化工原理多媒体教案

《化工原理》兰州石化职业技术学院化原教研室

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下册

兰州石化职业技术学院石化系化工原理教研室


第六章蒸馏（ Distillation)学习要求：

1 、熟练掌握的内容

精馏原理；操作线方程； q 线方程；双组分连续精馏塔的计算（包括物料衡算、进料热状态参数、最小回流比和回流比、逐板计算和图解法求理论塔板数）；进料热状态参数和回流比对精馏塔操作和设计的影响。

2 、理解的内容

平衡蒸馏和简单蒸馏的特点与计算；理论塔板数的简捷计算法；精馏装置的热量衡算；精馏操作分类；非理想物系气液相平衡；间歇精馏的特点；直接蒸汽加热、多股进料或有侧线采出和塔顶为分凝器的精馏过程计算。


第一节概述第一节概述化工生产中所处理的原料、中间产品、粗产品等几乎都是混合物，而且大部分是均相物系，例如：石油、石油裂解气和空气等。

为了满足生产的要求，常需将混合物分离成纯净的或接近于纯的物质，对于均相物系的分离必须造成两相物系，并且根据物系中各组分的差异，使其中一组分或几个组分从一相向另一相转移以达到分离的目的，该过程通常称为传质过程或分离操作。常见的传质过程有蒸馏、吸收、萃取、干燥等。

一、蒸馏依据原理：将液体混合物部分气化，利用混合物中各组分的挥发度不同使各组分得以分离。

其中沸点低的组分为易挥发组分（轻组分）

沸点高的组分为难挥发组分（重组分）

蒸出冷凝液–––馏出液。蒸出后剩余的混合液–––釜残液。


二、蒸馏分类 1 、按操作方法分： {

2 、按蒸馏方法分：

简单蒸馏（分离要求不高）

平衡蒸馏（闪蒸）

精馏

特殊精馏{{3 、按组分数分：

双组分蒸馏

多组分蒸馏

复杂系蒸馏

4 、按操作压力分：{常压

减压（热敏性物料）

加压

连续蒸馏

间歇蒸馏

本章主要讨论常压下双组分连续精馏


第二节第二节双组分溶液气液相平衡双组分溶液气液相平衡 6—1 相组成的表示法

一、质量分率 xwi

xwA=mA/m xwB=mB/m ∑xwi=1

二、摩尔分率 xi

xA=nA/n xB=nB/n ∑ xi =1

三、质量分律与摩尔分律的换算

1 、 xwi→xi xi=(xwA/MA)/(xwi/MA+xwB/MB)

2 、 xi→ xwi xWA=(xiMA)/(xAMA+xBMB)

四、气体混合物的组成

气体混合物中各组分的组成，除了可以用上述方法表示外，还可以用组分的分压和分体积来表示。

二元混合物


1 、压力分率

2 、体积分率

一、气液相平衡拉乌尔定律：在一定温度下，溶液上方某组分的平衡分压等于此组分在该温度下的饱和蒸汽压乘以其在溶液中的摩尔分率。

即 p = p0x

1 、泡点方程 pA =pA0xA

pB = pB0xB

p = pA+ pB =pA0xA+ pB

0 xB

= PA0xA+PB

0(1-xA)

iiii

pi yn

n

VnRT

VRTn

p

py

/

/

iiii

vi yn

n

pnRT

pRTn

V

vy

/

/

理想气体混合物 yi = ypi =yvi

用途： (1) 已知泡点，计算液相组成。

(2 ）已知液相组成求泡点。 X=f（ pt）

00

0

BAA PP

ppx B


2 、露点方程

二、气液平衡相图1 、温度—组成图在总压一定的条件下，将 T—X、 T—Y 关系标绘在同一直角坐标系中，即得到 T—X—Y图， T为纵坐标，以液相组成或气相组成为横坐标。

00

000

BA

BAAAAA pp

pP

P

p

P

xp

P

py

确定露点温度或气相组成

温度

Xi （或 yi ）

p 分析温度—组成图

二条线：泡点线、露点线。

三个相区：液相区、气相区、气液两相区。

两个温度：泡点温度、露点温度

杠杆定律：


2 、相平衡图对于大多数溶液，达到平衡时，气相轻组分的浓度总大于液相浓度，故平衡线位于对角线上方。平衡线偏离对角线愈远，该溶液愈易分离。

y

x

6—3 挥发度和相对挥发度

一挥发度的定义1 纯液体的挥发度：指液体在一定温度下的饱和蒸汽压。

2 溶液中各组分的挥发度：可用它在蒸汽中的分压和与之平衡液相中的摩尔分率之比来表示。 νA=PA/XA

若 A 、 B形成理想溶液： VA=PA0

对于纯液体，即 XA=1 （或 XB=1 ）


纯液体及理想溶液中任一组分的挥发度都等于它在纯态时的饱和蒸汽压，随温度而变化，因而使它在蒸馏计算中用起来很不方便，故引出相对挥发度的概念。

二相对挥发度定义：溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比。

α=VA/VB =(PA/xA)/(PB/xB)=yAxB/yBxA

对于理想溶液 α=PA0/pB

0

精馏塔各截面的 α变化不大可视为常数，计算可取平均值

当α=1时， y=x ，不能用普通精馏方法分离该混合物。

当α>1时， y>x , 能用普通精馏方法分离该混合物 , α越大，越易分离。

x

xy

)1(1

相平衡方程

n

inim

1

1


第三节第三节蒸馏方式蒸馏方式蒸馏方式 :简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、恒沸精馏、萃取精馏、水蒸汽蒸馏。

一、简单蒸馏定义：使混合液在蒸馏釜中逐渐受热气化，并不断将生成的蒸气引入冷凝器内冷凝，以达混合液中各组分得以部分分离的方法。操作流程：原理：

t

X 或 (y)


设某一瞬间釜液量为 W, 组成 x,经过 dt时间后 , 蒸出液为 dW, 组成为 y,则釜内剩余液体量为 W-dW, 组成为 x-dx. 对易挥发组分物料衡算得 :

Fx

x

F

W xy

dx

W

dW

dxdWxdWydWWdx

ydWdxxdWWWx

22

))((

带入相平衡方程 :

Y=mx

22

2

22

ln1

1ln

1

1lnln

1

1ln

x

x

mW

F

x

x

x

x

W

F

F

F

F


二、平衡蒸馏

全系统物料衡算：

11

11

q

xx

q

qy

qF

W

xy

xx

F

D

WxDxFx

WDF

FWD

WD

WF

WDF


热量衡算：

pe

ep

p

c

rqtt

FrqttFc

ttFcQ

)1(

)1()(

)( 0

加热器

闪蒸器内


三、精馏精馏是多次而且同时运用部分气化和部分冷凝的方法，使混合液较完全分离，获得接近纯组分的单元操作。

（一）精馏原理1 多次部分气化和多次部分冷凝

x3

y2

y1

xF

x2

x1

y3

多次部分冷凝

如图：将组成为 XF ，温度为 TA 的混合液加热到气液共存区，使其部分气化，并将气液两相分开，气相组成为 Y1 ，液相组成为 X1 ，且 Y1>XF>X1 ，部分分离。将产生的组成为 Y1 的饱和蒸汽部分冷凝到T1 出现新的气液平衡，气相组成为 Y2 ，液相组成为 X2 且 Y2 >Y1 。再将温度为 T1 组成为 Y2 的饱和蒸汽冷凝到 P点 T2 出现新平衡，气相组成为 Y3 ， Y3 >Y1 。

Y/2

x/2


如此类推，最终可得难挥发组分浓度低，易挥发组分接近于纯组分的气相。

多次部分汽化

将组成为 X1 的饱和液体加热 T2 （ J 点），使其部分气化，这时又出现新的气液平衡，将气液两相分开，液相组成为 X2

’ 。再将组成为 X2’

的饱和液体部分气化，如此类推，最终可得易挥发组分浓度很低，接近于纯净的难挥发组分的液相。

t

X或（ y）

2 精馏操作

A 设想将单级分离器加以组合成多级分离流程。

B 存在的两个问题：

（ 1 ）中间产品多，收率低。

（ 2 ）设备复杂、能耗大，操作不便。


x3

xF

y2

y1

x2

x1

y3

C 简化流程

由图可知， X1 <XF <Y1 ， X1 <X2 <Y1 ， X2 与 XF 比较接近， X3 于 Y1 比较接近，若将第二级产生的中间产品 X2 于第一级的原料 XF 混合， X3 与 Y1 混合这样消除了中间产品。由于温度较高的蒸汽与温度低的 X3确接触，使液体部分气化，蒸汽自身被冷凝，省去了中间加热器与冷凝器。

将每一中间产品返回到下一级中，不仅可以提高产品的收率；而且是过程必不可少的条件。

回流是保证精馏过程能连续稳定操作的必不可少的条件。

再沸器是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件。


（二）精馏塔1 、分类：

板式塔：泡罩塔、浮阀塔、筛板塔。

填料塔：塔内充填一定高度的填料。

2 、塔板的作用：气液两相传质，传热的场所。

3、筛板塔中 n层板上的操作情况板式塔


鞍环填料

阶梯环填料鲍尔环填料


（三）精馏流程：再沸器冷凝器加料板

板式塔流程 .

精馏填料塔流程


第四节双组分连续精馏的分析和第四节双组分连续精馏的分析和计算计算 6—7 精馏塔的全塔物料衡算

一、全塔物料衡算总物料衡算 F=D+W

易挥发组分衡算 FxF=DxD+WxW

在精馏计算中，有时用回收率表示分离程度，

塔顶易挥发组分的回收率 =DxD/FxF ×100%

塔低难挥发组分的回收率 =W(1－ xW)/F(1－xF) ×100%

例 6—6 已知： F, xwF, xww, xwD, MA, MB

求： D，W

WD

WF

XX

XXFD

)(

WD

FD

XX

XXFW

)(

F

xF

DxD

WxW


6—8 精馏塔的操作线方程

一、理论板的概念及恒摩尔流假定1 、理论板：离开这块板的气液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀一致。

2 、恒摩尔流假定：

（ 1 ）恒摩尔气化：精馏操作时，在精馏塔的精馏段内每层塔板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的，提馏段也是这样。但两段的上升蒸汽摩尔流量不一定相等，即 : V1=V2=V3=…=Vn=V V1

’=V2’=V’3=…=V’n=V’

（ 2 ）恒摩尔溢流：精馏操作时，在塔的精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都是相等的，提馏段也是这样。但两段的液体摩尔流量不一定相等。即： L1 =L2 =…=Ln=L L1’=L2’=L3’=…=Ln

’=L’

3 恒摩尔流假定成立的条件：

（ 1 ）各组分的摩尔气化潜热相等。

（ 2 ）气液接触因温差交换的显热可以忽略。


（ 3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。

二精馏段操作线方程按图作物料衡算

总物料衡算 V = L + D

易挥发组分量 Vyn+1=Lxn+DxD令 L/D=R 化简为

物理意义：在一定的操作条件下，精馏段内任意第 n层板下降的液相组成 Xn 与其相邻的下一层塔板上升蒸汽的气相组成 Yn+1 之间的关系。

在稳定条件下， D、 XD 为定值，根据恒摩尔流假定 L为定值 ,R为定值， Y与 X成线性。

DxD

V

L

n

n+1xn

Yn+1

111

R

xx

R

Ry D

nn


1 、斜率为 R/ （ R+1 ），截矩为 XD / （ R+1 ）绘于 X—Y相图上。

2 、两点法（ 0 ， XD / （ R+1 ））、（ XD ，XD ）

R---- 回流比 L=RD V=L+D= （ R+1 ）D

L/V---- 液气比 L/V=R/ （ R+1 ） R越大 L/V越大。 Yn+1 ≥ xn

三提馏段操作线方程总物料衡算 L’=V’+W

易挥发组分 L’Xm’=V`Ym+1’+WXW

xD

1R

XD

WxW

m

m+1

L/

V/

Ym+1

Xm

WL

Wxx

WL

L

V

Wxx

V

Ly

Wm

Wmm

''

'

''

'1


物理意义：在一定操作条件下，从提馏段内自任意第 m 层板下降液体组成 Xm’ 与其相邻的下层板（第 m+1 ）层上升蒸汽组成 Ym+

1’之间的关系。

根据恒摩尔流的假定， L’为定值，在操作稳定时，W和 XW也为定值，表示的是一条直线方程。

xD

1R

XD

xw

1 斜率为 L’/ （ L’-W），截矩为 -WXW / （ L’-W）绘于 X—Y相图上。

2 两点法（ 0 ， -WXW / （ L’-W））、（ XW ， XW ）

问题：截矩值太小。L’除与 L有关，还受进料量和进料热状况的影响。

四进料热状况的影响：

1 几种可能的进料热状况

（ 1 ）冷液体（ 2 ）饱和液体（ 3 ）气液混合物（ 4 ）饱和气体（ 5 ）过热蒸汽


2 定性分析进料状况对气液流量的影响

（ 1 ）冷液体 L’>L+F

V`>V

（ 2 ）饱和液体 L’=L+F

V’=V

（ 3 ）气液混合物 V>V`

L<L’

（ 4 ）饱和气体 V=V`+F

L=L’

（ 5 ）过热蒸汽 V>V`

L’<L

F

F

V’L’

L’

L

L

V

V

V’

F

F

F

L’

L’

L’

L

L

L

V

V

V

V’

V’

V’


3 定量分析进料热状况的影响IF ：进料的焓 kJ/kmol

IV ， IV’ ：进料板上下饱和蒸汽的焓

IL ， IL’ ：进料板上下饱和液体的焓

对进料板进行总物料衡算和热量衡算：

物料衡算 F+L+V’=V +L’ 或 V-V’=F- （ L’-L ）

热量衡算 FIF+V’IV’+LIL=VIV+L’IL’

由于液气体处于饱和状态且板上下处的气相或液相温度，组成均相近，即： IV=IV’ IL=IL’

整理得： (IV-IF)/(IV-IL)=(L’-L)/F=q 进料热状况参数

物理意义：

（ 1 ）将 1kmol 原料液变成饱和蒸汽所需的热量与原料液 kmol 的汽化潜热之比。

F

IF

L’ IL’

L IL

V ‘ IV’

V IV


（ 2 ）每进行 1kmol 料液而使提馏段中的液体回流量较精馏段增大的 kmol值。（ q等于液相所在分率）。

4 进料热状况参数 δ 计算（ 1 ）定义： q=(IV-IF )/ （ IV-IL ）

（ 2 ）当进料为液体时： q=[rc+CP(tS-tF)]/rc =1+CP(tS-tF)/rc 其中：

rc ：按进料组成算的平均千摩尔汽化潜热；

cp ：进料的定压比热；

ts: ：进料的泡点；

tF ：进料温度。

（ 3） q=(L’—L)/ F V’=V-（ 1-q） F

物理意义：每进 1kmol料液使提馏段中液体回流量较精馏段增大的 kmol 值。

进料热状态在泡点和露点之间


对于饱和液体，气液混合物，饱和蒸汽三种进料状况， q 即为进料中的液相分率。

5 操作线交点的轨迹方程 (q 线方程） Vy=Lx+DxD

V’y=L’x-WxW

（ V’-V ） y= （ L’-L ） x- （ DxD+WxW ）

（ q-1 ） Fy=qFx-FxF

11

q

xx

q

qy F

操作线交点轨迹方程，直线方程， q线斜率q/ （ q-1 ）， q线过 e点（ xF ， xF ）

y

xw xF xD


6 进料热状况对 q 线斜率、位置的影响

进料热状态进料的焓 IF q值斜率 q/ （ q-1）

q 线在 x—y 图上位置

冷液体 IF<IL >1 + ef1( )

饱和液体 IF=IL 1 ∞ ef2( )

气液混合物 IL<IF<IV 0<q>1 -- ef3()

饱和蒸气 IF=IV 0 0 ef4()

过热蒸气 IF>IV <0 + ef5()

链接


6—9 理论板层数的求法

F

xF

DxD

WxW

一、逐板法交替使用平衡关系与操作关系，从塔顶至塔釜逐板进行计算。塔顶采用全凝器。

精馏塔内存在两种关系：

相平衡关系和操作线关系；

每种关系有两种表示 :

线图（相平衡线，操作线）

方程（相平衡方程，操作线方程）


xn<xd ( 两操作线交点的横坐标，仅当饱和液体进料时为 xF)

此时第 N 板为加料板，提馏段第一块板。 NT 精 =n-1 令 xn=x1’ 改用提段操作关系。

NT 提 =m( 包括塔釜 )

二、图解法

步骤：绘相平衡图

绘操作线从 a(xD,xD) 到 c(xW,xW) 在相平衡与操作线间画直角梯级，梯级个数即理论板层数（包括塔釜再沸器）。

wm xxyxyx ''''' 3221 平衡关系操作关系平衡关系操作关系

图解法求 NT

nD xxyxyx 操作关系平衡关系操作关系平衡关系

2211


梯级的意义

xw xF xW


三、适宜进料位置的选择图解过程中当某梯级跨过两操作线交点时，应更换操作线，跨过交点的梯级代表适宜的加料板。逐板法也相同。否则理论塔板数会增加。

6—10 实际塔板数和板效率反映实际板与理论板在分离效果上差异的参数叫板效率。

板效率的表示方法有两种：单板效率和全塔效率。


一、单板效率 ET`

ETV`=(Yn -Yn+1)/(Yn* -Yn+1)

ETL=(Xn-1-Xn)/(Xn-1-Xn*)

定义：

气相或液相经过一层实际塔板前后的组成变化与经过一层理论板前后的组成变化之比值。

二、全塔效率

ET=NT /N

经验式： ET=0.49(αμL)-0.245

μL =μAXA+μBXB

某常压精馏塔分离乙醇—水溶液， XF=0.14 ，XD=0.82 ， XW=0.012 （摩尔分率） R=2.5 ，=1.2 ，试求提馏段操作线方程。

yn-yn+1yn*-yn

+1

ET

aμL


几种精馏的特殊情况 :1 、直接蒸汽加热

适用于分离轻组分－水混合液，水作重组分，釜残液排弃时。

V

LF

V’ L’

Vo W

全塔物料衡算：

F+Vo=D+W

FxF=DxD+WxW

泡点进料：

V’=Vo=V

L’=L+F=W


精馏段：

提馏段：111

R

xx

R

Ry D

nn

Wo

mo

Wmm

Wmmo

o

xV

Wx

V

Wx

V

Wx

V

Ly

WxyVxLV

WVLV

''

'

''0

''

1

1

过点（ xw ， 0 ），以 W/Vo 为斜率的直线。


A

B

C （ xW,0)

D

NT 求法：


2 、采用分凝器：

采用场合：

1 ）塔顶产品不需要液化，以气相采出；

2 ）塔顶产品中有不凝气体；

3 ）合理利用热能，采用分凝器预热原料。

分凝器相当于以块理论板，其它不变。

y1

x0

y0

xD


3 、多股进料

可将塔分为三段 :

1)F1 以上为第一段，同常规塔：

2)F1 以下为第二段：

F1+V’’=L’’+D

F1xF+V’’ys+1=L’’xs+DxD

泡点进料： V’’=V=(R+1)D L’’=L+F1

111

R

xx

R

Ry D

nn

DR

xFDxx

DR

LFy FD

ss )1()1(111

1

F1

F2V’

L’

V’’

L’’

S

S+1


3)F2 为第三段，同常规塔 :

泡点进料： V’=V’’=(R+1)D L’=L’’+F2=F1+F2+L

''

'1 V

Wxx

V

Ly W

mm

e1

e2


6—11 回流比的影响及其选择一、回流比的影响

（ 1 ） XD 、 XW 一定， R↑ ， XD/ （ R+1 ）↓， NT↓ 设备费用↓

（ 2 ） V=(R+1)D ， V`=V+(q-1)F ， R↑ V↑ 加热介质量↑ V↑ 冷却介质量↑，操作费用↑ 。在选择适宜回流比时，要在两者之间作一权衡，使总费用最少。回流比有两个极限值，最大回流比和 Rmin ，适宜回流比介于二者之间。

二、全回流和最少理论板层数

1 、全回流：塔顶上升蒸汽经冷凝后，全回流至塔内。

特点：（ 1 ） D=0 ， F=0 ， W=0

（ 2 ） R=L/D=∞

（ 3 ）三线合一。

（ 4 ）此时所用的理论板层数最少。xW xD


2 、 Nmin 求法

图解法：在平衡线与操作线间画直角梯级，梯级数即为 Nmi

解析法：交替使用平衡方程与操作方程可推出：

Nmin( 不包括塔釜 )+1=lg[xD/(1-xD)·(1-xW)/xW]/lgm

三、最小回流比

1 、最小回流比 Rmin

2 、最小回流比的求法

（ 1 ）正常曲线

（ 2 ）不正常曲线

过 A 点作平衡曲线的切线


四、适宜回流比的选泽

总费用最少的 R 为适宜的回流比。

R= （ 1.1～ 2.0 ） Rmin

设计时，难分离的混合液， R选大些。为了减少加热蒸汽的消耗量，R 可选小些。

6—12 简捷法求理论板层数一、吉利兰关联图

纵坐标 (N-Nmin)/(N+1)

横坐标 (R-Rmin)/(R+1)

Rmin R

费用


二、简捷法求理论板层数

步骤：

1 、求 Rmin

2 、 2 、选 R

3 、计算（ R-Rmin)/(R+1)

4 、用芬斯克方程求 Nmin

5 、查出对应的 (N-Nmin)/(N+1)

6 、计算 N

例 6—15 已知 xF,xD, xW, R, αm

求 : N

解 1 、求 Nmin

2 、求 Rmin

3 、 (R-Rmin)/(R+1)=b

4 、 (N-Nmin)/(N+1)=c

5 、得 N


6—13 填料精馏塔填料层高度的计算填料层高度 = 理论板层数 × 等板高度 (H.E.T.P)

1 、等板高度设想在填料塔内，将填料层分为若干相等的高度单位，每一单位填料层的作用相当于一层理论板，即通过这一单位高度后，上升蒸汽与下降液体互成平衡，此单位填料层高度–––理论板当量高度（等板高度） H.E.T.P2 、 H.E.T.P 的计算（墨奇公式） H.E.T.P=38A(0.205G)3(39.4D)cZ01/3(L/L)


6—14 精馏塔的热量衡算1 、冷凝器的热量衡算

QC=VImV- （ LImL+DImL ）

=V(ImV-ImL)

=(R+1)D (ImV-ImL)

冷却介质用量 : WC=Qc/Cpc(t2-t1)

式中， Cpc ：冷却介质的比热

t1 ， t2 ：冷却介质进出口温度。

DxD

V

L

n

n+1xn

Yn+1

ImL

ImV


DxD

V

L

n

n+1xn

Yn+1

ImL

ImV

WImL

QB

V’ImV

L’ImL

2 、再沸器的热量衡算

QB=V’ImV+WHmL-L’ImL+QL

=V’(Ivw--ILw)+QL

式中 QB: ：再沸器的热负荷

QL: ：再沸器的热损失。

水蒸气消耗量： Wh=QB/r

进料温度 q NT QB

3 、全塔热量衡算

加热蒸汽带入的热量

Qh=Wh(I1-I2)


DxD

V

L

n

n+1xn

Yn+1

ImL

ImV

WImL

QB

V’ImV

L’ImL

原料带入的热量

QF=FCFtF

回流液带入的热量

QR=DRCRtR

塔顶蒸汽带出的热量

QV=D(R+1)IV

再沸器内残液带出的热量

QW=WCWtW

损失于周围的热量 Q

全塔热量衡算： Qh+QF+QR=QV+QW+Q


第五节板式塔第五节板式塔6—15 板式塔主要类型的结构和特点一、工业上常用的板式塔有：

泡罩塔

浮阀塔

筛板塔

穿流栅孔板塔


二、浮阀塔具有的优点：

生产能力大

塔板效率高

操作弹性大

结构简单，安装方便。


6—16 板式塔的流体力学特性一、塔内气、液两相的流动

1 、设计意图

A 使气液两相在塔板上进行充分接触以增强传质效果

B 使气液两相在塔内保持逆流，并在塔板上使气液量相保持均匀的错流接触，以获得较大的传质推动力。

2 、气泡夹带：液体在下降过程中，有一部分该层板上面的气体被带到下层板上去，这种现象称为气泡夹带。

3 、液（雾）沫夹带：演示一、演示二

气体离开液层时带上一些小液滴，其中一部分可能随气流进入上一层塔板，这种现象称为液（雾）沫夹带。


4 、液面落差

液体从降液管流出的横跨塔板流动时，必须克服阻力，故进口一侧的液面将比出口这一侧的高。此高度差称为液面落差。液面落差过大，可使气体向上流动不均，板效率下降。

二、气体通过塔板的压力降

1 、压力降的影响：

A 气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据。

B 压力降过大，会使塔的操作压力改变很大。

C 压力降过大，对塔内气液两相的正常流动有影响。

2 、压力降： ΔPPA 塔板本身的干板阻力 ΔPCB 板上充气液层的静压力 ΔPL


C 液体的表面张力 ΔPδ

ΔPP=ΔPC+ΔPL+ΔPδ

折合成塔内液体的液柱高度 M ，则

ΔPP/L g=ΔPC/L g +ΔPL /L g +ΔPδ/L g

即 hp=hc+hL+hδ

浮阀塔的压力降一般比泡罩塔板的小，比筛板塔的大。在正常操作情况，塔板的压力降以 290—490 N/m2 . 在减压塔中为了减少塔的真空度损失，一般约为98—245Pa 通常应在保证较高塔板效率的前提下，力求减少塔板压力降，以降低能耗及改善塔的操作性能。


三、液泛（淹塔）演示一、演示二

1 、定义：汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛（淹塔）如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。

如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过，于是管内液面即行升高。

上述量种情况导致液泛的情况中，比较常遇到的气体流量过大，故设计时均先以不发生过量液沫夹带为原则，定出气速的上限，在此限度内再选定一个合理的操作气速。


2 、 Umax

设液滴的直径为 d,则液滴在气相中的净重为 πd3(ρL -ρV)g/6, 而悬浮液滴所受上气流的摩擦阻力为 ξπd2 /4 *(ρvu

2/2)

当气速增大到液滴所受阻力恰等于其净重时，液滴便在上升气流中处于稳定的悬浮状态。

V

VL

VVL

gdu

g udd

3

4

246

223 ）（

L

VLCu

max因为 d 、 ζ 不易准确求得，所以用 C代替，即：

3 、经验常数 C

c=f (Ls ， Vs ， ρV ， ρL ， HT ， hL)


（ 1 ）史密斯关联图

横坐标：液气动能参数

纵坐标： C20

参数： HT－ hL

（ 2 ）板间距 HT

一般 D<1.5m HT=0.2～ 0.4m

D>1.5m HT=0.4～ 0.6m

（ 3 ）板上液层高度 hL

常压 hL=0.05～ 0.1m 通常取 0.05～ 0.08m

减压 hL≤0.025m

（ 4 ）

（ 5 ）适宜的空塔气速 u ，即： u=(0.6～ 0.8)umax

0.2

2002.0

CC

C20 ：由图 6—53 查得的负荷系数值。

C ：操作物系的负荷系数。

δ ：操作物系的表面张力， N/m 。


对于直径较大、板间距较大及加压或常压操作的塔以及不易起泡物系，安全系数可取较高的数值，而对直径较小及减压操作的塔以及严重起泡的物系，安全系数应取较低的数值。

四、液沫夹带

是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。

为了保证板式塔能维持正常的操作效果，应使每千克上升气体夹带到上一层塔板的液体量不超过 0.1kg ，即控制雾沫夹带量 eV<0.1kg （液） /kg

（气）。

影响雾沫夹带的因素很多，最主要的是空塔气速和塔板间距。对于浮阀塔板上雾沫夹带量的计算，迄今尚无适用于一般工业塔的确切公式。通常是间接地用操作时的空塔气速与发展液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量大小的指标。此比值称为泛点百分数或称泛点率。在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定的指标，即 eV<0.1kg

（液） /kg （气）。


大塔 F1<80～ 82%

负压塔 F1<75～ 77%

D<900mm 的塔 , F1<65～ 75%

式中， F1 ：泛点率， % 。

CV ：气相负荷系数， m3/s.

VS,LS ：气相及液相负荷， m3/s.

ZL ：板上液体流径长度，对单溢流塔板 ZL=D－ 2Wd. 。

Ab ：板上也流面积，对单溢流塔板 AB=AT－ Af 。

CF ：泛点负荷系数，可根据气相密度 ρV及板间距 HT查得。

K ：物系系数，其值见表 6—4 。

依上式算得的泛点率不在上述范围内，则应当调整有关参数，如板间距、塔径，重新计算，直至符合上述泛点率规定的范围为准。

TF1

1

AKC78.0

100

136100

V

Fb

LSV

CF

KCA

ZLCF

VL

VSV vc


CF

ρV

HT

物系物性系数无泡沫，正常物系 1.0

氟化物 (氟里昂 ) 0.9

中等发泡物系 ( 油吸收塔 ,胺及乙二胺再生塔 )

0.85

多泡沫物系 (胺及乙二胺吸收塔 ) 0.73

严重发泡物系 (甲乙酮装置 ) 0.60

形成稳定泡沫物系 (碱再生塔 ) 0.30


五、泄漏

一但气相负荷减少，致使上升气体通过阀孔的动压不足以阻止流体经阀孔流下时，便会出现泄漏现象。

泄漏发生，塔板效率严重下降，正常操作时，泄漏应不大于液体流量的 10% 。经验证明，阀孔动能因数 F0=5～ 6时，泄漏量常接近 10% 。故取 F0=5～ 6

作为控制泄漏量的操作下限。

当浮阀在刚全开操作，气体通过阀孔处的动能因数 F0=8～ 11 。

六、降液管内液面高度与液体停留时间

1 、为了防止液泛现象的发生，须控制降液管中的清液层和泡沫层高度不能高出上层塔板的出口堰顶，否则管内液体便会漫回本层塔板，令：

一般物系取 Φ= 0.5

发泡严重物系 Φ=0.3 ～ 0.4

不发泡物系 Φ= 0.6 ～ 0.8

VuF 00

）（ WTd hHH


dLpd

dLL

d

dL

LL

d

hhhH

hhg

ppH

hg

ph

g

pH

12

21

将上述之 Hd 与作比较，应符合设计规定。

2 、液体停留时间

要保证气相夹带不超过允许的程度，降液观内液体停留时间 θ应不小于 3—5S 。

S

Tf

L

HA

在降液管液面 1—1’ 和下一层板上液面 2—2’之间列柏努利方程，得：


七、塔板的负荷性能图

确定了塔板的工艺尺寸，再按前述的各项进行流体力学验算，便可确认所设计的塔板能在任务规定的气液负荷下正常操作，此时，还要进一步揭示该塔板的操作性能，即求出维持该塔板正常操作所允许的气液负荷波动范围，这个范围通常以塔板负荷性能图的形式表示，在以 VS ，LS 分别为纵横轴的直角坐标系中，标绘出各种不正常流体力学条件下的 VS—LS关系曲线，在以这些曲线为界的范围之内，才是塔的适宜操作区。

1 、雾沫夹带线

液沫夹带上限线表示雾沫夹带量 eV<0.1kg（液） /kg（气）时的 VS—LS关系，塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将因过多的液沫夹带而使效率下降。此线可根据下式作出，即：

TF1

1

AKC78.0

100

136100

V

Fb

LSV

CF

KCA

ZLCF


对于一定的物系及一定的塔板结构尺寸 CV ， ZL ， Ab ， CF ， K 均为已知值，相应于雾沫夹带量 eV<0.1kg （液） /kg （气）时的泛点率 F1值亦可确定，将已知值代入，便可得出一个的关系的函数式，据以作出雾沫夹带线。

2 、液泛线（淹塔线）

此线表示降液管内泡沫层高度超过最大允许值时的 VS—LS关系，塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将可能发生液泛现象，破坏塔的正常操作。

（ HT +hw ） =Hd=hp+hL+hd=hc+hd+h+hL+hd

将 hc， hL ， hl及 hd 的计算式代入上式，便可得出一个的关系的函数式，据以作出 BB’线，据以作出 BB’。

3、液相负荷上限线 CD

亦称降液管超负荷线，此线表明液体流量大小应保证液体在降液管内停留时间的起码条件。 S

Tf

L

HA


θ不应小于 3～ 5S ，而按 θ=5S 计算，则：

5

TfS

HAL

依上式求得液相负荷上限 LS 的数值（常数），据以作出液相负荷上限线。4、泄漏线气相负荷上限线，此线表明不发生严重泄漏现象的最低气相负荷，再低将产生超过液体量的 10%泄漏量。对于 FI 重阀，当阀孔动能因数 F0=5～6时，泄漏量接近 10%，即以此阀孔动能因数作为气相负荷下限的依据，按 F0=5计算，则

voooS

v

o

NdNudV

u

5

44

5

22

式中 ρV ， N ， d 都为已知值，故可依上式求出气相负荷 VS 的下限值，据以作出一条水平的泄漏线 DE 。


5、液相负荷下限线 EE’

对于平堰，一般取堰上液层高度 how=0.06mm 作为液相符合下限条件，低于此限时，便不能保证板上液流的均匀分布，降低气液接触效果。

3/2

1000

84.2

lw

LEh

how

式中： Lh— 塔内液体流量， m3/h.

Lw—堰长， m 。

E—液流收缩稀疏，可从图 6—57查得。

EO

Lh/(lw)2.5

一般情况下可取 E值为 1 。所引起的误差不大。

将已知的 LW 值及 hOW 的下限值，便可求得的下限值（常数），据以作出EE’ 。


在负荷性能图上有五条线所包围的阴影区域，应是塔板用于处理指定物系时的适宜操作区域。在此区域内，塔板上的流体力学状态是正常的，但区域内各点的板效率并不完全相同。如果塔的预定气液负荷的设计点P能落在该区域内的适中位置，则可望获得良好的操作效果，如果操作点紧靠某一条边界线，则当负荷稍有变动便会使效率急剧下降，甚至破坏塔的操作。


6—17 板式塔的设计原则

带有降液管的板式塔型虽多，但各种结构塔型的设计原则大致相同，下面一浮阀塔为例来说明。

一、塔高的计算

Z=(N-1)HT

二、塔径的计算

u

VD s

4


三、溢流装置的设计板上液体流动形式，主要根据塔径与液体流量来确定，常用的形式有： 1 、 U形流：流体流径最长，塔板面积利用率也最高，但液面落差大，仅用于小塔。 2 、单溢流：又称直径流，液体流径长，塔板效率较高，塔板结构简单，广泛用于直径 2.2 m 以下的塔。3 、双溢流：又称半径流，可减小液面落差，但塔板结构复杂，一般用于直径 2m 以上的大塔。 4 、阶梯式双溢流：结构最复杂，只宜于塔径很大，流量很大的特殊场合。


总之，液体在塔板上的流径愈长，气液接触时间就愈长，有利于提高分离效果；但是液面落差也随之增大，不利于气体均匀分布，使分离效果降低。

目前，凡直径在 2.2m 以下的浮阀塔，一般都采用单溢流。但在大塔中，由于液面落差大或造成浮阀开启不均，使气体分布不均匀及出现泄漏现象，应采用双溢流以及阶梯流。见表 6—5 。

塔径 D 流体流量 Lh m3/s

mm U形流单溢流双溢流阶梯流1000 7 以下 45 以下1400 9 以下 70 以下2000 11 以下 90 以下 90—160

3000 11 以下 110 以下 110—200 200—300

4000 11 以下 110 以下 110—230 230—350

5000 11 以下 110 以下 110—250 250—400

6000 11 以下 110 以下 110--250 250--450


1 、降液管

确定降液管底隙高度的原则是：保证液体流经此处时的阻力不太大，同时要有良好的液封。

h0=Ls/(Lwu0`)

式中： Ls–– 塔内液体流量；

uo`–– 液体通过降液管时流速，一般可取 0.07～ 0.25m/s

有时为了简单，可用下式：

h0 = hW - 0.006

hw–– 外堰高度

2 、溢流堰

（ 1 ）外堰（出口堰）

堰长 : 单溢流取为 (0.6～ 0.8)D ；双溢流取为 (0.5～ 0.7)D ，其中 D 为塔径。


堰高 : hL = hW+h0W

式中： hL–– 板上清液层高度

hOW––堰上清液层高度。

3/2

1000

84.2

lw

LEh

how

（ 2 ）内堰（进口堰）及受液盘

若 hW>h0,hW`=hW

若 hW<h0,hW`>h0 。

此外，为了保证液体有降液管流出时不致于受很大阻力 , 进口堰与降液管间水平距离 h1>h0 。

3 、弓形降液管的宽度和截面积

降液管应有足够的横截面积，保证液体在降液管内有足够的沉将时间分离其中夹带的气泡。因此要验算降液管内液体停留时间 θ 。

sL

HA

S

Tf53


四、浮阀的数目与布置

（ 1 ）数目：浮阀塔的操作性能以浮阀刚刚全开时的最好。此时 F0=8～11 。所以设计时可在此范围内选择合适的 F0 ，然后计算出 U0

（ 2 ）排列：

正三角形

等腰三角形

对于整块塔板多采用正三角形叉排，孔心距 t

75mm,100mm,125mm,150mm 等。

对于分块式塔板，宜采用等腰三角形叉排， t为 75mm,t`为 65mm,80mm,100mm 等几种尺寸，必要时还可以调整孔心距，阀数，重新作图。并验算 F0=8～ 11之间。

（ 3）开孔率 2

2

2

2

4

4D

Nd

d

Ndo

o


常压塔（减压塔）开孔率常在 10～ 13% 。

加压塔开孔率＜ 10% ，常见的为 6～ 9%

五、塔板的流体力学验算

目的：验算所确定的塔，在设计任务规定的气液两相负荷下，能否正常操作。

内容：压降、液泛、液沫夹带、泄漏等项，直到合适为止。


第五节第五节其它蒸馏方式其它蒸馏方式

6—18 间歇精馏

一、间歇精馏的定义：

又称分批精馏，全部物料一次加入蒸馏釜中，精馏时自塔顶蒸出的蒸汽冷凝后，来部分作为塔顶产品，另一部分作为回流送回塔内，操作终了时，残液一次从釜内排出，然后再进行下一批的精馏操作。

二、间歇精馏的流程：见图 6-63


三、间歇精馏的特点：

1 、釜中液体的组成随精馏操作的进行而不断降低，塔内操作参数（如温度、浓度）也随时间而变化，属于不稳定操作。

2 、间歇精馏只有精馏段。

3、塔顶产品组成随操作方式而异。

四、操作方式：

1 、馏出液浓度恒定的间歇精馏

保持馏出液浓度恒定，但相应不断改变回流比。


2 、回馏比恒定的间歇精馏

保持回馏比恒定，而馏处液浓度逐渐降低。

6—19 恒沸精馏与萃取精馏

一、恒沸精馏

若在组分沸点相近或具有恒沸组成的物系中，加入第三组分（称为挟带剂）该组分能与原料液中一个或两个组分形成新的恒沸液，从而使原料液能用精馏方法分离，这种精馏操作称为恒沸精馏。

制无水乙醇的恒沸精馏流程

无水乙醇

水酒精和水

原料 +苯


挟带剂的要求：

1 、应与被分离组分形成新的恒沸液，其沸点要比纯的组分的沸点为低，一般要求沸点差不小于 10℃，并且希望将料液中含量较少的一个组分作为恒沸物一起从塔顶蒸出。

2 、新恒沸液所含挟带剂的量愈低愈好。

3、新恒沸液最好为非均相混合物，便于分层分离。

4、无毒、无腐蚀性、热稳定性好。

5、价廉易得。

二、萃取精馏

在被分离的物系中加入专门选择的第三组分（萃取剂），以增加原有组分的相对挥发度而得到分离。但要求萃取剂的沸点较组分的沸点高，且不与组分形成恒沸液。

萃取精馏用于分离各组分挥发度差别很小的溶液。


苯 +环己烷

脱溶剂基顶产品

循环糠醛

补充糠

醛

脱溶剂基底部产品


选择适宜萃取剂时，应考虑的问题：

1 、萃取剂应使你组分的挥发度发生显著变化。

2 、萃取剂的挥发度应小，即其沸点应较纯组分高。

3 、无毒、无腐蚀性、热稳定性好。

4 、价廉易得。

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