蒸馏-讲座.pdf

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1、 蒸馏过程基础 蒸馏过程基础 天津大学 国家精馏重点实验室 编 写 人：曾爱武 联系电话：022-27404732 传 真：022-27404496 邮政编码：300072 EMAIL: 2004 年 10 月 16 日 I蒸馏过程基础 目 录 1.蒸馏过程概述蒸馏过程概述.1 1.1.蒸馏过程在化工中的应用.1 1.2.蒸馏分离的特点.1 1.3.蒸馏过程的分类.1 2.蒸馏过程的汽液平衡关系蒸馏过程的汽液平衡关系.2 2.1.两组分理想物系的汽液平衡.2 2.1.1.汽液平衡相图.2 2.1.2.汽液平衡的关系式.2 2.2.两组分非理想物系的汽液平衡.4 2.2.1.汽液平衡相图.4 2

2、.2.2.汽液平衡方程.4 3.平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏.5 3.1.平衡蒸馏装置与流程.5 3.2.平衡蒸馏过程计算.5 3.3.简单蒸馏装置与流程.6 3.4.简单蒸馏的计算.7 4.精馏过程原理精馏过程原理.8 4.1.多次部分汽化和冷凝.8 4.2.精馏塔模型.8 5.精馏操作流程精馏操作流程.9 5.1.连续精馏操作流程.9 5.2.间歇精馏操作流程.9 6.两组分连续精馏的计算两组分连续精馏的计算.10 6.1.计算的基本假定.10 6.1.1.理论板的假定.10 6.1.2.恒摩尔流假定.10 6.2.物料衡算与操作线方程.11 6.2.1.全塔物料衡算.11 6.2

3、.2.操作线方程.11 6.3.进料热状况对操作线方程的影响.12 6.3.1.精馏塔的进料热状况.13 6.3.2.进料热状况参数.13 6.3.3.进料热状况对操作线方程的影响.14 6.4.理论板层数的计算.14 6.4.1.逐板计算法.14 6.4.2.图解法.15 II6.4.3.适宜的进料位置.16 6.5.回流比的影响及其选择.17 6.5.1.全回流和最小理论板层数.17 6.5.2.最小回流比.19 6.5.3.适宜回流比的选择.19 7.蒸馏和吸收塔设备蒸馏和吸收塔设备.19 7.1.板式塔.19 7.1.1.板式塔的结构.19 7.1.2.塔板的类型.20 7.1.3.板

4、式塔的流体力学性能.21 7.2.填料塔.25 7.2.1.填料塔的结构特点.25 7.2.2.填料的类型.25 7.2.3.填料的性能评价.27 7.2.4.填料塔的流体力学性能.28 7.2.5.填料的选择.29 7.2.6.填料塔的内件.31 8.投运准备投运准备.33 8.1.开车前检查.33 8.2.管线清扫.34 8.3.塔的清扫.34 8.4.装拆盲板.35 8.5.渗漏试验.36 8.6.塔的冲洗.36 8.7.脱水操作.37 9.开停车开停车.38 9.1.开停车一般步骤.38 9.2.开停车用的管线.38 9.3.开停车应考虑的问题.39 9.4.全回流操作.41 9.5.

5、塔中液体的排放.41 10.现场测试现场测试.42 10.1.液泛的现场测试.42 10.2.塔中泡沫.43 10.3.塔性能现场测试.44 11.故障处理故障处理.50 11.1.精馏增故障原因.50 11.2.故障处理对策.50 11.3.故障处理实例.53 12.精馏塔的基本控制精馏塔的基本控制.54 11.蒸馏过程概述蒸馏过程概述 1.1.蒸馏过程在化工中的应用蒸馏过程在化工中的应用 在化工生产过程中，常常需要将原料、中间产物或粗产物进行分离，以获得符合工艺要求的化工产品或中间产品。化工上常见的分离过程包括蒸馏、吸收、萃取、干燥及结晶等，其中蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，应用最为

6、广泛。例如将原油蒸馏可得到汽油、煤油、柴油及重油等；将混合芳烃蒸馏可得到苯、甲苯及二甲苯等；将液态空气蒸馏可得到纯态的液氧和液氮等。蒸馏是分离均相液体混合物的一种方法。蒸馏分离的依据是，根据溶液中各组分挥发度（或沸点）的差异，使各组分得以分离。其中较易挥发的称为易挥发组分（或轻组分）；较难挥发的称为难挥发组分（或重组分）。例如在容器中将苯和甲苯的溶液加热使之部分汽化，形成汽液两相。当汽液两相趋于平衡时，由于苯的挥发性能比甲苯强（即苯的沸点较甲苯低），汽相中苯的含量必然较原来溶液高，将蒸汽引出并冷凝后，即可得到含苯较高的液体。而残留在容器中的液体，苯的含量比原来溶液的低，也即甲苯的含量比原来溶液

7、的高。这样，溶液就得到了初步的分离。若多次进行上述分离过程，即可获得较纯的苯和甲苯。1.2.蒸馏分离的特点蒸馏分离的特点 蒸馏是目前应用最广的一类液体混合物分离方法，其具有如下特点：(1)通过蒸馏分离可以直接获得所需要的产品，而吸收、萃取等分离方法，由于有外加的溶剂，需进一步使所提取的组分与外加组分再行分离，因而蒸馏操作流程通常较为简单。(2)蒸馏分离的适用范围广，它不仅可以分离液体混合物，而且可用于气态或固态混合物的分离。例如，可将空气加压液化，再用精馏方法获得氧、氮等产品；再如，脂肪酸的混合物，可用加热使其熔化，并在减压下建立汽液两相系统，用蒸馏方法进行分离。(3)蒸馏过程适用于各种浓度混

8、合物的分离，而吸收、萃取等操作，只有当被提取组分浓度较低时才比较经济。(4)蒸馏操作是通过对混合液加热建立汽液两相体系的，所得到的汽相还需要再冷凝液化。因此，蒸馏操作耗能较大。蒸馏过程中的节能是个值得重视的问题。1.3.蒸馏过程的分类蒸馏过程的分类 工业上，蒸馏操作可按以下方法分类：（1）蒸馏操作方式 可分为简单蒸馏、平衡蒸馏（闪蒸），精馏和特殊精馏等。（2）物系中组分的数目 可分为两组分精馏和多组分精馏。（3）操作压力 可分为加压、常压和减压蒸馏。22.蒸馏过程的汽液平衡关系蒸馏过程的汽液平衡关系 蒸馏操作是汽液两相间的传质过程，汽液两相达到平衡状态是传质过程的极限。因此，汽液平衡关系是分析

9、精馏原理、解决精馏计算的基础。2.1.两组分理想物系的汽液平衡两组分理想物系的汽液平衡 所谓理想物系是指液相和汽相应符合以下条件：(1)液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律。(2)汽相为理想气体，遵循道尔顿分压定律。2.1.1.汽液平衡相图汽液平衡相图 蒸馏中常用的相图为恒压下的温度组成图及汽相液相组成图。（1）温度组成 t-x-y 图在恒定的总压下，溶液的平衡温度随组成而变，将平衡温度与液（汽）相的组成关系标绘成曲线图，该曲线图即为温度一组成图或 t-x-y 图。（2）汽液相组成图(xy 图)xy 图直观地表达了在一定压力下，处于平衡状态的汽液两相组成的关系，在蒸馏计算中应用最为普遍。2.1.2.

10、汽液平衡的关系式汽液平衡的关系式 前已述及，用相图来表达汽液平衡关系较为直观，但在定量计算中采用汽液平衡关系式更为方便。（1）拉乌尔定律实验表明，当理想溶液的汽液两相呈平衡时，溶液上方组分的分压与溶液中该组分的摩尔分率成正比，即 0AAApp x=(0.1)00(1)BBBBApp xpx=(0.2)式中：x溶液中组分的摩尔分率；p溶液上方组分的平衡分压，Pa；p0同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa。下标A表示易挥发组分，B表示难挥发组分。式(0.1)所示的关系称为拉乌尔定律。（2）以平衡常数表示的汽液平衡方程对拉乌尔定律进行分析，即可得出以平衡常数表示的汽液平衡方程。设平衡的汽相遵循道尔顿分压

11、定律，即 AApyp=(0.3)3 或 0AAApyxp=代入式1-4，可得 0000ABAABpppyp pp=(0.4)式(0.4)表示汽液平衡时汽相组成与平衡温度之间的关系，称为露点方程。根据此式可计算一定压力下，某蒸汽混合物的露点温度。令0AApkp=则 AAAyk x=(0.5)式(0.5)即为以平衡常数表示的汽液平衡方程，kA称为汽液相平衡常数，简称平衡常数。（3）以相对挥发度表示的汽液平衡方程前已述及，蒸馏的基本依据是混合液中各组分挥发度的差异。纯组分的挥发度是指液体在一定温度下的饱和蒸汽压。而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的液相中的摩尔分率之比来表示，即 A

12、AApx=(0.6)BBBpx=(0.7)式中A和B分别为溶液中A、B两组分的挥发度。对于理想溶液，因符合拉乌尔定律，则有 00,AABBpp=挥发度表示某组分挥发能力的大小，随温度而变，在使用上不太方便，故引出相对挥发度的概念。习惯上将易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比称为相对挥发度，以 /AAABBBpxpx=(0.8)对于理想物系，汽相遵循道尔顿分压定律，则上式可改写为 /AAABBBBApyxy xpyxy x=(0.9)通常将式(0.9)称为相对挥发度的定义式。对理想溶液，则有 4 00ABpp=(0.10)由于0Ap与0Bp随温度沿着相同方向变化，因而两者的比值变化不大，计

13、算时一般可将取作常数或取操作温度范围内的平均值。对于两组分溶液，当总压不高时，由式(0.9)可得 11AAAABBAByxyxyxyx=或 略去下标，经整理可得 1(1)xyx=+(0.11)式(0.11)即为以相对挥发度表示的汽液平衡方程。在蒸馏的分析和计算中，常用式(0.11)来表示汽液平衡关系。根据相对挥发度值的大小可判断某混合液是否能用一般蒸馏方法分离及分离的难易程度。若1，表示组分 A 较 B 容易挥发，值偏离 1 的程度愈大，挥发度差异愈大，分离愈容易。若=1，由式(0.11)可知 y=x，此时不能用普通蒸馏方法加以分离，需要采用特殊精馏或其它分离方法。2.2.两组分非理想物系的汽

14、液平衡两组分非理想物系的汽液平衡 实际生产中所遇到的大多数物系为非理想物系。非理想物系可能有如下三种情况：(1)液相为非理想溶液，汽相为理想气体；(2)液相为理想溶液，汽相为非理想气体；(3)液相为非理想溶液，汽相为非理想气体。精馏过程一般在较低的压力下进行，此时汽相通常可视为理想气体，故多数非理想物系可视为第一种情况。2.2.1.汽液平衡相图汽液平衡相图 各种实际溶液与理想溶液的偏差程度各不相同，例如乙醇水、苯乙醇等物系是具有很大正偏差的例子，表现为溶液在某一组成时其两组分的饱和蒸汽压之和出现最大值。与此对应的溶液泡点比两纯组分的沸点都低，为具最低恒沸点的溶液。与之相反，氯仿丙酮溶液和硝酸水

15、物系为具有很大负偏差的例子。2.2.2.汽液平衡方程汽液平衡方程 对于非理想溶液，其平衡分压可表示为 0AAAApp x=(0.12)5 0BBBBpp x=(0.13)式中的 为组分的活度系数，各组分的活度系数值和其组成有关，一般可通过实验数据求取或用热力学公式计算。当总压不太高，汽相为理想气体时，则其平衡汽相组成为 0AAAAp xyp=令 0AAApkp=(0.14)则AAAyk x=应予指出，采用平衡常数表示汽液平衡方程时，理想物系与非理想物系的汽液平衡方程的形式完全相同，但平衡常数的表达式不同。3.平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏 3.1.平衡蒸馏装置与流程平衡蒸馏装置与流程 平

16、衡蒸馏又称闪急蒸馏，简称闪蒸，是一种连续、稳态的单级蒸馏操作。被分离的混合液先经加热器加热，使之温度高于分离器压力下料液的泡点，然后通过减压阀使之压力降低至规定值后进入分离器。过热的液体混合物在分离器中部分汽化，将平衡的汽、液两相分别从分离器的顶部、底部引出，即实现了混合液的初步分离。3.2.平衡蒸馏过程计算平衡蒸馏过程计算 平衡蒸馏计算所应用的基本关系是物料衡算、热量衡算及汽液平衡关系。以两组分的平衡蒸馏为例分述如下。（1）物料衡算 总物料衡算 FDW=+(0.15)易挥发组分衡算 FFxDyWx=+(0.16)式中 F、D、W分别表示原料液、汽相和液相产品流量，kmol/h 或 kmol/

17、s；xF、y、x分别为原料液、汽相和液相产品中易挥发组分的摩尔分率。若各流股的组成已知，则可解得汽相产品的流量为 6 FxxDFyx=(0.17)设 q=W/F 则 1-q=D/F 式中 q 称为原料液的液化率，1-q 则称为原料液的汽化率。将以上关系代入式(0.17)并整理，可得 11Fxqyxqq=(0.18)式(0.18)表示平衡蒸馏中汽液相组成的关系。若 q 为定值时，该式为直线方程。在 xy 图上，其代表通过点(xF,xF)、斜率为 q/(q-1)的直线。（2）热量衡算 ()pFQFC Tt=(0.19)式中 Q加热器的热负荷，kJ/h 或 kW；F原料液流量，kmol/h 或 km

18、ol/s；Cp原料液的平均比热容，kJ/（kmol）；T通过加料器后料液的温度，；tF原料液的温度，。对图片 1-7 所示的减压阀和分离器作热量衡算，忽略热损失，则 ()(1)peFC Ttq rF=(0.20)式中 te分离器中的平衡温度，；r平均摩尔汽化潜热，kJ/kmol。原料液离开加热器的温度为 (1)eprTtqC=+(0.21)（3）汽液平衡关系 平衡蒸馏中，汽液两相处于平衡状态，即两相温度相等，组成互为平衡。若为理想物系，则有 1(1)xyx=+应用上述三类基本关系，即可计算平衡蒸馏中汽液相的平衡组成及平衡温度。3.3.简单蒸馏装置与流程简单蒸馏装置与流程 简单蒸馏又称微分蒸馏，

19、是一种间歇、单级蒸馏操作。原料液在蒸馏釜中通过间接加热使之部分汽化，产生的蒸汽进入冷凝器中冷凝，冷凝液作为馏出液产品排入接受器中。随着蒸馏过程的进行，釜液中易挥发组分的含量不断降低，与之平衡的汽相组成（即馏出液组成）也随之下降，釜中液体的泡点则逐渐升高。当馏出液平均组成或釜液组成降低至某规定值后，即停止蒸馏操作。在一批操作中，馏出液可分段收集，以得到不同组成的馏出液。简单蒸馏多用于液体混合物 7的初步分离。3.4.简单蒸馏的计算简单蒸馏的计算 前已述及，在简单蒸馏过程中，馏出液和釜液中易挥发组分的组成逐渐降低，釜温则逐渐升高，故简单蒸馏为非稳态过程。因此，简单蒸馏的计算应该进行微分衡算。设在某

20、瞬间，釜液量为 Lkmol、组成为 x，经微分时间 d后，釜液量变为 L-dL、组成为 x-dx，蒸出的汽相量为 dD、组成为 y。在 d时间内进行物料衡算，得总物料衡算 dL=dD 易挥发组分衡算 Lx=(L-dL)(x-dx)+ydD 联立以上两式，并略去二阶无穷小量，可得dLdxLyx=在 L=F，x=xF及 L=W，x=x2范围内积分，可得 2lnFxxFdxWyx=(0.22)若已知汽液平衡关系，则可由该式确定 F、W、xF及 x2之间的关系。设汽液平衡关系可用式(0.11)表示，代入上式积分，可得 2211lnln11FFxxFWxx=+(0.23)馏出液的平均组成 y 可通过一批

21、操作的物料衡算求得，即 22()FFFDFWFxWxWyxxxFWD=+8 4.精馏过程原理精馏过程原理 前已述及，平衡蒸馏和简单蒸馏为单级分离过程，即仅对液体混合物进行一次部分汽化和冷凝，故只能对液体混合物进行初步地分离。若使液体混合物得到几乎完全的分离，必须进行多次部分汽化和冷凝，该过程即所谓的精馏。4.1.多次部分汽化和冷凝多次部分汽化和冷凝 精馏过程原理可用txy图来说明。将组成为xF、温度为tF的某混合液加热至泡点以上，则该混合物被部分汽化，产生汽液两相，其组成分别为y1和x1，此时y1xFx1。将汽液两相分离，并将组成为y1的汽相混合物进行部分冷凝，则可得到组成为y2的汽相和组成为

22、x2的液相。继续将组成为y2的汽相进行部分冷凝，又可得到组成为y3的汽相和组成为x3的液相，显然y3y2y1。如此进行下去，最终的汽相经全部冷凝后，即可获得高纯度的易挥发组分产品。同时，将组成为x1的液相进行部分汽化，则可得到组成为2y的汽相和组成为2x的液相，继续将组成为2x的液相部分汽化，又可得到组成为3y的汽相和组成为3x的液相，显然3x2xyn+1，而离开该板的液相中易挥发组分的组成较进入该板时降低，即xnxn-1。由此可见，汽体通过一层塔板，即进行了一次部分汽化和冷凝过程。当它们经过多层塔板后，则进行了多次部分汽化和冷凝过程，最 9后在塔顶汽相中获得较纯的易挥发组分，在塔底液相中获得

23、较纯的难挥发组分，从而实现了液体混合物的分离。应予指出，在每层塔板上所进行的热量交换和质量交换是密切相关的，汽液两相温度差越大，则所交换的质量越多。汽液两相在塔板上接触后，汽相温度降低，液相温度升高，液相部分汽化所需要的潜热恰好等于汽相部分冷凝所放出的潜热，故每层塔板上不需设置加热器和冷凝器。还应指出，塔板是汽液两相进行传热与传质的场所，每层塔板上必须有汽相和液相的流过。为实现上述操作，必须从塔顶引入下降液流（即回流液）和从塔底产生上升蒸汽流，以建立汽液两相体系。因此，塔顶液体回流和塔底上升蒸汽流是精馏过程连续进行的必要条件。回流是精馏与普通蒸馏的本质区别。5.精馏操作流程精馏操作流程 根据精

24、馏原理可知，单有精馏塔尚不能完成精馏操作，还必须有提供回流液的塔顶冷凝器、提供上升蒸汽流的塔底再沸器及其它附属设备。将这些设备进行安装组合，即构成了精馏操作流程。精馏过程根据操作方式的不同，分为连续精馏和间歇精馏两种流程。5.1.连续精馏操作流程连续精馏操作流程 连续精馏操作时，原料液连续地加入精馏塔内。连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（称为釜残液）；部分液体被汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器被全部冷凝，将部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品（称为馏出液）采出。通常，将原料液加入的那层塔板称为进料板。在进料板以上的塔段，上升汽相

25、中难挥发组分向液相中传递，易挥发组分的含量逐渐增高，最终达到了上升汽相的精制，因而称为精馏段。进料板以下的塔段（包括进料板），完成了下降液体中易挥发组分的提出，从而提高塔顶易挥发组分的收率，同时获得高含量的难挥发组分塔底产品，因而将之称为提馏段。5.2.间歇精馏操作流程间歇精馏操作流程 与连续精馏不同之处是：原料液一次加入精馏釜中，因而间歇精馏塔只有精馏段而无提馏段。在精馏过程中，精馏釜的釜液组成不断变化，在塔底上升蒸汽量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液的组成也逐渐降低。当精馏釜的釜液达到规定组成后，精馏操作即被停止。应予指出，有时在塔底安装蛇管以代替再沸器，塔顶回流液也可依靠重力作用直接流

26、入塔内而省去回流液泵。106.两组分连续精馏的计算两组分连续精馏的计算 精馏过程的计算可分为设计型计算和操作型计算两类。本节点重点讨论板式精馏塔的设计型计算问题，其主要内容包括：(1)确定产品的流量或组成；(2)确定精馏塔的理论板层数和适宜的加料位置；(3)确定适宜的操作回流比；(4)计算冷凝器、再沸器的热负荷等。6.1.计算的基本假定计算的基本假定 6.1.1.理论板的假定理论板的假定 所谓理论板是指离开该板的汽液两相互成平衡，塔板上各处的液相组成均匀一致的理想化塔板。其前提条件是汽液两相皆充分混合、各自组成均匀、塔板上不存在传热、传质过程的阻力。实际上，由于塔板上汽液间的接触面积和接触时间

27、是有限的，在任何形式的塔板上，汽液两相都难以达到平衡状态，除非接触时间无限长，因而理论板是不存在的。理论板作为一种假定，可用作衡量实际板分离效率的依据和标准。通常，在工程设计中，先求得理论板层数，用塔板效率予以校正，即可求得实际塔板层数。总之，引入理论板的概念，可用泡点方程和相平衡方程描述塔板上的传递过程，对精馏过程的分析和计算是十分有用的。6.1.2.恒摩尔流假定恒摩尔流假定 精馏操作时，在精馏段和提馏段内，每层塔板上升的汽相摩尔流量和下降的液相摩尔流量一般并不相等，为了简化精馏计算，通常引入恒摩尔流动的假定。（1）恒摩尔汽流恒摩尔汽流是指在精馏塔内，从精馏段或提馏段每层塔板上升的汽相摩尔流

28、量各自相等，但两段上升的汽相摩尔流量不一定相等。即 精馏段 提馏段 式中下标表示塔板序号。（2）恒摩尔液流恒摩尔液流是指在精馏塔内，从精馏段或提馏段每层塔板下降的液相摩尔流量分别相等，但两段下降的液相摩尔流量不一定相等。即 精馏段L1=L2=L3=L=常数 提馏段123LLLL=L常数 式中下标表示塔板序号。上述内容即为恒摩尔流假定。在精馏塔的每层塔板上，若有 n kmol 的蒸汽冷凝，相应有 n kmol 的液体汽化，恒摩尔流动的假定才能成立。为此必须满足以下条件：(1)混合物中各组分的摩尔汽化潜热相等；（2）汽液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；(3)塔设备保温良好，热损失可以忽略。恒

29、摩尔流动虽是一项简化假设，但某些物系能基本上符合上述条件，因此，可将这些系统在 11精馏塔内的汽液两相视为恒摩尔流动。后面介绍的精馏计算均是以恒摩尔流为前提的。6.2.物料衡算与操作线方程物料衡算与操作线方程 6.2.1.全塔物料衡算全塔物料衡算 精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品和塔底产品)的流量、组成之间的关系可通过全塔物料衡算来确定。总物料衡算 FDW=+(0.24)易挥发组分衡算 FDWFxDxwx=+(0.25)式中 F原料液流量，kmol/h 或 kmol/s；D塔顶馏出液流量，kmol/h 或 kmol/s；W塔底釜残液流量，kmol/h 或 kmol/s；xF原料液中易挥发组分

30、的摩尔分率；xD馏出液中易挥发组分的摩尔分率；xW釜残液中易挥发组分的摩尔分率。联立式(0.24)和式(0.25)，可解得馏出液的采出率 FWDWxxDFxx=(0.26)塔顶易挥发组分的回收率为 100%DDFDxFx=(0.27)6.2.2.操作线方程操作线方程 在精馏塔中，任意塔板（n 板）下降的液相组成xn与由其下一层塔板（n+1板）上升的蒸汽组成yn+1之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为操作线方程。操作线方程可通过塔板间的物料衡算求得。在连续精馏塔中，因原料液不断从塔的中部加入，致使精馏段和提馏段具有不同的操作关系，现分别予以讨论。(1)精馏段操作线方程 总物料衡算

31、 VLD=+(0.28)易挥发组分衡算 1nnDVyLxDx+=+(0.29)12式中 xn精馏段中第 n 层板下降液相中易挥发组分的摩尔分率；yn+1精馏段第n+1 层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。将式(0.28)代入式(0.29)，并整理得 1nnDLDyxxVV+=+(0.30)或 1nnDLDyxxLDLD+=+令LRD=代入上式得 1111nnDRyxxRR+=+(0.31)式中R表示精馏段下降液体的摩尔流量与馏出液摩尔流量之比，称为回流比。根据恒摩尔流假定，L为定值，且在稳态操作时，D及xD为定值，故R也是常量，其值一般由设计者选定。R值的确定将在后面讨论。式(0.30)、式(

32、0.31)均称为精馏段操作线方程式。该式在x-y相图上为直线，其斜率为R/(R+1)，截距为xD/(R+1)。(2)提馏段操作线方程 总物料衡算 LVW=+(0.32)易挥发组分衡算 1mmWL xV yWx+=+(0.33)式中 mx提馏段第 m 层板下降液相中易挥发组分的摩尔分率；1my+提馏段第m+1 层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。将式(0.32)代入式(0.33)，经整理得 1mmWLWyxxVV+=(0.34)或 1mmWLWyxxLWLW+=式(0.34)称为提馏段操作线方程式。根据恒摩尔流假设，L为定值，稳态操作时，W与xW也为定值，因此式(0.34)在x-y相图上为直线，

33、其斜率为L/(L-W)，截距为-WxW/(L-W)。6.3.进料热状况对操作线方程的影响进料热状况对操作线方程的影响 精馏塔在操作过程中，精馏段和提馏段汽液两相流量间的关系与精馏塔的进料热状况有关，因而进料热状况对精馏段和提馏段的操作线方程有直接的影响。136.3.1.精馏塔的进料热状况精馏塔的进料热状况 根据工艺条件和操作要求，精馏塔可以不同的物态进料。组成为xF 的原料，其进料状态可有以下几种：（1）冷液进料（A 点）；（2）饱和液体（泡点）进料（B 点）；（3）汽液混合物进料（C 点）；（4）饱和蒸汽(露点)进料（D 点）；（5）过热蒸汽进料（E 点）。对于冷液进料，进料温度低于泡点，该

34、原料加入后，使得进料板上部分蒸汽冷凝。因此，提馏段的液流量除包括精馏段的液流量和进料量外，还包括部分蒸汽冷凝所形成的液量；而精馏段的汽流量小于提馏段的汽流量，即 LLLFVV+及 对于饱和液体进料，进料温度等于泡点，该原料加入后全部进入提馏段。因此，提馏段的液流量为精馏段的液流量与进料量之和；而精馏段的汽流量等于提馏段的汽流量，即 LLVVF=+及 对于汽液混合物进料，进料温度介于泡点和露点之间，该原料加入，其汽相部分进入精馏段，液相部分进入提馏段。因此，提馏段的液流量大于精馏段的液流量，但小于精馏段液流量与进料量之和；而精馏段的汽流量大于提馏段的汽流量，即 LLVVF+及 6.3.2.进料热

35、状况参数进料热状况参数 为了定量地分析进料量及其热状况对于精馏操作的影响，现引入进料热状况参数的概念。对进料板作物料及热量衡算，以单位时间为基准，可得 总物料衡算 FVLVL+=+(0.35)热量衡算 FVLVLFIV ILIVIL I+=+(0.36)式中 IF原料液的焓，kJ/kmol IV、IV分别为进料板上、下处饱和蒸汽的焓，kJ/kmol；IL、IL分别为进料板上、下处饱和液体的焓，kJ/kmol。由于塔中液体和蒸汽都呈饱和状态，且进料板上、下处的温度及汽液相组成各自都比较相近，故 VVLLIIII及 于是式(0.36)可改写为 FVLVLFIV ILIVIL I+=+或()()VF

36、LVV IFILL I=将式(0.35)代入上式，可得 14 VFVLIILLIIF=(0.37)令 VFVLIIqIIkmol=将1kmol进料变为饱和蒸汽所需热量原料液的汽化潜热(0.38)q值称为进料的热状况参数。式(0.38)为进料热状况参数的定义式，由该式可计算各种进料热状况的q值。6.3.3.进料热状况对操作线方程的影响进料热状况对操作线方程的影响 由式(0.37)和式(0.38)可得 LLqF=+(0.39)将式(0.35)代入式(0.39)，并整理得 (1)VVq F=+(0.40)式(0.39)和式(0.40)表示在精馏塔内精馏段和提馏段的汽液相流量及进料热状况参数之间的基本

37、关系。将式(0.39)代入式(0.34)，则提馏段操作线方程可改写为 1mmWLqFWyxxLqFWLqFW+=+(0.41)根据q 的定义，可得 冷液进料 q1 饱和液体（泡点）进料 q=1 汽液混合物进料 0q1 饱和蒸汽（露点）进料 q=0 过热蒸汽进料 q 0 在实际生产中，以接近泡点的冷进料和泡点进料者居多。6.4.理论板层数的计算理论板层数的计算 6.4.1.逐板计算法逐板计算法 逐板计算法通常从塔顶开始，计算过程中依次使用平衡方程和操作线方程，逐板进行计算，直至满足分离要求为止。15从塔顶最上一层塔板（序号为 1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的

38、组成均为y1，即 y1=xD 根据理论板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与y1互成平衡，由平衡方程得 1111(1)yxyy=+从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与x1符合操作关系，故可用精馏段操作线方程由x1求得y2，即 2111DxRyxRR=+同理，与 为平衡关系，可用平衡方程由 求得，再用精馏段操作线方程由 计算。如此交替地利用平衡方程及精馏段操作线方程进行逐板计算，直至求得的（泡点进料）时，则第 n 层理论板便为进料板。通常，进料板算在提馏段，因此精馏段所需理论板层数为。应予注意，对于其它进料热状态，应计算到 为止（为两操作线交点坐标值）。在进料板以下，改用提馏段操作线方程由（将其记

39、为）求得，再利用平衡方程由 求算，如此重复计算，直至计算到 为止。对于间接蒸汽加热，再沸器内汽液两相可视为平衡，再沸器相当于一层理论板，故提馏段所需理论板层数为(m1)。在计算过程中，每使用一次平衡关系，便对应一层理论板。逐板计算法计算结果准确，概念清晰，但计算过程繁琐，一般适用于计算机的计算。6.4.2.图解法图解法 图解法又称麦克布蒂利法，简称MT法。此方法是以逐板计算法的基本原理为基础，在xy相图上，用平衡曲线和操作线代替平衡方程和操作线方程，用简便的图解法求解理论板层数，该方法在两组元精馏计算中得到广泛应用。1.操作线的作法 用图解法求理论板层数时，需先在xy图上作出精馏段和提馏段的操

40、作线。前已述及，精馏段和提馏段的操作线方程在xy图上均为直线。作图时，先找出操作线与对角线的交点，然后根据已知条件求出操作线的斜率（或截距），即可作出操作线。（1）精馏段操作线的作法 将精馏段操作线方程与对角线方程 联解，可得出精馏段操作线与对角线的交点 a（、）；再根据已知的 和，求出精馏段操作线在 轴的截距，依此值在 轴上标出点，直线ab即为精馏段操作线。（2）提馏段操作线的作法同理，将提馏段操作线方程与对角线方程 联解，可得出提馏段操作线与对角线的交点 c（、）；再根据已知的 16W、F、L、q和，求出提馏段操作线在 轴的截距，依此值在 轴上标出点，直线 即为提馏段操作线。提馏段操作线的

41、截距数值很小，因此，提馏段操作线不易准确作出，且这种作图方法不能直接反映出进料热状况的影响。故提馏段操作线通常按以下方法作出：先确定提馏段操作线与对角线的交点 c，再找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点，直线 即为提馏段操作线。两操作线的交点可由联解两操作线方程而得。精馏段操作线方程和提馏段操作线方程可分别用式(0.29)和式(0.33)表示，因在交点处两式中的变量相同，故可略去有关变量的上下标，即 DWVyLxDxV yL xWx=+=及 将式(0.25)、式(0.39)及式(0.40)代入并整理，得 11Fxqyxqq=(0.42)式(0.42)即为代表两操作线交点轨迹的方程，又称q线方程

42、或进料方程。该式也是直线方程。将式(0.42)与对角线方程联立，解得交点坐标为，如图 1-22 上的点e所示。过点e作斜率为 的直线与精馏段操作线交于点d，联接cd即得提馏段操作线。（3）进料热状况对q线及操作线的影响 进料热状况参数q 值不同，q 线的斜率也就不同，q 线与精馏段操作线的交点随之而变动，从而影响提馏段操作线的位置。2.梯级图解法求理论板层数 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阶梯，即从点a作水平线与平衡线交于点 1，该点即代表离开第一层理论板的汽液相平衡组成（，），故由点 1 可确定。由点 1 作铅垂线与精馏段操作线的交点 可确定。再由点

43、 作水平线与平衡线交于点 2，由此点定出。如此，重复在平衡线与精馏段操作线之间作阶梯。当阶梯跨过两操作线的交点 d 时，改在提馏段操作线与平衡线之间绘阶梯，直至阶梯的垂线达到或跨过点 为止。平衡线上每个阶梯的顶点即代表一层理论板。跨过点d的阶梯为进料板，最后一个阶梯为再沸器。总理论板层数为阶梯数减 1。图 1-24 中的图解结果为：所需理论板层数为 6，其中精馏段与提馏段各为 3，第 4 板为进料板。6.4.3.适宜的进料位置适宜的进料位置 前已述及，进料位置对应于两操作线交点 d 所在的梯级，这一位置即为适宜的进料位置。因为若实际进料位置下移（梯级已跨过两操作线交点 d，而仍在精馏段操作线和

44、平衡线之间绘梯级）或上移（未跨过两操作线交点 d 而过早更换操作线），所需的理论板层数增多。176.5.回流比的影响及其选择回流比的影响及其选择 在精馏塔的设计中，回流比是一个重要的参数，它是由设计者预先选定的。回流比的大小，直接影响着理论板层数、塔径及冷凝器和再沸器的负荷。因此，正确地选择回流比是精馏塔设计中的关键问题。回流比有两个极限值，其上限为全回流（即回流比为无限大）；下限为最小回流比，操作回流比介于两个极限值之间。6.5.1.全回流和最小理论板层数全回流和最小理论板层数 6.5.1.1.全回流的概念全回流的概念 若上升至塔顶的蒸汽经全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔内，该回流方式称为全

45、回流，全回流时的回流比为 0LLRD=在全回流下，精馏段操作线的斜率和截距分别为 11RR=+01DxR=+此时，在xy图上，精馏段操作线及提馏段操作线与对角线重合，全塔无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二为一，即 1nnyx+=(0.43)应予指出，在全回流操作下，塔顶产品D为零，一般F和W也均为零，即不向塔内进料，也不从塔内取出产品，装置的生产能力为零，因此对正常生产并无实际意义。但在精馏的开工阶段或实验研究时，采用全回流操作可缩短稳定时间并便于过程控制。6.5.1.2.最小理论板层数最小理论板层数 回流比愈大，完成一定的分离任务所需的理论板层数愈少。当回流比为无限大，两操作线与对角线

46、重合，此时，操作线距平衡线最远，汽液两相间的传质推动力最大，因此所需的理论板层数最少，以Nmin表示。Nmin可在xy图上的平衡线与对角线之间直接作阶梯图解，也可用从逐板计算法推得的芬斯克(Fenske)方程式计算得到。芬斯克方程式推导过程如下。由汽液平衡方程，可得 AAnBBnnyxyx=操作线方程用式(0.43)表示，即 181nnyx+=对于塔顶全凝器，则有 11AADBBDyxyxyx=或 第 1 层理论板的汽液平衡关系为 111AAABBBDyxxyxx=第 1 层和第 2 层理论板之间的操作关系为 2112AABBAABBDyxyxxyxy=所以 同理，第 2 层理论板的汽液平衡关

47、系为 222AABByxyx=122AABBDxxxx=则 重复上述的计算过程，直至塔釜（塔釜视作第N+1层理论板）为止，可得 121AANBBDWxxxx+=L 若令1121NmN+=L则上式可写为 1NAAmBBDWxxxx+=对于全回流操作，以Nmin代替上式中的N，并对等式两边取对数，经整理得到 minlg1lgABBADWmxxxxN =(0.44)对两组分物系，上式可略去下标A、B而写为 min1lg11lgWDDWmxxxxN=(0.45)式中 Nmin全回流时的最小理论板层数（不含再沸器）m全塔平均相对挥发度，当变化不大时，可取塔顶的D和塔底的W的几何平均值。式(0.44)及式

48、(0.45)称为芬斯克方程式，用以计算全回流下的最少理论板层数。其适用条件是在全塔操作范围内，可取平均值，塔顶全凝器，塔釜间接蒸汽 19加热。若将式中的xW换为xF,取塔顶和进料板间的平均值，则该式便可用来计算精馏段的最少理论板层数。6.5.2.最小回流比最小回流比 对于一定的分离任务，如减小操作回流比，精馏段操作线的斜率变小，截距变大，两操作线向平衡线靠近，表示汽液两相间的传质推动力减小，所需理论板层数增多。当回流比减小到某一数值时，两操作线的交点d 落到平衡线上，此时，若在平衡线与操作线之间绘阶梯，将需要无穷多阶梯才能到达点 d，相应的回流比即为最小回流比 6.5.3.适宜回流比的选择适宜

49、回流比的选择 前已述及，设计计算时的回流比应介于minR与R=之间，其选择的原则是根据经济核算，使操作费用和设备费用之和为最低。操作费用和设备费用之和最低时的回流比称为适宜回流比。在精馏设计计算中，常采用经验值。根据实践总结，适宜回流比的范围为 min(1.12.0)RR=?(0.46)7.蒸馏和吸收塔设备蒸馏和吸收塔设备 7.1.板式塔板式塔 7.1.1.板式塔的结构板式塔的结构 板式塔为逐级接触式气液传质设备，它主要由圆柱形壳体、塔板、溢流堰、降液管及受液盘等部件构成。操作时，塔内液体依靠重力作用，由上层塔板的降液管流到下层塔板的受液盘，然后横向流过塔板，从另一侧的降液管流至下一层塔板。溢

50、流堰的作用是使塔板上保持一定厚度的液层。气体则在压力差的推动下，自下而上穿过各层塔板的气体通道（泡罩、筛孔或浮阀等），分散成小股气流，鼓泡通过各层塔板的液层。在塔板上，气液两相密切接触，进行热量和质量的交换。在板式塔中，气液两相逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化，在正常操作下，液相为连续相，气相为分散相。一般而论，板式塔的空塔速度较高，因而生产能力较大，塔板效率稳定，操作弹性大，且造价低，检修、清洗方便，故工业上应用较为广泛。207.1.2.塔板的类型塔板的类型 塔板可分为有降液管式塔板（也称溢流式塔板或错流式塔板）及无降液管式塔板（也称穿流式塔板或逆流式塔板）两类，在工业生产中，以有降液