两组分连续精馏

1、第 5 节 两组分连续精馏的计算1掌握的内容：(1) 精馏塔物料衡算的应用。(2) 操作线方程和 q 线方程及其在 x-y 图上的作法和应用。(3) 理论板和实际板数的确定(逐板计算法和图解法) 、塔高和塔径的计算。(4) 进料热状况参数 q 的计算及其对精馏操作的影响。(5) 全回流时最小理论板数，最小回流比的计算，回流比与塔板数的关系和适宜回流 比的确定。2理解的内容：(1) 精馏装置的热量衡算。(2) 直接蒸气加热精馏塔的计算。(3) 捷算法求理论板数，理论板与恒摩尔流假定。(4) 等板高度的概念，精馏塔填料层高度的确定。(5) 精馏塔的操作型计算。本章重点：物料衡算式的应用，操作线方程

2、和q线方程的应用及其在 x-y图上的作法，理论板数和最小回流比的计算，加料位置的确定，回流比与塔板数之间的关系。 本节难点：进料热状况参数的计算，最小回流比的计算，进料热状况对q 线和操作线的影响。本节以板式精馏塔为例，主要讨论双组分连续精馏塔的有关工艺计算。1.5.1 理论板的概念及恒摩尔流假定一、理论板的概念理论板：指离开该板的气液两相达到平衡状态，且两相温度相等的塔板。实际上，理论板是不存在的，它仅用作衡量实际塔板分离效率的一个标准。理论板的概念对精馏过程的分析和计算是十分有用的。二、恒摩尔流假定1恒摩尔气流：是指在精馏塔内，为简化精馏计算，通常引入塔内恒摩尔流动的假定。各层塔板上升 蒸

3、气摩尔流量相等，即：精馏段：Vl =V2 =V3二=V二常数提馏段：Vl =V2 =V3二V二常数但两段上升的蒸气摩尔流量不一定相等。2.恒摩尔液流是指在精馏塔内，在没有中间加料（或出料）条件下各层塔板下降液体摩尔流量相等,二常数即:精馏段:提馏段:-L二常数但两段下降的液体摩尔流量不一定相等。恒摩尔流动的假定必须符合以下的条件才能成立。 混合物中各组分的摩尔气化热相等。口=2 各板上液体显热的差异可忽略。Q显=0 塔设备保温良好，热损失可忽略。Q损=0以下是以恒摩尔流为前提介绍的精馏计算物料衡算和操作线方程、全塔物料衡算图1-9精嘲塔的物料衡算对图1-9的连续精馏装置做物料衡算，并以单位时间

4、为基准，则:总物料衡算：F=D+W(1-25)易挥发组分：F Xf =D XD W XW(1-25a)式中：F、D、W分别表示原料、 塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜残液）流量，kmol/h ；XF、Xd、Xw分别表示原料液、塔顶产品、塔底产品中易挥发组分的摩尔分数。D/F应该指出，在精馏计算中，分离要求可以用不同形式表示，如:W/ F釜残液的采出率：Xd -XfXd - Xw(1-26a)d -D 100%塔顶易挥发组分的回收率：FXf(1-26a)Xw)100%塔釜难挥发组分的回收率：FC Xf)(1-26d)馏出液的采出率:XF _ XWXD - XW(1-26)应该提出：通常原料液的流

5、量与组成是给定的，在规定分离要求时，应满足全塔总衡 算的约束条件，即Dxd亠Fxf或D F - XF XD。注：F、D、W表示为Kg/h, x F、xD、xW表示质量分率时上式均成立。例1-2在连续精馏塔中分离苯和甲苯混合液。已知原料液流量为12000kg/h，苯的组成为40% （质量，下同）。要求馏出液组成为 97%，釜残液组成为 2%。试求馏出液和釜残 液的流量kmol/h ;馏出液中易挥发组分的回收率和釜残液中难挥发组分的回收率。解：苯的摩尔质量为 78kg/mol，甲苯的摩尔质量为 92kg/h。原料液组成：40/78° “xF0.4440/7860/92馏出液组成：97/7

6、8cckxD0.97597/78 3/92釜残液组成：2/78xw0.02352/78 98/92原料液的平均摩尔质量Mf =0.44 78 0.56 92 = 85.8kg/kmol原料液摩尔流量：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馏出液中易挥发组分回收率为:DxdFXf61.3 0.975140 0.44= 0.97 = 97%釜残液难挥发组分回收率为:=0.98 二 98%W(1Xw) _ 78.7 (1 -0.023勺F(1-xf) 一 140(1 -0

7、.44)、操作线方程（一）精馏段操作线方程图 1-10精储段操作线方程的推导对图1-10虚线范围（包括精馏段第n+1板和冷凝器在内）作物料衡算，以单位时间为基准，即：总物料衡算：V = L D（1-27）易挥发组分的物料衡算：Vyn .1二LxDXd（i-27a）式中：V、L分别表示精馏段内每块塔板上升蒸气的摩尔流量和下降液体的摩尔流量,kmol/h ；yn+1精馏段中任意第n+1层板上升的蒸气组成，摩尔分数;xn精馏段中任意第n层板下降的液体组成，摩尔分数。将式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为精馏段操作线方程。该方程的物理意义是表达在一定的操作条件下,精馏段内自任意第n层塔板下降的液相组成Xn与其相邻的下一层塔板上升的蒸汽组成yn+1之间的关系。图1 - 11操作线与q线RXd/该方程为直线方程，其斜率为R 1，截距为 R 1，在x-y图中为一条直线，如Xd图1-11中ab所示。可由两点法作图， b点由截距R - 1确定；a点（Xd，Xd），则略去精馏段操作线方程中变量的下标，由精馏段操作线方程与对角线方程联立可得。连接a、b两点的直线，即为精馏段操作线。也可由点a作斜率为RR+1的直线ab，得此线。（二）提馏段操作线方程_巴_ L_j图提谓段操作线方稈的

9、推导对图1-12虚线范围（包括自提馏段第m板以下塔段和塔釜在内）作物料衡算，即:总物料衡算：L'V'W（1-30）L Xm =v ym 1 WXw易挥发组分的物料衡算:式中：V、L 分别表示提馏段内每块塔板上升蒸汽的摩尔流量和下降液体的摩(1-30a)尔流量，kmol/h ;Xm 提馏段中任意第 m层板下降的液体组成，摩尔分数；ym 1 提馏段中任意第 m+1层板上升的蒸汽组成，摩尔分数;将式1-30代入1-30a并整理得：Wxw儿=WXmL _W(1-31)式1-31为提馏段操作线方程。该方程的物理意义是表达在一定的操作条件下，提馏段内自任意第m板下降的液相组成 Xm与其相邻

10、的下一层塔板上升的蒸汽组成ym1之间的关系。该方程也为直线方程，其斜率为-W)，截距为_ W）。在x-y图上也为一条直线。（其在图上的表示在下小节介绍 ）应该指出，提馏段内液体摩尔流量L 不仅与的大小有关，而且还受进料量及进料热状况的影响。例1-3在某两组分连续精馏塔中，精馏段内第3层理论板下降的液相组成X3为0.65（易挥发组分摩尔分数， 下同）。进入该板的气相组成y4为0.75，塔内气液摩尔流量比 V L为2,物系的相对挥发度为2.5，试求回流比R、从该板上升的气相组成y3和进入该板的液相组成X2。解：1.回流比解法1:由回流比的定义知:D，其中D =V - L则:解法2 :由精馏段操作线

11、斜率知:2 解得：R = 12.气相组成离开第3层理论板的气液相组成符合平衡关系，即:X3y31(：-1)X32.5 0.65y30.8231 (2.5-1) 0.653.液相组成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也可对第3板作物料衡算确定。V(*3*4) = L% -X3)X2= 2(0.823 -0.75) 0.650.796解得:进料热状况的影响和进料线方程、进料热状况的影响1进料五种热状况在实际生产中，弓I入精馏塔内的原料可能有五种不同状况，即：低于泡点的冷液体;泡点下的饱和液体；气液混合物；饱和

12、蒸气；过热蒸气。2、进料热状况对上升蒸汽量和下降液体量的影响进料热状况不同，q值就不同，因此直接影响精馏塔内两段上升蒸汽和下降液体量之间的关系，如图1-14所示。(d)M图1-14进料热状况对进料板上、下各流股的影响a冷液体进料 b饱和液体进料 c气、液混合物进料e过热蒸气进料 冷液体进料（q>1）L L F V V 饱和液体进料（q=1）L 二 L F V =V 气液混合物进料（q=01）L ： L F V ： V饱和蒸汽进料（q=0）L =L V =V F过热蒸汽进料（q<0）L ,L V V F进料热状况不同，将直接影响进料板上、下两段上升蒸气和下降液体的流量，为表明它的影响

13、，现介绍如下物理量。3 进料热状况参数图1- 13进料板上的物料衡算和焓衡算对图1-13所示的虚线范围分别作进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 分别表示进料板上、下处饱和蒸气的焓，1 L、IL 分别表示进料板上、下处饱和液体的焓， 由于进料板上、下处的温度及气、液浓度都比较接近， 故：I V ：T V , I L I L以单位时间为基准，即:kJ / kmol -kJ / kmol 将以上关系代入式（1-32a）与式（1-32）整理得:Iv -If

14、一 L -LIv -IlF(1-33)Iv - If . 1kmol原料变为饱和蒸汽所需 热量 lv -Il原料液的千摩尔气化热(1-33a)q称为进料热状况参数。对各种进料热状况都可用上式计算q值。于是由上两式得出精馏塔内两段的气、液相流量与进料量及进料热状况参数之间的基本关系：L = L qFV 二V （1 -q）F4 提馏段操作线方程另一种形式(1-34)(1-35)ym 1L qF XmWXW -L qF -W L qF -W(1-36)对定态精馏过程而言，式中 L、F、W、Xw、q为已知值。如前所述提馏段操作线方程同样为直线方程，其斜率为L qF (L qF _W)，截距为qF _W

15、），在x-y图上为条直线，也可用两C(Xw, Xw)，如图点法作出。略去提馏段操作线方程中变量的下标与对角线方程联解得出点1-11上的点C所示。为了反映进料热状况的影响，故通常找出两操作线的交点，将C点与该点连接而得出提馏段操作线。、进料方程（q线方程）1. 进料方程因在交点处两操作线方程中的变量相同，故略去方程式中变量上、下标，即:精馏段操作线方程：Vy = Lx DXd（ 1）提馏段操作线方程：V y二L x -Ww （ 2）结合式1-34和式1-35及全塔易挥发组分的衡算式，并整理得：(1-37)上式称为进料线方程。该方程为代表两操作线交点的轨迹方程。该式亦为直线方程,其斜率为q 一1，

16、截距为q 一1。在X-y图上为一条直线并必与两操作线相交于一点。此线作法：q线方程与对角线方程联解得交点e（XF, Xf）,过点e作斜率为.Q-1的直线ef,即为q线。q线与精馏段操作线 ab相交于点d,连接c、d两点即得到提馏段操作线， 如图1-11所示。2 进料热状况对q线及操作线的影响。进料热状况不同，q值便不同，q线的位置也不同，故 q线和精馏段操作线的交点随之 而变，从而提馏段操作线的位置也相应变动。当进料组成、回流比和分离要求一定时，五种不同进料状况对q线及操作线的影响如图1-15所示。图进料热狀况对操作线的影响不同进料热状况对 q线的影响情况列于表 1-1中。1-1进料热状况对g

17、銭的影响逬料煤状况进料的熔hq值g线的斜率各 q 二 ig线在工一y图上的位置冷液体> 1V+诲和液悴If = h 1如f 气、液混合物兀 < A < /v< 1一（）,诲和蒸气心-扎00的（T过热離气<0+爲（/）例1-4 一常压精馏塔，分离进料组成0.44 （摩尔分数）的苯-甲苯混合液，求下述进料状况下的q值及q线斜率：(1)原料液为气液各占一半的气液混合物；(2)原料液为20 C的冷液体。P=101.33KP条件下，查图知苯的汽化热为390kJ/kg，甲苯汽化热为 360kJ/kg。解:(1)根据q为进料中的热状况参数，可知则:Ifq解得：Ivf Iv -

18、Uv Il) 2 仏-I lI v _ I lIv -Il- II) 2q线斜率:(2)由图Iv1-1(q-1)=1221 j查得Xf=0.44时进料泡点温度ts = 93 C，查图知苯和甲苯在平均温度93 +20 =56.52(2)下热比容为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线斜率：q(q-1)=1=3.78理论板数的计算对两组分连续精馏塔，理论板数的求算方法常采用逐板计算

19、法和图解法。依据的两个关系:(1)气液平衡关系(2)操作线方程、逐板计算法计算中常假设：塔顶采用全凝器 回流液在泡点下回流入塔 再沸器采用间接蒸汽加热T * * Ui-16逐核计算法示意如图1-16所示，因塔顶采用全凝器，即:yi = XD由于离开每层理论板气液组成互成平衡，因此Xl可利用气液平衡方程求得，即:：一（：一1）%从下一层塔板上升蒸汽组成 2与Xl符合精馏段操作线关系，即:R 1 XlXdR 1同理，如此交替使用平衡方程和精馏段操作线方程重复计算，直至计算到禺'XF （仅指饱和液体进料情况）时，（其它进料状态Xn'Xq，Xq为两操作线交点处的液相组成）。表 示第n层

20、理论板是进料板（属于提馏段），此后，可改用提馏段操作线方程和平衡方程。求 提馏段理论板数，直至计算到 Xm空Xw为止。在计算过程中使用了 n次相平衡方程即为求得的理论板数（包括再沸器在内）应注意的问题:1精馏段所需理论板数为n-1块，提馏段所需的理论板数为m-1（不包括再沸器）。精馏塔所需的理论板数为 n+m-2，（不包括再沸器）2. 若为其它进料热状况，应计算到Xn ' Xq。（ Xq为两操作线交点下的液相组成）二、图解法：将图解法的基本原理与逐板计算法完全相同，逐板计算法的计算过程改在x-y图上图解进行。x1-17图解法求理论板数参照图1-17图解法的基本步骤如下:1在x-y坐标图

21、上作出平衡曲线和对角线。2. 作精馏段操作线。3. 作进料线。4. 作提馏段操作线。5. 画直角梯级。从a点开始，在精馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，当梯级跨过两操作线交点d点时，则改在提馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，直至梯级的垂线达到或跨过c点为止。应该指出：当梯级跨过两操作线交点d时，此梯级为进料板，即为适当的进料位置。此时对一定的分离任务而言，如此作图所需理论板数为最少。注意：在精馏塔设计计算时，进料位置确定不当，将使理论板数量增多，在实际操作中，进料位置确定不当， 一般将使塔顶产品和塔底产品不能同时达到分离要求。进料位置过高，使难挥发组分在馏出液中含量增高；反之，进料位置过低，使

22、釜残液中易挥发组分的含量增高。例1-5在常压下将含苯25%的苯和甲苯混合液连续精馏。 已知原料液流量为100kg/h， 要求馏出液中含苯 98%，釜残液中含苯不超过 8.5% （以上组成皆为摩尔百分数）。选用回流 比为5,泡点进料，塔顶为全凝器，泡点回流。试用逐板计算法确定所需理论板层数。已知常压下苯和甲苯混合液的平均相对挥发度为2.47。解：苯-甲苯气液平衡方程：2.47x1(2.47 -1)x(1)物料衡算求塔顶、塔底产品流量: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精馏段操作线方程：= 0.8333x0.163350.98x5 15 1泡点进料：q=1L" =L qF =RD F =5 18.43 100 =192.15kmol /h提馏段操作线方程:L +qFWxwyx -L qF -WL qF -Wy 192.15 x 81.57 0.085 =1.737x0.0626(3)由平衡线方程,两操作线方程逐板计算理论板数。因采用全凝器,泡点回流，则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由精馏段操作线方程（

24、2）解得y2y2 =0.8333%0.1633 二 0.8333 0.952 0.1633 二 0.9567重复上述方法逐板计算，当求到x-0.25时该板为进料板。然后改用提馏段操作线方程（3）和平衡方程（1 ）进行计算，直至 Xm乞0.085为止。计算结果列于本题附表。12345678910y0.980.95670.91280.83760.72680.59550.47450.38640.29030.1842x0.9520.88940.80910.67620.51860.37340.26770.20320.14210.08376故总理论板数为10 （包括再沸器），其中精馏段为7层，第8层为进料

25、板。回流比的影响及选择回流比是保证精馏过程能连续定态操作的基本条件，因此回流比是精馏过程的重要变量，它的大小直接影响精馏的操作费用和投资费用，也影响精馏塔的分离程度。回流比有两个极限值，上限为全回流，下限为最小回流比，适当的回流比介于两极限值之间。一、全回流和最少理论板数1 .全回流的分析精馏塔塔顶上升蒸汽经全凝器冷凝后，冷凝液全部回流至塔内，此种回流方式称为全回流。在全回流操作下，即不向塔内加料，也不从塔内取走产品，即F、D、W皆为零。全回流时回流比为:精馏段操作线斜率为:在y轴上的截距为XdR 1全回流时操作线方程式为：yn1 =Xn此时，精馏段操作线和提馏段操作线与对角线重合,无精馏段和

26、提馏段之分， 如图1- 18所示，显然操作线和平衡线之间的距离最远，说明塔内气、液两相间的传质推动力最大，对完成同样的分离任务，所需的理论板数为最少，以"min表示。118 全回洗盘少理谊按歎的閔詠2.最少理论板数的确定方法全回流时的理论板数除可用如前介绍的逐板计算法和图解法外,即：还可用芬斯克方程计算,log(7(=N=_xW_iinlog%XdXw(1-38)式中Nmin 全回流时的最少理论板数（不包括再沸器）；m 全塔平均相对挥发度。如前所述，全回流时因无生产能力，对正常生产无实际意义，只用于精馏塔的开工阶段 或实验研究中。但在精馏操作不正常时，有时会临时改为全回流操作，便于过

27、程的调节和控 制。二、最小回流比1 最小回流比对于一定的分离任务，若逐渐减小回流比，精馏段操作线的截距则随之不断增大，两操作线的位置向平衡线靠近。当回流比减小到某一数值后，两操作线的交点d落在平衡曲线 上时，相应的回流比称为最小回流比，以Rmin表示。在最小回流比下，图解时若在平衡线和操作线之间不论绘多少梯级都不能跨过点d,此时所需理论板数为无穷多。两操作线和平衡线的交点 d称为夹点，而在点d前后各板之间（通 常在进料板附近）区域气、液两相组成基本上没有变化，即无增浓作用，故此区域称恒浓区（又称夹紧区）2.最小回流比的确定方法（1）正常相平衡曲线（无拐点）整理上式得：（a）<b）XD _

28、 yqbin二y图X-19不正常平衡曲线的最小回流比的确定q q（1-39a）式中Xq、yq为q与平衡线的交点坐标，可在图中读得，也可由 q线方程与平衡方程联立确定。此外，当进料热状况为饱和液体和饱和蒸汽时，可由进料组成和气液平衡方程确定d点坐标（Xq，yq）。GXf饱和液体进料时，Xq "F , * 一1 r -1）XFyqXq =饱和蒸汽进料时，yq "f，-1）yq（2 ）不正常相平衡曲线（平衡线有下凹部分）如图1-19所示，对有下凹部分的平衡曲线，当两操作线与平衡线的交点尚未落到平衡线上之前，精馏段和提馏段操作线已与分别平衡线相切，如图中的点e所示。此时，最小回流比

29、计算方法仍可采用式（1-39）。d点坐标（Xq, yq）由图中读出。三、适宜回流比的选择适宜的回流比是指操作费用和投资费用之和为最低时的回流比。操作费用：主要包括冷凝器冷却介质和再沸器加热介质的消耗量及动力消耗的费用等。当回流比增大时这些费用将增加，操作费和回流比的大致关系如图1-21中曲线2所示。设备费主要指精馏塔、再沸器、冷凝器等费用。如设备类型和材料已选定，此项费用 主要取决于设备尺寸。设备费和回流比的大致关系如图1-21中曲线1所示。总费用（操作费用和设备费用之和）和R的大致关系如图1-21中曲线3所示。在精馏设计计算中，一般不进行经济衡算，操作回流比常采用经验值。根据生产数据 统计适

30、宜回流比的数值范围可取为：R=（1.12.0）Rmin应予指出，在精馏操作中，回流比是重要的调控参数，其值与产品质量及生产能力密切 相关。下同），试求饱例1-6在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液。原料液组成为0.46 （摩尔分数，馏出液组成为0.97，釜残液组成为0.05。操作条件下物系的平均相对挥发度为2.47。和液体进料和饱和蒸气进料时的最小回流比。解：（1）饱和液体进料因饱和液体进料: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)饱和蒸气进料

31、因饱和蒸气进料：yq二Xf =°.46故:yq0.46:-_(： -1)yq2.47 _(2.47 _ 1)0.46 _ O.256Rmin -Xd - yq= 2.5 yq - xq由计算结果可知，不同进料热状况下,Rmin值是不同的。直接蒸气加热精馏塔的计算当分离物系为水溶液，且水为难挥发组分，可采用直接蒸气加热的操作方式进行分离。直接蒸汽加热时理论板数的确定方法与间接蒸气加热时原则上相同，但提馏段操作线方程需要修正。(因塔底增加了一股蒸汽)。对图1-22所示的提馏段范围内作物料衡算，并整理得出提馏段操作线方程:, W , W ,ym 1XmXwVoVo(1-45)直接蒸汽加热由

32、图解法确定理论板数说明:1 精馏段操作线和q线同间接蒸汽加热时的情况，q线方程仍为两段操作线的交点轨迹方程。2由式1-45知提馏段操作线与对角线的交点不在点c(xw , yw)上，而是通过x-y图横坐标上x=Xw的点g。如图1-23所示。Hf 1-22直播蒸汽加魁梢憫堪m bu宜搂草料如嫔时理论扳数讷Ej»i±塔高和塔径的计算、塔高的计算精馏塔有板式塔和填料塔两类，因此需分别介绍板式塔塔高和填料层高度计算方法。1全塔效率与实际塔板数全塔效率又称总板效率，是指一定分离任务下所需理论板数和实际板数的比值，即:EtNt匚 100%Np(1-41)式中：Nt 理论板数；Np 实际板

33、数；Et 全塔效率，%由于影响塔板效率的因素很多，且非常复杂，迄今为止还不能用纯理论公式计算塔效 率。一般可用经验式或半经验公式计算，也可取生产实际或经验数据。由式1-41可求得Np，即:NpNtEt(1-41a)2 板式塔塔高的计算由实际塔板数和板间距计算，即:Z =(Np -1)Ht(1-42)式中：Z 板式塔有效高度，m；即是指气、液接触段的高度。Ht 板间距，m。板间距一般取经验数值，不同塔径时筛板塔的板间距可参考教材下册表3-3。3.理论板当量高度和填料层高度理论板当量高度：是指相当于一层理论板分离作用的单元填料高度，即通过这一填料 单元高度后，上升蒸汽与下降液体互成平衡。填料层高度

34、可按下式计算:Z 二 Nt (HETP)(1-43)式中：HETP 填料的理论板当量高度或等板高度，m。hetp的数值反映了填料的传质性能，它与许多因素有关，通常由生产实测或取经验数据，也可由经验公式估算。二、塔径的计算：精馏塔的内直径，可由上升蒸汽的体积流量和空塔气速计算，即:(1-44)式中：D 塔内径， m；Vs塔内上升蒸汽的体积流量,3m /s；u空塔速度，m/s;适宜的空塔速度是影响精馏操作的重要因素，通常取为液泛速度的0.60.8倍。若精馏段和提馏段内的上升蒸汽体积流量Vs不同，此时两段的塔径应分别计算，通常取其中较大的数值，并按容器标准圆整后作为精馏塔的塔径。精馏装置的热量衡算对

35、精馏装置进行热量衡算，以求得再沸器和冷凝器的热负荷，确定加热介质和冷却介 质的消耗量等。、冷凝器的热量衡算可得:对前面图1-9所示的全凝器作热量衡算，若忽略热损失,=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 全凝器的热负荷，kJ/h ；1VD 精馏塔塔顶上升蒸汽的焓，kJ/kmol ；1 LD 馏出液的焓，kJ/kmol ；由式1-46得出冷却介质的消耗量，即:(1-47)CPC (t2 - t1 )式中：Wc 冷却介质消耗量；kg/h ；Cpc 冷却介质的平均比热容，kJ /(kg C

36、)t1、分别为冷却介质剂进出冷凝器的温度,二、再沸器的热量衡算对前面图1-9所示再沸器作热量衡算，得出:(1-48)Qb = V I VW ' Wl lw _ L I lm Ql式中：Qb 再沸器的热负荷，kJ/h；Ql 再沸器的热损失，kJ/h；1VW 再沸器中上升蒸汽的焓，kJ/kmol ；1LW釜残液的焓，kJ/kmol ；Ilm 提馏段底部流出液体的焓，kJ/kmol ;因 1 LW :- I LM，又因 V = L -W，则:Q B = V (I VW-1 LW ) QL(1-49)加热介质的消耗量，即:Wh 二QbI B,1 - I B,2(1-50)式中：Wh 加热介质消

37、耗量，kg/h ；Ib1、Ib2分别为加热介质进出再沸器的焓，kJ/kg ；加热介质若为饱和蒸汽而且冷凝液在饱和温度下排出，则加热蒸汽的消耗量计算方法如下：QbWhB(1-51)r式中：r加热蒸汽的气化潜热，kJ/kg ；吉利兰图和精馏塔的操作型计算、捷算法求理论板数精馏塔的理论塔板数的计算，除了用逐板法和图解法外，还可采用简捷计算法。图1-24咅利兰图常用的一种经验关联方法是吉利兰关联图。如图1-24所示。吉利兰图是对多种双组分和多组分物系在不同的精馏条件下，算得的数据进行整理以后得到的Rmin （计算方法同前）、R、"min （计算方法同前）和在操作回流比R时所需理论板数 N四者

38、之间的近似定量关系。（R-Rmin）.（N -Nmin）图中以（R'1）为横坐标，以（NT）为纵坐标。吉利兰图的使用方法：可先根据已知条件算出横坐标数值而由图中曲线查出纵坐标数值后，再利用求得的Nmin去求得N。应指出：吉利兰关联图是用于对指定分离任务所需的理论板数作出大致的估计，或简略找出理论板数与回流比之间的关系的情况。二、影响精馏操作的主要因素1 精馏塔操作的基本要求：在连续定态和最经济的条件下，使该装置具有尽可能大的生产能力，并能达到预期的分离效果（规定的Xd、Xw或组分回收率）。对于特定的精馏塔和物系，影响精馏操作的因素有：塔操作压强；进出塔的物料流量；回流比和回流液温度；进

39、料组成和热状况；冷凝器和再沸器的传热性能和条件；设备散热情况等。2.影响精馏操作的主要因素：（1）物料平衡的影响和制约据全塔物衡可知，对于一定的 F、Xf ,只要确定了 Xd、Xw，贝y d和W也就被确定了。而Xd和xw决定于、Xf、q、R Nt和等，因此D和W或采出率只能根据 Xd和Xw来确定，而不能任意增减， 否则进出塔的两个组分的量不平衡， 使操作不能达到预 期的分离要求。保持精馏装置的物料平衡是精馏塔稳态操作的必要条件。（2）回流比和回流液温度的影响回流比R是影响精馏塔分离效果的主要因素，生产中常用R来调控产品的量。例如当R增大时， % 变大，塔内气、液传质推动力增加，在Nt 定时使X

40、d变大，而X变小，反之当R减小时，则分离效果变差。回流液温度的变化会引起塔内蒸气量的变化。如回流液温度从泡点改为低于泡点时，上升到塔顶第一板的蒸气将有一部分被冷凝，以放出潜热将回流液加热到泡点。这部分冷凝液称为内回流。 这样使塔内第一板以下的实际回流液量要较RD大一些，同时上升到塔顶第一板上的蒸气量也要比按（R+1）D计算的量大一些。内回流增加了塔内气液两相流量，提高了分离效果，但同时能耗加大。回流比变化或回流液温度改变时，再沸器和冷凝器的传热负荷也相应发生变化。此外还应考虑气、液负荷改变后塔效率是否可保持正常。若塔效率下降，则此时应减小原料液流量。（3）进料组成和进料热状况的影响当Xf和q发生变化时，应适当改变进料位置，否则将引起馏出液组成xd和釜残液组成Xw的变化。一般精馏塔常设几个进料口，以适应生产中进料状况的变化，保证精馏过程在适宜的进料位置下进行。对特