【正文】 數(shù)越少，設備投資越低。但回流比越大，則操作費用增大。減少回流比，操作費用降低 ,但塔的投資增大。所以，對于一定的分離任務（ F、 xF、 xw、 xP一定）而言，應選擇適當?shù)幕亓鞅龋?操作費用和設備費用最低 。 ? 回流比有兩個極限值 ， 上限為全回流時回流比 ， 下限為最小回流比 。 實際回流比為介于兩極限值的某適當值 。 全回流和最少理論板數(shù) ? 若塔頂上升蒸汽經(jīng)冷凝后，全部回流到塔內(nèi)，這種方式稱為 全回流 。此時，塔頂產(chǎn)品 D為 0。通常 F、W也均為零，即既不向塔內(nèi)進料，亦不從塔內(nèi)取出產(chǎn)品。全塔也就無精餾段和提餾段之區(qū)分，兩段的操作線合二為一。全回流時的回流比為： 因此，精餾段操作線的斜率 R/（ R+1） =1。在 y軸上的 截距 xp/( R+1)=0。 操作線與對角線重合。 ???? 0LDLRxW xF xD 提餾段操作線方程 L→∞ ， y = x ，提餾段操作線與對角線重合。 ? 顯然，此時操作線和平衡線的距離為最遠。因此，達到給定分離程度所需的理論板層數(shù)為最少。以Nmin表示。 Nmin可在 xy圖上的平衡線和對角線間直接圖解求得。也可以從芬斯克方程計算得到， P32。 wxWqFLWxWqFLqFLy??????? 由平衡線和操作線推出： ? Nmin為全塔最少理論塔板數(shù)。 ? N‘ min為精餾段理論塔板數(shù)。 ? 要注意一點，全回流是回流比的上限。這種情況下實際得不到精餾產(chǎn)品，即生產(chǎn)能力為零。故，在實際生產(chǎn)中是不采用的。 mWWDDxxxxN?lg)]1)(1lg[(1min?????m為塔頂、塔底平均揮發(fā)度 （ 126） mFFDDxxxxN 39。m in39。lg)]1)(1lg[(1?????（ 127） ?’ m為塔頂、進料平均揮發(fā)度 但是全回流得到理想的換熱、傳質(zhì)。因而，主要在實驗室中或開工時用來評價精餾設備的效率。 最小回流比 ? 當回流從全回流逐漸減小時 ， 精餾段操作線的截距隨之逐漸增大 ， 兩操作線的位置將向平衡線靠近 ， 達到相同分離任務所需的理論塔板數(shù)逐漸增加 。 當回流比減小到使兩操作線正好落在平衡線時 ， 所需的理論板層數(shù)便要無限多 （ 推動力為 0） 。 ? 這是因為在交點前后各板之間 （ 進料板上 、 下區(qū)域 ） 。汽液兩相組成基本不發(fā)生變化 ， 即無增濃作用 ， 故這一區(qū)域也稱為恒濃區(qū) ， 點 d稱為夾緊點 。 若在平衡線與操作線之間繪梯級 ， 就要無限多梯級才能到這交點 。 ? 這時的回流比稱為 最小回流比 。以 RM表示。 xW xF xD d 最小回流比是回流的下限，當回流比比 Rmin還低時，精餾操作就無法進行。若回流比比 RM稍高一點，就可進行實際操作。不過所需的塔板數(shù)很多。 ? 最小回流比可以從作圖法求得，對于正常的平衡曲線，由精餾段的操作線斜率可知。 XW XF Xq XD q qqqqDqDMMxxyxxyxRR)1(11?????????128 qqqDM xyyxR??? 某些不正常的平衡線， ? 如乙醇 —水的汽液平衡曲線具有下凹部分。在回流比減少到與平衡線相切時，精餾同樣無法達到預期要求，這時的回流比也是最小回流比。 RM可按相切時精餾段操作線的斜率或操作線在 y軸上的截距推算出來。見 P34圖 .。 解析法 ? 對于相對揮發(fā)度為常量的理想溶液 qqq xxy)1(1 ??? ?? qqqqqDMxxxxxxR???????)1(1)1(1???? 回流比的選擇 ? 對于一定的分離任務，若在全回流下操作，雖然所需理論板層數(shù)為最少，但是得不到產(chǎn)品。若在最小回流比下操作，則需要理論板為無窮多。因此實際回流比總是介于兩種極限情況之間。適宜的回流比應通過經(jīng)濟核算來解決，即操作費用和設備費用之和為最低。 R 費用 RM R R∞ 在精餾設計中， R是根據(jù)經(jīng)驗選取的，一般 R值為最小值的— 2倍 ， R=(－2)RM 七、簡捷法求理論塔板數(shù) ? 精餾塔是在全回流和最小回流比兩個極限之間進行操作的 。 最小回流比時 ，所需的理論板層數(shù)為無限多；全回流時 ， 所需的理論板層數(shù)為最少 。 對四個變量之間的關系進行了廣泛的研究 ， 得出了上述四個變量的關聯(lián)圖 ， 即為吉利蘭特圖 (P36)。 簡捷法求理論塔板數(shù)，包括下面三個步驟： 求全回流下的最小理論塔板數(shù)； 求 RM， 確定 R； 利用吉利蘭特圖求 N。 吉利蘭特圖關聯(lián)了 (NNM)/(N+1)與 (RRM)/(R+1)的關系 。 求出 (RRM)/(R+1)后 。 查圖 ， 可求出對應的 (NNM)/(N+1)， 求得 N。 確定進料板位置 。 例 P37 八、精餾塔、冷凝器和再沸器的工藝設計 （ 一 ） 、 精餾塔 內(nèi)容很多，主要問題：塔板數(shù)、塔徑。 板式塔 （ 1） 塔高 ? 塔高取決于 實際塔板數(shù)和板間距 ， 汽液兩相在實際板上接觸時 ， 一般都不能達到平衡狀態(tài) ， 實際塔板數(shù)總是大于理論板數(shù) 。 實際塔板數(shù)取決于：理論板數(shù)和板效率 。 因為實際上板上很難達到平衡 ， 實際塔板分離效果與理論板偏差的程度用 板的效率 來衡量 。 板效率常用的有兩種表示方式 ，單板效率和全塔板效率 。 A、單板效率：又稱 Murphree(默弗里 )效率， 它是以汽相（或液相）經(jīng)過一塊實際板時組成的變化值與理論板時組成的變化值之比來表示： ? 單板效率通常由實驗測定，若已知每快板的單板效率，可以用圖解法按圖所示的關系做階梯，求出分離所需的實際塔板數(shù)。 1*1?????nnnnMVyyyyEnnnnMLxxxxE*11????操作線 平衡線 B、全塔效率，又稱總板效率， 一般來說，塔中各層的單板效率是不同的，為了方便常用全塔效率表示。 ? 全塔效率反映了塔中各層塔板的平均效率。 它是理論板層數(shù)的一個校正系數(shù)（不是單板的平均效率），由于影響塔板效率的因素很多，目前還不能完全從理論上計算出全塔效率，一般選用經(jīng)驗數(shù)值或經(jīng)驗公式估算。如已知全塔效率可用上式計算實際板層數(shù)。 ? 塔高 H=(Np1)HT+Hn(頂 )+Hb（底） HT —— 板間距，根據(jù)經(jīng)驗選擇 %100??PTNNE （ 2）、塔徑 ? 精餾塔直徑，可由塔內(nèi)上升的蒸汽的體積流量及其通過塔橫截面的空塔線速度求得， ? A、精餾段的 Vs（ m3/h)計算 已知精餾段的蒸汽流量 V（ kmol/h） ? B、提餾段的 Vs計算 已知提餾段的蒸汽流量 V’ uDV S 24?? uVD s?4?VmS VMV?3600?VmS MVV?360039。 ?? 若兩段蒸汽的體積流量相差相大，可考慮不同的塔徑，如相差不大時，盡量用同一塔徑。 填料塔 H=Z+hm+hb； Z—— 填料層高度， m； Z=NTHETP； HETP —— 當量高度， 等板高度 ，相當于一塊理論板傳質(zhì)效果，由實驗測定或經(jīng)驗公式計算得。 （ 二 ） 、 冷凝器 熱負荷： ? 熱負荷即冷凝塔全部上升的蒸汽 ， 釋放出的熱量 (潛熱 ) ： 冷劑用量 傳熱面積 Qc=KSΔtm S=Qc/KΔtm （ 三 ） 、 再沸器 熱負荷 對再沸器作熱量衡算 ， 有 )( 12 ttcQWpccc??LLmLWVWB QILWIIV ??????V,IVD D,ILD L,ILD L’ ,ILm W,ILW V’ ,IVW Qc=VIVD(L+D)ILD=(R+1)D(IVDILD) 若近似 ILW=ILm 因 V′=L′－ W，則 加熱介質(zhì)耗量 ? 再沸器的熱負荷也可通過全塔的熱量衡算求得。 ? 例子見 P41 21 BBBhIIQW??rQ Bh ? LLmVWB QIIVQ ???? )( 九、精餾塔的操作和調(diào)節(jié) ? 精餾的塔操作的基本要求是在連續(xù)定態(tài)和最經(jīng)濟的條件下處理更多的原料液，達到預定的分離要求。即在允許范圍內(nèi)采用較小的回流比和較大的再沸器傳熱量。 ? 對特定的精餾塔和物系，保持精餾定態(tài)操作的條件是：①塔壓穩(wěn)定；②進、出塔系統(tǒng)的物料量平衡和穩(wěn)定；③進料組成和熱狀況穩(wěn)定；④回流比恒定；⑤再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定； ⑥ 塔系統(tǒng)與環(huán)境間散熱穩(wěn)定等。由此可見，影響精餾操作的因素十分復雜，以下就其中主要因素予以分析。 影響因素 １）．物料平衡的影響和制約 ? 保持精餾裝置的物料平衡是精餾塔定態(tài)操作的必要條件。根據(jù)全塔物料衡算可知，對于一定的原料液流量Ｆ，只要確定了分離程度ｘ D和ｘ ｗ ，餾出液流量Ｄ和釜殘液流量 Ｗ也就被確定了。 ? 因此Ｄ和Ｗ或采出率 D/F與 W/F只能根據(jù)ｘ D和ｘ ｗ確定，而不能任意增減，否則進、出塔的兩個組分的量不平衡，必然導致塔內(nèi)組成變化，操作波動，使操作不能達到預期的分離要求。 ２）．回流比的影響 ? 回流比是影響精餾塔分離效果的主要因素，生產(chǎn)中經(jīng)常用改變回流比來調(diào)節(jié)、控制產(chǎn)品的質(zhì)量。 ? 例如當回流比增大時，精餾段操作線斜率 L/V變大，該段內(nèi)傳質(zhì)推動力增加，因此在一定的精餾段理論板數(shù)下餾出液組成變大。同時回流比增大，提餾段操作線斜率 L‘/V變小，該段的傳質(zhì)推動力增加，因此在一定的提餾段理論板數(shù)下，釜殘液組成變小。反之，當回流比減小時，ｘ D減小而ｘ W增大，使分離效果變差。 ? 回流比增加，使塔內(nèi)上升蒸氣量及下降液體量均增加，若塔內(nèi)氣液負荷超過允許值，則應減小原料液流量?；亓鞅茸兓瘯r，再沸器和冷凝器的傳熱量也應相應發(fā)生變化。 ３）．進料組成和進料熱狀況的影響 ? 進料狀況（ｘ F和ｑ）發(fā)生變化時，應適當改變進料位置。 ? 一般精餾塔常設幾個進料位置，以適應生產(chǎn)中進料狀況的變化，保證在精餾塔的適宜位置下進料。 ? 如進料狀況改變而進料位置不變，必然引起餾出液和釜殘液組成的變化。對特定的精餾塔，若ｘ F減小，則將使ｘ D和ｘ W均減小，欲保持ｘ D不變，則應增大回流比。 ? 以上對精餾過程的主要影響因素進行了定性分析，若需要定量計算（或估算）時，則所用的計算方法與設計計算的方法基本相同，只是更復雜一些。 精餾塔的產(chǎn)品質(zhì)量控制和調(diào)節(jié) ? 精餾塔的產(chǎn)品質(zhì)量通常是指餾出液及釜殘液的組成達到規(guī)定值。生產(chǎn)中某一因素的干擾（如傳熱量、ｘ F等發(fā)生變動）將影響產(chǎn)品的質(zhì)量，因此應及時予以調(diào)節(jié)控制。 ? 在一定的壓強下，混合物的泡點和露點都取決于混合物的組成，因此可以用容易測量的溫度來預示塔內(nèi)組成的變化。 ? 對于餾出液和釜殘液也有對應的露點和泡點，通?？捎盟敎囟确从仇s出液組成，用塔底溫度反映釜殘液組成。 在純度分離時，在塔頂（或塔底）相當一段高度內(nèi)，溫度變化極小，典型的溫度分布如圖所示。 ? 因此當塔頂（或塔底）溫度發(fā)現(xiàn)有可覺察的變化時，產(chǎn)品的組成可能已明顯改變，再設法調(diào)節(jié)就很難了?？梢妼Ω呒兌确蛛x時，一般不能用測量塔 頂溫度來控制塔頂組成。 ? 在精餾段或提餾段的的某塔板上溫度變化最顯著，也就是說這些塔板的溫度對于外界因素的干擾反映最為靈敏，通常將它稱之為靈敏板。生產(chǎn)上常用測量和控制靈敏板的溫度來保證主品的質(zhì)量。 溫度 頂 底 塔高 167。 16 間歇精餾 （分批精餾） ? 間歇精餾的特點： ? （ 1）為非定態(tài)過程； ? （ 2）只有精餾段。 ? 基本操作方式： ? （ 1）餾出液組成恒定，回流比不斷增大； ? （ 2）回流比恒定，餾出液組成逐漸減小。 P16 一、 回流比恒定時的間歇精餾計算 ? 確定理論塔板層數(shù) ? 已知 XF ， XDm 或 Xwe , 選擇 R ，確定 NT ? 1）計算 Rmin ， 確定適宜 R ? 以操作