化學工程與工藝精餾原理與過程.ppt

1、第六章 蒸餾 Distillation,6.1 雙組分溶液的汽液相平衡 6.2 蒸餾與精餾原理 6.3 雙組分連續(xù)精餾的計算與分析 6.4 間歇精餾 6.5 恒沸精餾與萃取精餾 6.6 板式塔,分離的目的：,濃縮：除去溶劑； 純化：除去雜質(zhì)； 分離：將混合物分成兩種或多種目的產(chǎn)物； 反應(yīng)促進：把化學反應(yīng)或生化反應(yīng)的產(chǎn)物連續(xù)取出，以提高反應(yīng)速率。,概 述,吸收 蒸餾 萃取 吸附、結(jié)晶 沉降 非均相物系 過濾 干燥,分離過程,均相物系,混合物可分為非均相物系和均相物系,均相物系的分離條件是必須造成一個兩相物系，然后依據(jù)物系中不同組分間某種物性的差異，使其中某個組分或某些組分從一相向另一相轉(zhuǎn)移，以達

2、到分離的目的。,蒸餾：利用液體混合物中各組分揮發(fā)性的差異 來分離液體混合物的傳質(zhì)過程。,沸點低的組分稱為易揮發(fā)組分，高的為難揮發(fā)組分,按生產(chǎn)方式分為間歇蒸餾和連續(xù)蒸餾 按蒸餾方式分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾和特殊精餾等 按操作壓強分為常壓、減壓、加壓蒸餾 按待分離混合物中組分數(shù)不同分為雙組分和多組分蒸餾,分類：,6.1 雙組分溶液的汽液相平衡,6.1.1 雙組分理想物系的汽液平衡 一、相律 在物理化學中，我們學習過相律，即：,式中F自由度數(shù)； C 獨立組分數(shù)； 相數(shù)。,對雙組分的汽液相平衡，由相律知其自由度數(shù)為2。,二、雙組分理想物系的汽液平衡函數(shù)關(guān)系 所謂理想物系，即指液相為理想溶液，遵循拉

3、烏爾定律；汽相為理想氣體，遵循道爾頓分壓定律。,拉烏爾定律：,為溶液溫度下純組分A和B的飽和蒸氣壓 可查有關(guān)手冊或由下面安托因方程求得：,當溶液沸騰時，溶液上方的總壓等于各組分的蒸氣壓之和：,由上式得：,揮發(fā)度與相對揮發(fā)度,揮發(fā)度：某組分的溶液蒸汽壓與該組分的摩爾分率之比， 表示物質(zhì)揮發(fā)能力大小的物理量,對理想溶液：,相對揮發(fā)度：易揮發(fā)組分揮發(fā)度與難揮發(fā)組分揮發(fā)度之比， 即：,對雙組分溶液，氣相遵循道爾頓分壓定律，則：,上式稱為汽液相平衡方程。越大，分離越容易。,對理想溶液，有,整理并略去下標，得,三、雙組分理想溶液的汽液平衡相圖,溫度-組成（t-x-y)圖,苯甲苯混合液的t-x-y圖,x-y

4、圖,苯甲苯混合液的x-y圖,注意：,上述的平衡曲線是在恒定的壓強（總壓為1atm） 下測得的。對同一物系而言，混合液的平衡溫度愈高 ，各組分間揮發(fā)度差異愈小，即相對揮發(fā)度愈小， 因此蒸餾壓強愈高，平衡溫度隨之升高， 減小，分 離變得愈難，反之亦然。但實驗也表明，在總壓變化 范圍為20-30%下，x-y平衡曲線變動不超過2%，因此在 總壓變化不大時，外壓對平衡曲線的影響可以忽略。,6.1.2 雙組分非理想物系的汽液平衡,根據(jù)溶液的蒸汽壓偏離拉烏爾定律的方向，一般可將非理想溶液分成兩大類： 、正偏差溶液 當異分子間吸引力 小于同分子間吸引力 和 時，溶液中組分的平衡分壓比拉烏爾定律預(yù)計的高，即 ，

5、 。屬于該類的物系甲醇水、乙醇水、苯乙醇等。 、負偏差溶液 當異分子間吸引力 大于同分子間吸引力 和 時，溶液中組分的平衡分壓比拉烏爾定律預(yù)計的低，即 ， 。屬于該類的有硝酸水、氯仿丙酮等物系。,6.2 蒸餾與精餾原理,平衡蒸餾和簡單蒸餾均為單級蒸餾操作過程，通常用于混合液中各組分揮發(fā)度相差較大，對分離要求又不高的場合。,6.2.1 平衡蒸餾 平衡蒸餾裝置,平衡蒸餾裝置,一、物料衡算,總物料衡算：F=D+W 易揮發(fā)組分的衡算,聯(lián)立上兩式得：,設(shè)液相產(chǎn)物占總加料量F的分率為q，q叫做液化率，其值0q1；而D/F叫做汽化率，則：,在x-y圖上，上式代表通過點（xf，xf)的直線，其斜率為q/(q-

6、1)。,二、熱量衡算,節(jié)流減壓，液體部分汽化所需的熱量來自于物料放出的顯熱，即：,三、汽液平衡關(guān)系,若已知原料液流量F、組成xf、溫度tf及汽化率，則聯(lián)立上式，即可求得平衡的氣液相組成及溫度。圖解法如下：,及,平衡蒸餾圖解計算,6.2.2 簡單蒸餾 簡單蒸餾裝置,簡單蒸餾又稱微分 蒸餾，是一種單級 蒸餾操作，常以間 歇方式進行。,簡單蒸餾裝置,一、簡單蒸餾計算,簡單蒸餾為非穩(wěn)態(tài)過程，需要進行微分計算。,假設(shè)簡單蒸餾某瞬間釜液量為L kmol、組成為x，經(jīng)微分時間d后，釜液量變?yōu)長+dL、組成變?yōu)閤+dx，而蒸出的餾出液量為dD、組成為y，且y與x呈平衡關(guān)系。在d時間內(nèi)作物料衡算：,總物料：,易

7、揮發(fā)組分：,dD=-dL,Lx=(L+dL)(x+dx)+ydD,聯(lián)解，并略去二階無窮小量得：,則上式積分可得：,設(shè)初始時，釜液量為F，組成為x1; 結(jié)束時，釜液量為W，組成為x2。,若已知氣液平衡關(guān)系，則可求出餾出液組成、釜殘液組成與釜殘液量（或餾出液量）之間的關(guān)系。則積分可得：,餾出液的組成隨時間而變，其平均組成可通過一批操作的物料衡算求得，即：,總物料：,易揮發(fā)組分：,D=F-W,聯(lián)立得：,6.2.3 精餾原理 一、精餾過程原理 上述的平衡蒸餾和簡單蒸餾 都是單級分離過程，分離所 能達到的程度有限。而精餾 是多級分離過程，同時進行 多次部分汽化和部分冷凝的 過程，可使混合液得到幾乎 完全

8、的分離。,1、部分汽化和部分冷凝 由A點的冷液體到B點的過熱蒸汽的加熱過程，B點的過熱蒸汽到A點的冷液體的冷卻過程可知，部分汽化或部分冷凝可以獲得濃度有顯著差異的汽液兩相，將該汽液兩相分開，便可使液體混合物得到初步分離。,2、多次部分汽化和多次部分冷凝 若將該汽液兩相分別多次部分汽化和多次部分冷凝，則可將液體混合物幾乎完全分離。多次部分汽化、冷凝的流程示意圖如下，該過程原理可在t-x-y圖上看出，而且溫度是塔底高、塔頂?shù)汀?多次部分汽化、多次部分冷凝雖然能獲得幾乎純凈的兩個組分，但最后得到的幾乎純凈的組分的量很少，另外，流程復雜、能耗高，因此，這種方法(流程)實際上是行不通的。,3、初始精餾操

9、作流程 如果將部分汽化、部分冷凝分別得到的液體L2，L3，Ln、氣體V2，V3Vm分別送回到它們的前一分離器中，則任一分離器有來自下一級的蒸汽和來自上一級的液體。汽液兩相在該分離器接觸，同時實現(xiàn)部分冷凝和部分汽化，并產(chǎn)生新的汽液兩相。這樣除最上和最下一級外，中間各級的冷凝器和汽化器都可省去。若用塔板取代中間各級的分離器，就得到板式精餾塔。,4、精餾操作條件 板式精餾塔如圖所示。精餾塔除了塔板外，在塔頂還有冷凝器，在塔底還有再沸器。因為塔頂如果沒有回流液體返回精餾塔，則塔頂最上一層塔板的傳質(zhì)就無法進行，同樣塔底如果沒有上升蒸汽返回精餾塔，則塔底最下一層塔板的傳質(zhì)也無法進行。 5、塔板的作用 塔板

10、是開有許多小孔的圓板，在精餾塔內(nèi)放有許多塔板，以第n層板為例來說明塔板的作用，其上為第n-1層板，其下為第n+1層板。來自n-1層板組成為xn-1的液體與來自n+1層板組成為yn+1的蒸汽在第n層板上接觸。由于xn-1與yn+1不平衡，而且蒸汽的溫度（tn+1）比液體的溫度（tn-1）高，所以，組成為yn+1的蒸汽在第n層板上部分冷凝，并使xn-1的液體部分汽化。假設(shè)蒸汽和液體充分接觸，并在離開第n層板時達到相平衡，則yn與xn平衡，且ynyn+1，xnxn-1。這說明塔板主要起到了傳質(zhì)作用，使蒸汽中易揮發(fā)組分的濃度增加，同時也使液體中易揮發(fā)組分的濃度減少。,精餾操作流程示意圖：,二、精餾操作

11、 上述的多次部分汽化和部分冷凝是在精餾塔中進行的。精餾塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料，前者稱為板式塔，后者則稱為填料塔?，F(xiàn)以板式塔為例說明精餾塔的操作情況。,塔板示意圖,精餾塔內(nèi)只要有足夠多的塔板數(shù)，就可使混合液達到所要求的分離程度。但必須保證塔板上始終有一定的液層和與之接觸的汽相，實現(xiàn)汽液兩相的傳質(zhì)和傳熱過程，所以精餾塔必須從塔底引入上升蒸氣流和從塔頂引入下降液流（稱為回流）?；亓魇蔷s操作不同于平衡蒸餾和簡單蒸餾的重要區(qū)別。,若離開某塔板的氣液兩相達到平衡狀態(tài)，則稱該板為理論板。,6.2.4 精餾操作流程 連續(xù)精餾操作流程,化工生產(chǎn)以連續(xù)精餾為主。連續(xù)精餾操作流程見右圖。將原料進入

12、的那層板稱為加料板，其上為精餾段，其下為提餾段。,連續(xù)精餾操作流程,6.2.4 精餾操作流程 間歇精餾操作流程,右圖所示為間歇精餾操作流程。原料液一次加入塔釜內(nèi)，釜液濃度隨時間不斷變化，產(chǎn)品組成也逐漸降低。當釜液達到規(guī)定組成后，精餾操作即被停止。,間歇精餾操作流程,6.3.1計算的基本假定 一、理論板的概念 理論板的假定： 1、塔板上下各處的氣相和液相組成一致； 2、離開該板的氣液兩相組成互相平衡。,理論板可作為衡量實際板分離效率的標準。在設(shè) 計中，先求得理論板數(shù)，然后用塔板效率予以校正 ，即可求得實際塔板數(shù)。,6.3 雙組分連續(xù)精餾計算,二、恒摩爾流假定 恒摩爾氣流： 1、精餾段內(nèi)每層板上升

13、蒸氣摩爾流量均相等 2、提餾段內(nèi)每層板上升蒸氣摩爾流量均相等,恒摩爾液流：,1、精餾段內(nèi)每層板下降液體摩爾流量均相等 2、提餾段內(nèi)每層板下降液體摩爾流量均相等,恒摩爾流假設(shè)必須滿足的條件是：, 各組分的摩爾汽化潛熱相等； 氣液接觸時因溫度不同而交換的顯熱可以忽略； 塔設(shè)備保溫良好,熱損失可也忽略.,塔板上有多少摩爾的蒸汽冷凝，就有多少摩爾的液體汽化。因此該精餾過程屬等摩爾反向擴散傳質(zhì)過程。對于多數(shù)有機同系物和許多相近的理想體系，各組分的摩爾氣化熱相差不大.恒摩爾流假設(shè)均適用.,一、全塔物料衡算,以單位時間為基準，對連續(xù)精餾塔作全塔物料衡算：,連續(xù)精餾塔的物料衡算,6.3.2 物料衡算和操作線方

14、程,在精餾計算中，對易揮發(fā)組分或難揮發(fā)組分， 有時還用回收率來表示，即：,塔頂易揮發(fā)組分回收率,塔底難揮發(fā)組分回收率,二、精餾段操作線方程,在右圖虛線范圍內(nèi)作 物料衡算，以單位時間 為計算基準，即：,精餾段操作線方程的推導,式中 xn精餾段中第n層板下降液 體中易揮發(fā)組分的摩爾分率 yn+1精餾段中第n+1層板上升 蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率,將上兩式整理后得：,令R=L/D稱為回流比，則：,以上兩式均稱為精餾段操作線方程式。在x-y圖 中，均表示為線性關(guān)系，其斜率為R/ ( R+1 ) ， 截距為xD/(R+1)。,三、提餾段操作線方程,在右圖虛線范圍內(nèi)作物料 衡算，以單位時間為計算 基準，

15、即：,提餾段操作線方程的推導,式中:xm提餾段中第m層板下降 液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率 ym+1提餾段中第m+1層板上 升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率。,將上兩式整理后得：,此式稱為提餾段操作線方程式。在x-y圖中，此 式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第 m 層 板下降液體組成xm 與其相鄰的下層板（第m+1層） 上升蒸氣組成y m+1 之間的關(guān)系。根據(jù)恒摩爾流假 定，L 為定值，且在定態(tài)操作時，W和xW也為定值 ，故上式在x-y圖中也是直線。,提餾操作線： c點：（xW，xW） 截距：-WxW /V,四、 操作線方程在x-y圖上的畫法,精餾操作線： a點：( xD， xD） 截距：xD

16、 /(R+1),x,y,0,1.0,1.0,xD,a,b,xW,c,d,e,精餾段操作線方程,提餾段操作線方程,6.3.3 進料熱狀況和進料線方程,1) 進料 5 種熱狀況 在實際生產(chǎn)中, 如右圖所示, 引入精餾塔內(nèi)的原料可能有五種不同狀況, 即：低于泡點的冷液體；泡點下的飽和液體；氣液混合物；飽和蒸氣；過熱蒸氣。 進料熱狀況不同, 將直接影響其上.下兩段上升蒸氣和下降液體的流量.,1. 進料熱狀況的影響,設(shè)第 m 塊板為加料板，對右圖所示的虛線范圍, 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:,2) 進料熱狀況參數(shù),總物料衡算：,輕組分物料衡算：,熱量衡算：,可得：,

17、加料熱狀態(tài)參數(shù)q的大小與進料焓值IF 直接相關(guān).,定義,即為加料熱狀態(tài)參數(shù),q的意義:以1kmol/h進料為基準時, 提餾段中的液體流量較精餾段增大的kmol/h數(shù).,提餾段操作方程的常用表達式.,2. q(進料)線方程,在進料板上, 同時滿足精餾段和提餾段的物料衡算, 故兩操作線的交點落在進料板上。當q為定值，改變塔操作為回流比時，兩操作線交點軌跡即q線。聯(lián)立兩操作線方程式,因q為一常數(shù), 故一定狀態(tài)進料時q線為直線. 不同的加料熱狀態(tài)對應(yīng)著不同的 q 值, 也就對應(yīng)著不同的 q 線.,代入L-L=q F、 V-V=(q-1)F. 得q線方程,進料熱狀況不同, q值就不同, 因此直接影響精餾

18、塔內(nèi)兩段上升蒸汽和下降液體量之間的關(guān)系, 如圖所示. 冷液體進料, q1; 飽和液體進料, q=1; 氣液混合物進料,q=01;飽和蒸汽進料, q=0;過熱蒸汽進料, q0.,6.3.4 理論板層數(shù)的求法,1. 逐板計算法,提餾段操作線方程：,相平衡方程式：,或,第一板：,精餾段操作線方程：,條件：塔頂全凝，泡點回流,第二板：,第三板：,第m+1板：,第m板：,第m板為進料板,第N板：,在計算過程中, 每使用一次平衡關(guān)系, 表示需要一層理論板. 由于一般再沸器相當于一層理論板. 結(jié)果: 塔內(nèi)共有理論板N塊, 第N板為再沸器, 其中精餾段m-1塊, 提餾段N-m+1塊 (包括再沸器), 第m板為

19、進料板。,逐板計算法是求理論塔板數(shù)的基本方法, 計算結(jié)果較準確,且可求得每層板上的氣液相組成. 但該法比較繁瑣,尤其當理論板層數(shù)較多時更甚. 現(xiàn)由計算程序處理, 比較好.,例 常壓下用連續(xù)精餾塔分離含苯44%的苯一甲苯混合物. 進料為泡點液體，進料流率取100 kmol/h為計算基準。要求餾出液中含苯不小于 94 %. 釜液中含苯不大于8 %(以上均為摩爾百分率). 設(shè)該物系為理想溶液相對揮發(fā)度為2.47. 塔頂設(shè)全凝器，泡點回流，選用的回流比為3. 試計算精餾塔兩端產(chǎn)品的流率及所需的理論塔板數(shù)。 ,解：由全塔物料衡算：FDW ;FxFDxDWxW 將已知值代入, 可解得D41.86kmol/

20、h;W=58.14kmol/h,精餾段操作方程為:,泡點液體進料時q=1,提餾段操作方程為:,相平衡方程為,對于泡點進料, xF =xq =0.44. 第1塊板上升蒸氣組成y1=xD=0.94. 第1塊板下降液體組成x1由相平衡方程式計算:,第2板上升蒸汽組成由精餾段操作方程計算,第2板下降液體組成由相平衡方程計算，可得,故第5 板為進料板; 習慣上, 將進料板包括在提餾段內(nèi), 故精餾段有4 塊理論塔板. 自第5 塊開始, 應(yīng)改用提餾段操作方程式.由xn求下一板上升蒸汽組成yn+1.,故所求的總塔板數(shù)為9塊（包括再沸器）。,因為,因為,如此逐級往下計算，可得,2. 圖解法-McCabe-Thi

21、ele, M-T法 圖解法求理論板層數(shù)的基本原理與逐板計算法的完全相同,只不過是用平衡曲線和操作線分別代替平衡方程和操作線方程,用簡便的圖解法代替繁雜的計算而已,圖解法中以直角梯級圖解法最為常用.雖然圖解的準確性較差,但因其簡便,目前在兩組分精餾中仍被廣泛采用。,1) 操作線的作法 首先根據(jù)相平衡數(shù)據(jù), 在直角坐標上繪出待分離混合物的x-y 平衡曲線, 并作出對角線. 如圖所示.,在x=xD 處作鉛垂線, 與對角線交于點a, 再由精餾段操作線的截距xD /(R+1) 值, 在y 軸上定出點b, 聯(lián)ab. ab為精餾段操作線. 在x=xF 處作鉛垂線, 與對角線交于點e, 從點e作斜率為q /(

22、q-1)的q線ef, 該線與ab交于點d. 在x=xW 處作鉛垂線, 與對角線交于點c, 聯(lián)cd. cd為提留段操作線.,2) 求N 的步驟 自對角線上a點始, 在平衡線與精餾段操作線間繪出水平線及鉛垂線組成的梯級. 如圖所示. 當梯級跨過兩操作線交點d 時, 則改在平衡線與提餾操作線間作梯級, 直至某梯級的垂直線達到或小于xW為止. 每一個梯級代表一層理論板. 梯級總數(shù)即為所需理論板數(shù).,有時塔頂出來的蒸氣先在分凝器中部分冷凝, 冷凝液回流, 未冷凝的蒸氣經(jīng)全凝器后,凝液作為塔頂產(chǎn)品. 因為離開分凝器的氣液兩相相互呈平衡, 相當于1層理論板. 故此時精餾段層數(shù)應(yīng)少1.,梯級含義：如第一梯級

23、由a點作水平線與平衡線交于點1(y1, x1), 相當于用平衡關(guān)系由y1求得x1；再自點1作垂線與精餾段操作線相交, 交點坐標為(y2, x1), 即相當于用操作線關(guān)系由x1求得y2。作圖法與逐板計算法等價。,如圖所示. 若梯級已跨過兩操作線的交點e , 而仍在精餾段操作線和平衡線之間繪梯級, 由于交點d 以后精餾段操作線與平衡線的距離較提餾段操作線與平衡線之間的距離來得近, 故所需理論板層數(shù)較多. 反之，如還沒有跨過交點, 而過早的更換操作線, 也同樣會使理論板層數(shù)增加. 由此可見, 當梯級跨過兩操作線交點后便更換操作線作圖, 所定出的加料板位置為適宜的位置.,如前所述，圖解過程中當某梯級跨

24、過兩操作線交點時，應(yīng)更換操作線?？邕^交點的梯級即代表適宜的加料板(逐板計算時也相同), 這是因為對一定的分離任務(wù)而言, 如此作圖所需的理論板層數(shù)為最少.,3. 適宜的進料位置,6.3.5 特殊情況時的理論板層數(shù)的計算,1. 直接蒸汽加熱,若待分離的混合液為水溶液, 且水是難揮發(fā)組分, 即餾出液為非水組分. 釜液近于純水, 這時可采用直接加熱方式, 以省掉再沸器. 直接蒸汽加熱時理論板層數(shù)的求法, 原則上與上述的方法相同. 精餾段的操作情況與常規(guī)塔的沒有區(qū)別, 故其操作線不變. q線的作法也與常規(guī)的作法相同. 但由于釜中增多了一股蒸汽, 故提餾段操作線方程應(yīng)予修正.,對上圖所示的虛線范圍作物料衡

25、算，即：,總物料,易揮發(fā)組分,一般y0=0,對于同一種進料組成.狀況及回流比, 若希望得到相同的餾出液組成及回收率時, 利用直接蒸氣加熱時所需理論板層數(shù)比用間接蒸氣加熱時的要稍多些，這是因為直接蒸氣的稀釋作用，故需增加塔板層數(shù)來回收易揮發(fā)組分。,直接蒸氣加熱時的提餾段操作線方程式, 它和精餾段操作線的交點軌跡方程仍然是q線, 但提餾段操作線通過橫軸上的x=xW 點，即圖6-20中的點g, gd為提餾段操作線。,2. 多側(cè)線的塔,在工業(yè)生產(chǎn)中，有時要求獲得不同規(guī)格的精餾產(chǎn)品，此時可根據(jù)所需的產(chǎn)品濃度在精餾段(或提餾段)不同位置上開設(shè)側(cè)線出料口；有時為分離不同濃度的原料，則宜在不同塔板位置上設(shè)置不

26、同的進料口。這些情況均構(gòu)成多側(cè)線的塔。若精餾塔中共有 i 個側(cè)線(進料口亦計入)，則計算時應(yīng)將全塔分成(i +1)段。通過每段的物料衡算，分別寫出相應(yīng)的操作線方程式。圖解理論板層數(shù)的原則與前述相同。,6.3.6 回流比的影響及其選擇,回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件, 也是影響精餾操作費用和投資費用的重要因素, 對于一定的分離任務(wù)（即F. xF. q. xW. xD一定）而言, 應(yīng)選擇適宜的回流比. 回流比有兩個極限值, 上限為全回流時的回流比, 下限為最小回流比, 實際回流比為介于兩極限值之間的某適宜值.,若塔頂上升蒸氣經(jīng)冷凝后，全部回流至塔內(nèi)，這種方式稱為全回流。此時，塔頂產(chǎn)品為零，

27、通常F 及W 也均為零-既不向塔內(nèi)進料，亦不從塔內(nèi)取出產(chǎn)品。全塔也就無精餾段和提餾段之區(qū)分，兩段的操作線合二為一。,全回流時的回流比為：,斜率,此時在x-y圖上操作線與對角線相重合, 操作線方程式為yn+1=xn 顯然, 此時操作線和平衡線的距離最遠, 因此達到給定分離程度所需的理論板層數(shù)為最小，以Nmin 表示。,Nmin可在 x - y 圖上的平衡線和對角線間直接圖解求得,也可以從芬斯克（Fenske）方程式計算得到：,1） 全回流和最少理論板數(shù) 回流比的上限是全回流 ，這時塔頂上升的蒸氣經(jīng)冷凝后全部回 流入塔，不采出餾出液。因D=0，由全塔物料恒算得， ， ，故進料和出料已顯得無意義，事

28、實上全回流時無進料和出料，因而無精餾段和提餾段之分，如圖所示。,V,y,N,若逐板計算至進料位置，令 ，可得到精餾段所需的最少理論 板數(shù)：,在任意一塊理論板n上，存在如下關(guān)系： （1）相平衡方程，有 （2）操作線方程，可寫成 ， 從塔頂開始交替應(yīng)用平衡線和操作線方程進行逐板計算，求得最少理論板數(shù),2）最小回流比,最小回流比 可用作圖法或解析法求得。,特殊理想體系的最小回流比,（1）作圖法 作出最小回流比時的操作線，如圖所示。再利用下式計算： 或者,2）解析法 對于理想體系，最小回流比時精餾段的操作線通過平衡線與線的交點。 當泡點進料（q）時，q線方程為 ，點的坐標為 。求得的最小回流比為 同樣

29、，露點進料（q）時，線方程為 ，點的坐標為， 求得的最小回流比為,吉利蘭關(guān)聯(lián)圖近似用如下的數(shù)學式表示： 研究表明，精餾段和全塔的理論板數(shù)之比 近似滿足： 利用吉利蘭關(guān)聯(lián)圖及上式可進行精餾塔理論塔板數(shù)的簡捷計算，簡稱理論板數(shù)的捷算法。,3）適宜回流比的選取和理論板數(shù)的捷算法 全回流和最小回流比十精餾塔設(shè)計中的最大值和最小值，實際選用的回流比應(yīng)該介于兩者之間。,側(cè)線出料的精餾塔,當需要獲得不同組成的兩種或多種產(chǎn)品時，可在塔內(nèi)相應(yīng)組成的塔板上安裝側(cè)線以抽出產(chǎn)品。,以有一個側(cè)線出料的精餾塔為例： 精餾塔分為三段，各段操作線可通過相應(yīng)的物料衡算導出。 圖解理論板數(shù)的原則與前述相同。,各操作線仍由相關(guān)塔段的物料衡算導出，q 線由加料熱狀態(tài)確定。,多股加料的精餾塔,以有兩股進料的精餾塔為例： 精餾塔以兩進料板為界分為上、中、下三段，各段內(nèi)上升與下降的汽、液相摩