兩組分連續(xù)精餾

#/31提餾段操作線方程：L+qF Wxy= x w L+qF-W L+qF-Wy二192.15x-81.5"0.085)1.737x-0.0626（3）192.15-81.57 192.15（3）由平衡線方程，兩操作線方程逐板計算理論板數。因采用全凝器，泡點回流，則yi=xD=0.98由平衡方程（1）解得x1x二 x二 yi__1a-(a—1)y0.982.47-(2.47-1)0.98=0.952由精餾段操作線方程（2）解得y2y=0.833次+0.1633=0.8333x0.952+0.1633=0.95672 1重復上述方法逐板計算，當求到xn~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^0085為止。計算結果列于本題附表。12345678910y0.980.95670.91280.83760.72680.59550.47450.38640.29030.1842x0.9520.88940.80910.67620.51860.37340.26770.20320.14210.08376故總理論板數為10（包括再沸器），其中精餾段為7層，第8層為進料板。1.5.5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，適當的回流比介于兩極限值之間。一、全回流和最少理論板數精餾塔塔頂上升蒸汽經全凝器冷凝后，冷凝液全部回流至塔內，此種回流方式稱為全回流。在全回流操作下，即不向塔內加料，也不從塔內取走產品，即F、D、W皆為零。全回流LR=—=8時回流比為：D精餾段操作線斜率為：x——D—在y軸上的截距為R+1全回流時操作線方程式為：匕+1="〃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，說明塔內氣、液兩相間的傳質推動力最大，對完成同樣的分離任務，所需的理論板數為最少，以Nmin表示。H -?1-18全何沈城少理詒版地的圈弭2．最少理論板數的確定方法全回流時的理論板數除可用如前介紹的逐板計算法和圖解法外，還可用芬斯克方程計算，

Nmin(1-38)log[(xD-)(1xw)]1-xxDWlogaNmin(1-38)式中Nmin一全回流時的最少理論板數（不包括再沸器）;aam—全塔平均相對揮發(fā)度。如前所述，全回流時因無生產能力，對正常生產無實際意義，只用于精餾塔的開工階段或實驗研究中。但在精餾操作不正常時，有時會臨時改為全回流操作，便于過程的調節(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，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⑴正常相平衡曲線（無拐點） 產一9量，—定整理上式得：圖X-19不正常平衡曲線的最小回流比的確定整理上式得：圖X-19不正常平衡曲線的最小回流比的確定(1-39a)式中5、5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）。OX

y= f 飽和液體進料時，x，q"⑹―1）xFy

x= q 飽和蒸汽進料時，yq=x，q°-（°-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Rmin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和再沸器加熱介質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系如圖1-21中曲線2所示。

圖1-21圖1-21適宜回流比的璃定設備費主要指精餾塔、再沸器、冷凝器等費用。如設備類型和材料已選定，此項費用主要取決于設備尺寸。設備費和回流比的大致關系如圖1-21中曲線1所示?？傎M用（操作費用和設備費用之和）和R的大致關系如圖1-21中曲線3所示。在精餾設計計算中，一般不進行經濟衡算，操作回流比常采用經驗值。根據生產數據統(tǒng)計適宜回流比的數值范圍可取為：R=（1.1~2.0）Rmin應予指出，在精餾操作中，回流比是重要的調控參數，其值與產品質量及生產能力密切相關。[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，下同），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。試求飽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x—x—0.46Ox Ox q 1+(a—1)xq2.47,口46 -0.6781+(2.47—1)x0.46

Rmin故：Rmin故：%一yDqy一%qq0.97一口678二1340.678—0.46 .（2）飽和蒸氣進料y=%=0.46因飽和蒸氣進料：qF=0.2560.46=0.256a-(a-1)y 2.47-(2.47-1)0.46qRmin故：Rmin故：%一yDqy一%qq0.97—0.46— =2.50.46—0.256由計算結果可知，不同進料熱狀況下，Rmin值是不同的。1.5.6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作物料衡算，并整理得出提餾段操作線方程：—卬J_卬V，y——%——%(1-45)m+1VmVW(1-45)00直接蒸汽加熱由圖解法確定理論板數說明：.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。.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。

圖1-22直接蒸汽加熱精鐳塔圖圖1-22直接蒸汽加熱精鐳塔圖1-23直接蒸汽加熱時理論板數的圖解法砧1.01.5.7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全塔效率又稱總板效率，是指一定分離任務下所需理論板數和實際板數的比值，即：NE=1x100%(1-41)TN(1-41)P式中：NT—-理論板數;P——實際板數；T——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。一般可用經驗式或半經驗公式計算，也可取生產實際或經驗數據。由式1-41可求得NP，即:N(1-41a)N二一TPE(1-41a)T2．板式塔塔高的計算由實際塔板數和板間距計算，即：

Z=Z=(N—1)HPT(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。板間距一般取經驗數值，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。填料層高度可按下式計算：ZZ=N(HETP)T（1-43）式中：HETP——填料的理論板當量高度或等板高度，m。HETP的數值反映了填料的傳質性能，它與許多因素有關，通常由生產實測或取經驗數據，也可由經驗公式估算。、塔徑的計算：精餾塔的內直徑，可由上升蒸汽的體積流量和空塔氣速計算，即：(1-44)式中：D 塔內徑，m；VS——塔內上升蒸汽的體積流量，m3/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0.6~0.8倍。若精餾段和提餾段內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值，并按容器標準圓整后作為精餾塔的塔徑。1.5.8精餾裝置的熱量衡算對精餾裝置進行熱量衡算，以求得再沸器和冷凝器的熱負荷，確定加熱介質和冷卻介質的消耗量等。、冷凝器的熱量衡算對前面圖1-9所示的全凝器作熱量衡算，若忽略熱損失，可得：Q=VI—(LI+DI)CVD LD LD因：V=L+D=(R+1)D，代入上式得：Q=(R+1)D(I—I)C VDLD (1-46式中：Qc——全凝器的熱負荷，kJ/h；IVD——精餾塔塔頂上升蒸汽的焓，kJ/kmol；ID——餾出液的焓，kJ/kmol；由式1-46得出冷卻介質的消耗量，即：QW二——上——CC(t—t)Pc2 1 (1-47)W式中：c 冷卻介質消耗量；kg/h；Cpc——冷卻介質的平均比熱容，//(kg?°C)；t1、t2——分別為冷卻介質劑進出冷凝器的溫度，°C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)Q=VI+WI —LI +Q(1-48)B VWLW LML式中：QB——再沸器的熱負荷，kJ/h；QL——再沸器的熱損失，kJ/h；Ivw——再沸器中上升蒸汽的焓，kJ/kmol；Il 釜殘液的焓，kJ/kmol；

%——提餾段底部流出液體的焓，kJ/kmol;因ILW^ILM，又因V'=L'~W,則：Q=『(I -I)+QBVWLWL (1-49)加熱介質的消耗量，即：QW= B hI—IB,1 B,2 (1-50)W式中：h——加熱介質消耗量，kg/h;IB1、IB2——分別為加熱介質進出再沸器的焓，kJ/kg;加熱介質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：(1-51)W=QB-hr(1-51)式中：r——加熱蒸汽的氣化潛熱，kJ/kg；1.5.9吉利蘭圖和精餾塔的操作型計算、捷算法求理論板數精餾塔的理論塔板數的計算，除了用逐板法和圖解法外，還可采用簡捷計算法。086LO.O.圖086LO.O.圖1-24去利蘭圖常用的一種經驗關聯方法是吉利蘭關聯圖。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，算得的數據進行整理以后得到的Rmin（計算方法同前）、R、Nmin（計算方法同前）和在操作回流比R時所需理論板數N四者之間的近似定量關系。（R-R）/ （N-N）/圖中以1nmMR+1）為橫坐標，以 1nmyN+1）為縱坐標。吉利蘭圖的使用方法:可先根據已知條件算出橫坐標數值而由圖中曲線查出縱坐標數值后，再利用求得的Nmin去求得N。應指出：吉利蘭關聯圖是用于對指定分離任務所需的理論板數作出大致的估計，或簡略找出理論板數與回流比之間的關系的情況。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)和最經濟的條件下，使該裝置具有盡可能大的生產能力，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：①塔操作壓強；②進出塔的物料流量；③回流比和回流液溫度；④進料組成和熱狀況;⑤冷凝器和再沸器的傳熱性能和條件；⑥設備散熱情況等。2．影響精餾操作的主要因素：物料平衡的影響和制約據全塔物衡可知，對于一定的F、xF，只要確定了xD、％，則D和W也就被確定了。而xD和「決定于a、xF、q、RNt和等，因此D和W或采出率只能根據XD和M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?；亓鞅群突亓饕簻囟鹊挠绊懟亓鞅萊是影響精餾塔分離效果的主要因素，生產中常用R來調控產品的量。例如當R增大時，LV變大，塔內氣、液傳質推動力增加，在NT一定時使xD變大，而「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日魵饬康淖兓?。如回流液溫度從泡點改為低于泡點時，上升到塔頂第一板的蒸氣將有一部分被冷凝，以放出潛熱將回流液加熱到泡點。這部分冷凝液稱為內回流。這樣使塔內第一板以下的實際回流液量要較RD大一些，同時上升到塔頂第一板上的蒸氣量也要比按（R+1）D計算的量大一些。內回流增加了塔內氣液兩相流量，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。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。一般精餾塔常設幾個進料口，以適應生產中進料狀況的變化，保證W精餾過程在適宜的進料位置下進行。對特定的精餾塔，若xF減小，將使xD和xw都減小，要保持xD不變，則應增大R。操作壓強的影響在操作溫度一定的情況下，改變操作壓強，對產品質量，工藝損失都有影響。提高操作壓力，可以相應地提高塔的生產能力，操作穩(wěn)定。但在塔釜難揮發(fā)產品中，易揮發(fā)組分含量增加。若從塔頂得到產品，則可提高產品的質量和易揮發(fā)組分的濃度。操作壓強的改變或調節(jié)，還應考慮安全生產等問題。因此在精餾操作中，常常規(guī)定了操作壓強的調節(jié)范圍。當受外界因素影響而使操作壓強受到破壞時，塔的正常操作就會完全破壞。三、精餾過程的操作型計算對精餾過程，若需要定量計算（或估算）時，則所用的計算基本方程或關系與設計型計算的完全相同，不同之處在于操作型計算更為繁雜。操作型計算的特點：1．由于眾多變量之間的非線性關系，使操作型計算一般均需通過視差（迭代）。即先假設一個塔頂（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。有些情況下，利用吉利蘭圖可避免試差。2．加料板位置（或其他操作條件）一般不滿足最優(yōu)化條件。[例1-7]用一連續(xù)操作的板式精餾塔分離乙苯-苯乙烯混合液，塔頂全凝器，塔釜間接蒸氣加熱。塔內共有44層實際塔板，從塔頂數第21層和第23層實際板設置兩個加料口，塔板總效率為0.6，料液中乙苯的摩爾分數（下同）為0.6，要求餾出液組成為0.95，泡點進料，塔頂泡點回流。塔釜中最大氣化量為75kmol/h,操作條件下，精餾段的平均相對揮發(fā)度。1=1.45，全塔平均相對揮發(fā)度a=L43。試求：（1）餾出液的最大產量Dmax;（2）乙苯的收率"A解：（1）求餾出液的最大產量Dmax在規(guī)定2、xD、q和v的前提下，精餾段理論板層數增加，則回流比可減小，得到的餾出液流量D較大。關鍵是選擇加料口位置并確定操作回流比R。選第23層實際塔板為進料口，精餾段的實際板層數為22N=EN=0.6X22=13.2則有：T1TP1為避免試差，利用吉利蘭圖確定回流比Rx由于泡點進料，q=x=0.6

Fa?x

F

1+(a—1)xFL4330.6二0.6821+0.4330.6Rminx—y—D qy—xqq0.95一0.682:3.2680.682—0.6由芬斯克方程可求出精餾段所需最少理論板數為NminHYP