板效率及回流比PPT学习教案

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1、会计学1板效率及回流比板效率及回流比(1)(1)离开塔板的汽、液两相达平衡，即离开理论板离开塔板的汽、液两相达平衡，即离开理论板的两相温度相等，组成互成平衡。该板称为的两相温度相等，组成互成平衡。该板称为理理论板论板(2)(2)汽、液两相在板上充分接触混合，塔板上不存汽、液两相在板上充分接触混合，塔板上不存在温度差和浓度差；在温度差和浓度差；表达理论板上传递过程特征的温度和汽、液组成可表达理论板上传递过程特征的温度和汽、液组成可直接由相平衡关系描述，如直接由相平衡关系描述，如 t-x(y) t-x(y) 相图、泡点方相图、泡点方程或露点方程。程或露点方程。 第1页/共34页第2页/共34页塔板

2、效率（板效率）表征的是实际塔板的分离效果塔板效率（板效率）表征的是实际塔板的分离效果接近理论板的程度。单板效率与全塔板效率是常用接近理论板的程度。单板效率与全塔板效率是常用的两种表示方法。的两种表示方法。 单板效率单板效率 E Em m 又称默弗里（又称默弗里（MurphreeMurphree）板效率，可板效率，可用气相单板效率用气相单板效率 E EmV mV 或液相单板效率或液相单板效率 E EmL mL 表示，其表示，其定义分别为定义分别为 1*1nnnnmVyyyyE*11nnnnmLxxxxEx xn n, y, yn n 离开第离开第 n n 板的液相与汽相的板的液相与汽相的实际组成

3、；实际组成；y yn n* *, , x xn n* * 与离开第与离开第 n n 板的液板的液( (汽汽) )相组相组成成 x xn n ( (y yn n) )成平衡的汽成平衡的汽( (液液) )相组成；相组成；第3页/共34页第4页/共34页全塔板效率全塔板效率 E ET T （总板效率总板效率）为完成一定分离任务所需的为完成一定分离任务所需的理论塔板数理论塔板数 N NT T 和实际塔板数和实际塔板数 N NP P 之比之比E ET T 代表了全塔各层塔板的平均效率代表了全塔各层塔板的平均效率，其值恒小于其值恒小于1.01.0。一般。一般由实验确定或用经验公式计算。由实验确定或用经验公

4、式计算。经验式：经验式：E ET T=0.49(=0.49(L L) )N NT T表示理论板数表示理论板数; ;N NP P表示实际塔板数表示实际塔板数; ;对一定结构形式的板式塔，由分离任务和工艺条件确定出理对一定结构形式的板式塔，由分离任务和工艺条件确定出理论板数后，若已知一定操作条件下的全塔效率，便可求得实论板数后，若已知一定操作条件下的全塔效率，便可求得实际板数。际板数。 PTTNNE第5页/共34页引入理论板和板效率两个概念后，为达到规定的分引入理论板和板效率两个概念后，为达到规定的分离要求，确定精馏塔所需的实际板数就转变为确定离要求，确定精馏塔所需的实际板数就转变为确定所需理论板

5、数和板效率两个问题。所需理论板数和板效率两个问题。 对一定的分离任务，所需理论板数目只取决于物系对一定的分离任务，所需理论板数目只取决于物系的相平衡以及塔内汽、液两相的摩尔流量，与物系的相平衡以及塔内汽、液两相的摩尔流量，与物系的其它性质，两相接触的传质传热情况及塔板的结的其它性质，两相接触的传质传热情况及塔板的结构形式等复杂因素无关。构形式等复杂因素无关。理论塔板数理论塔板数 N NT T 是代表了分离任务的难易程度。是代表了分离任务的难易程度。第6页/共34页对符合恒摩尔流假设的双组分精馏过程，对符合恒摩尔流假设的双组分精馏过程，N N 的计算只需应的计算只需应用由易挥发组分衡算得出的操作

6、线方程和相平衡关系。用由易挥发组分衡算得出的操作线方程和相平衡关系。 111RxxRRyDnnVWxxVLyWnn111qxxqqyFy1y1x1x2y212yN-2xN-2xN-1yNN-1NmN-2W, xWF, xFD, xDQxxy11第7页/共34页一、逐板法逐板法 交替使用平衡关系与操作关系，从塔顶至塔釜逐板进行计算交替使用平衡关系与操作关系，从塔顶至塔釜逐板进行计算。塔顶采用全凝器。塔顶采用全凝器。x xn nxxd d ( (两操作线交点的横坐标，仅当饱和液体进料时为两操作线交点的横坐标，仅当饱和液体进料时为x xF F) ) 此时第此时第N N板为加料板，提馏段第一块板。板为

7、加料板，提馏段第一块板。N NT T精精=n-1 =n-1 令令x xn n=x=x1 1 改用提段操作关系。改用提段操作关系。 N NT T提提=m(=m(包括塔釜包括塔釜) )nDxxyxyx操作关系平衡关系操作关系平衡关系2211wmxxyxyx3221平衡关系操作关系平衡关系操作关系第8页/共34页步骤：步骤：绘绘相平衡图相平衡图 绘绘操作线操作线 从从a(xa(xD D,x,xD D) )到到c(xc(xW W,x,xW W) )在相平衡在相平衡与操作线间画直角梯级，梯级个数即理论与操作线间画直角梯级，梯级个数即理论板层数（包括塔釜再沸器）。板层数（包括塔釜再沸器）。 第9页/共34

8、页yy1xW12345678910axq 线de01.01.0y2y3y6yqxqzFx2x1xD第10页/共34页图解法求理论板数时，操作线的更换以某梯图解法求理论板数时，操作线的更换以某梯级跨过两操作线交点来判断。级跨过两操作线交点来判断。将跨过交点的梯级定为加料板，板上汽、液将跨过交点的梯级定为加料板，板上汽、液组成与进料组成最为相近，对一定分离任务组成与进料组成最为相近，对一定分离任务，作图所得的梯级最少。，作图所得的梯级最少。最适宜的加料位置是板上汽、液组成与进料最适宜的加料位置是板上汽、液组成与进料组成最接近处。组成最接近处。 第11页/共34页适宜的加料位置适宜的加料位置1235

9、67812346781234567adccdacda0001.01.01.01.01.01.0yxyxxygf第12页/共34页回回流比是精馏过程计算不可缺的重要参数，塔所需的理论流比是精馏过程计算不可缺的重要参数，塔所需的理论板数，塔顶冷凝器和塔釜再沸器的热负荷均与回流比有关板数，塔顶冷凝器和塔釜再沸器的热负荷均与回流比有关。精馏过程的投资费用和操作费用都取决于回流比的值。精馏过程的投资费用和操作费用都取决于回流比的值。全回流与最少理论板数全回流与最少理论板数Total reflux and minimum number of plateTotal reflux and minimum nu

10、mber of plate全回流时：全回流时：R R D D=0 =0 W W=0 =0 F F=0=0精馏段操作线：111RxxRRyDnnVWxxVLyWnn1提馏段操作线：nnxy1nnxy1对角线对角线第13页/共34页第14页/共34页第第 n n 板汽液相平衡关系：板汽液相平衡关系：塔顶为全凝器时，塔顶为全凝器时，y y1 1 = x= xD D全回流操作线：全回流操作线： 离开第离开第 1 1 块板的汽液平衡为：块板的汽液平衡为： 芬斯克芬斯克 ( (Fenske) Fenske) 方程方程nBAnnBAxxyyDBABAxxyy1111BABAxxyynBnBnAnAxyxy,

11、1,1,nBAnBAxxyy1221BADBAxxxx21BADBAyyxx321BADBAyyxx第15页/共34页如此类推，可得第如此类推，可得第 N N 块板块板（塔釜）上升蒸汽组成为（塔釜）上升蒸汽组成为 即塔釜的液体组成即塔釜的液体组成 对双组分溶液可略去下标A、B式中的塔板数式中的塔板数 N N 即为全回流时所需的最少理论板数即为全回流时所需的最少理论板数 N Nminmin。若取平均相对挥发度若取平均相对挥发度 芬斯克方程芬斯克方程 DBANNBAxxyy1211DBANNNBAWBAxxxxxx1211NNm21mWBADBAxxxxNloglogminmWWDDxxxxNlo

12、g11logmin 第16页/共34页对于一定的进料和分离要求：对于一定的进料和分离要求：R R ，精馏段操作线截距增大，操作线向平精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动；衡线移动； 进料不变则进料不变则 q q 线不变。操作线交点线不变。操作线交点 d d 将将向平衡线靠近。向平衡线靠近。 R R ，提馏段操作线也向，提馏段操作线也向平衡线移动。平衡线移动。结论：结论： R R ，达到指定分离程度所需理论板，达到指定分离程度所需理论板数将增多。数将增多。第17页/共34页qDqDxxyxRR1minminqadydxWxdxFxD1.001.01minRxDqqqDxyyxRmin第18页

13、/共34页对应的回流比为最小回流比。第19页/共34页R Rmin min 公式计算同前，但式中公式计算同前，但式中 x xq q与与 y yq q 不是一不是一对平衡数据，需由图上读出。对平衡数据，需由图上读出。 yeqdea01.01.0ydxWxdzFxexDqdea01.01.0yeydxWxdzFxexD第20页/共34页第21页/共34页可见，当可见，当 F F、q q、D D 一一定时，定时，R R 增大，塔内增大，塔内上升蒸汽量增加，加上升蒸汽量增加，加热和冷却介质的消耗热和冷却介质的消耗量亦随之增多，操作量亦随之增多，操作费用相应增加。费用相应增加。 FqVVDRDLV11总

14、费用设备费操作费费用回流比 RRopt第22页/共34页第23页/共34页第24页/共34页第25页/共34页值，最大回流比和Rmin，适宜回流比介于二者之间。第26页/共34页设备费用：设备费用：R R= =R Rmin min 时，需无穷多块塔板数，故时，需无穷多块塔板数，故设备费用为无穷大。设备费用为无穷大。只要只要 R R 稍大于稍大于R Rminmin，所需理论板所需理论板数急剧减少，设备费用随之剧减数急剧减少，设备费用随之剧减。随随 R R 的增大，理论板数减小的趋的增大，理论板数减小的趋势渐缓。势渐缓。最适宜的回流比：精馏过程总费用（操作费用与设备费用最适宜的回流比：精馏过程总费

15、用（操作费用与设备费用之和）最低时的回流比。之和）最低时的回流比。 根据实验和生产数据统计minoptRR22 . 1R R 进一步增大，上升蒸汽进一步增大，上升蒸汽 V V 和和 V V 增大，塔径、塔板面增大，塔径、塔板面积、再沸器及冷凝器换热面积增大，设备费用又开始上升积、再沸器及冷凝器换热面积增大，设备费用又开始上升。 理论板数 NRmin回流比 RNmin第27页/共34页精馏条件：精馏条件：(1) (1) 组分数目组分数目=211=211；(2) (2) 进料热状态包括冷液至过热蒸汽的五种情况；进料热状态包括冷液至过热蒸汽的五种情况；(3) (3) R Rmin min =0.53

16、7.0=0.537.0；(4) (4) 组分间相对挥发度组分间相对挥发度=1.264.05=1.264.05；(5) (5) 理论板数理论板数=2.443.1=2.443.1。吉利兰吉利兰 ( (Gilliland) Gilliland) 关联图关联图在精馏塔设计中，常借助于最小回流比在精馏塔设计中，常借助于最小回流比 R Rmin min 以及全回流时对以及全回流时对应的最少理论板数应的最少理论板数 N Nmin min 的概念初步估算所需的理论塔板数。的概念初步估算所需的理论塔板数。注意：使用该图计算时，条件应尽量与上述条件相近。注意：使用该图计算时，条件应尽量与上述条件相近。 第28页/

17、共34页（1 1）根据物系性质及分离要求，求出）根据物系性质及分离要求，求出 Rmin，并选择适宜并选择适宜的的 R；（2 2）求出全回流下的）求出全回流下的 Nmin，对于接近理想物系的溶液，对于接近理想物系的溶液，可用可用Fenske方程计算；方程计算；(3)(3)计算出计算出 (R-Rmin)/(R+1)，查吉利兰图得查吉利兰图得 (N-Nmin)/(N+1) ，即可求得所需的，即可求得所需的 N；（4 4）确定加料位置。）确定加料位置。将该图用于双组分和多组分精馏的计算，其大致步骤是：将该图用于双组分和多组分精馏的计算，其大致步骤是：注意：上述计算中，与实际回流比注意：上述计算中，与实

18、际回流比 R R 对应的对应的 N N 和与全回和与全回流对应的流对应的 N Nminmin，均指包括再沸器的全塔理论板数均指包括再沸器的全塔理论板数。 第29页/共34页吉利兰图1minRRR1minNNN第30页/共34页简捷法求理论板层数简捷法求理论板层数步骤：步骤：1.1.求求R Rminmin2.2.选选R R3.3.计算（计算（R-RR-Rminmin)/(R+1) )/(R+1) 4.4.用芬斯克方程求用芬斯克方程求N Nminmin 5.5.查出对应的查出对应的 (N-(N-N Nminmin)/(N+1) )/(N+1) 6.6.计算计算N N 例例 已知已知 x xF F,

19、x,xD D, x, xW W, R, , R, m m求求: N: N解解 1.1.求求N Nminmin 2. 2.求求R Rminmin 3.(R-R 3.(R-Rminmin)/(R+1)=b)/(R+1)=b 4.(N-N 4.(N-Nminmin)/(N+1)=c)/(N+1)=c 5. 5.得得N N第31页/共34页 塔高的计算塔高的计算 Z=NZ=NP PH HT T 塔径的计算塔径的计算 空塔气速：空塔气速：u = 0.60.8 uu = 0.60.8 umaxmaxuVDs4LVLCumax经验常数经验常数C Cc=f (Lsc=f (Ls，VsVs，V V，L L，H HT T，h hL L) )第32页/共34页（1）史密斯关联图）史密斯关联图横坐标：横坐标： 液气动能参数液气动能参数纵坐标：纵坐标：C20参数：参数：HThL（2）板间距）板间距HT一般一般D1.5m HT （3）板上液层高度）板上液层高度hL常压常压 hL0.1m 通常取通常取减压减压 hL（4）（5）适宜的空塔气速）适宜的空塔气速u，即：，即：0.8)umax0.22002.0CCC20：由图：由图653查得的负荷系数值。查得的负荷系数值。C：操作物系的负荷系数。：操作物系的负荷系数。：操作物系的表面张力，：操作物系的表面张力，N/m。第33页/共34页