南京林业大学蒸馏.ppt

1-4-8 塔高和塔径的计算 一、塔高的计算 1.板效率和实际板数 （1）全塔效率E（总效率） （2）单板效率EM（默弗里效率） （3）点效率 点效率可能大于1.0 2.理论板当量高度和填料层高度 理论板当量高度又称等板高度HETP 填料层高度=理论板数×等板高度 二、塔径的计算 u如何计算，本书在塔设备这章中讲解。 1-4-9 连续精馏装置的热量衡算 一、冷凝器 忽略热损失 QC：全凝器的热负荷，kJ/h； IVD：塔顶上升蒸气的焓，kJ/kmol； ILD：塔顶馏出液的焓，kJ/kmol。 二、再沸器的热负荷 QB：再沸器的热负荷，kJ/h； QL：再沸器的热损失，kJ/h； IVW：再沸器中上升蒸气的焓，kJ/kmol； ILW：釜残液的焓，kJ/kmol； ILM：提馏段底层塔板下降液体的焓，kJ/kmol。 第五节 间歇精馏 间歇精馏又称分批精馏，其特点： 非稳定过程； 只有精馏段。 操作方式： 恒定回流比，馏出液组成减小； 恒定馏出液组成，回流比增大。 1-5-1 回流比恒定时的间歇精馏计算 一、确定理论板数 1.计算最小回流比Rmin，确定适宜回流比R。 2.图解法求理论板数。 二、对具有一定理论板层数的精馏塔，确定操作过程中各瞬间的xD和xW之间的关系 三、对具有一定理论板层数的精馏塔，确定操作过程中各瞬间的xD（xW）与W、D之间的关系 1-5-2 馏出液组成恒定时的间歇精馏计算 一、确定理论板数 1.计算最小回流比Rmin，确定适宜回流比R。 2.求理论板数。 二、确定xW和R的关系 Ri ? xWi xWi ? Ri 试差法 三、计算一批操作的气化量（了解） 第七节 多组分精馏（自学） 第六节 恒沸精馏和萃取精馏（了解） 二、精馏段操作线方程 图1-19 精馏段操作线方程的推导 对精馏段作物料衡算，可得： 三、提馏段操作线方程 图1-20 提馏段操作线方程的推导 对提馏段作物料衡算，可得： 　　方程中的L1与原料液的进料热状况有关，故需对原料液的进料热状况进行分析。 1-4-3 进料热状况的影响 原料液的热状况： 1.温度低于泡点的过冷液体； 2.泡点下的饱和液体； 3.温度介于泡点和露点之间的气液混合物； 4.露点下的饱和蒸气； 5.温度高于露点的过热蒸气。 原料液的热状况影响到进料板上上升蒸气量及下降液体量。 图1-21 进料热状况对进料板上、下各流体的影响 图1-21 进料板上的物料衡算和热量衡算 对进料板分别作物料衡算及热量衡算，可得： q：进料热状况参数 物理意义：1kmol进料时，提馏段中液体流量较精馏段中增加的值； 对饱和液体、气液混合物、饱和蒸气，q等于进料的液相分率。 1-4-4 理论板层数的求法 已知：原料液组成、进料热状况、操作回流比、分离程度 关系式：气液平衡关系、操作线方程 一、逐板计算法 图1-23 逐板计算法计算法示意图 方法：交替利用气液平衡关系和操作线方程 分凝器：计算同上，只是精馏段为（n-2）层板, 第n-1层为加料板。 二、图解法 1.操作线的作法 图1-24 操作线的作法 进料热状况对q线方程及操作线的影响 ↙ + 0 过热蒸汽 ← 0 0 饱和蒸汽 ↖ - 0q1 气液混合物 ↑ ∞ 1 饱和液体 ↗ + 1 冷液体 q/(q-1) q值 表1-3 进料热状况对q值及q线的影响 2. 图解方法 3. 适宜的进料位置 1-4-5 几种特殊情况时理论板数的求法 一、直接蒸气加热 水为重组分的混合溶液，以省掉再沸器。 精馏段操作线方程与常规塔一样，q线不变，提馏段操作线方程需修正。 结论：进料组成、热状况、回流比、产品组成相同时，所需理论板较多。 二、多侧线的塔（自学） 1-4-6 回流比的影响及其选择 一、全回流和最小理论板数 全回流：塔顶蒸气冷凝后全部回流。 D＝0，F＝0，W=0 精馏段和提馏段的操作线合二为一，y=x 所需理论板层数最少，Nmin。 Nmin的计算：图解法，芬斯克方程 二、最小回流比 　　夹紧点 求法： 1.作图法 2. 解析法 三、适宜回流比的选择 R=(1.1～2.0)Rmin 1-4-7 简捷法求理论板数 一、吉利兰（Gilliland）图 二、求理论板数的步骤（略） 　　原料液经节流减压后进入分离器，物料放出的显热等于部分气化所需的潜热，即： te：分离器中物料的平衡温度，0C； r：平均摩尔气化潜热，kJ/kmol。 三、气液平衡关系 t - x(y) or x － y相图 理想溶液，理想气体： 1-2-2 简单蒸馏 简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏，常间歇操作。是不稳定过程，瞬间形成的蒸气与液相达相平衡，全部蒸