1、2023-1-27第一章第一章 蒸馏蒸馏1-4-1 理论板的概念及恒摩尔流假定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物料衡算和操作线方程1-4-3 进料热状况的影响进料热状况的影响1-4-4 理论板层数的求法理论板层数的求法1-4-5 回流比的影响及选择回流比的影响及选择1-4-6 简捷法求理论板层数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几种特殊情况时理论板层数的求法1 1-4 4-8 8 塔高和塔径的计算塔高和塔径的计算1 1-4 4-9 9 连续精馏装置的热量衡算连续精馏装置的热量衡算第四节第四节 两组分连续精馏的计算两组分连续精馏的计算 2023
2、-1-27本章的核心内容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、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
3、,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冷凝器condenser板式塔塔板操作演示2023-1-272023-1-271-4-1 1-4-1 理论板的概念及恒摩尔流假定理论板的概念及恒摩尔流假定一、理论塔板一、理论塔板【定义定义】若若离开离开该板的气相与该板的气相与离开离开该板的液相之间达相平衡，该板的液相之间达相平衡，气相组成气相组成y yn n和液相组成和液相组成x xn n满足相
4、满足相平衡方程，汽液两相的温度相平衡方程，汽液两相的温度相等，等，则该塔板称为理论塔板，则该塔板称为理论塔板，简称理论板（平衡级）。简称理论板（平衡级）。第四节第四节 两组分连续精馏计算两组分连续精馏计算nnxfy理论板示意图 2023-1-27 理论板是一个理想化的塔板，即不论进入塔板的理论板是一个理想化的塔板，即不论进入塔板的汽液组成如何，在塔板上充分混合和接触的最终结果汽液组成如何，在塔板上充分混合和接触的最终结果表现为离开该板的汽液两相在传热、传质两方面都达表现为离开该板的汽液两相在传热、传质两方面都达到平衡状态，两相的到平衡状态，两相的温度相等，组成互成平衡温度相等，组成互成平衡。理
5、论。理论板在实际上是不存在的，这是由于要想使板上的汽液板在实际上是不存在的，这是由于要想使板上的汽液两相达到平衡，汽液两相的接触时间必须为无限长，两相达到平衡，汽液两相的接触时间必须为无限长，这显然是不可能的。但理论板的概念之所以重要，是这显然是不可能的。但理论板的概念之所以重要，是由于由于它可以作为衡量实际塔板分离效果的一个重要依它可以作为衡量实际塔板分离效果的一个重要依据和标准据和标准。在设计计算时，先求出理论板数以后，然。在设计计算时，先求出理论板数以后，然后用塔板效率予以校正就可以得出实际塔板数。后用塔板效率予以校正就可以得出实际塔板数。2023-1-27 理论板的提出，便于衡量实际板
6、分离的效果。通常在设理论板的提出，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，经修正得实际板数计过程中先求出理论板数，经修正得实际板数 理论板理论板的建立使精馏计算能够利用相平衡关系，描述离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，这样间的组成关系，这样理论板数理论板数的问题就解决了；如能发现理的问题就解决了；如能发现理论板与实际板的某种关系，论板与实际板的某种关系，实际塔板实际塔板数数也就确定了。也就确定了。同板同板服从服从平衡关系平衡关系 塔板之间塔板之间服从
7、服从操作关系操作关系（物料衡算）（物料衡算）2023-1-27二、恒摩尔流假定二、恒摩尔流假定1.恒摩尔气流恒摩尔气流精馏段：精馏段：V1=V2=Vn=V提馏段：提馏段：V1=V2=Vn=V除饱和液体进料除饱和液体进料q=1以外以外,其余其余VV.2.恒摩尔液流恒摩尔液流精馏段：精馏段：L1=L2=Ln=L提馏段：提馏段：L1=L2=Ln=L除饱和气体进料除饱和气体进料q=0以外以外,其余其余LL各流股单位各流股单位:摩尔流量摩尔流量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2023-1-27各组分的摩尔气化潜热相等，各组分的摩尔气化潜热相等，
8、rA=rB气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略，塔设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，备保温良好，热损失可以忽略不计，QL=0 要保证假定成立要保证假定成立,在气液传质时必须保证在气液传质时必须保证1kmol液体气化的同时有液体气化的同时有1kmol气体被冷凝。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，要满足为此，要满足 某些体系近似符合假定条件，可视为恒摩尔某些体系近似符合假定条件，可视为恒摩尔流。流。恒摩尔流（即恒液气比）时操作线为直线恒摩尔流（即恒液气比）时操作线为直线，精馏计算大为简化。精馏计算大为简化。2023-1-27一
9、、物料衡算一、物料衡算 精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品和塔底产品)的流量、组成之间的关系可通过全塔物料衡算来确定。总物料衡算：易挥发组分组分物料衡算：1-4-2 物料衡算和操作线方程物料衡算和操作线方程WDFD,xDW,xWF,xFWDFxWxDxF2023-1-27WDWFxxxxFD 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：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。%100FDDFxD
10、x塔底难挥发组分回收率：塔底难挥发组分回收率：%100)1()1(FWWxFxWFDFW1WDFDxxxxFW2023-1-27（）当产品质量规定后，采出率 和随之确定，不能自由选择。（）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。WDxx,WDWFxxxxFDWDFDxxxxFWDxWxFDxFxDDFxxFDFDxDFxFxDx讨论：讨论：2023-1-27例每小时将例每小时将15000kg含苯含苯40%（wt)的苯甲苯溶液，在
11、连续精馏塔的苯甲苯溶液，在连续精馏塔中分离，要求釜残液含苯中分离，要求釜残液含苯2%，塔顶馏出液中苯的回收率为，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%，求求W、D及及xW、xD（以摩尔流量及摩尔分率表示）（以摩尔流量及摩尔分率表示）原料液平均分子量原料液平均分子量 MF=0.4478+0.5692=85.844.092/6078/4078/40Fx0235.092/9878/278/2Wx解：解：釜残液组成釜残液组成D+W=FDxD+WxW=FxF原料液流量原料液流量 F=15000/85.8=175(kmol/h)DxD/FxF=0.971得：得：D=80 kmol/h，W=95 kmol/h，
12、xD=0.935进料组成进料组成2023-1-27二、二、操作线方程操作线方程 总物料衡算：DLV易挥发组分物料衡算：DnnDxLxVy11、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DnxVDxVL1ny2023-1-27DLR 回流比 精馏段操作线方程DnnxRxRRy1111DnnxDLDxDLLy1 精馏段操作线方程的物理意义:在一定的操作条件下，精馏段内自任意第n层塔板下降的液相组成xn与其相邻的下一层塔板上升的蒸气组成yn+1之间的
13、关系。该方程在x-y直角坐标图上为直线，斜率为R/(R+1)，截距为xD/(R+1)2023-1-272、提馏段操作线方程 总物料衡算：WVL易挥发组分物料衡算：wmmWxyVxL1wmmxWLWxWLLy1提馏段操作线方程：提馏段操作线方程的物理意义: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。2023-1-27【例例】在连续精馏塔中分离某理想二元混合物。已知原料液流在连续精馏塔中分离某理想二元混合物。已知原料液流量为量为100kmol/
14、h，组成为，组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），（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，回流比为为2.6。若要求易挥发组分回收率为。若要求易挥发组分回收率为96%，试计算：，试计算：(1)釜残液的摩尔流量；釜残液的摩尔流量；(2)提馏段操作线方程。提馏段操作线方程。解：解：(1)釜残液的摩尔流量釜残液的摩尔流量由总物料恒算：由总物料恒算：F=D+W%96%100FDFxDx%96%1005.010098.0DD=48.98 kmol/h W=F-D=100-48.98=51.02 kmol/h
15、(2)提馏段操作线方程提馏段操作线方程由易挥发组分算：由易挥发组分算：FxF=DxD+WxWWmmxWLWxWLLy12023-1-27由回流比的定义：由回流比的定义：L=RD=2.648.98=127.35 kmol/h L=127.35 kmol/h 因此提馏段操作线方程：因此提馏段操作线方程：WxW=FxF-DxD=1000.5-48.980.98=1.9996 kmol/h xW=0.0392WmmxWLWxWLLy10262.0668.10392.002.5135.12702.5102.5135.12735.1271mmmxxy2023-1-27【例例】某连续精馏操作分离二元混合溶液
16、，已知操作线方程：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：精馏段：y=0.80 x+0.16;提馏段：提馏段：y=1.40 x-0.02已知已知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求塔顶易挥发组分及塔底难挥发组分的收率及回流比.解：解：y=0.80 x+0.16y=xxD=0.80y=1.40 x-0.02y=xxW=0.05全塔物料恒算：全塔物料恒算：F=W+DFxF=WxW+DxD易挥发组分物料衡算：易挥发组分物料衡算：xF=0.35D/F=0.4W/F=0.6求求 及及FDFxDx)1()1(FWxFxW2023-1-27%69.8765.095
17、.06.011FWxFxW%43.9135.080.04.0FDFxDx根据精馏段操作线方程：根据精馏段操作线方程：DxRxRRy1118.01RRR=42023-1-271-4-3 进料热状况的影响进料热状况的影响 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2023-1-27二、进料热
18、状况参数VLVLF总物料衡算：mmmmFVyxLyVLxFx11轻组分物料衡算：VLVLFVIILIVLIFI热量衡算：VLVLFVLVLFVIILIVLIFILVFVIIIIFLL 进料热状况参数定义 进料液的摩尔汽化热的热进料变成饱和蒸汽所需kmol1LVFVIIIIq进料热状况参数q的大小与进料焓值IF 直接相关。可得：qFLLFVV1q 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)。rttcrqFsp)(LLIIVVII2023-1-27WqFLWLVqFLLVWxxVLyWnn1WqFLWxxWqFLqFLyWnn12023-1-27五种
19、不同进料热状况对汽液流量的影响五种不同进料热状况对汽液流量的影响2023-1-27(a)冷液进料 FLII1VFVLIIqIILFLL LVV(b)饱和液体进料(泡点进料)FLII1VFVLIIqIILFLVV(c)气液混合物进料 LFVIII01VFVLIIqIIqFLLFqVV)1(d)饱和蒸气进料(露点进料)FVII0VFVLIIqIILLFVV(e)过热蒸气进料 FVII0qVLL VFVV 对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气三种对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气三种进料而言，进料而言，q q值就等于进料中的液相分率值就等于进料中的液相分率。rttcrqFsp)(2023-1-27V（
20、L+F）饱和液体进料饱和液体进料,q=1汽液混合物进料汽液混合物进料,0 q 1饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料,q=0过饱和蒸汽进料过饱和蒸汽进料,q 1V=V,L=L+FV V,L V+F,L 1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气液流动的影响列于表1中。2023-1-27设进料时q=1.1,0.5和q=-0.3,问进料中液体量/进料量=?注意：此节q（q值参数）与液化率q=LF/F的联系与区别：思考题：思考题：在精馏中q取值在（-，+）间，而在平衡或简单蒸馏中0 q 101qqexF(2)饱和液体进料饱和液体进料ef2q=11qq(3)气液混合物进料气
21、液混合物进料ef30q101qq(4)饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料ef4q=001qq(5)过热蒸汽进料过热蒸汽进料ef5q001qqf2f1f3f4f5xya cb1RxD11qxxqqyF2023-1-27操作线做法小结操作线做法小结 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
22、点c,联cd,cd为提馏段操作线。2023-1-274、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DxR11b2023-1-27df12345678910111213 axDxWcxFe(1)作平衡线和对角线作平衡线和对角线(2)作精馏段操作线：作精馏段操作线：定定a(xD,xD)由精
23、馏段截距定由精馏段截距定bb1RxD(3)定定e(xF,xF)连连ab1514由由q定定q线线ef(4)定定c(xW,xW)连连cd(5)绘阶梯绘阶梯图解法求理论板层数步骤：图解法求理论板层数步骤：共共15层理论板层理论板(包括再沸器），第包括再沸器），第8层是进料板层是进料板yx x2023-1-27 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。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
24、互呈平衡,相当于1层理论板，故此时精馏段层数应少1。exFcxW axDfdb1RxDxy12345678y1x1y2x 1(xn)x22023-1-27三、适宜的进料位置2023-1-27适宜的进料位置适宜的进料位置:梯级跨过两梯级跨过两操作线的交点后更换操作线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跨过交点的这层板即为适宜的加料位置加料位置.12345678910 xy12345678910 xy123456789yx2023-1-27【例例】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，进料组成为，进
25、料组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），（易挥发组分的摩尔分率，下同），露点进料；釜残液组成为露点进料；釜残液组成为0.05；塔顶采用全凝器；操作条件下物；塔顶采用全凝器；操作条件下物系的平均相对挥发度为系的平均相对挥发度为2.303；精馏段操作线方程为；精馏段操作线方程为y=0.72x+0.275。试计算：。试计算：（1）塔顶轻组分的收率；）塔顶轻组分的收率；（2）所需的理论板层数。）所需的理论板层数。解：解：（1）塔顶轻组分的收率）塔顶轻组分的收率 塔顶轻组分的收率塔顶轻组分的收率=%100FDFxDx由精馏段方程由精馏段方程y=0.72x+0.275可得：可得：72.01RRR=2
26、.571275.01RxDxD=0.9822023-1-27物料恒算：物料恒算：总物料：总物料：F=D+W易挥发组分：易挥发组分：FxF=DxD+WxW1000.5=0.982D+0.05W100=D+WD=48.28 kmol/h%100FDFxDx塔顶轻组分的收率塔顶轻组分的收率=%82.945.0100982.028.48（2）所需的理论板层数）所需的理论板层数 汽液平衡方程为：汽液平衡方程为：xxy1-1=2.303xxy303.11303.22023-1-27df12345678910111213 axDxWcxFe(1)画平衡线画平衡线(2)画精馏段操作线。画精馏段操作线。对角线上
27、定对角线上定a(xD,xD)由精馏段截距定由精馏段截距定b，b1RxD(3)定定e(xF,xF)连连ab，即为精馏段操作线，即为精馏段操作线1514由由q定定q线斜率做线斜率做ef交交ab与与d点点(4)定定c(xW,xW)连连cd，即为提馏段操作线即为提馏段操作线(5)画阶梯画阶梯画图确定理论板层数画图确定理论板层数共共15层理论板层理论板(包括再沸器），第包括再沸器），第8层是进料板层是进料板yx xxD=0.982xF=0.5xW=0.05275.01RxD2023-1-27例例.用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯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（摩尔分率
28、，下同）的苯-甲苯甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于，塔底产品中含苯不高于0.0235，操，操作回流比为作回流比为3.5，试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。，试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。（1 1）原料液为）原料液为20的冷液体；的冷液体；（2 2）原料液为液化率为）原料液为液化率为1/3的气液混合物。的气液混合物。已知：操作条件下苯的气化潜热已知：操作条件下苯的气化潜热389kJ/kg,甲苯的气化潜热甲苯的气化潜热360kJ/kg，气液平衡，气液平衡数据见附表。数据见附表。温度，
29、温度，50.1859095100105110.6p0A,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0p0B,kPa40.046.054.063.374.386.0101.33解：解：先利用所给的平衡数据画出气液平衡关系曲线先利用所给的平衡数据画出气液平衡关系曲线PxpypppPxAAABAAA0000,2023-1-27xy（1 1）原料液为）原料液为20的冷液体的冷液体在对角线上定出在对角线上定出a(xD,xD),e(xF,xF),c(xW,xW)三点；三点；a(xD,xD)e(xF,xF)c(xW,xW)画精馏段操作线画精馏段操作线ab，截距，截距xD/(
30、R+1)=0.975/(3.5+1)=0.217b 画画q线线efLVFVIIIIqt2为泡点温度为泡点温度设设t2=93 由附表查出相应的由附表查出相应的p0A，p0B由泡点方程计算由泡点方程计算xA与与xF=0.44相比较检查结果的正确性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/kmolCpB=1.84*92=169.28kJ/kmolIV-IF=rm+Cpm(t2-t1)IV-IL=rmmFspmmrttcrq)(2023-1
31、-27rm=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=rm=31900q=434343/31900=1.362q线斜率为线斜率为q/(q-1)=3.76xy a(xD,xD)e(xF,xF)c(xW,xW)b 连接连接cd即为提馏段操作线即为提馏段操作线在两操作线及平衡线间画梯级在两操作线及平衡线间画梯级f1 12 23 34 4（2）q=1/3以同样做法求理论板层数以同样做法求理论板层数过过e e
32、做斜率为做斜率为3.763.76的直线的直线ef 即即q线交线交abab与与d d点点结论：需要结论：需要4层理论板（包括再沸器），第二层板进料层理论板（包括再沸器），第二层板进料或：需要或：需要3层理论板（不包括再沸器），第二层板进料层理论板（不包括再沸器），第二层板进料d2023-1-271psFCttqr 2023-1-271-4-5 回流比的影响及选择回流比的影响及选择一、一、回流比对精馏操作的影响回流比对精馏操作的影响 RxD/R+1 abyxxDxWcxFefdxD/R+1 ab 下移NTR=L/D=ab与ac重合NT=NminRD、W不变L、V2023-1-27abyxxDxWc
33、xFefdxD/R+1 RxD/R+1ab上移Nd点夹紧点R=RminN=RminRRab、q线与平衡线交于d2023-1-27二、二、全回流和最少理论板层数全回流和最少理论板层数 xWxD 全回流时，既不进料也全回流时，既不进料也不出料，在装置开工、调试不出料，在装置开工、调试和实验室研究中应用。和实验室研究中应用。2023-1-27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：nBAnnBAxxyy若塔顶采用全凝器，(yA)1=(xA)D，(yB)1=(xB)D 第一层板的气液平衡关系为：111BABAxxyy
34、DBAxx第一层板和第二层板之间的操作关系为：yA2=xA1,yB2=xB1 12BABAxxyy即2023-1-27同理，第二板的气液平衡关系为：222BABAxxyy221BADBAxxxxWBANDBAxxxx121.1121.NNm若令WBANmDBAxxxx1mWABDBAxxxxNloglog1minmwwDDxxxxNlog11log1min 芬斯克方程 2023-1-27三、三、最小回流比最小回流比 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2023-1-272、最小回流
35、比的求法a)作图法(1)对于正常的平衡曲线qDqDxxyxRR1minminqqqDxyyxRminxq,yqq线与平衡线的交点坐标 qyqxq2023-1-27(2)对于不正常的平衡曲线图图a挟紧点首先出现在精馏段操挟紧点首先出现在精馏段操作线与平衡线相切的位置。作线与平衡线相切的位置。由点a(xD,xD)向平衡线作切线图图b挟挟紧紧点首先出现在提馏段操作线点首先出现在提馏段操作线与平衡线相切的位置。与平衡线相切的位置。由点c(xw,xw)向平衡线作切线ccqDqDxxyxRR1minmin精馏段操作线的斜率：d(xq,yq)2023-1-27b)解析法对于相对挥发度为常量（或取平均值）的理
36、想溶液 qqqxxy)1(1qqqDxyyxRminqqqqqDxxxxxx)1(1)1(1qDqDxxxxR1)1(11min饱和液体进料时 FDFDxxxxR1)1(11min饱和蒸气进料时 11111minFDFDyxyxRFqxx Fqyy 气液混合进料：（气液混合进料：（0q1）0min1minmin)(1()(qqRqRqR2023-1-27四、适宜回流比的选择R 操作线远离平衡线TN设备费,VVL冷凝器、再沸器热负荷操作费适宜回流比：min(1.1 2.0)RRqFLLFqVVRDLDRV)1()1(2023-1-27xDxWxF回流比与理论板层数的关系 R 越大 NT 越少 R
37、1 R2 R32023-1-271-4-6 简捷法求理论板层数简捷法求理论板层数一、吉利兰(Gilliland)图0.5458270.5914220.002743YXX1minRRRX2minNNNY二、求理论板层数的步骤根据物系性质及分离要求，求出根据物系性质及分离要求，求出Rmin，选择合适的，选择合适的R；求出全回流下所需理论板数求出全回流下所需理论板数Nmin（芬斯克方程）；使用吉利兰图使用吉利兰图，求出所需理论板数，求出所需理论板数；确定加料位置确定加料位置，若将公式中的若将公式中的xw换成换成xF，芬斯克方，芬斯克方程可用于计算精馏段的程可用于计算精馏段的最少板数最少板数及及加料板
38、位置加料板位置。即为精馏段所需理论板数，从而可以确定加料位置。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2023-1-27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，而塔内理论板数显得比需要的多了，因而产品纯
39、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，经常把故在生产操作中，经常把调节回流比当作保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。2023-1-27例：在一连续精馏塔中分离某二元混合液，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
40、-1-271-4-7 几种特殊情况时理论板层数的求法几种特殊情况时理论板层数的求法一、直接蒸汽加热操作线：操作线：精馏段：与普通精馏塔相同提馏段：物料衡算2023-1-272023-1-27二、多侧线的精馏塔应用场合：应用场合：多股进料或多股出料2023-1-27 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,xF2y1
41、23q1q2xWx01.01.0 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。2023-1-27 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,xD2023-1-27例：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
42、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，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：分析：求理论板层数图解法操作线两股进料三段？解：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。DnnxRxRRy1111267.0128.01RxD2023-1-27 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：DLFV 1易挥发组分：DsFsDxxLxFyV 111VxFDxxVLyFDss 111两股进料之间塔段的操作线方程DR
43、xFDxxDRFLyFDss)1()1(1111因进料为饱和液体 1,)1(FLLDRVV D如何求？全塔物料衡算总物料：WDFF21易挥发组分：wDFFWxDxxFxF2211设 hkmolF/10012023-1-27hkmolF/2005.0/1002WD20010002.08.02.02006.0100WDDRxFDxFD)1(1112036.01008.01201.0hkmolD/120 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 21FFLLWLVWFFL21wmmxWqFLWxWqFLqFLy1wmxVWxVL各段操作线交点的轨
44、迹方程分别为：111111qxxqqyF112222qxxqqyF2023-1-27 理论板层数为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2023-1-27三、塔顶进料蒸馏塔三、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 2023-1-27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
45、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，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 2023-1-27四、塔顶设分凝器的精馏四、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。
46、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。2023-1-27带带分分冷冷凝凝器器的的精精馏馏2023-1-27五、冷液回流五、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
47、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,其余计算过程与泡点回流相同。v即精馏段操作线rttcrqFsp)(*DnnxRxRRy111*12023-1-27六、加设中间再沸器或中间冷凝器六、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
48、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.2023-1-271-4-8 塔高和塔径的计算*11nnnnmLxxxxE1、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
49、。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%100PTTNNE1*1nnnnmVyyyyE2023-1-27 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的概念，而单板效率基于理论板增浓的程度。影响塔板效率的因素很多，概括起来有物系性质、塔板结构及操作条件三个方面。目前，被认为能比较真实反映实际情况的，是美国化工学会提出的A.I.Ch.E法，该方法不仅考虑了较多的影响因素，而且能反映塔径放大对效率的影响，对于过程开发很有意义，但是，这套计算方法程序颇为繁复，此处不作具体介绍；另一
50、类是简化的经验计算法，该类方法归纳了试验数据及工业数据，得出总板效率与少数主要影响因素的关系，例如较多使用的奥康奈尔方法。全塔效率全塔效率T（又称总板效率）（又称总板效率）TPhNH)1(l塔高2023-1-27nxn-1yn+1ynxn ET与与Em数值上不一定相等；数值上不一定相等；ET大，则表明大，则表明Em一定大。一定大。但反过来，但反过来，Em大，但大，但ET不一定不一定大，这是因为，板和板之间传质会大，这是因为，板和板之间传质会相互影响，可能存在着各种不利的相互影响，可能存在着各种不利的操作现象，如漏液、雾沫夹带、液操作现象，如漏液、雾沫夹带、液泛等。泛等。思考：思考：单板效率单板
