兩組分連續(xù)精餾

1、第 5 節(jié) 兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算1掌握的內(nèi)容：(1) 精餾塔物料衡算的應(yīng)用。(2) 操作線方程和 q 線方程及其在 x-y 圖上的作法和應(yīng)用。(3) 理論板和實(shí)際板數(shù)的確定(逐板計(jì)算法和圖解法) 、塔高和塔徑的計(jì)算。(4) 進(jìn)料熱狀況參數(shù) q 的計(jì)算及其對(duì)精餾操作的影響。(5) 全回流時(shí)最小理論板數(shù)，最小回流比的計(jì)算，回流比與塔板數(shù)的關(guān)系和適宜回流 比的確定。2理解的內(nèi)容：(1) 精餾裝置的熱量衡算。(2) 直接蒸氣加熱精餾塔的計(jì)算。(3) 捷算法求理論板數(shù)，理論板與恒摩爾流假定。(4) 等板高度的概念，精餾塔填料層高度的確定。(5) 精餾塔的操作型計(jì)算。本章重點(diǎn)：物料衡算式的應(yīng)用，操作線方程

2、和q線方程的應(yīng)用及其在 x-y圖上的作法，理論板數(shù)和最小回流比的計(jì)算，加料位置的確定，回流比與塔板數(shù)之間的關(guān)系。 本節(jié)難點(diǎn)：進(jìn)料熱狀況參數(shù)的計(jì)算，最小回流比的計(jì)算，進(jìn)料熱狀況對(duì)q 線和操作線的影響。本節(jié)以板式精餾塔為例，主要討論雙組分連續(xù)精餾塔的有關(guān)工藝計(jì)算。1.5.1 理論板的概念及恒摩爾流假定一、理論板的概念理論板：指離開(kāi)該板的氣液兩相達(dá)到平衡狀態(tài)，且兩相溫度相等的塔板。實(shí)際上，理論板是不存在的，它僅用作衡量實(shí)際塔板分離效率的一個(gè)標(biāo)準(zhǔn)。理論板的概念對(duì)精餾過(guò)程的分析和計(jì)算是十分有用的。二、恒摩爾流假定1恒摩爾氣流：是指在精餾塔內(nèi)，為簡(jiǎn)化精餾計(jì)算，通常引入塔內(nèi)恒摩爾流動(dòng)的假定。各層塔板上升 蒸

3、氣摩爾流量相等，即：精餾段：Vl =V2 =V3二=V二常數(shù)提餾段：Vl =V2 =V3二V二常數(shù)但兩段上升的蒸氣摩爾流量不一定相等。2.恒摩爾液流是指在精餾塔內(nèi)，在沒(méi)有中間加料（或出料）條件下各層塔板下降液體摩爾流量相等,二常數(shù)即:精餾段:提餾段:-L二常數(shù)但兩段下降的液體摩爾流量不一定相等。恒摩爾流動(dòng)的假定必須符合以下的條件才能成立。 混合物中各組分的摩爾氣化熱相等?？?2 各板上液體顯熱的差異可忽略。Q顯=0 塔設(shè)備保溫良好，熱損失可忽略。Q損=0以下是以恒摩爾流為前提介紹的精餾計(jì)算物料衡算和操作線方程、全塔物料衡算圖1-9精嘲塔的物料衡算對(duì)圖1-9的連續(xù)精餾裝置做物料衡算，并以單位時(shí)間

4、為基準(zhǔn)，則:總物料衡算：F=D+W(1-25)易揮發(fā)組分：F Xf =D XD W XW(1-25a)式中：F、D、W分別表示原料、 塔頂產(chǎn)品（餾出液）、塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┝髁?，kmol/h ；XF、Xd、Xw分別表示原料液、塔頂產(chǎn)品、塔底產(chǎn)品中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)。D/F應(yīng)該指出，在精餾計(jì)算中，分離要求可以用不同形式表示，如:W/ F釜?dú)堃旱牟沙雎剩篨d -XfXd - Xw(1-26a)d -D 100%塔頂易揮發(fā)組分的回收率：FXf(1-26a)Xw)100%塔釜難揮發(fā)組分的回收率：FC Xf)(1-26d)餾出液的采出率:XF _ XWXD - XW(1-26)應(yīng)該提出：通常原料液的流

5、量與組成是給定的，在規(guī)定分離要求時(shí)，應(yīng)滿足全塔總衡 算的約束條件，即Dxd亠Fxf或D F - XF XD。注：F、D、W表示為Kg/h, x F、xD、xW表示質(zhì)量分率時(shí)上式均成立。例1-2在連續(xù)精餾塔中分離苯和甲苯混合液。已知原料液流量為12000kg/h，苯的組成為40% （質(zhì)量，下同）。要求餾出液組成為 97%，釜?dú)堃航M成為 2%。試求餾出液和釜?dú)?液的流量kmol/h ;餾出液中易揮發(fā)組分的回收率和釜?dú)堃褐须y揮發(fā)組分的回收率。解：苯的摩爾質(zhì)量為 78kg/mol，甲苯的摩爾質(zhì)量為 92kg/h。原料液組成：40/78° “xF0.4440/7860/92餾出液組成：97/7

6、8cckxD0.97597/78 3/92釜?dú)堃航M成：2/78xw0.02352/78 98/92原料液的平均摩爾質(zhì)量Mf =0.44 78 0.56 92 = 85.8kg/kmol原料液摩爾流量：F =12000/85.8 =140kmol/h全塔物料衡算，可得：Dxd WXw = Fxf =140 0.44D =61.3kmol/h W =78.7kmol/h餾出液中易揮發(fā)組分回收率為:DxdFXf61.3 0.975140 0.44= 0.97 = 97%釜?dú)堃弘y揮發(fā)組分回收率為:=0.98 二 98%W(1Xw) _ 78.7 (1 -0.023勺F(1-xf) 一 140(1 -0

7、.44)、操作線方程（一）精餾段操作線方程圖 1-10精儲(chǔ)段操作線方程的推導(dǎo)對(duì)圖1-10虛線范圍（包括精餾段第n+1板和冷凝器在內(nèi)）作物料衡算，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，即：總物料衡算：V = L D（1-27）易揮發(fā)組分的物料衡算：Vyn .1二LxDXd（i-27a）式中：V、L分別表示精餾段內(nèi)每塊塔板上升蒸氣的摩爾流量和下降液體的摩爾流量,kmol/h ；yn+1精餾段中任意第n+1層板上升的蒸氣組成，摩爾分?jǐn)?shù);xn精餾段中任意第n層板下降的液體組成，摩爾分?jǐn)?shù)。將式1-27代入1-27a,并整理得:yn 1XnXd(1-28)令L/D =R，并代入上式得:yn 1XnR 1 nXdR 1(1-2

8、9)式1-28和1-29為精餾段操作線方程。該方程的物理意義是表達(dá)在一定的操作條件下,精餾段內(nèi)自任意第n層塔板下降的液相組成Xn與其相鄰的下一層塔板上升的蒸汽組成yn+1之間的關(guān)系。圖1 - 11操作線與q線RXd/該方程為直線方程，其斜率為R 1，截距為 R 1，在x-y圖中為一條直線，如Xd圖1-11中ab所示?？捎蓛牲c(diǎn)法作圖， b點(diǎn)由截距R - 1確定；a點(diǎn)（Xd，Xd），則略去精餾段操作線方程中變量的下標(biāo)，由精餾段操作線方程與對(duì)角線方程聯(lián)立可得。連接a、b兩點(diǎn)的直線，即為精餾段操作線。也可由點(diǎn)a作斜率為RR+1的直線ab，得此線。（二）提餾段操作線方程_巴_ L_j圖提謂段操作線方稈的

9、推導(dǎo)對(duì)圖1-12虛線范圍（包括自提餾段第m板以下塔段和塔釜在內(nèi)）作物料衡算，即:總物料衡算：L'V'W（1-30）L Xm =v ym 1 WXw易揮發(fā)組分的物料衡算:式中：V、L 分別表示提餾段內(nèi)每塊塔板上升蒸汽的摩爾流量和下降液體的摩(1-30a)爾流量，kmol/h ;Xm 提餾段中任意第 m層板下降的液體組成，摩爾分?jǐn)?shù)；ym 1 提餾段中任意第 m+1層板上升的蒸汽組成，摩爾分?jǐn)?shù);將式1-30代入1-30a并整理得：Wxw兒=WXmL _W(1-31)式1-31為提餾段操作線方程。該方程的物理意義是表達(dá)在一定的操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第m板下降的液相組成 Xm與其相鄰

10、的下一層塔板上升的蒸汽組成ym1之間的關(guān)系。該方程也為直線方程，其斜率為-W)，截距為_(kāi) W）。在x-y圖上也為一條直線。（其在圖上的表示在下小節(jié)介紹 ）應(yīng)該指出，提餾段內(nèi)液體摩爾流量L 不僅與的大小有關(guān)，而且還受進(jìn)料量及進(jìn)料熱狀況的影響。例1-3在某兩組分連續(xù)精餾塔中，精餾段內(nèi)第3層理論板下降的液相組成X3為0.65（易揮發(fā)組分摩爾分?jǐn)?shù)， 下同）。進(jìn)入該板的氣相組成y4為0.75，塔內(nèi)氣液摩爾流量比 V L為2,物系的相對(duì)揮發(fā)度為2.5，試求回流比R、從該板上升的氣相組成y3和進(jìn)入該板的液相組成X2。解：1.回流比解法1:由回流比的定義知:D，其中D =V - L則:解法2 :由精餾段操作線

11、斜率知:2 解得：R = 12.氣相組成離開(kāi)第3層理論板的氣液相組成符合平衡關(guān)系，即:X3y31(：-1)X32.5 0.65y30.8231 (2.5-1) 0.653.液相組成X2X3解法1 :1即：0.750.65 Xd /22解得:xD = 0.85又知:解得:x2 二 0.796解法2: X2也可對(duì)第3板作物料衡算確定。V(*3*4) = L% -X3)X2= 2(0.823 -0.75) 0.650.796解得:進(jìn)料熱狀況的影響和進(jìn)料線方程、進(jìn)料熱狀況的影響1進(jìn)料五種熱狀況在實(shí)際生產(chǎn)中，弓I入精餾塔內(nèi)的原料可能有五種不同狀況，即：低于泡點(diǎn)的冷液體;泡點(diǎn)下的飽和液體；氣液混合物；飽和

12、蒸氣；過(guò)熱蒸氣。2、進(jìn)料熱狀況對(duì)上升蒸汽量和下降液體量的影響進(jìn)料熱狀況不同，q值就不同，因此直接影響精餾塔內(nèi)兩段上升蒸汽和下降液體量之間的關(guān)系，如圖1-14所示。(d)M圖1-14進(jìn)料熱狀況對(duì)進(jìn)料板上、下各流股的影響a冷液體進(jìn)料 b飽和液體進(jìn)料 c氣、液混合物進(jìn)料e過(guò)熱蒸氣進(jìn)料 冷液體進(jìn)料（q>1）L L F V V 飽和液體進(jìn)料（q=1）L 二 L F V =V 氣液混合物進(jìn)料（q=01）L ： L F V ： V飽和蒸汽進(jìn)料（q=0）L =L V =V F過(guò)熱蒸汽進(jìn)料（q<0）L ,L V V F進(jìn)料熱狀況不同，將直接影響進(jìn)料板上、下兩段上升蒸氣和下降液體的流量，為表明它的影響

13、，現(xiàn)介紹如下物理量。3 進(jìn)料熱狀況參數(shù)圖1- 13進(jìn)料板上的物料衡算和焓衡算對(duì)圖1-13所示的虛線范圍分別作進(jìn)料板的物料衡算和焓衡算,物料衡算：FL =V L（1-32）焓衡算：FIf VIv LIl 二VIv LIl （1-32a） 式中：If 原料液的焓，kJ/kmol ；Iv、Iv 分別表示進(jìn)料板上、下處飽和蒸氣的焓，1 L、IL 分別表示進(jìn)料板上、下處飽和液體的焓， 由于進(jìn)料板上、下處的溫度及氣、液濃度都比較接近， 故：I V ：T V , I L I L以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，即:kJ / kmol -kJ / kmol 將以上關(guān)系代入式（1-32a）與式（1-32）整理得:Iv -If

14、一 L -LIv -IlF(1-33)Iv - If . 1kmol原料變?yōu)轱柡驼羝?熱量 lv -Il原料液的千摩爾氣化熱(1-33a)q稱為進(jìn)料熱狀況參數(shù)。對(duì)各種進(jìn)料熱狀況都可用上式計(jì)算q值。于是由上兩式得出精餾塔內(nèi)兩段的氣、液相流量與進(jìn)料量及進(jìn)料熱狀況參數(shù)之間的基本關(guān)系：L = L qFV 二V （1 -q）F4 提餾段操作線方程另一種形式(1-34)(1-35)ym 1L qF XmWXW -L qF -W L qF -W(1-36)對(duì)定態(tài)精餾過(guò)程而言，式中 L、F、W、Xw、q為已知值。如前所述提餾段操作線方程同樣為直線方程，其斜率為L(zhǎng) qF (L qF _W)，截距為qF _W

15、），在x-y圖上為條直線，也可用兩C(Xw, Xw)，如圖點(diǎn)法作出。略去提餾段操作線方程中變量的下標(biāo)與對(duì)角線方程聯(lián)解得出點(diǎn)1-11上的點(diǎn)C所示。為了反映進(jìn)料熱狀況的影響，故通常找出兩操作線的交點(diǎn)，將C點(diǎn)與該點(diǎn)連接而得出提餾段操作線。、進(jìn)料方程（q線方程）1. 進(jìn)料方程因在交點(diǎn)處兩操作線方程中的變量相同，故略去方程式中變量上、下標(biāo)，即:精餾段操作線方程：Vy = Lx DXd（ 1）提餾段操作線方程：V y二L x -Ww （ 2）結(jié)合式1-34和式1-35及全塔易揮發(fā)組分的衡算式，并整理得：(1-37)上式稱為進(jìn)料線方程。該方程為代表兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程。該式亦為直線方程,其斜率為q 一1，

16、截距為q 一1。在X-y圖上為一條直線并必與兩操作線相交于一點(diǎn)。此線作法：q線方程與對(duì)角線方程聯(lián)解得交點(diǎn)e（XF, Xf）,過(guò)點(diǎn)e作斜率為.Q-1的直線ef,即為q線。q線與精餾段操作線 ab相交于點(diǎn)d,連接c、d兩點(diǎn)即得到提餾段操作線， 如圖1-11所示。2 進(jìn)料熱狀況對(duì)q線及操作線的影響。進(jìn)料熱狀況不同，q值便不同，q線的位置也不同，故 q線和精餾段操作線的交點(diǎn)隨之 而變，從而提餾段操作線的位置也相應(yīng)變動(dòng)。當(dāng)進(jìn)料組成、回流比和分離要求一定時(shí)，五種不同進(jìn)料狀況對(duì)q線及操作線的影響如圖1-15所示。圖進(jìn)料熱狀況對(duì)操作線的影響不同進(jìn)料熱狀況對(duì) q線的影響情況列于表 1-1中。1-1進(jìn)料熱狀況對(duì)g

17、銭的影響逬料煤狀況進(jìn)料的熔hq值g線的斜率各 q 二 ig線在工一y圖上的位置冷液體> 1V+誨和液悴If = h 1如f 氣、液混合物兀 < A < /v< 1一（）,誨和蒸氣心-扎00的（T過(guò)熱離氣<0+爲(wèi)（/）例1-4 一常壓精餾塔，分離進(jìn)料組成0.44 （摩爾分?jǐn)?shù)）的苯-甲苯混合液，求下述進(jìn)料狀況下的q值及q線斜率：(1)原料液為氣液各占一半的氣液混合物；(2)原料液為20 C的冷液體。P=101.33KP條件下，查圖知苯的汽化熱為390kJ/kg，甲苯汽化熱為 360kJ/kg。解:(1)根據(jù)q為進(jìn)料中的熱狀況參數(shù)，可知?jiǎng)t:Ifq解得：Ivf Iv -

18、Uv Il) 2 仏-I lI v _ I lIv -Il- II) 2q線斜率:(2)由圖Iv1-1(q-1)=1221 j查得Xf=0.44時(shí)進(jìn)料泡點(diǎn)溫度ts = 93 C，查圖知苯和甲苯在平均溫度93 +20 =56.52(2)下熱比容為1.84kJ /(kg C)rm =0.44 390 78 0.56 360 92 = 31932kJ/kmolCp =1.84 0.44 78 1.84 0.56 92=158kJ/(kmol C)q/Q=1158(93一2叭 1.36故rm31932q線斜率：q(q-1)=1=3.78理論板數(shù)的計(jì)算對(duì)兩組分連續(xù)精餾塔，理論板數(shù)的求算方法常采用逐板計(jì)算

19、法和圖解法。依據(jù)的兩個(gè)關(guān)系:(1)氣液平衡關(guān)系(2)操作線方程、逐板計(jì)算法計(jì)算中常假設(shè)：塔頂采用全凝器 回流液在泡點(diǎn)下回流入塔 再沸器采用間接蒸汽加熱T * * Ui-16逐核計(jì)算法示意如圖1-16所示，因塔頂采用全凝器，即:yi = XD由于離開(kāi)每層理論板氣液組成互成平衡，因此Xl可利用氣液平衡方程求得，即:：一（：一1）%從下一層塔板上升蒸汽組成 2與Xl符合精餾段操作線關(guān)系，即:R 1 XlXdR 1同理，如此交替使用平衡方程和精餾段操作線方程重復(fù)計(jì)算，直至計(jì)算到禺'XF （僅指飽和液體進(jìn)料情況）時(shí)，（其它進(jìn)料狀態(tài)Xn'Xq，Xq為兩操作線交點(diǎn)處的液相組成）。表 示第n層

20、理論板是進(jìn)料板（屬于提餾段），此后，可改用提餾段操作線方程和平衡方程。求 提餾段理論板數(shù)，直至計(jì)算到 Xm空Xw為止。在計(jì)算過(guò)程中使用了 n次相平衡方程即為求得的理論板數(shù)（包括再沸器在內(nèi)）應(yīng)注意的問(wèn)題:1精餾段所需理論板數(shù)為n-1塊，提餾段所需的理論板數(shù)為m-1（不包括再沸器）。精餾塔所需的理論板數(shù)為 n+m-2，（不包括再沸器）2. 若為其它進(jìn)料熱狀況，應(yīng)計(jì)算到Xn ' Xq。（ Xq為兩操作線交點(diǎn)下的液相組成）二、圖解法：將圖解法的基本原理與逐板計(jì)算法完全相同，逐板計(jì)算法的計(jì)算過(guò)程改在x-y圖上圖解進(jìn)行。x1-17圖解法求理論板數(shù)參照?qǐng)D1-17圖解法的基本步驟如下:1在x-y坐標(biāo)圖

21、上作出平衡曲線和對(duì)角線。2. 作精餾段操作線。3. 作進(jìn)料線。4. 作提餾段操作線。5. 畫(huà)直角梯級(jí)。從a點(diǎn)開(kāi)始，在精餾段操作線與平衡線之間作直角梯級(jí)，當(dāng)梯級(jí)跨過(guò)兩操作線交點(diǎn)d點(diǎn)時(shí)，則改在提餾段操作線與平衡線之間作直角梯級(jí)，直至梯級(jí)的垂線達(dá)到或跨過(guò)c點(diǎn)為止。應(yīng)該指出：當(dāng)梯級(jí)跨過(guò)兩操作線交點(diǎn)d時(shí)，此梯級(jí)為進(jìn)料板，即為適當(dāng)?shù)倪M(jìn)料位置。此時(shí)對(duì)一定的分離任務(wù)而言，如此作圖所需理論板數(shù)為最少。注意：在精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算時(shí)，進(jìn)料位置確定不當(dāng)，將使理論板數(shù)量增多，在實(shí)際操作中，進(jìn)料位置確定不當(dāng)， 一般將使塔頂產(chǎn)品和塔底產(chǎn)品不能同時(shí)達(dá)到分離要求。進(jìn)料位置過(guò)高，使難揮發(fā)組分在餾出液中含量增高；反之，進(jìn)料位置過(guò)低，使

22、釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的含量增高。例1-5在常壓下將含苯25%的苯和甲苯混合液連續(xù)精餾。 已知原料液流量為100kg/h， 要求餾出液中含苯 98%，釜?dú)堃褐泻讲怀^(guò) 8.5% （以上組成皆為摩爾百分?jǐn)?shù)）。選用回流 比為5,泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂為全凝器，泡點(diǎn)回流。試用逐板計(jì)算法確定所需理論板層數(shù)。已知常壓下苯和甲苯混合液的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.47。解：苯-甲苯氣液平衡方程：2.47x1(2.47 -1)x(1)物料衡算求塔頂、塔底產(chǎn)品流量:F 二 D W =100FxF 二 DxD WXW100 0.25 =0.98D0.085(100 -D)得出：D = 18.43kJ / hW =81.57kJ/

23、h精餾段操作線方程：= 0.8333x0.163350.98x5 15 1泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1L" =L qF =RD F =5 18.43 100 =192.15kmol /h提餾段操作線方程:L +qFWxwyx -L qF -WL qF -Wy 192.15 x 81.57 0.085 =1.737x0.0626(3)由平衡線方程,兩操作線方程逐板計(jì)算理論板數(shù)。因采用全凝器,泡點(diǎn)回流，則yi二Xd = 0.98由平衡方程（1）解得X1yi0.98-1)y12.47 一(2.47 一 1)0.98 一 0.952192.15 -81.57192.15 -81.57由精餾段操作線方程（

24、2）解得y2y2 =0.8333%0.1633 二 0.8333 0.952 0.1633 二 0.9567重復(fù)上述方法逐板計(jì)算，當(dāng)求到x-0.25時(shí)該板為進(jìn)料板。然后改用提餾段操作線方程（3）和平衡方程（1 ）進(jìn)行計(jì)算，直至 Xm乞0.085為止。計(jì)算結(jié)果列于本題附表。12345678910y0.980.95670.91280.83760.72680.59550.47450.38640.29030.1842x0.9520.88940.80910.67620.51860.37340.26770.20320.14210.08376故總理論板數(shù)為10 （包括再沸器），其中精餾段為7層，第8層為進(jìn)料

25、板。回流比的影響及選擇回流比是保證精餾過(guò)程能連續(xù)定態(tài)操作的基本條件，因此回流比是精餾過(guò)程的重要變量，它的大小直接影響精餾的操作費(fèi)用和投資費(fèi)用，也影響精餾塔的分離程度?；亓鞅扔袃蓚€(gè)極限值，上限為全回流，下限為最小回流比，適當(dāng)?shù)幕亓鞅冉橛趦蓸O限值之間。一、全回流和最少理論板數(shù)1 .全回流的分析精餾塔塔頂上升蒸汽經(jīng)全凝器冷凝后，冷凝液全部回流至塔內(nèi)，此種回流方式稱為全回流。在全回流操作下，即不向塔內(nèi)加料，也不從塔內(nèi)取走產(chǎn)品，即F、D、W皆為零。全回流時(shí)回流比為:精餾段操作線斜率為:在y軸上的截距為XdR 1全回流時(shí)操作線方程式為：yn1 =Xn此時(shí)，精餾段操作線和提餾段操作線與對(duì)角線重合,無(wú)精餾段和

26、提餾段之分， 如圖1- 18所示，顯然操作線和平衡線之間的距離最遠(yuǎn)，說(shuō)明塔內(nèi)氣、液兩相間的傳質(zhì)推動(dòng)力最大，對(duì)完成同樣的分離任務(wù)，所需的理論板數(shù)為最少，以"min表示。118 全回洗盤(pán)少理誼按歎的閔詠2.最少理論板數(shù)的確定方法全回流時(shí)的理論板數(shù)除可用如前介紹的逐板計(jì)算法和圖解法外,即：還可用芬斯克方程計(jì)算,log(7(=N=_xW_iinlog%XdXw(1-38)式中Nmin 全回流時(shí)的最少理論板數(shù)（不包括再沸器）；m 全塔平均相對(duì)揮發(fā)度。如前所述，全回流時(shí)因無(wú)生產(chǎn)能力，對(duì)正常生產(chǎn)無(wú)實(shí)際意義，只用于精餾塔的開(kāi)工階段 或?qū)嶒?yàn)研究中。但在精餾操作不正常時(shí)，有時(shí)會(huì)臨時(shí)改為全回流操作，便于過(guò)

27、程的調(diào)節(jié)和控 制。二、最小回流比1 最小回流比對(duì)于一定的分離任務(wù)，若逐漸減小回流比，精餾段操作線的截距則隨之不斷增大，兩操作線的位置向平衡線靠近。當(dāng)回流比減小到某一數(shù)值后，兩操作線的交點(diǎn)d落在平衡曲線 上時(shí)，相應(yīng)的回流比稱為最小回流比，以Rmin表示。在最小回流比下，圖解時(shí)若在平衡線和操作線之間不論繪多少梯級(jí)都不能跨過(guò)點(diǎn)d,此時(shí)所需理論板數(shù)為無(wú)窮多。兩操作線和平衡線的交點(diǎn) d稱為夾點(diǎn)，而在點(diǎn)d前后各板之間（通 常在進(jìn)料板附近）區(qū)域氣、液兩相組成基本上沒(méi)有變化，即無(wú)增濃作用，故此區(qū)域稱恒濃區(qū)（又稱夾緊區(qū)）2.最小回流比的確定方法（1）正常相平衡曲線（無(wú)拐點(diǎn)）整理上式得：（a）<b）XD _

28、 yqbin二y圖X-19不正常平衡曲線的最小回流比的確定q q（1-39a）式中Xq、yq為q與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)，可在圖中讀得，也可由 q線方程與平衡方程聯(lián)立確定。此外，當(dāng)進(jìn)料熱狀況為飽和液體和飽和蒸汽時(shí)，可由進(jìn)料組成和氣液平衡方程確定d點(diǎn)坐標(biāo)（Xq，yq）。GXf飽和液體進(jìn)料時(shí)，Xq "F , * 一1 r -1）XFyqXq =飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)，yq "f，-1）yq（2 ）不正常相平衡曲線（平衡線有下凹部分）如圖1-19所示，對(duì)有下凹部分的平衡曲線，當(dāng)兩操作線與平衡線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前，精餾段和提餾段操作線已與分別平衡線相切，如圖中的點(diǎn)e所示。此時(shí)，最小回流比

29、計(jì)算方法仍可采用式（1-39）。d點(diǎn)坐標(biāo)（Xq, yq）由圖中讀出。三、適宜回流比的選擇適宜的回流比是指操作費(fèi)用和投資費(fèi)用之和為最低時(shí)的回流比。操作費(fèi)用：主要包括冷凝器冷卻介質(zhì)和再沸器加熱介質(zhì)的消耗量及動(dòng)力消耗的費(fèi)用等。當(dāng)回流比增大時(shí)這些費(fèi)用將增加，操作費(fèi)和回流比的大致關(guān)系如圖1-21中曲線2所示。設(shè)備費(fèi)主要指精餾塔、再沸器、冷凝器等費(fèi)用。如設(shè)備類型和材料已選定，此項(xiàng)費(fèi)用 主要取決于設(shè)備尺寸。設(shè)備費(fèi)和回流比的大致關(guān)系如圖1-21中曲線1所示?？傎M(fèi)用（操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用之和）和R的大致關(guān)系如圖1-21中曲線3所示。在精餾設(shè)計(jì)計(jì)算中，一般不進(jìn)行經(jīng)濟(jì)衡算，操作回流比常采用經(jīng)驗(yàn)值。根據(jù)生產(chǎn)數(shù)據(jù) 統(tǒng)計(jì)適

30、宜回流比的數(shù)值范圍可取為：R=（1.12.0）Rmin應(yīng)予指出，在精餾操作中，回流比是重要的調(diào)控參數(shù)，其值與產(chǎn)品質(zhì)量及生產(chǎn)能力密切 相關(guān)。下同），試求飽例1-6在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液。原料液組成為0.46 （摩爾分?jǐn)?shù)，餾出液組成為0.97，釜?dú)堃航M成為0.05。操作條件下物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.47。和液體進(jìn)料和飽和蒸氣進(jìn)料時(shí)的最小回流比。解：（1）飽和液體進(jìn)料因飽和液體進(jìn)料:Xq = xF = 0.46Xq1(： T)Xq2.47 0.461 (2.47-1) 0.46=0.678Rmin =Xd - yq0.97-0.678 1 34I .故:yq -xq(2)飽和蒸氣進(jìn)料

31、因飽和蒸氣進(jìn)料：yq二Xf =°.46故:yq0.46:-_(： -1)yq2.47 _(2.47 _ 1)0.46 _ O.256Rmin -Xd - yq= 2.5 yq - xq由計(jì)算結(jié)果可知，不同進(jìn)料熱狀況下,Rmin值是不同的。直接蒸氣加熱精餾塔的計(jì)算當(dāng)分離物系為水溶液，且水為難揮發(fā)組分，可采用直接蒸氣加熱的操作方式進(jìn)行分離。直接蒸汽加熱時(shí)理論板數(shù)的確定方法與間接蒸氣加熱時(shí)原則上相同，但提餾段操作線方程需要修正。(因塔底增加了一股蒸汽)。對(duì)圖1-22所示的提餾段范圍內(nèi)作物料衡算，并整理得出提餾段操作線方程:, W , W ,ym 1XmXwVoVo(1-45)直接蒸汽加熱由

32、圖解法確定理論板數(shù)說(shuō)明:1 精餾段操作線和q線同間接蒸汽加熱時(shí)的情況，q線方程仍為兩段操作線的交點(diǎn)軌跡方程。2由式1-45知提餾段操作線與對(duì)角線的交點(diǎn)不在點(diǎn)c(xw , yw)上，而是通過(guò)x-y圖橫坐標(biāo)上x(chóng)=Xw的點(diǎn)g。如圖1-23所示。Hf 1-22直播蒸汽加魁梢憫堪m bu宜摟草料如嬪時(shí)理論扳數(shù)訥Ej»i±塔高和塔徑的計(jì)算、塔高的計(jì)算精餾塔有板式塔和填料塔兩類，因此需分別介紹板式塔塔高和填料層高度計(jì)算方法。1全塔效率與實(shí)際塔板數(shù)全塔效率又稱總板效率，是指一定分離任務(wù)下所需理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)的比值，即:EtNt匚 100%Np(1-41)式中：Nt 理論板數(shù)；Np 實(shí)際板

33、數(shù)；Et 全塔效率，%由于影響塔板效率的因素很多，且非常復(fù)雜，迄今為止還不能用純理論公式計(jì)算塔效 率。一般可用經(jīng)驗(yàn)式或半經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算，也可取生產(chǎn)實(shí)際或經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)。由式1-41可求得Np，即:NpNtEt(1-41a)2 板式塔塔高的計(jì)算由實(shí)際塔板數(shù)和板間距計(jì)算，即:Z =(Np -1)Ht(1-42)式中：Z 板式塔有效高度，m；即是指氣、液接觸段的高度。Ht 板間距，m。板間距一般取經(jīng)驗(yàn)數(shù)值，不同塔徑時(shí)篩板塔的板間距可參考教材下冊(cè)表3-3。3.理論板當(dāng)量高度和填料層高度理論板當(dāng)量高度：是指相當(dāng)于一層理論板分離作用的單元填料高度，即通過(guò)這一填料 單元高度后，上升蒸汽與下降液體互成平衡。填料層高度

34、可按下式計(jì)算:Z 二 Nt (HETP)(1-43)式中：HETP 填料的理論板當(dāng)量高度或等板高度，m。hetp的數(shù)值反映了填料的傳質(zhì)性能，它與許多因素有關(guān)，通常由生產(chǎn)實(shí)測(cè)或取經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)，也可由經(jīng)驗(yàn)公式估算。二、塔徑的計(jì)算：精餾塔的內(nèi)直徑，可由上升蒸汽的體積流量和空塔氣速計(jì)算，即:(1-44)式中：D 塔內(nèi)徑， m；Vs塔內(nèi)上升蒸汽的體積流量,3m /s；u空塔速度，m/s;適宜的空塔速度是影響精餾操作的重要因素，通常取為液泛速度的0.60.8倍。若精餾段和提餾段內(nèi)的上升蒸汽體積流量Vs不同，此時(shí)兩段的塔徑應(yīng)分別計(jì)算，通常取其中較大的數(shù)值，并按容器標(biāo)準(zhǔn)圓整后作為精餾塔的塔徑。精餾裝置的熱量衡算對(duì)

35、精餾裝置進(jìn)行熱量衡算，以求得再沸器和冷凝器的熱負(fù)荷，確定加熱介質(zhì)和冷卻介 質(zhì)的消耗量等。、冷凝器的熱量衡算可得:對(duì)前面圖1-9所示的全凝器作熱量衡算，若忽略熱損失,=Vl VD _ (LI LD Dl LD )因: V二L D =(R 1)D，代入上式得:=(R 1)d(Ivd - Ild)(1-46)式中:Qc 全凝器的熱負(fù)荷，kJ/h ；1VD 精餾塔塔頂上升蒸汽的焓，kJ/kmol ；1 LD 餾出液的焓，kJ/kmol ；由式1-46得出冷卻介質(zhì)的消耗量，即:(1-47)CPC (t2 - t1 )式中：Wc 冷卻介質(zhì)消耗量；kg/h ；Cpc 冷卻介質(zhì)的平均比熱容，kJ /(kg C

36、)t1、分別為冷卻介質(zhì)劑進(jìn)出冷凝器的溫度,二、再沸器的熱量衡算對(duì)前面圖1-9所示再沸器作熱量衡算，得出:(1-48)Qb = V I VW ' Wl lw _ L I lm Ql式中：Qb 再沸器的熱負(fù)荷，kJ/h；Ql 再沸器的熱損失，kJ/h；1VW 再沸器中上升蒸汽的焓，kJ/kmol ；1LW釜?dú)堃旱撵?，kJ/kmol ；Ilm 提餾段底部流出液體的焓，kJ/kmol ;因 1 LW :- I LM，又因 V = L -W，則:Q B = V (I VW-1 LW ) QL(1-49)加熱介質(zhì)的消耗量，即:Wh 二QbI B,1 - I B,2(1-50)式中：Wh 加熱介質(zhì)消

37、耗量，kg/h ；Ib1、Ib2分別為加熱介質(zhì)進(jìn)出再沸器的焓，kJ/kg ；加熱介質(zhì)若為飽和蒸汽而且冷凝液在飽和溫度下排出，則加熱蒸汽的消耗量計(jì)算方法如下：QbWhB(1-51)r式中：r加熱蒸汽的氣化潛熱，kJ/kg ；吉利蘭圖和精餾塔的操作型計(jì)算、捷算法求理論板數(shù)精餾塔的理論塔板數(shù)的計(jì)算，除了用逐板法和圖解法外，還可采用簡(jiǎn)捷計(jì)算法。圖1-24咅利蘭圖常用的一種經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)方法是吉利蘭關(guān)聯(lián)圖。如圖1-24所示。吉利蘭圖是對(duì)多種雙組分和多組分物系在不同的精餾條件下，算得的數(shù)據(jù)進(jìn)行整理以后得到的Rmin （計(jì)算方法同前）、R、"min （計(jì)算方法同前）和在操作回流比R時(shí)所需理論板數(shù) N四者

38、之間的近似定量關(guān)系。（R-Rmin）.（N -Nmin）圖中以（R'1）為橫坐標(biāo)，以（NT）為縱坐標(biāo)。吉利蘭圖的使用方法：可先根據(jù)已知條件算出橫坐標(biāo)數(shù)值而由圖中曲線查出縱坐標(biāo)數(shù)值后，再利用求得的Nmin去求得N。應(yīng)指出：吉利蘭關(guān)聯(lián)圖是用于對(duì)指定分離任務(wù)所需的理論板數(shù)作出大致的估計(jì)，或簡(jiǎn)略找出理論板數(shù)與回流比之間的關(guān)系的情況。二、影響精餾操作的主要因素1 精餾塔操作的基本要求：在連續(xù)定態(tài)和最經(jīng)濟(jì)的條件下，使該裝置具有盡可能大的生產(chǎn)能力，并能達(dá)到預(yù)期的分離效果（規(guī)定的Xd、Xw或組分回收率）。對(duì)于特定的精餾塔和物系，影響精餾操作的因素有：塔操作壓強(qiáng)；進(jìn)出塔的物料流量；回流比和回流液溫度；進(jìn)

39、料組成和熱狀況；冷凝器和再沸器的傳熱性能和條件；設(shè)備散熱情況等。2.影響精餾操作的主要因素：（1）物料平衡的影響和制約據(jù)全塔物衡可知，對(duì)于一定的 F、Xf ,只要確定了 Xd、Xw，貝y d和W也就被確定了。而Xd和xw決定于、Xf、q、R Nt和等，因此D和W或采出率只能根據(jù) Xd和Xw來(lái)確定，而不能任意增減， 否則進(jìn)出塔的兩個(gè)組分的量不平衡， 使操作不能達(dá)到預(yù) 期的分離要求。保持精餾裝置的物料平衡是精餾塔穩(wěn)態(tài)操作的必要條件。（2）回流比和回流液溫度的影響回流比R是影響精餾塔分離效果的主要因素，生產(chǎn)中常用R來(lái)調(diào)控產(chǎn)品的量。例如當(dāng)R增大時(shí)， % 變大，塔內(nèi)氣、液傳質(zhì)推動(dòng)力增加，在Nt 定時(shí)使X

40、d變大，而X變小，反之當(dāng)R減小時(shí)，則分離效果變差?；亓饕簻囟鹊淖兓瘯?huì)引起塔內(nèi)蒸氣量的變化。如回流液溫度從泡點(diǎn)改為低于泡點(diǎn)時(shí)，上升到塔頂?shù)谝话宓恼魵鈱⒂幸徊糠直焕淠?，以放出潛熱將回流液加熱到泡點(diǎn)。這部分冷凝液稱為內(nèi)回流。 這樣使塔內(nèi)第一板以下的實(shí)際回流液量要較RD大一些，同時(shí)上升到塔頂?shù)谝话迳系恼魵饬恳惨劝矗≧+1）D計(jì)算的量大一些。內(nèi)回流增加了塔內(nèi)氣液兩相流量，提高了分離效果，但同時(shí)能耗加大?；亓鞅茸兓蚧亓饕簻囟雀淖儠r(shí)，再沸器和冷凝器的傳熱負(fù)荷也相應(yīng)發(fā)生變化。此外還應(yīng)考慮氣、液負(fù)荷改變后塔效率是否可保持正常。若塔效率下降，則此時(shí)應(yīng)減小原料液流量。（3）進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況的影響當(dāng)Xf和q發(fā)生變化時(shí)，應(yīng)適當(dāng)改變進(jìn)料位置，否則將引起餾出液組成xd和釜?dú)堃航M成Xw的變化。一般精餾塔常設(shè)幾個(gè)進(jìn)料口，以適應(yīng)生產(chǎn)中進(jìn)料狀況的變化，保證精餾過(guò)程在適宜的進(jìn)料位置下進(jìn)行。對(duì)特