變量增多使得該板計算所需相關(guān)方程數(shù)增加其基本計算式仍由三個衡課件

第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.1計算的基本假定第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.1一、理論板的假定理論板的概念用作衡量實際板分離效率的依據(jù)和標(biāo)準。通常，在工程設(shè)計中，先求得理論板層數(shù)，再用塔板效率予以校正，即可求得實際塔板層數(shù)。

離開該板的氣液兩相互成平衡；

塔板上各處的液相組成均勻一致。理論板提出的意義tntn+1n-1

tn-1nn+1yn+2yn+1ynyn-1xn-2xn-1xnxn+1一、理論板的假定理論板的概念用作衡量實際板分離效率的實際塔板上氣液兩相難以達到平衡，且傳遞過程與物系的性質(zhì)、操作條件以及塔板結(jié)構(gòu)和安裝狀況等因素有關(guān)，很難用簡單地確定離開實際塔板的氣、液兩相溫度和組成關(guān)系。設(shè)計中，為了避免尋求這種難以確定的關(guān)系，一般是首先根據(jù)分離任務(wù)計算出所需的理論板數(shù)，然后再根據(jù)所選塔板類型以塔板效率進行修正，從而確定出所需的實際塔板數(shù)。板效率*塔板效率（板效率）表征的是實際塔板的分離效果接近理論板的程度。單板效率與全塔板效率是常用的兩種表示方法。實際塔板上氣液兩相難以達到平衡，且傳遞過程與物系的性質(zhì)、操作板效率*單板效率:

Em又稱默弗里板效率，可用氣相單板效率EmV或液相單板效率EmL表示，其定義分別為xn,yn——

離開第n

板的液相與氣相的實際組成；yn*,

xn*——與離開第n

板的液(氣)相組成xn(yn)成平衡的氣(液)相組成；分子代表經(jīng)過一塊板后組成的實際變化，分母則為將該板視為理論板時的組成變化。單板效率通常由實驗測定。注意：單板效率是一塊板的平均效率，板上各點的傳質(zhì)差異可進一步由點效率來表達。板效率*單板效率:xn,yn——離開第n板的液相全塔板效率:全塔板效率ET（總板效率）為完成一定分離任務(wù)所需的理論塔板數(shù)N和實際塔板數(shù)NT之比：ET代表了全塔各層塔板的平均效率，其值恒小于1.0。一般由實驗確定或用經(jīng)驗公式計算。對一定結(jié)構(gòu)形式的板式塔，由分離任務(wù)和工藝條件確定出理論板數(shù)后，若已知一定操作條件下的全塔效率，便可求得實際板數(shù)。

板效率*全塔板效率:全塔板效率ET（總板效率）為完成一定分離任務(wù)料液,xF塔頂產(chǎn)品,xD（餾出液）塔底產(chǎn)品,xW液相回流蒸汽精餾段提餾段再沸器冷凝器蒸汽回流液體二、恒摩爾流的假定假設(shè)精餾塔各段上升或下降的流量相等。料液,xF塔頂產(chǎn)品,xD（餾出液）塔底產(chǎn)品,xW液相1.恒摩爾氣流

精餾段

提餾段

注意：兩段上升的氣相摩爾流量不一定相等

。二、恒摩爾流的假定精餾段中上升氣體摩爾流量提餾段中上升氣體摩爾流量1.恒摩爾氣流精餾段提餾段注意：兩段上升的氣相摩爾流量2.恒摩爾液流

精餾段

提餾段

二、恒摩爾流假定注意：兩段下降的液相摩爾流量不一定相等

。精餾段中下降液體摩爾流量提餾段中下降液體摩爾流量2.恒摩爾液流精餾段提餾段二、恒摩爾流假定注意：兩段下恒摩爾流動的假定成立的條件

恒摩爾流動雖是一項簡化假設(shè)，但某些物系能基本上符合上述條件，因此，可將這些系統(tǒng)在精餾塔內(nèi)的氣液兩相視為恒摩爾流動。后面介紹的精餾計算均是以恒摩爾流為前提的。

混合物中各組分的摩爾汽化潛熱相等；

塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。二、恒摩爾流假定恒摩爾流動的假定成立的條件恒摩爾流動雖是一項第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.1計算的基本假定9.5.2物料衡算與操作線方程第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.1一、全塔物料衡算

精餾塔各股物料(包括進料、塔頂產(chǎn)品和塔底產(chǎn)品)的流量、組成之間的關(guān)系可通過全塔物料衡算來確定。精餾塔的物料衡算餾出液釜殘液原料液一、全塔物料衡算精餾塔各股物料(包括進料、塔頂產(chǎn)品總物料衡算

易揮發(fā)組分衡算

餾出液采出率易揮發(fā)組分回收率一、全塔物料衡算

難揮發(fā)組分回收率總物料衡算易揮發(fā)組分衡算餾出液采出率易揮發(fā)組分回收率一二、操作線方程

在精餾段中，任意塔板（n板）下降的液相組成xn與由其下一層塔板（n+1板）上升的氣相組成yn＋1之間的關(guān)系稱之為操作關(guān)系，描述該關(guān)系的方程稱為精餾段操作線方程。1.精餾段操作線方程精餾段的物料衡算二、操作線方程在精餾段中，任意塔板（n板）下降的總物料衡算

易揮發(fā)組分衡算

整理得令

則二、操作線方程

精餾段操作線方程回流比精餾段操作線方程總物料衡算易揮發(fā)組分衡算整理得令則二、操作線方程

根據(jù)恒摩爾流假定，qn,L為定值，且在穩(wěn)態(tài)操作時，qn,D及xD為定值，故

R

也是常量。精餾段操作線方程為一直線方程。精餾段操作線——直線方程斜率截距二、操作線方程

根據(jù)恒摩爾流假定，qn,L為定值，且在穩(wěn)態(tài)操作時，q

在提餾段中，任意塔板（m板）下降的液相組成與由其下一層塔板（m+1板）上升的氣相組成之間的關(guān)系稱之為操作關(guān)系，描述它們之間關(guān)系的方程稱為提餾段操作線方程。2.提餾段操作線方程提餾段的物料衡算二、操作線方程

在提餾段中，任意塔板（m板）下降的液相組成與總物料衡算

易揮發(fā)組分衡算

整理得二、操作線方程

提餾段操作線方程總物料衡算易揮發(fā)組分衡算整理得二、操作線方程提餾段操二、操作線方程

提餾段操作線——直線方程斜率截距

根據(jù)恒摩爾流假定，為定值，且在穩(wěn)態(tài)操作時，及xW為定值。提餾段操作線方程為一直線方程。二、操作線方程提餾段操作線斜率截距根據(jù)恒摩爾流假定因有物料自塔外引入，故進、出加料板的氣液兩相摩爾流率一般不相等。變量增多使得該板計算所需相關(guān)方程數(shù)增加，其基本計算式仍由三個衡算式和相平衡關(guān)系式組成。加料板的基本計算式：設(shè)第

m塊板為加料板，進、出該板各股的摩爾流率、組成與熱焓可由物料衡算與熱量衡算得出。F,xF,IFV’,ym+1,IV’V,ym,IVL,xm-1,ILL’,xm,IL’第m板三、進料熱狀況的影響

因有物料自塔外引入，故進、出加料板的氣液兩相摩爾流率一般不相三、進料熱狀況的影響

精餾塔五種進料熱狀況精餾塔的進料熱狀況（1）冷液進料（2）飽和液體進料（泡點進料）（3）氣液混合物進料（4）飽和蒸氣進料（露點進料）（5）過熱蒸氣進料1.精餾塔的進料狀況三、進料熱狀況的影響精餾塔五種進料熱狀況精餾塔的進料熱狀況冷液進料對于冷液進料冷液進料三、進料熱狀況的影響

冷液進料對于冷液進料冷液進料三、進料熱狀況的影響飽和液體（泡點）進料對于飽和液體進料飽和液體進料三、進料熱狀況的影響

飽和液體（泡點）進料對于飽和液體進料飽和液體進料三、進料熱狀氣液混合物進料對于氣液混合物進料氣液混合物進料三、進料熱狀況的影響

氣液混合物進料對于氣液混合物進料氣液混合物進料三、進料熱狀況飽和蒸氣（露點）進料對于飽和蒸氣進料飽和蒸氣進料三、進料熱狀況的影響

飽和蒸氣（露點）進料對于飽和蒸氣進料飽和蒸氣進料三、進料熱狀過熱蒸氣進料對于過熱蒸氣進料過熱蒸氣進料三、進料熱狀況的影響

過熱蒸氣進料對于過熱蒸氣進料過熱蒸氣進料三、進料熱狀況的影響2.進料熱狀況參數(shù)

為了定量地分析進料量及其熱狀況對于精餾操作的影響，現(xiàn)引入進料熱狀況參數(shù)的概念。

進料板的物料衡算和熱量衡算三、進料熱狀況的影響

（1）進料熱狀況參數(shù)定義2.進料熱狀況參數(shù)為了定量地分析進料量及其熱物料衡算：熱量衡算：三、進料熱狀況的影響

物料衡算：熱量衡算：三、進料熱狀況的影響進料熱狀況參數(shù)則整理得令三、進料熱狀況的影響

（9-38）（9-39）進料熱狀則整理得令三、進料熱狀況的影響（9-38）（9-3（2）進料熱狀況參數(shù)對提餾段操作線方程的影響將上兩式得提餾段方程：三、進料熱狀況的影響

代入：（9-40）（2）進料熱狀況參數(shù)對提餾段操作線方程的影響將上兩式得提餾段（3）進料熱狀況參數(shù)的計算對于冷液進料，設(shè)進料溫度為tF、泡點溫度為tb泡點進料定性溫度三、進料熱狀況的影響

（3）進料熱狀況參數(shù)的計算對于冷液進料，設(shè)進料溫度為tF由冷液進料泡點進料氣液混合物進料露點進料過熱蒸氣進料三、進料熱狀況的影響

作業(yè)：自學(xué)例題9-6q的物理意義:提餾段中液相量較精餾段的增加值由冷液進料泡點進料氣液混合物進料露點進料過熱蒸氣進料三、進料第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.1計算的基本假定9.5.2物料衡算與操作線方程9.5.3理論板層數(shù)的計算

第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.1一、逐板計算法

逐板計算法通常從塔頂開始，計算過程中依次使用平衡方程和操作線方程，逐板進行計算，直至滿足分離要求為止。平衡方程操作線方程（a)（b)（c)一、逐板計算法逐板計算法通常從塔頂開始，計算過程中逐板計算法示意圖逐板計算法示意圖塔頂采用全凝器

由y1

=xD(a)x1y2x2

y3…

xF≥xn（泡點進料）進料板NF：第n層一、逐板計算法

(b)(a)(a)(a)(b)精餾段理論板層數(shù)：n-1（進料板算在提餾段）塔頂采用全凝器由y1=xD(a)x1y2x2y3由=xn

…

≤xW總理論板層數(shù)NT：n＋m-2（不包括再沸器）一、逐板計算法

(a)(a)(a)(c)(c)(c)提餾段理論板層數(shù)：m-1（不包括再沸器）由=xn…二、梯級圖解法

梯級圖解法又稱麥克布—蒂利法，簡稱M—T法。

1.操作線的作法

用圖解法求理論板層數(shù)時，需先在x–y圖上作出精餾段和提餾段的操作線。作圖時，先找出操作線與對角線的交點，然后根據(jù)已知條件求出操作線的斜率（或截距），即可作出操作線。二、梯級圖解法梯級圖解法又稱麥克布—蒂利法，簡稱M—T法。xDabxWcd精餾塔的操作線gxDabxWcd精餾塔的操作線g

提餾段操作線的截距數(shù)值很小，因此提餾段操作線不易準確作出，且這種作圖法不能直接反映進料熱狀況的影響。故提餾段操作線通常按以下方法作出：先確定提餾段操作線與對角線的交點c，再找出提餾段操作線與精餾段操作線的交點d，直線cd即為提餾段操作線。二、梯級圖解法

提餾段操作線的截距數(shù)值很小，因此提餾段操作線不易準確聯(lián)解：

在交點處兩式中的變量相同，略去有關(guān)變量的上下標(biāo)，經(jīng)整理得：又二、梯級圖解法

q線方程或進料方程（9-29)（9-33)（9-41)聯(lián)解：在交點處兩式中的變量相同，略去有關(guān)變量

與對角線聯(lián)立解得交點e（xF,xF)。過點e作斜率為q/(q-1)的直線與精餾段操作線交于點d，聯(lián)接cd即得提餾段操作線。二、梯級圖解法

直線方程斜率截距與對角線聯(lián)立解得交點e（xF,xF)。過點e操作線的作法xDabxWcxFe截距斜率fd操作線的作法xDabxWcxFe截距斜率fd2.梯級圖解法求理論板層數(shù)

自對角線上的點a開始，在精餾段操作線與平衡線之間作由水平線和鉛垂線構(gòu)成的階梯，當(dāng)階梯跨過兩操作線的交點d時，改在提餾段操作線與平衡線之間繪階梯，直至階梯的垂線達到或跨過點c為止。二、梯級圖解法

2.梯級圖解法求理論板層數(shù)自對角線上的點a開始，xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；NT=5（包括再沸器）；進料板NF=3x1y1y2xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；3.適宜的進料位置

進料位置對應(yīng)于兩操作線交點d所在的梯級，這一位置即為適宜的進料位置。適宜的進料板位置二、梯級圖解法

3.適宜的進料位置進料位置對應(yīng)于兩操作線交點d所在4.進料熱狀況對理論板層數(shù)的影響

進料熱狀況參數(shù)q值不同，q線的斜率也就不同，q線與精餾段操作線的交點d隨之而變動，從而影響提餾段操作線的位置，進而影響所需的理論板層數(shù)。二、梯級圖解法

4.進料熱狀況對理論板層數(shù)的影響進料熱狀況參數(shù)q進料熱狀況對q線的影響進料熱狀況q值q/（q-1）q線的形狀

冷液進料泡點進料氣液混合物進料露點進料過熱蒸氣進料二、梯級圖解法

進料熱狀況對q線的影響進料熱狀況q值q/（q-1）q線的形進料熱狀況對理論板層數(shù)的影響q值越大，進料溫度越低，平衡線與操作線距離越遠，所需的理論板層數(shù)越少。進料熱狀況對理論板層數(shù)的影響q值越大，進料溫度越低，平衡線三、影響理論塔板數(shù)的因素1.影響的主要因素有、xF、q、R、xD、xW。

一般

減少、xF減少、xD增加

、xW減少——塔板數(shù)增加。2.進料液熱狀態(tài)q的影響：q越?。幔┌鍞?shù)越多。3.適宜的進料位置：兩操作線交點臺階對應(yīng)的板。4.回流比R減少，塔板數(shù)增加（后面討論）5.特別說明，處理原料量qn,F大小與塔板數(shù)無關(guān).三、影響理論塔板數(shù)的因素1.影響的主要因素有、xF、q、R

8．在連續(xù)精餾塔中分離苯—甲苯混合液，其組成為0.48（苯的摩爾分數(shù)，下同），泡點進料。要求餾出液組成為0.95，釜殘液組成為0.05。操作回流比為2.5，平均相對揮發(fā)度為2.46，試用圖解法確定所需理論板層數(shù)及適宜加料板位置。例題：習(xí)題8

x00.050.10.20.30.40.50.60.70.80.91.000.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0解：由氣液平衡方程計算氣液相平衡組成如本題附表所示。8．在連續(xù)精餾塔中分離苯—甲苯混合液，其組成為0.4在x–y圖上作出平衡線，如本題附圖所示。由已知的xD，xF，xW在附圖上定出點a、e、c。精餾段操作線的截距為，在y軸上定出點b，連接點a及點b，即為精餾段操作線。過點e作q線（垂直線）交精餾段操作線于點d。連接cd即得提餾段操作線。從點a開始，在平衡線與操作線之間繪階梯，達到指定分離程度需11層理論板，第5層理論板進料。在x–y圖上作出平衡線，如本題附圖所示。第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.1計算的基本假定9.5.2物料衡算與操作線方程9.5.3理論板層數(shù)的計算

9.5.4回流比的影響及其選擇

第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.11.全回流和最少理論板層數(shù)(1)全回流的概念

若上升至塔頂?shù)恼魵饨?jīng)全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔內(nèi)，該回流方式稱為全回流。

全回流精餾的開工階段全回流的應(yīng)用一、全回流和最小回流比

1.全回流和最少理論板層數(shù)(1)全回流的概念操作線的斜率和截距分別為

全回流操作時不向塔內(nèi)進料，也不從塔內(nèi)取出產(chǎn)品，全塔無精餾段和提餾段之區(qū)分，兩段的操作線合二為一。操作線與對角線重合，操作線方程為一、全回流和最小回流比

操作線的斜率和截距分別為全回流操作時不向塔(2)最少理論板層數(shù)

回流比愈大，完成一定的分離任務(wù)所需的理論板層數(shù)愈少。當(dāng)回流比為無限大，兩操作線與對角線重合，此時，操作線距平衡線最遠，氣液兩相間的傳質(zhì)推動力最大，因此所需理論板層數(shù)最少，以Nmin表示。一、全回流和最小回流比

eacbd01.0xWxy1.0xDxF全回流時作圖法求塔板數(shù)(2)最少理論板層數(shù)回流比愈大，完成一定的分離任務(wù)xDxWxF回流比與理論板層數(shù)的關(guān)系

R越大

NT越少R1<R2<R3R1R2R3xDxWxF回流比與理論板層數(shù)的關(guān)系R越大R1

Nmin用芬斯克(Fenske)方程式計算，芬斯克方程式通過逐板計算法推得*。由汽液平衡方程得

操作線方程為

一、全回流和最小回流比

Nmin用芬斯克(Fenske)方程式計算，芬對于塔頂全凝器第1層理論板的汽液平衡關(guān)系為

第1層和第2層理論板之間操作關(guān)系為

所以

一、全回流和最小回流比

對于塔頂全凝器第1層理論板的汽第1層和第2層理論所以一、全第2層理論板的氣液平衡關(guān)系為

則

重復(fù)上述的計算過程，直至塔釜（塔釜視作第N+1層理論板）為止，可得一、全回流和最小回流比

第2層理論板的氣則重復(fù)上述的計算過程，直至塔釜（塔令

對于全回流操作，N=Nmin一、全回流和最小回流比

幾何平均令對于全回流操作，N=Nmin一、全回流和最小回流比幾對兩組分物系，略去下標(biāo)A、B注意

一、全回流和最小回流比

芬斯克方程式求得的最小理論板層數(shù)不含再沸器

為全塔平均相對揮發(fā)度對兩組分物系，略去下標(biāo)A、B注意一、全回流和最小回流比2.最小回流比(1)最小回流比的概念

對于一定分離任務(wù)，減小操作回流比，兩操作線向平衡線靠近，所需理論板層數(shù)增多。當(dāng)回流比減小到某一數(shù)值，兩操作線的交點d落到平衡線上，此時，若在平衡線與操作線之間繪階梯，將需要無窮多階梯才能到達點d，相應(yīng)的回流比即為最小回流比，以Rmin表示。一、全回流和最小回流比

2.最小回流比(1)最小回流比的概念對于一定分離xDxWxF

R1

R2夾緊區(qū)夾緊點最小回流比斜率xqyq

gxDxWxFR1R2夾緊區(qū)夾緊點最小回流比斜率xqyq(2)最小回流比的求法①作圖法(斜率)一、全回流和最小回流比

最小回流比計算式qadyqxWxqxFxD1.001.0(2)最小回流比的求法①作圖法(斜率)一、全回流和最小回非正常平衡曲線最小回流比的求法一、全回流和最小回流比

非正常平衡曲線最小回流比的求法一、全回流和最小回流比②解析法*

泡點進料

露點進料

一、全回流和最小回流比

②解析法*泡點進料露點進料一、全回流和最小回流比二、適宜回流比的選擇

分離任務(wù)一定（塔頂產(chǎn)品量等一定）R～～操作費用設(shè)備費用塔徑～能耗～R設(shè)備費用塔高理論板數(shù)～～二、適宜回流比的選擇分離任務(wù)一定（塔頂產(chǎn)品量等一定）R～～適宜回流比的選擇1－操作費用2－設(shè)備費用3－總費用適宜回流比的選擇1－操作費用

選擇適宜的回流比需進行經(jīng)濟權(quán)衡，根據(jù)生產(chǎn)實踐經(jīng)驗，取

統(tǒng)計表明，實際生產(chǎn)中的操作回流比以下列范圍使用較多：二、適宜回流比的選擇

適宜回流比計算式選擇適宜的回流比需進行經(jīng)濟權(quán)衡，根據(jù)生產(chǎn)實踐經(jīng)驗，取第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.1計算的基本假定9.5.2物料衡算與操作線方程9.5.3理論板層數(shù)的計算

9.5.4回流比的影響及其選擇

9.5.5簡捷法求理論板層數(shù)

第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.1一、吉利蘭(Gilliland)關(guān)聯(lián)圖

*

精餾塔理論板層數(shù)除了可用前述的逐板計算法和圖解法求算外，還可用簡捷法計算。通常采用的簡捷法為吉利蘭關(guān)聯(lián)圖。吉利蘭關(guān)聯(lián)圖一、吉利蘭(Gilliland)關(guān)聯(lián)圖*精餾塔理論二、求理論板層數(shù)的步驟簡捷法求理論板層數(shù)的步驟

先按設(shè)計條件求出最小回流比Rmin，并選擇操

作回流比R。

計算全回流下的最少理論板層數(shù)Nmin。

利用吉利蘭關(guān)聯(lián)圖，計算全塔理論板層數(shù)N。

用精餾段的最小理論板層數(shù)Nmin1，確定適宜的進料板位置。例題9-9（自學(xué)）二、求理論板層數(shù)的步驟簡捷法求理論板層數(shù)的步驟先按設(shè)計條件第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.6幾種特殊情況理論板層數(shù)的計算*

第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.6一、直接蒸汽加熱

待分離的物系為水溶液1.直接蒸汽加熱應(yīng)用背景及意義直接蒸汽加熱的應(yīng)用背景直接蒸汽加熱的意義

省掉再沸器，減少設(shè)備費

水為難揮發(fā)組分

提高加熱蒸汽利用率，節(jié)約能耗，減少操作費一、直接蒸汽加熱待分離的物系為水溶液1.直接蒸汽加熱應(yīng)用直接蒸汽加熱直接蒸汽加熱

直接蒸汽加熱精餾塔的精餾段操作線和q線與常規(guī)塔相同，但提餾段操作線方程應(yīng)予修正。2.直接蒸汽加熱理論板層數(shù)的計算提餾段總物料衡算：易揮發(fā)組分衡算

一、直接蒸汽加熱

直接蒸汽加熱精餾塔的精餾段操作線和q線與常規(guī)塔相對于塔內(nèi)恒摩爾流動當(dāng)則提餾段操作線與橫軸的交點坐標(biāo)為g(xW,0)一、直接蒸汽加熱

提餾段操作線方程對于塔內(nèi)恒摩爾流動當(dāng)則提餾段操作線與橫軸的交點坐標(biāo)為g(xDabxWcxFefd12345直接蒸汽加熱時理論板層數(shù)的圖解法xDabxWcxFefd12345直接蒸汽加熱時理論板層數(shù)的

物系在低濃度下的相對揮發(fā)度較大，無精餾

段也可達到希望的餾出液組成1.提餾塔的特點及應(yīng)用背景提餾塔的應(yīng)用背景

塔頂進料，塔頂餾出物全部采出，無回流提餾塔的特點

只有提餾段，而沒有精餾段

回收稀溶液中的輕組分二、提餾塔物系在低濃度下的相對揮發(fā)度較大，無精餾

段也可提餾塔裝置示意圖提餾塔裝置示意圖正丁醇－水物系分離的雙塔流程示意圖提餾塔正丁醇－水物系分離的雙塔流程示意圖提餾塔2.提餾塔的理論板層數(shù)的計算

提餾塔的操作線方程與一般精餾塔的提餾段操作線方程相同。二、提餾塔2.提餾塔的理論板層數(shù)的計算提餾塔的操作線方程與一般對于泡點進料操作線方程為

二、提餾塔對于泡點進料操作線方程為二、提餾塔xDabxWcxFefd1234提餾塔理論板層數(shù)的圖解法xDabxWcxFefd1234提餾塔理論板層數(shù)的圖解法三、塔頂采用分凝器

精餾塔的上升蒸氣先進入分凝器，在分凝器中蒸氣部分冷凝，冷凝液作為回流返回塔內(nèi)，未被冷凝的蒸氣進入全凝器，在全凝器中被全部冷凝，冷凝液作為產(chǎn)品采出。通過調(diào)整分凝器中冷卻介質(zhì)的流量或進口溫度，即可調(diào)整精餾塔的回流比。三、塔頂采用分凝器精餾塔的上升蒸氣先進入分塔頂采用分凝器的精餾裝置1－精餾塔2－分凝器3－全凝器y1≠xD（yL=xD）yL與

xL平衡關(guān)系y1與

xL操作關(guān)系操作線方程塔頂采用1－精餾塔2－分凝器3－全凝器y1≠xD（yL=x四、多側(cè)線的精餾塔

在工業(yè)生產(chǎn)中，時常會遇到所分離的原料液組成不同或所需的產(chǎn)品組成不同，此種情況需要采用多側(cè)線的精餾塔。多側(cè)線進料多側(cè)線出料多側(cè)線的精餾塔四、多側(cè)線的精餾塔在工業(yè)生產(chǎn)中，時常會遇到1.多側(cè)線進料

分離組分相同而濃度不同原料液，則應(yīng)在不同塔板位置上設(shè)置相應(yīng)進料口

多側(cè)線進料。兩股進料的精餾塔四、多側(cè)線的精餾塔

精餾段提餾段中間段1.多側(cè)線進料分離組分相同而濃度不同原料液，則應(yīng)在不總物料衡算

易揮發(fā)組分衡算操作線方程

中間段

四、多側(cè)線的精餾塔

總物料衡算易揮發(fā)組分衡算操作線方程中間段四、多側(cè)線的精各段間氣、液負荷的關(guān)系四、多側(cè)線的精餾塔

各段間氣、液負荷的關(guān)系四、多側(cè)線的精餾塔四、多側(cè)線的精餾塔

四、多側(cè)線的精餾塔兩股進料的精餾塔最小回流比的確定由ab線斜率求Rmin1由ck線斜率求Rmin2選則較大者作為Rmin兩股進料的精餾塔由ab線斜率求由ck線斜率求選則較大者作為兩股進料的精餾塔理論板的圖解NT=17（包括再沸器）NF1=5（包括再沸器）NF2=9兩股進料的精餾塔理論板的圖解NT=172.多側(cè)線出料

為了獲得不同規(guī)格的精餾產(chǎn)品，則可根據(jù)所要求的產(chǎn)品組成在塔的不同位置上開設(shè)側(cè)線出料口

多側(cè)線出料。四、多側(cè)線的精餾塔

有側(cè)線采出的精餾塔精餾段提餾段中間段2.多側(cè)線出料為了獲得不同規(guī)格的精餾產(chǎn)品，則總物料衡算

易揮發(fā)組分衡算操作線方程

中間段

四、多側(cè)線的精餾塔

總物料衡算易揮發(fā)組分衡算操作線方程中間段四、多側(cè)線的精有側(cè)線采出精餾塔的操作線有側(cè)線采出精餾塔的操作線第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.7連續(xù)精餾裝置的熱量衡算與節(jié)能

一、連續(xù)精餾裝置的熱量衡算第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.7一、連續(xù)精餾裝置的熱量衡算冷凝器的熱量衡算kJ/h冷凝器的熱負荷

以單位時間為基準，對冷凝器熱量衡算（忽略熱損失）1.冷凝器的熱負荷及冷卻介質(zhì)消耗量

一、連續(xù)精餾裝置的熱量衡算冷凝器的kJ/h冷凝器的以冷卻介質(zhì)消耗量由則kg/h故汽化熱一、連續(xù)精餾裝置的熱量衡算冷卻介質(zhì)消耗量由則kg/h故汽化熱一、連續(xù)精餾裝置的熱量衡算再沸器的熱量衡算以單位時間為基準，對再沸器熱量衡算kJ/h再沸器的熱負荷一、連續(xù)精餾裝置的熱量衡算2.再沸器的熱負荷及加熱介質(zhì)消耗量

再沸器的以單位時間為基準，對再沸器熱量衡算kJ/h再沸器的一由設(shè)則故汽化熱一、連續(xù)精餾裝置的熱量衡算由設(shè)則故汽化熱一、連續(xù)精餾裝置的熱量衡算再沸器熱損失加熱介質(zhì)消耗量飽和蒸汽加熱

QL

=(0.2～0.3)QBkg/h加熱蒸汽的汽化熱一、連續(xù)精餾裝置的熱量衡算再沸器熱損失加熱介質(zhì)消耗量飽和蒸汽加熱QL=(0.2二、精餾過程的節(jié)能途徑1.減小操作回流比R～～～能耗R～NTNP一定，需提高ET示例采用高性能新型塔板代替原有塔板，提高效率采用高效塔填料代替原有塔板，提高效率二、精餾過程的節(jié)能途徑1.減小操作回流比R～～～能耗R～2.降低塔釜操作溫度

塔壓降△P～釜溫tW～能耗采用高效塔填料代替原有塔板，降低塔壓降示例二、精餾過程的節(jié)能途徑2.降低塔釜操作溫度塔壓降△P～釜溫tW～能耗采用高效塔3.熱泵精餾

將塔頂蒸汽絕熱壓縮升溫，作為再沸器的熱源，將再沸器中的液體部分汽化，而壓縮氣體本身冷凝成液體，經(jīng)節(jié)流閥后一部分作為塔頂產(chǎn)品采出，另一部分作為塔頂回流液。二、精餾過程的節(jié)能途徑3.熱泵精餾將塔頂蒸汽絕熱壓縮升溫，作為再沸器的熱熱泵精餾技術(shù)1.精餾塔；2.壓縮機3.再沸器；4.節(jié)流閥二、精餾過程的節(jié)能途徑熱泵精餾技術(shù)1.精餾塔；2.壓縮機二、精餾過程的節(jié)能途徑4.多效精餾

將幾個精餾塔串聯(lián)，操作壓力依次降低，前一精餾塔的塔頂蒸汽作為后一精餾塔的再沸器的加熱介質(zhì)，故除兩端精餾塔外，中間的精餾塔不需從外界引入加熱和冷卻介質(zhì)。

二、精餾過程的節(jié)能途徑4.多效精餾將幾個精餾塔串聯(lián)，操作壓力依次降低，前多效精餾技術(shù)p1>p2>p3t1>t2>t3二、精餾過程的節(jié)能途徑多效精餾技術(shù)p1>p2>p3二、精餾過程5.原料預(yù)熱

將原料預(yù)熱可回收精餾過程的熱能，減少精餾過程的能耗。原料預(yù)熱有兩種流程：

用塔頂蒸氣預(yù)熱原料

用塔釜采出液預(yù)熱原料二、精餾過程的節(jié)能途徑5.原料預(yù)熱將原料預(yù)熱可回收精餾過程的熱能，減少精二、精餾過程的節(jié)能途徑原料預(yù)熱回收精餾過程的熱能二、精餾過程的節(jié)能途徑原料預(yù)熱回收精餾過程的熱能二、精餾過程的節(jié)能途徑原料預(yù)熱回收精餾過程的熱能二、精餾過程的節(jié)能途徑原料預(yù)熱回收精餾過程的熱能第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.8精餾過程的調(diào)節(jié)第九章蒸餾9.5兩組分連續(xù)精餾的計算9.5.8一、精餾塔的調(diào)節(jié)進料濃度的影響：當(dāng)xF降至x’F，若R和D/F(得率）不變，精操線斜率不變。但xF下降使塔板上y,x均減小，xD和xW

也隨之下降，精餾段操作線將平行下移。要維持原xD不變，可采取增大R或減少D/F的調(diào)節(jié)方法。(1)R

，精溜段操線斜率L/V

；而提餾段操線斜率L’/V’

，兩操作線與平衡線距離

，傳質(zhì)推動力

，塔板分離能力

。若x’F下降不大，可在D/F不變的情況下維持xD不變，但塔頂冷凝器和塔釜再沸器