【文章內容簡介】 xF（ 泡點進料 ） 時 ， 改交替使用相平衡方程及提餾段操作線方程計算 ， 直到 xN≤ xW為止 ， 使用相平衡方程的次數(shù)為 NT， 再沸器相當于一塊理論板 ， 總 NT ＝ N－ 1（ 塊 ） 。 逐板計算法較為繁瑣，但計算結果比較精確，適用于計算機編程計算。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 2．圖解法 圖解法求取理論塔板數(shù)的基本原理與逐板計算法相同，只不過用簡便的圖解來代替繁雜的計算而已。 （ 1）作 x－ y圖， 繪制精、提餾段操作線 。 （ 2）自 a點開始，在精餾段操作線與平衡線之間繪階梯。當階梯跨越兩操作線交點 d點時，則改在提餾段操作線與平衡線之間畫階梯，直至階梯的垂線跨過點 c為止。 （ 3）每個階梯代表一塊理論板。跨過點 d的階梯為進料板，最后一個階梯為再沸器?？偫碚摪鍖訑?shù)為階梯數(shù)減 1。 （ 4）階梯的跨度也就代表了理論板的分離程度。階梯跨度不同，說明理論板分離能力不同。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 采用兩點法繪制： 由精餾段操作線方程可知，當 xn＝ xD時， yn+1＝ xD， 即該點位于 y－ x圖的對角線上，如圖中點 a；當 xn＝ 0時， yn+1＝ xD/(R+1)，即該點位于 y軸上，如圖中點 b，則直線 ab即為精餾段操作線。 (1)精餾段操作線的繪制 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 （ 2） 提餾段操作線 提餾段操作線截距很小，不易準確作出，而且不能直接反映出進料熱狀態(tài)的影響。因此通常借助進料方程，找出提餾段操作線與提餾段操作線的交點 d，再得到提餾段操作線。 1. q線的繪制 將 q線方程與對角線方程聯(lián)立，則交點坐標為 x=xF，y=xF，如圖中 e點，過 e點作斜率為 q／（ q－ 1）的直線， ef 線，即為 q線。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 2. 不同進料狀態(tài)時 q線的位置 進料熱狀況不同，q線位置不同。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 進料熱狀況對 q線的影響 進料熱 狀況 進料的焓 IF q值 q/(q+1) q線在 y－ x圖上的位置 冷液體 飽和液體 氣液混合物 飽和蒸汽 過熱蒸汽 IF IL IF = IL IL IF Iv IF = Iv IF Iv 1 1 0q1 0 0 + ∞ 0 + ef1(↗ ) ef2(↑) ef3(↖ ) ef4(←) ef5(↙ ) 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 （ 3）提餾段操作線繪制 兩點法：提餾段操作線與對角線交點 c(xW， xW)， q線與精餾段操作線交點 d，同時也是精提餾操作線的交點 。 則 連 CD即得提餾段操作線 。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 圖解法簡單直觀，但計算精確度較差，尤其是對相對揮發(fā)度較小而所需理論塔板數(shù)較多的場合更是如此。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 3． 確定最優(yōu)進料位置 最優(yōu)的進料位置一般應在塔內液相或汽相組成與進料組成相近或相同的塔板上 。 當采用圖解法計算理論板層數(shù)時 ，適宜的進料位置應為跨越兩操作線交點所對應的階梯 。 對于一定的分離任務 ， 如此作圖所需理論板數(shù)為最少 ， 跨過兩操作線交點后繼續(xù)在精餾段操作線與平衡線之間作階梯 ，或沒有跨過交點過早更換操作線 ， 都會使所需理論板層數(shù)增加 。 對于已有的精餾裝置，在適宜進料位置進料，可獲得最佳分離效果。在實際操作中，如果進料位置不當，將會使餾出液和釜殘液不能同時達到預期的組成。進料位置過高，使餾出液的組成偏低（難揮發(fā)組分含量偏高）；反之，進料位置偏低，使釜殘液中易揮發(fā)組分含量增高，從而降低餾出液中易揮發(fā)組分的收率。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 四、塔板效率與實際塔板數(shù) 1．塔板效率 （ 1）全塔效率 全塔效率反映塔中各層塔板的平均效率，因此它是理論板層數(shù)的一個校正系數(shù)，其值恒小于 1。 影響板效率的因素很多而且復雜，如物系性質、塔板型式與結構和操作條件等。一般采用來自生產及中間實驗的數(shù)據(jù)或用經驗公式估算： ET＝ (αμL)— 式中 α —— 塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度； μ L—— 塔頂與塔底平均溫度下的液體粘度。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 精餾塔效率關聯(lián)曲線 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 （ 2） 單板效率 表示汽相或液相經過一層實際塔板前后的組成變化與經過一層理論板前后的組成變化之比值： 1*1?????nnnnMV yyyyE*11nnnnML xxxxE?????或 式中 EMV—— 汽相單板效率； EML—— 液相單板效率； y—— 與 xn成平衡的汽相組成； x—— 與 yn成平衡的液相組成 。 單板效率可直接反映該層塔板的傳質效果，可由實驗測定。但各層塔板的單板效率通常不相等。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 2．實際塔板數(shù) %100??TTP ENN式中 ET—— 全塔效率 ， %； NT—— 理論板層數(shù)； NP—— 實際塔板層數(shù) 。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 五、回流比的影響與選擇 回流比是一個非常重要的參數(shù) ， 對精餾操作影響很大 ， 影響精餾的投資費用和操作費用 。 對一定的料液和分離要求 ， R增大 ,精 、 提餾段操作線向對角線靠近 ， 離相平衡線越遠 ， NT減少 ， 塔設備費用減少；但回流比增大使塔內氣 、 液相量 ， 操作費用提高 。 對于一個固定的精餾塔 ， 增加回流比 ， 每一塊板的分離程度增大 ， 提高了產品質量 。 R 上限：全回流時 R 下限： Rmin 對于一定的分離任務，應選定適宜的回流比。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 (一 )全回流和最少理論塔板數(shù) 塔頂上升的蒸汽經冷凝后 ， 全部回流至塔內 ， 稱為全回流 。 （ 1） 全回流時的回流比 R=∞， （ 2） 物料關系： D = 0 W = 0 F = 0 全塔無精 、 提餾段之分 。 （ 3） 操作關系：操作線方程 y=x， 操作線離平衡線的距離最遠 。 （ 4） Nmin：所需的理論塔板數(shù)最少 ， 此時操作線離平衡線的距離最遠 ， 理論板分離能力最大 。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 圖解法求 Nmin ?1lg)1)(1l g [ (m i n ????mWWDDxxxxN?芬斯克方程計算 Nmin 式中 Nmin—— 全回流時的最小理論板數(shù) ， 不包括再沸器； α m —— 全塔平均相對揮發(fā)度 ，一般可取塔頂 、 塔底或塔頂 、 塔底 、 進料的平均值 。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 2． 應用 全回流操作無產品，對實際生產無意義。一般在精餾塔開車或精餾實驗及操作異常時調節(jié)控制采用。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 回流比減小，所需的理論塔板數(shù)增加；當回流比減到使操作線與平衡線相交時，所需的理論塔板數(shù)為無窮多，相應回流比即為最小回流比，用 Rmin表示。 （二）最小回流比 （ 1）操作線 兩操作線的交點落在相平衡線上，此處氣液兩相達平衡。 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 （ 2）挾緊點及恒濃區(qū) 兩操作線與平衡線的交點稱為夾緊點，因氣液兩相已達平衡，傳質推動力為零，所以通常在加料板附近各板之間氣、液相組成基本上沒有變化，即無增濃作用，稱為恒濃區(qū)。 （ 3） 理論塔板數(shù) NT R減少 ， NT增加。 Rmin，圖解時無論繪多少階梯都不能跨過點d，則達到一定分離要求所需的理論塔板數(shù)為無窮多。 3． Rmin計算 圖解法計算：截距法 、 斜率法 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 斜率法：根據(jù)極限操作線 ad的坐標得 Rmin的一般計算式 qqqDxyyxR???m i n式中 xq、 yq—— 相平衡線與進料線交點坐標 （ 互為平衡關系 ） xq、 yq求法： （ 1） 對于具有正常平衡曲線的系統(tǒng) (如圖 )， xq、 yq可聯(lián)立相平衡方程和進料方程計算 。 （ 2） 查圖 。 （ 3） 特殊進料 q = 1 xq = xF q = 0 yq = xF 第三章 精餾操作技術 化工單元操作技術 若乙醇 — 水物系的平衡曲線，具有下凹的部分，當操作線與 q線的交點尚未落到平衡線上之前，操作線已與平衡線相切，如圖中點 g所示。點 g附近已出現(xiàn)恒濃區(qū)，相應的回流比便是最小回流比。對于這種情況下的 Rmin的求法是由點