文档介绍：第一章原理
第一节理论板的概念
所谓理论板是指离开这种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的。对任意层理论板n而言,离开该板的液相组成与气相组成符合平衡关系。实际上,由于塔板上气液间接触面积和接触时间是有限的,因此在任何型式的塔板上气液两相都难以达到平衡状态,也就是说理论板是不存在的。理论板仅是作为衡量实际板分离效率的依据和标准,它是一种理想板。通常,在设计中先求得理论板层数,然后用塔板效率予以校正,即可求得实际板层数。
若已知某系统的气液平衡关系,则离开理论板的气液两相组成与之间的关系即已确定。由任意板下降液体的组成及由它的下一层板上升的蒸气组成之间的关系,从而塔内各板的气液相组成可逐板予以确定,由此即可求得在指定分离要求下的理论板层数。而与间的关系是由精馏条件所决定的,这种关系可由物料衡算求得,并称之为操作关系。
对于冷液进料,提馏段内回流液流量包括以下三部分:
(1) 精馏段的回流液流量;
(2) 原料液流量;
(3) 为将原料液加热到板上温度,必然会有一部分自提馏段上升的蒸气被冷凝下来,冷凝液也成为的一部分。
对进料板分别作总物料衡算及热量衡算,即:
(1)
(2)
式中: 原料液的焓,kJ/kmol;
分别为进料板上、下处饱和蒸气的焓,kJ/kmol;
分别为进料板上、下处饱和液体的焓,kJ/kmol。
由于塔中液体和蒸气都呈饱和状态,且进料板上、下处的温度及气、液浓度都比较相近,故:及
于是,式(2)可改写为:
整理得:
将式(1)代入上式得:或(3)
令(4)
q值称为进料热状况的参数,对各种进料热状况,均可用式(4)计算q值。
第二节逐板计算法
如右图,若塔顶采用全凝器,从塔顶最上层板(第1层板)上升的蒸气进入冷凝器中被全部冷凝,因此塔顶馏出液组成及回流液组成均与第1层板的上升蒸气组成相同,即:
由于离开每层理论板的气液两相组成是互成平衡的,故可由用气液平衡方程求得。由于从下一层(第2层)板上升的蒸气组成与符合精馏段操作线关系,故用精馏段操作线方程可由求得,即:
逐板计算法示意图
同理,与互成平衡,即可用平衡方程由求得,以及再用精馏段操作线方程由求得,如此重复计算,直至计算到(仅指饱和液体进料情况)时,说明第层理论板是加料板,因此精馏段所需理论板层数为。
此后,改用提馏段操作线方程,继续用与上述相同的方法求提馏段的理论板层数。因为,故可用提馏段操作线方程求,即:
再利用气液平衡方程由求,如此重复计算,直至计算到为止。由于一般再沸器相当于一层理论板,故提馏段所需的理论板层数为。
第三节图解法求理论板数
(1) 精馏段操作线的作法
若略去精馏段操作线方程式中变量的下标,则该式变为:
对角线方程为:
上两式联立求解,可得到精馏段操作线与对角线的交点,即交点的坐标为、;再根据已知的R及,算出精馏段操作线的截距为,依此定出该线在 y 轴的截距。直线 ab 即为精馏段操作线。当然也可以从点 a 作斜率为的直线 ab ,得到精馏段操作线。
(2) 提馏段操作线的作法
若略去提馏段操作线中变量的上、下标,则方程式变为:
上式与对角线方程联解,得到该操作线与对角线的交点坐标为。由于提馏段操作线截距的数值往往很小,交点 c(、)与代表截距的点离得很近,作图不易准确。若利用斜率作图不仅较麻烦,且不能在图上直接反映出进料热状况的影响。故通常找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点,将点 c 与此交点相联即可得到提馏段操作线。两操作线的交点可由联解两操作线方程而得.
即:,
两式相减得:

所以:
可得:
上式即为q 线方程或进料方程,为代表两操作线交点的轨迹方程。该式也是直线方程,其斜率为,截距为。
上式与对角线方程联立,解得交点坐标为、。再从点e作斜率为的直线,,该线与ab线交于点d,点d即为两操作线的交点。联cd,cd线即为提馏段操作线。
(3) 进料热状况对q线及操作线的影响
进料热状况不同,q 值及 q 线的斜率也就不同,故 q 线与精馏段操作线的交点因进料热状况不同而变动,从而提馏段操作线的位置也就随之而变化。
第四节塔板效率
由于影响塔板效率的因素十分复杂,如塔盘结构、操作条件及物系的性质。这些条件导致气、液两相在塔板上流动和接触状态的不同,影响传热、传质过程,不同程度的偏离理论板,即分离能力小于给定条件的理论板。将实际板分离能力接近理论板程度常以塔板效率来描述。
设全塔实际塔板数为,理论板数,该塔的总板效率定义为
如果根据实验研究、生产实践或经验估算,确定了总板效率,则根据分离要求及操作条件,求得精馏所需的理论板数,由式(a)确定精馏塔的实际塔板数。
(a)
总板效率是反映全塔综合情况,不能