第五章传质过程及塔设备精馏5.1传质过程及塔设备简介(P168~171)5.1.1传质过程的类型气相—液相：蒸馏、吸收、气体增湿。液相—液相：萃取。气相---固相：干燥和气体吸附。液相---固相：结晶、浸取、液体吸附、离子交换等。5.1.2传质过程的共性1、传质方式和历程传质方式：分子扩散和涡流扩散。传质历程：物质从一相主体向两相界面扩散，通过相界面进入另一相，扩散到另一相主体。2、传质过程的方向和极限传质过程的方向：浓度高的向浓度低的扩散。传质过程的极限：气相进入液相和液相进入气相的速率一致时，达到动态平衡。3、传质过程推动力与速率传质过程推动力：组分在两相分配偏离平衡状态的程度是传质过程的推动力。传质速率=传质系数×传质推动力×传质面积=传质推动力/传质阻力5.1.3塔设备简介1.填料塔的结构(p172)填料（P172~173）（1）填料的材料：木质、塑料、陶瓷、金属等。（2）填料的形状：拉西环、鲍尔环、弧鞍、矩鞍、共轭环、阶梯环、金属鞍环、θ网环、波纹填料。（3）填料的选择：比
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面积较大、良好的湿润性、较高的空隙率、重量轻、造价低、坚牢耐用。（4）填料的性能考察：压降、液泛气速、持液量、气液分布等。（5）填料塔的特点：结构简单、气体通过阻力小、便于用耐腐材料制造。2、板式塔（1）板式塔的主要结构、类型和特点板式塔的设计意图为有效地实现气液两相之间的传质，板式塔应具有以下两方面的功能：①在每块塔板上气液两相必须保持密切而充分的接触，为传质过程提供足够大而且不断更新的相际接触表面，减小传质阻力；②在塔内应尽量使气液两相呈逆流流动，以提供最大的传质推动力。常见的塔板形式（A）泡罩塔板优点：操作弹性较大，塔板不易堵塞；缺点：是结构复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。（B）浮阀塔板（P176）优点：结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高。缺点：处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。（C）舌型塔板（P176）优点是：生产能力大，塔板压降低，传质效率较高；缺点是：操作弹性较小，气体喷射作用易使降液管中的液体夹带气泡流到下层塔板，从而降低塔板效率。（C）浮舌塔板与舌型塔板相比，浮舌塔板的结构特点是其舌片可上下浮动。因此，浮舌塔板兼有浮阀塔板和固定舌型塔板的特点，具有处理能力大、压降低、操作弹性大等优点，特别适宜于热敏性物系的减压分离过程。（D）筛孔塔板（P177）优点：结构简单、造价低，板上液面落差小，气体压降低，生产能力大，传质效率高；缺点：筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。穿流筛板塔与穿流栅板塔板上开小孔的为穿流筛板，板上开条形狭缝的为穿流栅板。板与板之间不设降液管，液体沿孔或缝的周边向下流动，气体则在孔或缝的中央向上流动。气流对液流的阻滞，使板上保持一定厚度的液层，让气体鼓泡通过。板上的泡沫层高度比较小，因此压力降比较小，板效率比泡罩板的也低一些。穿流筛板节省了溢流管所占的面积，于是按整个塔截面设计的通量可增加，使生产能力提高，同时结构也简单，造价低廉。它的主要缺点使操作受气液流量的制约大，流动速度变动范围窄，操作弹性在3以内，常不超过2。气流不会对喷，既可得到水平方向较大的气速，又阻止了液沫夹带，使板面上液层低而均匀，气体和液体不断分散和聚集，其表面不断更新，气液接触良好，传质效率提高。斜孔塔板克服了筛孔塔板、浮阀塔板和舌型塔板的某些缺点。斜孔塔板的生产能力比浮阀塔板大30%左右，效率与之相当，且结构简单，加工制造方便，是一种性能优良的塔板。（E）斜孔塔板（导向筛板）（P177）（2）筛板上的气液接触状态（P178）当液体流量一定时，随着气速的增加，可以出现四种不同的接触状态：（1）鼓泡接触状态（2）蜂窝状接触状态（3）泡沫接触状态（4）喷射接触状态A、气液接触状态（1）鼓泡接触状态液体——连续相气体——分散相两相接触面积：气泡表面（2）泡沫接触状态液体——连续相气体——分散相两相接触面积：不断更新的液膜表面（3）喷射接触状态气体——连续相液体——分散相两相接触面积：不断更新的液滴表面在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少有采用鼓泡接触状态的。（4）板式塔的不正常操作现象筛板塔内气液两相的非理想流动包括漏液、液泛和液沫夹带等：①漏液②雾沫夹带③溢流液泛（B）漏液筛板塔或浮阀塔塔内气体的上升则通过塔板上的开孔（筛孔或阀孔），操作时由于液层稍有动荡或溅散，会有小量液体经孔滴下，这是正常现象，不称为漏液。此处的漏液是指有相当量的液体连续地经由升气孔流到下一层板。特别对筛板塔而言漏液现象是一个重要的问题，它已成为筛板塔不能推广应用的主要障碍。一般控制漏液量不大于液体流量的10%。只要筛孔中由气体通过，液体就不可能从筛孔落下，因此，要避免漏液，气体必须分布均匀使每一个筛孔都有气体通过。①随机性漏液。液层波动所造成的液层阻力不均是随机的，由此而引起的漏液液是随机的。时而另一部分筛孔漏液。显然干板阻力hd越大（气速也越大）随机性漏液越少甚至完全消失。反之液层阻力hf越大即板上液层越厚，其不均匀性越大，随机性漏液越严重。②倾向性漏液。因板上液面落差Δ引起。Δ存在总是使塔板入口侧的液层厚于塔板出口侧的液层。当干板阻力hd很小时，Δ会使气流偏向出口侧，而塔板入口侧的筛孔将无气体通过而持续漏液。这种漏液称为倾向性漏液。（B）漏液（C）雾沫夹带板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象。应控制夹带量不超过0.1kg（液体）/kg（干气体）当气速增大至某一数值时，液体将充满全塔，并随气体出塔顶溢出，这种现象称为液泛。塔内出现液泛时的气速称为液泛气速uf。为避免出现夹带液泛，设计气速u
分析
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连续精馏的物料衡算理论塔板数的计算theoreticalplatenumber回流比对精馏操作的影响捷算法求理论塔板数correlationmethod塔板效率plateefficiency塔高与塔径5.3.1概述1、定义：A、蒸馏：利用不同物质间挥发性的差异而分离液体混合物的操作。B、精馏：利用不同物质间挥发性的差异，同时对液体混合物进行多次部分气化和对混合物的蒸汽进行多次部分冷凝，最终在气相中得到较高易挥发物、在液相中得到较高纯度的难挥发物组分。2、精馏的类型：平衡精馏（闪蒸）、双组分精馏、多组分精馏、间歇精馏、连续精馏、常压精馏、加压精馏、减压精馏、水蒸汽精馏、萃取精馏、恒沸精馏、分子精馏等。5.3.2双组分物系的气液相平衡1.理想体系及其相平衡关系（P202）(1)拉乌尔定律：在一定温度下，理想溶液上方气相中任意组分的分压等于纯组分在1该温度下的饱和蒸气压与它在溶液中的摩尔分数的乘积。pA=pA*xAxA=(p-pB*)/(pA*-pB*)（2）、平衡相图（t-y-x相图P203）（3）挥发度和相对挥发度（P204）挥发度vi：气相中某一组分的平衡分压与其在液相中的摩尔分数之比。vi=pi/xi相对挥发度α：溶液中两组分的挥发度之比。αAB=vA/vB=yAxB/yBxAy=xα/[1+(α-1)x]X=y/[α-(α-1)y]3.连续精馏分析（P206~208）（1）、连续精馏的
流程
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生产中在选塔设备时，塔径1m以上时常用板式塔。精馏的实质：气液两相组分间进行质量传递和热量传递过程。塔顶液相回流和塔底部分气化是精馏连续稳定进行的必要条件。（3）、连续精馏的实现----全塔的操作情况没有回流，塔内的部分气化和部分冷凝不能稳定持续地进行，精馏目的无法实现。为此,在塔顶应有冷凝装置。每层塔板上都发生部分气化和部分冷凝，各层塔板提供一定的接触时间（或接触表面）使蒸气-液体两相发生传热和传质过程。2.向上往塔顶方向，蒸气中易挥发组分越来越富集；向下往塔底方向，液体中难挥发组分越来越富集。4.塔底应提供蒸气，且蒸气的组成应与塔底馏残液相近，为此，应在塔底安装加热器（再沸器）使馏残液部分气化。精馏段的作用是把上升的蒸气中的难挥发组分冷凝下来，使塔顶馏出液更接近纯的易挥发组分；而提馏段的作用则是把向下回流的液体中的难挥发组分提浓，使降到塔底的液体更接近纯的难挥发组分。5.进料的位置：不在塔顶，也不在塔底在塔体的某一层塔板上，这层塔板上的液体组成与进料的组成应接近，这层塔板为进料板feedplate若将原料从这层塔板不断地加入，进行连续操作，则塔的操作条件将不会有大的改变。可从塔顶冷凝器连续导出接近于纯的易挥发组分的馏出液，而在塔底则可得到接近纯的难挥发组分的馏残液。6.加料板以上的部分为精馏段rectificationsection，以下的部分为提馏段strippingsection。③可以利用热交换设备，回收塔顶蒸气和塔底热液体所带出的热量，节约能量的消耗。（4）、连续精馏的特点：多次部分气化，多次部分冷凝（5）、连续精馏的优点：①操作条件可以稳定不变，便于控制，产品质量稳定，容易实现自动化；②连续操作可以节省加料、预热升温、停车、卸料的时间，设备利用率高，生产能力↑4、全塔物料衡算（P208）为了使问题简化，作一些基本假设：①塔身对外界是绝热的，即没有热损失。②回流液由塔顶冷凝器提供，其组成与塔顶产品相同，回流液温度为泡点温度。塔内上升蒸气是由塔釜用间接蒸汽加热馏残液使之气化得来的。③精馏段内各层塔板上升蒸气的摩尔流量相等，下降的液体的摩尔流量也相等；提馏段也是如此。但是精馏段与提馏段上升的蒸气摩尔流量不一定相等，下降的液体的摩尔流量也不一定相等。④气液两相离开该塔板时已达到相平衡状态，即塔内各塔板均为理论板，相间的组成关系可由平衡关系来确定。4、全塔物料衡算（P208）qn，FxF=qn，DxD+qn，Wxw设进料摩尔流量为qn，F，kmol/h塔顶产品为qn，D，kmol/h塔底产品为qn，W，kmol/hxF、xD、xw分别表示原料液、塔顶产品、塔底产品的易挥发组分的摩尔分率总的物料衡算：qn，F=qn，D+qn，W易挥发组分的物料衡算：通常已知进料量qn，F及其组成xF，根据对馏出液（塔顶产品）和残液（塔底产品）的组成xD、xw的要求，可求出馏出液和塔底残液量。塔顶易挥发组分的回收率为：塔底易挥发组分的损失率为：（2）精馏段物料衡算和操作线方（P209~210）∴如图：对精馏段第n+1块塔板以上作总物料衡算和易挥发组分的物料衡算：qn,V=qn,L+qn,Dqn,Vyn+1=qn,Lxn+qn,DxD根据假设：精馏段内各层塔板上升蒸气的摩尔流量相等,下降的摩尔流量相等。上式可写成：若用回流比R表示，则：∴qn,V1=qn,V2=…=qn,V=V,qn,L1=qn,L2=…qn,L=L或者：下一块塔板上升蒸气与上一块塔板回流液中易挥发组分的含量的关系。在y-x相图上为一直线斜率截距当xn=xD时，yn+1=xD，∴该直线通过对角线上的A点（xD，xD）。精馏段操作方程表示在精馏段内任意两相邻的两块塔板之间上升蒸气与下降液体的组成的关系（3）提馏段物料衡算和操作线方程（P210）*由于原料液从加料板上加入，在提馏段中，回流液的摩尔流量和上升蒸气的摩尔流量发生了变化，与精馏段中的情况不同了。∴提馏段各塔板上液体的组成与来自下层塔板的蒸气组成的关系也必随之改变，于是描述这一关系的操作线方程式与精馏段操作线方程式也就不同。q′n,Lxm=q′n,Vym+1+qn,WxW或者：根据假设：提馏段各层塔板上升的蒸气量q′n,V均应相等，从各层塔板下降的液体量q′n,L也相等。对提馏段任一截面m块以下部分进行物料衡算，得：q′n,L=q′n,V+qn,W另外一个点应为精馏段与提馏段相交的交点，也就是说，有一个点应该在加料板上。∵在连续精馏过程中q′n,L、qn,W和xw保持不变----提馏段操作线方程式operatinglineofstrippingsection∴提馏段操作线也是一条直线，直线的斜率或截距都与回流量q′n,L有关，而q′n,L与加料的预热状况有关，不同的加料预热方式，q′n,L不同，交点的位置也就不同。表示在提馏段,来自任意塔板上的液体组成xm与来自下层塔板上的蒸气组成ym+1的关系。当xm=xw时，ym+1=xw,说明该直线过y-x图中对角线上的一点，即B（xw，xw）。⑤加料液已成为温度高于露点的过热蒸气，即过热蒸气进料（4）进料热状况的影响（P210~214）5种加料的预热状况①加料液没有达到沸腾，即冷液进料②加料液的温度达到沸点，即泡点进料③加料液的温度达到沸点，且有一部分气化，介于泡点与露点之间。称气-液进料④加料液全部成为露点时的蒸气，即饱和蒸气进料将R=qn,L/qn,D代入提馏段操作线方程以泡点进料为例：q′n,V=qn,Vq′n,L=qn,L+qn,F设f为单位馏出液所需的进料量，即f=qn,F/qn,D，q′n,L=qn,L+fqn,D提馏段操作线连接W、F两点，可得提馏段操作线。以泡点进料为例，提馏段操作线在y-x图上xm=xw处与对角线相交一点W在xm=xF处与精馏段操作线相交一点F（4）精馏段操作线和提馏段操作线的交点方程----q线方程qn,FhF+qn,LhL+q′n,VH′V=qn,VHV+q′n,Lh′L对加料板作物料衡算：qn,F+qn,L+q′n,V=qn,V+q′n,L对加料板作热量衡算：hF----原料液的焓，J/molHV，H′V----离开和进入加料板的蒸气的焓，J/molhL，h′L----进入和离开加料板的液体的焓，J/mol则：qn,FhF-[q′n,L-qn,L]h=[qn,V-q′n,V]H定义：进料热状况参数q塔中液体和蒸气都呈饱和状态，且进料板上下处温度和浓度都比较接近，∴HV≈H′V≈H，hL≈h′L≈h进料中的液相量为q×qn,F，其浓度为xq，气相量为qn,F×（1-q），其浓度为yq。∴精馏段和提馏段的气液流量之间的关系：q′n,L=qn,L+q×qn,Fqn,V=q′n,V+（1-q）qn,F或者：q′n,V=qn,V-(1-q)qn,F不同的进料状况，q值大小不同以第3种情况为例：加料液的温度达到沸点，且有一部分气化即气-液进料，设加料量qn,F，其组成为xF，进料中液相所占的分率为q，则气相所占的分率为1-q。对进料作总物料衡算：qn,F=q×qn,F+（1-q）×qn,F对进料易挥发组分作物料衡算：qn,FxF=q×qn,F×xq+（1-q）qn,F×yq=q×qn,F×xq-（q-1）qn,Fyq----精馏段与提馏段操作线交点的轨迹，即q线方程在正常情况下，当进料状况一定时，q和xF均为定值∴q线方程在y-x座标上为一直线斜率截距∴精馏段操作线与q线的交点也是q线与提馏段操作线的交点。∴作q线的关键是先求出q值，q值随进料热状况的不同而改变。∵q线是精馏段与提馏段两操作线的交点轨迹当xq=xF时，yq=xF---q线通过y-x图中对角线上的点e（xF，xF）过e点作直线即q线ef斜率截距操作线的作图步骤⑥q线与AC相交于点d，连接Bd即为提馏段操作线。①在y-x图上画出对角线作为辅助线。②在横坐标上标出xD、xF、xW三点，并通过此三点各作x轴的垂线，与对角线分别交于A、e、B三点。③找出的C点，截距为连接AC即得精馏段操作线④根据进料的热状况，求出q值。⑤过e点作直线ef即为q线，斜率为例：苯-甲苯体系，xF=0.5,进料为20℃,求q线。已知常压下xF=0.5的苯-甲苯混合液泡点为92℃解：∴△H=混合液的摩尔气化热+混合液从泡点升温到露点需要的热量∴混合液的摩尔气化热=32.55kJ·mol-1混合液从泡点升温到露点需要的热量=116×（96-92）=464J·mol-1∴总的气化热△H=32.55kJ·mol-1+464J·mol-1=33014J·mol-1苯蒸气的平均摩尔定压热容为103J·K-1·mol-1，甲苯的定压热容为129J·K-1·mol-1，∴混合蒸气的定压热容为116J·K-1·mol-1。已知：92℃苯的摩尔气化热为30.81kJ·mol-1,甲苯的摩尔气化热为34.29kJ·mol-1,∴混合液的摩尔气化热则为32.55kJ·mol-1蒸气从泡点92℃升高到露点96℃过程中：查得此时苯的摩尔定压热容为142J·K-1·mol-1，甲苯的摩尔定压热容为168J·K-1·mol-1，∴ 混合液的平均摩尔定压热容为155J·K-1·mol-1。液体进塔后温度从20℃升到92℃，其定性温度为56℃。将1kmol进料变为泡点液体所需的热量=Cp·△t=155×（92-20）将1kmol进料从泡点液体变为露点蒸气所需的热量：△H=33014∴q线方程为：y=3.92x—1.47∴将1kmol进料变为露点蒸气所需的热量=Cp·△t+△H=155×（92-20）+33014∴q=[155×(92-20)+33014]÷33014=1.34斜率=q/(q-1)=3.92截距=-0.5/0.34=-1.47进料的热状况对q线和提馏段操作线有很大影响。q值可为正，也可为负原料进入进料板后分成两部分下流的液体----qqn,F上升的蒸气----(1-q)qn,F。①若冷液进料，上升的蒸气有部分被冷凝hF＜h→＞1精馏段的蒸气量为qn,V，回流量为qn,L提馏段的蒸气量为q′n,V，回流液的量为q′n,Lq′n,L=qn,L+q×qn,Fq′n,V=qn,V-(1-q)qn,F提馏段回流液的量q′n,L＞qn,L+qn,F蒸气量：q′n,V＞qn,V为负值q线位于第一象限内的ef1斜率为正值，截距q线为通过（xF,xF）并垂直于x轴的ef2②若在泡点下进料，即饱和液体进料，hF=h→=1提馏段的蒸气量为q′n,V=qn,V，回流量为q′n,L=qn,L+qn,F斜率=∞q线位于第二象限内，如ef3③如果在泡点下的气液混合进料H＞hF＞h→0＜＜1提馏段的蒸气量为：q′n,V=qn,V-（1-q）qn,F回流液的量为：q′n,L=qn,L+qqn,F斜率＜0截距＞0提馏段的回流液的量为：q′n,L=qn,L，蒸气量为：qn,V=q′n,V+qn,F，④若进料为饱和蒸气hF=H→=0=0q线为过点（xF，xF）并平行于x轴的水平线，如ef4提馏段的回流液：q′n,L＜qn,L，蒸气：qn,V＞q′n,V+qn,F，⑤若进料为过热蒸气，将使部分回流的液体气化。hF＞H→＜0=正值q线位于第三象限内，为ef5截距＞05二者之和为整个精馏塔的理论塔板数。逐板计算法----反复运用平衡线方程和操作线方程进行逐板计算的方法，是一种最基本、最精确的方法。分两步：先用平衡线方程和精馏段操作线方程计算精馏段的理论塔板数；再用平衡线方程和提馏段操作线方程计算提馏段的理论塔板数。精馏段的理论塔板数∵xD为工艺要求所定,∴可先从塔顶算起一直算到xn≈xF为止，则第n块板为进料板，那么n-1为精馏段的理论塔板数（不包括进料板）；提馏段的理论塔板数∵xW一般为已知∴可以从塔釜算起一直计算到xm≤xF为止，则m-1即为提馏段的理论塔板数（不包括塔釜）而实际上，在塔釜内，xw和yw是处于相平衡状态，∴塔釜也起一块理论板的作用，计算时应考虑到塔釜的作用。精馏塔总的理论塔板数为n-1+m（不包括塔釜）。总的理论塔板数为n-1+m（不包括塔釜）例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩尔%），要求塔顶产品组成为xD=0.95,塔底产品组成xW=0.05，选用R=2，泡点进料，试用逐板计算法求理论塔板数NT。已知αm=2.45(2)精馏段操作线方程为：解：(1)苯-甲苯的气液平衡关系式为：(3)提馏段操作线方程为：假设以qF=100mol/s为计算基准,则∴qD=qF-qW=50(mol/s)qL′=qL+qF=RqD+qF=2×50+100=200(mol/s)∴ym+1=1.33xm-0.017或者xm=0.752ym+1+0.013第一块板:y1=xD=0.95，∴由平衡关系得x1=0.886第二块板:y2=0.667x1+0.317=0.908,由平衡关系得x2=0.801第三块板:y3=0.667x2+0.317=0.851,由平衡关系得x3=0.700第四块板:y4=0.667x3+0.317=0.784,由平衡关系得x4=0.597第五块板:y5=0.667x4+0.317=0.715,由平衡关系得x5=0.506第六块板:y6=0.667x5+0.317=0.784,由平衡关系得x6=0.437∵x5=0.506≈xF,∴加料板为自塔顶向下数第五块精馏段的理论塔板数=n-1=5-1=4块。(4)逐板计算:精馏段的理论塔板数:塔釜：∵xw=0.05，由平衡关系得yW=0.114第一块板：x1=0.752yW+0.013=0.099,由平衡关系得y1=0.212第二块板：x2=0.752y1+0.013=0.172,由平衡关系得y2=0.337第三块板：x3=0.752y2+0.013=0.266,由平衡关系得y3=0.470第四块板：x4=0.752y3+0.013=0.366,由平衡关系得y4=0.586第五块板：x5=0.752y4+0.013=0.454,由平衡关系得y5=0.671第六块板：x6=0.752y5+0.013=0.518,由平衡关系得y6=0.725提馏段理论塔板数:从提馏段的计算看，x6=0.518＞xF,而x5=0.454＜xF,∴提馏段的理论塔板数m=6块∴该精馏塔总的理论塔板数NT=5-1+6=10块（不含塔釜）②图解法：应用塔内的气液相平衡关系和操作关系，在y-x图上作图的方法来求理论塔板数。与逐板计算法本质上是相同的。根据被分离混合液的气液相平衡关系或实验数据，在y-x图上作出平衡曲线，并画出对角线。根据已知的工艺条件，在y-x图上作出精馏段和提馏段的操作线。从塔顶向下逐板图解：在平衡曲线与操作线之间作阶梯，当水平线跨越两操作线交点时，其垂直线应落在提馏段操作线上，而后在提馏段操作线和平衡曲线之间作阶梯，直到xn≤xw或跨越xw为止。全回流、最小回流比和最少理论塔板数最小回流比的求法适宜回流比的确定阶梯的个数即为理论塔板数，跨越两操作线交点的那个阶梯就是加料板的位置。∵xn≤xw，∴这样求出的理论塔板数n包括塔釜这块理论板。（2）回流比对精馏操作的影响与选择物料在进行蒸馏时，塔顶蒸气冷凝后全部流回塔内，塔顶、塔底不出任何产品，物料在塔内循环①全回流与最少理论板数此时qD=0，qW=0，R=∞，精馏段操作线斜率=1，yn+1=xn；提馏段操作线斜率=1，ym+1=xm。∴全回流时精馏段与提馏段的操作线与对角线重合，与平衡线之间的距离最大∴从xD到xW作出的阶梯数目最少即：全回流条件下，将组成为xF的双组分混合液分离成组成为xD和xW的产物所需要的理论塔板数最小。对塔板数一定的精馏塔，每一层塔板的分离能力最强，∴在全回流时能达到最好的分离效果。当体系为理想体系或接近理想体系时，可以用解析法求最少理论塔板数Nmin。如果求精馏段的最小理论塔板数N′min（不含进料板）或确定进料板的位置，则需要用xF代替xw，当回流比R↓，精馏段的操作线从C1向C3变动，但全回流得不到任何产品，在生产上无意义。但可用来评价精馏设备的效率。斜率↓截距↑提馏段操作线由Bd1向Bd3移动斜率↑，操作线离平衡曲线的距离越来越近，∴同样的分离要求所需理论塔板数↑。此时气液已达到平衡，传质推动力为0，说明要达到一定的分离效果，理论上需要无数个塔板。②最小回流比Rmin随着R↓，精馏段与提馏段操作线在q线上的交点d向上移动。当R减小到某一临界值时，两操作线的交点恰好落在平衡线上（d2）此时对应的回流比为最小回流比Rmin。比Rmin小的回流比是不可能的。全回流和最小回流比表示回流的上下极限，这种情况虽对生产实际无直接意义，但生产上实际回流比R的确定是建立在Rmin，基础上的。在精馏设备开工前，需要先进行一段时间的全回流操作，而后逐渐过渡到实际回流比下操作。1．图解法求最小回流比Rmin展开整理得：当泡点进料时，xq=xF，则：yq与xq可通过平衡关系求出。当某双组分互溶体系符合理想体系，若为泡点进料，则：xq=xF，2．解析法求最小回流比总费用随回流比的变化有一个最低值，最低值对应的回流比为最适宜回流比R适宜。通常取R适宜=1.1~2.0Rmin实际回流比主要根据经济核算取最小回流比的某个倍数。精馏塔的经济指标：----设备费和操作费设备费主要取决于设备的大小，如塔高和塔径等。操作费主要取决于加热蒸汽和冷却水的耗用量,即取决于上升蒸气的量上升蒸气量qn,V=qn,L+qn,D=(R+1)qn,D∴操作费随回流比的加大而↑当体系接近理想体系时，αm视为常数，通常取塔顶和塔底温度下相对挥发度的几何平均值用于计算。由芬斯克公式：“+1”的含义表示塔釜，而Nmin为不含塔釜的最小理论塔板数。捷算法是利用芬斯克公式和吉利兰图计算理论塔板数的方法。仅适用于理想体系泡点进料的情况。运算包括三个步骤：（1）求全回流时的最小理论塔板数Nmin如果求精馏段的最小理论塔板数N′min（不含进料板）或确定进料板的位置，则需要用xF代替xw，（3）求适宜回流比下的理论塔板数捷算法得到的理论塔板数误差在10%±。（2）求出最小回流比Rmin，确定适宜的R利用芬斯克公式结合吉利兰图可以求出近似于理想体系在任何回流比下的理论塔板数。吉利兰图关联了不含塔釜的理论塔板数NT与R、Rmin之间的关系，与的关系例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩尔%），要求塔顶产品组成为xD=0.95,塔底产品组成xW=0.05，选用R=2，泡点进料，试用捷算法求理论塔板数NT。已知α=2.45=2.45×0.5÷(1+1.45×0.5)=0.71=(0.95-0.71)/(0.71-0.5)=1.14=(2-1.14)/3=0.287解：求最小回流比求最小理论塔板数:=6.6解得：NT=10.7(不包括再沸器)∴当不包括塔釜时最小理论塔板数Nmin=5.6=0.287查吉利兰图=0.40但实际上进入n板的气、液两相不能均匀地完全混合，接触时间也有限，离开n板的气、液两相（yn和xn）未达平衡，还有难免的泡沫夹带。∴实际塔板与理论塔板有很大的差异，其差异的程度可用塔板效率来表示。理论塔板的基本假设是进入第n块塔板的气相（yn+1）与液相（xn-1）在n板上经过完全混合，充分接触，进行传质和传热，当离开n板的气、液两相（yn和xn）互成平衡。板效率的各种表示方法及其应用①点效率式中y’——离开塔板上某点的气相组成；yn+1——进入第n块板的气相组成；y’*——与被考察点液相组成x成平衡的气相组成。为计算实际板数，必须知道离开同一块实际塔板的两相平均组成的关系。点效率不能满足此要求。总板效率（η）：达到同样分离效果，所需的理论板数（NT）与实际板数（Np）之比，即η=NT/Np。是全塔塔板效率的平均值。yn+1，yn--分别表示进入和离开第n块塔板的气相组成xn-1，xn--分别表示进入和离开第n块塔板的液相组成y*n--与离开第n板的液体xn相平衡的气相组成x*n--与离开第n板的蒸气yn相平衡的液相组成②单板效率（Em）：也称莫夫里效率②默弗里板效率（P222）不仅考虑了塔板上两相之间的接触状况，同时也计入了塔板上气液两相的非理想流动，但未考虑塔板间的非理想流动，即液沫夹带和漏夜。EmV、EmL均小于1。③总板效率η（P223）式中N为理论板数，NP为实际板数，总板效率的经验数值在设计中应用得很广泛。板效率通常由实验测定，其数值范围在0.2~0.8之间。④影响实际塔板效率降低的主要因素（P223）塔板结构：板间距、塔径、塔板上液流流程长度等。板间距过小，塔高会↓，但液沫夹带会↑，塔 板效率↓； 板间距过大，液沫夹带会↓，但塔高会↑，塔的造价↑。塔板上液流流程长度增大，减少返混，使塔板效率↑，但增大流程，造成蒸气分布不均匀，会使操作恶化，塔板效率↓。气液两相的物理性质：μ、α、ρ、表面张力、扩散系数等。操作条件：上升蒸气速度、下降液体流速、塔板上存液量、 操作温度、压强、回流比的大小等⑤提高板效率的
措施
《全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观软件质量保证措施下载工地伤害及预防措施下载关于贯彻落实的具体措施
Ⅰ结构参数影响塔板效率的结构参数很多，塔径、板间距、堰高、堰长以及降液管尺寸等对板效率皆有影响，必须按某些经验规则恰当地选择。此外，有以下两点得特别指出。（1）合理选择塔板的开孔率和孔径造成适应于物系性质的气液接触状态。（2）设置倾斜的进气装置，使全部或部分气流斜向流入液层。在塔板上适当地设置倾斜进气装置，使全部或部分气体沿倾斜于液体流动的方向进入液层，具有以下优点。①斜向进气时，气体将给液体以部分动量。这样，液体将在该部分动量推动下沿塔板流动，而不必依靠液面落差。适当地分配斜向进入的气量。即可维持一定的液层厚度，还可以消除液面落差，促使气流的均布。②适当地安排斜向进气装置，即在塔板边缘处适当增加斜向进气装置的数量，可使液体沿圆形塔板表面流动均匀。③斜向进气时造成的液滴具有倾斜的初速度，其垂直分量较小，因而液沫夹带量有所下降。总之，适量采用斜向进气装置，可减少气液两相在塔板上的非理想流动，提高塔板效率。实现斜向进气的塔结构有多种形式。例如，舌形塔板、斜孔塔板、网孔塔板等使全部气体倾向进入液层；而林德筛板则使部分气体斜向进入液层。Ⅰ结构参数Ⅱ负荷性能图135240L(m3/h)Vm3/hA、1为过量液沫夹带线，通常以eG=0.1Kg液/Kg干空气为依据确定，气液负荷位于该线上方，表示液沫夹带过量，已不宜采用；B、线2为漏液线，可根据漏液点气速确定，若气液负荷位于线2下方，表明漏液已使塔板效率大幅度下降；C、线3为溢流液泛线，可根据溢流液泛的产生条件确定，若气液负荷位于3上方，塔内将出现溢流液泛；D、线4为液相流量下限线，液量小于该下限，板上液体流动严重不均匀而导致板效率急剧下降；E、线5为液流量上限线，若液量超过此上限，液体在降液管内停留时间过短，液流中的气泡夹带现象大量发生，以致出现溢流液泛。135240L(m3/h)Vm3/hⅡ塔板的负荷性能图上述各线所包围的区域为塔板正常操作范围。在此范围内，气液两相流量的变化对板效率影响不大。塔板的设计点和操作点都必须位于上述范围内，方能获得合理的板效率。Ⅲ操作参数A、操作弹性上、下限操作极限的气体流量之比称为塔板的操作弹性，操作弹性越大的塔越好。B、注意①板型不同，负荷性能图中所包括的极限线也有所不同。②同一板型但设计不同，线的相对位置也会不同。Ⅳ气体通过筛板的阻力损失气体通过塔板的压降（塔板的总压降）包括：塔板的干板阻力（即板上各部件所造成的局部阻力），板上充气液层的静压力及液体的表面张力。塔板压降是影响板式塔操作特性的重要因素。塔板压降增大，一方面塔板上气液两相的接触时间随之延长，板效率升高，完成同样的分离任务所需实际塔板数减少，设备费降低；另一方面，塔釜温度随之升高，能耗增加，操作费增大，若分离热敏性物系时易造成物料的分解或结焦。因此，进行塔板设计时，应综合考虑，在保证较高效率的前提下，力求减小塔板压降，以降低能耗和改善塔的操作。（4）塔高和塔径①塔径D的计算（P223）u--空塔速度emptytowervelocity：蒸气通过塔截面的速度u↑，D↓，塔的投资↓，但过大会引起液沫夹带和液泛液泛----当塔板上气速很高时，液体被带到上一层塔板的量猛增，整个塔板间充满液体∴空塔速度最大不能发生液泛，最小不能低于漏液的速度②塔高z的计算（P224）z=h1+h2+Np×HTNp----实际塔板数HT----板间距，mh1----塔顶高度，mh2----塔底高度，m塔高主要与塔板数和板间距有关板间距小，塔高↓，液沫夹带↑，塔板效率↓板间距大，液沫夹带↓，塔高↑，造价↑选择板间距：当采用较大的板间距时，塔高↑，此时提高气速也不会引起液沫夹带，∴选小塔径当采用较小的板间距时，则需要增大塔径
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