蒸餾技術(shù)-精餾過(guò)程工藝條件確定

一、理論板與恒摩爾流假設(shè)恒摩爾流假定:對(duì)整個(gè)精餾塔,每層板上升蒸汽摩爾流率相等，每層板下降液體摩爾流率相等。理論板：指離開(kāi)該板的蒸汽和液體組成達(dá)到平衡的塔板，這里指的平衡是在傳熱、傳質(zhì)兩方面都達(dá)到平衡狀態(tài)，即兩相溫度相同，組成相互平衡。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(guò)程屬等摩爾反向擴(kuò)散傳質(zhì)過(guò)程。對(duì)于多數(shù)有機(jī)同系物和許多相近的理想體系，各組分的摩爾汽化熱相差不大，恒摩爾流假設(shè)均適用。恒摩爾流假設(shè)必須滿足的條件是：①各組分的摩爾汽化潛熱相等；②氣液接觸時(shí)因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；③塔設(shè)備保溫良好,熱損失可也忽略.物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)二、物料衡算和操作線方程

1.全塔物料衡算如圖所示,對(duì)穩(wěn)定操作的連續(xù)精餾塔,料液加入量必等于塔頂和塔釜產(chǎn)品量之和?？偽锪虾馑阋讚]發(fā)組分物料衡算F,xFD,xDL,xDVW,xWL’V’圖

精餾塔的物料衡算進(jìn)料流率F和組成xF以及釜液組成xW一定，餾出液中輕組分含量xD值越大，餾出液流率D值就越小。釜液流率和組成間存在類(lèi)似關(guān)系。提高產(chǎn)品品質(zhì)是以降低產(chǎn)品產(chǎn)率為代價(jià)的。物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)2.操作線方程對(duì)圖虛線范圍（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(shí)間為基準(zhǔn),即：塔頂全凝：V=L+D=(R+1)D回流比：R=L/D1)精餾段操作線方程精餾段操作線方程的物理意義: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。物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)D,xDL,xDV12n+1nx1x2xny2y1ynyn+1圖

精餾段的物料衡算2)提餾段操作線方程對(duì)圖虛線范圍（包括提餾段第m板以下塔段和塔釜在內(nèi)）作物料衡算,即：提餾段操作線方程的物理意義:在一定的操作條件下,提餾段內(nèi)自任意第m板下降的液相組成與其相鄰的下一層塔板上升的蒸汽組成之間的關(guān)系。應(yīng)該指出,提餾段內(nèi)液體摩爾流量不僅與L的大小有關(guān),而且還受進(jìn)料量F及其進(jìn)料熱狀況的影響。物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)W,xWmm+1x1x’mym+1圖

提餾段的物料衡算L’V’提餾操作線：c點(diǎn)：（xW，xW）截距：-WxW/V’3)操作線方程在x-y圖上的畫(huà)法

精餾操作線：a點(diǎn)：(xD，xD）截距：xD/(R+1)

xy01.01.0xD

abxW

cde精餾段操作線方程提餾段操作線方程物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)t/oC圖

精餾塔的進(jìn)料熱狀況3.進(jìn)料熱狀況和進(jìn)料線方程

1)進(jìn)料5種熱狀況在實(shí)際生產(chǎn)中,如圖所示,引入精餾塔內(nèi)的原料可能有五種不同狀況,即：①低于泡點(diǎn)的冷液體；②泡點(diǎn)下的飽和液體；③汽液混合物；④飽和蒸汽；⑤過(guò)熱蒸汽。進(jìn)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(jìn)料熱狀況的影響ABCDE物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)2)進(jìn)料熱狀況參數(shù)設(shè)第m塊板為加料板，對(duì)圖所示的虛線范圍,進(jìn)、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:總物料衡算：輕組分物料衡算：熱量衡算：定義—加料熱狀態(tài)參數(shù)物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)VIVLILV’IV’L’IL’FIF圖

進(jìn)料板上的物料衡算與熱量衡算m可得：加料熱狀態(tài)參數(shù)q的大小與進(jìn)料焓值IF直接相關(guān)。

q的意義:以1kmol/h進(jìn)料為基準(zhǔn)時(shí),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(dá)式：（2）q(進(jìn)料)線方程在進(jìn)料板上,同時(shí)滿足精餾段和提餾段的物料衡算,故兩操作線的交點(diǎn)落在進(jìn)料板上。當(dāng)q為定值，改變塔操作回流比時(shí)，兩操作線交點(diǎn)軌跡即q線。聯(lián)立兩操作線方程式兩式相減物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)因q為一常數(shù),故一定狀態(tài)進(jìn)料時(shí)q線為直線.不同的加料熱狀態(tài)對(duì)應(yīng)著不同的q值,也就對(duì)應(yīng)著不同的q線。代入DxD+WxW=FxF,L’-L=qF;V’-V=(q-1)F，得q線方程進(jìn)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,如圖所示。①冷液體進(jìn)料,q>1;②飽和液體進(jìn)料,q=1;③氣液混合物進(jìn)料,q=0-1;④飽和蒸汽進(jìn)料,q=0;⑤過(guò)熱蒸汽進(jìn)料,q<0.物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)q線的圖形表示(1)在對(duì)角線上作e點(diǎn)(y=x=xF)；(2)過(guò)e點(diǎn)作斜率q/(q-1)為的直線。

隨進(jìn)料焓值增加(溫度高),q值減小,則q線與精餾操作線的交點(diǎn)沿著精餾操作線朝x,y減小的方向移動(dòng)。這意味著加料板位置下移(塔從上往下,溫度逐步升高)。eacbdq<0q=00<q<1q=1q>101.0xWxy1.0xDxF不同加料熱狀態(tài)下的q線物料衡算和操作線方程化工單元操作技術(shù)理論板數(shù)的求取方法相平衡方程：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：

1、逐板計(jì)算法逐板計(jì)算法圖解法捷算法理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)

1、逐板計(jì)算法理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)提餾段操作線方程：相平衡方程式：或第一板：第二板：第三板：精餾段操作線方程：……條件：塔頂全凝，泡點(diǎn)回流

1、逐板計(jì)算法理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)第m+1板：第N板：在計(jì)算過(guò)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(dāng)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板為進(jìn)料板。逐板計(jì)算法是求理論塔板數(shù)的基本方法，計(jì)算結(jié)果較準(zhǔn)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(dāng)理論板層數(shù)較多時(shí)更甚.現(xiàn)由計(jì)算程序處理,比較好?！趍板：第m板為進(jìn)料板泡點(diǎn)進(jìn)料理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)2、圖解法圖解法求理論板層數(shù)的基本原理與逐板計(jì)算法的完全相同，只不過(guò)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(jiǎn)便的圖解法代替繁雜的計(jì)算而已,圖解法中以直角梯級(jí)圖解法最為常用.雖然圖解的準(zhǔn)確性較差，但因其簡(jiǎn)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(biāo)上繪出待分離混合物的x-y平衡曲線,并作出對(duì)角線.如圖所示.

在x=xD處作鉛垂線,與對(duì)角線交于點(diǎn)a,再由精餾段操作線的截距xD/(R+1)值,在y

軸上定出點(diǎn)b,連ab.ab為精餾段操作線.

在x=xF處作鉛垂線,與對(duì)角線交于點(diǎn)e,從點(diǎn)e作斜率為q

/(q-1)的q線ef,該線與ab交于點(diǎn)d.

在x=xW處作鉛垂線,與對(duì)角線交于點(diǎn)c,聯(lián)cd.cd為提留段操作線.理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)2)求N的步驟自對(duì)角線上a點(diǎn)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(jí).如圖圖所示.

當(dāng)梯級(jí)跨過(guò)兩操作線交點(diǎn)d時(shí),則改在平衡線與提餾操作線間作梯級(jí),直至某梯級(jí)的垂直線達(dá)到或小于xW為止.

每一個(gè)梯級(jí)代表一層理論板.梯級(jí)總數(shù)即為所需理論板數(shù).梯級(jí)含義：如第一梯級(jí)由a點(diǎn)作水平線與平衡線交于點(diǎn)1(y1,

x1),相當(dāng)于用平衡關(guān)系由y1求得x1；再自點(diǎn)1作垂線與精餾段操作線相交,交點(diǎn)坐標(biāo)為(y2,x1),即相當(dāng)于用操作線關(guān)系由x1求得y2。

作圖法與逐板計(jì)算法等價(jià)。有時(shí)塔頂出來(lái)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?yàn)殡x開(kāi)分凝器的氣液兩相相互呈平衡,相當(dāng)于1層理論板.故此時(shí)精餾段層數(shù)應(yīng)少1.理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)yxxDxWxFy1x1y2x2123456789圖

理論塔板數(shù)圖解法理論板8.8塊(包括再沸器)，其中精餾段3.8塊，提餾段板數(shù)=8.8-3.8=5塊，加料板在第4塊。理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)

(1)作出精/提餾段操作線、q線；

(2)從點(diǎn)a開(kāi)始在平衡線和精餾段操作線之間畫(huà)階梯，當(dāng)梯級(jí)跨過(guò)點(diǎn)d時(shí)，就改在平衡線和提餾段操作線之間畫(huà)階梯，直至梯級(jí)跨過(guò)點(diǎn)b為止；

(3)所畫(huà)的總階梯數(shù)就是全塔所需的理論塔板數(shù)(包含再沸器)，跨過(guò)點(diǎn)d的那塊板就是加料板，其上的階梯數(shù)為精餾段的理論塔板數(shù)。圖解法步驟：理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)思考：為什么一個(gè)梯級(jí)代表一個(gè)理論板？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(lái)得近,故所需理論板層數(shù)較多.反之，如還沒(méi)有跨過(guò)交點(diǎn),而過(guò)早的更換操作線,也同樣會(huì)使理論板層數(shù)增加.由此可見(jiàn),當(dāng)梯級(jí)跨過(guò)兩操作線交點(diǎn)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(guò)程中當(dāng)某梯級(jí)跨過(guò)兩操作線交點(diǎn)時(shí)，應(yīng)更換操作線?？邕^(guò)交點(diǎn)的梯級(jí)即代表適宜的加料板(逐板計(jì)算時(shí)也相同),這是因?yàn)閷?duì)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.如圖所示.若梯級(jí)已跨過(guò)兩操作線的交點(diǎn)e,而仍在精餾段操作線和平衡線之間繪梯級(jí),由于交點(diǎn)d以3、適宜的進(jìn)料位置理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)D,xDW,xWF,xF最佳位置進(jìn)料理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)D,xDW,xWF,xF非最佳位置進(jìn)料與最佳進(jìn)料的比較：進(jìn)料口下移兩塊板非最佳位置進(jìn)料比最佳位置進(jìn)料所需的理論板數(shù)多。理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)D,xDW,xWF,xF非最佳位置進(jìn)料與最佳進(jìn)料的比較：進(jìn)料口上移1塊板非最佳位置進(jìn)料比最佳位置進(jìn)料所需的理論板數(shù)多。理論塔板數(shù)N的計(jì)算化工單元操作技術(shù)xy01.01.0xD

abxW

cD一定的條件下，R↓,L↓、V↓、V’↓、N↑R↑,L↑、V↑、V’↑、N↓xF

回流比的兩種極限情況：RminR→∞回流比的影響及選用化工單元操作技術(shù)1．最小回流比Rmin為完成某一分離要求，所需的理論塔板數(shù)為無(wú)窮多時(shí)的回流比稱為最小回流比。圖解法解析法如何求取Rmin？回流比的影響及選用化工單元操作技術(shù)2．全回流和最少理論板數(shù)NTmin什么是全回流？特點(diǎn)：①操作線與對(duì)角線重合，精、提操作線均為：y=x②理論板數(shù)最少