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1、2022/12/11,1,第七章 液体蒸馏,Distillation of Liquid,2022/12/11,2,概述,分离液体混合物的常用单元操作，也是最早实现工业化的分离方法，属传热传质过程。其优点是流程简单，缺点耗能大，需具备一定技术条件（真空、高压、低温）。,&,工业应用： 酿酒 产品 、中间产物 石油分离 气体 先液化后精馏 无机物提纯,2022/12/11,3,简单蒸馏,&,精馏,蒸馏,2022/12/11,4,(1)平衡相图 1）等温图 （px图）,&,6.1 双组分溶液的汽液平衡,6.11 理想溶液的汽液平衡,相平衡关系 ptxy,pt,2022/12/11,5,2）等压图（
2、沸点组成（txy）图）,杠杆原理:,&,泡点，露点泡点线（tx）露点线（ty） 同温度，对应x,y 平衡。 同组成，T露点T泡点。,2022/12/11,6,3）汽液平衡组成图（yx图）,总压对t xy图影响大，但总压对y-x图影响不大。因此研究精馏常常采用y-x图。平衡线在对角线上方。,&,2022/12/11,7,(2)汽液平衡关系的确定1）安托因（Antoine）公式,A,B,C为安托因常数,2）道尔顿定律 yA=pA/p yB=pB/p p=pA+pB,&,2022/12/11,8,3）拉乌尔（Roult）定律液相中某组分的蒸 气压等于溶液温度下，纯组分的饱和蒸气压乘以该组分在溶液中的
3、摩尔分数。,pA=pA0 xA pB=pB0 xBp pApB pA0 xApB0 xBpA0 xApB0(1xA),&,上式为泡点方程，表示液相组成与泡点温度的关系。由此可确定tx图。,2022/12/11,9,上式为露点方程，表示气相组成与露点温度的关系。由此可确定ty图。由ty x图很容易作出y x图。,&,总压不高时，由道尔顿分压定律得：pA pyA,2022/12/11,10,（3）相对挥发度与气液相平衡的关系,挥发度：相平衡时，某一组分在平衡气相中的分压p与该组分平衡液相中的浓度（摩尔分数）之比叫该组分的挥发度理想溶液 A=pA/xA （pA0 xA）/xA= pA0 B=pB/x
4、BpB0相对挥发度：A /BpA0/ pB0 (pA/xA) /(pB/xB)(pyA/xA)/ (pyB/xB) (yA/xA)/ (yB/xB) (yA/yB)/ (xA/xB)表示气相中两组分的比是液相中两组分比的倍。,&,2022/12/11,11,由(yA/yB)/ (xA/xB) 可得,的意义：,&, 1，表示组分A较组分B易挥发，且愈大，愈易分离。,是蒸馏分离的推动力，代表了利用蒸馏分离的难易程度。, 1时，yx，表示汽相组成等于液相组成，此时不能用普通蒸馏方法分离该混合液。,2022/12/11,12,6.1.2 非理想溶液的汽液平衡,由于异种分子与同种分子之间的吸引力不同，导
5、致实际溶液与拉乌尔定律存在偏差。,当异种分子小于同种分子之间的吸引力时，溶液中分子易汽化，导致溶液中组分的平衡分压比拉乌尔定律预计的高，产生正偏差。此时tx线降低。如醇水体系。,当异种分子大于同种分子之间的吸引力时，溶液中分子难汽化，导致溶液中组分的平衡分压比拉乌尔定律预计的低，产生负偏差。此时tx线升高。,2022/12/11,13,正偏差溶液,2022/12/11,14,有些正偏差溶液会出现最低沸点，在此点xy，对应温度称恒沸点。该点组成的混合物称为恒沸物。乙醇水即为这样的体系。具有恒沸点的正偏差溶液称为具有最低沸点的恒沸液。,2022/12/11,15,有些负偏差溶液会出现最高恒沸点，在
6、此点xy，该点组成的混合物称为恒沸物。硝酸水即为这样的体系。具有恒沸点的负偏差溶液称为具有最高恒沸点的恒沸液。,2022/12/11,16,思考题,1. 为什么说是蒸馏分离的推动力？2. 如何能获得汽液平衡数据？,2022/12/11,17,6.2.1.1简单蒸馏,间歇操作，非稳态。（Xd 变化）适于沸点相差较大分离要求不高的场合或多组分粗分。物料衡算：F=D+W Fxf=Dxd+Wxw,&,6.2 蒸馏与精馏原理6.2.1 简单蒸馏与平衡蒸馏,2022/12/11,18,简单蒸馏又称为微分蒸馏，瑞利（Rayleigh)1902年提出了该过程数学描述方法，故该蒸馏又称之为瑞利蒸馏。其流程如图所
7、示。简单蒸馏是分批加入原料，进行间歇操作。蒸馏过程中不断从塔顶采出产品。每从塔顶采出dV量的产品，则塔釜减少相同的釜液量dW，产品与釜液组成随时间而改变，且互成相平衡关系。为此，该过程是一动态过程，由物料衡算可得。,简单蒸馏流程,2022/12/11,19,= 经整理可得： 对二元物系， 其相对挥发度 可近似取为常数时，则平衡关系积分可得： 馏出液总量： 馏出液平均组成： 式中W-釜液量；V-蒸馏气相流量，kmol/h； -釜液组分i组成，摩尔分数； -气相中组分i组成，摩尔分数。,2022/12/11,20,6.2.1.2 平衡蒸馏,使混合物汽液两相共存达到平衡后，再将两相分离开以得到一定程
8、度分离，称平衡蒸馏。又称闪蒸。,&,物料衡算：FVL Fxf=VyD+Lxw,连续操作，稳定，生产能力大。但也只适于粗分。,2022/12/11,21,令 液化率 q=L/F=1-f 则,平衡关系：,&,联立可求得yD,xw,令气化率 f=V/F 得 yD=(f-1)xw/f+xf/f,2022/12/11,22,6.2.2 精馏原理,6.2.2.1 部分汽化、部分冷凝,x1xfy1,y1yF x1xw,一次汽化,2022/12/11,23,多次部分汽化和冷凝缺点：收率低。 能耗大。x1xFy1 x1x2y1 xF x2 相近x2x3y2 x2y1y2 x3 y1 相近 t3t1 xF x2混
9、合，x3 y1混合，传质传热同时进行。,2022/12/11,24,2022/12/11,25,精 馏 原 理,利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制。,当重组分由气相向液相转移时是一个冷凝过程，放出热量，而当液相中轻组分向气相转移时为一气化过程，将吸收热量，彼此存在交换。由此可见，精馏过程是热能驱动，传质、传热过程同时进行的过程。但该过程还受相平衡关系
10、制约，主要由传质所控制。,2022/12/11,26,精馏装置示意图,计算用图例,原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提留段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。,当液体流至塔底建立液面后，再沸器加热使之部分气化。蒸气在塔内逐级上升。当蒸气到达塔顶时，由冷凝器将其部分或全部冷凝，其凝液一部分返回塔内作为回流，另一部分作为液相产品采出。回流液沿塔逐板下流的过程中与上升气体多次逆向接触及分离，在接触过程中发生传质和传热。当流至塔底时，经再沸器加热部分气化，其气相返回塔内作气相回流，而液相部分作为塔底的产品采出。,
11、XF,2022/12/11,27,几个概念,理论级（板）回流比 R=L/D,几个方向,传质方向传热方向液流流向汽流流向,XF,部分汽化部分冷凝,加料板,提馏段,精馏段,二元混合物精馏为例，当气相上升至进料板以上第n板时，则与上方（n-1)板流下的液相接触混合。由于气相中的难挥发组分B（俗称重组分）的分率（1-yn）高于液相的平衡气组成(1-yn-1),因过程是趋向平衡的，所以重组分由气相向液相转移。同时，液相中易挥发组分A（俗称轻组分）xn-1高于其相遇气相所平衡的液相组成xn,为此，液相轻组分A向气相内转移，相互传质的结果，使上升气相轻组分增浓，下降液相重组分增浓。当该气相在继续上升过程中，
12、气相轻组分得到不断精制和增浓。为此，称进料板上方塔段为精馏段。,在进料板以下（含进料板）液相沿塔逐级流下时，同上分析可知，在某一板上与上升气体接触混合时，该液相中的轻组分向气相中转移，而气相中的重组分则向液相转移，使液相中重组分增浓。当液相下流过程中，气相会不断将液相中轻组分提出，使气相中重组分B返回液相。为此，称进料板以下（含进料板）塔段为提馏段。,2022/12/11,28,精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理
13、论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。,2022/12/11,29,6.3 双组分溶液连续精馏塔计算,采出量，采出位置。加料位置。理论级数。回流比R。效率。设备直径、高，水力学特性。,根据精馏的原理，要使精馏过程稳定有效的运行，必须协调好设备、操作参数等一系列问题：,2022/12/11,30,假设条件：,1. 理论板：其上汽液两相充分混合，且传质传热阻力为零，离开板的两相达平衡,2. 恒摩尔流： V1=V2=Vn=V; L1=L2=Ln=L V1=V2=Vn=V L1=L2=Ln=L,2022/12/11,31,6.3.1 全塔物料衡算,
14、F=D+WFxF=DxD+Wxw,式中 F、D、W 分别为进料、塔顶产品和塔底产品量，kmol/h （或kg/h）； xF、xD、xw 分别为进科、塔顶产品和塔底产品的组成摩尔分数（或质量）。,联立求解,2022/12/11,32,6.3.2 精馏段操作线方程,定义：上升蒸气浓度y和回流液浓度x与各个操作条件之间的关系的数学表达式称操作线方程。假设：等摩尔流，无热损失，精馏段和提馏段各自的蒸气流量，回流液流量不变。,2022/12/11,33,由等摩尔流假定： Vn+1=Vn=V2=V1=V Ln=Ln-1=L1=L0=L回流比 R=L/D,综合上述式子可得：,2022/12/11,34,就是
15、精馏段操作线方程,它表示精馏段某塔截面处，由上板流下的液相组成xn与由下板上升的汽相组成yn1之间的关系。为一直线方程。R、xD决定了直线的方向与位置。此线一定过( XD， XD )点。,问题： yn1 与xn 有无平衡关系？,2022/12/11,35,6.3.3 提馏段操作线方程,整理得提馏段操作线方程,方程也为一直线，直线决定于L 、W 、 xw ，过点（ xw ， xw ）。,2022/12/11,36,精馏的两段操作线方程,2022/12/11,37,6.3.4 加料板操作线方程,加料板物料、热量衡算,F+V + L=V+L FIF+V Iv+LIL=VIV+LIL,衡摩尔流假定下：
16、IV IV ；IL IL,IV、IL、IF分别代表饱和蒸汽、饱和液体及进料液的热焓（kJ/kmol）,代入、整理衡算式得：,V V = F （L L ） (V V )IVFIF(L L ) IL,联立解得：,2022/12/11,38,定义,显然，q反映了进料的热状态。,q含义,由q定义及物料衡算可推出：L=L+qF， V=V-(1-q)F,2022/12/11,39,可得提馏段操作线方程的另一种型式,由 L=L+qF， 及,显然，这种型式更易于计算，因操作参数均为进出料及回流量，更直观些。,2022/12/11,40,精馏段和提馏段操作线的交点轨迹即为加料板处的操作线方程,(q1)F y =
17、 qF xF xF,联立上两式式得：,精馏段,提馏段,略去板数下脚标,将L- L = qF ； V-V =(q -1)F； FxF=DxD+WxW 代入上式得,2022/12/11,41,&,此式即为加料板处的操作线方程，也称q线方程或进料方程。 q线方程只与q，xF有关，斜率q/(q-1)，且过点（ xF ，xF )。显然，进料状态对q线方向影响大,2022/12/11,42,操作线方程在y-x图上的表示,精馏段操作线方程,q线方程,提馏段操作线方程,作图程序：,1根据要求的塔顶产品组成xD定出a(xD,xD)点；再根据选定的回流比R算出精馏段操作线的截距xD/(R+1)，定出c(0, xD
18、/(R+1)点；作ac线，即为精馏段的操作线。2根据原料的组成xF定出e(xF,xF)点；再根据进料的热状态算出液相分率q及q线的斜率q/(q-1)；作过e点，斜率为q/(q-1)的q线，与ac线交于d点，则d点必为精馏段操作线和提馏段操作线的交点。3根据要求的塔底残液组成xW定出b(xW,xW)点；作bd线，则bd线便为提馏段操作线。,2022/12/11,43,1根据要求的塔顶产品组成xD定出a(xD,xD)点；再根据选定的回流比R算出精馏段操作线的截距xD/(R+1)，定出c(0, xD/(R+1)点；作ac线，即为精馏段的操作线。,作图程序：,2根据原料的组成xF定出e(xF,xF)点
19、；再根据进料的热状态算出液相分率q及q线的斜率q/(q-1)；作过e点，斜率为q/(q-1)的q线，与ac线交于d点，则d点必为精馏段操作线和提馏段操作线的交点。,3根据要求的塔底残液组成xW定出b(xW,xW)点；作bd线，则bd线便为提馏段操作线。,2022/12/11,44,&,由图可知： q值的变化对精馏段操作线无影响，但对提馏段操作线有明显影响。, q值越小，提馏段操作线越靠近相平衡线。,当一定操作回流比条件下，不同热状态对提馏段存在显著的影响，随q值减小，则提馏段操作线斜率增大，说明提馏段液、气比在增大，气、液两相组成更接近平衡线，意味着提馏段单位流量液体所用蒸气在不断减少，提馏段
20、操作线更靠近平衡曲线，将导致提馏段分离能力不断下降。即每块理论板的传质推动力减小。完成相同分离任务，所需理论板数会增加，也会导致塔两段负荷不均匀，影响塔径设计。,2022/12/11,45,6 .3.5 精馏塔塔板数的计算,理论塔板： 能使上升蒸 汽yn+1提浓到与yn+1在同一截面的回流液xn成气相平衡yn的过程，,理论塔板的概念,&,叫一个理论塔板的分离过程，也叫一个理论级。或能使回流液xn-1变化到与xn-1在同一截面的上升蒸汽yn成相平衡xn的过程叫一个理论级。,2022/12/11,46,&,三角形直角边表明了传质推动力大小,同一板上汽液平衡点,两板之间汽液相遇点,每条直角边代表了一
21、个理论级的组分相涨落差,2022/12/11,47,理论塔板的计算-逐板计算法，图解法、简捷法,1）逐板计算法（Lewis-Matheson）已知：F, xf , xd , xw , R , 塔顶为全凝器。,&,精馏段操作线,提馏段操作线,相平衡线,2022/12/11,48,从塔顶开始 精馏段,xnxf提馏段,操作线方程,平衡线方程,xdy1,x1y2,x2y3,x3y3,y1x1,y2x2,y3x3,操作线方程,平衡线方程, ynxn, xnyn-1,如果从下往上，当xn xf 时，得用精馏段操作线方程重新计算xn 。,xn-1yn-2 ,yn-1xn-1 x xw,使用相平衡方程的次数即
22、为理论板数,2022/12/11,49,2)图解法（McCabe-Thiele法）,用曲线代替代数方程。步骤如下：在y-x图上作平衡线和对角线。在y-x 图上作q线，精馏段操作线和提馏段操作线。,在操作线上a点（x=xd,y=y1=xd）出发，作x轴的平行线交平衡线于1点（y=y1,x=x1）,再由1点作垂线交操作线于m点（x=x1,y=y2），即得一个梯级,以此类推，当xxf换操作线。当xxw时停止。,&,2022/12/11,50, 进料位置的确定,进料的最佳位置应为d点，d点下最靠近的板即为加料板。（适宜加料板）, 塔板数的确定,由作图得到的阶梯数包括了全部理论级数n+m。其中，n为精馏
23、段理论级数，图中d点以上台阶数；m为提馏段理论级数，图中d点以下台阶数。确定所需理论塔板数时，还需考虑塔釜及冷凝器的类型。部分冷凝器及再沸器分别相当于一层理论板。,因此，当塔顶用全凝器，塔底用再沸器时： N理论n+m-1,当塔顶用部分冷凝器，塔底用再沸器时： N理论n+m-2,2022/12/11,51,6.3.6 回流比的影响和选择,(1)全回流与最少理论塔板数 增大回流比将使回流到塔板上的轻组分浓度上升，从而提高了与液相平衡的气相中轻组分的浓度，提高了推动力，减少回流比，则相反，推动力减少。,&,精馏段操作线方程,2022/12/11,52,回流比与操作线的关系：,R增大，R/(R+1)增
24、大，传质推动力增大，操作线向对角线靠近，所需理论塔板数减少。 R减少，R/(R+1)减少，传质推动力减少，操作线向平衡线靠近，所需理论塔板数增加。 R增加到无穷大时,意味全回流，馏出液量D为零，塔顶和塔底都不出产品。此时： yn = R/(R+1)xn1+xd/(R+1)=xn1 ym = L/(LW)xm1W/(LW)xw=xm1 全回流时，操作线为对角线，推动力最大，所需理论板最少，称最少理论板数。,&,2022/12/11,53,2022/12/11,54,全回流时，同一截面上相遇气液两相组成相等。,&,2022/12/11,55,最少理论板数计算芬斯克方程（Fenske）:,因为全回流
25、, D=0, V=L, R， 操作线 yn+1xn 也应有 (yA/yB)i+1 (xA/xB)i,平衡线 (yA/yB)n=n(xA/xB)n,2022/12/11,56,平衡线 (yA/yB)nn(xA/xB)n,操作线 yn+1xn 或 (yA/yB)i+1 (xA/xB)i,(xA/xB)D(yA/yB)1,1(xA/xB)1, 1 (yA/yB)2,1 2(xA/xB)2,1 2 N (xA/xB)N,塔釜看成N+1板 (xA/xB)D,1 2 N W (xA/xB)W,理想溶液，变化不大， =1 = 2 = = W =,应用,2022/12/11,57,此式即是芬斯克方程，用来计算
26、全回流时的最少理论板数Nmin , Nmin已扣除塔釜。,&,以最少理论板数Nmin代替N：,两边取对数并整理,对双组分体系，略去脚标A , B有：,2022/12/11,58,全回流时，既不进料也不出料，在装置开工，调试和实验室研究中应用。,芬斯克方程用于计算全回流下用全凝器时的最少理论板数（不包括再沸器）。,若将公式中的xw换成xF，芬斯克方程可用于计算精馏段的最少板数及加料板位置。,n,NF= n + 1,2022/12/11,59,(2)最小回流比,&,Rmin 的求法：分两种情况,定义：设计条件下，需要无穷多理论板时的回流比。,图中进料点dq位于平衡线，此时无论画多少台阶都无法跨越d
27、q点。其对应回流比即Rmin。,图中dq为恒浓区， ynyn-1 ， xnxn+1 ， xn 、 yn呈平衡，此点附近两板间摩尔分数差极小，推动力（提浓作用）极微。此点称为挟紧点（或挟点）。,注意：挟点不一定是进料点，与平衡线形状、进料状态等有关。,2022/12/11,60,1）正常情况平衡线上凸，无拐点,图中色点为不同进料状态的挟点，可知，进料的q值越大，Rmin越小。,2022/12/11,61,2平衡线上有下凹部分和拐点,图a挟点（ ）首先出现在精馏段操作线与平衡线相切的位置。,&,图b挟点首先出现在提馏段操作线与平衡线相切的位置。,挟点,挟点,（xq，yq）,（xq，yq）,求出（x
28、q, yq）代入常态公式即可计算出,也可作图找到截距xD/(Rmin+1)求出Rmin 。,2022/12/11,62,3）适宜回流比的选择,操作费用 V=L+D=(R+1)D V=V+(q1)F=(R+1)D+(q1)F 操作费用随回流比的增加而增加。,&,设备费用 设备费用有最低点。开始随回流比增加，理论塔板数急剧下降，设备费用也急剧下降。之后，随回流比增加，塔径增加成为主要，设备费又增大。,总费用为操作费和设备费的和，它与回流比R的关系见图。,最佳的回流比取 Ropt=(1.12)Rmin.,2022/12/11,63,实际生产：,以上分析主要是从设计角度考虑的。生产中却是另一种情况。设
29、备都已安装好，即理论塔板数固定。若原料及组成、热状态均为定值，倘若加大回流比操作，这时操作线更接近对角线，所需理论板数减少，而塔内理论板数显得比需要的多了，因而产品纯度会有所提高。反之，当减少回流比操作，情形正好与上述相反，产品纯度会有所降低。故在生产操作中，经常把调节回流比当作保证产品纯度的重要手段。,2022/12/11,64,6.3.7 理论塔板数的简捷算法,(1)吉利兰(Gilliand）图,&,(2)简捷法求理论塔板数的步骤,1）根据物系和分离要求，求出Rmin 选择合适的回流比R。,3）用吉利兰图，以(RRmin)/(R+1)为横坐标，由图求出纵坐标(N-Nmin)/(N+2)即可
30、求出所需理论塔板数N。,2）求出全回流下所需的最少理论塔板数Nmin。对于接近理想体系可用芬斯克方程计算。,N和Nmin都不含塔釜。,2022/12/11,65,6.3.8连续精馏装置的热量衡算,(1)冷凝器的热量衡算Qc=VIVD (L+D) ILD =(R+1)D(IVD ILD),&,（2）再沸器的热量衡算QB=VIVW+WILWLILm V=L-W 如 hLhW 则QB=V（IVW -ILW）,2022/12/11,66,&,加热介质耗量（kg/h）,r 为加热蒸汽的汽化潜热， kJ/kg,焓的单位为： kJ/kmol，热负荷单位为：kJ/h,若用饱和蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排除
31、则,2022/12/11,67,(3) 全塔热量衡算,FIF+QB=DILD+WILW+Qc+Q损,进料液化率为q时，,IF=FqIF+F（1-q)IVF,由上式也表明了QB与QC的关系。,设计原则：,6.4 精馏设备, 塔板上汽液两相保持密切、充分的接触，为传质提供足够大而且不断更新的相际接触表面，减少传质阻力。, 塔内尽量使汽液两相呈逆流流动，以提供最大的传质推动力。,实际单板错流，整体逆流。,板式塔筛板塔,6.4.1 塔板结构,筛板,筛板,降液管管板距h0,溢流堰 高hw 长lw,汽相流向,液相流向,为保证液体正常下落及板上滞流 h0hw,汽相通道,其形状不同成为不同塔板的主要区别。筛板
32、塔最简单。,6.4.2 塔板流体力学,（1）汽液接触状态,孔速：气体经过筛孔时的速度。,孔速低鼓泡接触状态,孔速泡沫接触状态,孔速 喷射接触状态,液体为连续相传质阻力大,液体为连续相传质阻力 更新面为液膜,气体为连续相传质阻力更新面为液滴,相转变,实际工作状态,（2）塔板压降,单板压降：,hfhdh1,hd 为干板压降,h1 为液层压降,不同孔速下，干板压降与液层压降所占比例不同。低孔速时，h1占主导；高孔速时，hd为主。,（3）漏液,孔速较小时，板上液体不经溢流堰而直接从筛孔下落到下层板上，这种现象称为漏液。,液漏的产生将影响汽液传质。,（4）雾沫夹带,板上液滴被上升汽流夹带至上层塔板的现象
33、。,雾沫夹带也将影响汽液传质。一般要求：夹带0.1kg液体/kg干气体。,造成板间返混，推动力降低。,（5）液泛,随汽、液流量的增加，降液管的液面也抬升，当降液管液面升至上层塔板的溢流堰上缘时，液体下落产生障碍，严重时液体充满全塔，并随气体从塔顶溢出，这种现象称为液泛。,液泛判断：气体流量不变，而板压降持续增长。,（6）板上液体返混,板上液体返混的存在，将影响传质推动力的梯度分布。,（7）板上液面落差,板上液流进出口液面高度差。导致汽流分布不均。,单板效率(莫弗里效率)(Murphree plate efficiency),&,液相组成表示：,汽相组成表示：,6.4.3 塔板效率,实际塔板数和
34、塔板效率,全塔效率,ET是各层板效率的平均值。可用实验测定。,ETL曲线图（老式塔）,双组分体系全塔效率典型值0.50.7,6.4.4 塔高的确定,Z有效段（Np-1）HT （NT/E0-1）HT,Z有效段有效段高度，mNp 实际塔板数HT 板间距，mNT 理论塔板数E0 全塔效率,Z全塔 Z有效段Z塔顶Z塔釜,HT参考经验值：,200、250、300、350、400、500、600、700mm,6.4.5 塔径计算,关键：空塔气速u (以塔截面计) 的确定。,原则 u漏液uu液泛,精馏段与提馏段汽速有可能不同，要分别计算，所以上下塔径可能不同。,6.4.6 塔板负荷性能图,汽液两相在各种流动
35、条件的上下限组合图。,过量液沫夹带线，它是以液沫夹带量为0.1kg(液)/kg(干气体)为依据确定的。,漏液线，由不同液体流量的漏液点组成，由u漏液确定。,液泛线，此线的位置根据液泛的条件确定。,液量下限线，液量小于该下限，板上液体流动严重不均匀，导致塔板效率急剧下降。,液量上限线，液量超过此上限，产生气泡夹带，严重时将导致液泛。,塔板正常操作区,操作弹性：一定液汽(L/V)比下，上、下操作极限的气体流量之比。,操作弹性大，意味着塔的可操控性能好，生产能力大。,图中A、B、C三线L/V依次增加，生产能力由其上限控制。,6.4.7 塔板型式,1,2,斜孔结构之一塔板布置 （I）斜孔塔板,（II）网孔塔板,（III）垂直筛板,（IV）多降液管塔板,斜台装置导向孔 （V）林德筛板,冲制栅板由金属条组成的栅板无溢流筛板（VI）无溢流栅板和筛板,（a）单流型 （b）双流型 （c）四程流型,塔板流型,塔板流型,（d）阶梯流型 （e）U型流型,
