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1、第五章 吸收与蒸馏5.2吸收与解吸吸收与解吸5.6板式塔板式塔5.4 蒸馏蒸馏5.1传质学基础传质学基础5.5两组分连续精馏塔的计算两组分连续精馏塔的计算5.3吸收塔（或脱吸）的计算吸收塔（或脱吸）的计算5.7其他蒸馏简介其他蒸馏简介重点重点：双膜理论、传质基本方程、操作线方：双膜理论、传质基本方程、操作线方程、理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进程、理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进料方程、料方程、回流比回流比难点难点：双膜理论、操作线方程、进料方程、：双膜理论、操作线方程、进料方程、精馏设备精馏设备传质分离操作在生产中的应用传质分离操作在生产中的应用在含有两个或两个以上组分的混合体系中，如果
2、存在含有两个或两个以上组分的混合体系中，如果存在浓度梯度，某一组分（或某些组分）将有高浓度区向在浓度梯度，某一组分（或某些组分）将有高浓度区向地浓度区移动的趋势，该移动过程称为地浓度区移动的趋势，该移动过程称为传质过程传质过程。分离过程包括分离过程包括机械分离机械分离和和传质分离传质分离。机械分离：压榨、过滤、沉降等机械分离：压榨、过滤、沉降等传质分离：吸收、蒸馏、干燥、萃取、膜分离等传质分离：吸收、蒸馏、干燥、萃取、膜分离等界面界面气相气相主体主体组分组分组分组分液相液相主体主体1）扩散物质从一相的主体扩散到两相界面（单相中的扩散）；扩散物质从一相的主体扩散到两相界面（单相中的扩散）；2）在
3、界面上的扩散物质从一相进入另一相（相际间传质）；在界面上的扩散物质从一相进入另一相（相际间传质）；3）进入另一相的扩散物质从界面向该相的主体扩散（单相中的扩散）；进入另一相的扩散物质从界面向该相的主体扩散（单相中的扩散）；物质传递的三个步骤：物质传递的三个步骤：5.1传质学基础物质在单相中的传递靠扩散，发生在流体中的扩物质在单相中的传递靠扩散，发生在流体中的扩散有散有分子扩散分子扩散和和涡流扩散涡流扩散两种。两种。分子扩散分子扩散：依靠分子的无规则热运动，主要发生在静止或依靠分子的无规则热运动，主要发生在静止或层流流体中。层流流体中。涡流扩散涡流扩散：依靠流体质点的湍动和旋涡而传递物质，主要依
4、靠流体质点的湍动和旋涡而传递物质，主要发生在湍流流体中。发生在湍流流体中。5.1.1物质在单相中的扩散物质在单相中的扩散ABABABAB分子扩散分子扩散：在一相内部存在浓度差（或浓度梯度）的情：在一相内部存在浓度差（或浓度梯度）的情况下，由于分子的无规则运动而导致的物质传递现象。况下，由于分子的无规则运动而导致的物质传递现象。分子扩散是物质分子微观运动的结果。分子扩散是物质分子微观运动的结果。扩散通量扩散通量：扩散速率，单位时间内单位面积上扩散传递的物质量，：扩散速率，单位时间内单位面积上扩散传递的物质量，其单位为其单位为mol/(m2s)。（1）分子扩散与菲克Fick定律式中式中JA物质物质
5、A在在z方向上的分子扩散通量，方向上的分子扩散通量，kmol/(m2s)dCA/dz物质物质A的浓度梯度，的浓度梯度，kmol/m4DAB物质物质A在介质在介质B中的分子扩散系数，中的分子扩散系数，m2/s负号负号表示扩散是沿着物质表示扩散是沿着物质A浓度降低的方向进行的。浓度降低的方向进行的。当物质当物质A在介质在介质B中发生扩散时，任一点处物质中发生扩散时，任一点处物质A的扩散通的扩散通量与该位置上量与该位置上A的浓度梯度成正比，即：的浓度梯度成正比，即：菲克（菲克（FickFick）定律）定律假定：假定：pA1pA2pB11，漂流因子的大小直接反映了总体流动在传质中所占分量的大小，漂流因
6、子的大小直接反映了总体流动在传质中所占分量的大小，即漂流因子体现了总体流动对传质速率的影响。即漂流因子体现了总体流动对传质速率的影响。单向扩散的传质通量单向扩散的传质通量在液相中以单向扩散多见，仿气相中的扩散速率关系，则有在液相中以单向扩散多见，仿气相中的扩散速率关系，则有连续等价离子交换和理想溶液精馏时的扩散过程属于等分连续等价离子交换和理想溶液精馏时的扩散过程属于等分子反向扩散模型，连续结晶、吸附、浸提、吸收等扩散过程属子反向扩散模型，连续结晶、吸附、浸提、吸收等扩散过程属于单向扩散模型。于单向扩散模型。式中式中NA溶质溶质A在液相中的传递速率，在液相中的传递速率，kmol/m2sD溶质溶
7、质A在溶剂中的扩散系数，在溶剂中的扩散系数，m2/sC溶液的总浓度，溶液的总浓度，C=CA+CS，kmol/m3Csm扩散初、终截面上溶剂扩散初、终截面上溶剂S的对数平均浓度，的对数平均浓度，kmol/m3液相中的稳定分子扩散液相中的稳定分子扩散分子扩散系数是物质的特征系数之一，表示物质在介质中分子扩散系数是物质的特征系数之一，表示物质在介质中的扩散能力；的扩散能力；扩散系数取决于扩散质和介质的种类及温度等因数。扩散系数取决于扩散质和介质的种类及温度等因数。对于气体中的扩散，浓度的影响可以忽略；对于气体中的扩散，浓度的影响可以忽略；对于液体中的扩散，浓度的影响可以忽略，而压强的影响对于液体中的
8、扩散，浓度的影响可以忽略，而压强的影响不显著。不显著。物质的扩散系数可由实验测得，或查有关资料，或借助于物质的扩散系数可由实验测得，或查有关资料，或借助于经验或半经验公式进行计算。经验或半经验公式进行计算。分子扩散系数分子扩散系数式中式中D扩散系数，扩散系数，m2/s；P总压强，总压强，kPa；MA、MB分别为分别为A、B两种物质的分子量，两种物质的分子量，g/mol；vA、vB分别为分别为A、B两种物质的分子体积，两种物质的分子体积，cm3/mol气相中的扩散系数气相中的扩散系数式中式中D物质在其稀溶液中的扩散系数，物质在其稀溶液中的扩散系数，m2/s；T温度，温度，K；液体的粘度，液体的粘
9、度，PasA扩散物质的分子体积，扩散物质的分子体积，cm3/mol；o常数。在水、甲醇或苯中的稀溶液，其值为常数。在水、甲醇或苯中的稀溶液，其值为8,14.9,22.8cm3/mol液相中的液相中的扩扩散系数散系数( (非非电电解解质质) )物质在湍流的流体中传质，主要凭藉湍流流体质点的湍动和物质在湍流的流体中传质，主要凭藉湍流流体质点的湍动和旋涡引起流体各部分之间的剧烈混合，在有浓度差存在的条件旋涡引起流体各部分之间的剧烈混合，在有浓度差存在的条件下，物质朝着浓度降低的方向进行传递，这种现象称为下，物质朝着浓度降低的方向进行传递，这种现象称为涡流扩涡流扩散散（eddydiffusion）。）
10、。5.1.2对流扩散对流扩散涡涡流流扩扩散散在湍流流体中同时存在涡流扩散在湍流流体中同时存在涡流扩散和分子扩散（涡流扩散占和分子扩散（涡流扩散占主导地位主导地位），其总扩散通量为），其总扩散通量为式中式中D分子扩散系数，分子扩散系数，m2/s；DE涡流扩散系数，涡流扩散系数，m2/s；dCA/dZ沿沿z方向的浓度梯度，方向的浓度梯度，kmol/m4；J总扩散通量总扩散通量kmol/(m2s)注：涡流扩散系数注：涡流扩散系数DE不是物性常数，它与湍动有关，且随位置不是物性常数，它与湍动有关，且随位置而不同。由于其难以测定，常将分子扩散和涡流扩散结合在一而不同。由于其难以测定，常将分子扩散和涡流扩
11、散结合在一起考虑。起考虑。对流传质对流传质是指发生在运动着的流体与相截面之间的传质是指发生在运动着的流体与相截面之间的传质过程。在实际生产中，传质操作多发生在流体湍流的情况下，过程。在实际生产中，传质操作多发生在流体湍流的情况下，此时的此时的对流传质对流传质是湍流主体与相界面之间的涡流扩散与分子扩是湍流主体与相界面之间的涡流扩散与分子扩散两种传质作用的总和。散两种传质作用的总和。以吸收为例：吸收剂沿壁面自上而下流动，混合气体自下以吸收为例：吸收剂沿壁面自上而下流动，混合气体自下而上流过液体表面。考察稳定操作状况下吸收塔设备任一截面而上流过液体表面。考察稳定操作状况下吸收塔设备任一截面m-n处相
12、界面的气相一侧溶质处相界面的气相一侧溶质A浓度分布情况。浓度分布情况。5.1.3 5.1.3 相相际间际间的的传质传质(对流传质对流传质)（1）对流传质）对流传质液相液相mn相界面相界面气相滞流内层气相滞流内层气相气相0zGzG距离距离zpHpi气气相相分分压压p气相有效气相有效膜层厚度膜层厚度滞流内滞流内层厚度层厚度传质的有效膜模型传质的有效膜模型流体主体与相界面之间存在三个流动区域，即湍流主体、流体主体与相界面之间存在三个流动区域，即湍流主体、过渡层和滞流层。过渡层和滞流层。过渡层过渡层同时存在分子扩散和涡流扩散，分压梯度逐渐变同时存在分子扩散和涡流扩散，分压梯度逐渐变小，曲线逐渐平缓。小
13、，曲线逐渐平缓。滞流层滞流层溶质的传递主要依靠分子扩散作用，由于溶质的传递主要依靠分子扩散作用，由于D值较值较小，在该区域内分压梯度较大，曲线陡峭。小，在该区域内分压梯度较大，曲线陡峭。湍流主体湍流主体主要依靠涡流扩散，大量旋涡引起的混合作主要依靠涡流扩散，大量旋涡引起的混合作用使得气相主体内溶质的分压趋于一致，分压线为直线。用使得气相主体内溶质的分压趋于一致，分压线为直线。流动区域延长滞流内层的分压线和气相主体延长滞流内层的分压线和气相主体的分压线交于的分压线交于H点，点，此点与相界面的距离为此点与相界面的距离为zG，在在zG以内的流动为滞流，其物质以内的流动为滞流，其物质传递纯属分子扩散，
14、此虚拟的膜层称为传递纯属分子扩散，此虚拟的膜层称为有效滞流膜有效滞流膜。整个有效滞流层的传质推动力为气相主体与相界面处的整个有效滞流层的传质推动力为气相主体与相界面处的分压之差，即全部传质阻力都包含在有效滞流膜层内。分压之差，即全部传质阻力都包含在有效滞流膜层内。由气相主体至相界面的对流传质速率为（按有效滞流膜层由气相主体至相界面的对流传质速率为（按有效滞流膜层内的分子扩散速率计算）内的分子扩散速率计算）式中式中NA溶质溶质A的对流传质速率，的对流传质速率，kmol/(m2s)；zG气相有效滞流膜层厚度气相有效滞流膜层厚度,m；kG气膜吸收系数；气膜吸收系数；p气相主体中溶质气相主体中溶质A的
15、分压的分压,kPa；pi相界面处溶质相界面处溶质A的分压的分压,kPa；pBM惰性组分惰性组分B在气相主体中与相界面处的分压的对数平均在气相主体中与相界面处的分压的对数平均值值,kPa；在液相中的传质速率为在液相中的传质速率为式中式中zL液相有效滞流膜层厚度，液相有效滞流膜层厚度，m；C液相主体中的溶质液相主体中的溶质A浓度，浓度，kmol/m3；ci相界面处的溶质相界面处的溶质A浓度，浓度，kmol/m3；cSm溶剂溶剂S在液相主题与相界面处的浓度的对数均在液相主题与相界面处的浓度的对数均值，值，kmol/m3；kL液膜吸收系数或液膜传质系数液膜吸收系数或液膜传质系数当气液两相接触时，两相之
16、间有一个相界面，在相界面两侧分当气液两相接触时，两相之间有一个相界面，在相界面两侧分别存在着呈层流流动的稳定膜层（有效层流膜层）。溶质必须别存在着呈层流流动的稳定膜层（有效层流膜层）。溶质必须以分子扩散的形式连续的通过这两个膜层，膜层的厚度主要随以分子扩散的形式连续的通过这两个膜层，膜层的厚度主要随流速而变，流速愈大厚度愈小。流速而变，流速愈大厚度愈小。在相界面上气液两相相互成平衡。在相界面上气液两相相互成平衡。在膜层以外的主体内，由于流体的充分湍动，溶质的浓度分布在膜层以外的主体内，由于流体的充分湍动，溶质的浓度分布均匀，可认为两相主体中的浓度梯度为零，即浓度梯度全部集均匀，可认为两相主体中
17、的浓度梯度为零，即浓度梯度全部集中在两个有效膜层中。中在两个有效膜层中。用双膜理论解释具有固定相界面的系统及速度不高的两流体用双膜理论解释具有固定相界面的系统及速度不高的两流体间的传质过程（如湿壁塔），与实际情况是大致相符合的。间的传质过程（如湿壁塔），与实际情况是大致相符合的。（2）双膜理论）双膜理论（two-film theorytwo-film theory）pAcA pA,icA,i气气膜膜液液膜膜相界面相界面气相主体气相主体液相主体液相主体传质方向传质方向图图双膜理论双膜理论示意图示意图溶溶质质A在在气气相相中中的的分分压压溶溶质质A在在液液相相中中的的摩摩尔尔浓浓度度5.1.4传质
18、设备简介传质设备简介板板式式塔塔(1)按吸收过程是否发生化学反应分类：物理吸收、化学吸收按吸收过程是否发生化学反应分类：物理吸收、化学吸收(2)按吸收过程中体系的温度变化分类：等温吸收、非等温吸收按吸收过程中体系的温度变化分类：等温吸收、非等温吸收(3)按被吸收组分的数目分类：单组分吸收、多组分吸收按被吸收组分的数目分类：单组分吸收、多组分吸收本节主要讨论低浓度气体混合物的单组分等温物理吸收。本节主要讨论低浓度气体混合物的单组分等温物理吸收。吸收的定义吸收的定义吸收的定义吸收的定义吸收是气体混合物与作为吸收剂的液体接触，使气体中吸收是气体混合物与作为吸收剂的液体接触，使气体中的某一或某些组分溶
19、于液体的操作的某一或某些组分溶于液体的操作。吸收是分离气体混合吸收是分离气体混合物的重要单元操作之一。物的重要单元操作之一。吸收操作的类型吸收操作的类型5.2吸收与解吸5.2.1概述概述吸收操作流程吸收操作流程5.2.2气气液相平衡关系液相平衡关系（1）气体在液体中的溶解度）气体在液体中的溶解度1)在一定温度下，气体组分的溶解度随该组分在气相中的平衡在一定温度下，气体组分的溶解度随该组分在气相中的平衡分压的增大而增大；而在相同平衡分压条件下，气体组分的溶分压的增大而增大；而在相同平衡分压条件下，气体组分的溶解度则随温度的升高而减小。解度则随温度的升高而减小。2)在同一温度下，对于不同种类的气体
20、组分，欲得到相同浓度在同一温度下，对于不同种类的气体组分，欲得到相同浓度的溶液，易溶气体仅需控制较低的分压，而难溶气体则需较高的溶液，易溶气体仅需控制较低的分压，而难溶气体则需较高分压。分压。3)加压和降温对吸收操作有利；反之，升温和减压有利于解吸。加压和降温对吸收操作有利；反之，升温和减压有利于解吸。当当总总压压不不高高（x或A由气相向液相传质，吸收过程平衡状态A由液相向气相传质，解吸过程吸收过程：2指明过程进行的极限过程极限：相平衡。yPyxABCxy*y*y1）逆流吸收，塔高无限，G，yaG，ybL，xaL，xb2）逆流吸收，塔高无限，3确定过程的推动力1)吸收过程推动力的表达式 y -
21、y*或x*-x或【例5-2】在总压101.3kPa，温度30的条件下,SO2摩尔分率为0.3的混合气体与SO2摩尔分率为0.01的水溶液相接触，试问：（1）SO2的传质方向；（2）其它条件不变，温度降到0时SO2的传质方向；（3）其它条件不变，总压提高到202.6kPa时SO2的传质方向，并计算以液相摩尔分率差及气相摩尔率差表示的传质推动力。 液膜液膜 吸收速率方程式吸收速率方程式5.2.3总传质速率方程总传质速率方程吸收过程中的吸收过程中的吸收速率吸收速率是指单位时间内，在单位面是指单位时间内，在单位面积上被吸收的溶质量。表明吸收速率与吸收推动力之积上被吸收的溶质量。表明吸收速率与吸收推动力
22、之间关系的数学式称为间关系的数学式称为吸收速率方程吸收速率方程。 气膜气膜 吸收速率方程式吸收速率方程式上式表明，在分压上式表明，在分压浓度图浓度图上，上，pi-ci关系为过定点关系为过定点D（c，p），斜率为），斜率为-kG/kL的直线。的直线。根据双膜理论，界面处的气液根据双膜理论，界面处的气液浓度符合平衡关系，所以该直浓度符合平衡关系，所以该直线与气液平衡线的交点即为点线与气液平衡线的交点即为点（ci，pi）0cci液相浓度液相浓度D(c,p)(ci,pi)p=f(c)ppi气气相相分分压压对于定态传质，气液两膜中的传质速率应当相等，即对于定态传质，气液两膜中的传质速率应当相等，即（1）
23、界面浓度吸收过程的总推动力可采用任何一相的主体浓度与其平衡吸收过程的总推动力可采用任何一相的主体浓度与其平衡浓度的差值来表示。浓度的差值来表示。1)以（以（p-p*）表示总推动力）表示总推动力双膜理论：双膜理论：pi=ci/H亨利定律：亨利定律：p*=c/H液相吸收速率方程液相吸收速率方程NA=kL(ci-c)NA=kLH(pi-p*)气相吸收速率方程气相吸收速率方程 NA=kg(p-pi)代入代入（2）总吸收速率方程令令式中式中Kg气相总吸收系数，气相总吸收系数，kmol/(m2skPa)对于易溶气体，对于易溶气体，H值很大，则有：值很大，则有：1/HkL1/kg，此时传质，此时传质阻力的绝
24、大部分存在于气膜之中，液膜阻力可以忽略。阻力的绝大部分存在于气膜之中，液膜阻力可以忽略。NA=Kg(p-pe)1/Kg1/kg或或Kgkg 对于气膜控制的吸收，要提高总吸收系数，应该加大气相湍对于气膜控制的吸收，要提高总吸收系数，应该加大气相湍动程度。动程度。 即气膜阻力控制着整个吸收即气膜阻力控制着整个吸收过过程的速率，吸收程的速率，吸收总总推推动动力的力的绝绝大部分用于克服气膜阻力，此种情况称为大部分用于克服气膜阻力，此种情况称为 “气膜控制气膜控制”（gas-filmcontrol）。如：水吸收氨，浓硫酸吸收水蒸气等过程。）。如：水吸收氨，浓硫酸吸收水蒸气等过程。2)以（以（C*-C）表
25、示总推动力）表示总推动力令令代入代入NA=KL(c*-c)KL液相总吸收系数，液相总吸收系数，m/s对于难溶气体，对于难溶气体，H值很小，则有：值很小，则有：H/kG1时，表示组分时，表示组分A较较B容易挥发，容易挥发，愈大，挥发度差异愈大，挥发度差异愈大，分离愈容易。愈大，分离愈容易。当当=1时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法加以分离。加以分离。与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇水、正丙醇水、正丙醇水等水等物系。对于乙醇物系。对于乙醇水体系，其恒沸组成为水体系，其恒沸组成为x=y=0.894x=y=0
26、.894，恒沸点，恒沸点t=78.15 (t=78.15 (常常压压下下) )。称。称为为具有最低恒沸点的溶液。具有最低恒沸点的溶液。与理想溶液发生负偏差的溶液：如硝酸与理想溶液发生负偏差的溶液：如硝酸水、氯仿水、氯仿丙酮等丙酮等物系。对于硝酸物系。对于硝酸水体系，其恒沸组成为水体系，其恒沸组成为x=y=0.383x=y=0.383，恒沸点，恒沸点t=121.9 (t=121.9 (常常压压下下) ) 。称。称为为具有最高恒沸点的溶液。具有最高恒沸点的溶液。同一种溶液的恒沸组成随压强而变。在理论上可采用改变同一种溶液的恒沸组成随压强而变。在理论上可采用改变压强的方法来分离恒沸溶液。但在实际使用
27、时，则应该考虑经压强的方法来分离恒沸溶液。但在实际使用时，则应该考虑经济性和操作可能性。济性和操作可能性。（4 4）两组分非理想溶液的气液平衡相图两组分非理想溶液的气液平衡相图将一定组分的液体加热至泡点以上，使其部分气将一定组分的液体加热至泡点以上，使其部分气化，或者将一定组分的蒸汽冷却至露点以下，使其部化，或者将一定组分的蒸汽冷却至露点以下，使其部分冷凝，两相达到平衡，然后将两相分离。此过程的分冷凝，两相达到平衡，然后将两相分离。此过程的结果是易挥发组分在气相中富集，难挥发组分在液相结果是易挥发组分在气相中富集，难挥发组分在液相中富集。中富集。（1）平衡蒸馏平衡蒸馏（闪蒸）（闪蒸）（闪蒸）（
28、闪蒸） 5.4.2平衡蒸馏和简单蒸馏平衡蒸馏和简单蒸馏加热器加热器减压减压阀阀分离器分离器原料原料底部产品底部产品冷凝器冷凝器塔顶产品塔顶产品平衡蒸馏流程历史上最早应用的蒸馏方法；历史上最早应用的蒸馏方法；一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行；一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行；简单蒸馏多用于混合液的初步分离。简单蒸馏多用于混合液的初步分离。（2）简单蒸馏简单蒸馏将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，冷凝成馏出液；冷凝成馏出液；随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相平衡随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相
29、平衡的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐渐升高；渐升高；当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停止蒸馏操作；止蒸馏操作；在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出液。液。简单蒸馏操作原理蒸汽蒸汽原料液原料液冷却水冷却水冷凝器冷凝器蒸馏釜蒸馏釜收集收集器器简单简单蒸蒸馏馏流程流程yFxFxwyF加热原料液时产生加热原料液时产生的第一个气泡的组成。的第一个气泡的组成。xw原料全部气化后剩原料全部气化后剩
30、的最后一滴液体的组成。的最后一滴液体的组成。xwx1xFy1yFABCDP=定值TX（Y）E一次部分气化和部分冷凝一次部分气化和部分冷凝（3）精馏原理精馏原理xwABDP=定值TX（Y）Cx1xFy2x2y1yF从气相得到较纯的从气相得到较纯的易挥发组分；易挥发组分；Multi-partialgasificationandcondensingAP=定值定值Tx(y)xmynxFB从液相中则得到较从液相中则得到较纯的难挥发组分纯的难挥发组分。多次部分气化和多次部分冷凝多次部分气化和多次部分冷凝xFx2x1y1x3y2y3 y3(或或xD)y1冷凝冷凝器器分离器分离器加热器加热器多次部分气化示意图
31、多次部分气化示意图分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。解决方法：解决方法：上图所示的流程存在的问题上图所示的流程存在的问题：对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又产生新的气液两相。蒸汽逐级上升，液体逐级下降。省却中间产生新的气液两相。蒸汽逐级上升，液体逐级下降。省却中间加热器和冷凝器。工业上采用塔板取代中间各级。加热器和冷凝器。工业上采用塔板取代中间各级。流程庞杂，设备繁多，能量
32、消耗大。流程庞杂，设备繁多，能量消耗大。xFx2x1y1x3y2y3y3(或或xD)冷凝器冷凝器分离器分离器加热器加热器有回流的多次部分气化和冷凝示意图有回流的多次部分气化和冷凝示意图l回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一部回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称为回流。为回流。l再沸器：提供一定量上升的蒸气流。再沸器：提供一定量上升的蒸气流。精馏原理精馏原理1） 精馏的定义 精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在
33、精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。分离成几乎纯态组分的过程。2） 精馏连续稳定进行的条件如图所示，考察筛板塔中任如图所示，考察筛板塔中任意第意第n层板的操作情况。层板的操作情况。理论塔板理论塔板(Idealplate)：若：若yn和和xn满足气液平衡方程，则此满足气液平衡方程，则此层塔板称为理论层塔板称为理论塔板。塔板。yn-1ynyn+1xn-1xnxn+1塔内气液的流动注：注：x*n+1表示与表示与yn+1成相平衡的成相平衡的液相的组成。液相的组成。tn+1tn-1xn-1x*n+1在任一塔板上易挥发组分
34、由在任一塔板上易挥发组分由液相转移到气相，而难挥发组液相转移到气相，而难挥发组分从气相转移到液相，即分从气相转移到液相，即xn-1xnynyn+1精馏塔精馏塔( (Distilling ColumnDistilling Column) ) 设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流液泵等。回流液泵等。加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时, ,料料液由此加入，该板称为加料板。液由此加入，该板称为加料板。精馏段：加料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分精馏段：加
35、料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分增浓的作用。增浓的作用。 提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原料中易挥发组分的作用。料中易挥发组分的作用。 精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示。精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示。3 3） 精馏操作流程精馏操作流程 冷凝水冷凝水水蒸气水蒸气液体液体蒸汽蒸汽塔顶产品塔顶产品冷却水冷却水蒸汽蒸汽塔底产品塔底产品进料进料进进料料板板再沸器再沸器连续精馏操作流程回流液回流液馏出液馏出液进料进料加热蒸汽加热蒸汽釜液釜液冷凝水冷凝水观察罩观察罩全凝器全凝器贮槽贮槽间歇精馏操
36、作流程间歇精馏操作流程确定产品的流量；确定产品的流量； 确定合适的操作条件确定合适的操作条件: :操作压强、回流比和加料状态等；操作压强、回流比和加料状态等； 确定精馏塔所需的理论塔板数和加料位置；确定精馏塔所需的理论塔板数和加料位置； 选择精馏塔的类型、确定塔径、塔高及塔的其它参数；选择精馏塔的类型、确定塔径、塔高及塔的其它参数； 冷凝器和再沸器的设计计算。冷凝器和再沸器的设计计算。5.5两组分连续精馏塔的计算两组分连续精馏塔的计算两组分连续精馏工艺计算的主要内容两组分连续精馏工艺计算的主要内容理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板。理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板
37、。理理论论板板不不存存在在的的原原因因：气气液液间间接接触触面面积积和和接接触触时时间间是是有有限限的，难以达到平衡状态。的，难以达到平衡状态。理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准。理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准。5.5.15.5.1理论塔板的概念理论塔板的概念理论塔板的概念理论塔板的概念(Idealplateortray)(Idealplateortray)恒摩尔汽化恒摩尔汽化：每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。：每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。精馏段精馏段:L1=L2=L3=Ln=L=定值定值提馏段提馏段:L1=L2=L3=Lm=L=定值定值但但L与与L不一定相等不一定
38、相等.精馏段精馏段:V1=V2=V3=Vn=V=定值定值提馏段提馏段:V1=V2=V3=Vm=V=定值定值但但V与与V不一定相等不一定相等.恒摩尔溢流恒摩尔溢流：每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。恒摩尔流的假设恒摩尔流的假设恒摩尔流的假设恒摩尔流的假设 恒摩尔流恒摩尔流满足恒摩尔流的条件满足恒摩尔流的条件（1 1）各组分的气化潜热相等；）各组分的气化潜热相等； （2 2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略； （3 3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。）塔设备保温良好，热损失可以忽略。恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的总称
39、。恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的总称。原料液原料液釜残液釜残液馏出液馏出液QBLD,XD,ILDF,XF,IFV,IVWQcL,ILMV,IVDW,XW,ILW5.5.2全塔物料衡算全塔物料衡算(Mass BalanceMass Balance)总物料总物料F=D+W式中式中F原料液流量，原料液流量，kmol/h；D馏出液流量，馏出液流量，kmol/h；W釜残液流量，釜残液流量，kmol/h；xF原料液中易挥发组分的摩尔分率；原料液中易挥发组分的摩尔分率；xD馏出液中易挥发组分的摩尔分率；馏出液中易挥发组分的摩尔分率；xW釜残液中易挥发组分的摩尔分率；釜残液中易挥发组分的摩尔分率；塔顶易挥发组分回收
40、率塔顶易挥发组分回收率 = = DxDxD D/ Fx/ FxF F100%100% 易挥发组分易挥发组分FxF=DxD+WxW塔底难挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率 = =D,XDL,XDV,y1F,xFx1x2xnyn+1yny212nn+1精馏段操作线方程精馏段操作线方程 以精馏段的第以精馏段的第n+1n+1层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算范围，层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算范围，以单位时间为基准，则有以单位时间为基准，则有总物料衡算：总物料衡算：V=L+D易挥发组分：易挥发组分：Vyn+1=Lxn+DxD式中式中 V V 精精馏馏段每段每块块塔板上升的蒸汽流量，塔板上升的蒸汽流量，km
41、ol/hkmol/h； L L 精精馏馏段每段每块块塔板溢流的液体流量，塔板溢流的液体流量，kmol/hkmol/h； D D 馏馏出液流量，出液流量，kmol/hkmol/h； y yn+1n+1 精精馏馏段第段第n+1n+1板上升蒸汽中易板上升蒸汽中易挥发组挥发组分的分的molmol分率；分率； x xn n 精精馏馏段第段第n n板下降的液体中易板下降的液体中易挥发组挥发组分的分的molmol分率；分率；由上两物料恒算式得由上两物料恒算式得根根据据恒恒摩摩尔尔流流假假设设，L为为定定值值，且且在在稳稳定定操操作作时时，D及及xD为为定值，故定值，故R为常量。为常量。令令R=L/D（R称为
42、回流比），则有称为回流比），则有上上式式即即为为精精馏馏段段操操作作线线方方程程。它它描描述述了了任任一一板板( (第第n n层层板板) )的的液液体体组组成成与与自自相相邻邻的的下下一一塔塔板板( (第第n+1n+1层层) )上上升升的的蒸蒸汽汽组组成成之之间间的的关关系系，为为一一线线性性关关系系，其其中中，斜率为斜率为R/(R+1)R/(R+1)， 截距为截距为x xD D/(R+1)/(R+1)。如图所示，对进料板作总物料衡如图所示，对进料板作总物料衡算和热量衡算算和热量衡算式中：式中：IF原料液的焓，原料液的焓，kJ/kmol；IV、IV分别为进料板上下处饱和蒸气的的焓，分别为进料板
43、上下处饱和蒸气的的焓，kJ/kmol；IL、IL分别为进料板上下处饱和液体的焓，分别为进料板上下处饱和液体的焓，kJ/kmol；V,IVL,ILV,IVL,ILF,IF加料板加料板物料衡算物料衡算：F+L+V=L+V热量衡算热量衡算：FIF+LIL+VIV=VIV+LIL 5.5.35.5.3进料热状况的影响进料热状况的影响进料热状况的影响进料热状况的影响因因为为塔塔板板上上液液相相和和汽汽相相呈呈饱饱和和状状态态，且且进进料料板板上上下下处处的的温度及气相组成各自都比较相近，所以有：温度及气相组成各自都比较相近，所以有：IV IVIL IL代入热量衡算式整理得：代入热量衡算式整理得：将物料衡
44、算式代入将物料衡算式代入（V-V）IV=FIF-（L-L）ILF-（L-L）IV=FIF-（L-L）IL令令q称为进料热状况参数。称为进料热状况参数。将上式整理可得到：将上式整理可得到：L=L+qFV=V-(q-1)Fq的意义：以的意义：以1kmol/h进料为基准时，提馏段的液体流量较精进料为基准时，提馏段的液体流量较精馏段液体流量增大的馏段液体流量增大的kmol数。数。对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，q值等于进值等于进料中的液相分率。料中的液相分率。通常，进料状况有通常，进料状况有5种情况：种情况：冷液体进料冷液体进料、泡点进料泡点进料、汽液汽
45、液混合物进料混合物进料、饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料和和过热蒸汽进料过热蒸汽进料。IFIVL+FL-LFq1FLVLV原料温度原料温度加热板上沸腾液的温度加热板上沸腾液的温度(料温料温板温板温)FLVLVq值表示进料中液体量占总进料量的分率。值表示进料中液体量占总进料量的分率。IVIFIL0q板温板温)FLLVVIF=IVV=V+FL=Lq=04 4） 饱饱和蒸汽和蒸汽进进料料原料加热至过热蒸汽原料加热至过热蒸汽(料温料温板温板温)FLLVVIFIVVV+FLLq05 5） 过热过热蒸汽蒸汽进进料料WxWF,xFxNxmyNym+1mN以提馏段第以提馏段第m层塔板以下塔段及再沸层塔板以下塔段及再沸
46、器作为衡算范围，则有器作为衡算范围，则有总物料衡算总物料衡算:L=V+Wxm提馏段第提馏段第m板下降液体易挥发组分板下降液体易挥发组分mol分率；分率；ym+1提馏段第提馏段第m+1板上升蒸汽易挥发组分板上升蒸汽易挥发组分mol分率；分率；式中：式中：L提馏段每板下降液体流量提馏段每板下降液体流量,kmol/h；V提馏段每板上升蒸汽流量提馏段每板上升蒸汽流量,kmol/h；W釜液流量釜液流量,kmol/h；易挥发组分易挥发组分:Lxm=Vym+1+Wxw5.5.45.5.4提馏段操作线方程提馏段操作线方程提馏段操作线方程提馏段操作线方程 由上两物料恒算式可得由上两物料恒算式可得上式称为上式称为
47、提馏段操作线方程提馏段操作线方程。此式表示在一定操作条件下，。此式表示在一定操作条件下，提馏段内自第提馏段内自第m m层板下降液体组成层板下降液体组成x xm m与其相邻的下层板（第与其相邻的下层板（第m+1m+1层）上升蒸气组成层）上升蒸气组成y ym+1m+1之间的关系，呈线性关系。之间的关系，呈线性关系。L=L+qF注：提馏段液体量注：提馏段液体量 L L 不容易求，它除了与不容易求，它除了与 L L 有关外，有关外，还受进料量及进料热状况的影响还受进料量及进料热状况的影响 。初始条件初始条件提馏段操作线方程提馏段操作线方程精馏段操作线方程精馏段操作线方程相平衡方程相平衡方程5.5.55
48、.5.5理论塔板数的确定理论塔板数的确定理论塔板数的确定理论塔板数的确定利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有逐板计算逐板计算法法和和图解法图解法。 （1 1） 逐板逐板计计算法算法 xD=y1x1y2x2xn(xnxd)相平衡相平衡关系关系操作线操作线方程方程相平衡相平衡关系关系相平衡相平衡关系关系操作线操作线方程方程操作线操作线方程方程x1(=xn)y1x2y2xm(xmxw)xd为为精精馏馏线线与与提提馏馏线线交交点点处处的的x（当当为为饱饱和和液液体体进进料料时时，计计算算至至xnxF即可），则第即可），则第n块板为加料
49、板块板为加料板,精馏段有精馏段有n-1层层,需需n-1块板。块板。当当求求得得xm1,冷液体进料；冷液体进料；垂直线垂直线,q=1,泡点进料；泡点进料；第二相线第二相线,0q1,汽液混合物进料；汽液混合物进料；水平线水平线,q=0,饱和蒸汽进料；饱和蒸汽进料；第三相线第三相线,q1q=10q1q=0q0eXFaXDXwb不同热状态下的不同热状态下的q q 线图线图进料状况进料状况进料状况进料状况进料的焓进料的焓进料的焓进料的焓 I IF F q q 值值值值q q 线斜率线斜率线斜率线斜率 q/qq/q-1-1 q q 线在线在线在线在y-xy-x 图上的图上的图上的图上的位置位置位置位置冷液
50、体冷液体冷液体冷液体I IF F11+饱和液体饱和液体饱和液体饱和液体I IF F=I IL L q=1q=1无穷大无穷大无穷大无穷大气液混合物气液混合物气液混合物气液混合物I IL LI IF FIIVV 0 q 10 q I IVVq 0q 0+表表 进料状况对进料状况对q q线的影响线的影响例：例：用一常压操作的连续精馏塔分离进料组成为用一常压操作的连续精馏塔分离进料组成为0.44（摩尔分（摩尔分率）的苯率）的苯甲苯混合物，求在下述进料状况下的边甲苯混合物，求在下述进料状况下的边q值：值：（1）气、液的摩尔流率各占一半；）气、液的摩尔流率各占一半；（2）进料温度为）进料温度为20；（3）
51、进料温度为）进料温度为180；已知数据：操作条件下苯的气化潜热为已知数据：操作条件下苯的气化潜热为389kJ/kg，甲苯的气，甲苯的气化潜热为化潜热为360kJ/kg。苯蒸气和甲苯蒸气的平均比热为。苯蒸气和甲苯蒸气的平均比热为1.256kJ/(kg)解：解：（1）根据）根据q为进料液相分率的定义，可直接得出为进料液相分率的定义，可直接得出q=1/2。如果按公式计算，则有如果按公式计算，则有例例题题（2）原料液的气化潜热为：）原料液的气化潜热为：rm=0.4438978+0.5636092=31900kJ/kmol查苯查苯甲苯物系在常压下的温度甲苯物系在常压下的温度组成图，知组成为组成图，知组成
52、为0.44的的进料，泡点为进料，泡点为94（露点为（露点为100.5）。）。料液的平均温度料液的平均温度=(94+20)/2=57,由附录由附录17查的在查的在57下苯下苯和甲苯的比热为和甲苯的比热为1.84kJ/(kg),则原料的平均比热为：则原料的平均比热为：Cp=1.84780.44+1.849256=158kJ/(kmol)（3）进料的平均分子量为：）进料的平均分子量为：Mm=780.44+920.56=85.8组成为组成为0.44的进料，其露点为的进料，其露点为100.5，则将进料的过热蒸，则将进料的过热蒸汽转化为饱和蒸汽应移走的热量为：汽转化为饱和蒸汽应移走的热量为：I=IF-IV
53、=85.81.256(180-100.5)=8567.3kJ/kmol利用上方程式作提馏段的操作利用上方程式作提馏段的操作线方程较复杂。由于线方程较复杂。由于q线的引入，线的引入，简化了提馏段操作线的绘制。简化了提馏段操作线的绘制。xDxWxFedd(1)过坐标为（过坐标为（x=xF，y=yF）的）的e点点作斜率为作斜率为q/q-1的直线即为的直线即为q线。线。(2)q线与精馏段操作线相交于一线与精馏段操作线相交于一点，联结该点与点，联结该点与e 点即为提馏段点即为提馏段操作线。操作线。5.5.6提馏段操作线的作法提馏段操作线的作法xDxWxFxWxFxD1234565R一定一定,q不改变精馏
54、线的位置；不改变精馏线的位置；R一定一定,q对提馏线有较大影响（见右图）。对提馏线有较大影响（见右图）。随随q减小，减小，提馏线相平衡线靠近，所需理论塔板数越多。提馏线相平衡线靠近，所需理论塔板数越多。（3 3） 进料状况对操作线的影响进料状况对操作线的影响 在图解求理论塔板的过程中，当某阶梯跨过两操作线的交在图解求理论塔板的过程中，当某阶梯跨过两操作线的交点时，应变更操作线。点时，应变更操作线。跨过交点的阶梯即代表适宜跨过交点的阶梯即代表适宜的加料板的位置的加料板的位置（逐板计算也相同），这是因为对一定（逐板计算也相同），这是因为对一定的分离任务而言，如此作图所需的理论塔板数最少。不改换的分
55、离任务而言，如此作图所需的理论塔板数最少。不改换操作线或提早更换操作线都会使理论塔板数增加。操作线或提早更换操作线都会使理论塔板数增加。（4 4）适宜的进料板位置）适宜的进料板位置4.影响塔板效率的因素影响塔板效率的因素：传质系数、传质推动力、传质面积、传质系数、传质推动力、传质面积、接触时间、物料特性等。接触时间、物料特性等。1.理论塔板的概念理论塔板的概念：2.分离的实际情况分离的实际情况：由于气液两相接触时间、接触面积有限，由于气液两相接触时间、接触面积有限，因此在实际分离过程中不存在理论塔板，完成一定任务所因此在实际分离过程中不存在理论塔板，完成一定任务所需的实际塔板数比理论塔板数多。
56、需的实际塔板数比理论塔板数多。3.塔板效率塔板效率：理论塔板数理论塔板数NT与实际塔板数与实际塔板数NR之比称为塔板效之比称为塔板效率，用率，用ET表示。表示。式中式中ET称为全塔效率或总板效率称为全塔效率或总板效率注：计算塔板数时应圆整，如注：计算塔板数时应圆整，如7/0.6=11.7125.5.7实际塔板数与塔板效率实际塔板数与塔板效率1) 1) R R，精馏段操作线向对角线靠近，精馏段操作线向对角线靠近，N N，但，但L L，即冷凝，即冷凝器的负荷加大。器的负荷加大。2) 2) R R，精馏段远离对角线，精馏段远离对角线，N N，当精馏操作线和，当精馏操作线和q q线的交线的交点在平衡线
57、上时，则点在平衡线上时，则N N，此时，此时R R 称称为为R Rminmin，全回流。，全回流。5.5.8回流比的影响与选择回流比的影响与选择（1 1） 回流比回流比R=L/DR=L/D的改变对精馏操作的影响的改变对精馏操作的影响 1)R,q点下降，提馏段接近对角线，板数减少，再沸器负荷加大，纯度点下降，提馏段接近对角线，板数减少，再沸器负荷加大，纯度2)R，提馏段与操作线相距越远，当与平衡线相交，提馏段与操作线相距越远，当与平衡线相交(q线线)，N。xDxWxFe（2 2） 回流比回流比R=L/DR=L/D的改变对提馏段操作线的影响的改变对提馏段操作线的影响l全回流：若塔顶上升的蒸汽冷凝后
58、全部回流至塔内称为全回全回流：若塔顶上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回流（流（totalreflux）。）。lD=0，F=0，W=0，无精馏段和提馏段之分。，无精馏段和提馏段之分。l回流比回流比R=L/D，是回流比的最大值。，是回流比的最大值。l精馏操作线为精馏操作线为yn+1=xn，所需理论塔板数最少，以，所需理论塔板数最少，以Nmin表示表示。（3） 全回流与最小理论塔板数xDxW对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式Fenske）：）：Nmin为全回流时所需的最少理论板数（不包括再沸器）。为全回流时所需的最少理论板数（不包括再沸器）。为全塔平均相
59、对挥发度为全塔平均相对挥发度在在d点上下各板（进料板上下点上下各板（进料板上下区域）气液两相组成基本不变区域）气液两相组成基本不变化，即无增浓作用，点化，即无增浓作用，点d称为称为夹夹紧点紧点。该区域称为恒浓区（或。该区域称为恒浓区（或夹紧区）。夹紧区）。xDxqxFedyq回流比减小，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度回流比减小，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度所需的理论塔板数增多，当两操作线的交点位于平衡线上时，所需的理论塔板数增多，当两操作线的交点位于平衡线上时，则需要无穷多的阶梯才能达到则需要无穷多的阶梯才能达到d点。相应的回流比称为点。相应的回流比称为最小回最小回流比流比。
60、以。以Rmin表示。对于一定的分离要求，表示。对于一定的分离要求，Rmin是回流比的是回流比的最小值。最小值。（4） 最小回流比 xDxqxFeda 对对于正常曲于正常曲线线（如（如图图），），设设d d点坐点坐标为标为( (x xq q，y yq q) )，则则由精由精馏馏段的斜率可知段的斜率可知最小回流比的求法：作图法或解析法最小回流比的求法：作图法或解析法1)1) 作图法作图法 对对于非正常曲于非正常曲线线（如（如图图），），过过a a或或c c点作平衡线的切线，根点作平衡线的切线，根据切点坐标求据切点坐标求R Rminmin。xDxqxFedafc动画效果 对对于正常曲于正常曲线线，在
61、最小回流比下，在最小回流比下，q q点在平衡线上，则由平点在平衡线上，则由平衡方程得衡方程得2) 解析法l泡点进料时，泡点进料时，xq=xF，则，则l饱和蒸汽进料时，饱和蒸汽进料时，yq=yF，则，则对某些进料状态，上式可进一步简化。对某些进料状态，上式可进一步简化。1实际回流比的范围实际回流比的范围精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用。回流精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用。回流比是影响精馏过程经济性的一个重要指标。比是影响精馏过程经济性的一个重要指标。RminR 浮阀浮阀 泡罩；泡罩；2.2.压降：压降：泡罩泡罩 浮阀浮阀 筛板；筛板；3.3.操作弹性：操作弹性： 浮阀浮
62、阀 泡罩泡罩 筛板；筛板；4.4.造价：造价：泡罩泡罩 浮阀浮阀 筛板；筛板；5.5.板效率：板效率：浮阀、筛板相当浮阀、筛板相当 泡罩。泡罩。(4)其它类型塔板其它类型塔板1）舌形塔板与浮动舌形塔板2）导向筛板）导向筛板3）ADV浮阀塔板（1）全塔效率E5.6.2塔效率塔效率（2）单板效率(默弗里板效率)Emv,EmLxn*xnxn-1yn*ynyn+15.6.3塔高与塔径的计算塔高与塔径的计算（1）塔的有效高度：HT（1）塔径的计算）塔径的计算（1 1）气液两相接触状态）气液两相接触状态）气液两相接触状态）气液两相接触状态鼓泡接触状态稳定的气泡表面泡沫接触状态更新的液膜表面喷射接触状态更新
63、的液滴表面5.6.4塔的流体力学性能塔的流体力学性能1）鼓泡接触状态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ADVADV塔盘的鼓泡状态塔盘的鼓泡状态2）泡沫接触状态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3）喷射接触状态喷射接触状态（3）正常操作现象正常操作现象1）液沫夹带）液沫夹带气量 夹带量板间距HT 夹带量要求液沫夹带量要求液沫夹带量eG 0.1kg液沫液沫/kg干气干气主要影响因素（3）不正常操作现象不正常操作现象液沫夹带液沫夹带现象现象2 2）气泡夹带）气泡夹带）气泡夹带）气泡夹带原因原因：液体
64、在降液管中停留时间过短，气泡来 不及解脱，而被液体卷入下层塔板。3）气体沿塔板的不均匀流动液面有落差和液层波动，引起气体分布不均匀。液层厚，阻力大，汽速小；液层薄，阻力小，汽速大。气泡夹带现气泡夹带现象象定义定义：液体进塔量大于出塔量，结果使塔内不断积液，直至塔内充满液体，破坏塔内正常操作，称为液泛。4）液泛液泛包括：夹带液泛、溢流液泛。液泛包括：夹带液泛、溢流液泛。(1)夹带液泛原因原因：由液沫夹带引起汽速过大。液泛现象液泛现象与板间距HT有关：HT uF 与液量有关：VL uF 与物系性质有关：易发泡，uF影响液泛气速uF的因素：适宜气速：适宜气速：u=(0.7-0.8)=(0.7-0.8
65、)uF u/ /uF液泛分率液泛分率 (2)溢流液泛（降液管液泛）原因原因：由降液管通过液体能力不够而引起液量过大液量过大。 综上所述，造成液泛的原因主要是液量过大液量过大、板压降过大板压降过大（即气量过大）或降液管堵塞降液管堵塞。气量过小 ；塔板开孔率大。5）严重漏液）严重漏液当气体孔速过小或气体分布不均匀时，使有的筛孔无气体通过，从而造成液体短路，大量液体由筛孔漏下。产生原因产生原因(3)塔板负荷性能图塔板负荷性能图1、漏液线由发生漏液时的干板压降计算。2、液体流量下限线由how=6mm确定。3、液体流量上限线由液体在降液管内的停留时间=35s计算。4、（溢流）液泛线由Hd=(HT + hw)确定。5、过量液沫夹带线由液沫夹带量eG = 0.1kg液沫/kg干气确定。5.7其他蒸馏简介其他蒸馏简介5.7.1恒沸精馏与萃取精馏恒沸精馏与萃取精馏5.7.2分子蒸馏分子蒸馏
