N t 理论板数 Ne 实际板数
E可看作各板的平均效率 其值恒小于1
★ 实际塔板数
Nt
Ne E
塔釜再沸器既是理论板又是实际板
★ 塔内实际浓度变化示 意
xD R1
xW
xF
xD
10-14理论板数的捷算法
★ 芬斯克方程
全回流时
VL
Vyn1
L
xn
yn1
xn
yA
/
yB n1
xA
/
x
B
n
yA
yB
y
1
x
1x
or
y Kx K f t
y 1 f x xF
f
f
作过点 (xF
xF)
斜率
1 f
f
的直线
直线与平衡线交点即 (xw,yD)
• 已知闪蒸温度 t 试差计算 xW、yD、V(L)
10-7 精馏 (Distillation) 1、多次部分汽化与多次部分冷凝
(Maltip-paartly Vaporing or Condensing)
pi xi
相对挥发度(挥发性能的比较)
i j
vi vj
★ 计算
Vi
pi xi
vA vB
pA
xA pB
xB
理想溶液 v A vB
p
A
p
B
i j
vi vj
AB
p
o A
pBo
pA xA
pB xB
yA xA
yB xB
yA yB
xA xB
★ 平衡关系
yA
AB xA 1 ( AB 1 )xA
Y=
R-Rmin R+1
10-15 精馏塔塔径
塔径 d 4VS
u
式中 Vs 为上升蒸汽量m3/s
VS vM m / V
Mm 汽相平均分子量 ρV 汽相密度
u 蒸汽线速度 m/s
有关精馏的其他问题
★侧线产品和多股进料 ★精馏的特殊操作 ★精馏装置的热量衡算 ★恒沸蒸馏和萃取蒸馏 ★多组分蒸馏
★ 侧线产品
t
x
z
y
问题
热 量 配 置 产 品 量 其 他
2.工业实现
• 回流 • 塔板的作用 • 精馏塔的分离过程
液 气
筛 板
气 液
D xD
F xF W xW
F 进料 D 塔顶流率 W 塔底流率 xD 塔顶浓度 xW塔底浓度 xF 进料浓度
返回
第三节 二元连续精馏的分析和计算
★ 计算问题概述 目的 精馏塔设计 塔高
后 物料衡算 wx
(
w
dw
)(
x
dx
)
ydw
浓 度 变 化 dx
略去dwdx dw
dx
对12 态变化积分 1
w w1
x x 1
w yx
2 w w2 x x2
ln w1 x2 dx
w2
x1 y x
w — 釜液量 kmol x(y) — 液(气)摩尔分率
• 理想溶液
y
x
1 ( 1)x
B C yn yn1
★ 适宜的进料位置
最佳进料位置对 应最少理论板数
n-1
A
yn xn-1
A
n
yn+1
B
xn
B
yyn+n1
B A
C
xn xn-1
★ 塔板上气液流及其浓度关系
操作线关系 V(V’)
气相增浓
液相增浓
远离平衡 混合接触
L(L’)
平衡线关系
★ 全凝器与分凝器 全凝器
分凝器
分凝器对应一块理论塔板
xm
WxW L qF W
RD qF
R 1D 1
qF
xm
F DxW R 1D 1
qF
★ q 线(两段操作线交点)方程
yq
R R1
xq
xD R1
yq
L qF L qF W
xq
WxW L qF W
③
Rx qx
y F
D
q
④
Rq
⑤
x
q
R
1 x F
q
第十章 蒸馏(Distillation)
蒸馏简介 第一节 二元物系的汽液相平衡 第二节 蒸馏方式 第三节 二元连续精馏的分析和计算
蒸馏简介
10-1 概述 (Introduction)
目的：分离均相液体混合物
依据：组分挥发度的差异
方法：汽化—冷凝（传质设备）
分类：
蒸馏 组分 方式 压强 加料方式 双多 简平精特常加减 间连
10-12 回流比的影响与选择
R L D
设 备 投 资 费一 次 性 影响 操作费经常性
★ 回流比的影响
R 偏大
R↑ L↑ V’↑ L/V↑ V’/L’↑ 操作线靠向对角线 N↓ 操作费↑ 设备费↓
R = ∞ N = Nmin 塔无进料及产品 称为全回流 三线合一
(全回流对应最少理论板数)
R 偏小 R↓ L↓ V’↓ L/V↓ V’/L’↓ 操作线靠向平衡线 N↑ 操作费↓ 设备费↑ R=Rmin N=∞ 最小回流比 四线共点
(最小回流比对应理论板数无穷多)
适宜回流比
N
R=(1.2~2) Rmin
$
总费用
操作费
设备费
Nmin Rmin
R
Rmin Ro
R
★ 最小回流比的确定
Rmin x D ye
Rmin 1 x D xe
ye
Rmin
xD ye ye xe
xD
ye 1x1e xe
Rmin 1
xW
xe xF
塔径
方法 精馏计算 设计型
操作性
基础 对精馏过程的数学描述
• 模型塔 • 常用术语
进料 塔顶产品 塔底产品 回流 轻组分 重组分 塔板 进料板 精馏段 提馏段 塔顶冷凝器 塔釜再沸器
F xF
W xW
D xd
F 进料 D 塔顶流率 xD 塔顶浓度 W 塔底流率 xW塔底浓度 xF 进料浓度 V L 精馏段
1x D
Rq
yq
q q1
xq
xF q1
②①
xF
10-11理论塔板数的求取
·目的 确定塔高
·依据
蒸馏塔气液流 及其浓度关系
F xF
·方 法 逐板计算法 阶梯图解法
D xD W xW
★ 逐板计算法
n0
y xD
x
y
1 y
nn1
x xq
y R x xD
n
R1 R1
y
N n1
Nt NM
m 0 x xW
精馏段 操作线
xD R1
xW
xF
xD
10-10 进料与塔内两段汽液流的关系
物料衡算
F L V' L'V
hhH H
热量
FH F Lh V' H' Lh'VH
L'
V' V
Lh
L' L F
FH F V'V
H
Lh
VH
L' Lh FH F L'LH h
L' L F H FH HF
条件 组分的摩尔汽化热接近 热效应可忽略
10-8 全塔物料衡算
x x
DF F W
F
F DW xF D xD W
xW
x x
D
W
W
F
x D
x D
x F
x W
F xF
D xd
定 义 回 收率
轻
Dx D Fx F
通常
重
W 1 F 1
xW xF
W xW
需处理物料量 F 物料浓度 xF 分离要求 xD xw 确定
log
即
N min
log
1
x
D
x
D
1 xW xW
log
进料板上
N min
log
1
x
D
x
D
1 xF xF
log
★ 吉利兰关联图
1.0 0.8 0.6 0.4
0.2
X= N-Nmin N+1
0.1 0.08 0.06
0.04
0.02
0.02 0.04 0.06 0.1
0.2 0.4 0.6 0.81.0
P 系统总压
pA
p
o A
x
A
pB pBo x B
p
o B
(
1
xA
沸腾汽化
)
pA pB P
xA
P pBo
p
o A
pBo
xA
P fB(t ) fA(t ) fB(t )
f(t)
p
o A
x
A
pBo
(1
xA
)
P
yA
pA P
p
o A
P
xA
log
p
o A
A
B C
t
2、 温度组成 (t-x-y) 平衡组成 (x-y) 图 ★ 温度组成 (t-x-y) 图
ln w1 w2
1
1
ln
x1(1 x2(1
x2 x1
)
)
1 ln 1
x2 x1
采用组分摩尔
数A和B替代x
x1
A1
w1
x2 A2 w2