1、1,主讲教师： 赵清华 联系电话: 66696324 Email:,Principles of Chemical Engineering,化 工 原 理,2,第1章 蒸馏,1.1 概述 1.2 两组分溶液的气液平衡 1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏 1.4 精馏原理和流程 1.5 两组分连续精馏的计算,3,重点和难点,两组分理想物系的汽液平衡关系精馏原理两组分连续精馏过程的计算,4,1.1 概述,化工生产中的传质过程 相组成的表示方法 何为蒸馏？ 蒸馏的特点？ 蒸馏过程的分类,5,均相物系的分离条件是必须造成一个两相物系，然后依据物系中不同组分间某种物性的差异，使其中某个组分或某些组分从一相向另一相
2、转移，以达到分离的目的。,物质在相间的转移过程称为传质（分离）过程。,1.化工生产中的传质过程,6,蒸馏、吸收、萃取分离过程的区别,1.化工生产中的传质过程,7,2.相组成的表示方法,8,利用各组分挥发度的差异将液体混合物加以分离的单元操作称为蒸馏。,2. 何为蒸馏,9,(1) 可以直接获得所需要的产品 ； (2) 适用范围广 ； (3) 耗能较大 。,3.蒸馏的特点,10,4. 蒸馏的分类,11,1.2 两组分溶液的气液平衡,1.2.1 两组份理想物系的气液平衡 1.2.2 两组份非理想物系的气液平衡,12,1. 相律,二元物系汽液相平衡时，所涉及的变量有： 温度t、压力P、汽相组成y、液相
3、组成x等4个。,只要固定两个变量，平衡体系就唯一确定。,在一定压力下：,13,何为理想物系？ 汽相为理想气体，液相为理想溶液的体系。 满足理想气体状态方程和道尔顿分压定律在全部浓度范围内都服从拉乌尔定律的溶液。只有物性和结构相似，且分子大小也相近的物系才符合拉乌尔定律，如苯甲苯、甲醇乙醇、烃类同系物组成的溶液等等,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,14,1）用饱和蒸气压和相平衡常数表示气液平衡关系,泡点方程,露点方程,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,15,由相平衡常数K表示的气液平衡关系,其中,2.两组分理想物系的气
4、液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,16,计算含苯0.5（摩尔分率）的苯甲苯混合液在总压101.33 kPa下的泡点温度。苯（A）甲苯（B）的饱和蒸汽压数据如下表所示。,解：设泡点温度t=95 ，查附表得,得,计算结果表明，所设泡点温度偏高。,17,再设泡点温度t=92.2 ，由附表数据插值求得,得,得泡点温度t=92.2 。,求解本题的关键是明确用汽液平衡关系求泡点温度时，需采用试差法。,18,2）用相对挥发度表示的气液平衡关系,(1) 挥发度v,组分的挥发度是该物质挥发难易程度的标志，表示。,混合液某组分挥发度:,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间
5、的关系）,对理想溶液:,挥发度v随温度而变。,19,(2) 相对挥发度(以表示),一般物系：,溶液中易挥发组分的挥发度对难挥发组分的挥发度之比，称为相对挥发度。,2）用相对挥发度表示的气液平衡关系,气液平衡方程,得,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,20,2）用相对挥发度表示的气液平衡关系,理想物系：,对理想物系，相对挥发度与温度关系不大，可近似认为与温度无关。,2.两组分理想物系的气液平衡函数关系 （气液相组成和平衡温度间的关系）,21,(3) 的物理意义,气相中两组分组成之比是液相中两组分组成之比的倍数；标志着分离的难易程度；愈大，平衡线愈远离对角线，
6、物系愈易分离；=1，无法用普通蒸馏方法分离。,22,1）温度-组成图（t-x-y图）,杠杆原理：力力臂 = 常数,即：液相量L1=汽相量L2,量,浓度差,露点线一定在泡点线上方。,x0,x1,y1,x2,y0,t0,t1,t2,3. 两组份理想溶液的气液平衡相图,23,（1）相平衡曲线必落在对角线的上方；,2）x-y图,3. 两组份理想溶液的气液平衡相图,因为yx,说明：,（2） 越远离1，也就愈有利于蒸馏操作- 越大，相平衡曲线偏离对角线愈远，表示达到汽液相平衡时汽、液两相组成的差异愈大，,Why？,24,1.2 两组分溶液的气液平衡,1.2.1 两组份理想物系的气液平衡 1.2.2 两组份
7、非理想物系的气液平衡,25,1.2.2 两组分非理想溶液的气液平衡,非理想物系可能有如下三种情况： (1) 液相为非理想溶液，气相为理想气体； (2) 液相为理想溶液，气相为非理想气体； (3) 液相为非理想溶液，气相为非理想气体。,对非理想溶液，其表现是溶液中各组分的平衡分压与拉乌尔定律发生偏差。,此时：,26,1.2.2 两组分非理想溶液的气液平衡,乙醇水溶液相图,正偏差溶液：恒沸组成x=0.894；最低恒沸点78.15,27,1.2.2 两组分非理想溶液的气液平衡,硝酸水溶液相图,负偏差溶液：恒沸组成x=0.383；最高恒沸点121.9,28,1.3.1 平衡蒸馏 1.3.2 简单蒸馏,
8、1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏,29,又称闪蒸,1. 装置流程和特点,30,（1）物料衡算,2. 平衡蒸馏的计算,总物料衡算：,易挥发组分衡算：,杠杆原理：,或：,31,定义：,(液化率),则原料液的汽化率为：,（xF，xF）,斜率：,32,忽略热损失。,式中：,Q加热器的热负荷，kJ/h或kW； F原料液的流量，kmol/h或kmol/s； cp原料液的平均比热容，kJ/(kmol）； te分离器中的平衡温度，； T通过加热器后原料液的温度，。,（2）热量衡算,2. 平衡蒸馏的计算,T,te,加热器：,分离器：,33,及,（3）气液平衡关系,2. 平衡蒸馏的计算,（xF，xF）,斜率：,te,思
9、考：如果已知露点线：te=f(y),如何确定平衡温度?,34,1.3.1 平衡蒸馏 1.3.2 简单蒸馏,1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏,35,1.装置流程与特点,又称微分蒸馏,特点：间歇、不稳定 分离程度不高,36,设某一时刻釜液量为Lkmol，组成为x，与之平衡的汽相组成为y。经微分时间段d 后，釜液量为L+dL，组成为x+dx，蒸出的馏出液量为dD、组成为y，且y与x呈平衡关系。在d 前后作物料衡算，有：,易挥发组分衡算,总物料衡算：,dD= -dL,1）物料衡算,2. 简单蒸馏的计算,时刻：L，x, +d 时刻：L+dL，x+dx,d ：dD，y,馏出液,37,2）相平衡关系,xy的平衡关
10、系为,则, 若x-y平衡关系用曲线或表格表示时，则可应用图解积分法或数值积分法。,则, xy的平衡关系为,则,2.简单蒸馏的计算,38,2.简单蒸馏的计算,3）一批操作的物料衡算,易挥发组分衡算：,总物料衡算：,釜液：W，x2,馏出液：D，y,原料：F，x1,39,思考：在操作压力、原料相同的条件下(x1=xF )，若平衡蒸馏的操作温度与简单蒸馏的最终温度相同，则简单蒸馏与平衡蒸馏相比：分离效果如何？产品量孰大？,答：简单蒸馏分离效果好，但产量小。,简：,平：,习题（p71）：1、4,40,1.4.1 精馏过程的原理和条件 1.4.2 精馏操作流程,1.4 精馏原理和流程,41,平衡蒸馏和简单
11、蒸馏都是单级分离过程，即对混合液进行一次部分汽化，只能使混合液得到部分分离。,精馏是多次分离过程，可使混合液得到几乎完全的分离。,不管何种操作方式，混合液中组分间挥发度的差异是蒸馏分离的前提和依据。,1.多次部分汽化和多次部分冷凝的单独操作,42,由图可知气相混合物经多次部分冷凝后，在气相中可获得高纯度的易挥发组分；液相混合物经多次部分汽化后，在液相中可获得高纯度的难挥发组分。,43,缺点： 设备庞杂，重复量大，设备投资大； 能耗大，过程有相变； 收率低 。,44,2.有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝的联合操作,45,回流：将部分产品引回设备的操作称为回流回流包括塔顶液体回流和塔底蒸汽回流。
12、回流是保证精馏过程连续稳定操作的必要条件。 1. 不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上一级的液相回流与下一级的气相直接接触，从而省去了逐级使用的中间加热器和冷凝器。 2. 回流提高了产品收率 。,精馏塔模型,46,精馏操作在直立圆形的精馏塔内进行. 塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料, g-l 两相传质可以是微分接触式或逐级接触式. 传质设备对吸收和蒸馏过程通用.,精馏：将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。,精馏塔的操作情况,47,塔板的作用,塔板提供了气液两相质、热交换的场
13、所；每一块塔板是一个混合分离器1. 气相部分冷凝, 使其中难挥发组分转入到液相中；2. 气相冷凝放出潜热传给液相, 使其部分气化, 其中的部分易挥发组分转入到气相。足够多的板数可使各组分较完全分离。,V，yn+1 tn+1,L，xn-1 tn-1,V，yn，tn,L，xn，tn,xnyn+1,48,精馏塔的分离原理,49,1.4.1 精馏过程的原理和条件 1.4.2 精馏操作流程,1.4 精馏原理和流程,50,1.连续精馏操作流程,塔顶冷凝器的作用: 获得塔顶产品及保证有适宜的液相回流. 再沸器的作用: 提供一定量的上升蒸气流.,(包括进料板),51,1.5 双组份连续精馏的计算,1.5.1
14、理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程 1.5.3 进料热状况的影响 1.5.4 理论板层数的求法 1.5.5 回流比的影响及其选择 1.5.6 简捷法求理论板层数 1.5.8 塔高和塔径的计算 1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能 1.5.10 精馏塔的操作和调节,52,确定产品的流量和组成.确定精馏塔的类型, 如选择板式塔或填料塔. 根据塔型, 求算理论板层数或填料层高度.确定塔高和塔径.对板式塔, 进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算; 对填料塔, 需确定填料类型及尺寸, 并计算填料塔的流体阻力.计算冷凝器和再沸器的热负荷, 并确定两者的类型和尺寸.,计算内
15、容,53,1. 理论板的概念,V，yn+1 tn+1,L，xn-1 tn-1,V，yn，tn,L，xn，tn,xnyn+1,理论板：气液两相的传热阻力和传质阻力为0,气液两相达到相平衡：,操作线方程，由物料衡算得到。,54,2. 恒摩尔流假定,（1）恒摩尔气流,即：V1=V2=V=常数V1=V2=V=常数但VV,（2）恒摩尔液流,即：L1=L2=L=常数L1=L2=L=常数但LL,V， V精馏段、提馏段上升蒸气的摩尔流量，kmol/h; L, L精馏段、提馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h。,55,2. 恒摩尔流假定,各组分的摩尔气化热相等； 气液接触因温度不同而交换的显热可以忽略； 塔设备
16、保温良好，热损失可以忽略。,(3) 假定成立的条件：,恒摩尔流假定的引入，使得连续精馏过程基本计算式中的变量减少，所需方程数也随之减少，过程的计算大大简化。且有些系统基本符合上述条件，可将这些系统在塔内的气液两相视为恒摩尔流。,56,1.5 双组份连续精馏的计算,1.5.1 理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程,57,1. 全塔物料衡算,D, xD,W, xW,F, xF,58,2. 精馏段操作线方程,D, xD,W, xW,F, xF,n,1,59,2. 精馏段操作线方程,b,60,3. 提馏段操作线方程,61,2. 提馏段操作线方程,思考：L如何求？,62,1.5
17、双组份连续精馏的计算,1.5.1 理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程 1.5.3 进料热状况的影响,63,1.五种进料热状况,64,2. 进料热状况参数,对加料板作总物料衡算和热量衡算：,65,2. 进料热状况参数,66,67,2. 进料热状况参数,进料热状况的影响：影响到提馏段传质推动力；影响到再沸器的热负荷。,68,1.5 双组份连续精馏的计算,1.5.1 理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程 1.5.3 进料热状况的影响 1.5.4 理论板层数的求法,69,概述,理论板数的求取方法：,求算理论板层数时，必须以知原料液的组成、进料热状况、操
18、作回流比和分离程度，并利用：气液平衡关系；操作线方程。,70,1.逐板计算法,相平衡方程：,精馏段操作线方程：,提馏段操作线方程：,（饱和液体进料）,全凝器,（其余进料）,71,2.图解法,1）操作线的作法,（1）精馏段操作线的作法：,（2）提馏段操作线的作法：,y,x,xD,xW,a,b,c,d,思考：如何求两操作线交点d?,72,2. 图解法,（2）提馏段操作线的做法,前已推得，精馏段和提馏段操作线方程如下：,q线方程或进料方程,73,q线方程或进料方程,过点: (xF,xF) 斜率：q/(q-1) 截距：-xF/(q-1)。,2. 图解法,（2）提馏段操作线的做法,y,x,xD,xW,a
19、,b,c,d,xF,e,f,74,（3）进料热状况对q线及操作线的影响,2. 图解法,75,2.图解法,作出精、q线、提操作线； 从点a开始在平衡线和精馏段操作线之间画阶梯，当梯级跨过点d时，就改在平衡线和提馏段操作线之间画阶梯，直至梯级跨过点b为止；,麦卡勃-蒂列（Mccabe-Thiele）法，简称M-T法,2）图解方法,76,2. 图解法,所画的总阶梯数就是全塔所需的理论塔板数（包含再沸器），跨过点d的那块板就是加料板，其上的阶梯数为精馏段的理论塔板数。,理论板13块（包括再沸器）， 其中精馏段5块， 提馏段板数=12-5=7块， 加料板在第6块。,（4）作图步骤：,77,2. 图解法,
20、78,思考：梯级的物理意义?,A、C板上及板下的两相组成状态；B离开板的气液相组成状态；AB、BC液体和气相经过理论板的提纯或增浓程度,79,2. 图解法,3）适宜的进料位置,适宜进料位置：跨过两操作线交点的梯级。,80,非最佳位置进料与最佳进料的比较：进料口下移两块板,非最佳位置进料比最佳位置进料所需的理论板数多。,2. 图解法,81,非最佳位置进料与最佳进料的比较：进料口上移1块板,非最佳位置进料比最佳位置进料所需的理论板数多。,2. 图解法,习题（p72）： 5、8,82,1.5 双组份连续精馏的计算,1.5.1 理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程 1.5.3
21、进料热状况的影响 1.5.4 理论板层数的求法 1.5.5 回流比的影响及其选择,83,1. 全回流和最少理论板层数,L=V,84,1. 全回流和最少理论板层数,Nmin的求取方法：逐板法、图解法,85,2. 最小回流比,为完成某一分离要求，所需的理论塔板数为无穷多时的回流比称为最小回流比。,（1）图解法,86,2. 最小回流比,y,x,e,y,x,e,恒浓区在精馏段,恒浓区在提馏段,xq,yq,xD,xD,xq,yq,xD,xD,87,2. 最小回流比,（2）解析法,对理想溶液：,饱和液体进料：xq=xF,饱和蒸汽进料：yF=yq,88,3. 适宜回流比的选择,89,1.5 双组份连续精馏的
22、计算,1.5.1 理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程 1.5.3 进料热状况的影响 1.5.4 理论板层数的求法 1.5.5 回流比的影响及其选择 1.5.6 简捷法求理论板层数,90,1.吉利兰（Gilliland）图,最小回流比Rmin、操作回流比R、最少理论板层数Nmin、操作理论板层数N四个变量之间的关联图称为吉利兰图。,N 、Nmin为不包括再沸器的理论板层数和最少理论板层数。,图中曲线两端代表两种极限情况： 右端：R=， N =Nmin ； 左端：R= Rmin ， N = 。,91,1.吉利兰（Gilliland）图,精馏条件： (1) 组分数目为211
23、； (2) 进料热状态包括冷料至过热蒸气等五种情况； (3) Rmin为0.537.0； (4) 组分间相对挥发度为1.264.05； (5) 理论板数为2.443.1。,吉利兰图是用八个物系，由逐板计算得出的结果绘制而成。,注意：使用该图计算时，条件应尽量与上述条件相近。,92,1.吉利兰（Gilliland）图,吉利兰图的回归方程式：,式中,适用条件为0.01X0.9。,93,2.求理论板层数的步骤,根据物系性质及分离要求，求出 Rmin，并选择适宜的 R； (2) 用Fenske方程求出全回流下的 Nmin； (3) 计算出 (R-Rmin)/(R+1)，查吉利兰图得 (N-Nmin)/
24、(N+1) ，即可求得所需的 N； (4) 确定加料位置。,图-30 吉利兰图,94,习题课,D, xD,W, xW,F, xF,公式：,操作条件包括：进料状况（F、xF、q）、R操作压力P、操作温度T冷凝器热负荷V、再沸器热负荷 V 、 D、W。,95,例1：有苯和甲苯混合物，含苯0.40，流量为1000 kmol/h，在一常压精馏塔内进行分离，要求塔顶馏出液中含苯90%以上（以上均为摩尔分数），苯回收率为90%，泡点进料，泡点回流，取回流比为最小回流比的1.5倍。已知相对挥发度= 2.5，试求： （1）塔顶产品量D； （2）塔底残液量W及组成xw； （3）最小回流比； （4）精馏段操作线方
25、程及提馏段操作线方程; （5）第二块理论板上升蒸汽的组成。,操作型问题计算,96,解：（1）依题意知,得塔底残液量组成,因,得塔顶产品量,又因,（1）D=？,（2）W、xw=？,解：,97,所以,得最小回流比,解：由题意泡点进料得,（3）Rmin=？,98,精馏段操作线方程操作方程：,解：,提馏段操作线方程操作方程：,且泡点进料,得,（4）两操作线方程？,99,由平衡线方程可得：,由精馏段操作线方程得由第二块理论板上升蒸汽的组成为,得,（5）y2=？,100,练习：某连续操作精馏塔如图所示，已知料液摩尔组成xF=0.2，料液以饱和液体状态直接加入塔釜，塔顶设全凝器，全塔共两块理论板（包括塔釜）
26、，塔顶摩尔采出率D/F=1/3，回流比R=1，泡点回流，此条件下物系的相平衡关系可表示为y=4x，试计算xW=?,操作型问题计算,xF=0.2,D/F=1/3,R=1,y=4x,饱和液体,101,操作型问题计算,y=4x,102,N，与N不变这个前提相矛盾。故假设不成立。,例2 一操作中的常压连续精馏塔分离某混合液。现保持回流液量和进料状况（F、xF、q）不变，而减小塔釜加热蒸汽量，试分析xD、xW如何变化？,操作型定性分析举例,解法二：作图+排除法,解法一：快速分析,假设xD不变 、假设xD变小,103,至于xW，也用排除法推知，只能变大。,操作型定性分析举例,104,练习 一操作中的常压连
27、续精馏塔分离某混合液。现保持塔顶馏出液量D、回流比R、进料状况（F、xF、q）不变，而减小操作压力，试分析xD、xW如何变化？,解：,105,106,例3：组成为xF=0.45的原料以汽液混合状态进入精馏塔，其中汽液摩尔比为1:2，塔顶xD=0.95（以上均为摩尔分率），塔顶易挥发组分回收率为95%，回流比R=1.5Rmin，塔釜间接蒸汽加热，相对挥发度=2.5 。试求： （1）原料中汽相和液相组成； （2）列出提馏段操作线方程。,设计型问题举例,107,设计型问题举例,汽液摩尔比为1:2,解：（1）原料中汽相和液相组成,设原料中汽相组成为ye ，液相组成为xe ，则,108,设计型问题举例,
28、（2）列出提馏段操作线方程,汽液摩尔比为1:2,109,设计型问题举例,110,1.5 双组份连续精馏的计算,1.5.1 理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程 1.5.3 进料热状况的影响 1.5.4 理论板层数的求法 1.5.5 回流比的影响及其选择 1.5.6 简捷法求理论板层数 1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法,111,提馏段物料衡算：,1. 直接蒸汽加热,适用范围：水溶液，且水是难挥发组分,直接蒸汽加热时的提馏段操作线方程,恒摩尔流,或,y0 =0,间接加热提馏段操作线方程,112,1. 直接蒸汽加热,（1）精线、q线、提线方程形式相同,过点b（ ,0
29、）,与间接蒸汽加热流程相比：,113,1. 直接蒸汽加热,（2）全塔物料衡算式形式不同,与间接蒸汽加热流程相比：,114,1. 直接蒸汽加热,思考：与间接蒸汽加热相比，直接蒸汽加热有何优缺点？,优点：可以用结构简单的塔釜鼓泡器代替造价昂贵的再沸器，且需要的加热蒸汽压力较低； 缺点：需要的理论板数略有增多、塔釜排出更多的废液。,115,2. 多侧线的精馏塔,特点：1. 精、提操作线方程不变2. 两股进料之间的操作线方通过虚线范围内的物料衡算得到：,1）多股加料,116,2. 多侧线的精馏塔,从上到下，操作线斜率依次增大。,思考：当多股进料时，如何确定最小回流比？,夹紧点可能出现在精馏段和中间段两
30、操作线的交点、中间段和提馏段两操作线的交点、塔的某中间位置，取最大值作为设计值。,117,2. 多侧线的精馏塔,2）侧线出料,中间段的物料衡算,若侧线出料为饱和液体，则,得,侧线产品为饱和液体或饱和蒸汽,s,S+1,118,2. 多侧线的精馏塔,当侧线出料为饱和液体时，联立,得两操作线交点的横坐标为,119,3. 塔顶设有分凝器,汽相,液相,yD与xL满足相平衡关系，故分凝器相当于一块理论板。,120,分凝器流程,练习： 苯、甲苯两组分混合物用如图所示的釜进行常压连续蒸馏加以分离（无塔板），原料直接加入釜中，进料量为100kmol/h，其组成x苯=0.7，要求得到组成为0.8的塔顶产品（以上均
31、为摩尔分率）。塔顶用一分凝器，其中50%的蒸汽冷凝并返回塔内。出分凝器的蒸汽与冷凝液体保持相平衡。问塔顶、塔釜产量为多少？已知2.46,2.46,121,解,分凝器流程,2.46,习题：11、12,122,1.5 双组份连续精馏的计算,1.5.1 理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程 1.5.3 进料热状况的影响 1.5.4 理论板层数的求法 1.5.5 回流比的影响及其选择 1.5.6 简捷法求理论板层数 1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法 1.5.8 塔高和塔径的计算,123,1. 塔高的计算,1）板式塔有效高度计算,Z板式塔的有效高度，m； NP实际板层数
32、； HT板间距。,板式塔的实际高度：,式中,124,2）塔板效率,实际板层数,ET值一定小于100%，多数在0.50.7之间。,（1）总板效率 (又称全塔效率)ET,塔板效率反映了实际塔板的气、液两相传质的完善程度。,1. 塔高的计算,125,1. 塔高的计算,思考：影响塔板效率的因素？,影响塔板效率因素很多而复杂，至今还难以正确可靠地对其进行预测。,物系性质：包括粘度、密度、表面张力、扩散系数及相对挥发度等； 塔板结构：包括塔板类型、塔径、板间距、堰高及开孔率等； 操作条件：包括温度、压强、气体上升速度及气液流量比等。,板效率的来源：,经验数据； 经验关联式估算。,126,1. 塔高的计算,
33、（2）单板效率EMV、EML,127,1. 塔高的计算,ET与EM数值上不一定相等；ET大，则表明EM一定大。但反过来，EM大，则ET不一定大，这是因为，板和板之间传质会相互影响，可能存在着各种不利的操作现象，如漏液、雾沫夹带、液泛等。,思考：单板效率EM与全塔效率ET有何关系？,128,1. 塔高的计算,（3）点效率EO,进入和离开第n层板某点的实际气相组成；,与板上某点液体组成x成平衡的气相组成。,液相点效率EOL,气相点效率EOV,129,1. 塔高的计算,3）填料塔填料层高度的计算,影响HETP的因素：流动状况，物性参数、结构参数和操作参数、,思考：等板高度大好还是小好？,等板高度愈小
34、，说明填料层的传质分离效果愈好,130,例: 如图所示的精馏塔由一只蒸馏釜及一层实际板组成。料液由塔顶加入，进料热状况参数q=1，xF=0.20（摩尔分率，下同）。今测得塔顶易挥发组分的回收率为80%，且xD=0.30，系统相对挥发度为3.0。试求： （1）残液组成xw； （2）该层塔板的液相默弗里板效EML。设蒸馏釜可视为一个理论板。,q=1，xF=0.20,xD=0.30,80,=3.0,131,解：（1）残液组成xw,q=1，xF=0.20,xD=0.30,80,=3.0,132,y1,xF,x1,yw,（2）该层塔板的液相默弗里板效EmL,q=1，xF=0.20,xD=0.30,xW=
35、0.0859,=3.0,133,习题：15、16,134,2. 塔径的计算,空塔速度，m/s,塔内上升蒸汽的体积流量，m3/s,1）精馏段VS的计算,2）提馏段VS的计算,V、V精馏段、提馏段上升蒸汽摩尔流量，kmol/h； V、 V在精馏段、提馏段平均操作压强和温度下气相的密度，kg/m3；Mm、Mm精馏段、提馏段上升蒸汽的平均摩尔质量，kg/kmol。,135,1.5 双组份连续精馏的计算,1.5.1 理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程 1.5.3 进料热状况的影响 1.5.4 理论板层数的求法 1.5.5 回流比的影响及其选择 1.5.6 简捷法求理论板层数 1
36、.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法 1.5.8 塔高和塔径的计算 1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能,136,1. 冷凝器,对冷凝器作热量衡算得（忽略热损失）：,137,2. 再沸器的热负荷,对再沸器作热量衡算得：,138,3.精馏过程的节能,节能的具体措施如下：,减少有效能损失的几种方式：,选择经济合理的回流比； 回收精馏装置的余热； 对精馏过程进行优化控制，减小操作裕度。,热泵精馏； 多效精馏； 设置中间再沸器和中间冷凝器。,139,1.5 双组份连续精馏的计算,1.5.1 理论板的概念与恒摩尔流假定 1.5.2 物料衡算和操作线方程 1.5.3 进料热状况的影响 1.5.4
37、理论板层数的求法 1.5.5 回流比的影响及其选择 1.5.6 简捷法求理论板层数 1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法 1.5.8 塔高和塔径的计算 1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能 1.5.10 精馏塔的操作和调节,140,对特定的精馏塔和物系,保持精馏定态操作的条件是:,塔压稳定； 进出塔系统的物料量平衡和稳定； 进料组成和热状况稳定； 回流比恒定； 再沸器和冷凝器的传热条件稳定； 塔系统与环境间散热稳定等。,1.影响精馏操作的主要因素简析,141,由全塔物料衡算F=D+W及FxF = DxD +W xW，可知，当F、xF、xD、xW一定时，D和W恒定。,而xD和xW决定于
38、气液平衡关系、xF、q、R和理论板数NT（适宜的进料位置）。,1）物料平衡的影响和制约,142,当进料流率 F 和组成 xF 以及釜液组成 xW 一定时，要求塔顶馏出液中轻组分含量 xD 值越大，馏出液的流率 D 值就越小。 塔釜产品的流率和组成之间也存在类似关系。 对进料浓度一定的精馏过程，提高产品品质是以降低产品产率为代价的。,塔顶采出率,塔底采出率,1）物料平衡的影响和制约,143,R对xD，xW的影响,精馏段操作线斜率：,提馏段操作线斜率：,2）回流比的影响,144,（1）当NT 、F、xF、q、D、W一定时，若 R,则xD ， xW ,R对xD，xW的影响,（2）当xD ， xW 、
39、F、xF、 q、 D、W一定时，若 R,则NT ,2）回流比的影响,145,回流比增加，使塔内上升蒸气量及下降液体量均增加，若塔内气液负荷超过允许值，则应减小原料液流量。回流比变化时，再沸器和冷凝器的传热量也相应发生变化。,在采出率一定时，若以增大R来提高xD，则有以下限制： （1）受理论板数的限制； （2）受全塔物料平衡的限制，其极限值为 。,2）回流比的影响,146,（）进料组成的影响,xF 对xD，xW 的影响,要维持原 xD 不变，可采取增大 R或减小D/F的调节方法。,对一个操作中的精馏塔，在同一回流比R及塔板数下，若进料组成下降，则xD和xw均下降。,3）进料组成和进料热状况的影响
40、,147,结论：xD ， xW ,q 对xD, xW 的影响,提馏段操作线斜率：,当q， R 、F 、xF 、 D不变时， 。,（）进料热状况的影响,3）进料组成和进料热状况的影响,148,精馏塔内温度不同分布：由塔底至塔顶逐渐降低。 原因：各塔板上物料组成不同。,操作中常通过监测塔顶和塔底温度来反映馏出液组成和釜残液组成。但温度在塔顶（或塔底）相当一段高度内变化极小。,2.精馏塔的产品质量控制和调节,149,高纯度分离时，塔顶（或塔底）若干块塔板间的温度差都很小，若通过塔顶和塔釜温度来监控产品质量将发生严重的滞后，因此生产上常用测量和控制灵敏板的温度来保证产品质量。,操作条件（xF, q,
41、R, 再沸器与冷凝器的热负荷等）的改变必然引起分离效果的变化，但每一块板改变的程度不等。,灵敏板：正常操作中的精馏塔受到某一外界干扰，如回流比、进料组成波动等，全塔各板的组成和温度将发生变化。变化最灵敏的一块板或相邻的几块板称为灵敏板。,灵敏板通常靠近进料口。,150,一、概念 理想溶液 理想物系 挥发度,相对挥发度,恒摩尔流假定 精馏原理 最佳位置进料 易挥发组分回收率,难挥发组分回收率,总 结,151,回流比,单板效率,全塔效率,等板高度：HETP,五种进料状态,152,1.理想物系的相平衡关系,txy相图、yx相图,拉乌尔定律,二、公式,2.,153,3.精馏计算,精馏段操作线 ：,q线方程 ：,全塔物料衡算 ：,154,提馏段操作线：,理论板数N计算：,
