1、(化工原理)精馏原理2（2）理论塔板（平衡级）的概念）理论塔板（平衡级）的概念理论塔板理论塔板：指这样一块塔板，当汽、液两相在其上进行接触传质时，离开该塔板的两相在传质、传热方面都达到了平衡。即汽、液两相的温度相同、组成互呈平衡汽、液两相的温度相同、组成互呈平衡，常又称为平衡级。)()(ininininxfyxfy理论塔板实际塔板理论塔板ininyy3总板效率总板效率pTNNE注意：注意：N 不包括塔釜（再沸器，冷凝器）板式塔釜液馏出液进料)()(ininininxfyxfy实际塔板理论塔板ininyy塔实际板数 Np分离能力相当于 N 块理论板每一块板效率不一定等于总板效率4 物料衡算；热量
2、衡算；相平衡关系；归一方程。(1)精馏过程物料衡算精馏过程物料衡算 全塔物料衡算WDFnnnqqq总物料衡算：易挥发组分物料衡算：WWDDFFxqxqzqnnn7.4.2 精馏过程的数学描述精馏过程的数学描述qnF,zFqnW,xWqnD,xD精馏塔数学模型数学模型5回收率定义回收率定义%100FFDDzqxqnnD%100)1()1(FFWWzqxqnnW馏出液中易挥发组分的回收率：釜液中难挥发组分的回收率：qnF,zFqnW,xWqnD,xD精馏塔6WDFnnnqqqWWDDFFxqxqzqnnn%100FFDDzqxqnnD%100)1()1(FFWWzqxqnnW个既可个变量，给48,
3、WDWnWDnDFnFxqxqzq生产任务已知FnF,zqWWDDWDWnWDnD,xxxxxqxqqnF,zFqnW,xWqnD,xD精馏塔7例题苯、甲苯混合液，)Frcmol,(27.0,kmol/h100FnFzq要求：苯纯度大于99，甲苯纯度大于98的范围？问nDqFnFzq,DnDxq,WnWxq,是范围值WDxx,WDFnnnqqqWWDDFFxqxqzqnnn%100FFDDzqxqnnD%100)1()1(FFWWzqxqnnW什么时候最小，什么时候最大什么时候最小，什么时候最大8最小hkmolqxzqqnWWFnFWnW/490.7498.073.01001)1()1(hkm
4、olqnD/51.25FnFzq,DnDxq,WnWxq,51.25273.27nDq物料平衡是精馏过程的首要制约因素相平衡关系、热平衡亦是重要制约因素最大hkmolqxzqqnDDFnFDnD/273.2799.027.010019 塔板物料衡算塔板物料衡算 板式塔釜液馏出液进料10a）无进料和采出塔板物料衡算nnnnnnnnnnnnnnxqyqxqyqqqqqnnnnnnLV1L1VLVLV1111 塔板物料衡算塔板物料衡算11b）进料板物料衡算nnnnnnnnnnnnnnyqxqxqyqzqqqqqqnnnnnnnnnnnVL1L1VFFVLLVF111112(2)精馏过程热量衡算精馏过
5、程热量衡算 无进料和采出塔板的热量衡算nnnnnnnnHqHqHqHqnnnnmLLmVVmLLmVV11111nnVLnnqq，解得联立以上两式，消去 nnnnnnnnqqqqVLLV11)/()()(mLmVmLmLLmLmVVV111n1nnnnnn-nnHHHHqHHqqnnn 恒摩尔流假定恒摩尔流假定 对多数同系物和许多相近的理想溶液体系，若 a）热损失很小，可以忽略不计；b）混合热为零；c）各板上混合物的摩尔汽化热近似相等；rrrrnnn11d)各板液体焓变可忽略不计；mLmLmL1HHHnn13则将以上关系代入qnVn+1计算式中，rrHHHHrrHHHHnnnnnnnnnn11
6、1mLmVmLmV1mLmVmLmL0又011LVLVnnnnnnnnqqqq因为：VVV1nnnqqqnn所以LLL1nnnqqqnn)/()()(mLmVmLmLLmLmVVV111n1nnnnnn-nnHHHHqHHqqnnn釜液馏出液进料摩尔流率，摩尔流率，kmol/h 或或 kmol/srrrrnnn11mLmLmL1HHHnn14 板式塔釜液馏出液进料VnqLnq对于没有进料和采出的一段塔板气相摩尔流量恒定液相摩尔流量恒定精馏段VnqLnq提馏段15 进料板的热量衡算根据恒摩尔流假定的物料衡算和热量衡算：LVLVFnnnnnqqqqq项联立以上两式消去)(VVnnqqmLLmVVm
7、LLmVVmFFHqHqHqHqHqnnnnnmFFmLLLmVVV)()(HqHqqHqqnnnnnFLLVVnnnnnqqqqqmFFmLLLmVFLL)()(HqHqqHqqqnnnnnn)()(mFmVFmLmVLLHHqHHqqnnnVnqLnqVnqLnq16)()(mFmVFmLmVLLHHqHHqqnnnrHHqqqHHHHnnnmFmVFLLmLmVmFmV进料的摩尔汽化热气所需热量每摩尔进料变为饱和蒸rHHqmmFVq 进料的热状态参数FLLnnnqqqqFVV)1(nnnqqqqLVLVFnnnnnqqqqqFLLnnnqqqqFVV)1(nnnqqqq17进料的摩尔汽化
8、热气所需热量每摩尔进料变为饱和蒸rHHqmmFVq 进料的热状态参数FLLnnnqqqqFVV)1(nnnqqqqVnqLnq精馏段VnqLnq提馏段WDFnnnqqqWWDDFFxqxqzqnnn%100FFDDzqxqnnD%100)1()1(FFWWzqxqnnW18VVFLLFVLF1nnnnnmmmmqqqqqqrHHHH五种进料热状态五种进料热状态b）过冷液体a）饱和液体nVnnnnqqqqqqrHHHH1VFLLmFmVmLmFrHHqmmFV19d）气、液混合物VVLLmFmVmLmFmV10nnnnqqqqqrHHHHHc）饱和蒸气FVVLLmVmF0nnnnnqqqqqqH
9、HrHHqmmFV20e）过热蒸气FVVLLmFmVmVmF00nnnnnqqqqqqHHHH说明：说明：进料热状态参数 q 值的大小 气、液两相流量分布 水力学性能、分离能力 设计与操作。q 值在数值上等于进料中液相所占的分率（广义）。qHHHHHHHHHHmLmVmFmVmLmVmVmVmLmF)()1(rHHqmmFV21进料热状态对塔内气、液流量的影响22例题苯、甲苯混合物，进料苯摩尔分数0.44，进料温度20。nFqnVqnVqnLqnLqhkmolqnF/100hkmolqnL/300hkmolqnV/380nLnVqq，求kmolkJrkmolkJrBA/33322/30763k
10、molkJzrzrrBBAA/32196取CkmolkJcpm/5.154取泡点9423为基准，泡点取9420 C0)2094(mFpmmVHcrH355.174)(rcrrHHqpmmFmV当q1，过冷进料hkmolqqqqnLnFnL/5.435300100355.15.344100355.0380)1()1(nFnVnVnVnFnVqqqqqqqq24 全塔热量衡算全塔热量衡算不计热损失，则有：mWWDmDCRFFHqHqHqnnmna）再沸器热流量再沸器热流量VWLnnnqqqmVVmWWmLLRHqHqHqnnn，解得：消去Lnq0)()(VRVmLmVVmLmWWRrqrqHHqH
11、Hqnnnn25b）冷凝器的热流量冷凝器的热流量rqnVC同理c）再沸器）再沸器 与冷凝器热流量的关系与冷凝器热流量的关系rqRrqnnDVC)1(DLnnqqR DDLV)1(nnnnqRqqq 回流比代入全塔热量衡算中：mWWDmDCRmFFHqHqHqnnn整理得：FFWWmDDDR)1(mnmnnnHqHqHqrqR26说明：说明：R 增加 ,R增加,操作费增加。若物流qnD、qnW带出热流量与qnF带入热量相差不大时，则有：CVDR)1(rqrqRnn 一般情况下，再沸器加入塔内的热量近似等于冷凝器从塔顶 移出的热量。FFWWmDDDR)1(mnmnnnHqHqHqrqR277.4.
12、3 精馏过程的计算方法精馏过程的计算方法(1)塔内的气、液流量分布 的确定、及、VLVLnnnnqqqq如果塔内气、液两相流量按恒摩尔流假设确定，塔顶设全凝器时：DV)1(nnqRqDLnnRqq精馏段：提馏段：FLLnnnqqqqFVV)1(nnnqqqq（2）物料衡算方程与相平衡方程的求解物料衡算方程：001VDLDyqxqqnnnn）（冷凝器012V1V1LDLyqyqxqxqnnnnn）（2801V1V1L2LNnNnNnNnyqyqxqxqNn）（0VW1L）（再沸器NnNnNnyqxqxqNnnnnxKy 相平衡关系：归一方程：cijicijiyx110101求解方法：求解方法：顺
13、序求解法 逐级计算法29FnFzq,DnDxq,WnWxq,操作型问题设计型问题已知：设计任务进料状况待确定：操作压力回流比理论板数进料位置再沸器、冷凝器负荷已知：进料状况操作压力回流比实际板数进料位置再沸器、冷凝器负荷采出量待确定：塔板效率、分离效果30设计型问题、操作型问题在数学描述上没有本质区别通过各板及全塔物料衡算、热量衡算、相平衡关系及组成的归一方程，逐一计算各板气相、液相流量、温度、组成 通常塔内的气、液相流动是非恒摩尔流 理想体系和双组分并不多见 手算方法很难进行精确计算，估算导致的能耗、物耗、设备损耗是老设备的主要问题。利用计算机由数值方法求解是主流31顺序求解法顺序求解法、逐板计算法逐板计算法、三角阵法等等对于设计型问题，也采用操作型计算解决选定：塔顶采出量操作压力回流比理论板数进料位置计算出：塔顶、塔底产品组成及回收率与设计任务比较不满足要求，则改变设定条件选出多个方案进行经济性分析32作业 9、10、11、13
