双组份连续精馏

1、双组分连续精馏一、理论板的概念及恒摩尔流的假设（一）理论板在该板上，气液两相充分混合，接触时间无限长，则离开该板的气液两相达到相平衡状态，即 y *=f（x） 。一块理论板又称一个理论级或平衡级。但实际上，由于气液两相在同一块实际板上接触时间和接触面积所限，气液间难以达到相平衡。说明理论板是一种理想板，引出它的概念是作为衡量实际板分离效率的标准。(二) 恒摩尔流的假设1恒摩尔气流式中 精馏段中上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h -1；提馏段中上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h -1。说明：（）随着板位置的不同，虽然各板上气液组成各不同，但气相总摩尔流率不发生变化，即有多少轻组分进入气相，就相应的有多少重组分进入液相，所以总流率不变。（）精、提馏段上升蒸汽量不一定相等，即可能 。 恒摩尔液流（同理）且恒摩尔流假设成立的前提条件：（1）各组分的摩尔汽化潜热相等。（2）气液间温度不同而交换的显热可忽略，因为汽化潜热显热。（3）设备保温良好，热损失可忽略。二、物料衡算和操作线方程（一）全塔物料衡算（如图所示） 。 图精馏塔的物料衡算总物料衡算： （）轻组分物料衡算：（a）式中 原料液的流量，kmo

2、l.h -1；塔顶产品（馏出液）流量，kmol.h -1；塔底产品（釜残液）流量，kmol.h -1；原料液中易挥发组分摩尔分率；馏出液中易挥发组分摩尔分率；釜残液中易挥发组分摩尔分率。说明：几个概念（1）塔顶的回收率 （）（2）塔底的回收率 （a）（3）塔顶采出率 （b）（4）塔底采出率 （c）讨论：（）当产品质量 规定后，采出率 和 随之确定，不能自由选择。（）当规定了和 时，则 和也随之确定，不能自由选择，反之亦然。（3）在规定了分离要求后，应使 或 。如果取得过大，即使精馏塔有足够的分离能力，塔顶仍得不到高纯度的产品，其原因可由 推出，当 一定时，增大会使 下降。（二）精馏段操作线方程图精馏段操作线方程的推导如图所示，对虚线范围内作物料衡算，有（）（a）式（a）整理得到：（b）式中 精馏段中第 n 层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； 精馏段中第 n层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。这里提出一个重要概念：回流比 。将式（b）整理并引入的概念，可整理成：（）式（）称为精馏段操作线方程，它描述了精馏段内相邻两块板间的气液相组成间的关系。由于恒摩尔流假设，即为常数，且稳态操作时，

3、为常数，则也为常数，即式（）表示一条直线。讨论：（1）在， ， 和 均已确定的条件下，和也必确定。此时若增大，即和也必然同时增大。（2）增大的措施：调节塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷，增大两者热负荷后可使和量变大，但同时能耗增加。（3）增大时，既增加了精馏段的液气比，也增加了提馏段的液气比，对提高两组分的分离程度都起作用。（三）提馏段操作线方程同理取提馏段内任一块板与塔釜间作物料衡算，有：（）（a）（）式（7-20）为提馏段操作线方程，稳态操作时， 均为定值，则相邻两块板间气液相组成间呈直线关系。三、进料板的物料衡算和热量衡算进料板是精、提馏段的联系，由于有物料自塔外引入，所以其物料、热量关系与普通板不同，必须加以单独讨论。（一）进料热状况参数 q 图进料板上的物料衡算和热量衡算如图所示，取进料板作物料和热量衡算：物料衡算式： （）热量衡算式： （）令：改写式（）： （a）改写式（）： （a）将（a）代入式（a）中整理得：则（1）进料热状况参数（）它的含义为kmol 进料变成饱和蒸汽所需热量/进料液的千摩尔汽化潜热（2）又令进料中的液体分率（简称液化率）（）说明：1）该参数指液化率时，

4、适宜描述饱和液、气液混合物和饱和气三种进料情况。2）实际计算进料热状况参数时，式中 进料液的泡点温度，；t 进料液的实际温度，；泡点下混合液的平均汽化潜热，k.kmol -1；定性温度下混合液的平均定压比热，k.（kg） -1。定性温度取 ，则： （二）q 线方程由于进料板是精、提馏段的交点，所以它的物料衡算应同时满足精、提馏段两个方程，联立得到 q 线方程：（）它描述了精、提馏段交点轨迹方程。稳态操作时，q, 均为定值，q 线方程为直线。五种（三）进料热状况的影响表7-1 五种进料状况的特点对照表进料热状况 进料焓 值 气液相流率变化 q 线斜率 q 线位置过冷液体 q1 + 第一象限饱和液体 =1 垂直 x 轴气液混合物 0 。最小回流比的求取有两种方法。1作图法（1）对于理想体系对应的正常的平衡曲线，如图7-20所示，可由图中读得挟紧点 d 点坐标（ ） 。因为所以（7-32）（2）对于非理想体系对应的特殊平衡线当操作线与平衡线相切，则切点 e 为挟紧点，此时 ，d 点是精、提馏段交点，但没落在平衡线上。则由图读得 d 点（ ）或点 e（ ）坐标值。有 说明：上式中 x 与 y

5、不平衡，但 x 与 相平衡。图不同平衡线形状的最小回流比解析法由得（）（）饱和液体进料（q）因此时 ，则：（）（）饱和蒸汽进料（q）因此时 ，即 ，则： （）（）气液混合进料：（0q1）（）（二）全回流及最少理论板数当回流比增大至无穷（即/中 ）时叫全回流操作。一般全回流操作是在试车时采用，一次投料后，塔顶、底无产品采出，即，。当 时， ，在 x-y 相图上，两条操作线均与对角线重合，此时传质推动力最大，对指定的分离要求下所需的理论板数最少（ ） 。全回流是回流的上限，生产能力为零，对正常的生产无意义。但开车阶段，先打全回流可尽快达到操作稳定；生产中，当精馏塔前后工序出现故障，也可临时改为全回流操作。实验研究中，多采用全回流操作测定单板效率，这样可排除进料波动等不稳定因素，便于不同结构塔型的比较。利用全回流还可以给出完成一定分离任务所需 的极限概念。综上所述，实际正常操作中： 。介绍 的两种求法：图解法因精、提馏两条操作线均与对角线重合，所以可由 x （或 x ）开始在平衡线与对角线之画梯级，跨过 x （或 x ）为止。解析法芬斯克（enske）公式设若 3，则取 为常数，理论依据：（

6、）操作线 （） 平衡线： （指理想系统） ，则芬克斯公式表达式：（）说明：（）式（7-37）中 值不包括再沸器。 （）进料板位置的估算精馏段理论板数/全塔理论板数 ，则：（a）式中 精馏段最少理论板数，可用来确定进料位置；。（三）适宜回流比的确定作总体经济衡算，以总费用最低来确定适宜回流比。操作费用随增大而直线上升。设备费用当稍大于 时，由 降至有限数目，但数目仍相当多，所以设备费用很高，继续增大，则值迅速下降，但再增大，因 增大，塔顶、底冷凝器和再沸器尺寸增大，所以设备费用又上升。一般采用经验值：（1.12）R .六、简捷法求理论板数对两极限情况， 和 ， 和 R 研究，介绍吉利兰关联图对R ， 和四个变量进行关联，如图所示。图吉利兰图曲线两端即代表两种极限情况：即最小回流时所需 ；而 时，则 ，利用吉利兰关联图求理论板数的步骤：（）利用解析法或图解法求 ，并选择。（）利用芬斯克公式计算 。（）计算出横坐标 后，查图得纵坐标数值后可计算出。（）为避免读图时引出过大误差，可将图中数据关联如下：（）式中 ； 。七、板效率及塔径的计算（一）板效率单板效率（又称默弗里板效率）以塔中任意板第

7、n 块板为例，如图所示。图板效率示意图（1）以气相表示（）式中 以气相表示的默弗里板效率；，即与 x 达相平衡的气相组成。（2）以液相表示式中 以气相表示的默弗里板效率；，即与 达相平衡的液相组成。单板效率表示气相或液相在实际板上的增浓程度与在理论板上的增浓程度之比。单板效率通常由实验测定，实验时若采用全回流方式，可简化测试，即只测液相组成即可。全回流时，两条操作线均与对角线重合，即（）全塔效率（又称总板效率）100% （）式中 理论板数；实际板数。全塔效率反映了全塔总体上平均效率。（二）理论板当量高度和填料高度精馏操作也可以在填料塔中进行，填料层也分为精馏和提馏两段，填料层高度常采用以下两种方法计算：传质单元数法（）式中 填料层高度，m；传质单元高度，m；传质单元数。等板高度法等板高度是指相当于一块理论板的分离作用的一段填料层高度，以表示。则填料层高度等板高度理论板数可取经验值，或用经验公式计算。（三）塔径的计算 （）式中 精馏塔内径，m；空塔气速，m.s -1；操作条件下气相体积流量，m 3.s-1。说明：由于进料状况及操作条件不同，精、提两段上升蒸汽量可能不同，若计算的相差很大，应取大者使塔径统一。八、连续精馏装置的热量衡算（一）冷凝器（指全凝器且饱和出液，如图4所示） 图4冷凝器热量衡算（）式中 全凝器热负荷，KJ.h -1；塔顶上升蒸气热焓值，KJ.Kmol -1；塔顶流出全凝器的饱和液的热焓值，KJ.Kmol -1。冷却介质消耗量： 式中 冷却剂的耗用量，kg.h -1；冷却介质的进、出口温度， ；冷却介质的比热，KJ.(Kg.) -1。常用的冷剂为冷却水，t 为当时当地自来水的温度，t 2可由设计者给定，通常要求t2 t1 左右。（二）再沸器（如图5所示）（）图再沸器热量衡算设： ，则：（a）则加热介质消耗量：式中 再沸器的热负荷，k.h -1；再沸器热损失，k.h -1；再沸器中上升蒸汽焓，k.kmol -1；釜残液焓，k.kmol -1；r加热蒸汽的汽化潜热，k.kmol -1 。

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