兩組分連續(xù)精餾

1、第 5 節(jié) 兩組分連續(xù)精餾的計算1掌握的內(nèi)容：(1) 精餾塔物料衡算的應用。(2) 操作線方程和 q 線方程及其在 x-y 圖上的作法和應用。(3) 理論板和實際板數(shù)的確定(逐板計算法和圖解法) 、塔高和塔徑的計算。(4) 進料熱狀況參數(shù) q 的計算及其對精餾操作的影響。(5) 全回流時最小理論板數(shù)，最小回流比的計算，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) 精餾塔的操作型計算。本章重點：物料衡算式的應用，操作線方程

2、和q線方程的應用及其在 x-y圖上的作法，理論板數(shù)和最小回流比的計算，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：進料熱狀況參數(shù)的計算，最小回流比的計算，進料熱狀況對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：指離開該板的氣液兩相達到平衡狀態(tài)，且兩相溫度相等的塔板。實際上，理論板是不存在的，它僅用作衡量實際塔板分離效率的一個標準。理論板的概念對精餾過程的分析和計算是十分有用的。二、恒摩爾流假定1恒摩爾氣流：是指在精餾塔內(nèi)，為簡化精餾計算，通常引入塔內(nèi)恒摩爾流動的假定。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圖1-9的連續(xù)精餾裝置做物料衡算，并以單位時間

4、為基準，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（釜殘液）流量，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)組分的摩爾分數(shù)。D/F應該指出，在精餾計算中，分離要求可以用不同形式表示，如:W/ F釜殘液的采出率：Xd -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，應滿足全塔總衡 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%，釜殘液組成為 2%。試求餾出液和釜殘 液的流量kmol/h ;餾出液中易揮發(fā)組分的回收率和釜殘液中難揮發(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釜殘液組成：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%釜殘液難揮發(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精儲段操作線方程的推導對圖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，以單位時間為基準，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，摩爾分數(shù);xn精餾段中任意第n層板下降的液體組成，摩爾分數(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法作圖， b點由截距R - 1確定；a點（Xd，Xd），則略去精餾段操作線方程中變量的下標，由精餾段操作線方程與對角線方程聯(lián)立可得。連接a、b兩點的直線，即為精餾段操作線。也可由點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、推導對圖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，摩爾分數(shù)；ym 1 提餾段中任意第 m+1層板上升的蒸汽組成，摩爾分數(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_ 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)，而且還受進料量及進料熱狀況的影響。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)組分摩爾分數(shù)， 下同）。進入該板的氣相組成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:進料熱狀況的影響和進料線方程、進料熱狀況的影響1進料五種熱狀況在實際生產(chǎn)中，弓I入精餾塔內(nèi)的原料可能有五種不同狀況，即：低于泡點的冷液體;泡點下的飽和液體；氣液混合物；飽和

12、蒸氣；過熱蒸氣。2、進料熱狀況對上升蒸汽量和下降液體量的影響進料熱狀況不同，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進料熱狀況對進料板上、下各流股的影響a冷液體進料 b飽和液體進料 c氣、液混合物進料e過熱蒸氣進料 冷液體進料（q>1）L L F V V 飽和液體進料（q=1）L 二 L F V =V 氣液混合物進料（q=01）L ： L F V ： V飽和蒸汽進料（q=0）L =L V =V F過熱蒸汽進料（q<0）L ,L V V F進料熱狀況不同，將直接影響進料板上、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 進料熱狀況參數(shù)圖1- 13進料板上的物料衡算和焓衡算對圖1-13所示的虛線范圍分別作進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 分別表示進料板上、下處飽和蒸氣的焓，1 L、IL 分別表示進料板上、下處飽和液體的焓， 由于進料板上、下處的溫度及氣、液濃度都比較接近， 故：I V ：T V , I L I L以單位時間為基準，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稱為進料熱狀況參數(shù)。對各種進料熱狀況都可用上式計算q值。于是由上兩式得出精餾塔內(nèi)兩段的氣、液相流量與進料量及進料熱狀況參數(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)對定態(tài)精餾過程而言，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 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)，如圖點法作出。略去提餾段操作線方程中變量的下標與對角線方程聯(lián)解得出點1-11上的點C所示。為了反映進料熱狀況的影響，故通常找出兩操作線的交點，將C點與該點連接而得出提餾段操作線。、進料方程（q線方程）1. 進料方程因在交點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，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)上式稱為進料線方程。該方程為代表兩操作線交點的軌跡方程。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。此線作法：q線方程與對角線方程聯(lián)解得交點e（XF, Xf）,過點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d,連接c、d兩點即得到提餾段操作線， 如圖1-11所示。2 進料熱狀況對q線及操作線的影響。進料熱狀況不同，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隨之 而變，從而提餾段操作線的位置也相應變動。當進料組成、回流比和分離要求一定時，五種不同進料狀況對q線及操作線的影響如圖1-15所示。圖進料熱狀況對操作線的影響不同進料熱狀況對 q線的影響情況列于表 1-1中。1-1進料熱狀況對g

17、銭的影響逬料煤狀況進料的熔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過熱離氣<0+爲（/）例1-4 一常壓精餾塔，分離進料組成0.44 （摩爾分數(shù)）的苯-甲苯混合液，求下述進料狀況下的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為進料中的熱狀況參數(shù)，可知則: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時進料泡點溫度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)的計算對兩組分連續(xù)精餾塔，理論板數(shù)的求算方法常采用逐板計算

19、法和圖解法。依據(jù)的兩個關(guān)系:(1)氣液平衡關(guān)系(2)操作線方程、逐板計算法計算中常假設(shè)：塔頂采用全凝器 回流液在泡點下回流入塔 再沸器采用間接蒸汽加熱T * * Ui-16逐核計算法示意如圖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計算，直至計算到禺'XF （僅指飽和液體進料情況）時，（其它進料狀態(tài)Xn'Xq，Xq為兩操作線交點處的液相組成）。表 示第n層

20、理論板是進料板（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)，直至計算到 Xm空Xw為止。在計算過程中使用了 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)）應注意的問題: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. 若為其它進料熱狀況，應計算到Xn ' Xq。（ Xq為兩操作線交點下的液相組成）二、圖解法：將圖解法的基本原理與逐板計算法完全相同，逐板計算法的計算過程改在x-y圖上圖解進行。x1-17圖解法求理論板數(shù)參照圖1-17圖解法的基本步驟如下:1在x-y坐標圖

21、上作出平衡曲線和對角線。2. 作精餾段操作線。3. 作進料線。4. 作提餾段操作線。5. 畫直角梯級。從a點開始，在精餾段操作線與平衡線之間作直角梯級，當梯級跨過兩操作線交點d點時，則改在提餾段操作線與平衡線之間作直角梯級，直至梯級的垂線達到或跨過c點為止。應該指出：當梯級跨過兩操作線交點d時，此梯級為進料板，即為適當?shù)倪M料位置。此時對一定的分離任務(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)計計算時，進料位置確定不當，將使理論板數(shù)量增多，在實際操作中，進料位置確定不當， 一般將使塔頂產(chǎn)品和塔底產(chǎn)品不能同時達到分離要求。進料位置過高，使難揮發(fā)組分在餾出液中含量增高；反之，進料位置過低，使

22、釜殘液中易揮發(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%，釜殘液中含苯不超過 8.5% （以上組成皆為摩爾百分數(shù)）。選用回流 比為5,泡點進料，塔頂為全凝器，泡點回流。試用逐板計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泡點進料：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算理論板數(shù)。因采用全凝器,泡點回流，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重復上述方法逐板計算，當求到x-0.25時該板為進料板。然后改用提餾段操作線方程（3）和平衡方程（1 ）進行計算，直至 Xm乞0.085為止。計算結(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層為進料

25、板。回流比的影響及選擇回流比是保證精餾過程能連續(xù)定態(tài)操作的基本條件，因此回流比是精餾過程的重要變量，它的大小直接影響精餾的操作費用和投資費用，也影響精餾塔的分離程度?；亓鞅扔袃蓚€極限值，上限為全回流，下限為最小回流比，適當?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全回流時操作線方程式為：yn1 =Xn此時，精餾段操作線和提餾段操作線與對角線重合,無精餾段和

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，說明塔內(nèi)氣、液兩相間的傳質(zhì)推動力最大，對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的理論板數(shù)除可用如前介紹的逐板計算法和圖解法外,即：還可用芬斯克方程計算,log(7(=N=_xW_iinlog%XdXw(1-38)式中Nmin 全回流時的最少理論板數(shù)（不包括再沸器）；m 全塔平均相對揮發(fā)度。如前所述，全回流時因無生產(chǎn)能力，對正常生產(chǎn)無實際意義，只用于精餾塔的開工階段 或?qū)嶒炑芯恐?。但在精餾操作不正常時，有時會臨時改為全回流操作，便于過

27、程的調(diào)節(jié)和控 制。二、最小回流比1 最小回流比對于一定的分離任務(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。當回流比減小到某一數(shù)值后，兩操作線的交點d落在平衡曲線 上時，相應的回流比稱為最小回流比，以Rmin表示。在最小回流比下，圖解時若在平衡線和操作線之間不論繪多少梯級都不能跨過點d,此時所需理論板數(shù)為無窮多。兩操作線和平衡線的交點 d稱為夾點，而在點d前后各板之間（通 常在進料板附近）區(qū)域氣、液兩相組成基本上沒有變化，即無增濃作用，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（無拐點）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與平衡線的交點坐標，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，當進料熱狀況為飽和液體和飽和蒸汽時，可由進料組成和氣液平衡方程確定d點坐標（Xq，yq）。GXf飽和液體進料時，Xq "F , * 一1 r -1）XFyqXq =飽和蒸汽進料時，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，對有下凹部分的平衡曲線，當兩操作線與平衡線的交點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e所示。此時，最小回流比

29、計算方法仍可采用式（1-39）。d點坐標（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用和投資費用之和為最低時的回流比。操作費用：主要包括冷凝器冷卻介質(zhì)和再沸器加熱介質(zhì)的消耗量及動力消耗的費用等。當回流比增大時這些費用將增加，操作費和回流比的大致關(guān)系如圖1-21中曲線2所示。設(shè)備費主要指精餾塔、再沸器、冷凝器等費用。如設(shè)備類型和材料已選定，此項費用 主要取決于設(shè)備尺寸。設(shè)備費和回流比的大致關(guān)系如圖1-21中曲線1所示。總費用（操作費用和設(shè)備費用之和）和R的大致關(guān)系如圖1-21中曲線3所示。在精餾設(shè)計計算中，一般不進行經(jīng)濟衡算，操作回流比常采用經(jīng)驗值。根據(jù)生產(chǎn)數(shù)據(jù) 統(tǒng)計適

30、宜回流比的數(shù)值范圍可取為：R=（1.12.0）Rmin應予指出，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 （摩爾分數(shù)，餾出液組成為0.97，釜殘液組成為0.05。操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。和液體進料和飽和蒸氣進料時的最小回流比。解：（1）飽和液體進料因飽和液體進料: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)飽和蒸氣進料

31、因飽和蒸氣進料：yq二Xf =°.46故:yq0.46:-_(： -1)yq2.47 _(2.47 _ 1)0.46 _ O.256Rmin -Xd - yq= 2.5 yq - xq由計算結(jié)果可知，不同進料熱狀況下,Rmin值是不同的。直接蒸氣加熱精餾塔的計算當分離物系為水溶液，且水為難揮發(fā)組分，可采用直接蒸氣加熱的操作方式進行分離。直接蒸汽加熱時理論板數(shù)的確定方法與間接蒸氣加熱時原則上相同，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)說明:1 精餾段操作線和q線同間接蒸汽加熱時的情況，q線方程仍為兩段操作線的交點軌跡方程。2由式1-45知提餾段操作線與對角線的交點不在點c(xw , yw)上，而是通過x-y圖橫坐標上x=Xw的點g。如圖1-23所示。Hf 1-22直播蒸汽加魁梢憫堪m bu宜摟草料如嬪時理論扳數(shù)訥Ej»i±塔高和塔徑的計算、塔高的計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算方法。1全塔效率與實際塔板數(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)和實際板數(shù)的比值，即:EtNt匚 100%Np(1-41)式中：Nt 理論板數(shù)；Np 實際板

33、數(shù)；Et 全塔效率，%由于影響塔板效率的因素很多，且非常復雜，迄今為止還不能用純理論公式計算塔效 率。一般可用經(jīng)驗式或半經(jīng)驗公式計算，也可取生產(chǎn)實際或經(jīng)驗數(shù)據(jù)。由式1-41可求得Np，即:NpNtEt(1-41a)2 板式塔塔高的計算由實際塔板數(shù)和板間距計算，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)驗數(shù)值，不同塔徑時篩板塔的板間距可參考教材下冊表3-3。3.理論板當量高度和填料層高度理論板當量高度：是指相當于一層理論板分離作用的單元填料高度，即通過這一填料 單元高度后，上升蒸汽與下降液體互成平衡。填料層高度

34、可按下式計算:Z 二 Nt (HETP)(1-43)式中：HETP 填料的理論板當量高度或等板高度，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)實測或取經(jīng)驗數(shù)據(jù)，也可由經(jīng)驗公式估算。二、塔徑的計算：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，此時兩段的塔徑應分別計算，通常取其中較大的數(shù)值，并按容器標準圓整后作為精餾塔的塔徑。精餾裝置的熱量衡算對

35、精餾裝置進行熱量衡算，以求得再沸器和冷凝器的熱負荷，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)劑進出冷凝器的溫度,二、再沸器的熱量衡算對前面圖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釜殘液的焓，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算、捷算法求理論板數(shù)精餾塔的理論塔板數(shù)的計算，除了用逐板法和圖解法外，還可采用簡捷計算法。圖1-24咅利蘭圖常用的一種經(jīng)驗關(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)進行整理以后得到的Rmin （計算方法同前）、R、"min （計算方法同前）和在操作回流比R時所需理論板數(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，以（NT）為縱坐標。吉利蘭圖的使用方法：可先根據(jù)已知條件算出橫坐標數(shù)值而由圖中曲線查出縱坐標數(shù)值后，再利用求得的Nmin去求得N。應指出：吉利蘭關(guān)聯(lián)圖是用于對指定分離任務(wù)所需的理論板數(shù)作出大致的估計，或簡略找出理論板數(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)濟的條件下，使該裝置具有盡可能大的生產(chǎn)能力，并能達到預期的分離效果（規(guī)定的Xd、Xw或組分回收率）。對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；進出塔的物料流量；回流比和回流液溫度；進

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來確定，而不能任意增減， 否則進出塔的兩個組分的量不平衡， 使操作不能達到預 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來調(diào)控產(chǎn)品的量。例如當R增大時， % 變大，塔內(nèi)氣、液傳質(zhì)推動力增加，在Nt 定時使X

40、d變大，而X變小，反之當R減小時，則分離效果變差?；亓饕簻囟鹊淖兓瘯鹚?nèi)蒸氣量的變化。如回流液溫度從泡點改為低于泡點時，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。這部分冷凝液稱為內(nèi)回流。 這樣使塔內(nèi)第一板以下的實際回流液量要較RD大一些，同時上升到塔頂?shù)谝话迳系恼魵饬恳惨劝矗≧+1）D計算的量大一些。內(nèi)回流增加了塔內(nèi)氣液兩相流量，提高了分離效果，但同時能耗加大?；亓鞅茸兓蚧亓饕簻囟雀淖儠r，再沸器和冷凝器的傳熱負荷也相應發(fā)生變化。此外還應考慮氣、液負荷改變后塔效率是否可保持正常。若塔效率下降，則此時應減小原料液流量。（3）進料組成和進料熱狀況的影響當Xf和q發(fā)生變化時，應適當改變進料位置，否則將引起餾出液組成xd和釜殘液組成Xw的變化。一般精餾塔常設(shè)幾個進料口，以適應生產(chǎn)中進料狀況的變化，保證精餾過程在適宜的進料位置下進行。對特