工作任务三：连续操作精馏塔的初步设计

1、工作任务三、连续操作精馏塔的初步设计工作任务三、连续操作精馏塔的初步设计1、全塔物料衡算、全塔物料衡算2、精精馏段与提馏段物料衡算馏段与提馏段物料衡算3、精馏塔塔高的精馏塔塔高的设计设计4、最优加料位置的确定最优加料位置的确定5、最优回流比的确定最优回流比的确定精馏塔计算可分为精馏塔计算可分为设计型设计型与与操作型操作型，其计算原则在各单元操作中是其计算原则在各单元操作中是共同的。共同的。板式精馏塔的设计型计算主要包括以下内容：板式精馏塔的设计型计算主要包括以下内容： （1 1）根据给定的分离要求，计算进、出精馏装置各股物料的流量和）根据给定的分离要求，计算进、出精馏装置各股物料的流量和组成；

2、组成；（2 2）选择合适的操作条件：包括操作压强、回流比（塔顶回流液量）选择合适的操作条件：包括操作压强、回流比（塔顶回流液量与馏出液量的比值）和加料热状态等；与馏出液量的比值）和加料热状态等；（3 3）确定精馏塔所需的理论板数和加料位置；）确定精馏塔所需的理论板数和加料位置；（4 4）选择精馏塔的类型（即塔板类型），确定塔径、塔高；）选择精馏塔的类型（即塔板类型），确定塔径、塔高；（5 5）进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算；）进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算；（6 6）计算冷凝器和再沸器的热负荷，确定其类型和尺寸。）计算冷凝器和再沸器的热负荷，确定其类型和尺寸。对稳定操作连续

3、精馏塔，无论塔顶的回流液对稳定操作连续精馏塔，无论塔顶的回流液量与塔釜的再沸蒸汽量多大，料液加入量必量与塔釜的再沸蒸汽量多大，料液加入量必等于塔顶和塔釜所得产品量之和。等于塔顶和塔釜所得产品量之和。产品流量、组成和进料流量、组成之间的关产品流量、组成和进料流量、组成之间的关系可通过全塔物料衡算求得。系可通过全塔物料衡算求得。总物料衡算总物料衡算 易挥发组分物料衡算易挥发组分物料衡算 WDF WDFWxDxFx WDWFxxxxFD FDFW 1F,zFW,xWD,xD图10-11 全塔物料衡算VLVLL,xDVVL%100FDA FxDx 塔顶易挥发组分回收率：塔顶易挥发组分回收率：易挥发组分

4、从塔顶采出的量占全部进料量中易挥发组分从塔顶采出的量占全部进料量中轻组分的百分数。轻组分的百分数。 塔底难挥发组分回收率：塔底难挥发组分回收率：%100)1 ()1 (FWB xFxW 当进料流率当进料流率 F 和组成和组成 xF 以及釜液组成以及釜液组成 xW 一定时，要求塔顶馏出一定时，要求塔顶馏出液中轻组分含量液中轻组分含量 xD 值越大，馏出液的流率值越大，馏出液的流率 D 值就越小。值就越小。 塔釜产品的流率和组成之间也存在类似关系。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

5、为代价的。代价的。 WDWFxxxxFD FDFW 11 1、组成的表示方法、组成的表示方法1 1）质量分率：混合物中某一组分在混合物中占的百分数）质量分率：混合物中某一组分在混合物中占的百分数BAAAAGGGGGa BABBBGGGGGa 易挥发组分易挥发组分A A易挥发组分易挥发组分B B2）摩尔分率：）摩尔分率：BAAAAnnnnnx BABBBnnnnnx 1 BAxx3）换算：）换算：xa BBAAAAAMaMaMax ax BBAAAAAMxMxMxa 将将15000kg/h15000kg/h含苯含苯40%40%（质量分数，下同）和甲苯（质量分数，下同）和甲苯60%60%的的混合液

6、在常压连续精馏塔中分离。要求馏出液中苯的回收混合液在常压连续精馏塔中分离。要求馏出液中苯的回收率为率为97.1%97.1%，釜液含苯不高于，釜液含苯不高于2%2%，求馏出液和釜液的流量，求馏出液和釜液的流量及组成？（用摩尔流量和摩尔分率表示及组成？（用摩尔流量和摩尔分率表示, ,苯的分子量为苯的分子量为7878，甲苯的分子量为甲苯的分子量为9292）。）。作业作业1 1：1 1、汽液平衡相图、汽液平衡相图（equilibrium diagram）相图、相平衡常数或相对挥发度是蒸馏分析计算中常用的三种汽、相图、相平衡常数或相对挥发度是蒸馏分析计算中常用的三种汽、液相平衡关系的表达方式。液相平衡关

7、系的表达方式。 对于双组分汽、液两相，当固定一个独立变量时，可用二维坐标对于双组分汽、液两相，当固定一个独立变量时，可用二维坐标中的曲线图来表示两相的平衡关系，称为中的曲线图来表示两相的平衡关系，称为平衡相图平衡相图或简称或简称相图相图。若用若用y y、x x分别表示双组分汽液相中易挥发组分的摩尔分数，则相分别表示双组分汽液相中易挥发组分的摩尔分数，则相图有压强一定的温度图有压强一定的温度- -组成图（组成图（T T- -x x( (y y) )图）、液相组成和气相组成图）、液相组成和气相组成图（图（x x- -y y图），以及温度一定的压强图），以及温度一定的压强- -组成图（组成图（p p

8、- -x x 图）。图）。T-x(y) 图代表的是在总压图代表的是在总压 P 一定一定的条件下，相平衡时汽（液）相的条件下，相平衡时汽（液）相组成与温度的关系（露点线和泡组成与温度的关系（露点线和泡点线）点线） 。在总压一定的条件下，将组成为在总压一定的条件下，将组成为 xf 的溶液加热至该溶液的泡点的溶液加热至该溶液的泡点 TA，产生第一个气泡的组成为产生第一个气泡的组成为 y。继续加热升高温度，物系变为互继续加热升高温度，物系变为互成平衡的汽、液两相，两相温度成平衡的汽、液两相，两相温度相同组成分别为相同组成分别为 yA 和和 xA 。t/ Cx(y)01.0露点线露点线泡点线泡点线露点露

9、点泡点泡点xAyAxf气相区气相区液相区液相区两相区两相区当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为 yA= xf 的气的气相。相。常压下苯、甲苯的温度组成图常压下苯、甲苯的温度组成图 x-y 图中曲线代表在总压一定下，液图中曲线代表在总压一定下，液相组成和与之成平衡的汽相组成的相组成和与之成平衡的汽相组成的关系。关系。x-y 图可通过图可通过 T-x(y) 图作出，图中对图作出，图中对角线角线 (y=x) 为一参考线。为一参考线。对于大多数溶液，两相平衡时，对于大多数溶液，两相平衡时，y 总是大于总是大于 x，故平衡线位于对角线，故平衡线位于

10、对角线上方。上方。平衡线偏离对角线越远，表平衡线偏离对角线越远，表示该溶液越易分离。示该溶液越易分离。恒沸点时恒沸点时，x-y 线与对角线相交，该线与对角线相交，该点处汽液相组成相等。点处汽液相组成相等。压力增加，平衡线靠近对角线，分离难度加大。压力增加，平衡线靠近对角线，分离难度加大。123ppp 2. 2. 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系Vapor-liquid equilibria in binary systems 理想溶液的汽液平衡理想溶液的汽液平衡拉乌尔（拉乌尔（RaoultRaoult）定律）定律 蒸馏分离的物系由加热至沸腾的液相和产生的蒸汽相构成。相平衡关

11、系蒸馏分离的物系由加热至沸腾的液相和产生的蒸汽相构成。相平衡关系既是组分在两相中分配的依据，也为确定传质推动力所必需，是蒸馏过既是组分在两相中分配的依据，也为确定传质推动力所必需，是蒸馏过程分析和设计计算的重要基础。程分析和设计计算的重要基础。 汽、液两相物系分为汽、液两相物系分为理想物系理想物系与与非理想物系非理想物系两大类。两大类。理想物系：理想物系：液相为理想溶液、汽相为理想气体的物系。液相为理想溶液、汽相为理想气体的物系。实验表明，实验表明，服从拉乌尔（服从拉乌尔（RaoultRaoult）定律，理想气体服从理想气）定律，理想气体服从理想气体定律或道尔顿分压定律。体定律或道尔顿分压定律

12、。ABBBAAfff 理想溶液的汽液平衡理想溶液的汽液平衡拉乌尔（拉乌尔（RaoultRaoult）定律）定律溶液沸腾时，溶液上方的总压应等于各组分的分压之和，即溶液沸腾时，溶液上方的总压应等于各组分的分压之和，即 ABAABAxpxpppP 100根据拉乌尔定律，两组分物系理想溶液上方的平衡蒸汽压为根据拉乌尔定律，两组分物系理想溶液上方的平衡蒸汽压为 AAAxpp BBBxpp 式中：式中：p pA A、p pB B 液相上方液相上方A A、B B两组分的蒸汽压，两组分的蒸汽压，PaPa； x xA A、x xB B 液相中液相中A A、B B两组分的摩尔分数；两组分的摩尔分数； p pA

13、Ao o、p pB Bo o 在溶液温度在溶液温度 t t 下纯组分下纯组分A A、B B的饱和蒸汽压，的饱和蒸汽压，为温度的函数，为温度的函数，PaPa。 泡点方程（泡点方程（bubble-point equationbubble-point equation）000BABApppPx 理想溶液的汽液平衡理想溶液的汽液平衡拉乌尔（拉乌尔（RaoultRaoult）定律）定律因因 pAo、pBo 取决于溶液沸腾时的（泡点）温度，所以上式实取决于溶液沸腾时的（泡点）温度，所以上式实际表达的是一定总压下液相组成与溶液泡点温度关系。际表达的是一定总压下液相组成与溶液泡点温度关系。已知溶液的泡点可由上

14、式计算液相组成；反之，已知组成也已知溶液的泡点可由上式计算液相组成；反之，已知组成也可由上式算出溶液的泡点，但一般需试差法计算。可由上式算出溶液的泡点，但一般需试差法计算。000BABApppPx 3 3、汽液平衡关系式的表示方法、汽液平衡关系式的表示方法 拉乌尔定律是理想溶液汽液平衡关系的一种表达式。拉乌尔定律是理想溶液汽液平衡关系的一种表达式。对一般的汽液两相物系平衡组成常用相平衡常数对一般的汽液两相物系平衡组成常用相平衡常数 K K 或相对挥发度或相对挥发度（relative volatilityrelative volatility） 的关系式来表达。的关系式来表达。精馏计算中，通常用

15、精馏计算中，通常用 Ki Ki 表示表示 i i 组分的相平衡常数，其定义为组分的相平衡常数，其定义为式中：式中： y yii 和和 x xi i 分别表示分别表示 i i 组分在互为平衡的汽、液两相中的摩尔分数。组分在互为平衡的汽、液两相中的摩尔分数。 对于易挥发组分，对于易挥发组分，K Kii 1 1，即，即 y yii x xii。 K Kii 值越大，组分在汽、液两相中的摩尔分数相差越大，分离也越容值越大，组分在汽、液两相中的摩尔分数相差越大，分离也越容易。易。 iiixyK 精馏段，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量都相等，提馏段也一样。精馏段，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量都相等，提馏段也一样

16、。即：即： V1=V2= V=常数常数 V1=V2= V=常数常数式中：式中：V 精馏段上升蒸汽的摩尔流量，精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h; V提馏段上升蒸汽的摩尔流量，提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h。 （下标（下标1、2表示自上而下的塔板序号。）表示自上而下的塔板序号。）（1）恒摩尔汽化）恒摩尔汽化4. 4. 恒摩尔流的假设（恒摩尔流的假设（Constant molalConstant molal overflow hypothesis overflow hypothesis haipisis） 精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都相等，提馏段也一样。精馏段内，每层塔板下降

17、的液体摩尔流量都相等，提馏段也一样。即：即： L1=L2= L=常数常数 L1=L2= L=常数常数式中式中L 精馏段下降液体的摩尔流量，精馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h;L提馏段下降液体的摩尔流量，提馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h。（下标（下标1、2表示自上而下的塔板序号。）表示自上而下的塔板序号。） （2）恒摩尔液流）恒摩尔液流 2 .2 .精馏段操作线方程（精馏段操作线方程（Operating lineOperating line） 在恒摩尔流假定下，双组分连续精馏在恒摩尔流假定下，双组分连续精馏的基本计算式为：的基本计算式为： 即进入任一板汽相中轻组分的摩尔流率即进入任一板

18、汽相中轻组分的摩尔流率与离开该板的液相中轻组分的摩尔流率与离开该板的液相中轻组分的摩尔流率的差值均相等。的差值均相等。对精馏段这个差值应等于塔顶产品中轻对精馏段这个差值应等于塔顶产品中轻组分的摩尔流率组分的摩尔流率 对控制体作物料衡算有：对控制体作物料衡算有：11 nnnnLxVyLxVyDDnnnnDxLxVyLxVyLxVy 111DnnDxLxVy 1111 RxxRRyDnn1 2 3 n n+1 V, y1D, xDL, xDV, yn+1L, xn 精馏段操作线方程精馏段操作线方程 回流比回流比: : R=L/D泡点回流泡点回流: : V=L+D=(R+1)D 提馏段操作线方程提馏

19、段操作线方程 VWxxVLyWnn 13.3.提馏段操作线方程提馏段操作线方程 （Operating lineOperating line） 提馏段内，进入任一板的蒸汽相中的轻组分摩尔流率与离开该板的提馏段内，进入任一板的蒸汽相中的轻组分摩尔流率与离开该板的液相中的轻组分摩尔流率的差值均相等。液相中的轻组分摩尔流率的差值均相等。对提馏段这个差值应等于塔底产品中轻组分的摩尔流率对提馏段这个差值应等于塔底产品中轻组分的摩尔流率 对控制体作物料衡算有：对控制体作物料衡算有：V, yWW, xWL, xWn n+1 L, xnV, yn+1WWNnnnnWxyVxLyVxLyVxL 211提馏操作线：

20、提馏操作线：c点：点：y =x= xW斜率：斜率：L/V截距：截距：-WxW /V精馏操作线：精馏操作线：a点：点：y =x= xD斜率：斜率：R/(R+1)截距：截距：xD /(R+1) 111 RxxRRyDnnVWxxVLyWnn 1x y 0 1.0 1.0 xD abxW cde1 RxDVWxW 例例2 2 在一常压连续精馏塔中分离苯在一常压连续精馏塔中分离苯甲苯混合液。原料液流量为甲苯混合液。原料液流量为100Kmol/h,100Kmol/h,组成为组成为0.50.5（苯摩尔分率，下同），泡点进料。馏出液（苯摩尔分率，下同），泡点进料。馏出液组成为组成为0.90.9，釜残液组成为

21、，釜残液组成为0.10.1。操作回流比为。操作回流比为2.02.0。试求：。试求：1.1.塔顶及塔釜产品流量，塔顶及塔釜产品流量，Kmol/hKmol/h；2.2.达到馏出液流量为达到馏出液流量为56 Kmol/h56 Kmol/h是否可行？最大馏出液流量为多少？是否可行？最大馏出液流量为多少？3.3.若馏出液流量为若馏出液流量为54 Kmol/h54 Kmol/h，XdXd要求不变，应采用什么措施？要求不变，应采用什么措施？（定性分析）（定性分析）实际塔板上气液两相难以达到平衡，且传递过程与物系的性质、操实际塔板上气液两相难以达到平衡，且传递过程与物系的性质、操作条件以及塔板结构和安装状况等

22、因素有关，很难简单地确定离开作条件以及塔板结构和安装状况等因素有关，很难简单地确定离开实际塔板的汽、液两相温度和组成关系。实际塔板的汽、液两相温度和组成关系。设计中，为了避免寻求这种难以确定的关系，一般是首先根据分离设计中，为了避免寻求这种难以确定的关系，一般是首先根据分离任务计算出所需的理论板数，然后再根据所选塔板类型以塔板效率任务计算出所需的理论板数，然后再根据所选塔板类型以塔板效率进行修正，从而确定出所需的实际塔板数。进行修正，从而确定出所需的实际塔板数。1 1、理论板的概念（、理论板的概念（Concept of ideal plate） 2 2、板效率（、板效率（Plate effic

23、iencyPlate efficiency） 塔板效率（板效率）表征的是实际塔板的分离效果接近理论板的程度。塔板效率（板效率）表征的是实际塔板的分离效果接近理论板的程度。单板效率与全塔板效率是常用的两种表示方法。单板效率与全塔板效率是常用的两种表示方法。 单板效率单板效率 E Em m 又又称默弗里（称默弗里（MurphreeMurphree）板效率，）板效率，可用气相单板效率可用气相单板效率 E EmVmV 或液相单板效率或液相单板效率 E EmLmL 表示，其定义分别为表示，其定义分别为 1*1 nnnnmVyyyyE*11nnnnmLxxxxE x xn n, y, yn n 离开第离开

24、第 n n 板的液相与汽相的实际组成板的液相与汽相的实际组成；y yn n* *, , x xn n* * 与离开第与离开第 n n 板的液板的液( (汽汽) )相组成相组成 x xn n ( (y yn n) )成成平衡的汽平衡的汽( (液液) )相组成；相组成；定义式中分子代表经过一块板后组成的实际变化，分母则为将该板视定义式中分子代表经过一块板后组成的实际变化，分母则为将该板视为理论板时的组成变化。单板效率通常由实验测定。为理论板时的组成变化。单板效率通常由实验测定。3 3、全塔板效率、全塔板效率 （Overall efficiencyOverall efficiency） 全塔板效率全

25、塔板效率 E ET T （总板效率）为完成一定分离任务所需（总板效率）为完成一定分离任务所需的理论塔板数的理论塔板数 N N 和实际塔板数和实际塔板数 N NT T 之比之比E ET T 代表了全塔各层塔板的平均效率，其值恒小于代表了全塔各层塔板的平均效率，其值恒小于1.01.0。一般由实验。一般由实验确定或用经验公式计算。确定或用经验公式计算。TTNNE 245. 0)(49. 0 LTEL为塔顶与塔底平均温为塔顶与塔底平均温度下的液相粘度；度下的液相粘度； 为为塔顶与塔底平均温度塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度。下的相对挥发度。4 4、理论板当量高度、理论板当量高度 理论板的概念也可引伸于

26、填料塔中填料层高度的计算。理论板的概念也可引伸于填料塔中填料层高度的计算。理论板当量高度理论板当量高度( (等板高度等板高度) )HETPHETP：分离效果相当于一块理论板填料：分离效果相当于一块理论板填料层高度，即从层高度，即从 HETPHETP 高的填料层流出的汽相与液相组成互为平衡。高的填料层流出的汽相与液相组成互为平衡。理论板数乘以等板高度即可得所需的填料层的高度。理论板数乘以等板高度即可得所需的填料层的高度。与板效率一样，等板高度通常由实验测定，在缺乏实验数据时，可与板效率一样，等板高度通常由实验测定，在缺乏实验数据时，可用经验公式估算。用经验公式估算。 （1 1）相对挥发度（）相对

27、挥发度（Relative volatilityRelative volatility）溶液中各组分的挥发性由溶液中各组分的挥发性由来量衡，其定义为组分在汽相中的平衡蒸汽压来量衡，其定义为组分在汽相中的平衡蒸汽压与在液相中的摩尔分数的比值。与在液相中的摩尔分数的比值。 A、 B 溶液中溶液中 A A、B B 两组分的挥发度。两组分的挥发度。对纯组分液体，其挥发度就等于该对纯组分液体，其挥发度就等于该温度下液体的饱和蒸汽压。温度下液体的饱和蒸汽压。 溶液中两组分挥发度之比称为溶液中两组分挥发度之比称为，用，用 表示表示 BBBAAAxpxp BBAABAxpxp BABABABBAAKKxxyyx

28、PyxPy 低压气体低压气体 是相平衡时两个组分在汽相中的摩尔分数与液相中摩尔分数的比值，由其大是相平衡时两个组分在汽相中的摩尔分数与液相中摩尔分数的比值，由其大小可以判断该混合液能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。小可以判断该混合液能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。对双组分物系对双组分物系 道尔顿分压定律道尔顿分压定律5 5、理论板数的设计计算、理论板数的设计计算 相对挥发度（相对挥发度（Relative volatilityRelative volatility）对双组分物系有对双组分物系有 yB=1-yA，xB=1-xA，代入并略去下标代入并略去下标 A A 可得可得 xx

29、y11 11，表示组分，表示组分 A A 较较 B B 易挥发；易挥发； 值越大，两个组分在两相中相对含量的差别越大，越容易用蒸馏方法将两值越大，两个组分在两相中相对含量的差别越大，越容易用蒸馏方法将两组分分离；组分分离；若若 =1=1， yA=xA，此时不能用普通蒸馏方法分离该混合物。此时不能用普通蒸馏方法分离该混合物。BABAxxyy 若已知两组分的相对挥发度，则可由上式确定平衡时汽液两相的组成。若已知两组分的相对挥发度，则可由上式确定平衡时汽液两相的组成。 yyx1 相对挥发度（相对挥发度（Relative volatilityRelative volatility）对理想溶液，组分的挥

30、发度对理想溶液，组分的挥发度 = po ，所以所以 00BABApp 尽管组分的饱和蒸汽压随温度变化较大，但尽管组分的饱和蒸汽压随温度变化较大，但 值随温度变化相对较小，因值随温度变化相对较小，因此在一定的温度范围内，对理想溶液常取此在一定的温度范围内，对理想溶液常取 的平均值用于相平衡的计算。的平均值用于相平衡的计算。相对挥发度是双组分物系相平衡计算中最常采用的方法。相对挥发度是双组分物系相平衡计算中最常采用的方法。 釜釜 顶m式中式中 顶顶塔顶的相对挥发度塔顶的相对挥发度 釜釜塔釜的相对挥发度塔釜的相对挥发度x xn nyyn n符合平衡关系符合平衡关系；y yn n +1 +1 x xn

31、 n符合操作关系符合操作关系。塔顶设塔顶设全凝器全凝器，泡点回流泡点回流，再沸器采用，再沸器采用间接蒸汽加热间接蒸汽加热。1x平平衡衡方方程程 D1xy 2y操操作作线线方方程程)(qnFxxx 精馏段（精馏段（n n-1-1）块板，第）块板，第n n块为加料板。块为加料板。塔顶全凝器塔顶全凝器 精馏段：精馏段：F F, , x xF FD D, , x xD DWW, , x xWWy yWWmm-1-11 12 2n nx x1 1x x2 2x xn nx xm-1m-1y y2 2y y1 1y ymm-1-1y yn n（2 2）逐板计算法）逐板计算法提馏段：提馏段： xn1n y操

32、操作作线线方方程程1n x平平衡衡方方程程Wmxx 提馏段（提馏段（mm-1-1）块板）块板 再沸器相当于一块理论板；再沸器相当于一块理论板； 分凝器也相当于一块理论板，可以分凝器也相当于一块理论板，可以x x0 0、y y0 0计，其他相同计，其他相同 。D, xD分凝器分凝器全凝器全凝器例例3 3 在常压连续精馏塔中，分离苯在常压连续精馏塔中，分离苯甲苯混合液。原料液流量为甲苯混合液。原料液流量为100Kmol/h100Kmol/h，组成为组成为0.40.4（苯摩尔分率，下同），泡点进料。馏出液组成为（苯摩尔分率，下同），泡点进料。馏出液组成为0.970.97，釜残液，釜残液组成为组成为0

33、.020.02。塔顶采用全凝器，泡点回流，操作回流比为。塔顶采用全凝器，泡点回流，操作回流比为2.02.0。操作条件下。操作条件下物系的平均相对挥发度为物系的平均相对挥发度为2.472.47，提馏段操作线方程为，提馏段操作线方程为y=1.5x-0.01 y=1.5x-0.01 试求：用试求：用逐板计算法求理论板数。逐板计算法求理论板数。序号序号1 12 23 34 45 56 67 78 8序号序号9 9101011111212131314141515（3 3）图解法）图解法1 1）操作线作法）操作线作法 a a）精馏段操作线）精馏段操作线11RxxRRyDxy Dxy Dxx b b）提馏段

34、操作线的作法）提馏段操作线的作法 xy Wxx Wxy VWxxVLyWnn 1abyxxDxWcxFefd2 2）图解方法）图解方法 xDabefdxFxWc1123456（4 4）理论板的捷算法（吉利兰图）理论板的捷算法（吉利兰图）吉利兰图的绘制方法：吉利兰图的绘制方法：由由8 8个物系在一定条件下精馏操作，利用逐个物系在一定条件下精馏操作，利用逐板计算得出的结果绘制而成。板计算得出的结果绘制而成。 精馏条件：精馏条件：l组分数：组分数：2-112-11个个l进料状态包括冷液体至过热蒸气五种状态进料状态包括冷液体至过热蒸气五种状态lRminRmin=0.537.0=0.537.0l相对挥发

35、度为相对挥发度为1.264.051.264.05l理论板数：理论板数：2.443.12.443.1(1) (1) 根据物系性质及分离要求，求出根据物系性质及分离要求，求出 R Rminmin，并选择适宜的，并选择适宜的 R R；(2) (2) 求出全回流下的求出全回流下的 N Nminmin，对于接近理，对于接近理想物系的溶液，可用想物系的溶液，可用FenskeFenske方程方程计算；计算；(3) (3) 计算出计算出 ( (R-RR-Rminmin)/()/(R+R+1)1)，查吉利兰，查吉利兰图得图得 ( (N-NN-Nminmin)/()/(N+N+1) 1) ，即可求得，即可求得所需

36、的所需的 N N；(4) (4) 确定加料位置。确定加料位置。将该图用于双组分和多组分精馏的计算，其大致步骤是：将该图用于双组分和多组分精馏的计算，其大致步骤是：吉利兰图吉利兰图1min RRR1min NNN简捷法具体步骤是：简捷法具体步骤是：根据精馏给定条件计算根据精馏给定条件计算RminRmin由由FenskeFenske方程及给定条件计算方程及给定条件计算NminNmin1lg)1)(1(lgWWDDminT xxxxN计算计算（1 1） 5668.0minmin1175.02RRRNNN1min RRRX解得理论板数解得理论板数由吉利兰图或式（由吉利兰图或式（1 1）求解）求解Y Y

37、值，代入下式。值，代入下式。2min NNNYYXNN 1min注意：上述计算中，与实际回流比注意：上述计算中，与实际回流比 R R 对应的对应的 N N 和与全回流对应的和与全回流对应的 N Nminmin，均指包括再沸器的全塔理论板数。，均指包括再沸器的全塔理论板数。 1 1、最优加料板位置：、最优加料板位置：Fxx 2 2、加料板的基本计算式、加料板的基本计算式F, xF, IFV, ym+1, IVV, ym, IVL, xm-1, ILL, xm, IL第第m板板VLVLF mmmmFVyxLyVLxFx 11VLVLFVIILIVLIFI 总物料衡算：总物料衡算：轻组分物料衡算：轻

38、组分物料衡算：热量衡算：热量衡算：LLVVIIII VLVLFVIILIVLIFI 液汽呈饱和状态，且相液汽呈饱和状态，且相邻板的温度及组成相差邻板的温度及组成相差不大不大 精馏塔内的汽、液相摩尔流率不仅取决于塔顶的回流比和塔底再沸精馏塔内的汽、液相摩尔流率不仅取决于塔顶的回流比和塔底再沸器的汽化量，而且与加料的热状态（即入塔原料的热状态）直接相器的汽化量，而且与加料的热状态（即入塔原料的热状态）直接相关。关。加料热状态影响的大小通常用加料热状态影响的大小通常用加料热状态参数加料热状态参数来表征。来表征。 3 3、加料热状态对塔内摩尔流率的影响、加料热状态对塔内摩尔流率的影响 若定义若定义 V

39、LVLF 可得：可得： 加料热状态参数加料热状态参数LVFVIIIIFLL 进料液的摩尔汽化热的热进料变成饱和蒸汽所需量量kmol1 LVFVIIIIqqFLL FqVV 1VLVLFVIILIVLIFI WVLDqFLDLV FqVDqFWVV)1( FqVVqFLL)1(所以：所以：将精馏段与提馏段关联起来将精馏段与提馏段关联起来即：对于饱和液体、汽液混合物及饱和蒸汽三种进料而言，即：对于饱和液体、汽液混合物及饱和蒸汽三种进料而言，q q值就等值就等于进料中的液相分率。于进料中的液相分率。 10 液液相相分分率率在在数数值值上上等等于于原原料料液液的的，若若qq q q值的计算式值的计算式

40、: :rttCrqFsP)( r r: :进料的平均气化潜热，进料的平均气化潜热，KJ/kmolKJ/kmol； t ts s: :进料泡点温度进料泡点温度C CP P: :进料的平均比热，进料的平均比热， KJ/KJ/（kmolkmol. . ）；）；t tF F: :进料温度进料温度4 4、进料方程（、进料方程（q q线方程）线方程）提馏段操作线与加料热状态有关，两操作线交点的坐标也与加料热状态提馏段操作线与加料热状态有关，两操作线交点的坐标也与加料热状态（q值值）有关。有关。应用两操作线方程可导出以应用两操作线方程可导出以 q 值为参变量的交点轨迹方程。值为参变量的交点轨迹方程。由两操作

41、线方程，有由两操作线方程，有 q q 线方程或进料方程线方程或进料方程 代入相应关系式代入相应关系式 WqFLWLVqFLL WqFLWxxWqFLqFLyWnn 1WDWxxLyVDxLxVy DWDxWxxLLyVV FFxqFxFyq 111 qxxqqyF加料热状态一定时，加料热状态一定时，q 线方程式为一直线方程。线方程式为一直线方程。不同加料热状态对应不同的不同加料热状态对应不同的 q 值，也就对应着不同的值，也就对应着不同的 q 线。线。 两式相减两式相减 FqVV)1( VWxxVLyWnn 1q 线的作法：线的作法：(1)(1)在对角线上作在对角线上作 e 点点 (y=x=x

42、F)；(2)(2)过过e点作斜率点作斜率 q/(q-1) 的直线。的直线。 进料焓值进料焓值( (温度温度) )增加，增加，q 值减小，值减小， 则则 q 线与精馏操作线的交点线与精馏操作线的交点( (相应加料热相应加料热状态下两操作线的交点状态下两操作线的交点) )沿着精馏操作沿着精馏操作线线朝朝 x、y 减小的方向移动。从塔设减小的方向移动。从塔设备的角度，这意味着加料板位置下移备的角度，这意味着加料板位置下移。 q 线与精馏段操作线的交点即为两操作线的交点，仅需将此点与对线与精馏段操作线的交点即为两操作线的交点，仅需将此点与对角线上的角线上的 x=xW，y=xW 点联结，即得提馏段操作线

43、。点联结，即得提馏段操作线。实际应用中，常用此法作提馏段操作线。实际应用中，常用此法作提馏段操作线。 11 qxxqqyFeacbdq0q=00q101.0 xWxy1.0 xDxF5 5、加料热状态对塔内摩尔流率的影响、加料热状态对塔内摩尔流率的影响 实际生产中，入塔原料可有五种不同的热状态：实际生产中，入塔原料可有五种不同的热状态：(1) (1) 温度低于泡点的冷液体温度低于泡点的冷液体；(2) (2) 泡点下的饱和液体泡点下的饱和液体；(3) (3) 温度介于泡点和露点之间的汽液两相混合物温度介于泡点和露点之间的汽液两相混合物 ；(4) (4) 露点下的饱和蒸汽露点下的饱和蒸汽 ；(5)

44、 (5) 温度高于露点的过热蒸汽温度高于露点的过热蒸汽 。 LVFVIIIIq （1 1）对于冷液进料）对于冷液进料 LFII LVFVIIIIq 1 （2 2）对于泡点进料）对于泡点进料 LFII LVFVIIIIq 1 （3 3）汽液混合物进料）汽液混合物进料 VFLIII LVFVIIIIq 10 （5 5）过热蒸汽进料）过热蒸汽进料 VFII 0 LVFVIIIIq （4 4）对于饱和蒸汽进料）对于饱和蒸汽进料 VFII LVFVIIIIq 0 FLVLV饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料FVV LL q=q=0 0上述各进料热状态下的上述各进料热状态下的 q q 值，以及受此影响的汽、液摩尔流

45、率分别为值，以及受此影响的汽、液摩尔流率分别为 FLVLV过热蒸汽进料过热蒸汽进料LL FVV qqq1 1q=q=1 1F FqFqF(1-(1-q q) )F FL LV VL LV V汽液混合进料汽液混合进料FqVV)1( qFLL 00qq1 16 6、加料热状态对理论板数的影响、加料热状态对理论板数的影响 回流比是精馏过程计算不可缺的重要参数，塔所需的理论板数，回流比是精馏过程计算不可缺的重要参数，塔所需的理论板数，塔顶冷凝器和塔釜再沸器的热负荷均与回流比有关。塔顶冷凝器和塔釜再沸器的热负荷均与回流比有关。精馏过程的精馏过程的投资费用投资费用和和操作费用操作费用都取决于回流比的值。都

46、取决于回流比的值。全回流时：全回流时：R D=0 W=0 F=0精馏段操作线：精馏段操作线：全回流时操作线和平衡线的距离为最远，达到相同的分离程度所全回流时操作线和平衡线的距离为最远，达到相同的分离程度所需的理论板数最少，以需的理论板数最少，以 Nmin 表示。表示。 111 RxxRRyDnnVWxxVLyWnn 1提馏段操作线：提馏段操作线：nnxy 1nnxy 1对角线对角线xWxDa）图解法）图解法 全回流时的理论板数全回流时的理论板数 Nmin 可用逐板计算法或图解法求得。可用逐板计算法或图解法求得。对理想溶液，可由芬斯克（对理想溶液，可由芬斯克（FenskeFenske）方程直接计

47、算得。）方程直接计算得。mwwDDxxxxN log11log1min 芬斯克方程芬斯克方程 1 1）将）将X XWW换成换成X XF F， 取塔顶和进料塔板处的平均值，则取塔顶和进料塔板处的平均值，则该式可以计算精馏段的理论板数，进而可以确定进料板位置。该式可以计算精馏段的理论板数，进而可以确定进料板位置。 2 2）全回流是回流比的上限，全回流在塔的开工阶段对塔的校）全回流是回流比的上限，全回流在塔的开工阶段对塔的校核具有实际意义。用来测试塔的最大分离效率。核具有实际意义。用来测试塔的最大分离效率。底底顶顶 m相差不大时：相差不大时：m b）解析法解析法芬斯克芬斯克(Fenske)方程式方程

48、式 1min RxDDxdwFxWxD对于一定的进料和分离要求：对于一定的进料和分离要求： R ，精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动；，精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动； 进料不变则进料不变则 q 线不变。操作线交点线不变。操作线交点 d 将向平衡线靠近。将向平衡线靠近。 R ，提，提馏段操作线也向平衡线移动。馏段操作线也向平衡线移动。结论：结论： R ，达到指定分离程度所需理论板数将增多。，达到指定分离程度所需理论板数将增多。最小回流比最小回流比(Rmin)：R ，两操作线，两操作线交点交点 d 落在平衡线上，所需的理落在平衡线上，所需的理论板数为无穷多。论板数为无穷多。d 点称为点称为挟点挟点，其附近称为，其附近称为恒浓区恒浓区或挟紧区或挟紧区。 qadyqxWxqxFxD1.001.01min RxD斜率法斜率法)(1()(1qDminqDminqDqDminminyyRxxRxxyyRR 精馏段操作线斜率：精馏段操作线斜率：qDqDmin)(yyyyxxRqD qDqmin)(yyyxRq )(DqqqDqqqDminxyxyyxxyyyRD qadyFxWxFxFxD1