【正文】 回流比Rmin。例6：根據(jù)例5的數(shù)據(jù)，求最小回流比。 所以對(duì)具有下凹部分平衡曲線的物系，求Rmin時(shí)，不能以q線與平衡線的交點(diǎn)的坐標(biāo) (xq、yq) 代入式(5—33)來(lái)求取Rmin。其中N為不包括再沸器的理論板數(shù)，Nmin為最少理論板數(shù)。N值也可由式（5—37）直接求得。（3）求精餾段理論板數(shù)： 則： 前已由吉利蘭圖查得： (N－Nmin)/ (N＋2) = 將Nmin = ，解得： N = 故加料板為從塔頂往下數(shù)的第7塊理論板。(1) 單板效率EM單板效率又稱默弗里（Murphree）效率，它是以氣相(或液相)經(jīng)過(guò)實(shí)際板的組成變化值與經(jīng)過(guò)理論板的組成變化值之比來(lái)表示的。若已知一定結(jié)構(gòu)的板式塔在一定操作條件下的全塔效率E，便可按上式求實(shí)際板數(shù)NP。圖中所示的α和μL均取塔頂及塔底平均溫度下的值。 等板高度塔高的確定板式塔有效段(汽液接觸段)高度由實(shí)際板數(shù)和板間距決定?？账馑龠x取得較小，塔徑將增大，金屬消耗量大，設(shè)備投資高。 浮閥塔板間距參考數(shù)值初步選定板間距HT以后，可按下述方法來(lái)計(jì)算空塔氣速u(mài)：先按下面的半經(jīng)驗(yàn)式計(jì)算出最大允許速度umax： （5—43）式中 C——?dú)庀嘭?fù)荷因子。原料中含正戊烷40%(摩爾百分?jǐn)?shù)，下同)，要求餾出液含正戊烷98%，釜液中含正戊烷不大于3%。一、冷凝器的熱量衡算對(duì)圖5—23所示的全凝器作熱量衡算，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，并忽略熱損失，則： 而 代入上式并整理得： （5—46） 圖5—23 精餾塔的熱量衡算式中 Qc——全凝器的熱負(fù)荷，kJ / h； IVD——塔頂上升蒸汽的焓，kJ／kmo1； ILD——塔頂餾出液的焓，kJ／kmo1。例10：求例5中冷液進(jìn)料情況下的再沸器熱負(fù)荷和加熱蒸汽消耗量以及冷凝器熱負(fù)荷和冷卻水消耗量。根據(jù)我國(guó)壓力容器公稱直徑標(biāo)準(zhǔn)，直徑在1m以下間隔為100mm，直徑在1m以上間隔為200mm。按式(5—43)求出umax后，再乘以安全系數(shù)得適宜的空塔氣速u(mài)，即： （5—45）對(duì)于減壓塔，安全系數(shù)應(yīng)取較低數(shù)值。這兩者相互關(guān)聯(lián)，需要結(jié)合經(jīng)濟(jì)權(quán)衡，反復(fù)調(diào)整才能確定。二、塔徑的計(jì)算按照?qǐng)A管內(nèi)流量公式，塔徑可表示為： （5—42）式中 DT——塔徑，m； VS——塔內(nèi)氣體的流量，m3／s；u——?dú)怏w的空塔速度，m / s。與板效率一樣，等板高度通常由實(shí)驗(yàn)測(cè)定，在缺乏實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)時(shí)，可用經(jīng)驗(yàn)公式估算。其數(shù)據(jù)來(lái)源只限于泡罩塔和篩板塔。即： （5—40）式中 NT——理論板數(shù)； NP——實(shí)際板數(shù)； E——全塔效率。理論板只是衡量實(shí)際板分離效果的標(biāo)準(zhǔn)。 例6算出的結(jié)果為Rmin＝。(2) 應(yīng)用式（5—30）或式（5—31）算出Nmin。圖5—19所示的即為上述四個(gè)變量的關(guān)聯(lián)團(tuán)，該圖稱為吉利蘭關(guān)聯(lián)圖。 附圖截距：（） 解得： 另假若按正常平衡曲線（即平衡曲線沒(méi)有下凹部分）求Rmin：由a點(diǎn)連接c點(diǎn)，可得精餾段操作線：因泡點(diǎn)進(jìn)料，知q線為一垂直向上的直線，q線與平衡線相交于d點(diǎn)，由附圖讀出d點(diǎn)所對(duì)應(yīng)之平衡組成為： xq = xF = yq = 根據(jù)式（5—33）計(jì)算： 通過(guò)計(jì)算可知：，就已出現(xiàn)恒濃區(qū)，此時(shí)需要無(wú)窮多塊塔板才能達(dá)到g點(diǎn)。 圖5—17 回流比與理論板數(shù)的關(guān)系 圖5—18 最適宜回流比的選擇 回流比與費(fèi)用的關(guān)系，示意表示在圖5—18上，顯然存在著一個(gè)總費(fèi)用的最低點(diǎn)，與此對(duì)應(yīng)的即為最適宜的回流比R。b、通過(guò)截距xD /（Rmin＋1）來(lái)求Rmin ：從x—y圖上讀出截距xD /（Rmin＋1）的具體值A(chǔ)（ad線向左延長(zhǎng)到y(tǒng)軸讀得A值），然后按xD /（Rmin＋1）= A的式子，解出Rmin。全回流操作只用于精餾塔的開(kāi)工、調(diào)試和實(shí)驗(yàn)研究中。通常F及W也均為零，即既不向塔內(nèi)進(jìn)料，也不從塔內(nèi)取出產(chǎn)品。d、聯(lián)c d，即得到提餾段操作線。d、聯(lián)c d，即得到提餾段操作線。 附圖1 b、精餾段操作線截距＝xD /（R＋1）＝ /（＋1）＝，在y軸上定出點(diǎn)b，聯(lián)a b，即得到精餾段操作線?？邕^(guò)交點(diǎn)的梯級(jí)即代表適宜的加料板(逐板計(jì)算時(shí)也相同)。一般以操作線和平衡線靠近的那端為開(kāi)始端進(jìn)行繪制。 (3) 在x＝xF處作鉛垂線，與對(duì)角線交于點(diǎn)e，從點(diǎn)e作斜率為q／(q－1)的q線e f，該線與a b線交于點(diǎn)d。聯(lián)接c d，則c d線即為提餾段操作線。圖5—12 操作線的作法 (2) 提餾段操作線的作法若省略提餾段操作線方程中變量x、y的上下標(biāo)，則式(5—27)變?yōu)椋? 當(dāng)x = xW時(shí)，代入(5—27)式得y = xW，即得圖5—12對(duì)角線上的c點(diǎn)。圖解法中以直角梯級(jí)圖解法最為常用?？偨Y(jié)逐板計(jì)算法的過(guò)程，即為：xD = y1 →（用相平衡關(guān)系）x1 →（用精餾段操作線方程）y2→（用相平衡關(guān)系）x2→（用精餾段操作線方程）y3→ …… → xn ≤ xF 為止。 一、逐板計(jì)算法 見(jiàn)圖5—11，塔頂采用全凝器，從塔頂最上層板(第l塊理論板)上升的蒸汽進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，所以塔頂餾出液的組成及回流液組成均與第1塊板的上升蒸汽組成相同，即：y1＝xD =已知值（由工藝要求確定）圖5—11 逐板計(jì)算法示意圖由于離開(kāi)每層理論板的氣液兩相組成是互成平衡的，故離開(kāi)第一塊板的液體組成x1應(yīng)與y1成平衡，可由氣液相平衡方程或由t—x—y圖及x—y圖上的氣液平衡曲線求得。對(duì)于飽和液體、氣液混合物及飽和蒸氣三種進(jìn)料而言，q值就等于進(jìn)料中的液相分率。如圖5—9（e）所示。如圖5—9（a）所示。 5—3—3 進(jìn)料熱狀況的影響在實(shí)際生產(chǎn)中，加入精餾塔中的原料液可能有以下五種不同的熱狀況：(1) 溫度低于泡點(diǎn)的冷液體。此兩式表示在一定操作條件下，精餾段內(nèi)自任意第n層板下降的液相組成Xn與其相鄰的下一層板(如第n＋1層板)上升的氣相組成yn＋l之間的關(guān)系。對(duì)圖5—6所示的連續(xù)精餾塔作全塔物料衡算，并以單位時(shí)間為基準(zhǔn)：圖5—6 精餾塔的物料衡算 總物料衡算： F = D＋W （5—11） 易揮發(fā)組分衡算： FxF = DxD＋WxW （5—12）式中 F ——原料液流量，kmol / h；D ——塔頂產(chǎn)品(餾出液)流量，kmol／h；W——塔底產(chǎn)品(釜?dú)堃?流量，kmol／h；xF ——原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分率；xD——餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分率；xW——釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分率。即： L1 = L2 = …… = Ln = L = 定值 L1′= L2′= …… = Lm′= L′= 定值式中 L——精餾段中下降液體的摩爾流量，kmol／h； L′——提餾段中下降液體的摩爾流量，kmo1／h； (下標(biāo)表示塔板序號(hào))。理論板僅是作為衡量實(shí)際板分離效率的依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)，它是一種理想板。 第三節(jié) 雙組分連續(xù)精餾塔的計(jì)算雙組分連續(xù)精餾塔的工藝計(jì)算主要包括以下內(nèi)容：(1) 確定產(chǎn)品的流量和組成。這使上升蒸汽在與自身冷凝回流液之間的接觸過(guò)程中，重組分向液相傳遞，輕組分向氣相傳遞。只要有足夠的相際接觸表面和足夠的液體回流量，到達(dá)塔頂?shù)恼羝麑⒊蔀楦呒兌鹊妮p組分。這就叫做精餾。相對(duì)揮發(fā)度α為常數(shù)時(shí)，溶液的相平衡曲線如圖5—3所示： 圖5—3 相對(duì)揮發(fā)度α為定值的相平衡曲線（恒壓）若α＞1，表示組分A較B容易揮發(fā)，α愈大，分離愈易。 溶液中各組分的揮發(fā)度υ可用它在蒸汽中的分壓和與之平衡的液相中的摩爾分率之比來(lái)表示，即： （5—3） （5—3a）由于溶液中組分的揮發(fā)度是隨溫度而變的，因此在使用上不甚方便，故引出相對(duì)揮發(fā)度的概念。圖中對(duì)角線為y = x的直線，作查圖時(shí)參考用。 由于溶液上方的總壓等于各組分的分壓之和，即： 解得： （a） 當(dāng)系統(tǒng)總壓不高時(shí)，氣相可視為理想氣體。由表可見(jiàn)，在理論上可以用改變壓強(qiáng)的方法來(lái)分離恒沸液。，稱為恒沸組成；℃，稱為恒沸點(diǎn)。同樣，若將溫度為t組成為y1 (點(diǎn)B)的過(guò)熱混合蒸汽冷卻，當(dāng)溫度降到t3 (點(diǎn)H)時(shí)，混合氣開(kāi)始冷凝產(chǎn)生第一滴液體，相應(yīng)的溫度稱為露點(diǎn)溫度，飽和蒸氣線又稱露點(diǎn)線。在總壓P＝ kPa下，苯—甲苯混合液的沸點(diǎn)—組成圖(t—x—y)如圖5—1所示。 二、相律相律表示平衡物系中的自由度數(shù)、相數(shù)及獨(dú)立組分?jǐn)?shù)間的關(guān)系，即： （5—2）式中 F——自由度數(shù)； C——獨(dú)立組分?jǐn)?shù)； Φ——相數(shù)； 2——表示外界只有溫度和壓強(qiáng)這兩個(gè)條件可以影響物系的平衡狀態(tài)。通常，將沸點(diǎn)低的組分稱為易揮發(fā)組分，沸點(diǎn)高的組分稱為難揮發(fā)組分?；ぴ碚麴s培訓(xùn)課件作者：日期：第五章 蒸 餾化工生產(chǎn)中所處理的原料、中間產(chǎn)物、粗產(chǎn)品等幾乎都是由若干組分所組成的混合物，而且其中大部分是均相物系。這種分離操作是通過(guò)液相和氣相間的質(zhì)量傳遞來(lái)實(shí)現(xiàn)的。(下標(biāo)A表示易揮發(fā)組分、B表示難揮發(fā)組分)為簡(jiǎn)單起見(jiàn)，常略去上式中的下標(biāo)，習(xí)慣上以：x表示液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率，以(1－x)表示難揮發(fā)組分的摩爾分率；y表示氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率，以(1－y)表示難揮發(fā)組分的摩爾分率。溶液的沸點(diǎn)——組成圖是分析蒸餾原理的理論基礎(chǔ)。若將溫度為t組成為x1 (圖中點(diǎn)A所示)的混合液加熱，當(dāng)溫度升高到t2 (點(diǎn)J )時(shí)，溶液開(kāi)始沸騰，此時(shí)產(chǎn)生第一個(gè)氣泡，相應(yīng)的溫度稱為泡點(diǎn)溫度，因此飽和液體線又稱泡點(diǎn)線。圖（a） 圖（b）由圖可見(jiàn)，液相線和氣相線在點(diǎn)M重合，即點(diǎn)M所示的兩相組成相等。同一種溶液的恒沸組成隨壓強(qiáng)而變（其中組成又決定了溫度），乙醇—水系統(tǒng)的變化情況如下表所示。 附表1解：因苯—甲苯混合液遵循拉烏爾定律，即可按式（5—1）和式（5—1a）： 求得pA和pB。 圖5—2 苯—甲苯混合液的x—y圖圖中曲線上任意點(diǎn)D表示組成為x1的液相與組成為y1的氣相互成平衡，且表示點(diǎn)D有一確定的狀態(tài)。純液體的揮發(fā)度υ是指該液體在一定溫度下的飽和蒸汽壓?？梢杂孟鄬?duì)揮發(fā)度α值的大小來(lái)判斷某混合液是否能用蒸餾方法加以分離以及分離的難易程度。多次進(jìn)行部分汽化或部分冷凝以后，最終可以在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分。如此物質(zhì)交換的結(jié)果，使上升蒸汽中輕組分的濃度逐漸升高。另一方面，組分揮發(fā)度的差異造成了有利的相平衡條件 ( y＞x )。當(dāng)釜中的液體達(dá)到規(guī)定的組成后，精餾操作即被停止。實(shí)際上，由于塔板上氣液間接觸面積和接觸時(shí)間是有限的，因此在任何型式的塔板上氣液兩相都難以達(dá)到平衡狀態(tài)，也就是說(shuō)理論板是不存在的。(2) 恒摩爾液流精餾操作時(shí)，在精餾塔的精、提餾段內(nèi)，每層板下降的液體摩爾流量都是相等的；但兩段的液體摩爾流量卻不一定相等。 5—3—2 物料