《化工原理》(下)第一章 精馏第六次课.ppt

1、1,4. 其他体系和操作的最小回流比,特殊体系，如图所示。通过精馏操作线的斜率或截距确定Rmin。,2,5. 回流比的优化,Rmin，NT= , 塔为无穷高，投资费用直线上升为无穷大。 R增大，精馏操作线远离平衡线，NT下降，塔高降低，设备费减少，但V, V增加，塔径和塔顶和塔釜换热器面积增加；塔顶冷凝量和塔釜加热量增加，操作费升高。,总费用与R的关系先急剧下降，而后上升 以获得精馏总成本最低的回流比为最优回流比。 R=1.12Rmin,3,1.4.8 理论塔板简捷计算方法,1. 最少理论板数 Nmina.全回流操作 ，R=, F=0, W=0; D=0。故 L=V，两操作线斜率均为1，并与对

2、角线重合 塔内无精馏段和提馏段之分，其操作线方程可表示为：yn+1=xn,F,W,D,R,4,由于全回流操作时，操作线离平衡线最远，所需理论板数最少，并称其为最小理论板数 Nmin Nmin 由芬斯克方程求得： 该方程也可用于多组分精馏，其区别是以轻、重关键组分的分离代替双组分精馏中易、难挥发组分的分离,5,将R、Rmin、N、Nmin四个参数进行定量的关联。称为Gillilad图。,2. 简捷计算法,N-Nmin/N+2,6,简捷法具体步骤,根据精馏给定条件计算Rmin 由Fenske方程及给定条件计算Nmin 计算横坐标值 找出纵坐标值， 解得理论板数。,7,1.4.9 实际塔板数和塔板效

3、率,实际情况下，塔盘结构、操作条件及物系等复杂条件导致气、液两相在塔板上流动和接触状态的不同，影响传热、传质过程，离开塔板气、液两相达不到平衡，即分离能力小于给定条件的理论板，实际塔板数大于理论板数。,1.全塔效率 设全塔实际塔板数为NP，理论板数NT，该塔的全塔效率ET为： ET=NT/NP 全塔效率是反映全塔综合情况, 表示实际塔板接近理论板的程度. 影响因素：物系性质、 操作条件、 塔板结构,8,2.单板效率，默弗里（Murphree）效率,9,1. 在连续精馏塔中，分离某二元理想溶液。进料为汽-液混合物进料，进料中气相组成为0.428，液相组成为0.272，进料平均组成xf=0.35，

4、假定进料中汽、液相达到平衡。要求塔顶组成为0.93（以上均为摩尔分率），料液中易挥发组分的96%进入馏出液中。取回流比为最小回流比的1.242倍。试计算：（1）塔底产品组成；（2）写出精馏段方程；（3）写出提馏段方程。,10,解题思路,11,解题过程,12,13,14,15,16,常压下用连续精馏塔分离含苯44的苯一甲苯混合物。进料为泡点液体，进料流率取100kmolh为计算基准。要求馏出液中含苯不小于 94。釜液中含苯不大于8（以上均为摩尔百分率）。设该物系为理想溶液相对挥发度为2.47塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为3。试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。 由全塔物料衡算：F=W+D Fxf=WxW+DxD 将已知值代入，可解得D41.86kmol/h, W=58.14kmol/h 精馏段操作方程为 提馏段操作方程为 泡点液体进料时q=1，故提馏段操作方程为,17,相平衡方程为 对于泡点进料， xq=xF=0.4设由塔顶开始计算，第1块板上升汽组成 y1=