化原課件第一章精餾6次課

四、其他體系和操作的最小回流比

特殊體系，如圖所示。通過精餾操作線的斜率或截距確定Rmin。五、回流比的優(yōu)化

Rmin，NT=∞,塔為無窮高，投資費用直線上升為無窮大。R增大，精餾操作線遠離平衡線，NT下降，塔高降低，設(shè)備費減少，但V,V’增加，塔徑和塔頂和塔釜換熱器面積增加；塔頂冷凝量和塔釜加熱量增加，操作費升高。總費用與R的關(guān)系先急劇下降，而后上升。以獲得精餾總成本最低的回流比為最優(yōu)回流比。R=1.1～2Rmin1.5.7理論塔板簡捷計算方法一、最少理論板數(shù)Nmin

全回流操作，R=∞,F=0,W=0;D=0。故L=V，兩操作線斜率均為1，并與對角線重合塔內(nèi)無精餾段和提餾段之分，其操作線方程可表示為：yn+1=xnFWDR由于全回流操作時，操作線離平衡線最遠，所需理論板數(shù)最少，并稱其為最小理論板數(shù)NminNmin

由芬斯克方程求得：

理想體系，任一理論板上的汽-液平衡關(guān)系有：塔頂采用全凝器，有

離開第1塊板的汽-液平衡關(guān)系為：在第1和第2塊板的操作關(guān)系又由于第2塊板的氣液平衡關(guān)系依此類推，若將再沸器視為N+1層理論板，則有：說明：（1）可用塔頂和塔釜的平均相對揮發(fā)度代替全塔平均揮發(fā)度；（2）該方程也可用于多組分精餾，其區(qū)別是以輕、重關(guān)鍵組分的分離代替雙組分精餾中易、難揮發(fā)組分的分離；（3）將xw換成xF，得到精餾段的理論板層數(shù)及加料板位置。取全塔平均相對揮發(fā)度（Nmin不包括再沸器）將R、Rmin、N、Nmin四個參數(shù)進行定量的關(guān)聯(lián)。稱為Gillilad圖。二、理論塔板的簡捷計算法ABCN-Nmin/N+2已知R、Rmin、Nmin三個參數(shù)，可以得到理論板數(shù)N。簡捷法具體步驟

根據(jù)精餾給定條件計算Rmin由Fenske方程及給定條件計算Nmin計算橫坐標值，找出縱坐標值，解得理論板數(shù)N

。1.5.8實際塔板數(shù)和塔板效率

實際情況下，塔盤結(jié)構(gòu)、操作條件及物系等復(fù)雜條件導(dǎo)致氣、液兩相在塔板上流動和接觸狀態(tài)的不同，影響傳熱、傳質(zhì)過程，離開塔板氣、液兩相達不到平衡，即分離能力小于給定條件的理論板，實際塔板數(shù)大于理論板數(shù)。a.定義：設(shè)全塔實際塔板數(shù)為NP，理論板數(shù)NT，該塔的全塔效率ET為：

ET=NT/NP一、全塔效率ETb.全塔效率是反映全塔綜合情況,表示實際塔板接近理論板的程度.c.影響因素：物系性質(zhì)、操作條件、塔板結(jié)構(gòu)二、單板效率，默弗里（Murphree）效率對于第n塊塔板【例1-9】在連續(xù)精餾塔中處理平均相對揮發(fā)度為2.5的二元理想混合物?；亓鞅葹?，塔頂餾出液組成為0.96（摩爾分數(shù)）。試求從塔頂算起精餾段相鄰三層塔板中位于中間那層塔板的氣相板效率。已知離開中間板的液相組成為0.4，離開中間板上一層的液相組成為0.45。解：精餾段的操作線方程為：又根據(jù)平衡關(guān)系氣相單板效率有怎樣計算液相單板效率？

作業(yè)：1-8【例1-10】在連續(xù)精餾塔中，分離某二元理想溶液。進料為汽-液混合物進料，進料中氣相組成為0.428，液相組成為0.272，進料平均組成xF=0.35，假定進料中汽、液相達到平衡。要求塔頂組成為0.93（以上均為摩爾分率），料液中易揮發(fā)組分的96%進入餾出液中。取回流比為最小回流比的1.242倍。試計算：（1）塔底產(chǎn)品組成；（2）寫出精餾段方程；（3）寫出提餾段方程。解題思路:

（1）根據(jù)物料衡算，可以得到產(chǎn)品量和組成；

（2）精餾段方程，需要知道R，必須先求得Rmin，要得到Rmin，知道q線方程和平衡方程；

（3）提餾段方程在精餾段的基礎(chǔ)上求解。解題過程（1）塔底產(chǎn)品組成（2）精餾段方程①平衡方程②q線方程氣液混合進料中，液相所占分率為q，氣相所占分率為1-q③聯(lián)立求解平衡線和進料線的交點④精餾段方程（3）提餾段方程點評:此題幾乎涵蓋了精餾的所有主要知識點。（1）全塔衡算方程和塔