化學(xué)工程基礎(chǔ)：第六章 精餾

1、蒸餾：利用液體混合物各組分揮發(fā)度的不同將液體部分氣化，從而使混合物達(dá)到分離的單元操作。蒸餾是分離液相混合物的典型單元操作。易揮發(fā)組分：沸點(diǎn)低的組分，又稱(chēng)為輕組分。難揮發(fā)組分：沸點(diǎn)高的組分，又稱(chēng)為重組分。6.1 概述第六章 精餾蒸餾操作的分類(lèi)按操作方式分：簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾按操作壓力分：常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾按原料中所含組分?jǐn)?shù)目分：雙組分蒸餾及多組分蒸餾按操作流程分：連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾 本章主要討論常壓雙組分連續(xù)精餾。揮發(fā)度的差異：液體混合物氣化達(dá)到氣液相平衡時(shí)，各組分在兩相中的相對(duì)含量不同，氣相中易揮發(fā)組分的含量就會(huì)高于液相中該組分的含量，而液相中難揮發(fā)組分也會(huì)高

2、于該組分在氣相中的含量。精餾的原理：利用各組分揮發(fā)度的差異，對(duì)液體混合物進(jìn)行多次部分氣化和部分冷凝相結(jié)合的操作，就會(huì)使氣相中的易揮發(fā)組分含量越來(lái)越高，液相中難揮發(fā)組分含量也越來(lái)越高，從而達(dá)到分離混合物的目的。氣液相平衡是分析精餾原理和進(jìn)行精餾設(shè)備計(jì)算的理論基礎(chǔ)。以組分在兩相中的濃度（組成）偏離平衡的程度來(lái)衡量傳質(zhì)推動(dòng)力的大小，傳質(zhì)過(guò)程以?xún)上噙_(dá)到相平衡為極限；6.2 雙組分溶液的氣液平衡氣液相平衡關(guān)系就是在一定溫度和壓力的條件下，氣液兩相達(dá)到平衡狀態(tài)時(shí)其組成在氣液兩相間的分配關(guān)系精餾是氣液兩相間的傳質(zhì)過(guò)程；溶液的分類(lèi)：理想溶液和非理想溶液。理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律：氣液相平衡時(shí)，溶液

3、上方某一組分的蒸汽壓與溶液中該組分的摩爾分?jǐn)?shù)成正比，即式中 p溶液上方組分的平衡分壓 p0同溫度下純組分的飽和蒸氣壓 x溶液中組分的摩爾分率6.2.1 拉烏爾定律溶液上方的蒸汽總壓為 當(dāng)總壓P不高時(shí)，平衡的氣相可視為理想氣體，服從道爾頓分壓定律，即 式（a）和（b）為兩組分理想物系的氣液平衡關(guān)系式。（a）（b）純液體的揮發(fā)度是指該液體在一定溫度下的飽和蒸氣壓。相對(duì)揮發(fā)度定義為溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度與難揮發(fā)組分揮發(fā)度之比。 溶液中各組分的揮發(fā)度定義為該組分在蒸氣中的分壓和與之相平衡的液相中的摩爾分率之比，即vA=pA/xA vB=pB/xB 6.2.2 相對(duì)揮發(fā)度及氣液平衡方程當(dāng)總壓不高時(shí)，蒸

4、氣服從道爾頓分壓定律對(duì)于二元溶液 xB=1-xAyB=1-yA整理后，略去下標(biāo)相平衡方程相對(duì)揮發(fā)度的意義 其值的大小可用于判斷某混合溶液能否用蒸餾方法加以分離以及分離的難易程度。當(dāng)1時(shí)，表示組分A較B容易揮發(fā)， 愈大，揮發(fā)度差異愈大，分離愈容易。當(dāng)=1時(shí)，氣相組成與液相組成相同，不能用普通精餾方法加以分離。上曲線：平衡時(shí)汽相組成與溫度的關(guān)系，稱(chēng)為汽相線（露點(diǎn)曲線）；下曲線：平衡時(shí)液相組成與溫度的關(guān)系，稱(chēng)為液相線（泡點(diǎn)曲線）。兩曲線將圖分成三個(gè)區(qū)域：液相區(qū)、過(guò)熱蒸汽區(qū)、汽液共存區(qū)。 T-X(Y) x1(y1) t4BHJA t - x t - yTt3t2t16.2.3 氣液平衡圖 1 溫度組成

5、圖（t x y圖） FEC液相組成 x氣相組成 y110X Y 圖相平衡曲線：液相濃度x和與之平衡的氣相濃度y之間的關(guān)系平衡線位于對(duì)角線的上方；平衡線離對(duì)角線越遠(yuǎn)，表示該溶液越易分離。 實(shí)驗(yàn)表明：總壓對(duì) t-y-x 關(guān)系比對(duì) y-x 關(guān)系的影響大；當(dāng)總壓變化不大時(shí),總壓對(duì) y-x 關(guān)系的影響可忽略不計(jì)精餾中使用 y-x 圖較t-y-x 圖更為方便。2 汽液相平衡圖（ X Y 圖 ）6.3 精餾原理和流程只有設(shè)法使體系落在汽液共存區(qū)這才能實(shí)現(xiàn)一定程度的分離。如將組成為xF的過(guò)冷溶液加熱至B點(diǎn)，混合液部分氣化，氣相組成為y1，液相組成x1， 可知y1 xF x1將組成y1的氣相部分冷凝到溫度t2,

6、 可知其氣相組成y2 y1，若繼續(xù).氣相中可得到較高濃度的易揮發(fā)組分 AP=定值Tx(y) xm ynBt1y1x1t2y2從氣相得到較純的易揮發(fā)組分； AP=定值Tx(y) xm yn xFB從液相中則得到較純的難揮發(fā)組分 。多次部分氣化和多次部分冷凝如將B點(diǎn)組成為x1的液相加熱至t2使其部分氣化，液相組成x2， 可知x2 x1將組成x2的液相繼續(xù)加熱到溫度t3, 可知其液相組成x3 x2 x1 ，若繼續(xù).液相中可得到較高濃度的難揮發(fā)組分t1t2x1x2xFx2x1y1x3y2y3 y3(或xD)y1冷凝器分離器加熱器多次部分氣化示意圖分離過(guò)程得到的中間餾分多，純產(chǎn)品的收率低。解決方法：上圖

7、所示的流程存在的問(wèn)題： 對(duì)任一分離器有來(lái)自下一級(jí)的蒸汽和來(lái)自上一級(jí)的液體，氣液兩相在本級(jí)接觸，蒸汽部分冷凝，同時(shí)液體部分氣化，又產(chǎn)生新的氣液兩相。蒸汽逐級(jí)上升，液體逐級(jí)下降。省卻中間加熱器和冷凝器。流程龐雜，設(shè)備繁多，能量消耗大。工業(yè)上采用塔板取代中間各級(jí)精餾塔下面由加熱釜(再沸器)供熱，使釜中殘液部分汽化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液體處于沸騰狀態(tài)。頂部冷凝得到的餾出液部分作回流入塔，從塔頂引入后逐板下流，使各板上保持一定液層。原料液于中部適宜位置處加入精餾塔，其液相部分也逐板向下流入加熱釜，汽相部分則上升經(jīng)各板至塔頂。由于塔底部幾乎是純難揮發(fā)組分，因此塔底部溫度最高，而頂部回流液幾乎是純易揮

8、發(fā)組分，因此塔頂部溫度最低，整個(gè)塔內(nèi)的溫度，由下 向上逐漸降低。 yn-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔內(nèi)氣液的流動(dòng)來(lái)自n-1層板組成為xn-1的液體與來(lái)自n+1層板組成為yn+1的蒸汽在第n層板上接觸。由于xn-1與yn+1不平衡，而且蒸汽的溫度（tn+1）比液體的溫度（tn-1）高，所以，組成為yn+1的蒸汽在第n層板上部分冷凝，難揮發(fā)組分從氣相轉(zhuǎn)移到液相，并使xn-1的液體部分汽化,易揮發(fā)組分由液相轉(zhuǎn)移到氣相，結(jié)果xnyn+1。以第n層板為例來(lái)說(shuō)明塔板組成的關(guān)系，其上為第n-1層板，其下為第n+1層板。理論塔板 ： 若yn和xn滿(mǎn)足氣液平衡方程，此種塔板稱(chēng)為理論 塔板。 yn

9、-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔內(nèi)氣液的流動(dòng)假設(shè)蒸汽和液體充分接觸，并在離開(kāi)第n層板時(shí)達(dá)到相平衡，即yn與xn平衡，這說(shuō)明塔板主要起到了傳質(zhì)作用?；亓鳎荷剿?shù)钠鹘M成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作為塔頂產(chǎn)品，另一部分返回塔頂作為液流，這部份液流稱(chēng)為回流。 再沸器：提供一定量上升的蒸氣流。精餾連續(xù)穩(wěn)定操作的條件上一層塔板下降的液體和下一層塔板上升的氣體的充分接觸是保證氣液兩相進(jìn)行部分氣化和部分冷凝的必要條件設(shè)備：包括精餾塔、塔底再沸器、塔頂冷凝器、原料預(yù)熱器、回流液泵等。加料板：當(dāng)某塊塔板上的濃度與原料的濃度相近或相等時(shí),料液由此加入，該板稱(chēng)為加料板。精餾段：加料板以上的部分

10、，作用是利用回流液將上升氣體中的難揮發(fā)組分部分冷凝，起到蒸餾提純作用，在塔頂?shù)玫捷^純的易揮發(fā)組分提餾段：加料板以下的部分（包括加料板），作用是利用上升的蒸氣使料液和精餾段回流液的混合物中易揮發(fā)組分氣化，在塔底得到較純的難揮發(fā)組分。 精餾操作流程精餾操作分為連續(xù)精餾和間歇精餾。連續(xù)精餾：達(dá)到定常態(tài)時(shí)，每一層塔板氣液兩相的溫度和組成不變，可得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品間歇精餾：無(wú)提餾段，每一層塔板上氣液兩相組成不斷變化恒摩爾汽化：除加料板外，每層塔板上升的蒸汽的摩爾流量相等。精餾段: qn,L,1=qn,L, 2=qn,L =定值提餾段: =定值但qn,L與qn,L不一定相等. 精餾段: qn,V,1=qn

11、,V, 2=qn,V =定值提餾段: =定值但qn,V與qn,V不一定相等. 恒摩爾溢流： 每層塔板溢流的液體的摩爾流量相等。6.4.1恒摩爾流的假設(shè)6.4 雙組分連續(xù)精餾塔的物料衡算和能量衡算恒摩爾流 滿(mǎn)足恒摩爾流的條件（1）各組分物質(zhì)的量氣化潛熱相等；（2）氣液接觸時(shí)因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；（3）塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。因此，氣液兩相在塔板上接觸時(shí)，蒸汽冷凝量和液體汽化量相等。恒摩爾汽化和恒摩爾溢流的總稱(chēng)。原料液釜?dú)堃吼s出液QBqn,L , xDqn,D ,xDqn,F xFqn,VQcqn,Lqn,Vqn,W xW6.4.2全塔物料衡算總物料 衡算 qn,F = qn,D

12、 + qn,W 進(jìn)入塔的易揮發(fā)組分=離開(kāi)塔的易揮發(fā)組分 qn,F xF = qn,D xD+ qn,W xW 式中 qn,F原料液流量，kmol/h； qn,D餾出液流量，kmol/h； qn,W塔底產(chǎn)物流量，kmol/h；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；塔頂易揮發(fā)組分回收率 = qn,D xD / qn,F xF 100%塔底難揮發(fā)組分回收率 =qn,D ,xDqn,L , xDqn,V, y1qn,F,xFx1x2qn,L xn qn,V, yn+1 yny212nn+1精餾段操作線方程 以精餾段的第n+1層塔板以上塔段

13、及冷凝器作為衡算范圍，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，則有qn,V = qn,D + qn,L 易揮發(fā)組分： qn,V yn+1 = qn,L xn+ qn,D xD 式中 qn,V 精餾段每塊塔板上升的蒸汽流量，kmol/h； qn,L 精餾段每塊塔板溢流的液體流量，kmol/h； qn,D 餾出液流量，kmol/h； yn+1 精餾段第n+1板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的mol分率； xn 精餾段第n板下降的液體中易揮發(fā)組分的mol分率；qn,V = qn,D + qn,L qn,V yn+1 = qn,L xn+ qn,D xD 根據(jù)恒摩爾流假設(shè)，qn,L為定值，且在穩(wěn)定操作時(shí)，qn,D及xD為定值，故R為

14、常量。 令R=qn,L/qn,D（R稱(chēng)為回流比），則有上式即為精餾段操作線方程。它描述了任一板(第n層板)的液體組成與自相鄰的下一塔板(第n+1層)上升的蒸汽組成之間的關(guān)系，為一線性關(guān)系，其中，斜率為R/(R+1)， 截距為xD/(R+1)。例6-1 將含24%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）易揮發(fā)組分的某液體混合物送入一連續(xù)精餾塔中。要求餾出液含95%易揮發(fā)組分，釜液含3%易揮發(fā)組分。送入冷凝器的蒸氣量為850kmol/h，流入精餾塔的回流液為670kmol/h，試求：1、每小時(shí)能獲得多少kmol/h的餾出液？多少kmol/h的釜液？2、回流比R為多少？3、精餾段操作線方程？qn,W xWF,xFxNqn

15、,L,xmyNqn,V, ym+1mN 以提餾段第m層塔板以下塔段及再沸器作為衡算范圍，則有總物料衡算: qn,L=qn,V+ qn,W xm 提餾段第m板下降液體易揮發(fā)組分mol分率；ym+1 提餾段第m+1板上升蒸汽易揮發(fā)組分mol分率； 式中：qn,L 提餾段每板下降液體流量,kmol/h；qn,V 提餾段每板上升蒸汽流量,kmol/h；qn,W 釜液流量,kmol/h； 易揮發(fā)組分: qn,Lxm=qn,Vym+1+ qn,W xw 提餾段操作線方程qn,Vqn,L由上兩物料恒算式可得 上式稱(chēng)為提餾段操作線方程。此式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自第m層板下降液體組成xm與其相鄰的下層

16、板（第m+1層）上升蒸氣組成ym+1之間的關(guān)系，呈線性關(guān)系。 注：提餾段液體量 qn,L不容易求，它除了與 qn,L有關(guān)外，還受進(jìn)料量及進(jìn)料熱狀況的影響 。 通常，進(jìn)料狀況有5 種情況：冷液體進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料、汽液混合物進(jìn)料、飽和蒸汽進(jìn)料和過(guò)熱蒸汽進(jìn)料。提餾段內(nèi)下降的液體流量包括三部分，由于上升的蒸氣有部分冷凝，因此qn,V qn,L+qn,Fqn,Fqn,Lqn,Vqn,Lqn,V原料溫度 板溫)qn,Fqn,Lqn,Vqn,Lqn,V3 汽液混合物進(jìn)料qn,V qn,Vqn,L qn,L 板溫 )qn,Fqn,Lqn,Lqn,Vqn,V4 飽和蒸汽進(jìn)料qn,V = qn,V+qn,Fqn,L

17、 = qn,L原料為高于露點(diǎn)溫度的過(guò)熱蒸汽(料溫 板溫)qn,Fqn,Lqn,Lqn,Vqn,V5 過(guò)熱蒸汽進(jìn)料精餾段內(nèi)上升的蒸氣流量包括三部分，由于原料溫度降至進(jìn)料板溫度釋放出的熱量使部分回流液體氣化，因此qn,V qn,V +qn,F qn,L 1, 冷液體進(jìn)料； 垂直線, = 1, 泡點(diǎn)進(jìn)料； 第二相線, 0 1, 汽液混合物進(jìn)料； 水平線, = 0, 飽和蒸汽進(jìn)料； 第三相線, 1 = 10 1 = 0 0eXFaXDXwb不同熱狀態(tài)下的 線圖 利用上方程式作提餾段的操作線方程較復(fù)雜。由于 線的引入，簡(jiǎn)化了提餾段操作線的繪制。 xD xW xFedd(1) 過(guò)坐標(biāo)為（x=xF，y=yF

18、）的 e 點(diǎn)作斜率為 / ( -1)的直線即為線。(2) 線與精餾段操作線相交于一點(diǎn)，聯(lián)結(jié)該點(diǎn)與對(duì)角線上點(diǎn)（x=xW，y=xW） 即為提餾段操作線。提餾段操作線的作法 畫(huà)坐標(biāo)圖； xW xD12345678baxFecd11f 作平衡線和對(duì)角線線 ；作精餾線（ab線）； 作線（ef線）；作提餾線（cd線）； 作梯級(jí) 。圖解過(guò)程從點(diǎn)（x=xD，y=xD）開(kāi)始在操作線與平衡線作直角階梯直至最后一個(gè)階梯的垂線達(dá)到xW或略小于xW為止。 注：所畫(huà)的每一個(gè)階梯代表理論塔板，跨過(guò)兩操作線交點(diǎn)的那層塔板為加料板，最后一層塔板為再沸器。 xD xW xF xW xF xD1234565R一定, 不改變精餾線的

19、位置；R一定, 對(duì)提餾線有較大影響隨減小，提餾線向平衡線靠近，所需理論塔板數(shù)越多。進(jìn)料狀況對(duì)操作線的影響例6-4 在連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合物，已知原料液流量為80kmol/h，苯的組成為40%，餾出液含苯為90%（以上均為mol分?jǐn)?shù)），要求苯回收率不低于90% ，若塔頂為全凝器，進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料，操作回流比為2，在操作條件下，物系的相對(duì)揮發(fā)度為2.47，試用圖解法計(jì)算所需理論塔板數(shù)全回流：若塔頂為全凝器，上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔內(nèi)稱(chēng)為全回流。qn,D=0，兩條操作線合而為一，與對(duì)角線重合，無(wú)精餾段和提餾段之分?；亓鞅萊=qn,F/qn,D ，是回流比的最大值。精餾操作為yn+1=xn，

20、線斜率為1，截距為0，操作線與平衡線之間距離最大，傳質(zhì)推動(dòng)力最大，所需理論塔板數(shù)最少，以Nmin表示。6.5.3 全回流與最小理論塔板數(shù)全回流特征： xDxW 全回流時(shí)，可由平衡線方程和操作線方程導(dǎo)出如下公式（芬斯克公式Fenske）：Nmin為全回流時(shí)所需的最少理論板數(shù)（包括再沸器）。為全塔平均相對(duì)揮發(fā)度。 當(dāng)塔頂和塔底的相對(duì)揮發(fā)度相差不大時(shí)，最少理論板數(shù)計(jì)算 xD xq xFedyq R減小，精餾段操作線截距增大，兩操作線向平衡線移動(dòng)，達(dá)到指定分離程度所需的理論塔板數(shù)增多，當(dāng)兩操作線的交點(diǎn)位于平衡線上時(shí)，則需要無(wú)窮多的階梯才能達(dá)到d點(diǎn)。相應(yīng)的回流比稱(chēng)為最小回流比。以Rmin表示。對(duì)于一定的

21、分離要求， Rmin是回流比的最小值。6.5.4 最小回流比 對(duì)于正常曲線（如圖），設(shè)d點(diǎn)坐標(biāo)為(x，y)，則由精餾段的斜率可知1 最小回流比的求法：作圖法或解析法(1) 作圖法 xD x xFeday1由圖查得x，y ，即可得到Rminy若精餾物系為理想溶液，在最小回流比下，點(diǎn)在平衡線上，則由平衡線方程和進(jìn)料線方程得交點(diǎn) ,求得最小回流比(2) 解析法泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，x=xF，則飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)，y=yF，則對(duì)某些進(jìn)料狀態(tài)，上式可進(jìn)一步簡(jiǎn)化。實(shí)際回流比的范圍 精餾過(guò)程的經(jīng)濟(jì)性主要取決于操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用?；亓鞅仁怯绊懢s過(guò)程經(jīng)濟(jì)性的一個(gè)重要指標(biāo)。RminRR2.適宜回流比的選擇正確選擇適宜回流比操

22、作費(fèi)：設(shè)備費(fèi)(塔板數(shù))：加熱蒸汽和冷卻水：R增大時(shí)需消耗較多的加熱蒸汽和冷卻水，操作費(fèi)用相應(yīng)增加。qn,V=(R+1) qn,D qn,V=qn,V (1-)qn,F 當(dāng)為Rmin時(shí)，塔板數(shù)無(wú)窮大，設(shè)備費(fèi)無(wú)窮大；R增大時(shí)，塔板數(shù)緩慢減少，但上升的蒸汽量增加，從而使得設(shè)備的尺寸增大，即當(dāng)R增加到一定值時(shí)，設(shè)備費(fèi)又上升。 總費(fèi)用是操作費(fèi)用與設(shè)備費(fèi)用之和，其最小值所對(duì)應(yīng)的回流比即為適宜的回流比，常稱(chēng)為操作回流比。RminRR費(fèi)用總費(fèi)用操作費(fèi)用設(shè)備費(fèi)用適宜回流比的確定R=（1.12）Rmin對(duì)于難分離的物系，R應(yīng)取得更大些。例6-5在連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合物，已知進(jìn)料液苯的組成為40%，餾出液含

23、苯為97%，釜底液組成為4%（以上均為mol分?jǐn)?shù)），在操作條件下，物系的相對(duì)揮發(fā)度為2.47，試分別求以下三種進(jìn)料方式的最小回流比和全回流時(shí)的最少理論塔板數(shù)（1）冷液進(jìn)料=1.387；（2）泡點(diǎn)進(jìn)料；（3）飽和蒸汽進(jìn)料例6-6 用一連續(xù)精餾塔分離苯-甲苯物系，已知進(jìn)料組成xF=0.44，要求塔頂組成達(dá)xD=0.9（摩爾分率，上同）。已知物系的平均相對(duì)揮發(fā)度=2.47，最小回流比Rm=3，試求此時(shí)的進(jìn)料狀況參數(shù)值。根據(jù)前面討論，如能設(shè)法找出Nm、Rm與N、R之間的關(guān)系，就可從計(jì)算出的Nm、Rm值及選取的R很快確定達(dá)到規(guī)定分離要求所需的理論塔板數(shù)N。Gilliland圖解決了此問(wèn)題，其計(jì)算步驟如下

24、。求出Rm，并確定R值；用Fenske方程(或圖解法)求出Nm；計(jì)算(RRm)/(R+1)值，在Gilliland圖上查取對(duì)應(yīng)的(NNm)/(N+1)值，從此可算出N值(其中包括塔釜)；6.5.5.簡(jiǎn)捷法求理論塔板數(shù)例6-7 在連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合物，已知進(jìn)料液苯的組成為44%，要求餾出液含苯為93.4%，釜底液含苯為2.35%（以上均為mol分?jǐn)?shù)），操作條件為泡點(diǎn)進(jìn)料，物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.46，精餾段的操作線方程為y=0.68x+0.299，試用簡(jiǎn)捷法計(jì)算所需理論塔板數(shù) 分離的實(shí)際情況：由于氣液兩相接觸時(shí)間、接觸面積有限，因此在實(shí)際分離過(guò)程中不存在理論塔板，完成一定任務(wù)所需的實(shí)

25、際塔板數(shù)比理論塔板數(shù)多。 塔板效率： 1.總板效率：達(dá)到相同分離效果所需理論塔板數(shù)NT與實(shí)際塔板數(shù)NR之比稱(chēng)為塔板效率，用ET表示。 式中ET稱(chēng)為全塔效率或總板效率6.5.6實(shí)際塔板數(shù)與塔板效率總板效率既反映了塔中各單板效率的平均值，又體現(xiàn)了理論塔板數(shù)和實(shí)際塔板效率的接近程度。2單板效率EM， 又稱(chēng)為默弗里板效率，用實(shí)際塔板上氣相或液相組成的變化與理論塔板上氣相或液相組成的變化之比表示 氣相單板效率 、 分別為離開(kāi)第n、n+1塊實(shí)際板的汽相組成，摩爾分率； 與離開(kāi)第n塊實(shí)際板液相組成平衡的汽相組成，摩爾分率液相單板效率由于板上濃度的不均勻性，各單板效率并不一定相同，有可能超過(guò)100%。3點(diǎn)效率

26、EO 是指塔板上各點(diǎn)的局部效率，反映塔板上局部位置的傳質(zhì)效果若塔板上某點(diǎn)的液相濃度為x，與其稱(chēng)成平衡的氣相濃度為y，經(jīng)該點(diǎn)上升的蒸氣組成為y，則點(diǎn)效率為 當(dāng)塔板上的液體混合均勻時(shí)，影響塔板效率的因素：1.物性因素：物料的密度、粘度 氣液兩相流動(dòng)與混合 傳質(zhì)面積和傳質(zhì)系數(shù)表面張力 泡沫生成的數(shù)量、大小和穩(wěn)定性 氣液接觸面積相對(duì)揮發(fā)度 傳質(zhì)過(guò)程推動(dòng)力擴(kuò)散系數(shù) 傳質(zhì)速率2.結(jié)構(gòu)因素：塔板類(lèi)型、板間距、塔徑、溢流方式和堰高等。3.操作因素：溫度、壓強(qiáng)、氣速和氣液比。 塔板效率的估算1.奧康奈爾法該法主要考慮了液體粘度和相對(duì)揮發(fā)度對(duì)總板效率的影響2.朱汝謹(jǐn)公式考慮了液體粘度和相對(duì)揮發(fā)度對(duì)總塔板效率的影響

27、，還考慮到塔結(jié)構(gòu)和操作因素的影響，比較準(zhǔn)確6.6影響精餾操作的主要因素思考：影響精餾塔操作的因素有哪些？每一種因素是如何影響的？ 物料平衡的影響和制約根據(jù)總物料衡算，對(duì)于一定的qn,F和組成xF，只要確定分離程度xD和xW，qn,D和qn,W也就被確定了。采出率qn,D/qn,F:不能任意增減，否則進(jìn)、出塔的兩個(gè)組分的量不平衡，必然導(dǎo)致塔內(nèi)組成變化。在精餾塔的操作中，需維持塔頂和塔底產(chǎn)品的穩(wěn)定，保持精餾裝置的物料平衡是精餾塔穩(wěn)態(tài)操作的必要條件。通常由塔底液位來(lái)控制精餾塔的物料平衡。精餾塔穩(wěn)態(tài)操作的必要條件1）二元精餾塔的簡(jiǎn)化物理模型要點(diǎn)是：塔內(nèi)各板為理論板；塔內(nèi)物流為恒摩爾流。2）操作線方程是

28、物料衡算的數(shù)學(xué)表達(dá)式，若回流比與進(jìn)料狀態(tài)恒定，并滿(mǎn)足恒摩爾流假定，精餾段與提餾段操作線都是直線。3）描述精餾塔簡(jiǎn)化數(shù)學(xué)模型方程是：精餾段、提餾段操作線方程和各塔板的特征方程(相平衡方程)二元精餾的知識(shí)點(diǎn)4）理論板數(shù)的計(jì)算是交替使用操作線方程與平衡關(guān)系，計(jì)算過(guò)程使用平衡關(guān)系的次數(shù)便是理論板數(shù)。當(dāng)計(jì)算中的液相濃度近似等于進(jìn)料組成時(shí)，要更換提餾段操作線方程，而這塊理論板為最佳進(jìn)料板。5）回流比是精餾操作的重要參數(shù)，為完成規(guī)定分離要求，全回流所需理論板數(shù)最少；在最小回流比下操作，需要無(wú)窮多理論板。適宜回流比應(yīng)在全回流與最小回流比之間選擇，依據(jù)經(jīng)濟(jì)優(yōu)化。6） 線方程反映進(jìn)料狀態(tài)對(duì)操作關(guān)系的影響。進(jìn)料熱狀

29、態(tài)會(huì)影響提餾段操作線位置，進(jìn)而影響所需理論板數(shù)及進(jìn)料板位置。7）總板效率與單板效率是二個(gè)不同的概念。單板效率反映某塊塔板上的傳質(zhì)效果，常用于塔板性能研究中；總板效率反映全塔平均傳質(zhì)效果，常用于由理論板求實(shí)際塔板數(shù)。6.7 傳質(zhì)設(shè)備評(píng)價(jià)塔設(shè)備的性能指標(biāo)氣液傳質(zhì)設(shè)備主要采用塔式設(shè)備，主要有填料塔和板式塔兩種，評(píng)價(jià)他們性能優(yōu)劣的指標(biāo)主要有：1.分離效率分離效率是指每層塔板或單位高度填料層所能達(dá)到的分離程度。塔的分離效率不僅取決于被分離物系的性質(zhì)和操作狀態(tài)（壓力、溫度、流量等），也取決于塔的結(jié)構(gòu)。對(duì)于減壓或常壓操作，填料塔具有較高的分離效率；對(duì)于加壓操作，板式塔具有較高的分離效率。2.生產(chǎn)能力單位時(shí)間

30、單位塔截面上處理的物料量，生產(chǎn)能力的大小與空塔速度有關(guān)。3.壓力降氣相通過(guò)每層塔板或單位高度填料層的壓力降。塔內(nèi)壓降過(guò)大，必然導(dǎo)致塔底釜壓過(guò)高，耗能增加。4.操作彈性負(fù)荷變化時(shí)，仍能維持定態(tài)操作并保持較高分離效率的能力5.持液量塔在正常操作時(shí)，填料表面、塔內(nèi)構(gòu)件或塔板上所保持的液體量，它隨操作負(fù)荷的變化而增減。對(duì)于填料塔，持液量一般小于6%，而板式塔則高達(dá)8%12%。持液量大，對(duì)操作因素的突然變化可起到緩沖作用，使塔的操作平穩(wěn)，不易引起產(chǎn)品質(zhì)量的迅速變化。但持液量過(guò)大，要達(dá)到塔內(nèi)各部位組成穩(wěn)定平衡的時(shí)間很長(zhǎng)。板式塔的結(jié)構(gòu)類(lèi)型及性能評(píng)價(jià) （一）板式塔的結(jié)構(gòu) 板式塔是由圓柱形殼體、塔板、溢流堰、降

31、液管、受液盤(pán)、氣體和液體進(jìn)、出口等部件組成的。塔板是板式塔的核心構(gòu)件，它提供氣液接觸的場(chǎng)所。在有降液管的板式塔中，氣液兩相總體呈逆流流動(dòng)，而在每塊塔板上呈錯(cuò)流方式接觸。 1-塔體；2-塔板；3-溢流堰；4-受液盤(pán)； 5-降液管 （二）塔板的類(lèi)型 塔板的分類(lèi)有錯(cuò)流、逆流兩種 錯(cuò)流塔板：塔板間設(shè)有降液管。液體橫向流過(guò)塔板，氣體經(jīng)過(guò)塔板上的孔道上升，在塔板上氣、液兩相呈錯(cuò)流接觸。無(wú)溢流塔板逆流塔板（穿流式塔板）：優(yōu)點(diǎn)：塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，板上無(wú)液面差，板面充分利用，生產(chǎn)能力較大；缺點(diǎn)：板效率及操作彈性不及溢流塔板，應(yīng)用范圍小得多。塔板流型 （a）單流型 （b）雙流型 （c）四程流型雙流型多流型塔板上氣、液

32、流動(dòng)狀態(tài) 1. 氣液接觸狀態(tài)連續(xù)相：液體分散相：氣體兩相接觸面積：氣泡表面(a)鼓泡狀態(tài)連續(xù)相：液體分散相：氣體兩相接觸面積：氣泡表面(b)蜂窩狀態(tài)連續(xù)相：液體分散相：氣體兩相接觸面積：不斷更新的液膜表面(c)泡沫狀態(tài)連續(xù)相：氣體分散相：液體兩相接觸面積：不斷更新的液滴表面(d)噴射狀態(tài)當(dāng)孔速較小時(shí)為鼓泡接觸狀態(tài)；隨著孔速增大轉(zhuǎn)為泡沫接觸狀態(tài)；當(dāng)孔速較大時(shí)為噴射狀態(tài)。工業(yè)上常采用泡沫接觸狀態(tài)或噴射接觸狀態(tài)。按照塔板上氣液接觸元件不同，塔板可分為多種型式 ：最初：泡罩塔和篩板塔20世紀(jì)50年代：浮閥塔；60年代初：改進(jìn)的篩板塔；很多新型的板式塔：噴射型塔板 ：舌形塔板、浮舌塔板、斜孔塔板、網(wǎng)孔塔

33、板等 板式塔種類(lèi)1. 泡罩塔板主要元件由升氣管和泡罩構(gòu)成，泡罩安裝在升氣管頂部，泡罩底緣開(kāi)有若干齒縫浸入在板上液層中，升氣管頂部應(yīng)高于泡罩齒縫的上沿，以防止液體從中漏下。優(yōu)點(diǎn)：操作穩(wěn)定，升氣管使泡罩塔板低氣速下也不致產(chǎn)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，故彈性大。缺點(diǎn)：結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價(jià)高，塔板壓降大，生產(chǎn)強(qiáng)度低。 泡罩塔板2. 浮閥塔板結(jié)構(gòu)：在塔板上按一定的排列開(kāi)若干孔，孔的上方安置可以在孔軸線方向上下浮動(dòng)的閥片。優(yōu)點(diǎn)：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，生產(chǎn)能力和操作彈性大，板效率高。綜合性能較優(yōu)異。 F-1型V4型A型十字架型方型浮閥浮 閥3. 篩孔塔板塔板上開(kāi)有許多均勻的小孔，孔徑一般為38mm。篩孔在塔板上為正三角形排列。塔板上設(shè)

34、置溢流堰，使板上能保持一定厚度的液層。 優(yōu)點(diǎn)：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低，板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力大，傳質(zhì)效率高。 缺點(diǎn)：篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。 篩板塔 4 垂直篩板在塔板上開(kāi)若干大孔(直徑100200mm)，孔上設(shè)置側(cè)壁開(kāi)有許多篩孔的泡罩，泡罩底邊留有間隙供液體進(jìn)入罩內(nèi)。氣流將由泡罩底隙進(jìn)入罩內(nèi)的液體拉成液膜形成兩相上升流動(dòng)，經(jīng)泡罩側(cè)壁篩孔噴出后兩相分離，即氣體上升,液體落回塔板。液體從塔板入口流至降液管將多次經(jīng)歷上述過(guò)程。 與普通篩板相比，垂直篩板為氣液兩相提供了很大的不斷更新的相際接觸表面，強(qiáng)化了傳質(zhì)過(guò)程；且氣液由水平方向噴出，液滴在垂直方向的初速度為零，降低了液沫夾帶量，因此垂直篩板可獲得較高的塔板效率和較大的生產(chǎn)能力。 5. 舌形塔板一種斜噴射型塔板。結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，在塔板上沖出若干