工藝化工過程及設(shè)備教案

1、重 慶 市 工 業(yè) 學(xué) 校 班級：工藝061、工藝062 化工過程及設(shè)備（下冊）1 第六章 液體精餾6.1 蒸餾概述6.2 雙組分溶液的氣、液相平衡6.3 平衡蒸餾與簡單蒸餾6.4 精餾6.5 雙組分精餾的設(shè)計型計算6.6 雙組分精餾的操作型計算6.7 間歇精餾6.8 恒沸精餾與萃取精餾26.1蒸餾概述 本章討論分離均相液體混合物最常用最重要的方法液體蒸餾及精餾。要注意蒸餾及精餾的區(qū)別。 蒸餾及精餾的分離依據(jù) 工業(yè)蒸餾過程 討論幾個問題 精餾操作的費用和操作壓強36.1蒸餾概述蒸餾及精餾的分離依據(jù) 液體均具有揮發(fā)成蒸汽的能力，但各種液體的揮發(fā)性個不相同。習(xí)慣上，將液體混合物中的易揮發(fā)組分A稱為

2、輕組分，難揮發(fā)組分B則稱為重組分。將液體混合物加熱至泡點以上沸騰使之部分汽化必有yAxA；反之將混合蒸汽冷卻到露點以下使之部分冷凝必有xByB。上述兩種情況所得到的氣液組成均滿足: 部分汽化及部分冷凝均可使混合物得到一定程度的分離，它們均是籍混合物中各組分揮發(fā)性的差異而達(dá)到分離的目的，這就是蒸餾及精餾分離的依據(jù)。 46.1蒸餾概述工業(yè)蒸餾過程 平衡蒸餾（閃蒸） 平衡蒸餾又稱閃蒸，系連續(xù)定態(tài)過程，其流程如下圖。 56.1蒸餾概述工業(yè)蒸餾過程 簡單蒸餾 簡單蒸餾為間歇操作過程，其流程如下圖。 66.1蒸餾概述討論幾個問題 平衡蒸餾及簡單蒸餾產(chǎn)生的汽液相其組成服從什么關(guān)系？此 外，蒸餾時各股物料和各

3、組分還應(yīng)滿足另一種關(guān)系，是什么 關(guān)系？ 平衡蒸餾和簡單蒸餾能否實現(xiàn)高純度的分離，為什么？ 如何蒸餾可得到高純度的產(chǎn)品？ 能否利用多次平衡蒸餾或多次簡單蒸餾實現(xiàn)高純度分離？為 什么？ 工業(yè)上如何利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理實現(xiàn)連 續(xù)的高純度分離，而流程又不太復(fù)雜呢？ 76.1蒸餾概述精餾操作的費用和操作壓強 蒸餾和精餾都是通過氣化、冷凝達(dá)到分離提濃的目的的。液體加熱氣化需要耗熱，氣相冷凝則需要提供冷卻量，因此，蒸餾和精餾都是能耗很高的單元操作，采用何種措施達(dá)到節(jié)能降耗是精餾過程研究的重要任務(wù)。此外，蒸餾過程中的液體沸騰溫度和蒸汽冷凝溫度均與操作壓強有關(guān)，故工業(yè)蒸餾的操作壓強應(yīng)進(jìn)行適當(dāng)?shù)倪x

4、擇。加壓精餾可使冷凝溫度提高以避免使用費用很高的冷凝器或者在常壓下為氣態(tài)混合物（如烷、烴類混合物），沸點很低，需加壓使其成液態(tài)后才能精餾分離；減壓精餾可使沸點降低以避免使用高溫載熱體，沸點高且又是熱敏性混合物精餾宜用減壓精餾；除上述情況外以外一般用常壓精餾。 86.2 雙組分溶液的氣、液相平衡6.2.1理想物系的氣液相平衡6.2.1非理想物系的氣液相平衡96.2.1 理想物系的氣液相平衡（2）xt（泡點）關(guān)系式 液相為理想溶液，服從拉烏爾定律： 氣相為理想氣體，符合道爾頓分壓定律： 106.2.1 理想物系的氣液相平衡(2)xt（泡點）關(guān)系式 混合液沸騰的條件是各組分的蒸汽壓之和等于外壓，即

5、116.2.1 理想物系的氣液相平衡（2）xt（泡點）關(guān)系式 純組分的蒸汽壓與溫度的關(guān)系式可用安托因方程表示，即 故與的關(guān)系為非線性關(guān)系，已知求用上式很方便，但是已知求泡點要用試差法（迭代法）求。 126.2.1 理想物系的氣液相平衡（3）yt（露點）關(guān)系式 指定用上述方法求出后用道爾頓分壓定律求，即 136.2.1 理想物系的氣液相平衡（4）yt（或y）關(guān)系式 將用上述方法求出的的數(shù)據(jù)畫在同一張圖上，就得到下圖。 146.2.1 理想物系的氣液相平衡(4)tx（或y）關(guān)系式 兩端點A與B.端點A代表純易揮發(fā)A組分(x=1)，端點B代表純難揮發(fā)B組分（x=0 ）。 。 兩線：tx線為泡點線，泡

6、點與組成有關(guān)；ty線為露點線，露點與組成y有關(guān)。 156.2.1 理想物系的氣液相平衡（4)yt(或y)關(guān)系式 3區(qū):tx線以下為過冷液體區(qū)；ty線以上為過熱蒸汽區(qū)；在tx與ty線之間的區(qū)域為氣液共存區(qū)，在此區(qū)域內(nèi)氣液組成y與x是成平衡關(guān)系，氣液兩相的量符合杠桿定律。只有設(shè)法使體系落在汽液共存區(qū)這才能實現(xiàn)一定程度的分離。例如將組成為的過冷溶液加熱至C點，產(chǎn)生第1滴氣泡，故C點所對應(yīng)的溫度稱為泡點，氣泡組成為y1，維持加熱升溫至G點，溶液部分汽化，氣相組成為y(F點)，液相組成為x(E點)，yxF，xxF，故原料液得到部分分離，x與y成平衡關(guān)系，G點所對應(yīng)的溫度為氣液相的平衡濃度；反之將組成為y

7、F的過熱混合氣體冷卻至D點，第1滴冷凝液出現(xiàn)，D點所對應(yīng)的溫度為露點，繼續(xù)冷卻至G點氣相部分冷凝，液相組成為x，氣相組成為y，xyF，故部分冷凝亦可實現(xiàn)一定程度的分離。要實現(xiàn)高純度分離必須采用多次部分汽化和多次部分冷凝，這個過程在工業(yè)生產(chǎn)上是如何實現(xiàn)的呢？ 166.2.1 理想物系的氣液相平衡（5）yx圖 在蒸餾計算中廣泛應(yīng)用的是一定總壓下的yx圖。因 ，故在任一x下總是yx，相平衡曲線yx必位于對角線 y=x 上方。若平衡曲線離對角線越遠(yuǎn)，越有利于精餾分離。注意:yx曲線上各點對應(yīng)不同的溫度。x 、y 值越大，泡、露點溫度越低。 176.2.1 理想物系的氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度 和相平衡

8、方程 純組分的飽和蒸汽壓p0只能反映純液體揮發(fā)性的大小。某組分與其它組分組成溶液后其揮發(fā)性將受其它組分的影響。溶液中各個組分的揮發(fā)性大小應(yīng)該怎樣表達(dá)才符合實際情況呢？對了，要用各組分的平衡蒸汽分壓與其液相的摩爾分?jǐn)?shù)的比值，即揮發(fā)度 表示。 揮發(fā)度 186.2.1 理想物系的氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度 和相平衡方程 在蒸餾中表示分離難易程度要用兩組分揮發(fā)度之比，稱為相對揮發(fā)度 相平衡方程 196.2.1 理想物系的氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度 和相平衡方程 此式表示互成平衡的氣液兩相組成間的關(guān)系，稱為相平衡方程。如能得知 值，便可算出氣液兩相平衡時易揮發(fā)組分濃度yx的對應(yīng)關(guān)系。 對理想溶液，將拉烏

9、爾定律帶入 的定義式可得 206.2.1 理想物系的氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度 和相平衡方程 即理想溶液的 值僅依賴于各純組分的性質(zhì)。純組分的飽和蒸汽壓pA0、 pB0均系溫度t的函數(shù)，且隨溫度的升高而加大，因此 原則上隨溫度（也即隨x）而變化。但 與溫度的關(guān)系較或單獨與溫度的關(guān)系小得多，因而可在操作的溫度范圍內(nèi)取一平均的相對揮發(fā)度 并將其視為常數(shù)，這樣利用相平衡方程就可方便地算出yx平衡關(guān)系。換句話說相平衡方程僅對為 常數(shù)的理想溶液好用。 那么怎么取 的平均值呢？（P74-75兩種取法） 216.2.1 理想物系的氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度 和相平衡方程 為常數(shù)時，溶液的相平衡曲線如下圖所示

10、。226.2.1 理想物系的氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度 和相平衡方程 時，yx（即對角線）， 值越大，同一液相組成x對應(yīng)的值y越大，可獲得的提濃程度越大，分離程度越好。因此 ， 的大小可作為用蒸餾分離某物系的難易程度的標(biāo)志。 236.2.2 非理想物系的氣液相平衡 實際生產(chǎn)中所遇到的大多數(shù)物系為非理想物系。非理想物系的氣液相平衡關(guān)系的計算要涉及逸度、活度系數(shù)等參數(shù)，計算復(fù)雜，在學(xué)習(xí)物理化學(xué)時同學(xué)們有接觸，更深入的討論在后續(xù)課程化工熱力學(xué)中，我們在化工原理中不要求計算，只需掌握非理想物系的相平衡圖即可。根據(jù)具體情況，非理想物系又分為：液相屬非理想溶液；氣相屬非理想氣體兩大類。后面僅限于討論非理想

11、溶液的相平衡曲線圖。 246.2.2 非理想物系的氣液相平衡（1）非理想溶液 溶液的非理想性來源于異種分子之間的作用力aAB不同于同種分子間的作用力aAA、aBB，其表現(xiàn)是溶液中各組分的平衡蒸汽壓偏離拉烏爾定律。此偏差可以是正偏差，也可以是負(fù)偏差，實際溶液尤以正偏差居多。 256.2.2 非理想物系的氣液相平衡（1）非理想溶液 正偏差：aABaAA，aABaAA， aABaBB ，異分子間的吸引力大，使得溶液的兩個組分的平衡分壓都比拉烏爾定律所預(yù)計的低，如圖9-6b。負(fù)偏差嚴(yán)重時形成具有最高恒沸點的溶液，圖9-8氯仿-丙酮溶液就是這種溶液，其tm64.5 ，xm0.65，也不能用 普通精餾方法

12、對具有最高恒沸點的恒沸物中的兩個組分加以分離 。 296.2.2 非理想物系的氣液相平衡（1）非理想溶液 306.2.2 非理想物系的氣液相平衡（1）非理想溶液 非理想溶液相對揮發(fā)度隨組成的變化很大，不能示為常數(shù)，故相平衡方程不能用。 316.2.2 非理想物系的氣液相平衡（2）總壓對相平衡的影響 上述相平衡曲線（包括理想物系及非理想物系）均以恒定總壓P為條件。P，泡點t 、 ，分離較困難，P對tx（或y）圖及yx圖的影響見圖9-12，由圖可見，當(dāng)P PA,臨界時，氣、液共存區(qū)縮小，精餾只能在一定濃度范圍內(nèi)進(jìn)行，即得不到輕組分的高純度產(chǎn)物。 326.2.2 非理想物系的氣液相平衡（2）總壓對相

13、平衡的影響 336.2.2 非理想物系的氣液相平衡思考題： P ，減壓精餾，理論上能否得到無水酒精？346.3平衡蒸餾與簡單蒸餾6.3.1平衡蒸餾 6.3.2簡單蒸餾356.3.1平衡蒸餾過程的數(shù)學(xué)描述 蒸餾過程的數(shù)學(xué)描述不外為物料衡算式、熱量衡算式及反映具體過程特征的方程，現(xiàn)分述如下。 物料衡算式：對連續(xù)定態(tài)過程做物料衡算可得 總物料衡算： 易揮發(fā)組分的物料衡算： 兩式聯(lián)立可得 366.3.1平衡蒸餾兩式聯(lián)立式中： F,xF加料流率，kmol/s及料液組成摩爾分?jǐn)?shù)； D,y氣相產(chǎn)物流率，kmol/s及組成摩爾分?jǐn)?shù)； W,x液相產(chǎn)物流率，kmol/s及組成摩爾分?jǐn)?shù)。376.3.1平衡蒸餾 設(shè)液

14、相產(chǎn)物占總加料量的分率為q，氣化率為 ，代入上式整理可得 顯然，將組成為xF的料液分為任意兩部分時必須滿足此物料衡算式。 以上計算中各股物料流率的單位也可用kg/s，但各組成均須相應(yīng)用質(zhì)量分?jǐn)?shù)表示。 386.3.1平衡蒸餾熱量衡算 加熱爐的熱流量為Q,則 節(jié)流減壓后，物料放出顯熱即供自身的部分氣化，故 396.3.1平衡蒸餾熱量衡算 由此式可求得料液加熱溫度為 式中： tF,T 分別為料液溫度與加熱后的液體溫度；K; te 閃蒸后氣、液兩相的平衡溫度；K； Cm,p 混合液的平均摩爾熱容，KJ/(kmolK)； r 平均摩爾氣化熱，KJ/kmol。 406.3.1平衡蒸餾過程特征方程式 平衡蒸

15、汽中可設(shè)氣、液兩相處于平衡狀態(tài)，即兩相溫度相同，組成互為平衡。因此，y與x應(yīng)滿足相平衡方程式若為理想溶液應(yīng)滿足平衡溫度te與組成x應(yīng)滿足泡點方程，即 416.3.1平衡蒸餾平衡蒸餾過程的計算： 當(dāng)給定氣化率(1-q)，可依照下圖所示的方法圖解求出所求的氣、液相組成。 426.3.2簡單蒸餾簡單蒸餾過程的數(shù)學(xué)描述： 描述簡單蒸餾過程的物料衡算、熱量衡算方程與平衡蒸餾并無本質(zhì)區(qū)別，但簡單蒸餾是個時變過程，而平衡蒸餾為定態(tài)過程。因此，對簡單蒸餾必須選取一個時間微元 ，對該時間微元的始末作物料衡算。設(shè) W某瞬間釜中的液體量，它隨時而變，由初態(tài)W1變至終態(tài)W2； x某瞬間釜中液體的組成，它由初態(tài)x1降至

16、終態(tài)x2； y瞬間由釜中蒸出的氣相組成，隨時間而變。 436.3.2簡單蒸餾 若 時間內(nèi)蒸出物料量為dW,釜內(nèi)液體組成相應(yīng)地由x降為(x-dx)，對該時間微元作易揮發(fā)組分的物料衡算可得: 略去二階無窮小量，上式可寫為 將此式積分得 簡單蒸餾過程的特征時任一瞬間的氣、液相組成與互為平衡，故描述此過程的特征方程仍為相平衡方程，即 聯(lián)立上述兩式可得： 446.3.2簡單蒸餾簡單蒸餾的過程計算: 原料量W1及原料組成x1一般已知，當(dāng)給定x2即可聯(lián)立上式求出殘液量W2。由于釜液組成x隨時變化，每一瞬間的氣相組成y也相應(yīng)變化。若將全過程的氣相產(chǎn)物冷凝后匯集一起，則餾出液的平均組成 及數(shù)量可對全過程的始末作

17、物料衡算而求出。全過程易揮發(fā)組分的物料衡算式為 456.3.2簡單蒸餾例題：例9-1 理想溶液簡單蒸餾時，某時刻釜殘液量W2（kmol）與易揮發(fā)組分組成x2（摩爾分率）之間有如下關(guān)系式 式中：W1（kmol）為初始料液量，x1（摩爾分率）為初始濃度， 為平均相對揮發(fā)度。對苯甲苯溶液,x1=0.6,W1=10kmol， ，在1atm下進(jìn)行簡單蒸餾。試求：（1）蒸餾到殘液濃度x1=0.5為止，餾出液的量WD（kmol）和平均濃度xD；（2）若蒸餾至殘液量為原加料的一半時，殘液的濃度。 466.3.2簡單蒸餾解：（1）將已知數(shù)據(jù)代入題給方程得解得 kmol kmol 476.3.2簡單蒸餾（2）依題

18、意W2 = W1/2，將有關(guān)數(shù)據(jù)代入題給方程 整理后得 上式為非線性方程，可用試差法求x2，但收斂速度慢。采用牛頓迭代法求可快速收斂，為此將上式寫成 將上式求導(dǎo)得 486.3.2簡單蒸餾取初值則再次迭代 取精度 ，則 即滿足精度要求。由結(jié)果可知本題，當(dāng)非線性方程一階導(dǎo)數(shù)可求時，采用牛頓迭代法求根收斂速度快。 496.3.2簡單蒸餾例題：例9-2 苯-甲苯溶液的初始料液量和初始濃度均與上題相同，在1atm下進(jìn)行平衡蒸餾（閃蒸），試求：（1）汽化率f=0.389時離開閃蒸塔的汽相組成yD和液相組成xW，并與上題（1）的結(jié)果進(jìn)行比較，說明什么問題？（2）定性分析，其他條件不變，原料加熱溫度t升高時y

19、D 、 xW 、及閃蒸后汽液兩相的平衡溫度te的變化趨勢。 506.4精餾6.4.1精餾過程6.4.2精餾過程數(shù)學(xué)描述的基本方法6.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述6.4.4精餾過程的兩種解法6.4.5精餾塔的操作方程516.4.1精餾過程精餾原理 簡單蒸餾及平衡蒸餾只能使液體混合物得到有限的的分離，遠(yuǎn)遠(yuǎn)不能滿足工業(yè)的要求。如何利用兩組分揮發(fā)度的差異實現(xiàn)連續(xù)的高純度的分離，是我們在本節(jié)要討論的基本內(nèi)容。 精餾操作 前已述及可以反復(fù)進(jìn)行多次部分汽化，部分冷凝可以實現(xiàn)高純度的分離。從理論上說，可以用多次重復(fù)蒸餾的方法來達(dá)到所要求的分離純度。 多次蒸餾可用的方法有:多次簡單蒸餾 、多次平衡蒸餾 、多次平衡

20、級。前兩種操作復(fù)雜，設(shè)備造價高，不是很經(jīng)濟(jì)。 526.4.1精餾過程 讓我們再來回顧一下平衡級的操作情況：進(jìn)入平衡級的組成x0，y0 不平衡， 或 ，但離開平衡級時的組成xW與y0平衡。此外在平衡級中的蒸餾過程，汽化熱和冷凝熱相互補償，無需從外界加熱或冷卻，才適宜于多次進(jìn)行。這種汽、液的多次接觸，也就是多次蒸餾，可以在板式塔中實現(xiàn)，我們稱之為精餾，板式塔中每一層理論板就是一個平衡級。下面我們就來討論在板式塔中進(jìn)行的精餾操作。 536.4.1精餾過程板式塔中的精餾過程可以詳見下圖。546.4.1精餾過程精餾原理 現(xiàn)取第n板(如上圖)為例來分析精餾過程和原理。 塔板的形式有多種，最簡單的一種是板上

21、有許多小孔（稱篩板塔），每層板上都裝有溢流管，由下一層（n+1層）的蒸汽通過板上的小孔上升，而上一層（n-1層）來的液體通過溢流管流到第n板上，在第n板上汽液兩相密切接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的交換。進(jìn)、出第n板的物流有四種： 1由第n-1板溢流下來的液體量為 ，其組成為 溫度為 ； 2由第n板上升的蒸汽量為 ，組成為 ，溫度為 ； 3從第n板溢流下去的液體量為 ，組成為 ，溫度為 ； 4由第n+1板上升的蒸汽量為 ，組成為 ，溫度為 。 556.4.1精餾過程精餾原理 因此，當(dāng)組成為 的液體及組成為 的蒸汽同時進(jìn)入第n板，由于存在溫度差和濃度差，汽液兩相在第n板上密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱的結(jié)果會使離開第

22、n 板的汽液兩相平衡（如果為理論板，則離開第n板的汽液兩相成平衡），若汽液兩相在板上的接觸時間長，接觸比較充分，那么離開該板的汽液兩相相互平衡，通常稱這種板為理論板（ ， 成平衡）。精餾塔中每層板上都進(jìn)行著與上述相似的過程，其結(jié)果是上升蒸汽中易揮發(fā)組分濃度逐漸增高，而下降的液體中難揮發(fā)組分越來越濃，只要塔內(nèi)有足夠多的塔板數(shù)，就可使混合物達(dá)到所要求的分離純度。 加料板把精餾塔分為二段，加料板以上的塔，即塔上半部完成了上升蒸汽的 精致，即除去其中的難揮發(fā)組分，因而稱為精餾段。加料板以下（包括加料板）的塔的下半部完成了下降液體中難揮發(fā)組分的提濃，即除去了易揮發(fā)組分，因而稱為提餾段。一個完整的精餾塔應(yīng)

23、包括精餾段和提餾段。 566.4.1精餾過程回流的作用 從上面所討論的精餾操作不難看出，精餾之所以區(qū)別于蒸餾就在于精餾有“回流”，而蒸餾沒有“回流”?；亓靼ㄋ?shù)囊合嗷亓髋c塔釜部分汽化造成的氣相回流?；亓魇菢?gòu)成汽、液兩相接觸傳質(zhì)使精餾過程得以連續(xù)進(jìn)行的必要條件。若塔頂沒有液相回流，或是塔底沒有再沸器產(chǎn)生蒸汽回流，則塔板上的氣液傳質(zhì)就缺少了相互作用的一方，也就失去了塔板的分離作用。因此，回流液的逐板下降和蒸汽的逐板上升是實現(xiàn)精餾的必要條件。 思考題：為什么只需要部分回流而不必全部回流？（唯有如此，塔頂和塔底才有產(chǎn)品，否則沒有工業(yè)意義） 576.4.1精餾過程全塔物料衡算總物料衡算:易揮發(fā)組分的

24、物料衡算: 聯(lián)立以上兩式可得: 式中分別為餾出液和釜液的采出率.進(jìn)料組成通常是給定的,這樣,在確定精餾條件時受上式的約束,即:586.4.1精餾過程1規(guī)定塔頂,塔底產(chǎn)品組成 時,即規(guī)定了產(chǎn)品質(zhì)量,則可計算產(chǎn)品的采出率 .換言之,規(guī)定了塔頂,塔底的產(chǎn)品質(zhì)量,產(chǎn)品的采出率 不再能自由選擇.2規(guī)定塔頂產(chǎn)品的采出率 ,則塔底產(chǎn)品的質(zhì)量 及采出率 不能自由選擇.3規(guī)定塔底產(chǎn)品的采出率 和質(zhì)量 ,則塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量 及采出率 不能再自由選擇. 596.4.1精餾過程注意:1.回收率的定義.塔頂易揮發(fā)組分回收率 塔底難揮發(fā)組分回收率 606.4.1精餾過程2. 在規(guī)定分離要求時應(yīng)使, 或 .如果塔頂產(chǎn)品采出率

25、 取得過大,即使精餾塔有足夠的分離也可以.但我們以后會講難大部分物系來說組分的摩爾汽化潛熱相等.滿足恒摩爾流假設(shè).在推導(dǎo)操作線方程時恒摩爾流假設(shè)為基礎(chǔ),故對這類物系全塔物料平衡時還是用摩爾流量和摩爾分率.除非是恒質(zhì)量物系才用質(zhì)量流量和質(zhì)量分率. 616.4.2精餾過程數(shù)學(xué)描述的基本方法逆流多級的傳質(zhì)操作 氣液傳質(zhì)設(shè)備（板式塔、填料塔）對吸收和精餾過程是通用的。吸收以填料塔為例，本章精餾以板式塔為例。過程描述的基本方法 物料衡算、熱量衡算、過程的特征方程。 626.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述（1）塔板傳質(zhì)過程的簡化理論板和板效率 a.理論板是一個理想化的塔板，即不論進(jìn)入塔板的汽液組成如何，在塔板

26、上充分混合和接觸與傳質(zhì)的最終結(jié)果表現(xiàn)為離開該板的汽液兩相在傳熱，傳質(zhì)兩方面都達(dá)到平衡狀態(tài)，兩相的溫度相等，組成互成平衡。理論板在實際上是不存在的，這是由于要想使板上的汽液兩相達(dá)到平衡，汽液兩相的接觸時間必須為無限長，這顯然是不可能的。但理論板的概念之所以重要，是由于它可以作為衡量實際塔板分離效果的一個重要依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)。在設(shè)計計算時，先求出理論板數(shù)以后，然后用塔板效率予以校正就可以得出實際塔板數(shù)。 實際塔板數(shù) 636.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述（1）塔板傳質(zhì)過程的簡化理論板和板效率 b.汽相默弗里板效率 式中 第塊實際板的汽相默弗里板效率； 、 分別為離開第n、n+1塊實際板的汽相組成，摩爾分率；

27、 與離開第n塊實際板液相組成成平衡的汽相組成，摩爾分率。 646.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述（1）塔板傳質(zhì)過程的簡化理論板和板效率 液相默弗里板效率 式中 第塊實際板的汽相默弗里板效率； 、 分別為離開第n-1、n塊實際板的汽相組成， 摩爾分率； 與離開第n塊實際板液相組成成平衡的汽相 組成，摩爾分率。 656.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述單塊塔板的熱量衡算及其簡化恒摩爾流假設(shè) 對單塊塔板進(jìn)行熱量衡算，忽略因組成、溫度不同所引起的進(jìn)出塔板的飽和液體焓及汽化潛熱的區(qū)別，結(jié)合塔板物料衡算關(guān)系，可得 精餾段： , 提餾段： , 組分的摩爾汽化潛熱相等； 液兩相接觸時因溫度不同而交換的顯熱可以忽略； 設(shè)

28、備保溫良好，熱損失可以忽略。 666.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述塔板物料、熱量衡算及傳遞速率的最終簡化 引入理論板的概念及恒摩爾流假設(shè)使塔板過程的物料衡算、熱量衡算及傳遞速率最終簡化為物料衡算式 相平衡方程 對二元理想溶液 676.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述加料板過程分析 加料板因有物料自塔外引入，其物料衡算方程式和能量衡算式與普通板不同?？蓞⒁娤聢D686.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述加料板過程分析 加料的熱狀態(tài)（共5種） 在實際生產(chǎn)中，加入精餾塔中的原料液可能有一下五種不同的熱狀況： a.溫度低于泡點的過冷液體；b.溫度等于泡點的飽和液體；c.溫度介于泡點和露點之間的汽、液混合物；d.溫度等于

29、露點的飽和蒸汽； e.溫度高于露點的過熱蒸汽。696.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述加料板過程分析理論加料板（第m塊） 由于不同進(jìn)料熱狀況的影響，使從加料板上升的蒸汽量及下降的液體量發(fā)生變化，也即上升到精餾段的蒸汽量及下降到提餾段的液體量發(fā)生變化。我們可以通過加料板的物料衡算及熱量衡算求出 的 關(guān)系。 總物料衡算式： 熱量衡算： 706.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述 加料板過程分析 精餾段與提餾段兩相流量的關(guān)系 總物料衡算式 熱量衡算 注意：在熱量衡算式中已經(jīng)應(yīng)用了恒摩爾流假設(shè)，即認(rèn)為不同的溫度和組成下的飽和液體焓及氣化潛熱r均相等，液體i和氣體l均不加下標(biāo)。聯(lián)立以上兩式并令q為加料熱狀態(tài)參數(shù)由以上

30、各式可得 716.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述加料板過程分析 由以上各式可得 根據(jù) ，還可以從另一方面來說明的意義。以1kmol/h進(jìn)料為基準(zhǔn)，提餾段中的液體流量較精餾段的液體流量增大的kmol/h數(shù)即為值。因而，對于飽和液體、汽液混合物及飽和蒸汽三種進(jìn)料熱狀況而言，提餾段液相流量增大的kmol/h數(shù)（即q值）就等于進(jìn)料中液相所占的分率。根據(jù)的這一定義，若是汽液混合物進(jìn)料，題目已知進(jìn)料中汽相與液相的摩爾數(shù)之比為2:1，則。用這種方法求汽液混合物進(jìn)料的值很方便。 726.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述（5）精餾塔內(nèi)的摩爾流率（全凝器，泡點回流） 精餾段 提餾段 冷凝器熱負(fù)荷 再沸器熱負(fù)荷 736.4.

31、4精餾過程的兩種解法方程組的聯(lián)立求解 設(shè)某精餾塔共有N塊理論板，其中第m塊板為加料板，最末一塊是蒸餾釜。這樣N塊理論板可寫出N個物料衡算式，若回流液體組成x0為則個物料衡算式可依次列出如下:第1塊 第2塊 加料板（第m塊） 提餾段任一塊板（第n塊） 最后一塊板（第N塊） 746.4.4精餾過程的兩種解法方程組的聯(lián)立求解 除此N個物料衡算式之外，對N塊理論板還可以寫出個相平衡方程。 通過全塔物料衡算及塔內(nèi)摩爾流量的計算，可求出L、V、 、 、W 皆已知；于是，聯(lián)立求解N個物料衡算式及N個相平衡方程式，可解出x1至xN及y1至yN共2個未知數(shù)。但由于相平衡方程式是非線性的，求解過程必須試差或迭代。

32、方程組聯(lián)立求解的必須條件是方程式數(shù)目已知，故上述方法主要用于塔板數(shù)及加料板位置已知的操作型精餾計算。 756.4.4精餾過程的兩種解法逐板計算法。 思路：從全凝器開始,交替使用相平衡方程以及物料衡算式，直到 為止，用n次相平衡及物料衡算式，則需n塊理論板。逐板計算不需事先知道方程式的數(shù)目，故對板數(shù)N為待定變量的設(shè)計型問題尤為適合，我們在下面將詳細(xì)討論。 766.4.5精餾塔的操作線方程 由于加料的緣故，常規(guī)的精餾塔一般分為兩段。加料板以上的塔段完成了上升蒸汽的精制，即除去其中的難揮發(fā)組分，因而稱為精餾段。加料板以下（包括加料板）的塔段完成了下降液體中難揮發(fā)組分的提濃，即除去其中的易揮發(fā)組分，因

33、而稱為提餾段。操作線方程實際上是利用物料衡算關(guān)系導(dǎo)出的。 776.4.5精餾塔的操作線方程 （1）精餾段操作線方程 在精餾段第n板與第n+1板（塔板序號是從塔頂起往下數(shù)）之間的塔截面到塔頂全凝器之間進(jìn)行物料衡算可導(dǎo)出精餾段操作線方程為：式中 L、V分別為精餾段內(nèi)下降液體和精餾段內(nèi)上升蒸汽的 流率，kmol/h； R 回流比，； y、x 氣相與液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率； 下標(biāo)n 精餾段內(nèi)自上而下的塔板序號。 786.4.5精餾塔的操作線方程 （2）提餾段操作線方程 在提餾段第m板與第m+1板之間的塔截面到塔底再沸器之間進(jìn)行物料衡算可導(dǎo)出提餾段操作線方程為：式中L、V分別為提餾段內(nèi)下降液體和提餾

34、段內(nèi)上升蒸汽的流 率，kmol/h； q 進(jìn)料的熱狀態(tài)參數(shù)； 下標(biāo)m 提餾段自上而下的塔板序號。 796.4.5精餾塔的操作線方程 （3）理論板的增濃度 為什么每一個梯級就代表一塊理論板呢？以下圖為例。 806.4.5精餾塔的操作線方程 （3）理論板的增濃度 根據(jù)理論板的概念，離開第n塊理論板的汽相組成yn與液相組成xn應(yīng)滿足相平衡關(guān)系，這樣在圖上表征第n塊理論板的點必然落在平衡線上，平衡線上的B點；板間截面（A-A、C-C截面）相遇的上升蒸汽與下降液體組成滿足操作線方程，故必落在操作線上，操作線上A（xn-1，yn）、C（xn，yn+1）點。從A點出發(fā)引水平線與平衡線交于B點，B點坐標(biāo)是（x

35、n，yn），即反映了板上的平衡關(guān)系；由B點出發(fā)引垂直線與操作線交點于C點，表示汽液組成滿足操作線方程。依次繪水平線與垂直線相當(dāng)于交替使用相平衡關(guān)系與操作線關(guān)系，每繪出一個直角梯級就代表一塊理論板，總的梯級數(shù)目即為理論板數(shù)。 816.4.5精餾塔的操作線方程 （3）理論板的增濃度 從直角梯級ABC中可以看出，AB邊表示下降液體經(jīng)過第n板后重組分增濃程度（即輕組分xn-1由減小xn至），BC邊表示上升蒸汽經(jīng)第板后輕組分增濃程度（輕組分由yn+1增大至yn）。操作線與平衡線的偏離程度越大，表示每塊理論板的增濃程度越高，在達(dá)到同樣分離要求的條件下所需的理論板數(shù)就越少。如同人們上樓梯，同樣高度的樓層，每

36、級臺階越高，所需的梯級數(shù)目就越少一樣。 826.5雙組分精餾的設(shè)計型計算6.5.1理論板數(shù)的計算6.5.2回流比的選擇6.5.3加料熱狀況的選擇6.5.4雙組分精餾過程的其他類型836.5.1理論板數(shù)的計算 設(shè)計型命題 設(shè)計型計算的認(rèn)為式根據(jù)規(guī)定的分離要求，選擇精餾的操作條件，計算所需的理論板數(shù)。規(guī)定分離要求是對塔頂、塔底產(chǎn)品的質(zhì)量和數(shù)量（產(chǎn)率）提出一定的要求，也即某個有用產(chǎn)品的回收率 逐板計算法 逐板計算法是由塔頂開始交替使用相平衡關(guān)系和操作關(guān)系進(jìn)行逐板下行計算直至塔釜組成符合要求為止，計算過程每使用一次相平衡關(guān)系，就代表需要一層理論板。逐板計算步驟如下： 塔頂為全凝器 （ 為已知值）則，8

37、46.5.1理論板數(shù)的計算 逐板計算法 逐板計算法是由塔頂開始交替使用相平衡關(guān)系和操作關(guān)系進(jìn)行逐板下行計算直至塔釜組成符合要求為止，計算過程每使用一次相平衡關(guān)系，就代表需要一層理論板。逐板計算步驟如下： 塔頂為全凝器 （ 為已知值）則，856.5.1理論板數(shù)的計算 直至 為止。計算過程總共用了 次平衡關(guān)系，因而全塔所需的理論板數(shù) 塊（包括再沸器）。若塔釜采用再沸器間接加熱，再沸器內(nèi)進(jìn)行的過程是部分汽化，離開再沸器的汽、液兩相組成 、 是成平衡的，對理想溶液即 ，所以再沸器相當(dāng)于一層理論板，應(yīng)當(dāng)扣去，故全塔所需的理論板數(shù) 塊（不包括再沸器）。精餾段所需理論板數(shù) 塊，第 塊是加料板，提餾段所需的理

38、論板數(shù) 塊（不含再沸器，包括加料板）。若塔頂采用分凝器，分凝器內(nèi)進(jìn)行的是部分冷凝過程，所以離開分凝器的汽、液兩相組成 、 是成平衡的，即 866.5.1理論板數(shù)的計算對分凝器做總物料及易揮發(fā)組分物料衡算可得對全凝器有： ， ；令 ，則 ，可得 可看出，塔頂有分凝器的精餾塔，精餾段操作線方程與沒有分凝器的塔是一樣的，且離開分凝器的汽液組成是成平衡的，所以分凝器也相當(dāng)于一塊理論板。若逐板計算從 開始，則所得的理論板數(shù)必須再減去一塊，即 （不含分凝器與再沸器）。876.5.1理論板數(shù)的計算最優(yōu)加料位置的確定 最優(yōu)加料板位置是該板的液相組成等于 或略低于 （即兩操作線交點的橫坐標(biāo)）。在圖解法中，當(dāng)某梯

39、級跨過兩操作線交點d時（此梯級表示加料板），應(yīng)及時更換操作線，在逐板計算法中則體現(xiàn)為當(dāng) 時以提餾段操作線方程代替精餾段操作線方程，這是因為對一定的分離任務(wù)而言，這樣做所需的理論板數(shù)最少。若提前使用提餾段操作線或過了交點仍沿用精餾段操作線（相當(dāng)于改變了加料板位置），都會因為某些梯級的增濃程度減少而使理論板數(shù)增加。操作線的實際做法 在介紹操作線的實際做法前，我們首先介紹一下精餾計算中的一個重要的方程 線方程（進(jìn)料方程） 886.5.1理論板數(shù)的計算操作線的實際做法896.5.1理論板數(shù)的計算 將精餾段操作線方程式中 、 的下標(biāo) 和 略去并成 ，提餾段操作線方程式中 、 的下標(biāo) 和 略去并改寫成 。

40、以上兩式相減得：把 , , ,代入上式并整理，即可得到 線方程：906.5.1理論板數(shù)的計算 線方程是聯(lián)立精餾段操作線方程和提餾段操作線方程導(dǎo)出的,它實際上是代表兩操作線交點d的軌跡方程。在 圖上 線是通過對角線（ ）上點f 的一條直線，斜率為 。因此，可從對角線上的f點出發(fā)，以 為斜率作出 線，找出該線與精餾段操作線的交點，連接即為提餾段操作線。 線方程完全為進(jìn)料組成 和熱狀況參數(shù) 所決定，亦稱之為進(jìn)料方程。特別對汽液混合物進(jìn)料，如果題目已知相對揮發(fā)度 、進(jìn)料組成 和值 （此時 值等于進(jìn)料中液相所占的分率），求進(jìn)料中汽相組成 和液相組成 。此時，應(yīng)將進(jìn)料組成理解為進(jìn)料中汽液兩相總的組成，其中

41、汽相組成、液相組成當(dāng)然應(yīng)滿足進(jìn)料方程即 線方程。916.5.1理論板數(shù)的計算另一方面，汽液混合物進(jìn)料在 相圖上是落在汽液共存區(qū)內(nèi)，汽液兩相是成平衡的也應(yīng)滿足相平衡方程。因此，可以聯(lián)立相平衡方程式和 線方程式解出進(jìn)料中汽液組成 和 。進(jìn)料狀況對 線及操作線的影響進(jìn)料熱狀況不同， 值及 線的斜率也就不同，故 線與精餾段操作線的交點也即兩操作線的交點d因進(jìn)料熱狀況不同而變動，從而提餾段操作線的位置也就隨之而變化。當(dāng)進(jìn)料組成 ，回流比 以及分離要求 一定時，進(jìn)料熱狀況對 線及操作線的影響如圖16-3所示。連接對角線上b點（ ）與不同 值時 線與精餾段操作線交點d即得不同 值時提餾段操作線。 926.5

42、.1理論板數(shù)的計算 操作線的實際做法 在圖解法計算理論塔板數(shù)時，可以從點( )出發(fā)，以 為截距作出精餾段操作線，然后由 線方程求出 線與精餾段操作線的交點，連接該交點與（ ）就得到了提餾段操作線。936.5.2 回流比的選擇 全回流 與最少理論板數(shù)946.5.2 回流比的選擇 全回流 與最少理論板數(shù)全回流時精餾塔不加料 ，也不出料 ， ， ，兩操作線合二為一且與對角線重合，操作線方程即為對角線 ，這是全回流的一個重要特點，即兩板之間任一截面上，上升蒸汽組成 與下降液體組成 相等。顯然，全回流時操作線和平衡線的距離最遠(yuǎn)，因此達(dá)到指定分離程度所需的理論板數(shù)最少，以 表示。最少理論板數(shù) 的求法有以下

43、兩種：圖解法。在圖上的平衡線和對角線之間畫梯級求得。該法繁瑣，但對理想溶液和非理想溶液均適用。用芬斯克（Fenske）方程計算。該法簡便但僅適用于理想溶液。 956.5.2 回流比的選擇多組分精餾 二元精餾966.5.2 回流比的選擇最小回流比976.5.2 回流比的選擇最小回流比 時， ，e稱為挾點（ ） 求 關(guān)鍵是挾點坐標(biāo) 、 值， 、 既滿足相平衡關(guān)系，又滿足 線方程， 986.5.2 回流比的選擇（1）對理想溶液（ 視為常數(shù)）： 解出 、 值有以下兩種特殊情況：泡點進(jìn)料 ， ,將 代入相平衡方程求 。聯(lián)想 （ 是已知的），把 代入精餾段操作線方程即可求出： 996.5.2 回流比的選擇

44、飽和蒸汽進(jìn)料 ， ，將 代入相平衡方程求 。聯(lián)想 ，（ 或 是已知的），把 代入精餾段操作線方程即可求出。討論：對汽液混合物進(jìn)料 ， 線方程中 指汽相、液相中易揮發(fā)組分的總組成，不是指其中液相的易揮發(fā)組分組成。求汽液混合物進(jìn)料中液相組成 、 汽相組成用什么方法？1006.5.2 回流比的選擇（2）對非理想溶液1016.5.2 回流比的選擇（2）對非理想溶液 平衡線沒下凹，如甲醇水溶液 解出 、 值。 平衡線有凹，如乙醇水溶液 、 不是 線與平衡線的交點坐標(biāo)（挾點不在 線與平衡線交點處）又分為兩種情況：一是最小回流比時平衡線與精餾段操作線相切（乙醇水）；二是 時平衡線與提餾段操作線相切。1026

45、.5.2 回流比的選擇適宜回流比的選擇1036.5.2 回流比的選擇適宜回流比的選擇 最適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)衡算來決定，即按照操作費用與設(shè)備折舊費用之和為最小的原則來確定，它是介于全回流與最小回流比之間的某個值。通常適宜回流比可取最小回流比的（ ）倍，即 近年，由于能源緊張，其倍數(shù)有降低的趨勢，甚至可小至1.05倍。至于回流比對精餾操作的影響將在操作型問題定性分析中討論 1046.5.3加料熱狀況的選擇理論塔板數(shù)的捷算法1056.5.3加料熱狀況的選擇理論塔板數(shù)的捷算法 均適用。1066.5.3加料熱狀況的選擇6.5.3加料熱狀況的選擇由下圖可看出，在 、 、 、 一定的情況下， 值減小，即進(jìn)

46、料前原料經(jīng)過預(yù)熱和部分汽化，精餾段操作線不變，但提餾段操作線斜率變大越靠近平衡線，所需的理論板數(shù) 越多。1076.5.3加料熱狀況的選擇為理解此點，應(yīng)明確比較的標(biāo)準(zhǔn)。精餾的核心是回流，精餾操作的實質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生部分汽化的蒸汽回流，塔頂冷凝造成部分液體回流。由全塔的熱量衡算可知，塔底加熱量、進(jìn)料帶入熱量與塔頂冷凝量三者之間有一定的關(guān)系。而以上對不同 值進(jìn)料所作的比較是以固定回流比 為基準(zhǔn)的，也即以固定塔頂冷凝量 為基準(zhǔn)的。這樣，進(jìn)料帶入熱量越多（即 值減?。?，塔底供熱量必越少，才能保證塔頂冷凝量不變，這意味著塔釜上升的蒸汽量 相應(yīng)地減小，使提餾段操作線斜率 增大 ， 不變， 減小， 增大,提餾

47、段操作線向平衡線靠近，所需理論板數(shù)增加。 1086.5.3加料熱狀況的選擇當(dāng)然，如果塔釜供熱量不變（ 不變），進(jìn)料帶入熱量增加（ 值減?。?，則 變大，塔頂冷凝量必定增大，回流比 相應(yīng)變大 ， 變大， 不變， 變大，精餾段操作線斜率 將隨 變大而增大，該線往對角線靠遠(yuǎn)離平衡線，所需的理論板數(shù)將減小。但須注意，這是以增加熱耗為代價的。 所以一般而言，在熱耗不變的情況下，熱量應(yīng)盡可能在塔底輸入，使所產(chǎn)生的汽相回流能在全塔中發(fā)揮作用；而冷量應(yīng)盡可能施加于塔頂，使所產(chǎn)生的液體回流能經(jīng)過全塔而發(fā)揮最大的效能。 1096.5.4雙組分精餾過程的其他類型 根據(jù)以上觀點，原料不應(yīng)經(jīng)預(yù)熱或部分汽化，前道工序的來料

48、狀態(tài)就是進(jìn)料狀態(tài)。那么為什么工業(yè)上有時采用熱態(tài)甚至汽態(tài)進(jìn)料呢？其目的不是為了減少塔板數(shù)，而是為了減少塔釜的加熱量。尤其當(dāng)塔釜溫度過高，物料易產(chǎn)生聚合或結(jié)焦時，這樣做更為有利。6.5.4雙組分精餾過程的其他類型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，釜液接近于純水，這時可采用如圖所示的直接加熱方式，把加熱水蒸汽直接通入塔釜，以省掉造價昂貴的再沸器。與間接蒸汽加熱精餾塔相比，直接蒸汽加熱時精餾操作線、 線均相同，但是由于塔釜中通入蒸汽直接加熱，提餾段物料衡算及全塔物料衡算關(guān)系變了。 1106.5.4雙組分精餾過程的其他類型 直接蒸汽加熱1116.5.4雙組分精餾過程的其他類型全塔物

49、料衡算 總物料衡算 易揮發(fā)組分衡算 式中 直接加熱蒸汽流率，kmol/h； 直接蒸汽加熱時釜液流率， kmol/h； 直接蒸汽加熱時釜液組成，摩爾分率。 其它符號意義與間接蒸汽加熱相同。提餾段操作線方程直接蒸汽加熱時也應(yīng)滿足恒摩爾流假設(shè),故有 ， 。根據(jù)物料衡算可導(dǎo)出提餾段操作線方程為 1126.5.4雙組分精餾過程的其他類型 如圖所示，直接蒸汽加熱時提餾段操作線通過橫軸上的點（ ）及 線與精餾段操作線的交點（ ）兩點，因此也可用兩點求直線的方法求提餾段操作線方程： 用上式求直接蒸汽加熱時提餾段操作線方程比較方便，問題歸結(jié)為兩操作線交點坐標(biāo)( )如何求。因為 線及精餾段操作線均與間接蒸汽加熱時

50、相同，所以仍可用前述方法求 、 值。若用式求，則需根據(jù) ， 等關(guān)系導(dǎo)出可利用題給已知條件的形式才能求解。 1136.5.4雙組分精餾過程的其他類型多股進(jìn)料 1146.5.4雙組分精餾過程的其他類型多股進(jìn)料 兩種成分相同但濃度不同的料液可在同一塔內(nèi)進(jìn)行分離，兩股料液應(yīng)分別在適當(dāng)位置加入塔內(nèi)。整個精餾塔可分成三段，每段均可按圖中所示符號用物料衡算推出其操作線方程。 操作線方程段 段 式中 特別，當(dāng) 為泡點進(jìn)料 ，則段操作線可寫成 1156.5.4雙組分精餾過程的其他類型 段 式中 無論何種進(jìn)料熱狀況，操作線斜率必有（）（）（）。全塔物料衡算總物料衡算 易揮發(fā)組份衡算 聯(lián)立以上兩式可得 回收率 11

51、66.5.4雙組分精餾過程的其他類型 線方程 線方程數(shù)與進(jìn)料股數(shù)相同，兩股進(jìn)料 線方程有兩個，即 ， 最小回流比 回流比 減小，三條操作線均向平衡線靠攏。當(dāng)減小 至某個值時， 挾點可能出現(xiàn)在-兩段操作線的交點 處，也可能出現(xiàn)在-兩段操作線的交點 處。對非理想性很強的物系，挾點也可能出現(xiàn)在某個中間位置，先出現(xiàn)挾點時的回流比為最小回流比。 1176.5.4雙組分精餾過程的其他類型側(cè)線出料 1186.5.4雙組分精餾過程的其他類型側(cè)線出料 如圖所示，此時操作線數(shù)目 ，因而整個精餾塔可分成三段，每段均可按圖中所示符號用物料衡算推出其操作線方程。以下僅討論側(cè)線抽出的產(chǎn)品 為泡點液體的情況。操作線方程段

52、段 （泡點采出）以上兩式 中定義為 。1196.5.4雙組分精餾過程的其他類型 段 式中 有側(cè)線出料時操作線斜率通常()()，在最小回流比 時，挾點一般出現(xiàn)在 線與平衡線交點處。1206.6雙組分精餾的操作型計算6.6.1精餾過程的操作型計算6.6.2精餾塔的溫度分布和靈敏板1216.6雙組分精餾的操作型計算6.6.1精餾過程的操作型計算操作型計算的命題： 此類計算的任務(wù)是在設(shè)備（精餾段板數(shù)及全塔理論板數(shù)）已定的條件下，由指定的操作條件預(yù)計精餾操作的結(jié)果。 計算所用的方程與設(shè)計時相同，此時的已知量為：全塔總板數(shù) 及加料板位置（第 塊板）；相平衡曲線或相對揮發(fā)度；原料組成 與熱狀態(tài) ，回流比 ；

53、并規(guī)定塔頂餾出液的采出率 。待求的未知量為精餾操作的最終結(jié)果產(chǎn)品組成 以及逐板的組成分布。操作型計算的特點：1226.6雙組分精餾的操作型計算 由于眾多變量之間的非線形關(guān)系，使操作型計算一般均須通過試差（迭代），即先假設(shè)一個塔頂（或塔底）組成，再用物料衡算及逐板計算予以校核的方法來解決。 加料板位置（或其它操作條件）一般不滿足最優(yōu)化條件。下面以兩種情況為例，討論此類問題的計算方法。 回流比增加對精餾結(jié)果的影響 設(shè)某塔的精餾段有 塊理論板，提餾段為 塊板，在回流比 操作時獲得塔頂組成 與釜液組成 （參見圖9-43a）。 現(xiàn)將回流比加大至 ，精餾段液氣比增加，操作線斜率變大；提餾段 1236.6雙

54、組分精餾的操作型計算回流比增加對精餾結(jié)果的影響 1246.6雙組分精餾的操作型計算氣液比加大，操作線斜率變小。當(dāng)操作達(dá)到穩(wěn)定時餾出液組成 必有所提高，釜液組成 必將降低，如圖（9-43b）所示。 定量計算方法是：先設(shè)定某一 值，可按物料衡算式求出 然后，自組成為 起交替使用精餾段操作線方程 及相平衡方程 進(jìn)行 次逐板計算，算出第1至 板的氣、液組成。直至算出離開加料板液體的組成 ?？邕^加料板以后，須改用提餾段操作線方程 1256.6雙組分精餾的操作型計算及相平衡方程進(jìn)行 次逐板計算，算出最后一塊理論板的液體組成 。將此 值與所假設(shè)的 值比較，兩者基本接近則計算有效，夠則重新試差。必須注意，在餾

55、出液流率 規(guī)定的條件下，藉增加回流比 一提高 的方法并非總是有效：（1） 的提高受精餾段塔板數(shù)即精餾塔分離能力的限制。對一定板數(shù)，即使回流比增至無窮大（全回流）時， 也有確定的最高極限值；在實際操作的回流比下不可能超過此極限值。1266.6雙組分精餾的操作型計算（2） 的提高受全塔物料衡算的限制。加大回流比可提高 ，但其極限值為 。對一定塔板數(shù)，即使采用全回流， 也只能某中程度趨近于此極限值。如 的數(shù)值大于1，則 的極限值為1。 此外，加大操作回流比意味著加大蒸發(fā)量與冷凝量。這些數(shù)值還將受到塔釜及冷凝器的傳熱面的限制。進(jìn)料組成變動的影響 一個操作中的精餾塔，若進(jìn)料組成 下降至 ，則在同一回流比

56、 及塔板數(shù)下塔頂餾出液組成 將下降為 ，提餾段塔釜組成也將由 降至 。進(jìn)料組成變動后的精餾結(jié)果 、 可用前述試差方法確定。1276.6雙組分精餾的操作型計算進(jìn)料組成變動的影響 1286.6雙組分精餾的操作型計算 圖9-44表示進(jìn)料組成變動后操作線位置的改變。此時欲要維持原餾出液組成 不變，一般可加大回流或減少采出量 。 值得注意，以上兩種情況的操作型計算中，加料板位置不一定是最優(yōu)的。圖9-43b說明了這一問題。6.6.2 精餾塔的溫度分布和靈敏板 精餾塔的溫度分布 溶液的泡點與總壓及組成有關(guān)。精餾塔內(nèi)各塊塔板上物料的組成及總壓并不相同，因而 塔頂至于塔底形成某中溫度分布。在加壓或常壓精餾中，各

57、板的總壓差別不大，形成全塔溫度分布的主要1296.6雙組分精餾的操作型計算6.6.2 精餾塔的溫度分布和靈敏板1306.6雙組分精餾的操作型計算原因是各板組成不同。圖9-45a表示各板組成與溫度的對應(yīng)關(guān)系，于是可求出各板的溫度并將它標(biāo)繪在圖9-45b中，即得全塔溫度分布曲線。 減壓精餾中，蒸汽每經(jīng)過一塊塔板有一定壓降，如果塔板數(shù)較多，塔頂與塔底壓強的差別與塔頂絕對壓強相比，其數(shù)值相當(dāng)可觀，總壓降可能是塔頂壓強的幾倍。因此，各板組成與總壓的差別是影響全塔溫度分布的重要原因，且后一因素的影響往往更為顯著。靈敏板 一個正常操作的精餾塔當(dāng)受到某一外界因素的干擾（如回流比、進(jìn)料組成發(fā)生波動等），全塔各板

58、的組成發(fā)生變動，全塔的溫度分布也將發(fā)生1316.6雙組分精餾的操作型計算靈敏板 1326.6雙組分精餾的操作型計算相應(yīng)的變化。因此，有可能用測量溫度的方法預(yù)示塔內(nèi)組成尤其是塔頂餾 出液的變化。 在一定總壓下，塔頂溫度是餾出液組成的直接反映。但在高純度分離時，在塔頂（或塔底）相當(dāng)高的一個塔段中溫度變化極小，典型的溫度分布曲線如圖9-46所示。這樣，當(dāng)塔頂溫度有了可覺察的變化，餾出液組成的波動早已超出允許的范圍。以乙苯-苯乙烯在8 下減壓精餾為例，當(dāng)塔頂餾出液中含乙苯由96.9%降至90%時，泡點變化僅為0.7。可見高純度分離時一般不能用測量塔頂溫度的方法來控制餾出液的質(zhì)量。 仔細(xì)分析操作條件變動

59、前后溫度分別的變化，即可發(fā)現(xiàn)在精餾段或提餾段的某些塔板上，溫度變化量最為顯著?；蛘哒f，這些塔板的溫度對外 1336.6雙組分精餾的操作型計算界干擾因素的反映最靈敏，故將這些塔板稱之為靈敏板。將感溫元件安置在靈敏板上可以較早覺察精餾操作所受到的干擾；而且靈敏板比較靠近進(jìn)料口，可在塔頂餾出液組成尚未產(chǎn)生 變化之前先感受到進(jìn)料參數(shù)的變動并即使采取調(diào)節(jié)手段，以穩(wěn)定餾出液的組成。1346.7 間歇精餾6.7 間歇精餾6.7.1 間歇精餾過程的特點 當(dāng)混合液的分離要求較高而料液品種或組成經(jīng)常變化時，采用間歇精餾的操作方式比較靈活機(jī)動。從精餾裝置看，間歇精餾與連續(xù)精餾大致相同。作間歇精餾時，料液成批投入精餾

60、釜，逐步加熱氣化，待釜液組成降至規(guī)定值后將其一次排出。由此不難理解，間歇精餾過程具有如下特點。 間歇精餾為非定態(tài)過程。在精餾過程中，釜液組成不斷降低。若在操作時保持回流比不變，則餾出液組成將隨之下降；反之，為使餾出液組成保持不變，則在精餾過程中應(yīng)不斷加大回流比。為達(dá)到預(yù)定的要求，實際操作可以靈活多樣。 1356.7 間歇精餾例如，在操作初期可逐步加大回流比以維持餾出液組成大致恒定；但回流比過大，在經(jīng)濟(jì)上并不合理。故在操作后期可保持回流比不變，若所得的餾出液不符合要求，可將此部分產(chǎn)物并入下一批原料再次精餾。 此外，由于過程的非定態(tài)性，塔身積存的液體量（持液量）的多少將對精餾過程及產(chǎn)品的數(shù)量有影響