化工原理（下册）（ 第三版） 教学课件 作者 张利锋闫志谦 编 第六章 蒸馏.pptVIP

尚辅网 尚辅网 尚辅网 三、理论板层数的求法 1．逐板计算法 F, xF D, xD W, xW yW m-1 1 2 n x1 x2 xn xm-1 y2 y1 ym-1 塔顶设全凝器，泡点回流。 xn~yn符合平衡关系； yn +1~ xn符合操作关系。 精馏段（饱和液体进料时）： 精馏段（n-1）块板，第n块为加料板。 尚辅网 提馏段： 提馏段（m-1）块板 2．图解法 x－y图解法求理论板层数的步骤如下： （1）在x－y坐标图上作出平衡曲线和对角线。 （2）在x－y坐标图上作出操作线。 ① 精馏段操作线的作法 精馏段操作线与对角线的交点，其坐标为x＝xD y＝xD 得点a。依xD／(Ｒ+1)值定出在y轴的截距，得点b。连接a、b两点的直线即为精馏段操作线。 尚辅网 ② 提馏段操作线的作法 由提馏段操作线与对角线的交点坐标为x＝xW、y＝xW，得点c。为了反映进料热状况的影响，另一点通常找提馏段操作线与精馏段操作线的交点d点。 联立两操作线方程式，可得出两操作线交点的轨迹方程。 ——q线方程或进料方程 　　将进料方程与对角线方程联立，解得x＝xＦ、y＝xＦ，得点e。再从e点作斜率为q／（q－1）的直线ef,，即为q线。 ef线与精馏段操作线ab相交于点d，连接c、d两点的直线，即得到提馏段操作线cd。 尚辅网 ③ 进料热状况对q线及操作线的影响 进料热状况 q值 q线的斜率 q线在x－y图上的位置 冷 液 体 饱 和 液 体 汽液混合物 饱 和 蒸 气 过 热 蒸 气 ＞1 1 0＜q＜1 0 ＜0 ＋ ∞ － ０ ＋ ef1（↗向上偏右） ef2（↑垂直向上） ef3（↖向上偏左） ef4（←水平线） ef5（↙向下偏左） 尚辅网 （3）图解方法 如图所示，自对角线上的点a开始，在精馏段操作线与平衡线之间作由水平线和铅垂线构成的直角梯级。 当梯级跨过两操作线交点d时，则改用在提馏段操作线与平衡线间绘梯级，直到梯级的垂线达到或超过点c（xW, xW）为止。其中过d点的梯级为进料板，最后一个梯级为再沸器。 （4）阶梯数目减1即为所需的塔板数（不包括再沸器）。 尚辅网 3．适宜进料位置的确定 尚辅网 四、实际塔板数的确定 全塔效率 ＥＴ＝ 式中 ＥＴ—全塔效率，％； ＮＴ—理论板数； ＮＰ—实际板数。 全塔效率，一般采用来自生产及中间实验的数据，或用经验式估算。 尚辅网 五、回流比的影响及其选择 1．全回流和最少理论板层数 全回流与最少理论板数 若塔顶上升蒸气经冷凝后，全部回流到塔内，这种操作方式称为全回流。 Ｒ＝∞ 操作线与对角线重合，所需的理论板数最少，以Ｎmin表示 尚辅网 2．最小回流比 当回流从全回流逐渐减小时，精馏段操作线的截距则随之逐渐增大，操作线的位置向平衡线靠近，为达到给定分离要求所需理论板数也逐渐增多，特别是当回流比减小到两段操作线交点逼近平衡线时，理论板层数的增加就更为明显。而当回流比减小到使两操作线的交点正落在平衡线上时，此时若在平衡线和操作线之间绘梯级就无法通过点d，而且需要无限多的梯级才能达到点d，这种情况下的回流比称为最小回流比，以Ｒmin表示。对于给定的分离要求，它是回流比的下限值。 尚辅网 最小回流比的计算 （1）正常的相平衡曲线 整理上式可得 Ｒmin＝ 式中 xq、yq—q线与平衡线的交点坐标，可由图中读出。 尚辅网 （2）有恒沸点的平衡曲线 当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切。 对于这种情况下的Ｒmin的求法是由点a(xD，xD)向平衡线作切线，再由切线的截距或斜率求之。如图所示的情况，即可依下式计算Ｒmin。 尚辅网 3．适宜回流比的选择 在通常情况下，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。适宜的回流比可取为最小回流比的1.1～2倍，即 Ｒ＝（1.1～2）Ｒnim 尚辅网 六、影响精馏操作的主要因素 1.保持精馏装置进出物料平衡是保证稳定操作的必要条件。 2.塔顶回流的影响。Ｒ增大，分离效果变好。 3.进料组成和进料热状况的影响。 对特定的精馏塔，若xＦ减小，则将使xＤ和xＷ均减小，欲保持xＤ不变，则应增大回流比。 尚辅网 第四节 板 式 塔 一、板式塔主要类型的结构与特点 　　 图6-33 板式塔结构类型 尚辅网 1．泡罩塔 图6-34 泡罩塔板 1－泡罩；2－升气管；3－堰板；4－溢流堰 图6-35 泡罩的结构 优点：是操作性能稳定，操作弹性