【文章內(nèi)容簡介】 為塔底產(chǎn)品 （ 餾殘液 ） ， 部分液體汽化 ， 產(chǎn)生上升蒸汽 ， 依次通過各層塔板 。 塔頂蒸汽進入冷凝器中被完全冷凝 ， 并將冷凝液用泵或依靠重力送回塔頂作為回流 ， 其余的部分經(jīng)冷凝器后被作為塔頂產(chǎn)品 。 通常將原料液進入的那一層塔板稱為加料板。加料板以上塔段稱為精餾段；加料板以下的塔段（包括加料板）稱為提餾段。 四 、 回流比 （ reflux ratio) ? 前已指出 ， 提供回流是精餾的必要條件 。 塔頂生成的蒸汽 V中 ， 經(jīng)冷凝后一部分作為回流 L，流回精餾塔 。 一部分作為最終產(chǎn)品 D引出 ， 此兩部分的數(shù)量之比 ， 稱為回流比 ， 用 R表示 。 ? R=L/D。 V=L+D。 V=(R+1)D 167。 1雙組分連續(xù)精餾計算 雙組分連續(xù)精餾的工藝計算主要內(nèi)容包括 （ 1） 、 確定產(chǎn)品的流量和組成 。 （ 2） 、 確定塔的類型 ， 求算達到分離任務(wù)要求的理論板層數(shù) ， 或填料層高度 。 （ 3） 、 確定塔高和塔徑 ， 流體阻力 。 （ 4） 、 計算冷凝器和再沸器熱負荷 ， 并確定熱交換器的類型和尺寸 。 我們主要討論前兩個方面的內(nèi)容 一、計算的前提（一定的假定） 根據(jù)精餾操作的特點 ， 處理物料往往沸點接近 、 性質(zhì) 相似 ， 為了簡化計算 ， 抓住主要問題 ， 在精餾的工藝 計算中 ， 一般都要如下假設(shè)： 恒摩爾流假定： 1） 精餾塔中精餾段內(nèi) ， 每層板的上升蒸汽摩爾流量都是相等的 。 提餾段每層板上升的蒸汽摩爾流量相等 。 但兩者卻不一定相等 。 V1=V2= = V3=V V1′=V2′= = Vn′= V′ 一般 V≠V′ V 精餾段中上升蒸汽摩爾流量， kmol/h V′提餾段中上升蒸汽摩爾流量， kmol/h 2）精餾塔中，精餾段內(nèi)，每層板下降的液體摩爾流量都相等，提餾段每層板下降的液體摩爾流量都相等，即： L1=L2=L3 L1′=L2′=L3′= 一般 L≠L′ L 精餾段中下降的液體摩爾流量， kmol/h L′提餾段中下降的液體摩爾流量， kmol/h ? 為了保證塔中汽 、 液兩相為恒摩爾流 ， 要滿足的條件是： A、 各組分的摩爾汽化熱相等 。 汽液兩相顯熱交換可 忽略 。 B、 設(shè)備保溫良好 ， 沒有熱損失 。 C、 回流液的組成與產(chǎn)品相同 ， 溫度為溶液的泡點 。 二、物料衡算和操作線方程 全塔物料衡算 ? 通過對全塔物料衡算的分析 ， 可以求出產(chǎn)品的流量 ， 組成和 進料流量 、 組成之間的關(guān)系 。 總物料 F=D+W （ 115） 易揮發(fā)份 FxF=DxD+WxW （ 116） F， D， W的單位為 kmol/h； xF， xD， xW 為摩爾分率； 收率：塔頂易揮發(fā)組分的收率 = 塔釜難揮發(fā)組分的收率 = %100?FDFxDx（ 117） %100)1( )1( ???FWxFxW（ 118） D,xD F,xF W,xW 精餾段的操作線方程 ? 在連續(xù)精餾塔中，因原料不斷進入塔內(nèi)。故精餾段和提餾段的物料量關(guān)系（即操作關(guān)系）是不相同的，我們分別進行討論。 ? 對精餾段作物料衡算， 以單位時間為基準： 總物料 V=L+D (a) 易揮發(fā)分 Vyn+1= Lxn + DxD (b) 將 a代入 b， 整理得 Dnn xDL DxDL Ly ????? 1F,xF V,y1 L,xD x1 x2 y2 yn xn yn+1 1 2 n D,xD DnnxVDxVLy ??? 1n+1 等式右邊分子分母同除 D ? R=L/D 代入上式得 或 ? 上式稱為精餾段的操作線方程，它表示了精餾段中在操作時任意相鄰兩層板間上升的氣相和下流的液相組成之間的關(guān)系，它是物料衡算式。 Dnn xDLxDLDLy1/11//1 ????? Dnn xRxRRy1111 ?????（ 119） DxRxRR111 ????（ 119a） 注意與汽相平衡方程（關(guān)系）的區(qū)別。平衡方程指任一板上上升的汽相與下流的液相組成的關(guān)系， 一般穩(wěn)定操作時 ， L、 D、 xD為定值 ， R為定值 。 ? 特征：精餾操作線方程在 xy相圖中為一直線，斜線為 R/(R+1)，交于 y軸截距為 xD/(R+1),與對角線y=x交于 x=xD處。 xW xF xD y1 xD/R+1 提餾段的操作線方程 對精餾段作物料衡算 總物料 ： L′=V′+W (a) 易揮發(fā)組分 ： L′xm′=V′ym+1 ′ +Wxw (b) 將 a代入 b式 wmm xWLWxWLLy?????????? 1(120) wmm xVWxVLy39。39。1 ??????W L’ V’ 上式稱為提餾段的操作線方程。表示提餾段中任意兩層相鄰塔板間上升的汽相和下流的液相組成關(guān)系。 ? 在穩(wěn)定操作時，根據(jù)恒摩爾流的假定， L′、 W（ xw）都是定值。故上述方程在 xy相圖上也是一條直線，并與對角線交于 x=xw點。 ? 應(yīng)注意，提餾段的液體流量不如精餾段的回流液量那樣容易求得，因為與 L有關(guān)外，還與進料量及進料狀況的影響。 xW xF xD － WxW / V ′ － WxW /（ L′－ W） 三、加料狀況及對精餾的影響 ? 進料狀態(tài)不同 ， 對精餾過程有何影響 ？ 進料狀態(tài)主要是指料液的量和熱狀態(tài) ， 進料狀態(tài)不同 ， 實際上是影響到精餾段 、 提餾段的汽 、 液流量 ， 同時影響塔內(nèi)的溫度分布 ， 從而影響塔的操作 。 ? 在實際生產(chǎn)中 ， 加入精餾塔的原料可能有以下五種情況： （ 1） 、 過冷液體 （ 低于泡點 ） ； （ 2） 、 飽和液體 （ 泡點進料 ） ； （ 3） 、 汽 、 液混合物 （ 介于泡點和露點之間 ） ； （ 4） 、 飽和蒸汽 （ 露點溫度 ） ； （ 5） 、 過熱蒸汽 （ 溫度高于露點 ） 。 下圖可定性地描述不同的進料狀況下，由進料板上升的蒸汽與由此板下降的液體間的摩爾流量關(guān)系。 L′ V′ V L F F L′ V L V′ L′ V′ V L F V L′ V′ L′ V′ V L L b a c d e a b c d e F F 從上分析可知，精餾塔中兩段的汽、液摩爾流量之間的關(guān)系與進料的熱狀況有關(guān)。通過對進料板進行物料衡算和熱量衡算，可找到它們之間量的關(guān)系 。 物料衡算： F+L+V′=L′+V 熱量衡算 : F IF + V′IV′ + L IL = V IV + L′IL′ IF –原料液的焓， kJ/kmol IV ， IV′–分別為進料板上下處飽和蒸汽的焓 kJ/kmol IL， IL′ –分別為進料板上下處飽和液體的焓 kJ/kmol ? 由于塔中液體和蒸汽都呈飽和狀態(tài)，且進料板上、下處溫度及汽相組成各自都比較相近 。 V,IV L,IL L’ ,IL’ V’ ,IV’ F,IF 故： IV ≈ IV′， IL≈ IL, 代入熱量衡算式有 F IF + V′ IV + L IL = V IV + L′ IL 整理得 （ V－ V′） IV = F IF －（ L′－ L） IL 將物料衡算式代入上式，得 [F－（ L′－ L） ] IV = F IF －（ L′－ L） IL 或 令 FLLIIILVFV ?????熱原料液的千摩爾汽化潛的熱量進料變?yōu)轱柡驼羝鑼?molIIIIqLVFV 1????(121) q稱為進料熱狀態(tài)參數(shù)。對各種進料狀態(tài)都可用 121式計算其 q值 ? 精餾段和提餾段的汽、液兩相流量有下列關(guān)系： L′ = L + qF (122) V = V′－（ q－ 1） F (123) ? 121式從另一方面說明了 q的意義，即以1kmol/h進料為基準，提餾段的液相流量比精餾段中液體流量增大的 kmol/h數(shù)。對于飽和液體、汽液混合物及飽和蒸汽三種進料而言， q值等于進料中的液相分率。 ? 將 122式代入前面得的提餾段操作線方程， 有 wmm xWqFLWxWqFLqFLy?????????? 1(124) 對一定的操作條件而言，上式中的 L、 F、 W、 xW及q為已知值或易于求算的值，與 121比較，物理意義相同，在 x—y相圖上為同一直線，其斜率為 （ L+qF） /（ L+qFW）， 截距為－（ WxW） /（ L+qFW）。 四、理論塔板數(shù)的求法 ? 理論塔板數(shù)是指全精餾塔中達到分離要求所需要的理論板層數(shù) 。 常用的計算方法有兩種 ， 逐板計算法和圖解計算法 。 求算理論板時 ， 必須要知道塔中濃度分布 。 理論上講塔中濃度分布是連續(xù)的 ，應(yīng)包括離開塔的汽 、 液相組成 、 塔板間的汽液相組成 。 因此 ， 必須用到氣液相平衡方程和操作線方程 。 理論塔板數(shù)的求法 理論塔板 （ theoretical plate） 數(shù) 是指達到一定分離要求的精餾塔中所需要的理論板層數(shù)。 常用的計算方法有兩種： 逐板計算法 和 圖解計算法 。 逐板計算法： xxy)1(1 ?????或 yyx)1( ?? ??（ 2）、操作線方程（板間） 。 DnnxRxR Ry 1111 ?????精餾段的操作線方程 ： 提餾段的操作線方程： Wmm xVWxVLy39。39。39。39。39。1 ???（ 1）、氣液相平衡方程（板上）； wmm xWqFLWxWqFLqFLy?????????? 1 Dnn xVDxVLy ??? 1 如圖： F,xF V,y1 L,xD y1 x2 y2 y3 xn yn+1 1 2 3 D,xD x1 x3 若塔頂采用全凝器 ， 從塔頂最上層板 （ 第一層 ）上升的蒸氣進入冷凝器后被全部冷凝 。 因此塔頂餾出液組成及回流液組成均與第一層板的上升蒸氣組成相同 。 即 y1=xD（已知，工藝條件規(guī)定） yn 由于離開每層理論板的氣液兩相是互成平衡的。故可用 氣液平衡方程由 y1求得 x1 11)1(1 yyx??? ?? x1與下一層（第 2層）板的上升蒸氣組成 y2符合精餾段操作線方程。故從 精餾段操作線方程由 x1求得 y2， 即： DxRxRRy111 12 ????x1 1 2 3 y1 y2 y3 x2 x3 同理 y2與 x2互成平衡，又可由平衡方程由 y2求得 x2。 ? 以及再由 x2根據(jù)精餾段操作線方程求得 y3，如此重復(fù)計算，直到計算至 xn≤xF（已知，工藝條件規(guī)定，泡點進料情況； xn≤xq ,非泡點進料）。 ? 第 n層理論板為 加料板 。 ? 在計算過程中，每使用一次平衡方程，表示需要一層理論塔板。 ? 因此， 精餾段 (rectification section)所需理論塔板數(shù)為 (n1)。 進料板以下，為精餾塔的提餾段，在計算時改用提餾段操作線方程 ， 連續(xù)用與上述相同的方法求算提餾段的理論塔板層數(shù)。 利用提餾段操作線方程由 x1′求 y2′,再利用平衡方程由 y2′求x2′。直到計算至 xm′≤xw （已知，工藝條件規(guī)定） 為止。 因為 xn≤xF (已知 ), 故，可利用 提餾段操作線方程由xn求 y1′,再利用 平衡方程由 y1′求 x1′。 n 1 2 F,xF y1’ y2’ x