【正文】 ? 塔中實際的理論板數(shù)為 ? （ n1） +1+（ m1） =n+m1 計算過程可用下列示意圖表示 : ? y1 = xD （已知） x1 平衡關(guān)系 y2 x2 操作線關(guān)系 平衡關(guān)系 y3 操作線關(guān)系 xn ≤ xF（已知，泡點進(jìn)料） （ xn ≤ xq， 非泡點進(jìn)料） y1 ′ x1′ y2 ′ x2′ xm′ ≤ xW （已知，結(jié)束） 平衡關(guān)系 平衡關(guān)系 操作線關(guān)系 操作線關(guān)系 理論塔板數(shù)計算框圖 開始 讀入 xf， xd， xw， ?， R， W， F 平衡方程求 x1 打印 y（ I+1） 精餾操作線求 y（ I+1） 打印 x1 x1≤xf 是 否 打?。?I+1） 提餾操作線求 y’（ I+1） 打印 y’（ I+1） 平衡方程求 x’ 1 打印 x’ (I+1) x’ (I+1)≤xw 打?。?I+1） 結(jié)束 是 否 圖解法 : 逐板計算法 ， 如我們上面所述 ， 計算很復(fù)雜 。 如 y1與 x1相互平衡 ， 點 (y1 、 x1) 必在平衡線上 。 因此 ， 我們利用操作線和平衡線也可求出塔內(nèi)濃度分布和理論塔板數(shù) 。 xW xF xD xD/R+1 y x Dnn xRxRRy1111 ?????精餾段的操作線方程： B、 作提餾段操作線 wmm xWqFLWxWqFLqFLy?????????? 1xW xF xD xD/R+1 y x ?一般來講，先確定 x=xw點，再根據(jù)斜率或截距可作出提餾段操作線。如用斜率（ L+qF） /（ L+qF－ W）作圖，不僅麻煩，也不能在圖上反映出進(jìn)料熱狀態(tài)的影響。 精餾段： 提餾段 DxRxRRy111 ???? wxWqFL WxWqFL qFLy ????? ?? wxDWDqFDL DWxDWDqFDL DqFDLy /// //// // ????? ?? wxDWDqFR DWxDWDqFR DqFRy // /// / ????? ? 1)y(R Rx )1( y DD xxRxR ?????? wxDWDqFRDWDWDqFRDqFxDWDqFRRxy//////// ?????????? 令 A=R+qF/D－ W/D wD xADWADqFxAxRyy //)1( ??????wD xADWADqFxAxARy //)11( ???????wD xADWADqFxAxARDWDqFRy //)1//( ?????????DWxDqFxxDWDqFy wD //)1//( ??????? DWxFxx wFD /)( ??? DWxDWxDFxDqFxDDWDqFywwF ////)/( ??????DFxDqFxDFDqFy F //)//( ???? 整理得 ? 此式稱為 q線方程或進(jìn)料方程 ，它代表了兩操作線交點的軌跡方程。此方程與對角線相交于 x= xF ， y= xF。 xW xF xD y x （ 4）作圖求解理論板數(shù) xW xF xD 5 4 3 2 1 y x 從對角線上的 xD 開始，在 精餾段操作線 和 平衡線 之間作 水平線 和 垂直線 構(gòu)成的梯級，當(dāng)梯級跨過兩操作線的 交點 時，則改在 提餾段操作線 與 平衡線之間作梯級，直到梯級的垂直線達(dá)到或越過對角線上的 xW 為止。 如上圖，階梯總數(shù)為 5，第 3級跨過兩操作線的交點，即第 3級為加料板，故精餾段理論板層數(shù)為 2；因再沸器相當(dāng)于一層理論板，故提餾段理論塔板層數(shù)為 1。 xW xF xD 5 4 3 2 1 y x 理論塔板數(shù)的求法小結(jié) ? 逐板計算法 ? 從 y1=xD 開始，交替使用平衡方程和操作線方程，直到計算至 x≤xW 為止 。 逐板計算法是一種嚴(yán)格的理論塔板數(shù)計算方法，計算的結(jié)果比較精確。特別是多組分精餾過程，人工計算所需的工作量太大，有時無法完成。如果我們編程用計算機(jī)算，還是很快的。這也是我們工科大學(xué)生應(yīng)該掌握的技能。原料液于泡點溫度進(jìn)入塔內(nèi)，塔頂設(shè)有全凝器，液體在泡點下進(jìn)行回流，回流比取為最小回流比的 。試求：所需要的理論板數(shù)。 基準(zhǔn)： 100kmol進(jìn)料 /h 總物料衡算 100＝ D+W 易揮發(fā)組分衡算 100 ＝ + 解得： D=25mol/h, W=75kmol/h ??????? xxy WxVWxVLy 39。39。 ? 例：圖解法求理論板數(shù) 見 P26例 1－ 6 五、幾種特殊情況時理論板層數(shù)的求法 ? （一）直接蒸汽加熱 ? 混合液為水溶液， ? 水是難揮發(fā)組分。 11 ???? qxxqqy FDnn xRxRRy1111 ????? 對提餾段作物料衡算： ? 總物料 ? 易揮發(fā)組分 ? 恒摩爾流假設(shè)適用 ， ? 即 ? 則 ? ? 或 （ ? 上式為 直接蒸汽加熱時提餾段操作線方程。0 wmm WxyVyVx ?????? ? 139。W L’ V’ V0 wmmxVWxVLy 39。1 ?????? 提餾段操作線與對角線的交點不在（ ）上，而是與橫軸相交于 ? P28圖 1—25 ? ?wmw xxxx ????? ? ,0y 1mww xx , （二）多側(cè)線的塔 ? 在工業(yè)生產(chǎn)中，有時為了獲得不同規(guī)格的精餾產(chǎn)品，可根據(jù)所需的產(chǎn)品濃度在不同位置上開設(shè)側(cè)線出料口；有時為了分離不同濃度的原料液，在不同塔板位置上設(shè)置不同進(jìn)料口。若精餾塔總共有 i個側(cè)線，計算時應(yīng)將全塔分成（ i+1）段。 ? ? 例：有兩股進(jìn)料的情況 ? P30圖 P31圖 P30,31圖 六、回流比對精餾過程的影響與選擇 ? 回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一。從理論上講， R值越大，塔所需的理論塔板數(shù)越少，設(shè)備投資越低。減少回流比，操作費用降低 ,但塔的投資增大。 ? 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 。 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 。通常 F、W也均為零，即既不向塔內(nèi)進(jìn)料，亦不從塔內(nèi)取出產(chǎn)品。全回流時的回流比為： 因此，精餾段操作線的斜率 R/（ R+1） =1。 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(yuǎn)。以Nmin表示。也可以從芬斯克方程計算得到， P32。 ? N‘ min為精餾段理論塔板數(shù)。這種情況下實際得不到精餾產(chǎn)品，即生產(chǎn)能力為零。 mWWDDxxxxN?lg)]1)(1lg[(1min?????m為塔頂、塔底平均揮發(fā)度 （ 126） mFFDDxxxxN 39。lg)]1)(1lg[(1?????（ 127） ?’ m為塔頂、進(jìn)料平均揮發(fā)度 但是全回流得到理想的換熱、傳質(zhì)。 最小回流比 ? 當(dāng)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(dá)到相同分離任務(wù)所需的理論塔板數(shù)逐漸增加 。 ? 這是因為在交點前后各板之間 （ 進(jìn)料板上 、 下區(qū)域 ） 。 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 。以 RM表示。若回流比比 RM稍高一點，就可進(jìn)行實際操作。 ? 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。在回流比減少到與平衡線相切時，精餾同樣無法達(dá)到預(yù)期要求，這時的回流比也是最小回流比。見 P34圖 .。若在最小回流比下操作，則需要理論板為無窮多。適宜的回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)核算來解決，即操作費用和設(shè)備費用之和為最低。 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 。 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。 求出 (RRM)/(R+1)后 。 確定進(jìn)料板位置 。 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(dá)到平衡狀態(tài) ， 實際塔板數(shù)總是大于理論板數(shù) 。 因為實際上板上很難達(dá)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 。 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(guān)系做階梯，求出分離所需的實際塔板數(shù)。 ? 全塔效率反映了塔中各層塔板的平均效率。如已知全塔效率可用上式計算實際板層數(shù)。 ?? 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。 （ 二 ） 、 冷凝器 熱負(fù)荷： ? 熱負(fù)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(fù)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(fù)荷也可通過全塔的熱量衡算求得。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。由此可見，影響精餾操作的因素十分復(fù)雜，以下就其中主要因素予以分析。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。 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。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。 ? 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(fù)荷超過允許值，則應(yīng)減小原料液流量。 ３）．進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況的影響 ? 進(jìn)料狀況（ｘ F和ｑ）發(fā)生變化時，應(yīng)適當(dāng)改變進(jìn)料位置。 ? 如進(jìn)料狀況改變而進(jìn)料位置不變，必然引起餾出液和釜殘液組成的變化。 ? 以上對精餾過程的主要影響因素進(jìn)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(shè)計計算的方法基本相同，只是更復(fù)雜一些。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(yīng)及時予以調(diào)節(jié)控制。 ? 對于餾出液和釜殘液也有對應(yīng)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。 ? 因此當(dāng)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(shè)法調(diào)節(jié)就很難了。 ? 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。 溫度 頂 底 塔高 167。 ? 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