化工原理（下册） 教学课件 作者 钟理伍钦曾朝霞 主编 下册(1,2,3章)课件 第一章 精馏 第五次课.pptVIP

尚辅网 尚辅网 2 理论板图解法（M-T） 理论板的图解法或M-T法也是逐板计算法，不过此方法采用图解方法进行逐板计算。 图解步骤 在直角坐标中绘出体系相平衡曲线x～y，同时连对角线 通过D（xD,xD)、C(0, xD/(R+1)两点绘出精馏段操作线 通过b(xW,xW), 提馏操作线的截距-W/(L’-W)·xW绘提馏段操作线 因 y1=xD，故从塔顶D点（xD,xD)开始作水平线交平衡曲线于1点，求得呈平衡的液相组成x1 ，由1点作垂线相交精馏段操作线，求得第二板蒸气组成y2，同上，在平衡线与精馏段操作线之间作梯级。 当求得 xnxq时，应由精馏更换提馏的操作线，即在平衡线与提馏段操作线之间作梯级，当求得液相组成xm’xW 时结束。此时梯级数N（含再沸器）为所求的理论塔板数N，跨过两操作线交点的板为最佳进料板 NF。 图解理论板数示例 上述逐级计算过程亦可在x－y图上利用图解法进行计算 梯级的意义 图中任一梯级表示该块理论塔板的操作情况。例如图中的梯级三角形bnc的顶点b、n和c的坐标分别表示第n块理论塔板上方，该板和下方，这三对汽、液相的组成。 进料位置的选择 （1）进料位置的选择在图解法中跨过两操作交点的塔板就是适宜进料板或最佳进料板。 适宜进料位置应是进料组成及热状态与塔板上组成和热状态差别最小的板，才是最佳进料板。 无论存在温差、还是浓差的混合都是一种反混，均给精馏带来不利影响，即增加能耗。 进料位置对理论板数的影响 1.4.6 几种特殊情况的理论塔板数 1. 直接蒸气加热一般精馏是间接加热，主要是为避免对物料污染。如果物料含有水，精馏过程中允许水存在，可将加热蒸气直接通入塔釜内，直接加热。这样加热蒸气将热量、质量均带入塔内，同时参与塔的热量、质量的传递。该过程提高了传热效率，同时，又省一台再沸器。 适用于：待分离物系是由某种易挥发组分与水组成的混合物。 如图所示，由物料衡算可知精馏段物料衡算与常规塔完全一致，仅提馏段有所不同: 塔内仍为恒摩尔流： V’=V0 L’=W 提馏段操作线方程为： 端点为（xW，0） 有些塔并不是只从塔顶、塔底各取出一个产品，而是取出几种产品。如，有些进料中含有少量易挥发污染物，采用多出料口特别有效，此时塔顶取出污染物，而在精馏段某处抽出所希望的产品。 也可以在提馏段取侧线。两种情况的操作原理的分析方法相同。 侧线之下：操作方程要看取出侧线产品的 相态。 抽出量为P时，由图得 1.4.7 回流比的选择 1. 回流比R对设计的影响 R对理论板数的影响 2. 最小回流比Rmin 3. Rmin的求法 图解法 （xe,ye)由平衡线和进料方程求得。 解析法 R=Rmin时，操作线方程，平衡方程和q线方程交于一点e 联立求解三方程 4. 其他体系和操作的最小回流比 特殊体系，如图所示。通过精馏操作线的斜率或截距确定Rmin。 * * 尚辅网 尚辅网 给出q线，q线通过F(xF, xF)、G(0, xF/1-q)； 给出q线与精馏段操作线的交点Q(xq, yq)； 提馏段操作线通过b(xW, xW)、Q(xq, yq)。 q线方程（进料方程） 尚辅网 尚辅网 尚辅网 尚辅网 尚辅网 当第9板进料，即偏下进料如图 所示。为达到相同分离要求，需增加理论板。若偏上进料，则会导致相同的结果。偏离越远，对塔不利影响越大。 尚辅网 尚辅网 尚辅网 尚辅网 F xF V0 y0 尚辅网 尚辅网 2. 多侧线出料 尚辅网 V D P F B L 图中表示表示两股产品D、P从精馏段取出。 尚辅网 对于侧线以上：精馏段操作线方程不变 在精馏段侧线取产品时，各物理量之间的关系： 尚辅网 1、液相取出 Vp V Lp L P Lp = L – P , Vp =V 由右图作总物料衡算 抽出液量为P时，由上图对易挥发组分 作物料衡算 尚辅网 由上两式得： 尚辅网 Lp L Vp V P Lp = L , Vp = V + P 联立上两式，得 2、气相取出 尚辅网 R增大时，精馏段操作线斜率R/(R+1)增大，则操作线远离平衡线， 传质推动力增大，NT减少，可降低塔的高度 R的增加,塔内气、液两相流量增加，从而引起再沸器热负荷提高，使精馏过程能耗增加，塔径增加V=(R+1)D； V’=V-(1-q)F R＝∞，全回流　 尚辅网 尚辅网 　R减小，使操作线交点向平衡移动，推动力减小，NT增加，使塔增高。 当R继续减小，使两操作线交点落在平衡曲线上E点。NT=∞，Rmin。 　　　　 尚辅网 Rmin, (xe,ye) 尚辅网 无再沸器