《化工原理》氣液平衡液體精餾.ppt

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7.1概述7.2雙組分溶液的氣液相平衡7.3精餾原理7.4雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算7.5板式塔,2,7.1概述化工生產(chǎn)過程中，常常需要將均相混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。對(duì)于均相物系必須要造成一個(gè)兩相物系，利用原物系中各組分間某種物性的差異，而使其中某個(gè)組分（或某些組分）從一相轉(zhuǎn)移到另一相，以達(dá)到分離的目的。物質(zhì)在相間的轉(zhuǎn)移過程稱為傳質(zhì)過程或分離過程。化工生產(chǎn)中常見的傳質(zhì)過程有蒸餾、吸收、干燥和萃取等單元操作，常見的蒸餾方式有簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾和精餾。當(dāng)分離程度要求不高或較易分離時(shí)，可采用簡(jiǎn)單蒸餾或平衡蒸餾；當(dāng)分離程度要求很高時(shí)，可采用精餾。精餾是蒸餾操作中應(yīng)用最廣泛的一種。,3,7.1.1精餾操作在化工中的應(yīng)用精餾是分離液體均相混合物典型的單元操作，在化工、煉油等工業(yè)生產(chǎn)中應(yīng)用很廣，例如石油精餾可得到汽油、煤油和柴油等；液態(tài)空氣精餾可得到純的液氧和液氮等。精餾分離的依據(jù)是液體混合物中各組分的揮發(fā)性不同。精餾操作通過氣、液兩相的直接接觸，使易揮發(fā)組分由液相向氣相傳遞，難揮發(fā)組分由氣相向液相傳遞，是氣、液兩相之間的傳質(zhì)過程。,4,7.1.2精餾的分類工業(yè)上精餾操作可按以下方法分類：（1）操作方式：可分為間歇精餾和連續(xù)精餾。（2）物系中組分的數(shù)目：可分為雙組分精餾和多組分精餾。（3）物系分離的難易：可分為精餾和特殊精餾。（4）操作壓強(qiáng)：可分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。,5,7.2雙組分溶液的氣液相平衡7.2.1雙組分溶液的氣液相平衡1．雙組分理想溶液的氣液相平衡關(guān)系氣液相平衡關(guān)系，是指溶液與其上方的蒸氣達(dá)到平衡時(shí)，系統(tǒng)的總壓、溫度及各組分在氣液兩相中組成間的關(guān)系。⑴理想溶液及拉烏爾定律實(shí)驗(yàn)表明，理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律。拉烏爾定律表示：當(dāng)氣液呈平衡時(shí)，溶液上方組分的蒸氣分壓與溶液中該組分的摩爾分率成正比。在一定壓強(qiáng)下，液體混合物開始沸騰產(chǎn)生第一個(gè)氣泡的溫度，稱為泡點(diǎn)溫度（簡(jiǎn)稱泡點(diǎn)）。嚴(yán)格而言，實(shí)際上理想溶液是不存在的，僅對(duì)于那些由性質(zhì)極相近、分子結(jié)構(gòu)相似的組分所組成的溶液，例如苯-甲苯、甲醇-乙醇、烴類同系物等可視為理想溶液。,6,⑵氣液平衡相圖①t-x-y圖該圖表示在一定總壓下，溫度與氣、液相組成之間的關(guān)系。在總壓為101.33kPa下，苯-甲苯混合液的t-x-y圖如圖7-1所示。,,圖7-1苯-甲苯混合液的t-x-y圖,7,②y-x圖在一定外壓下，以y為縱坐標(biāo)，以x為橫坐標(biāo)，建立氣-液相平衡圖，即y-x圖，圖中曲線代表氣液相平衡時(shí)的氣相組成y與液相組成x之間的關(guān)系。圖7-2為苯-甲苯混合液在外壓為101.33kPa下的y-x圖。如圖中曲線的D點(diǎn)表示組成為x1的液相與組成為y1的氣相互成平衡。該曲線又稱為平衡曲線。,,圖7-2苯-甲苯混合液的y-x圖,8,2．雙組分非理想溶液的氣液平衡關(guān)系非理想溶液可分為與理想溶液發(fā)生正偏差的溶液和負(fù)偏差的溶液。例如，乙醇-水物系是具有正偏差的非理想溶液；硝酸-水物系是具有負(fù)偏差的非理想溶液。它們的y-x圖分別如圖7-3和7-4所示。,,圖7-3乙醇-水溶液的y-x圖,圖7-4硝酸-水溶液的y-x圖,9,7.2.2相對(duì)揮發(fā)度1．揮發(fā)度揮發(fā)度可表示物質(zhì)揮發(fā)的難易程度。純物質(zhì)的揮發(fā)度可用該物質(zhì)在一定溫度下的飽和蒸氣壓來表示。同一溫度下，蒸氣壓愈大，表示揮發(fā)性愈大。對(duì)于混合液，因組分間的相互影響，使其中各組分的蒸氣壓要比純組分的蒸氣壓低，故混合液中組分的揮發(fā)度可用該組分在氣相中平衡分壓與其在液相中組成（摩爾分率）之比表示，2．相對(duì)揮發(fā)度相對(duì)揮發(fā)度，即為混合液中組分揮發(fā)度之比，用α表示。,10,7.3精餾原理7.3.1精餾原理精餾過程原理可用氣液平衡相圖說明，如圖7-5所示。,,圖7-5多次部分氣化和部分冷凝,11,若將組成為xF、溫度低于泡點(diǎn)的某混合液加熱到泡點(diǎn)以上，使其部分氣化，并將氣相和液相分開，則所得氣相組成為y1，液相組成為x1，且y1＞xF＞x1，此時(shí)氣液相量可用杠桿規(guī)則確定。若將組成為y1的氣相混合物進(jìn)行部分冷凝，則可得到組成為y2的氣相和組成為x2的液相；又若將組成為y2的氣相部分冷凝，則可得到組成為y3的氣相和組成為x3的液相，且y3＞y2＞y1，可見氣體混合物經(jīng)多次部分冷凝后，在氣相中可獲得高純度的易揮發(fā)組分。同時(shí)，若將組成為x1的液相經(jīng)加熱器加熱，使其部分氣化，則可得到組成為x2＇的液相和組成為y2＇（圖中未標(biāo)出）的氣相，再將組成為x2＇的液相進(jìn)行部分氣化，可得到組成為x3＇的液相和組成為y3＇（圖中未標(biāo)出）的氣相，且x3＇＜x2＇＜x1＇，可見液體混合物經(jīng)過多次部分氣化，在液相中可獲得高純度的難揮發(fā)組分。,12,7.3.2精餾裝置的流程典型的連續(xù)精餾流程如圖7-7所示。原料液經(jīng)預(yù)熱后，送入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海糠忠后w氣化，產(chǎn)生上升蒸氣，依次通過各層塔板。塔頂蒸氣進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液借助重力作用（也可用泵送）送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器（圖中末畫出）后被送出作為塔頂產(chǎn)品（餾出液）。,,1.精餾塔2.再沸器3.冷凝器4.回流液泵圖7-6連續(xù)精餾裝置流程,13,塔內(nèi)氣、液兩相每經(jīng)過一塊塔板，上升蒸汽中易揮發(fā)組分和下降液相中難揮發(fā)組分分別同時(shí)得到一次提濃，因此，經(jīng)過的塔板數(shù)越多，提濃程度越高。通過整個(gè)精餾過程，最終在塔頂?shù)玫礁呒兌鹊囊讚]發(fā)組分（塔頂餾出液），塔釜得到的基本上是難揮發(fā)組分。概括來說，每一塊塔板是一個(gè)混合分離器，進(jìn)入塔板的氣流和液流之間同時(shí)發(fā)生傳質(zhì)和傳熱過程，結(jié)果是兩相各自得到提濃。塔頂蒸汽冷凝器可分為全凝器和分凝器兩種。全凝器用得較多，所以通常稱其為冷凝器。,7.3.3塔板與回流的作用,14,7.4雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算精餾過程的計(jì)算可分為設(shè)計(jì)型和操作型兩類。本章重點(diǎn)討論板式塔的設(shè)計(jì)型計(jì)算。精餾過程設(shè)計(jì)型計(jì)算，通常已知原料液流量、組成及分離程度，需要計(jì)算和確定的內(nèi)容有：①選定操作壓強(qiáng)和進(jìn)料熱狀態(tài)等；②確定產(chǎn)品流量和組成；③確定精餾塔的理論板數(shù)和加料位置；④選擇精餾塔的類型，確定塔徑、塔高和塔板結(jié)構(gòu)尺寸，并進(jìn)行流體力學(xué)驗(yàn)算；⑤計(jì)算冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷，并確定兩者的類型和尺寸。,15,7.4.1理論板的概念及恒摩爾流的假定1．理論板的概念所謂理論板，是指氣液兩相在板上充分接觸混合，塔板上不存在溫度差、濃度差，離開該板時(shí)氣液兩相達(dá)到平衡狀態(tài)，即兩相溫度相等，組成互為平衡。2．恒摩爾流的假定⑴恒摩爾氣流恒摩爾氣流是指在精餾塔內(nèi)，在沒有中間加料（或出料）條件下，各層板上升蒸氣的摩爾流量相等，但兩段的上升蒸氣摩爾流量不一定相等。⑵恒摩爾液流恒摩爾液流是指在精餾塔內(nèi)，在沒有中間加料（或出料）條件下，各層板下降液體的摩爾流量相等，但兩段的下降液體摩爾流量不一定相等。,16,1．全塔的物料衡算對(duì)圖7-8所示的間接蒸汽加熱的連續(xù)精餾塔作全塔物料衡算，并以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，,圖7-7精餾塔的物料衡算,7.4.2物料衡算－操作線方程,17,則總物料F=D+W（7-12）易揮發(fā)組分FxF=DxD+WxW（7-12a）式中F－原料液流量（kmol/s）；D－塔頂產(chǎn)品（餾出液）流量（kmol/s）；W－塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┝髁浚╧mol/s）；xF－原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分率；xD－餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分率；xW－釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分率。,18,2．精餾段的物料衡算按圖7-8虛線范圍（包括精餾段第n+1層塔板以上塔段和冷凝器）作物料衡算，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，即總物料易揮發(fā)組分,,,（7-15a）,（7-15）,式中xn——精餾段中任意第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；yn+1——精餾段中任意第n+1層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率。,19,,,圖7-8精餾段操作線方程的推導(dǎo),20,將式7-15代入式7-15a，并整理得：若將上式等號(hào)右邊的兩項(xiàng)的分子和分母同時(shí)除以D，可得：令L/D=R，代入上式得：式中R稱為回流比，它是精餾操作的重要參數(shù)之一。其值一般由設(shè)計(jì)者選定。R值的確定將在后面討論。,,,,（7-16）,（7-17）,21,,圖7-10精餾塔的操作線,式7-16和式7-17稱為精餾段操作線方程。此二式表示在一定操作條件下，精餾段內(nèi)自任意第n層板下降的液相組成xn與其相鄰的下一層板（如第n+1層板）上升蒸氣氣相組成yn+1之間的關(guān)系。該式在x-y直角坐標(biāo)圖上為直線，其斜率為R/（R+1），截距為xD/（R+1），如圖7-10中直線ab。,22,,7-9提餾段操作線方程的推導(dǎo),3．提餾段的物料衡算按圖7-10虛線范圍（包括提餾段第m層板以下塔段及再沸器）作物料衡算，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，,23,即總物料（7-18）易揮發(fā)組（7-18a）式中——提餾段第m層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；——提餾段第m+1層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率。將式（7-18）代入式（7-18a），并整理可得：式（7-19）稱為提餾段操作線方程式。此式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第m層板下降液體組成與其相鄰的下一層板（第m+1層）上升蒸氣組成之間的關(guān)系。根據(jù)恒摩爾流的假定，L′為定值，且在穩(wěn)定操作時(shí)，W和xW也為定值，故式（7-19）在x-y圖上也是直線，如圖7-10直線cd。,（7-19）,,,,24,7.4.3進(jìn)料熱狀態(tài)對(duì)操作線的影響1．進(jìn)料熱狀態(tài)在生產(chǎn)中，加入精餾塔中的原料可能有以下五種熱狀態(tài)：（1）冷液體進(jìn)料，原料溫度為低于泡點(diǎn)的冷液體；（2）飽和液體進(jìn)料，原料溫度為泡點(diǎn)的飽和液體，又稱泡點(diǎn)進(jìn)料；（3）氣、液混合物進(jìn)料，原料溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間的氣、液混合物；（4）飽和蒸汽進(jìn)料，原料溫度為露點(diǎn)的飽和蒸汽，又稱露點(diǎn)進(jìn)料；（5）過熱蒸汽進(jìn)料，原料溫度為高于露點(diǎn)的過熱蒸汽。,25,2.進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)⑴進(jìn)料板的物料衡算與熱量衡算對(duì)圖7-11所示的進(jìn)料板分別作物料衡算及熱量衡算，即F+V′+L=V+L′FIF+V′IV′+LIL=VIV+L′IL′由于與進(jìn)料板相鄰的上下板的溫度及氣液相組成各自都很相近，故有：IV≈IV′IL≈IL′,（7-20）,（7-20a）,式中IF——原料液的焓（kJ/kmol）；IV，IV′——分別為進(jìn)料板上、下處飽和蒸氣的焓（kJ/kmol）；IL，IL′——分別為進(jìn)料板上、下處飽和液體的焓（kJ/kmol）。,26,圖7-11進(jìn)料板上的物料衡算和熱量衡算,27,將上述關(guān)系代入式（7-20a），聯(lián)解式（7-20）和（7-20a）可得（7-21）令（7-21a）q稱為進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)。對(duì)各種進(jìn)料熱狀態(tài)，可用式（7-21a）計(jì)算q值。根據(jù)式（7-21）和（7-20）可得：L′=L+qF（7-22）V′=V+(q-1)F（7-23）式（7-22）和（7-23）表示在精餾塔內(nèi)精餾段和提餾段的氣液相流量與進(jìn)料量及進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)之間的基本關(guān)系。,28,（2）各種進(jìn)料狀態(tài)下的q值①冷液體進(jìn)料因?yàn)樵弦簻囟鹊陀谄渑蔹c(diǎn)溫度，故IF＜IL，則由式（7-21a）知q＞1由圖7-12(a)可見，提餾段內(nèi)下降液體流量L′包括三部分：精餾段下降的液體流量L；原料液流量F；為將原料液加熱到板上泡點(diǎn)溫度必然會(huì)有部分自提餾段上升的蒸氣被冷凝下來，冷凝液量也成為L(zhǎng)′的一部分。故L′＞L+FV′＞V,29,②飽和液體進(jìn)料由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，故IF=IL，則由式（7-21a）知q=1由圖7-12(b)可見，由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，因此原料液全部進(jìn)入提餾段，作為提餾段的下降液體，而兩段的上升蒸氣流量則相等，即L′=L+FV′=V,30,③氣、液混合物進(jìn)料因進(jìn)料中已有一部分汽化，IL＜IF＜IV,則由式（7-21a）知0＜q＜1由圖7-12(c)可見，因進(jìn)料中液相部分成為L(zhǎng)′的一部分，而蒸氣部分則成為V的一部分，即L＜L′＜L+FV′＜V,31,④飽和蒸汽進(jìn)料因IF=IV，則由式（7-21a）知q=0由圖7-12(d)可見，整個(gè)進(jìn)料變?yōu)閂的一部分，兩段的液體流量則相等，即：L=L′V=V′+F,32,⑤過熱蒸氣進(jìn)料因IF＞IV，則由式（7-21a）知q＜0由圖7-12(e)可見，精餾段上升蒸氣流量V包括以下三部分：提餾段上升蒸氣流量V′；原料液流量F；為將進(jìn)料溫度降至板上泡點(diǎn)溫度，必然會(huì)有一部分來自精餾段的下降液體被汽化，汽化的蒸氣量也成為V的一部分。故L′＜LV＞V′+F,33,圖7-12進(jìn)料熱狀態(tài)對(duì)進(jìn)料板上、下各流量的影響,34,若將式（7-22）代入（7-19），則提餾段操作線方程可改寫為對(duì)一定的操作條件而言，式（7-24）中的L、F、W、xW及q為已知值或易于求得的值。,（7-24）,35,3.進(jìn)料方程（或q線方程）（1）提餾段操作線的做法由圖7-13可見，提餾段操作線的截距數(shù)值很小，因此提餾段操作線cd不易準(zhǔn)確作出，而且這種作圖方法不能直接反映出進(jìn)料熱狀態(tài)的影響。因此，通常是先找出提餾段操作線與精餾段操作線的交點(diǎn)d，再連接cd即可得到提餾段操作線。兩操作線的交點(diǎn)可由聯(lián)解兩操作線方程而得到。若略去式（7-15a）和（7-18a）中變量的上下標(biāo)，可得,36,上二式相減可得,（7-25）,,將上述三式代入式（7-25），并整理得,（7-26）,由式(7-22)，式(7-23)和式(7-12a)可知：,37,式（7-26）稱為進(jìn)料方程或q線方程，即為兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程。在連續(xù)穩(wěn)定操作中，當(dāng)進(jìn)料熱狀態(tài)一定時(shí)，進(jìn)料方程也是一直線方程，標(biāo)繪在x-y圖上的直線稱為q線。該線的斜率為q/(q-1)，截距為-xF/(q-1)。q線必與兩操作線相交于一點(diǎn)。若將式（7-26）與對(duì)角線方程y=x聯(lián)立，解得交點(diǎn)坐標(biāo)為x=xF，y=xF，如圖7-13中點(diǎn)e。再過e點(diǎn)作斜率為q/(q-1)的直線，如圖中直線ef，即為q線。q線與精餾段操作線ab相交于點(diǎn)d，該點(diǎn)即為兩操作線交點(diǎn)。連接點(diǎn)c（xW，xW）和點(diǎn)d，直線cd即為提餾段操作線。,,38,,圖7-13q線與操作線的做法,39,進(jìn)料熱狀態(tài)不同，q值及q線的斜率也就不同，故q線與精餾段操作線的交點(diǎn)因進(jìn)料熱狀態(tài)不同而變動(dòng)，從而提餾段操作線的位置也就隨之而變化。當(dāng)進(jìn)料組成、回流比及分離要求一定時(shí)，進(jìn)料熱狀態(tài)對(duì)q線及操作線的影響如圖7-14所示。不同的進(jìn)料熱狀態(tài)對(duì)q值及q線的影響列于表7-3中。,,圖7-14進(jìn)料熱狀態(tài)對(duì)q線的影響,（2）進(jìn)料熱狀態(tài)對(duì)q線及操作線的影響,40,7.4.4理論板數(shù)的求法當(dāng)氣、液兩相在實(shí)際板上接觸傳質(zhì)時(shí)，一般不能達(dá)到平衡狀態(tài)，因此實(shí)際板數(shù)總應(yīng)多于理論板數(shù)。對(duì)雙組分連續(xù)精餾，通常采用逐板計(jì)算法或圖解法確定精餾塔理論板數(shù)。在計(jì)算理論板數(shù)時(shí)一般需已知原料液組成、進(jìn)料熱狀態(tài)、操作回流比以及要求的分離程度，并利用以下基本關(guān)系：①氣液平衡關(guān)系，即平衡方程；②塔內(nèi)相鄰兩板氣、液相組成之間的關(guān)系，即操作線方程。,,41,1．逐板計(jì)算法參見圖7-15，若塔頂采用全凝器，從塔頂最上一層板（第1層）上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，因此塔頂餾出液組成及回流組成均與第1層的上升蒸氣組成相同，即y1=xD=已知值由于離開每層理論板的氣液相組成是互成平衡的，故可由y1利用氣液平衡方程求得x1即由于從下一層（第2層）板的上升蒸氣組成y2與x1符合精餾段操作關(guān)系，故利用精餾段操作線方程可由x1求得y2，即,,圖7-15逐板計(jì)算法示意圖,42,同理，y2與x2互成平衡，即可用平衡方程由y2求得x2以及再用精餾段操作線方程由x2求得y3，如此重復(fù)計(jì)算，直至計(jì)算到xn≤xF（僅指飽和液體進(jìn)料情況）時(shí)，說明第n層理論板是加料板，因此精餾段所需理論板層數(shù)為（n-1）。應(yīng)予注意，在計(jì)算過程中，每使用一次平衡關(guān)系，表示需要一層理論板。此后，可改用提餾段操作線方程，繼續(xù)用與上述相同的方法求提餾段的理論板層數(shù)。因=xn=已知值，故可用提餾段操作線方程求即：然后利用平衡方程由求，如此重復(fù)計(jì)算，直至計(jì)算到≤xW為止。因一般再沸器內(nèi)氣、液兩相視為平衡，再沸器相當(dāng)于一層理論板，故提餾段所需理論板層數(shù)為（m-1）。,,,43,2.圖解法參見圖7-16，圖解法求理論板的步驟如下：⑴在x-y圖上作平衡曲線和對(duì)角線。⑵依照前面介紹的方法作精餾段操作線ab，q線ef，提餾段操作線cd。⑶由塔頂即圖中點(diǎn)a（x=xD，y=xD）開始，在平衡線和精餾段操作線之間作直角梯級(jí)，當(dāng)梯級(jí)跨過兩操作線交點(diǎn)d時(shí)，則改用提餾段操作線與平衡線之間繪梯級(jí)，直至梯級(jí)的鉛垂線達(dá)到或超過c點(diǎn)（xW，xW）為止。圖中平衡線上每一個(gè)梯級(jí)的頂點(diǎn)表示一層理論板，其中過d點(diǎn)的梯級(jí)為加料板，最后一個(gè)梯級(jí)為再沸器。,圖7-16求理論板數(shù)的圖解法,44,在圖7-16中，梯級(jí)總數(shù)為7，第4級(jí)跨過點(diǎn)d，即第4級(jí)為加料板，故精餾段理論板層數(shù)為3。因再沸器相當(dāng)于一層理論板，故提餾段理論板層數(shù)為3。該過程共需6層理論板（不包括再沸器）。若塔頂采用分凝器，從塔頂出來的蒸汽先在分凝器中部分冷凝，冷凝液作為回流，未冷凝的蒸汽再用全凝器冷凝，冷凝液作為塔頂產(chǎn)品。因?yàn)殡x開分凝器的氣相與液相可視為互相平衡，故分凝器也相當(dāng)于一層理論板。此時(shí)精餾段的理論層數(shù)應(yīng)比相應(yīng)的梯級(jí)數(shù)少一層。,45,7.4.5回流比1．全回流和最少理論板數(shù)將精餾塔塔頂上升蒸氣經(jīng)全凝器冷凝后，全部回流至塔內(nèi)，這種回流方式稱為全回流。在全回流操作下，塔頂產(chǎn)品量D=0，通常進(jìn)料量F和塔底產(chǎn)品量W均為零，即既不向塔內(nèi)進(jìn)料，也不從塔內(nèi)取出產(chǎn)品。此時(shí)生產(chǎn)能力為零。因此對(duì)正常的生產(chǎn)無(wú)實(shí)際意義。但在精餾操作的開工階段或在實(shí)驗(yàn)研究中，多采用全回流操作，這樣便于過程的穩(wěn)定控制和比較。全回流時(shí)回流比為R＝L／D＝L／0＝∞因此，精餾段操作線的截距為精餾段操作線的斜率為,46,可見，在x-y圖上，精餾段操作線及提餾段操作線與對(duì)角線重合如圖7-17，全塔無(wú)精餾段和提餾段之分。,,圖7-17全回流時(shí)理論板數(shù),47,式中Nmin——全回流時(shí)最少理論板數(shù)（不包括再沸器）；——全塔平均相對(duì)揮發(fā)度，可近似取塔頂和塔底的幾何平均值；為簡(jiǎn)化計(jì)算也可取它們的算術(shù)平均值。,全回流時(shí)操作線方程可寫為yn+1=xn（7-27）全回流時(shí)操作線距平衡線為最遠(yuǎn)，表示塔內(nèi)氣、液兩相間傳質(zhì)推動(dòng)力最大，因此對(duì)于一定的分離任務(wù)而言，所需理論板數(shù)為最少，以Nmin表示。Nmin可由在x-y圖上平衡線和對(duì)角線之間繪梯級(jí)求得，同樣也可用平衡方程和對(duì)角線方程逐板計(jì)算得到；后者可推導(dǎo)出求算Nmin的解析式，稱為芬斯克方程，即,（7-28）,48,2．最小回流比如圖7-18所示，對(duì)于一定的分離任務(wù)，若減小回流比，精餾段操作線的斜率變小，兩操作線的位置向平衡線靠近，表示氣液兩相間的傳質(zhì)推動(dòng)力減小。因此，對(duì)特定分離任務(wù)所需理論板數(shù)增多。當(dāng)回流比減小到某一數(shù)值后，使兩操作線的交點(diǎn)d落在平衡曲線上時(shí)，圖解時(shí)不論繪多少梯級(jí)都不能跨過點(diǎn)d，表示所需的理論板數(shù)為無(wú)窮多，相應(yīng)的回流比即為最小回流比，以Rmin表示。,,圖7-18最小回流比的確定,49,最小回流比Rmin可用作圖法或解析法求得。⑴作圖法設(shè)d點(diǎn)的坐標(biāo)為（xq，yq），最小回流比可依如圖7-19中ad線的斜率求出（7-29）解得（7-30）式中xq、yq——q線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)，可由圖中讀得。對(duì)于不正常的平衡曲線（有拐點(diǎn)，即平衡線有下凹部分），如圖7-19所示。此種情況下夾點(diǎn)可能在兩操作線與平衡線交點(diǎn)前出現(xiàn)，如該圖（a）的夾點(diǎn)g先出現(xiàn)在精餾段操作線與平衡線相切的位置，所以應(yīng)根據(jù)此時(shí)的精餾段操作線斜率求Rmin。該圖（b）的夾點(diǎn)先出現(xiàn)在提餾段操作線與平衡線相切的位置，同樣，應(yīng)根據(jù)此時(shí)的精餾段操作線斜率求得Rmin。,50,,圖7-19不正常平衡曲線的Rmin的確定,51,q線方程,聯(lián)立求解。再將xq、yq代入式（7-30）即可求出Rmin。對(duì)于飽和液體和飽和蒸汽進(jìn)料狀態(tài)，Rmin也可以直接采用下面公式計(jì)算。飽和液體進(jìn)料時(shí)，xq=xF，故,飽和蒸氣進(jìn)料時(shí)，yq=yF，故,（7-32）,（7-31）,⑵解析法當(dāng)平衡曲線為正常情況，相對(duì)揮發(fā)度可取為常數(shù)（或取為平均值）的理想溶液，則xq，yq值也可用相平衡方程,52,3．適宜回流比在實(shí)際設(shè)計(jì)時(shí)，適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)核算確定。這要從精餾過程的設(shè)備費(fèi)用與操作費(fèi)用兩方面考慮來確定。設(shè)備費(fèi)用與操作費(fèi)用之和為最低時(shí)的回流比稱為適宜回流比。精餾過程的操作費(fèi)用，主要包括再沸器加熱介質(zhì)消耗量、冷凝器冷卻介質(zhì)消耗量及動(dòng)力消耗等費(fèi)用。當(dāng)回流比增加時(shí)，加熱介質(zhì)和冷卻介質(zhì)消耗量隨之增加，操作費(fèi)用相應(yīng)增加，如圖7-20中曲線2所示。,,圖7-21適宜回流比的確定,53,精餾過程的設(shè)備主要包括精餾塔、再沸器和冷凝器。當(dāng)回流比最小時(shí)，塔板數(shù)為無(wú)窮大，故設(shè)備費(fèi)為無(wú)窮大。當(dāng)R稍大于Rmin時(shí)，塔板數(shù)便從無(wú)窮多銳減到某一值，塔的設(shè)備費(fèi)隨之銳減。當(dāng)R繼續(xù)增加時(shí)，塔板數(shù)固然仍隨之減少，但已較緩慢。另一方面，由于R的增加，上升蒸氣量隨之增加，從而使塔徑、塔板尺寸及再沸器和冷凝器等尺寸相應(yīng)增大，故R增加到某一數(shù)值后，設(shè)備費(fèi)又回升，如圖7-21中曲線1所示?？傎M(fèi)用是設(shè)備費(fèi)用與操作費(fèi)用之和，它與R的大致關(guān)系如圖7-20中曲線3所示。曲線3的最低點(diǎn)對(duì)應(yīng)的R，即為適宜回流比。在精餾設(shè)計(jì)中，通常采用由實(shí)踐總結(jié)出來的適宜回流比范圍為R＝（1.1～2）Rmin（7-33）,54,7.5板式塔塔設(shè)備是實(shí)現(xiàn)氣液傳質(zhì)過程的設(shè)備，廣泛應(yīng)用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中。塔設(shè)備按其結(jié)構(gòu)分為板式塔和填料塔兩大類。雖然這兩類塔都能進(jìn)行氣液傳質(zhì)過程，但在工業(yè)生產(chǎn)中，當(dāng)處理量大時(shí)多采用板式塔，而當(dāng)處理量小時(shí)多采用填料塔。對(duì)于一個(gè)具體的工藝過程，選用何種塔型，需要根據(jù)兩類塔型各自特點(diǎn)和工藝本身的要求而定。關(guān)于填料塔已在吸收一章中作過介紹，本節(jié)只對(duì)板式塔作簡(jiǎn)單介紹。,55,板式塔通常是由呈圓柱形的塔體及按一定間距水平設(shè)置的若干塊塔板構(gòu)成，在塔體上下兩端分別設(shè)有氣體和液體的進(jìn)口和出口。塔內(nèi)氣體在壓差作用下由下而上、液體在自身重力作用下由上而下呈逆流流動(dòng)，但由于板式塔內(nèi)實(shí)際氣液接觸過程是在一塊塊塔板上逐級(jí)進(jìn)行的，在每塊塔板上氣液呈錯(cuò)流流動(dòng)，即液體橫向流過塔扳，經(jīng)降液管進(jìn)入下層塔板，而氣體則由下而上穿過板上的液層，在液層中實(shí)現(xiàn)氣液兩相密切接觸，然后離開液層，在該板上方空間匯合后進(jìn)入上層塔板。因此，對(duì)每一塊塔板而言，相當(dāng)于一個(gè)混合分離器，既要求進(jìn)入該板的氣流和液流充分接觸以實(shí)現(xiàn)高效傳質(zhì)，又要求經(jīng)過傳質(zhì)后的氣液兩相完全分離，各自進(jìn)入相鄰的塔板。,7.5.1板式塔的主要類型和結(jié)構(gòu)特點(diǎn),56,圖7-21表示板式塔的一般結(jié)構(gòu)。板式塔的種類很多，主要有泡罩塔、篩板塔、浮閥塔、噴射塔及各種形式的穿流塔等。目前，國(guó)內(nèi)外主要使用的塔板類型有泡罩塔、篩板塔、浮閥塔。,1.氣體出口2.液體入口3.塔殼4.塔板5.降液管6.出口溢流堰7.氣體入口8.液體出口圖7-21板式塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖,7.5.1板式塔的主要類型和結(jié)構(gòu)特點(diǎn),57,1．泡罩塔泡罩塔是工業(yè)上最早使用的板式塔（如圖7-22所示）。每層塔板上設(shè)有許多供蒸汽通過的升氣管，其上覆以鐘形泡罩，升氣管與泡罩之間形成環(huán)形通道。泡罩周邊開有很多稱為齒縫的長(zhǎng)孔，齒縫全部浸在板上液體中形成液封。,,圖7-22泡罩塔板及泡罩,58,2．篩板塔篩板塔是一種應(yīng)用較早的塔型，它的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔板上開有大量均勻分布的小孔，稱為篩孔。篩孔的直徑為3～8mm，成三角形排列。上升蒸汽通過篩孔分散成細(xì)小的流束，在板上液層中鼓泡而出，與液體密切接觸。塔板設(shè)置溢流堰，從而使板上維持一定的液層高度。在正常操作范圍內(nèi)，通過篩孔上升的蒸汽應(yīng)能阻止液體經(jīng)篩孔向下滲漏，液體通過降液管逐板流下。篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、金屬耗量小，造價(jià)低廉；氣體壓降小，板上液面落差較小；生產(chǎn)能力及板效率較泡罩塔高。其主要缺點(diǎn)是操作彈性小，篩孔易堵塞。,59,3．浮閥塔浮閥塔是20世紀(jì)50年代開發(fā)的一種較好的塔，其板效率較高。目前已成為國(guó)內(nèi)許多工廠進(jìn)行精餾操作時(shí)廣泛采用的一種塔型。浮閥塔板的結(jié)構(gòu)與泡罩塔板相似，在帶有降液管的塔板上開有若干直徑較大（標(biāo)準(zhǔn)孔徑為39mm）的均勻圓孔，孔上覆以可在一定范圍內(nèi)自由活動(dòng)的浮閥。由孔上升的氣流，經(jīng)過浮閥與塔板間的間隙與塔板上橫流的液體接觸。浮閥的形式很多，圖7-23所示為常用的浮閥。,,圖7-25幾種浮閥型式,60,7.5.2塔板上氣液流動(dòng)和接觸狀態(tài)1．塔板上氣液流動(dòng)方式氣液兩相在塔內(nèi)的流動(dòng)方式從總體上說是逆流流動(dòng)，使氣液兩相充分地接觸，為傳質(zhì)過程提供足夠大且不斷更新的相接觸表面，以減小傳質(zhì)阻力。,,61,2．塔板上氣液兩相接觸狀態(tài)以篩板塔為例說明。如圖7-24所示，氣相通過篩孔時(shí)的速度（簡(jiǎn)稱孔速）不同，可使氣液兩相在塔板上的接觸狀態(tài)不同。當(dāng)孔速很低時(shí)，氣相穿過孔口以鼓泡形式通過液層，板上氣液兩相呈鼓泡接觸狀態(tài)。兩相接觸的傳質(zhì)面積為氣泡表面。由于氣泡數(shù)量不多，氣泡表面的湍動(dòng)程度較低，傳質(zhì)阻力較大。,,圖7-24塔板上的氣液接觸狀態(tài),62,隨著孔速增大，氣泡數(shù)量增多，氣泡表面連成一片并不斷發(fā)生合并與破裂，板上液體大部分以高度活動(dòng)的泡沫形式存在于氣泡之中，僅在靠近塔板表面處才有少量清液。這種操作狀態(tài)為泡沫接觸狀態(tài)。這種接觸狀態(tài)，由于泡沫層的高度湍動(dòng)，為兩相傳質(zhì)創(chuàng)造了較好的流體力學(xué)條件。當(dāng)孔速繼續(xù)增大，動(dòng)能很大的氣體從篩孔噴出穿過液層，將板上的液體破碎成許多大小不等的液滴而拋向塔板上方空間，當(dāng)液滴落到板上又匯集成很薄的液層并再次被破碎成液滴拋出。氣液兩相的這種接觸狀態(tài)稱為噴射接觸狀態(tài)。此時(shí)就整體而言，板上氣相在連續(xù)液相中分散，變成液體在連續(xù)氣相中分散，即發(fā)生相轉(zhuǎn)變。噴射接觸為兩相傳質(zhì)創(chuàng)造了良好的流體力學(xué)條件。工業(yè)上實(shí)際使用的篩板，兩相接觸不是泡沫狀態(tài)就是噴射狀態(tài)，很少采用鼓泡接觸狀態(tài)的。,63,7.5.3全塔效率和單板效率1．全塔效率在塔設(shè)備的實(shí)際操作中，由于受到傳質(zhì)時(shí)間和傳質(zhì)接觸面積的限制，一般不可能達(dá)到氣液平衡狀態(tài)，因此實(shí)際板數(shù)總應(yīng)多于理論板數(shù)。理論板只是衡量實(shí)際板分離效果的標(biāo)準(zhǔn)。從這個(gè)概念出發(fā)，可以定義全塔效率為理論板數(shù)與實(shí)際板數(shù)之比，即式中ET——全塔效率，%；NT——理論板數(shù)；NP——實(shí)際板數(shù)。,（7-34）,64,2．單板效率單板效率又稱默弗里板效率，它用氣相（或液相）經(jīng)過一實(shí)際板時(shí)組成的變化與經(jīng)過一理論板時(shí)組成變化的比值來表示。對(duì)第n層塔板，板效率分別可用氣相或液相表示，即式中EmV——?dú)庀嗄ダ镄?；EmL——液相默弗里效率；yn*——與xn成平衡的氣相組成，摩爾分率；xn*——與yn成平衡的液相組成，摩爾分率。,（7-35）,（7-36）,65,7.5.4板式塔的工藝設(shè)計(jì)雖然帶有降液管的板式塔型式很多，但其設(shè)計(jì)原則與步驟卻基本相同。下面以篩板塔為例，介紹這類板式塔的工藝計(jì)算。篩板塔的工藝計(jì)算包括塔高、塔徑以及塔板上主要部件工藝尺寸的計(jì)算，塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算，最后畫出操作負(fù)荷性能圖。,66,1．塔高和塔徑⑴塔高板式塔的高度由所有各層塔板之間的有效高度、頂部空間高度、底部空間高度，以及支座高度等幾部分所組成，其中主要是有效高度，即式中Z——塔的有效高度，m；NT——塔內(nèi)所需的理論板層數(shù)；ET——總板效率；HT——塔板間距（簡(jiǎn)稱板距），m。,（7-37）,67,⑵塔徑依流量公式計(jì)算塔徑，即式中D——塔徑，m；Vh——塔內(nèi)氣相的流量，m3/h；u——?dú)庀嗟目账俣龋琺/s。由式（7-38）可見，計(jì)算塔徑的關(guān)鍵在于確定適宜的空塔氣速u。,（7-38）,68,首先計(jì)算出氣體最大允許空塔氣速，即塔內(nèi)可能發(fā)生液泛時(shí)的氣速，又稱極限空塔氣速用umax表示。umax采用下面的半經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算。,式中umax——極限空塔氣速，m/s；C——操作時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/s。,（7-39）,69,研究結(jié)果表明：C值與氣、液流量及密度、板上液滴沉降空間的高度以及液體的表面張力有關(guān)。史密斯等人匯集了若干泡罩、篩板和浮閥塔的數(shù)據(jù)，整理成負(fù)荷系數(shù)與這些影響素間的關(guān)系曲線，如圖7-25所示。,,圖7-25史密斯關(guān)聯(lián)圖,70,圖7-25是按液體表面張力σ=20mN/m的物系繪制的，若所處理的物系表面張力為其它值，則須按下式校正查出的負(fù)荷系數(shù)C20，即式中C20——物系表面張力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/s；σ——操作物系的液體表面張力（mN/m）。按式（7-39）求出umax之后，乘以安全系數(shù)，便得適宜的空塔速度：u=（0.6～0.8）umax,,（7-40）,（7-41）,71,2．溢流裝置板式塔的溢流裝置是指溢流堰和降液管。降液管有圓形和弓形之分。降液管的布置，規(guī)定了板上液體流動(dòng)的途徑，一般有如圖7-26所示的幾種形式，即（a）U形流、（b）單溢流、（c）雙溢流及（d）階梯式雙溢流。,（a）U形流（b）單溢流（c）雙溢流（d）階梯式雙溢流圖7-26塔板溢流類型,72,下面以弓形降液管為例，介紹溢流裝置的設(shè)計(jì)。塔板及溢流裝置的各部尺寸可參閱圖7-27。,,圖7-27篩板塔的塔板結(jié)構(gòu)參數(shù),73,⑴出口堰（外堰）尺寸①堰長(zhǎng)lW。堰長(zhǎng)lW是指弓形降液管的弦長(zhǎng)，根據(jù)液體負(fù)荷及溢流型式而決定。對(duì)于單溢流，一般取lW為（0.6～0.8）D，對(duì)于雙溢流，取為（0.5～0.6）D，其中D為塔徑。②堰高h(yuǎn)W。為了保證塔板上有一定高度的液層，降液管上端必須超出塔板板面一定高度，這一高度即為堰高，以hW表示。板上液層高度為堰高與堰上液層高度之和，即式中hL——板上液層高度，m；hW——堰高，m；hOW——堰上液層高度，m。,（7-42）,74,堰上液層高度（平堰）可由弗朗西斯（Francis）經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算，即,（7-43）,式中Lh——塔內(nèi)液體流量，m3/h；lW——堰長(zhǎng)，m；E——液流收縮系數(shù)，可借用博爾斯（Bolles.W.L）就泡罩塔所提出的液流收縮系數(shù)計(jì)算圖求取，由圖7-28查得。,75,圖7-28液流收縮系數(shù)E的關(guān)聯(lián),76,對(duì)常壓塔板上液層高度hL可在0.05～0.1m范圍內(nèi)選取，因此，在求出hOW之后即可按下式給出的范圍確定hW，即0.1-hOW≥hW≥0.05-hOW（7-44）出口堰高h(yuǎn)W一般在0.03～0.05m范圍內(nèi)，減壓塔的hW應(yīng)適當(dāng)?shù)托?77,⑵降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管底邊與塔板間的距離。確定降液管底隙高度的原則是：保證液體流經(jīng)此處時(shí)的阻力不太大，同時(shí)要有良好的液封。為簡(jiǎn)便起見，h0一般按下式求取，即：h0=hW－0.006（7-45）式中各項(xiàng)的單位均為m。⑶進(jìn)口堰及受液盤在較大的塔中，有時(shí)在液體進(jìn)入塔板處設(shè)有進(jìn)口堰，以保證降液管的液封，并使液體在塔板上分布均勻。但對(duì)于弓形降液管而言，液體在塔板上的分布一般比較均勻，而進(jìn)口堰又要占用較多板面，還易使沉淀物淤積此處造成阻塞，故多數(shù)不采用進(jìn)口堰。,78,弓形降液管的寬度Wd及截面積Af可根據(jù)堰長(zhǎng)與塔徑之比lw/D查圖7-29或與該圖相應(yīng)的數(shù)表求出。圖中AT為塔的截面積。,圖7-29弓形降液管的寬度與面積,⑷弓形降液管的寬度和截面積,79,3．塔板布置塔板有整塊式與分塊式兩種。直徑在800mm以內(nèi)的小塔采用整塊式塔板，直徑在900mm以上的大塔，通常都采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。如圖7-27所示，塔板面積可分為四個(gè)區(qū)域：（1）鼓泡區(qū)；（2）溢流區(qū)；（3）破沫區(qū)；（4）無(wú)效區(qū)。,,80,4．篩孔及其排列⑴篩孔直徑工業(yè)篩板塔的篩孔直徑為3~8mm，一般推薦用4~5mm。近年來有采用大孔徑（10~25mm）的趨勢(shì)，因?yàn)榇罂讖胶Y板具有加工制造簡(jiǎn)單、造價(jià)低、不易堵塞等優(yōu)點(diǎn)。此外，篩孔直徑的確定，還應(yīng)根據(jù)塔板材料的厚度考慮加工的可能性，當(dāng)用沖壓法加工時(shí)，若板材為碳鋼，其厚度δ可選為3~4mm，d0/δ≥1；若板材為合金鋼，其厚度δ可選為2~2.5mm，d0/δ≥1.5～2。⑵孔中心距一般取孔中心距t為(2.5~5)d0。t/d0過小，易使氣流相互干擾；過大則鼓泡不均勻，都會(huì)影響傳質(zhì)效率。推薦t/d0的范圍為3~4。,,81,⑶篩孔總數(shù)篩孔總數(shù)n是指每層塔板上篩孔的數(shù)目。當(dāng)采用如圖7-33所示的正三角形排列時(shí)：式中t——篩孔中心距，m；Aa——鼓泡區(qū)面積，m2。以上是篩板塔塔板工藝尺寸計(jì)算的基本內(nèi)容。,,（7-47）,82,（4）開孔率開孔率φ是指一層塔板上篩孔總面積A0與該板上鼓泡區(qū)面積Aa的比值，即式中A0——每層塔板上篩孔總面積，m2。篩孔按正三角形排列時(shí)，可以推導(dǎo)出以上是篩板塔塔板工藝尺寸計(jì)算的基本內(nèi)容。,（7-49）,（7-50）,83,返回目錄,