第一章蒸馏(下册)

1、第一章 蒸 馏第一节 概 述1-1-1 概述-1n混合物可分为非均相物系和均相物系，非均相物系的分离主要依靠质点运动与流体流动原理实现分离n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转移，以达到分离的目的。n将物质在相间的转移过程称为传质（分离）过程1-1-2 概述-2n常见的传质过程有蒸馏、吸收、萃取和干燥等单元操作n蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作n是通过加热造成气液两相物系，利用物系中各组分的挥发度不同的特性以实现分离的目的1-1-3 概述-3n一、蒸馏分离的特点n可以直接获得所需要的组分、与吸收、萃取等操作

2、相比流程较为简单n蒸馏分离应用较广泛，不仅分离液体混合物，还可以分离气体和固体（如脂肪酸）混合物n在蒸馏过程中，由于要产生大量的气相或液相，因次需消耗大量的能量1-1-4 概述-4n二、蒸馏过程的分类n按操作流程可分为间歇蒸馏和连续蒸馏n按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等n按操作压强可分为常压（150以下）、减压和加压（常压为气态）蒸馏n按待分离混合物中组分的数目可分为两组分精馏和多组分精馏第二节 两组分溶液的气液平衡1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-1n一、相律一、相律相律是研究相平衡的基本规律 F=C-+2 （1-1） 式中 F自由度数； C独立组分数； 相数 对两组

3、分的气液平衡，其中组分数为2，相数为2，故由相律知该平衡物系的自由度数为2。 气液平衡参数有四个，温度t、压强P、一组分在液相和气相中的组成x和y（另一组分的组成不独立）任意规定其中二个变量1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-2n二、两组分理想物系的气液平衡函数关系二、两组分理想物系的气液平衡函数关系（气液相组成与平衡温度间的关系） 理想物系n液相为理想溶液（分子结构相似的组分所组成的溶液），遵循拉乌尔定律n气相为理想气体（总压不高于104kPa)，遵循道尔顿分压定律1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-3（一）用饱和蒸气压和相平衡常数表示气液平（一）用饱和蒸气压和相平衡常数表示气液平衡关系

4、衡关系n理想溶液上方的平衡分压为（拉乌尔定律） pA =pA0 xA pB=pB0 xB=pB0(1-xA) 式中p溶液上方组分的平衡分压，Pa p0 在溶液温度下纯组分的饱和蒸气压，Pa x溶液中组分的摩尔分率 1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-4n当溶液沸腾时，溶液上方的总压等于两个组分的蒸气压之和 P= pA+ pB n n对任一的两组分理想溶液，恒压下若已知某一温度下的组分饱和蒸气压数据，就可求得平衡的气液相组成。反之，若已知总压和一相组成，也可求得与之平衡的另一相组成和平衡温度，但一般需用试差法计算000BABApppPx000BABApppPx表示气液平衡下液相组成与平衡温度间

5、的关系t,P一定1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-5nyA=KAxAnKA=pAo/PnKA称为平衡常数n纯组分的饱和蒸汽压p 和温度t的关系通常可用安托因（Antoine）方程表示，即n式中A、B、C为组分的安托因常数，可由有关手册查得，其值由p、t的单位而异1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-6n（二）用相对挥发度表示的气液平衡关系（二）用相对挥发度表示的气液平衡关系n纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。n溶液中各组分的挥发度v可用它在蒸汽中的分压和与之平衡的液相中的摩尔分率之比表示，即1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-7n对于理想溶液，因符合拉乌尔定律，则有 溶液

6、中组分的挥发度是随温度而变的，因此在使用上不甚方便，故引出相对挥发度的概念。n将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，以表示，即1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-8n若操作压强不高，气相遵循道尔顿分压定律，上式可改写为n相对挥发度的数值可由实验测得 1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-9n对理想溶液，则有：n由于pA0和pB0均随温度沿相同方向而变化，因而两者的比值变化不大，故一般可将视为常数，计算时可取操作温度范围内的平均值。 n对于两组分溶液，当总压不高时 1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-10n由上式解出yA，并略去下标，可得：n相对挥发度值的大小可

7、以用来判断某混合液是否能用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度 气液平衡方程1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-11n三、两组分理想溶液的气液平衡相图三、两组分理想溶液的气液平衡相图n（一）温度-组成（t-x-y）图 (P一定)图11 苯甲苯混合液的t-x-y图1-2-1 两组分理想物系的气液平衡-12n（二）x-y图 图1-2苯甲苯混合液的xy图1-2-2 两组分非理想物系的气液平衡-1n非理想物系可能有以下几种情况：n(1)液相为非理想溶液，气相为理想气体n(2)液相为理想溶液，气相为非理想气体n(3)液相为非理想溶液，气相为非理想气体图1-3为乙醇-水混合液的t-x-y图恒沸组成恒沸液因

8、点M的温度较任何组成下溶液的泡点都低，故这种溶液称为具有最低恒沸点的溶液。 1-2-2 两组分非理想物系的气液平衡-2图1-3 常压下乙醇-水溶液的t-x-y图 图1-4 常压下乙醇-水溶液的x-y图1-2-2 两组分非理想物系的气液平衡-3图1-5 常压下硝酸-水溶液的t-x-y图 图1-6 常压下硝酸-水溶液的x-y图 第三节 平衡蒸馏和简单蒸馏1-3-1 平衡蒸馏-1通常分离器又称为闪蒸罐（塔）图1-7 平衡蒸馏装置1-3-1 平衡蒸馏-2n一、物料衡算总物料 F = D + W 易挥发组分 FxF = Dy+Wx 式中F、D、W分别为原料液、气相与液相产品流量，kmol/h或kmol/

9、s； xF、y、x分别为原料液、气相与液相产品的组成，摩尔分率。联立得 1-3-1 平衡蒸馏-3n若令 =q，则 =1-q，代入上式可得，n表示平衡蒸馏中气液相平衡组成的关系，q称为液化分率，因平衡中q为恒定值，故为直线方程。n为过点(xF,xF)的直线，其斜率为 qq -1 1-3-1 平衡蒸馏-4n二、热量衡算 Q = Fcp (T tf) 式中Q加热器的热负荷，kJ/h或kW； F原料液流量，kmol/h或kmol/s； cp原料液平均比热，KJ/(kmol)； tf原料液的温度，； T通过加热器后原料液的温度，。 n原料液节流减压后进入分离器，此时物料放出的显热等于部分汽化所需的潜热，

10、即 Fcp(T te) = (1-q)Fr 1-3-1 平衡蒸馏-5式中 te分离器中的平衡温度， r平均摩尔气化潜热，KJ/kmol原料液离开加热器的温度可由上式求得，即: Fcp(T te) = (1-q)Frcp(T te) = (1-q)r T =n三、气液平衡关系n平衡蒸馏中，若为理想溶液， 及 te = f(x) 1-3-2 简单蒸馏-1n简单蒸馏又称微分蒸馏，常以间歇方式进行n瞬间形成的蒸汽与液体可视为互相平衡，全部蒸汽并不与剩余的液体相平衡。n假设在简单蒸馏中，某瞬间蒸馏釜中液体量为Lkmol、组成为x，经微分时间d后， 釜液量变为LdL、组成变为xdx，而蒸出的馏出液量为dD

11、、组成为y、且以y与x呈平衡关系。在d时间内作物料衡算，即总物料 dDdL易挥发组分 Lx(L-dL)(x-dx)+ydDLx=Lx-Ldx-xdL+dLdx+ydDLdx=(y-x)dL1-3-2 简单蒸馏-2n积分上式，并取积分上、下限为 L=F, x=x1 L=W, x=x2n上式表示馏出液组成、釜残液组成与釜残液量（或馏出液量）之间的关系。右边的积分项，一般有以下几种方法1-3-2 简单蒸馏-3n (1) 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。n (2) 若蒸馏的溶液为理想溶液，平衡关系可用 n(3) 若在操作范围内，x-y平衡关系为直线，即y= mx +

12、b，积分可得 1-3-2 简单蒸馏-4n若平衡线为通过原点的直线，即y=mx，则上式可简化为: n馏出液的平均组成 (或yD,m) 总物料 D =F-W 易挥发组分 DyDm = Fx1-Wx2 第四节 精馏原理和流程1-4-1 精馏过程原理和条件-1图1-9 多次部分汽化和冷凝的t-x-y图单次平衡很难达到高浓度；重复的单级操作所需设备庞杂，能量消耗大，且因产生中间馏分使产品收率降低；工业上精馏过程是多次部分汽化和部分冷凝的联合操作。1-4-1 精馏过程原理和条件-2图1-10精馏塔模型图1-11 筛板塔的操作情况1-4-1 精馏过程原理和条件-3n若离开该板的气液两相达到平衡状态，则将这种

13、塔板称为理论板n精馏分离操作，需要包括若干层塔板的精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸气流和从塔顶引入下降液流（回流）。塔底上升蒸气流和塔顶液体回流造成了塔内气、液两相，以保证精馏过程定态操作。通常原料从塔中间适当位置，即原料组成与该处的组成相近处加入塔内，并与塔内气、液相混合。1-4-2 精馏操作流程-1图图1-12 连续精馏操作流程连续精馏操作流程加料板精馏段提馏段1-4-2 精馏操作流程-2图1-13 间歇精馏操作流程第五节 两组分连续精馏的计算第五节 两组分连续精馏的计算n两组分连续精馏的工艺计算主要内容：n（1）确定产品的流量和组成；n（2）确定精馏塔的类型，选择板式塔抑或填料塔；n（3

14、）确定塔高和塔径；n（4）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，确定填料类型及尺寸，并计算填料塔的流动阻力；n（5）计算冷凝器和再沸器的热负荷，并确定两者的类型和尺寸。 1-5-1 理论板的概念及恒摩尔流假定-1n理论板n塔板效率实际板层数n操作关系n恒摩尔流动(kmol/h)必须满足的条件是（1）各组分的摩尔气化潜热相等；（2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。n恒摩尔气流n V1=V2=Vn=V n V1=V2=Vm =V1-5-1 理论板的概念及恒摩尔流假定-2n必须满足的条件是n（1）各组分的摩尔气化潜热相等；n（2

15、）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；n（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。n恒摩尔气流n V1=V2=Vn=V n V1=V2=Vm =Vn恒摩尔液流nL1=L2=Ln=L n L1=L2=Ln=L 1-5-2 物料衡算和操作线方程-1n一、全塔物料衡算一、全塔物料衡算n以单位时间为基准，即：总物料 F =D +W易挥发组分 FxF=DxD+Wxw 式中F原料液流量，kmo1/h； D塔顶产品(馏出液)流量，kmo1/h； W塔底产品（釜残液）流量，kmo1/h； xF原料液中易挥发组分的摩尔分率； xD馏出液中易挥发组分的摩尔分率； xw釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 1-5-2

16、物料衡算和操作线方程-2n塔顶易挥发组分的回收率= n塔底难挥发组分的回收率= 1-5-2 物料衡算和操作线方程-3图1-15 精馏段操作线方程1-5-2 物料衡算和操作线方程-4n二、精馏段操作线方程二、精馏段操作线方程n以单位时间为基准，即：总物料 V = L + D 易挥发组分 Vyn+1 = Lxn +DxD 式中 xn精馏段中第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率 ； yn+1精馏段第n+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分率 。上式等号右边两项的分子及分母同时除以D，则 : 1-5-2 物料衡算和操作线方程-5n令R = ，代入上式得: nR称为回流比根据恒摩尔流假定，L为定值，且在

17、稳定操作时D及xD为定值，故 R也是常量。上二式表示在一定操作条件下，精馏段内自任意第n层板下降的液相组成xn与其相邻的下一层板如第n+1层板上升蒸气相组成yn+1之间的关系为直线，其斜率为R/R+1，截距为xD/R+1。 1-5-2 物料衡算和操作线方程-6图1-16 提馏段操作线方程1-5-2 物料衡算和操作线方程-7n三、提馏段操作线方程三、提馏段操作线方程n以单位时间为基准，即：总物料 L =V+W 易挥发组分 Lxm = Vym+1 + Wxw 式中 xm提馏段第m层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； ym+1提馏段第m+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。1-5-2 物料衡算和操

18、作线方程-8n提馏段操作线方程式。表示在一定操作条件下，提馏段内自任意第m层板下降液体组成xm与其相邻的下层板（第m+1层）上升蒸气组成ym+1 之间的关系。n根据恒摩尔流的假定，L为定值，且在稳定操作时，W和xw也为定值，故式1-34在x-y图也是直线。 1-5-3 进料热状况的影响-1n原料液可能有五种热状况：n（1）温度低于泡点的冷液体；n（2）泡点下的饱和液体；n（3）温度介于泡点和露点之间的气液混合物；n（4）露点下的饱和蒸气；n（5）温度高于露点的过热蒸气。 图1-17进料热状况对进料板上下各流股的影响1-5-3 进料热状况的影响-2图1-18进料板的物料衡算和热量衡算定量关系可通

19、过进料板上的物料衡算与热量衡算求得。对图1-22所示的进料板分别作总物料衡算及热量衡算，即： 1-5-3 进料热状况的影响-3nF + V + L = V + L nFIF + VIV + LIL = VIV + LIL 式中IF原料液的焓，kJ/kmol； IV 、IV 分别为进料板上下处饱和蒸气的焓，kJ/kmo1； IL 、IL 分别为进料板上下处饱和液体的焓，kJ/kmol。以单位时间为基准，即：n由于塔中液体和蒸气都呈饱和状态，且进料板上下处的温度及气液相组成各自都比较相近，故：1-5-3 进料热状况的影响-4n IVIV 及 ILILnFIF + VIV + LIL = VIV +

20、 LILnFIF +VIV +LIL = VIV +LILn整理得： (V-V)IV =FIF (L-L)IL n将式F + V + L = V + L代入上式，可得:n F-(L-L)IV = FIF (L-L)IL n或n令1-5-3 进料热状况的影响-5nq值称为进料热状况参数。n L = L + qF V = V- (q-1)Fn提馏段操作线方程可写为：nL、F、W、xw及q为已知值或易于求算的值n在x-y图上为同一直线， 其斜率为(L+qF)/(L+qF-W)， 截距为 (Wxw)/(L+qF-W)。 一、逐板计算法一、逐板计算法一、逐板计算法一、逐板计算法图1-19 逐板计算法示意

21、图一、逐板计算法一、逐板计算法n塔顶馏出液组成及回流液组成均与第1层板的上升蒸气组成相同， 即ny1 = xD = 已知值 n可由yl用气液平衡方程求得x1，由于上升蒸气组成y2与xl符合精馏段操作关系 ，即ny2与x2互成平衡，即可用平衡方程由y2求得x2，以及再用精馏段操作线方程由x2求得y3n如此重复计算，直至计算到xnxF，此后，可改用提馏段操作线方程一、逐板计算法一、逐板计算法n因x1= xn = 已知值，故可用提馏段操作线方程求y2，即：n然后利用平衡方程由y2求x2，如此重复计算，直至计算到xmxw为止。n因一般再沸器内气 液两相视为平衡，再沸器相当于一层理论板，故提馏段所需理论

22、板层数为(m-1) 二、图解法二、图解法n二、图解法二、图解法n1 操作线的作法n1) 精馏段操作线的作法二、图解法二、图解法n2) 提馏段操作线的作法n作图不易准确，两操作线的交点可由联解两操作线方程而得n精馏段操作线方程和提馏段操作线方程因在交点处两式中的变量相同，故可略去式中变量的上下标，即： Vy = Lx + DxDVy = Lx Wxw两式相减，可得: (V V)y = (L-L)x (DxD + Wxw) 二、图解法图解法DxD + Wxw = FxF L-L = qF V-V = (q-1)Fn将上三式代入(V V)y = (L-L)x (DxD + Wxw)并整理可得 :n称

23、为q线方程或进料方程，为代表两操作线交点的轨迹方程n该式也是直线方程，其斜率为q /(q-1)，截距为xF/(q-1)n与对角线方程联立，解得交点坐标为 x =xF、y =xF n提馏段操作线作法1、作精馏段操作线2、作q线3、得到精馏段操作线与q线交点d4、过（xw,xw）与点d二、图解法图解法3) 进料热状况对q线及操作线的影响二、图解法图解法n2 图解方法n这种图解理论板层数的方法称为麦克布-蒂利（McCabe-Thiele）法，简称M-T法 n从塔顶出来的蒸气先在分凝器中部分冷凝，冷凝液作为回流，未冷凝的蒸气再用全凝器冷凝，凝液作为塔顶产品。因为离开分凝器的气相与液相可视为互相平衡，故

24、分凝器也相当于一层理论板。此时精馏段的理论板层数应比相应的梯级数少一 。二、图解法二、图解法n3 适宜的进料位置图1-23 适宜的加料位置一、直接蒸汽加热一、直接蒸汽加热n一、直接蒸汽加热一、直接蒸汽加热n精馏段的操作情况与常规塔的没有区别，故其操作线不变，q线的作法也与常规塔的作法相同n但提馏段操作线方程应予修正n对图1-24所示的虚线范围内作物料衡算，即：总物料 L+V0 = V+ W 易挥发组分 Lxm+V0y0=Vym+1+Wxw 式中V0直接加热蒸汽的流量，kmol/h； y0加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般y0 =0 一、直接蒸汽加热一、直接蒸汽加热n若塔内恒摩尔流动仍能适用，

25、即nV=V0，L=W，则上式可改写为:n Wxm= V0 ym+1 + Wxw n即为直接蒸汽加热时的提馏段操作线方程n它和精馏段操作线的交点轨迹方程仍然是q线，但与对角线的交点不在点c(xw、xw)上n提馏段操作线通过横轴上的x = xw 的点n点 g(xw 、0) （如图1-25）或一、直接蒸汽加热一、直接蒸汽加热图1-25 直接蒸汽加热时理论板层数的图解法二、多侧线的塔二、多侧线的塔n二、多侧线的塔二、多侧线的塔n若精馏塔中共有i个侧线（进料口亦计入），则计算时应将全塔分成（i+1）段。n通过每段的物料衡算，可分别写出相应段的操作线方程式。n图解理论板层数的原则与常规塔的相同 。n见例题

26、1-5-6 回流比的影响及其选择-1n回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。n回流比影响n回流比有两个极限值，上限为全回流时的回流比，下限为最小回流比，实际回流比为介于两极限值之间的某适宜值。 1-5-6 回流比的影响及其选择-2n一、全回流和最少理论板层数一、全回流和最少理论板层数n全回流操作n全回流时的回流比 R= n精馏段操作线的斜率n在y轴上的截距 n操作线与对角线相重合，操作线方程式为yn+1=xn。显然，此时操作线和平衡线的距离最远，因此达到给定分离程度所需的理论板层数为最少，以Nmin表示。 =01-5-6 回流比的影响及其选

27、择-3nNmin可在x-y图上的平衡线与对角线间直接图解求得；nNmin也可从芬斯克(Fenske)方程式计算得到n设气液平衡关系可用下式表示，即: n全回流时操作线方程 yn+1= xnn若塔顶采用全凝器，则： 1-5-6 回流比的影响及其选择-4n y1=xD 或 n第1层板的气液平衡关系为：n在第1层板和第2层板之间的操作关系为：yA2 = xA1 及yB2 = xB1 或n所以 n同理 第2板的气液平衡关系为：n所以n 1-5-6 回流比的影响及其选择-5 n若将再沸器视为第N+1层理论板，重复上述的计算过程，直至再沸器为止，可得：n若令 则上式可改写为：n n因全回流时所需理论板层数

28、为Nmin，以Nmin代替上式中的N，并将该式等号两边取对数，经整理得: Nmin+1= 1-5-6 回流比的影响及其选择-6n对两组分溶液，上式可略去下标A、B而写为 nNmin+1= 式中 Nmin全回流时最少理论板层数(不包括再沸器) m全塔平均相对挥发度，当变化不大时，可取塔顶的和塔底的的几何平均值；n将式中的xw换成进料组成xF，取塔顶和进料的平均值，则该式也可用以计算精馏段的理论板层数，并可确定进料板位置 芬斯克方程式芬斯克方程式 1-5-6 回流比的影响及其选择-7n二、最小回流比二、最小回流比n最小回流比有以下两种求法n1) 作图法图1-26 最小回流比的确定1-5-6 回流比

29、的影响及其选择-8n对于正常的平衡曲线式中 xq、yqq线与平衡线的交点坐标，可由图1-26中读得 n对于不正常的平衡曲线图1-27 不正常平衡曲线的Rmin确定1-5-6 回流比的影响及其选择-9n2) 解析法n简化上式得: 1-5-6 回流比的影响及其选择-10n对于某些进料热状况，上式可进一步简化，即:n饱和液体进料时，xq = xF，故: n饱和蒸气进料时，yq = yF，得: 式中yF饱和蒸气原料中易挥发组分的摩尔分率 1-5-6 回流比的影响及其选择-11n三、适宜回流比的选择三、适宜回流比的选择n适宜的回流比应通过经济衡算决定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比，是适宜

30、的回流比 n精馏的操作费用，主要决定于再沸器中加热蒸汽(或其它加热介质)消耗量及冷凝器中冷却水（或其它冷却介质）的消耗量，而此两量均取决于塔内上升蒸气量n因 V=L +D =(R+1)D 及 V =V+(q-1)F 1-5-6 回流比的影响及其选择-12n故当F、q、D一定时，上升蒸气量V和V与回流比R成正比。当R增大时，加热和冷却介质消耗量亦随之增多，操作费用相应增加n设备折旧费是指精馏塔、再沸器、冷凝器等设备的投资费乘以折旧率。如果设备类型和材料已经选定，此项费用主要决定于设备的尺寸。当 R = Rmin 时，塔板层数 N = ，故设备费用为无限大，但 R 稍大于 Rmin 后，塔板层数从

31、无限多减至有限层数，故设备费急剧降低。当R继续增大时，塔板层数虽然仍可减少，但减少速率变得缓慢 1-5-6 回流比的影响及其选择-13n而另一方面，由于 R 增大，上升蒸气量也随之增加，从而使塔径、塔板面积、再沸器及冷凝器等的尺寸相应增大，因此 R 增至某一值后，设备费用反而上升 n总费用为设备折旧费和操作费之和，总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。n在精馏设计中，一般并不进行详细经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍，即n R = （1.12）Rmin 1-5-7 简捷法求理论板层数-1n一、吉利兰一、吉利兰(Gilliland)图图1-5-7 简捷法求

32、理论板层数-2n李德(Liddie) 将吉利兰的原始数据进行回归，对于常用的范围，可得以下方程式：nY=0.545827-0.591422X+0.002743/X n式中 X= Y=n适用条件为0.01X 0.91-5-7 简捷法求理论板层数-3n二、求理论板层数的步骤二、求理论板层数的步骤n(1) 应用式1-47至1-49算出Rmin，并选择Rn(2) 应用式1-45算出Nminn(3) 计算(R-Rmin)/(R+1)之值，在吉利兰图横坐标上找到相应点，由此点向上作铅垂线与曲线相交，由交点的纵坐标(N-Nmin)/(N+2)之值，算出理论板层数N(不包括再沸器）n(4) 确定进料板位置 1

33、-5-8 塔高和塔径的计算-1n1.板效率和实际板数板效率和实际板数 n1) 单板效率EM式中EMV 气相默弗里效率； EML液相默弗里效率； yn*与xn成平衡的气相组成，摩尔分率； xn*与yn成平衡的液相组成，摩尔分率。 1-5-8 塔高和塔径的计算-2n2) 全塔效率EMn全塔效率由称总板效率 式中E全塔效率，%； NT理论板层数； Np实际板层数。 n目前还不能用纯理论公式计算塔效率，设计时一般选用经验数据，或用经验公式估算 1-5-8 塔高和塔径的计算-3n2.理论板当量高度和填料层高度理论板当量高度和填料层高度 n设想在填料塔内，将填料层分为若干相等的高度单位，每一单位的作用相当

34、于一层理论板，即通过这一高度单位后，上升蒸气与下降液体互成平衡。n此单位填料层高度称为理论板当量高度，或称等板高度，以 HETP 表示。n理论板数乘以等板高度即可求得所需的填料层高度。n与板效率一样，等板高度通常由实验测定。1-5-8 塔高和塔径的计算-4n二、塔径的计算二、塔径的计算 n式中D精馏塔内径，m； u空塔速度，m/s； VS塔内上升蒸气的体积流量，m3/s1.精馏段精馏段Vs的计算的计算 式中V精馏段摩尔流量，kmol/h； 或1-5-8 塔高和塔径的计算-5 V在精馏段平均操作压强和温度下气相的密度，kg/m3 Mm平均分子量，kg/kmol。n若精馏操作压强较低时，气相可视为

35、理想气体混合物，则： 式中 T、T0分别为操作的平均温度和标准状况下的热力学温度，K； P、P0分别为操作的平均压强和标准状况下的压强，Pa。 1-5-8 塔高和塔径的计算-62.提馏段提馏段VS的计算的计算 由于进料热状况及操作条件的不同，两段的上升蒸气体积流量可能不同，故塔径也不相同。但若两段的上升蒸气体积流量或塔径相差不太大时，为使塔的结构简化，两段宜采用相同的塔径，设计时通常选取两者中较大者，并经圆整后作为精馏塔的塔径。 1-5-9 连续精馏装置的热量衡算-1n一、冷凝器一、冷凝器 Qc =VIVD-(LILD+DILD)n因 V=L +D=(R+1)D，代入上式并整理得: Qc=(R

36、+1)D(IVD-ILD) 式中Qc全凝器的热负荷，kJ/h； IVD塔顶上升蒸气的焓，kJ/kmo1； ILD塔顶馏出液的焓，kJ/kmol n冷却介质消耗量可按下式计算，即：1-5-9 连续精馏装置的热量衡算-2n 式中Wc冷却介质消耗量，kg/h; cpc却介质的比热，kJ/(kg) ; t1、t2分别为冷却介质在冷凝器的进出口处的温度， 1-5-9 连续精馏装置的热量衡算-3n二、再沸器的热负荷二、再沸器的热负荷n QB=VIVW + WILW - LILM +QL 式中QB再沸器的热负荷，kJ/h； QL再沸器的热损失，kJ/h； IVW再沸器中上升蒸气的焓； ILW釜残液的焓，kJ

37、/kmol； ILm提馏段底层塔板下降液体的焓，kJ/kmoln若近似取ILW = ILm ， 且因V= L-W，则：n QB=V(Ivw-ILW)+QLn加热介质消耗量可用下式计算，即：1-5-9 连续精馏装置的热量衡算-4 式中Wh加热介质消耗量，kg/h； IB1、IB2分别为加热介质进出再沸器的焓，kJ/kg。n若用饱和蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排出，则加热蒸汽消耗量可按下式计算，即: 式中r加热蒸汽的气化潜热，kJ/kg。 n再沸器的热负荷也可通过全塔的热量衡算求得 1-5-10 精馏塔的操作和调节-1n一、影响精馏操作的主要因素简析一、影响精馏操作的主要因素简析n1.物料平衡的

38、影响和制约n2.回流比的影响n 生产中经常用改变回流比来调节、控制产品的质量。回流比增大时，精馏段操作 线斜率 变大，该段内传质推动力增加， 因此在一定的精馏段理论板数下馏出液组成变大。1-5-10 精馏塔的操作和调节-2n 同时回流比增大，提馏段操作线 斜率 变小，该段的传质推动力增加，因此在一定的提馏段理论板数下，釜残液组成变小。3. 进料组成和进料热状况的影响二、精馏塔的产品质量控制和调节二、精馏塔的产品质量控制和调节第六节 间歇精馏第六节 间歇精馏n间歇精馏与连续精馏相比，具有以下特点：n(1) 间歇精馏为非稳态过程 n(2) 间歇精馏塔只有精馏段。间歇精馏有两种基本操作方式:n 其一是馏出液组成恒定的间歇精馏操作，即馏出液组成保持恒定，而相应的回流比不断地增大;n 其二是回流比恒定的间歇精馏操作，即回流比保持恒定，而馏出液组成逐渐减小。n 实际生产中，有时可采用联合操作方式，即某一阶段（如操作初期）采用恒馏出液组成的操作，