。由此可确定tx图。2022-5-289上式为露点方程，表示气相组成与露点温度的关上式为露点方程，表示气相组成与露点温度的关系。由此可确定系。由此可确定ty图。图。由由ty x图很容易作出图很容易作出y x图。图。)()()()(00000tftft
4、fpptfpPppppxppppyBABABABAAAAA&总压不高时，由道尔顿分压定律得：总压不高时，由道尔顿分压定律得：pA pyA2022-5-2810相平衡时，某一组分在平衡气相中的分相平衡时，某一组分在平衡气相中的分压压p与该组分平衡液相中的浓度（摩尔分数）之比与该组分平衡液相中的浓度（摩尔分数）之比叫该组分的挥发度叫该组分的挥发度理想溶液理想溶液 A=pA/xA （pA0 xA）/xA= pA0 B B=pB/xBpB0A / /B BpA0/ pB0 (pA/xA) /(pB/xB)(pyA/xA)/ (pyB/xB) (yA/xA)/ (yB/xB) (yA/yB)/ (xA/
5、xB)表示气相中两组分的比是液相中两组分比的表示气相中两组分的比是液相中两组分比的倍。倍。&2022-5-2811的意义：的意义：xxy) 1(1 & 1 1，表示组分，表示组分A A较组分较组分B B易挥发，且易挥发，且愈大，愈大，愈易分离。愈易分离。是蒸馏分离的推动力，代表了利用蒸馏分离是蒸馏分离的推动力，代表了利用蒸馏分离的难易程度。的难易程度。 1 1时，时，y yx x，表示汽相组成等于液相组成，表示汽相组成等于液相组成，此时不能用普通蒸馏方法分离该混合液。此时不能用普通蒸馏方法分离该混合液。2022-5-2812 由于异种分子与同种分子之间的吸引力不同，由于异种分子与同种分子之间的
6、吸引力不同，导致实际溶液与拉乌尔定律存在偏差。导致实际溶液与拉乌尔定律存在偏差。 当异种分子小于同种分子之间的吸引力时，当异种分子小于同种分子之间的吸引力时，溶液中分子易汽化，导致溶液中组分的平衡分压溶液中分子易汽化，导致溶液中组分的平衡分压比拉乌尔定律预计的高，产生正偏差。此时比拉乌尔定律预计的高，产生正偏差。此时tx线降低。如醇水体系。线降低。如醇水体系。 当异种分子大于同种分子之间的吸引力时，当异种分子大于同种分子之间的吸引力时，溶液中分子难汽化，导致溶液中组分的平衡分压溶液中分子难汽化，导致溶液中组分的平衡分压比拉乌尔定律预计的低，产生负偏差。此时比拉乌尔定律预计的低，产生负偏差。此时
7、tx线升高。线升高。2022-5-2813正偏差溶液正偏差溶液2022-5-2814 有些正偏差溶液会出现最低沸点，在此点有些正偏差溶液会出现最低沸点，在此点xy，对应温度称恒沸点。该点组成的混合，对应温度称恒沸点。该点组成的混合物称为恒沸物。乙醇水即为这样的体系。物称为恒沸物。乙醇水即为这样的体系。具有恒沸点的正偏差溶液称为具有最低沸点具有恒沸点的正偏差溶液称为具有最低沸点的恒沸液。的恒沸液。2022-5-2815 有些负偏差溶液会出现最高恒沸点，在此点有些负偏差溶液会出现最高恒沸点，在此点xy，该点组成的混合物称为恒沸物。硝酸水即为这样的该点组成的混合物称为恒沸物。硝酸水即为这样的体系。具
8、有恒沸点的负偏差溶液称为具有最高恒沸点体系。具有恒沸点的负偏差溶液称为具有最高恒沸点的恒沸液。的恒沸液。2022-5-28161. 为什么说为什么说是蒸馏分离的推动力？是蒸馏分离的推动力？2. 如何能获得汽液平衡数据？如何能获得汽液平衡数据？ 2022-5-2817间歇操作，非稳态。间歇操作，非稳态。（Xd 变化）变化）适于沸点相差较大分适于沸点相差较大分离要求不高的场合离要求不高的场合或多组分粗分。或多组分粗分。物料衡算：物料衡算：F=D+W Fxf=Dxd+Wxw&2022-5-2818简单蒸馏又称为简单蒸馏又称为微分蒸馏微分蒸馏，瑞利（，瑞利（Rayleigh)1902年提出年提出了该过
9、程数学描述方法，故该了该过程数学描述方法，故该蒸馏又称之为瑞利蒸馏。其流蒸馏又称之为瑞利蒸馏。其流程如图所示。程如图所示。简单蒸馏是分批加入原料简单蒸馏是分批加入原料，进行间歇操作。蒸馏过程中，进行间歇操作。蒸馏过程中不断从塔顶采出产品。每从塔不断从塔顶采出产品。每从塔顶采出顶采出dV 量的产品，则塔釜减量的产品，则塔釜减少相同的釜液量少相同的釜液量dW ，产品与釜，产品与釜液组成随时间而改变，且互成液组成随时间而改变，且互成相平衡关系。为此，该过程是相平衡关系。为此，该过程是一动态过程，由物料衡算可得一动态过程，由物料衡算可得。简单蒸馏流程简单蒸馏流程2022-5-2819 = 经整理可得：
10、经整理可得： 对二元物系，对二元物系， 其相对挥发度其相对挥发度 可近似取为可近似取为常数时，则平衡关系积分可得：常数时，则平衡关系积分可得： 馏出液总量：馏出液总量： 馏出液平均组成：馏出液平均组成： 式中式中W-釜液量；釜液量；V-蒸馏气相流量，蒸馏气相流量，kmol/h； -釜液组分釜液组分i组成，摩尔分数；组成，摩尔分数； -气相中组分气相中组分i组成，摩尔分数。组成，摩尔分数。2022-5-2820l使混合物汽液两使混合物汽液两相共存达到平衡相共存达到平衡后，再将两相分后，再将两相分离开以得到一定离开以得到一定程度分离，称平程度分离，称平衡蒸馏。又称闪衡蒸馏。又称闪蒸。蒸。 &物料衡
11、算：物料衡算：FVL Fxf=VyD+Lxw 连续操作，稳定，生产能力大。连续操作，稳定，生产能力大。但也只适于粗分。但也只适于粗分。 2022-5-2821平衡关系平衡关系：11qxxqqyfwDwwDxxy) 1(1&联立可求得联立可求得yD,xw令气化率令气化率 f=V/F 得得 yD=(f-1)xw/f+xf/f2022-5-28226.2.2.1 部分汽化、部分冷凝部分汽化、部分冷凝x1xfy1y1yF x1x xw w一次汽化一次汽化2022-5-2823多次部分汽化和冷凝多次部分汽化和冷凝缺点：收率低。缺点：收率低。 能耗大。能耗大。x1xFy1 x1x2y1 xF x2 相近相
12、近x2x3y2 x2y1y2 x3 y1 相近相近 t3t1 xF x2混合，混合，x3 y1混混合，传质传热同时合，传质传热同时进行进行。2022-5-28242022-5-2825l利用混合物中各组分挥发能力的差异，利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，
13、称该过程为使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，精馏。该过程中，传热、传热、传质传质过程同过程同时进行时进行，属传质过程控制。，属传质过程控制。 l当重组分由气相向液相转当重组分由气相向液相转移时是一个冷凝过程，放移时是一个冷凝过程，放出热量，而当液相中轻组出热量，而当液相中轻组分向气相转移时为一气化分向气相转移时为一气化过程，将吸收热量，彼此过程，将吸收热量，彼此存在交换。由此可见，精存在交换。由此可见，精馏过程是热能驱动，传质、馏过程是热能驱动，传质、传热过程同时进行的过程。传热过程同时进行的过程。但该过程还受相平衡关系但该过程还受相平衡关系制约，主要由传质所控制。制约，主要由传
14、质所控制。2022-5-2826精馏装置示意图精馏装置示意图计算用图例计算用图例原料从塔中部适当原料从塔中部适当位置进塔，将塔位置进塔，将塔分为两段，上段分为两段，上段为精馏段，不含为精馏段，不含进料，下段含进进料，下段含进料板为提留段，料板为提留段，冷凝器从塔顶提冷凝器从塔顶提供液相回流，再供液相回流，再沸器从塔底提供沸器从塔底提供气相回流。气相回流。气、气、液相回流液相回流是精馏是精馏重要特点。重要特点。当液体流至塔底建立液面后，当液体流至塔底建立液面后，再沸器加热使之部分气化。蒸再沸器加热使之部分气化。蒸气在塔内逐级上升。当蒸气到气在塔内逐级上升。当蒸气到达塔顶时，由冷凝器将其部分达塔顶
15、时，由冷凝器将其部分或全部冷凝，其凝液一部分返或全部冷凝，其凝液一部分返回塔内作为回流，另一部分作回塔内作为回流，另一部分作为液相产品采出。回流液沿塔为液相产品采出。回流液沿塔逐板下流的过程中与上升气体逐板下流的过程中与上升气体多次逆向接触及分离，在接触多次逆向接触及分离，在接触过程中发生传质和传热。当流过程中发生传质和传热。当流至塔底时，经再沸器加热部分至塔底时，经再沸器加热部分气化，其气相返回塔内作气相气化，其气相返回塔内作气相回流，而液相部分作为塔底的回流，而液相部分作为塔底的产品采出。产品采出。XF2022-5-2827l理论级（板）理论级（板）l回流比回流比 R=L/Dl传质方向传质
16、方向l传热方向传热方向l液流流向液流流向l汽流流向汽流流向XFl部分汽化部分汽化l部分冷凝部分冷凝l加料板加料板l提馏段提馏段l精馏段精馏段 二元混合物精馏为例，当气相二元混合物精馏为例，当气相上升至进料板以上第上升至进料板以上第n板时，则板时，则与上方（与上方（n-1)板流下的液相接板流下的液相接触混合。由于气相中的难挥发触混合。由于气相中的难挥发组分组分B（俗称重组分）的分率（俗称重组分）的分率（1-yn）高于液相的平衡气组）高于液相的平衡气组成成(1-yn-1),因过程是趋向平衡的，因过程是趋向平衡的，所以重组分由气相向液相转移。所以重组分由气相向液相转移。同时，液相中易挥发组分同时，液
17、相中易挥发组分A（俗称轻组分）（俗称轻组分）xn-1高于其相遇高于其相遇气相所平衡的液相组成气相所平衡的液相组成xn,为此，为此，液相轻组分液相轻组分A向气相内转移，向气相内转移，相互传质的结果，使上升气相相互传质的结果，使上升气相轻组分增浓，下降液相重组分轻组分增浓，下降液相重组分增浓。当该气相在继续上升过增浓。当该气相在继续上升过程中，气相轻组分得到不断精程中，气相轻组分得到不断精制和增浓。为此，称进料板上制和增浓。为此，称进料板上方塔段为精馏段。方塔段为精馏段。在进料板以下（含进料在进料板以下（含进料板）液相沿塔逐级流板）液相沿塔逐级流下时，同上分析可知，下时，同上分析可知，在某一板上与
18、上升气在某一板上与上升气体接触混合时，该液体接触混合时，该液相中的轻组分向气相相中的轻组分向气相中转移，而气相中的中转移，而气相中的重组分则向液相转移，重组分则向液相转移，使液相中重组分增浓。使液相中重组分增浓。当液相下流过程中，当液相下流过程中，气相会不断将液相中气相会不断将液相中轻组分提出，使气相轻组分提出，使气相中重组分中重组分B返回液相。返回液相。为此，称进料板以下为此，称进料板以下（含进料板）塔段为（含进料板）塔段为提馏段。提馏段。2022-5-2828l精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相是在塔两端同时提供纯度较高的液
19、相和气相回流，为精馏过程提供了传质和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。高纯度的重组分产品。 l2022-5-28l29 根据精馏的原理，要使精馏过程稳定有效的根据精馏的原理，要使精馏过程稳定有效的运行
20、，必须协调好设备、操作参数等一系列问题：运行，必须协调好设备、操作参数等一系列问题：l2022-5-28l301. 理论板：其上汽液两相充分混合，且传质传热阻力为零，离开板的两相达平衡2. 恒摩尔流： V V1 1=V=V2 2=V=Vn n=V; L=V; L1 1=L=L2 2=L=Ln n=L=L V V1 1=V=V2 2=V=Vn n=V=V L L1 1=L=L2 2=L=Ln n=L=Ll2022-5-28l31WDFDWDWFxxxxFWxxxxFD式中式中 F、D、W 分别为进料、塔顶产品分别为进料、塔顶产品和塔底产品量，和塔底产品量，kmol/h （或（或kg/h）；）；
21、xF、xD、xw 分别为进科、塔顶产品分别为进科、塔顶产品和塔底产品的组成摩尔分数（或质量）。和塔底产品的组成摩尔分数（或质量）。联立求解联立求解l2022-5-28l32l2022-5-28l33DnnnnnnDnxVDxVLxLDxVD111n11nn1nyyLV综合上述式子可得：综合上述式子可得：DnDnxRxRRxDVDDxDVDL111y/y1n1nl2022-5-28l34DnxRxRR111y1n 它表示精馏段某塔它表示精馏段某塔截面处，由上板流截面处，由上板流下的液相组成下的液相组成xn与与由下板上升的汽相由下板上升的汽相组成组成yn1之间的关之间的关系。为一直线方程。系。为一
22、直线方程。R、xD决定了直线决定了直线的方向与位置。此的方向与位置。此线一定过线一定过( XD， XD )点。点。问题：问题： yn1 与与xn 有无平衡关系？有无平衡关系？l2022-5-28l35mwmxLWxyVLWV1wmmxWLWxWLLy1 方程也为一直线，直线决方程也为一直线，直线决定于定于L 、W 、 xw ，过点（过点（ xw ， xw ）。）。l2022-5-28l36l2022-5-28l37衡摩尔流假定下：衡摩尔流假定下：IV、IL、I 分别代表饱分别代表饱和蒸汽、饱和液体及和蒸汽、饱和液体及进料液的热焓进料液的热焓（kJ/kmol）代入、整理衡算式得：代入、整理衡算式
23、得：联立解得：联立解得：FLLLVFVIIIIl2022-5-28l38显然，q反映了进料的热状态。q含义FLLqLVFVIIII料量的分率进料中液体量占总进进料量精馏段液流量提馏段液流量 q由由q定义及物料衡算可推出：定义及物料衡算可推出：L=L+qF， V=V-(1-q)FV V L L ( (q q- -1 1) )F FV VL LF Fq q 1 1L L V VL LF Fq q= =1 1F FV VL LV V L L q qF Fq q= =0 0 1 1 L LV VF FV V q q= =0 0V VF FV V L L - -q qF Fq q V, V=V-(1-q
24、)FV=VV=V-(1-q)FV=V-FVL+F, L=L+qFL=L+FLLL+F; L=L+qFL=LL1q10q1q0q0IFILIF=ILILIFIV冷料冷料饱和液体饱和液体汽汽-液混合物液混合物饱和蒸汽饱和蒸汽过热蒸汽过热蒸汽V, V 的关系的关系L, L 的关系的关系进料焓进料焓IF进料状况进料状况LVFVIIIIql2022-5-28l39由由 L=L+qF， 及及wmmxWLWxWLLy1wmmxWqFLWxWqFLqFLy1 显然，这种型式更易于计算，因操作显然，这种型式更易于计算，因操作参数均为进出料及回流量，更直观些。参数均为进出料及回流量，更直观些。l2022-5-28
25、l40dnDxLxV1nywmmWxxLyV1Fxqxqqy111)()(wDwxDxxLLyVV）（联立上两式式得：联立上两式式得：精馏段精馏段提馏段提馏段略去板数略去板数下脚标下脚标dDxLxVywWxxLyV将将L- L = qF ； V-V =(q -1)F； FxF=DxD+WxW 代入上式得代入上式得l2022-5-28l41&Fxqxqqy111l2022-5-28l42q线方程线方程提馏段操作线方程提馏段操作线方程 DnxRxRR111y1nwmmxWLWxWLLy1Fxqxqqy111作图程序：作图程序：1根据要求的塔顶产品组成根据要求的塔顶产品组成xD定出定出a(xD,xD
26、)点；再根据选定的回流比点；再根据选定的回流比R算出精算出精馏段操作线的截距馏段操作线的截距xD/(R+1)，定出，定出c(0, xD/(R+1)点；作点；作ac线，即为精馏段的操线，即为精馏段的操作线。作线。2根据原料的组成根据原料的组成xF定出定出e(xF,xF)点；再根据进料的热状态算出液相分率点；再根据进料的热状态算出液相分率q及及q线的斜率线的斜率q/(q-1)；作过；作过e点，斜率为点，斜率为q/(q-1)的的q线，与线，与ac线交于线交于d点，则点，则d点必为点必为精馏段操作线和提馏段操作线的交点。精馏段操作线和提馏段操作线的交点。3根据要求的塔底残液组成根据要求的塔底残液组成x
27、W定出定出b(xW,xW)点；作点；作bd线，则线，则bd线便为提馏段操线便为提馏段操作线。作线。l2022-5-28l431根据根据要求的塔顶产品组成要求的塔顶产品组成xD定出定出a(xD,xD)点；点；再根据选定的回流比再根据选定的回流比R算出精馏段操作线的截距算出精馏段操作线的截距xD/(R+1)，定出，定出c(0, xD/(R+1)点；作点；作ac线，即为精线，即为精馏段的操作线。馏段的操作线。作图程序：作图程序：2根据原料的组成根据原料的组成xF定出定出e(xF,xF)点；再根据点；再根据进料的热状态算出液相分率进料的热状态算出液相分率q及及q线的斜率线的斜率q/(q-1)；作；作过
28、过e点，斜率为点，斜率为q/(q-1)的的q线线，与，与ac线交线交于于d点，则点，则d点必为精馏段操作线和提馏段操作点必为精馏段操作线和提馏段操作线的交点。线的交点。3根据要求的塔底残液组成根据要求的塔底残液组成xW定出定出b(xW,xW)点；点；作作bd线，则线，则bd线便为提馏段操作线。线便为提馏段操作线。l2022-5-28l44& 由图可知： q值的变化对精馏段操作线无影响，但对提馏段操作线有明显影响。 q值越小，提馏段操作线越靠近相平衡线。当一定操作回流比条件下，不同当一定操作回流比条件下，不同热状态对提馏段存在显著的影响，热状态对提馏段存在显著的影响，随随q值减小，则提馏段操作线
29、斜值减小，则提馏段操作线斜率增大，说明提馏段液、气比在率增大，说明提馏段液、气比在增大，气、液两相组成更接近平增大，气、液两相组成更接近平衡线，意味着提馏段单位流量液衡线，意味着提馏段单位流量液体所用蒸气在不断减少，提馏段体所用蒸气在不断减少，提馏段操作线更靠近平衡曲线，将导致操作线更靠近平衡曲线，将导致提馏段分离能力不断下降。即每提馏段分离能力不断下降。即每块理论板的传质推动力减小。完块理论板的传质推动力减小。完成相同分离任务，所需理论板数成相同分离任务，所需理论板数会增加，也会导致塔两段负荷不会增加，也会导致塔两段负荷不均匀，影响塔径设计。均匀，影响塔径设计。 l2022-5-28l45理
30、论塔板的概念理论塔板的概念& 叫一个理论塔板的分离过程，也叫一个理论级。叫一个理论塔板的分离过程，也叫一个理论级。或能使回流液或能使回流液xn-1变化到与变化到与xn-1在同一截面的上升蒸汽在同一截面的上升蒸汽yn成相平衡成相平衡xn的过程叫一个理论级。的过程叫一个理论级。l2022-5-28l46&l2022-5-28l47&xxy) 1(1 DnxRxRR111y1nwmmxWLWxWLLy1 精馏段精馏段操作线操作线 提馏段提馏段操作线操作线 相平相平衡线衡线l2022-5-28l48从塔顶开始xnxxf f提馏段提馏段操作线操作线方程方程平衡线方程平衡线方程xdyy1 1x x1 1y
31、y2 2x x2 2yy3 3x x3 3yy3 3y1xx1 1y y2 2xx2 2y y3 3xx3 3操作线方程操作线方程平衡线方程平衡线方程 y yn nxxn n x xn nyyn-1n-1如果从下往上，如果从下往上，当当xn xxf f 时，得用精馏时，得用精馏段操作线方程段操作线方程重新计算重新计算xn 。x xn-1n-1yyn-2n-2 y yn-1n-1xxn-1n-1 x x x xw w使用相平衡方程的次数即为理论板数使用相平衡方程的次数即为理论板数l2022-5-28l49 在 操 作 线 上在 操 作 线 上 a 点点（x=xd,y=y1=xd）出发，）出发，作
32、作x轴的平行线交平衡轴的平行线交平衡线于线于1点（点（y=y1,x=x1）,再由再由1点作垂线交操作点作垂线交操作线于线于m点点（x=x1,y=y2），即得），即得一个梯级一个梯级,以此类推，以此类推，当当xxxf f换操作线。当换操作线。当xxxxw w时停止。时停止。&l2022-5-28l50 进料的最佳位置应为进料的最佳位置应为d点点，d点下最靠近的板点下最靠近的板即为即为加料板加料板。（。（适宜加料板适宜加料板） 塔板数的确定塔板数的确定 由作图得到的阶梯数包括了全部理论级数由作图得到的阶梯数包括了全部理论级数n+m。其中，其中，n为精馏段理论级数，图中为精馏段理论级数，图中d点以上
33、台阶数；点以上台阶数；m为提馏段理论级数，图中为提馏段理论级数，图中d点以下台阶数。确定所需点以下台阶数。确定所需理论塔板数时，还需考虑塔釜及冷凝器的类型。部分理论塔板数时，还需考虑塔釜及冷凝器的类型。部分冷凝器及再沸器分别相当于一层理论板。冷凝器及再沸器分别相当于一层理论板。因此，当塔顶用全凝器，塔底用再沸器时：因此，当塔顶用全凝器，塔底用再沸器时： N理论理论n+m-1 当塔顶用部分冷凝器，塔底用再沸器时：当塔顶用部分冷凝器，塔底用再沸器时： N理论理论n+m-2l2022-5-28l516.3.6 回流比的影响和选择回流比的影响和选择&DnxRxRR111y1nl2022-5-28l52
34、&l2022-5-28l53l2022-5-28l54&l2022-5-28l55nBABAnxxyy )/( 因为全回流因为全回流, D=0, V=L, R， 操作线操作线 yn+1xn 也应有也应有 (yA/yB)i+1 (xA/xB)i平衡线平衡线 (yA/yB)n=n(xA/xB)n l2022-5-28l56平衡线平衡线 (yA/yB)nn(xA/xB)n 操作线操作线 yn+1xn 或或 (yA/yB)i+1 (xA/xB)i(xA/xB)D(yA/yB)11(xA/xB)1 1 (yA/yB)21 2(xA/xB)21 2 N (xA/xB)N塔釜看成塔釜看成N+1板板 (xA/
35、xB)D 1 2 N W (xA/xB)W理想溶液，理想溶液，变化不大，变化不大， =1 = 2 = = W = W1WBANDBAxxxx)()(1应用应用l2022-5-28l57此式即是芬斯克方程，用来计算全回流时的最少理论板数Nmin , Nmin已扣除塔釜。&1lg)/()/(lgNminWBADBAxxxxWBANDBAxxxx)()(1min以最少理论板数以最少理论板数Nmin代替代替N：两边取对两边取对数并整理数并整理1lg)1)(1lg(NminwwDDxxxx对双组分体系，略对双组分体系，略去脚标去脚标A , B有：有：l2022-5-28l58 芬斯克方程用于计算全回流下
36、用全凝芬斯克方程用于计算全回流下用全凝器时的最少理论板数（不包括再沸器）。器时的最少理论板数（不包括再沸器）。 若将公式中的若将公式中的x xw w换成换成x xF F，芬斯克方程可，芬斯克方程可用于计算精馏段的用于计算精馏段的最少板数最少板数及及加料板位置加料板位置。nNF= n + 1l2022-5-28l59&Rmin 的求法：分两种情的求法：分两种情况况图中进料点图中进料点dq位于平衡线，此位于平衡线，此时无论画多少台阶都无法跨越时无论画多少台阶都无法跨越dq点。其对应回流比即点。其对应回流比即Rmin。图中图中dq为恒浓区，为恒浓区， y yn nyyn-1 n-1 ， xnxn+1
37、 ， xn 、 y yn n呈平衡，此点呈平衡，此点附近两板间摩尔分数差极小，附近两板间摩尔分数差极小，推推动力动力（提浓作用）极微。此点称（提浓作用）极微。此点称为挟紧点（或挟点）。为挟紧点（或挟点）。注意：挟点不一定是进料点，与平衡线形状、进料状态等有关。注意：挟点不一定是进料点，与平衡线形状、进料状态等有关。l2022-5-28l601）正常情况正常情况平衡线上凸，无拐点平衡线上凸，无拐点qdqdxxyxRR1minminqqqdxyyxRmin 图中色点为不同进料状态的挟点，可知，进图中色点为不同进料状态的挟点，可知，进料的料的q值越大，值越大，Rmin越小。越小。l2022-5-28
38、l61&图图b挟点首先出现在提馏段操作线与平衡线相切的位置。挟点首先出现在提馏段操作线与平衡线相切的位置。挟点挟点挟点挟点（xq，yq）（xq，yq）求出求出（xq, yq）代入常态公式即可计算出代入常态公式即可计算出也可作图找到截距也可作图找到截距xD/(Rmin+1)求出求出Rmin 。qqqdxyyxRminl2022-5-28l62&设备费用设备费用 设备费用有最低点。开始随回流比增加，设备费用有最低点。开始随回流比增加，理论塔板数理论塔板数急急剧下降，设备费用也急剧下降。之后，随回流比增加，塔径剧下降，设备费用也急剧下降。之后，随回流比增加，塔径增加成为主要，设备费又增大。增加成为主
39、要，设备费又增大。 总费用为操作费和设备费的和，它与回流比总费用为操作费和设备费的和，它与回流比R的关系的关系见图见图。最佳的回流比取最佳的回流比取 Ropt=(1.12)Rmin.l2022-5-28l63实际生产：实际生产： 以上分析主要是从设计角度考虑的。生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，而塔内更接近对角线，所需理论板数减少，而塔
40、内理论板数显得比需要的多了，因而产品纯度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。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段。证产品纯度的重要手段。l2022-5-28l646.3.7 理论塔板数的简捷算法理论塔板数的简捷算法&(2)简捷法求理论塔板数的步骤简捷法求理论塔板数的步骤1）根据物系和分离要求，）根据物系和分离要求，求出求出Rmin 选择合适的回选择合适的回流比流比R。3）用吉利兰图，
41、以）用吉利兰图，以(RRmin)/(R+1)为横坐标，由图求出为横坐标，由图求出纵坐标纵坐标(N-Nmin)/(N+2)即可求出所需理论塔板数即可求出所需理论塔板数N。2）求出全回流下所需的最）求出全回流下所需的最少理论塔板数少理论塔板数Nmin。对于接。对于接近理想体系可用芬斯克方近理想体系可用芬斯克方程计算。程计算。N N和和N Nminmin都不含塔釜。都不含塔釜。)1(75. 075. 02minminRRRNNNl2022-5-28l65)(WC进出ttCQpcC&（2）再沸器的热量衡算）再沸器的热量衡算Q QB B=V=VI IVWVW+WI+WILWLWL LI ILmLm V
42、V=L=L-W -W 如如 h hL LhhW W 则则Q QB B=V=V （I IVW VW -I-ILWLW） l2022-5-28l66)(21BBBWIIQh&rQWBh加热介质耗量（加热介质耗量（kg/h）r 为加热蒸汽的汽化潜热，为加热蒸汽的汽化潜热， kJ/kg焓的单位为：焓的单位为： kJ/kmol，热负荷单位为：，热负荷单位为：kJ/h若用饱和蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排除则l2022-5-28l67(3) 全塔热量衡算全塔热量衡算进料液化率为进料液化率为q时，时，IF=FqIF+F（1-q)IVF由上式也表明了由上式也表明了QB与与QC的关系。的关系。设计原则：设计原
43、则：6.4 精馏设备精馏设备 塔板上汽液两相保持密切、充分的接触，为塔板上汽液两相保持密切、充分的接触，为传质提供足够大而且不断更新的相际接触表面，传质提供足够大而且不断更新的相际接触表面，减少传质阻力。减少传质阻力。 塔内尽量使汽液两相呈逆流流动，以提供最大塔内尽量使汽液两相呈逆流流动，以提供最大的传质推动力。的传质推动力。实际实际单板单板错流，整体逆流。错流，整体逆流。板式塔板式塔筛板塔筛板塔6.4.1 塔板塔板结构结构筛板筛板筛板降液管降液管管板距管板距h0溢流堰溢流堰 高高hw 长长lw汽相汽相流向流向液相液相流向流向为保证液为保证液体正常下体正常下落及板上落及板上滞流滞流 h0hw汽
44、相通道汽相通道其形状不同成为不其形状不同成为不同塔板的主要区别。同塔板的主要区别。筛板塔最简单。筛板塔最简单。6.4.2 6.4.2 塔板流体力学塔板流体力学（1）汽液接触状态）汽液接触状态孔速：气体经过筛孔时的速度。孔速：气体经过筛孔时的速度。孔速低孔速低鼓泡接触鼓泡接触状态状态孔速孔速泡沫接触泡沫接触状态状态孔速孔速 喷射接触喷射接触状态状态液体为连续相传液体为连续相传质阻力大质阻力大液体为连续相液体为连续相传质阻力传质阻力 更新面为液膜更新面为液膜气体为连续相气体为连续相传质阻力传质阻力更新面为液滴更新面为液滴相转变相转变实际工实际工作状态作状态（2）塔板压降）塔板压降单板压降：单板压降
45、：hfhdh1hd 为干板压降为干板压降h1 为液层压降为液层压降不同孔速下，干板压降与液层压降所占比例不同。不同孔速下，干板压降与液层压降所占比例不同。低孔速时，低孔速时，h1占主导；高孔速时，占主导；高孔速时，hd为主。为主。（3）漏液）漏液孔速较小时，板上液体不经溢流堰而直接从筛孔孔速较小时，板上液体不经溢流堰而直接从筛孔下落到下层板上，这种现象称为下落到下层板上，这种现象称为漏液漏液。液漏的产生将影响汽液传质。液漏的产生将影响汽液传质。（4）雾沫夹带）雾沫夹带板上液滴被上升汽流夹带至上层塔板的板上液滴被上升汽流夹带至上层塔板的现象现象。雾沫夹带也将影响汽液传质。一般要求：夹雾沫夹带也将
46、影响汽液传质。一般要求：夹带带0.1kg液体液体/kg干气体。干气体。造成板间返混，推动力降低。造成板间返混，推动力降低。（5）液泛）液泛 随汽、液流量的增加，降液管的液面也随汽、液流量的增加，降液管的液面也抬升抬升，当降液管液面升至上层塔板的溢流堰上缘时，液体当降液管液面升至上层塔板的溢流堰上缘时，液体下落产生障碍，严重时液体充满全塔，并随气体从下落产生障碍，严重时液体充满全塔，并随气体从塔顶溢出，这种现象称为塔顶溢出，这种现象称为液泛液泛。液泛判断：气体流量不变，而板压降持续增长。液泛判断：气体流量不变，而板压降持续增长。（6）板上液体返混）板上液体返混板上液体返混的存在，将影响传质推动力
47、的梯板上液体返混的存在，将影响传质推动力的梯度分布。度分布。（7）板上液面落差）板上液面落差板上液流进出口液面高度差。导致汽流分布不均。板上液流进出口液面高度差。导致汽流分布不均。单板效率单板效率(莫弗里效率莫弗里效率)(Murphree plate efficiency)1*1nnnnmVyyyyE理论板的汽相增浓值实际板的汽相增浓值*11nnnnmLxxxxE值理论板的液相浓度降低值实际板的液相浓度降低&液相组成液相组成表示表示：汽相组成汽相组成表示表示：全塔效率全塔效率 PTTNNE ET是各层板效率的平均值。是各层板效率的平均值。可用实验测定。可用实验测定。ETL曲线图曲线图（老式塔）
48、（老式塔）双组分体系全双组分体系全塔效率典型值塔效率典型值0.50.7Z有效段有效段（Np-1）HT （NT/E0-1）HTZ有效段有效段有效段高度，有效段高度，mNp 实际塔板数实际塔板数HT 板间距，板间距，mNT 理论塔板数理论塔板数E0 全塔效率全塔效率Z全塔全塔 Z有效段有效段Z塔顶塔顶Z塔釜塔釜HT参考经验值：参考经验值：200、250、300、350、400、500、600、700mm关键：空塔气速关键：空塔气速u (以塔截面计以塔截面计) 的确定。的确定。uVDsr785. 0原则原则 u漏液漏液uu液泛液泛 精馏段与提馏段汽速有可能不同，要分别计算，精馏段与提馏段汽速有可能不
49、同，要分别计算，所以上下塔径可能不同。所以上下塔径可能不同。汽液两相在各种流动条汽液两相在各种流动条件的上下限组合图。件的上下限组合图。过量液沫夹带线，它过量液沫夹带线，它是以液沫夹带量为是以液沫夹带量为0.1kg(液液)/kg(干气体干气体)为依据确定的。为依据确定的。漏液线，由不同液体漏液线，由不同液体流量的漏液点组成，流量的漏液点组成，由由u漏液确定。漏液确定。液泛线，此线的位液泛线，此线的位置根据液泛的条件置根据液泛的条件确定。确定。液量下限液量下限线，液量线，液量小于该下小于该下限，板上限，板上液体流动液体流动严重不均严重不均匀，导致匀，导致塔板效率塔板效率急剧下降。急剧下降。液量上
50、限线，液量上限线，液量超过此液量超过此上限，产生上限，产生气泡夹带，气泡夹带，严重时将导严重时将导致液泛。致液泛。塔板正常操作区塔板正常操作区操作弹性操作弹性：一定液汽一定液汽(L/V)比下，上、下操作极限的比下，上、下操作极限的气体流量之比。气体流量之比。操作弹性大，意味着塔的可操控性能好，生产能力大。操作弹性大，意味着塔的可操控性能好，生产能力大。 图中图中A、B、C三线三线L/V依次依次增加，生产能增加，生产能力由其上限控力由其上限控制。制。6.4.7 塔板塔板型式型式12 斜孔结构之一塔板布置 （I）斜孔塔板）斜孔塔板（II）网孔塔板）网孔塔板（III）垂直筛板）垂直筛板（IV）多降液
