《化工原理》氣液平衡液體精餾.ppt

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7.1概述7.2雙組分溶液的氣液相平衡7.3精餾原理7.4雙組分連續(xù)精餾的計算7.5板式塔,2,7.1概述化工生產(chǎn)過程中，常常需要將均相混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。對于均相物系必須要造成一個兩相物系，利用原物系中各組分間某種物性的差異，而使其中某個組分（或某些組分）從一相轉(zhuǎn)移到另一相，以達到分離的目的。物質(zhì)在相間的轉(zhuǎn)移過程稱為傳質(zhì)過程或分離過程?；どa(chǎn)中常見的傳質(zhì)過程有蒸餾、吸收、干燥和萃取等單元操作，常見的蒸餾方式有簡單蒸餾、平衡蒸餾和精餾。當分離程度要求不高或較易分離時，可采用簡單蒸餾或平衡蒸餾；當分離程度要求很高時，可采用精餾。精餾是蒸餾操作中應用最廣泛的一種。,3,7.1.1精餾操作在化工中的應用精餾是分離液體均相混合物典型的單元操作，在化工、煉油等工業(yè)生產(chǎn)中應用很廣，例如石油精餾可得到汽油、煤油和柴油等；液態(tài)空氣精餾可得到純的液氧和液氮等。精餾分離的依據(jù)是液體混合物中各組分的揮發(fā)性不同。精餾操作通過氣、液兩相的直接接觸，使易揮發(fā)組分由液相向氣相傳遞，難揮發(fā)組分由氣相向液相傳遞，是氣、液兩相之間的傳質(zhì)過程。,4,7.1.2精餾的分類工業(yè)上精餾操作可按以下方法分類：（1）操作方式：可分為間歇精餾和連續(xù)精餾。（2）物系中組分的數(shù)目：可分為雙組分精餾和多組分精餾。（3）物系分離的難易：可分為精餾和特殊精餾。（4）操作壓強：可分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。,5,7.2雙組分溶液的氣液相平衡7.2.1雙組分溶液的氣液相平衡1．雙組分理想溶液的氣液相平衡關(guān)系氣液相平衡關(guān)系，是指溶液與其上方的蒸氣達到平衡時，系統(tǒng)的總壓、溫度及各組分在氣液兩相中組成間的關(guān)系。⑴理想溶液及拉烏爾定律實驗表明，理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律。拉烏爾定律表示：當氣液呈平衡時，溶液上方組分的蒸氣分壓與溶液中該組分的摩爾分率成正比。在一定壓強下，液體混合物開始沸騰產(chǎn)生第一個氣泡的溫度，稱為泡點溫度（簡稱泡點）。嚴格而言，實際上理想溶液是不存在的，僅對于那些由性質(zhì)極相近、分子結(jié)構(gòu)相似的組分所組成的溶液，例如苯-甲苯、甲醇-乙醇、烴類同系物等可視為理想溶液。,6,⑵氣液平衡相圖①t-x-y圖該圖表示在一定總壓下，溫度與氣、液相組成之間的關(guān)系。在總壓為101.33kPa下，苯-甲苯混合液的t-x-y圖如圖7-1所示。,,圖7-1苯-甲苯混合液的t-x-y圖,7,②y-x圖在一定外壓下，以y為縱坐標，以x為橫坐標，建立氣-液相平衡圖，即y-x圖，圖中曲線代表氣液相平衡時的氣相組成y與液相組成x之間的關(guān)系。圖7-2為苯-甲苯混合液在外壓為101.33kPa下的y-x圖。如圖中曲線的D點表示組成為x1的液相與組成為y1的氣相互成平衡。該曲線又稱為平衡曲線。,,圖7-2苯-甲苯混合液的y-x圖,8,2．雙組分非理想溶液的氣液平衡關(guān)系非理想溶液可分為與理想溶液發(fā)生正偏差的溶液和負偏差的溶液。例如，乙醇-水物系是具有正偏差的非理想溶液；硝酸-水物系是具有負偏差的非理想溶液。它們的y-x圖分別如圖7-3和7-4所示。,,圖7-3乙醇-水溶液的y-x圖,圖7-4硝酸-水溶液的y-x圖,9,7.2.2相對揮發(fā)度1．揮發(fā)度揮發(fā)度可表示物質(zhì)揮發(fā)的難易程度。純物質(zhì)的揮發(fā)度可用該物質(zhì)在一定溫度下的飽和蒸氣壓來表示。同一溫度下，蒸氣壓愈大，表示揮發(fā)性愈大。對于混合液，因組分間的相互影響，使其中各組分的蒸氣壓要比純組分的蒸氣壓低，故混合液中組分的揮發(fā)度可用該組分在氣相中平衡分壓與其在液相中組成（摩爾分率）之比表示，2．相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度，即為混合液中組分揮發(fā)度之比，用α表示。,10,7.3精餾原理7.3.1精餾原理精餾過程原理可用氣液平衡相圖說明，如圖7-5所示。,,圖7-5多次部分氣化和部分冷凝,11,若將組成為xF、溫度低于泡點的某混合液加熱到泡點以上，使其部分氣化，并將氣相和液相分開，則所得氣相組成為y1，液相組成為x1，且y1＞xF＞x1，此時氣液相量可用杠桿規(guī)則確定。若將組成為y1的氣相混合物進行部分冷凝，則可得到組成為y2的氣相和組成為x2的液相；又若將組成為y2的氣相部分冷凝，則可得到組成為y3的氣相和組成為x3的液相，且y3＞y2＞y1，可見氣體混合物經(jīng)多次部分冷凝后，在氣相中可獲得高純度的易揮發(fā)組分。同時，若將組成為x1的液相經(jīng)加熱器加熱，使其部分氣化，則可得到組成為x2＇的液相和組成為y2＇（圖中未標出）的氣相，再將組成為x2＇的液相進行部分氣化，可得到組成為x3＇的液相和組成為y3＇（圖中未標出）的氣相，且x3＇＜x2＇＜x1＇，可見液體混合物經(jīng)過多次部分氣化，在液相中可獲得高純度的難揮發(fā)組分。,12,7.3.2精餾裝置的流程典型的連續(xù)精餾流程如圖7-7所示。原料液經(jīng)預熱后，送入精餾塔內(nèi)。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液），部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸氣，依次通過各層塔板。塔頂蒸氣進入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液借助重力作用（也可用泵送）送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器（圖中末畫出）后被送出作為塔頂產(chǎn)品（餾出液）。,,1.精餾塔2.再沸器3.冷凝器4.回流液泵圖7-6連續(xù)精餾裝置流程,13,塔內(nèi)氣、液兩相每經(jīng)過一塊塔板，上升蒸汽中易揮發(fā)組分和下降液相中難揮發(fā)組分分別同時得到一次提濃，因此，經(jīng)過的塔板數(shù)越多，提濃程度越高。通過整個精餾過程，最終在塔頂?shù)玫礁呒兌鹊囊讚]發(fā)組分（塔頂餾出液），塔釜得到的基本上是難揮發(fā)組分。概括來說，每一塊塔板是一個混合分離器，進入塔板的氣流和液流之間同時發(fā)生傳質(zhì)和傳熱過程，結(jié)果是兩相各自得到提濃。塔頂蒸汽冷凝器可分為全凝器和分凝器兩種。全凝器用得較多，所以通常稱其為冷凝器。,7.3.3塔板與回流的作用,14,7.4雙組分連續(xù)精餾的計算精餾過程的計算可分為設計型和操作型兩類。本章重點討論板式塔的設計型計算。精餾過程設計型計算，通常已知原料液流量、組成及分離程度，需要計算和確定的內(nèi)容有：①選定操作壓強和進料熱狀態(tài)等；②確定產(chǎn)品流量和組成；③確定精餾塔的理論板數(shù)和加料位置；④選擇精餾塔的類型，確定塔徑、塔高和塔板結(jié)構(gòu)尺寸，并進行流體力學驗算；⑤計算冷凝器和再沸器的熱負荷，并確定兩者的類型和尺寸。,15,7.4.1理論板的概念及恒摩爾流的假定1．理論板的概念所謂理論板，是指氣液兩相在板上充分接觸混合，塔板上不存在溫度差、濃度差，離開該板時氣液兩相達到平衡狀態(tài)，即兩相溫度相等，組成互為平衡。2．恒摩爾流的假定⑴恒摩爾氣流恒摩爾氣流是指在精餾塔內(nèi)，在沒有中間加料（或出料）條件下，各層板上升蒸氣的摩爾流量相等，但兩段的上升蒸氣摩爾流量不一定相等。⑵恒摩爾液流恒摩爾液流是指在精餾塔內(nèi)，在沒有中間加料（或出料）條件下，各層板下降液體的摩爾流量相等，但兩段的下降液體摩爾流量不一定相等。,16,1．全塔的物料衡算對圖7-8所示的間接蒸汽加熱的連續(xù)精餾塔作全塔物料衡算，并以單位時間為基準，,圖7-7精餾塔的物料衡算,7.4.2物料衡算－操作線方程,17,則總物料F=D+W（7-12）易揮發(fā)組分FxF=DxD+WxW（7-12a）式中F－原料液流量（kmol/s）；D－塔頂產(chǎn)品（餾出液）流量（kmol/s）；W－塔底產(chǎn)品（釜殘液）流量（kmol/s）；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－釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。,18,2．精餾段的物料衡算按圖7-8虛線范圍（包括精餾段第n+1層塔板以上塔段和冷凝器）作物料衡算，以單位時間為基準，即總物料易揮發(fā)組分,,,（7-15a）,（7-15）,式中xn——精餾段中任意第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；yn+1——精餾段中任意第n+1層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率。,19,,,圖7-8精餾段操作線方程的推導,20,將式7-15代入式7-15a，并整理得：若將上式等號右邊的兩項的分子和分母同時除以D，可得：令L/D=R，代入上式得：式中R稱為回流比，它是精餾操作的重要參數(shù)之一。其值一般由設計者選定。R值的確定將在后面討論。,,,,（7-16）,（7-17）,21,,圖7-10精餾塔的操作線,式7-16和式7-17稱為精餾段操作線方程。此二式表示在一定操作條件下，精餾段內(nèi)自任意第n層板下降的液相組成xn與其相鄰的下一層板（如第n+1層板）上升蒸氣氣相組成yn+1之間的關(guān)系。該式在x-y直角坐標圖上為直線，其斜率為R/（R+1），截距為xD/（R+1），如圖7-10中直線ab。,22,,7-9提餾段操作線方程的推導,3．提餾段的物料衡算按圖7-10虛線范圍（包括提餾段第m層板以下塔段及再沸器）作物料衡算，以單位時間為基準，,23,即總物料（7-18）易揮發(fā)組（7-18a）式中——提餾段第m層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；——提餾段第m+1層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率。將式（7-18）代入式（7-18a），并整理可得：式（7-19）稱為提餾段操作線方程式。此式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第m層板下降液體組成與其相鄰的下一層板（第m+1層）上升蒸氣組成之間的關(guān)系。根據(jù)恒摩爾流的假定，L′為定值，且在穩(wěn)定操作時，W和xW也為定值，故式（7-19）在x-y圖上也是直線，如圖7-10直線cd。,（7-19）,,,,24,7.4.3進料熱狀態(tài)對操作線的影響1．進料熱狀態(tài)在生產(chǎn)中，加入精餾塔中的原料可能有以下五種熱狀態(tài)：（1）冷液體進料，原料溫度為低于泡點的冷液體；（2）飽和液體進料，原料溫度為泡點的飽和液體，又稱泡點進料；（3）氣、液混合物進料，原料溫度介于泡點和露點之間的氣、液混合物；（4）飽和蒸汽進料，原料溫度為露點的飽和蒸汽，又稱露點進料；（5）過熱蒸汽進料，原料溫度為高于露點的過熱蒸汽。,25,2.進料熱狀態(tài)參數(shù)⑴進料板的物料衡算與熱量衡算對圖7-11所示的進料板分別作物料衡算及熱量衡算，即F+V′+L=V+L′FIF+V′IV′+LIL=VIV+L′IL′由于與進料板相鄰的上下板的溫度及氣液相組成各自都很相近，故有：IV≈IV′IL≈IL′,（7-20）,（7-20a）,式中IF——原料液的焓（kJ/kmol）；IV，IV′——分別為進料板上、下處飽和蒸氣的焓（kJ/kmol）；IL，IL′——分別為進料板上、下處飽和液體的焓（kJ/kmol）。,26,圖7-11進料板上的物料衡算和熱量衡算,27,將上述關(guān)系代入式（7-20a），聯(lián)解式（7-20）和（7-20a）可得（7-21）令（7-21a）q稱為進料熱狀態(tài)參數(shù)。對各種進料熱狀態(tài)，可用式（7-21a）計算q值。根據(jù)式（7-21）和（7-20）可得：L′=L+qF（7-22）V′=V+(q-1)F（7-23）式（7-22）和（7-23）表示在精餾塔內(nèi)精餾段和提餾段的氣液相流量與進料量及進料熱狀態(tài)參數(shù)之間的基本關(guān)系。,28,（2）各種進料狀態(tài)下的q值①冷液體進料因為原料液溫度低于其泡點溫度，故IF＜IL，則由式（7-21a）知q＞1由圖7-12(a)可見，提餾段內(nèi)下降液體流量L′包括三部分：精餾段下降的液體流量L；原料液流量F；為將原料液加熱到板上泡點溫度必然會有部分自提餾段上升的蒸氣被冷凝下來，冷凝液量也成為L′的一部分。故L′＞L+FV′＞V,29,②飽和液體進料由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，故IF=IL，則由式（7-21a）知q=1由圖7-12(b)可見，由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，因此原料液全部進入提餾段，作為提餾段的下降液體，而兩段的上升蒸氣流量則相等，即L′=L+FV′=V,30,③氣、液混合物進料因進料中已有一部分汽化，IL＜IF＜IV,則由式（7-21a）知0＜q＜1由圖7-12(c)可見，因進料中液相部分成為L′的一部分，而蒸氣部分則成為V的一部分，即L＜L′＜L+FV′＜V,31,④飽和蒸汽進料因IF=IV，則由式（7-21a）知q=0由圖7-12(d)可見，整個進料變?yōu)閂的一部分，兩段的液體流量則相等，即：L=L′V=V′+F,32,⑤過熱蒸氣進料因IF＞IV，則由式（7-21a）知q＜0由圖7-12(e)可見，精餾段上升蒸氣流量V包括以下三部分：提餾段上升蒸氣流量V′；原料液流量F；為將進料溫度降至板上泡點溫度，必然會有一部分來自精餾段的下降液體被汽化，汽化的蒸氣量也成為V的一部分。故L′＜LV＞V′+F,33,圖7-12進料熱狀態(tài)對進料板上、下各流量的影響,34,若將式（7-22）代入（7-19），則提餾段操作線方程可改寫為對一定的操作條件而言，式（7-24）中的L、F、W、xW及q為已知值或易于求得的值。,（7-24）,35,3.進料方程（或q線方程）（1）提餾段操作線的做法由圖7-13可見，提餾段操作線的截距數(shù)值很小，因此提餾段操作線cd不易準確作出，而且這種作圖方法不能直接反映出進料熱狀態(tài)的影響。因此，通常是先找出提餾段操作線與精餾段操作線的交點d，再連接cd即可得到提餾段操作線。兩操作線的交點可由聯(lián)解兩操作線方程而得到。若略去式（7-15a）和（7-18a）中變量的上下標，可得,36,上二式相減可得,（7-25）,,將上述三式代入式（7-25），并整理得,（7-26）,由式(7-22)，式(7-23)和式(7-12a)可知：,37,式（7-26）稱為進料方程或q線方程，即為兩操作線交點的軌跡方程。在連續(xù)穩(wěn)定操作中，當進料熱狀態(tài)一定時，進料方程也是一直線方程，標繪在x-y圖上的直線稱為q線。該線的斜率為q/(q-1)，截距為-xF/(q-1)。q線必與兩操作線相交于一點。若將式（7-26）與對角線方程y=x聯(lián)立，解得交點坐標為x=xF，y=xF，如圖7-13中點e。再過e點作斜率為q/(q-1)的直線，如圖中直線ef，即為q線。q線與精餾段操作線ab相交于點d，該點即為兩操作線交點。連接點c（xW，xW）和點d，直線cd即為提餾段操作線。,,38,,圖7-13q線與操作線的做法,39,進料熱狀態(tài)不同，q值及q線的斜率也就不同，故q線與精餾段操作線的交點因進料熱狀態(tài)不同而變動，從而提餾段操作線的位置也就隨之而變化。當進料組成、回流比及分離要求一定時，進料熱狀態(tài)對q線及操作線的影響如圖7-14所示。不同的進料熱狀態(tài)對q值及q線的影響列于表7-3中。,,圖7-14進料熱狀態(tài)對q線的影響,（2）進料熱狀態(tài)對q線及操作線的影響,40,7.4.4理論板數(shù)的求法當氣、液兩相在實際板上接觸傳質(zhì)時，一般不能達到平衡狀態(tài)，因此實際板數(shù)總應多于理論板數(shù)。對雙組分連續(xù)精餾，通常采用逐板計算法或圖解法確定精餾塔理論板數(shù)。在計算理論板數(shù)時一般需已知原料液組成、進料熱狀態(tài)、操作回流比以及要求的分離程度，并利用以下基本關(guān)系：①氣液平衡關(guān)系，即平衡方程；②塔內(nèi)相鄰兩板氣、液相組成之間的關(guān)系，即操作線方程。,,41,1．逐板計算法參見圖7-15，若塔頂采用全凝器，從塔頂最上一層板（第1層）上升的蒸氣進入冷凝器中被全部冷凝，因此塔頂餾出液組成及回流組成均與第1層的上升蒸氣組成相同，即y1=xD=已知值由于離開每層理論板的氣液相組成是互成平衡的，故可由y1利用氣液平衡方程求得x1即由于從下一層（第2層）板的上升蒸氣組成y2與x1符合精餾段操作關(guān)系，故利用精餾段操作線方程可由x1求得y2，即,,圖7-15逐板計算法示意圖,42,同理，y2與x2互成平衡，即可用平衡方程由y2求得x2以及再用精餾段操作線方程由x2求得y3，如此重復計算，直至計算到xn≤xF（僅指飽和液體進料情況）時，說明第n層理論板是加料板，因此精餾段所需理論板層數(shù)為（n-1）。應予注意，在計算過程中，每使用一次平衡關(guān)系，表示需要一層理論板。此后，可改用提餾段操作線方程，繼續(xù)用與上述相同的方法求提餾段的理論板層數(shù)。因=xn=已知值，故可用提餾段操作線方程求即：然后利用平衡方程由求，如此重復計算，直至計算到≤xW為止。因一般再沸器內(nèi)氣、液兩相視為平衡，再沸器相當于一層理論板，故提餾段所需理論板層數(shù)為（m-1）。,,,43,2.圖解法參見圖7-16，圖解法求理論板的步驟如下：⑴在x-y圖上作平衡曲線和對角線。⑵依照前面介紹的方法作精餾段操作線ab，q線ef，提餾段操作線cd。⑶由塔頂即圖中點a（x=xD，y=xD）開始，在平衡線和精餾段操作線之間作直角梯級，當梯級跨過兩操作線交點d時，則改用提餾段操作線與平衡線之間繪梯級，直至梯級的鉛垂線達到或超過c點（xW，xW）為止。圖中平衡線上每一個梯級的頂點表示一層理論板，其中過d點的梯級為加料板，最后一個梯級為再沸器。,圖7-16求理論板數(shù)的圖解法,44,在圖7-16中，梯級總數(shù)為7，第4級跨過點d，即第4級為加料板，故精餾段理論板層數(shù)為3。因再沸器相當于一層理論板，故提餾段理論板層數(shù)為3。該過程共需6層理論板（不包括再沸器）。若塔頂采用分凝器，從塔頂出來的蒸汽先在分凝器中部分冷凝，冷凝液作為回流，未冷凝的蒸汽再用全凝器冷凝，冷凝液作為塔頂產(chǎn)品。因為離開分凝器的氣相與液相可視為互相平衡，故分凝器也相當于一層理論板。此時精餾段的理論層數(shù)應比相應的梯級數(shù)少一層。,45,7.4.5回流比1．全回流和最少理論板數(shù)將精餾塔塔頂上升蒸氣經(jīng)全凝器冷凝后，全部回流至塔內(nèi)，這種回流方式稱為全回流。在全回流操作下，塔頂產(chǎn)品量D=0，通常進料量F和塔底產(chǎn)品量W均為零，即既不向塔內(nèi)進料，也不從塔內(nèi)取出產(chǎn)品。此時生產(chǎn)能力為零。因此對正常的生產(chǎn)無實際意義。但在精餾操作的開工階段或在實驗研究中，多采用全回流操作，這樣便于過程的穩(wěn)定控制和比較。全回流時回流比為R＝L／D＝L／0＝∞因此，精餾段操作線的截距為精餾段操作線的斜率為,46,可見，在x-y圖上，精餾段操作線及提餾段操作線與對角線重合如圖7-17，全塔無精餾段和提餾段之分。,,圖7-17全回流時理論板數(shù),47,式中Nmin——全回流時最少理論板數(shù)（不包括再沸器）；——全塔平均相對揮發(fā)度，可近似取塔頂和塔底的幾何平均值；為簡化計算也可取它們的算術(shù)平均值。,全回流時操作線方程可寫為yn+1=xn（7-27）全回流時操作線距平衡線為最遠，表示塔內(nèi)氣、液兩相間傳質(zhì)推動力最大，因此對于一定的分離任務而言，所需理論板數(shù)為最少，以Nmin表示。Nmin可由在x-y圖上平衡線和對角線之間繪梯級求得，同樣也可用平衡方程和對角線方程逐板計算得到；后者可推導出求算Nmin的解析式，稱為芬斯克方程，即,（7-28）,48,2．最小回流比如圖7-18所示，對于一定的分離任務，若減小回流比，精餾段操作線的斜率變小，兩操作線的位置向平衡線靠近，表示氣液兩相間的傳質(zhì)推動力減小。因此，對特定分離任務所需理論板數(shù)增多。當回流比減小到某一數(shù)值后，使兩操作線的交點d落在平衡曲線上時，圖解時不論繪多少梯級都不能跨過點d，表示所需的理論板數(shù)為無窮多，相應的回流比即為最小回流比，以Rmin表示。,,圖7-18最小回流比的確定,49,最小回流比Rmin可用作圖法或解析法求得。⑴作圖法設d點的坐標為（xq，yq），最小回流比可依如圖7-19中ad線的斜率求出（7-29）解得（7-30）式中xq、yq——q線與平衡線的交點坐標，可由圖中讀得。對于不正常的平衡曲線（有拐點，即平衡線有下凹部分），如圖7-19所示。此種情況下夾點可能在兩操作線與平衡線交點前出現(xiàn)，如該圖（a）的夾點g先出現(xiàn)在精餾段操作線與平衡線相切的位置，所以應根據(jù)此時的精餾段操作線斜率求Rmin。該圖（b）的夾點先出現(xiàn)在提餾段操作線與平衡線相切的位置，同樣，應根據(jù)此時的精餾段操作線斜率求得Rmin。,50,,圖7-19不正常平衡曲線的Rmin的確定,51,q線方程,聯(lián)立求解。再將xq、yq代入式（7-30）即可求出Rmin。對于飽和液體和飽和蒸汽進料狀態(tài)，Rmin也可以直接采用下面公式計算。飽和液體進料時，xq=xF，故,飽和蒸氣進料時，yq=yF，故,（7-32）,（7-31）,⑵解析法當平衡曲線為正常情況，相對揮發(fā)度可取為常數(shù)（或取為平均值）的理想溶液，則xq，yq值也可用相平衡方程,52,3．適宜回流比在實際設計時，適宜回流比應通過經(jīng)濟核算確定。這要從精餾過程的設備費用與操作費用兩方面考慮來確定。設備費用與操作費用之和為最低時的回流比稱為適宜回流比。精餾過程的操作費用，主要包括再沸器加熱介質(zhì)消耗量、冷凝器冷卻介質(zhì)消耗量及動力消耗等費用。當回流比增加時，加熱介質(zhì)和冷卻介質(zhì)消耗量隨之增加，操作費用相應增加，如圖7-20中曲線2所示。,,圖7-21適宜回流比的確定,53,精餾過程的設備主要包括精餾塔、再沸器和冷凝器。當回流比最小時，塔板數(shù)為無窮大，故設備費為無窮大。當R稍大于Rmin時，塔板數(shù)便從無窮多銳減到某一值，塔的設備費隨之銳減。當R繼續(xù)增加時，塔板數(shù)固然仍隨之減少，但已較緩慢。另一方面，由于R的增加，上升蒸氣量隨之增加，從而使塔徑、塔板尺寸及再沸器和冷凝器等尺寸相應增大，故R增加到某一數(shù)值后，設備費又回升，如圖7-21中曲線1所示?？傎M用是設備費用與操作費用之和，它與R的大致關(guān)系如圖7-20中曲線3所示。曲線3的最低點對應的R，即為適宜回流比。在精餾設計中，通常采用由實踐總結(jié)出來的適宜回流比范圍為R＝（1.1～2）Rmin（7-33）,54,7.5板式塔塔設備是實現(xiàn)氣液傳質(zhì)過程的設備，廣泛應用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中。塔設備按其結(jié)構(gòu)分為板式塔和填料塔兩大類。雖然這兩類塔都能進行氣液傳質(zhì)過程，但在工業(yè)生產(chǎn)中，當處理量大時多采用板式塔，而當處理量小時多采用填料塔。對于一個具體的工藝過程，選用何種塔型，需要根據(jù)兩類塔型各自特點和工藝本身的要求而定。關(guān)于填料塔已在吸收一章中作過介紹，本節(jié)只對板式塔作簡單介紹。,55,板式塔通常是由呈圓柱形的塔體及按一定間距水平設置的若干塊塔板構(gòu)成，在塔體上下兩端分別設有氣體和液體的進口和出口。塔內(nèi)氣體在壓差作用下由下而上、液體在自身重力作用下由上而下呈逆流流動，但由于板式塔內(nèi)實際氣液接觸過程是在一塊塊塔板上逐級進行的，在每塊塔板上氣液呈錯流流動，即液體橫向流過塔扳，經(jīng)降液管進入下層塔板，而氣體則由下而上穿過板上的液層，在液層中實現(xiàn)氣液兩相密切接觸，然后離開液層，在該板上方空間匯合后進入上層塔板。因此，對每一塊塔板而言，相當于一個混合分離器，既要求進入該板的氣流和液流充分接觸以實現(xiàn)高效傳質(zhì)，又要求經(jīng)過傳質(zhì)后的氣液兩相完全分離，各自進入相鄰的塔板。,7.5.1板式塔的主要類型和結(jié)構(gòu)特點,56,圖7-21表示板式塔的一般結(jié)構(gòu)。板式塔的種類很多，主要有泡罩塔、篩板塔、浮閥塔、噴射塔及各種形式的穿流塔等。目前，國內(nèi)外主要使用的塔板類型有泡罩塔、篩板塔、浮閥塔。,1.氣體出口2.液體入口3.塔殼4.塔板5.降液管6.出口溢流堰7.氣體入口8.液體出口圖7-21板式塔結(jié)構(gòu)簡圖,7.5.1板式塔的主要類型和結(jié)構(gòu)特點,57,1．泡罩塔泡罩塔是工業(yè)上最早使用的板式塔（如圖7-22所示）。每層塔板上設有許多供蒸汽通過的升氣管，其上覆以鐘形泡罩，升氣管與泡罩之間形成環(huán)形通道。泡罩周邊開有很多稱為齒縫的長孔，齒縫全部浸在板上液體中形成液封。,,圖7-22泡罩塔板及泡罩,58,2．篩板塔篩板塔是一種應用較早的塔型，它的結(jié)構(gòu)簡單，塔板上開有大量均勻分布的小孔，稱為篩孔。篩孔的直徑為3～8mm，成三角形排列。上升蒸汽通過篩孔分散成細小的流束，在板上液層中鼓泡而出，與液體密切接觸。塔板設置溢流堰，從而使板上維持一定的液層高度。在正常操作范圍內(nèi)，通過篩孔上升的蒸汽應能阻止液體經(jīng)篩孔向下滲漏，液體通過降液管逐板流下。篩板塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、金屬耗量小，造價低廉；氣體壓降小，板上液面落差較??；生產(chǎn)能力及板效率較泡罩塔高。其主要缺點是操作彈性小，篩孔易堵塞。,59,3．浮閥塔浮閥塔是20世紀50年代開發(fā)的一種較好的塔，其板效率較高。目前已成為國內(nèi)許多工廠進行精餾操作時廣泛采用的一種塔型。浮閥塔板的結(jié)構(gòu)與泡罩塔板相似，在帶有降液管的塔板上開有若干直徑較大（標準孔徑為39mm）的均勻圓孔，孔上覆以可在一定范圍內(nèi)自由活動的浮閥。由孔上升的氣流，經(jīng)過浮閥與塔板間的間隙與塔板上橫流的液體接觸。浮閥的形式很多，圖7-23所示為常用的浮閥。,,圖7-25幾種浮閥型式,60,7.5.2塔板上氣液流動和接觸狀態(tài)1．塔板上氣液流動方式氣液兩相在塔內(nèi)的流動方式從總體上說是逆流流動，使氣液兩相充分地接觸，為傳質(zhì)過程提供足夠大且不斷更新的相接觸表面，以減小傳質(zhì)阻力。,,61,2．塔板上氣液兩相接觸狀態(tài)以篩板塔為例說明。如圖7-24所示，氣相通過篩孔時的速度（簡稱孔速）不同，可使氣液兩相在塔板上的接觸狀態(tài)不同。當孔速很低時，氣相穿過孔口以鼓泡形式通過液層，板上氣液兩相呈鼓泡接觸狀態(tài)。兩相接觸的傳質(zhì)面積為氣泡表面。由于氣泡數(shù)量不多，氣泡表面的湍動程度較低，傳質(zhì)阻力較大。,,圖7-24塔板上的氣液接觸狀態(tài),62,隨著孔速增大，氣泡數(shù)量增多，氣泡表面連成一片并不斷發(fā)生合并與破裂，板上液體大部分以高度活動的泡沫形式存在于氣泡之中，僅在靠近塔板表面處才有少量清液。這種操作狀態(tài)為泡沫接觸狀態(tài)。這種接觸狀態(tài)，由于泡沫層的高度湍動，為兩相傳質(zhì)創(chuàng)造了較好的流體力學條件。當孔速繼續(xù)增大，動能很大的氣體從篩孔噴出穿過液層，將板上的液體破碎成許多大小不等的液滴而拋向塔板上方空間，當液滴落到板上又匯集成很薄的液層并再次被破碎成液滴拋出。氣液兩相的這種接觸狀態(tài)稱為噴射接觸狀態(tài)。此時就整體而言，板上氣相在連續(xù)液相中分散，變成液體在連續(xù)氣相中分散，即發(fā)生相轉(zhuǎn)變。噴射接觸為兩相傳質(zhì)創(chuàng)造了良好的流體力學條件。工業(yè)上實際使用的篩板，兩相接觸不是泡沫狀態(tài)就是噴射狀態(tài)，很少采用鼓泡接觸狀態(tài)的。,63,7.5.3全塔效率和單板效率1．全塔效率在塔設備的實際操作中，由于受到傳質(zhì)時間和傳質(zhì)接觸面積的限制，一般不可能達到氣液平衡狀態(tài)，因此實際板數(shù)總應多于理論板數(shù)。理論板只是衡量實際板分離效果的標準。從這個概念出發(fā)，可以定義全塔效率為理論板數(shù)與實際板數(shù)之比，即式中ET——全塔效率，%；NT——理論板數(shù)；NP——實際板數(shù)。,（7-34）,64,2．單板效率單板效率又稱默弗里板效率，它用氣相（或液相）經(jīng)過一實際板時組成的變化與經(jīng)過一理論板時組成變化的比值來表示。對第n層塔板，板效率分別可用氣相或液相表示，即式中EmV——氣相默弗里效率；EmL——液相默弗里效率；yn*——與xn成平衡的氣相組成，摩爾分率；xn*——與yn成平衡的液相組成，摩爾分率。,（7-35）,（7-36）,65,7.5.4板式塔的工藝設計雖然帶有降液管的板式塔型式很多，但其設計原則與步驟卻基本相同。下面以篩板塔為例，介紹這類板式塔的工藝計算。篩板塔的工藝計算包括塔高、塔徑以及塔板上主要部件工藝尺寸的計算，塔板的流體力學驗算，最后畫出操作負荷性能圖。,66,1．塔高和塔徑⑴塔高板式塔的高度由所有各層塔板之間的有效高度、頂部空間高度、底部空間高度，以及支座高度等幾部分所組成，其中主要是有效高度，即式中Z——塔的有效高度，m；NT——塔內(nèi)所需的理論板層數(shù)；ET——總板效率；HT——塔板間距（簡稱板距），m。,（7-37）,67,⑵塔徑依流量公式計算塔徑，即式中D——塔徑，m；Vh——塔內(nèi)氣相的流量，m3/h；u——氣相的空塔速度，m/s。由式（7-38）可見，計算塔徑的關(guān)鍵在于確定適宜的空塔氣速u。,（7-38）,68,首先計算出氣體最大允許空塔氣速，即塔內(nèi)可能發(fā)生液泛時的氣速，又稱極限空塔氣速用umax表示。umax采用下面的半經(jīng)驗公式計算。,式中umax——極限空塔氣速，m/s；C——操作時的負荷系數(shù)，m/s。,（7-39）,69,研究結(jié)果表明：C值與氣、液流量及密度、板上液滴沉降空間的高度以及液體的表面張力有關(guān)。史密斯等人匯集了若干泡罩、篩板和浮閥塔的數(shù)據(jù)，整理成負荷系數(shù)與這些影響素間的關(guān)系曲線，如圖7-25所示。,,圖7-25史密斯關(guān)聯(lián)圖,70,圖7-25是按液體表面張力σ=20mN/m的物系繪制的，若所處理的物系表面張力為其它值，則須按下式校正查出的負荷系數(shù)C20，即式中C20——物系表面張力為20mN/m時的負荷系數(shù)，m/s；σ——操作物系的液體表面張力（mN/m）。按式（7-39）求出umax之后，乘以安全系數(shù)，便得適宜的空塔速度：u=（0.6～0.8）umax,,（7-40）,（7-41）,71,2．溢流裝置板式塔的溢流裝置是指溢流堰和降液管。降液管有圓形和弓形之分。降液管的布置，規(guī)定了板上液體流動的途徑，一般有如圖7-26所示的幾種形式，即（a）U形流、（b）單溢流、（c）雙溢流及（d）階梯式雙溢流。,（a）U形流（b）單溢流（c）雙溢流（d）階梯式雙溢流圖7-26塔板溢流類型,72,下面以弓形降液管為例，介紹溢流裝置的設計。塔板及溢流裝置的各部尺寸可參閱圖7-27。,,圖7-27篩板塔的塔板結(jié)構(gòu)參數(shù),73,⑴出口堰（外堰）尺寸①堰長lW。堰長lW是指弓形降液管的弦長，根據(jù)液體負荷及溢流型式而決定。對于單溢流，一般取lW為（0.6～0.8）D，對于雙溢流，取為（0.5～0.6）D，其中D為塔徑。②堰高hW。為了保證塔板上有一定高度的液層，降液管上端必須超出塔板板面一定高度，這一高度即為堰高，以hW表示。板上液層高度為堰高與堰上液層高度之和，即式中hL——板上液層高度，m；hW——堰高，m；hOW——堰上液層高度，m。,（7-42）,74,堰上液層高度（平堰）可由弗朗西斯（Francis）經(jīng)驗公式計算，即,（7-43）,式中Lh——塔內(nèi)液體流量，m3/h；lW——堰長，m；E——液流收縮系數(shù)，可借用博爾斯（Bolles.W.L）就泡罩塔所提出的液流收縮系數(shù)計算圖求取，由圖7-28查得。,75,圖7-28液流收縮系數(shù)E的關(guān)聯(lián),76,對常壓塔板上液層高度hL可在0.05～0.1m范圍內(nèi)選取，因此，在求出hOW之后即可按下式給出的范圍確定hW，即0.1-hOW≥hW≥0.05-hOW（7-44）出口堰高hW一般在0.03～0.05m范圍內(nèi)，減壓塔的hW應適當?shù)托?77,⑵降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管底邊與塔板間的距離。確定降液管底隙高度的原則是：保證液體流經(jīng)此處時的阻力不太大，同時要有良好的液封。為簡便起見，h0一般按下式求取，即：h0=hW－0.006（7-45）式中各項的單位均為m。⑶進口堰及受液盤在較大的塔中，有時在液體進入塔板處設有進口堰，以保證降液管的液封，并使液體在塔板上分布均勻。但對于弓形降液管而言，液體在塔板上的分布一般比較均勻，而進口堰又要占用較多板面，還易使沉淀物淤積此處造成阻塞，故多數(shù)不采用進口堰。,78,弓形降液管的寬度Wd及截面積Af可根據(jù)堰長與塔徑之比lw/D查圖7-29或與該圖相應的數(shù)表求出。圖中AT為塔的截面積。,圖7-29弓形降液管的寬度與面積,⑷弓形降液管的寬度和截面積,79,3．塔板布置塔板有整塊式與分塊式兩種。直徑在800mm以內(nèi)的小塔采用整塊式塔板，直徑在900mm以上的大塔，通常都采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。如圖7-27所示，塔板面積可分為四個區(qū)域：（1）鼓泡區(qū)；（2）溢流區(qū)；（3）破沫區(qū)；（4）無效區(qū)。,,80,4．篩孔及其排列⑴篩孔直徑工業(yè)篩板塔的篩孔直徑為3~8mm，一般推薦用4~5mm。近年來有采用大孔徑（10~25mm）的趨勢，因為大孔徑篩板具有加工制造簡單、造價低、不易堵塞等優(yōu)點。此外，篩孔直徑的確定，還應根據(jù)塔板材料的厚度考慮加工的可能性，當用沖壓法加工時，若板材為碳鋼，其厚度δ可選為3~4mm，d0/δ≥1；若板材為合金鋼，其厚度δ可選為2~2.5mm，d0/δ≥1.5～2。⑵孔中心距一般取孔中心距t為(2.5~5)d0。t/d0過小，易使氣流相互干擾；過大則鼓泡不均勻，都會影響傳質(zhì)效率。推薦t/d0的范圍為3~4。,,81,⑶篩孔總數(shù)篩孔總數(shù)n是指每層塔板上篩孔的數(shù)目。當采用如圖7-33所示的正三角形排列時：式中t——篩孔中心距，m；Aa——鼓泡區(qū)面積，m2。以上是篩板塔塔板工藝尺寸計算的基本內(nèi)容。,,（7-47）,82,（4）開孔率開孔率φ是指一層塔板上篩孔總面積A0與該板上鼓泡區(qū)面積Aa的比值，即式中A0——每層塔板上篩孔總面積，m2。篩孔按正三角形排列時，可以推導出以上是篩板塔塔板工藝尺寸計算的基本內(nèi)容。,（7-49）,（7-50）,83,返回目錄,