第三节二元精馏过程计算 )、精馏塔板上的工作过程 图示出精馏塔中任意一段,图中V为上升气量;L为回流液量 y,x为蒸气及液体中氮深度;y为与x处平衡的蒸气浓度;h'、h” 为液、气焓值;r为气化潜热;各参数的下标如图所示。来自塔板下 面的蒸气经筛孔进入塔板上的液体中,与温度较低的液体直接接触, 气液之间发生热质交换,一直进行到相平衡为止。这时氮含量增浓后 的蒸气谦逊开塔板继续上升到上一块塔板;而氧含量增浓后的液体流 到下一块塔板上去。这种往下流的液体称为回流液。离开塔板I的上 升蒸气V2与从塔板I往下流的液体L1是接近平衡,同样V与L2也 是接近平衡,而1-1,2-2,3-3截面上V1与L1,V2与L2,V3与L3 是处于不平衡状态。 L3 X3 hs Myth 图414两相邻塔扳间的截面图
第三节 二元精馏过程计算 （一）、精馏塔板上的工作过程 图示出精馏塔中任意一段，图中 V 为上升气量；L 为回流液量； y，x 为蒸气及液体中氮深度；y*为与 x 处平衡的蒸气浓度；h’、h’’ 为液、气焓值；r 为气化潜热；各参数的下标如图所示。来自塔板下 面的蒸气经筛孔进入塔板上的液体中，与温度较低的液体直接接触， 气液之间发生热质交换，一直进行到相平衡为止。这时氮含量增浓后 的蒸气谦逊开塔板继续上升到上一块塔板；而氧含量增浓后的液体流 到下一块塔板上去。这种往下流的液体称为回流液。离开塔板 I 的上 升蒸气 V2与从塔板 I 往下流的液体 L1是接近平衡，同样 V3与 L2也 是接近平衡，而 1-1，2-2，3-3 截面上 V1与 L1，V2与 L2，V3与 L3 是处于不平衡状态。 图 4.14 两相邻塔扳间的截面图
为了便于计算,作以下假设: (1)塔板上的气相物流和液相物流达到完全平衡状态。 (2)氧和氮的蒸发潜热相差很小,设它们相等。 (3)氧和氮的混合热为零。 (4)精馏塔理想绝热,外界热量和影响忽略不计。 (5)塔内的工作压力沿塔高均一致。 在稳定工况下,3任何塔段都应满足物料平衡和热量平衡 关系。今研究1-1和22截面间的一段,可写出下列三个方 程式 V1+L2=V2+L1 (4.18) Vy+Lx2=v2y2+LX, (4.19) Vh+L,h2=vh2+Lh' (420) 由此三式消V1、V2,消可得 h'1-h'1+(h"2-h'1) L2=L1 X (421) h"2-h2+(h2-'1) yIn 根据假设沿塔的高度蒸气的焓值应不变,即h”1=h”2 则 L2 (4.22) 又据假设,塔板上液体的蒸发潜热不变,即r1=r2
为了便于计算，作以下假设： （1）塔板上的气相物流和液相物流达到完全平衡状态。 （2）氧和氮的蒸发潜热相差很小，设它们相等。 （3）氧和氮的混合热为零。 （4）精馏塔理想绝热，外界热量和影响忽略不计。 （5）塔内的工作压力沿塔高均一致。 在稳定工况下，3 任何塔段都应满足物料平衡和热量平衡 关系。今研究 1-1 和 2-2 截面间的一段，可写出下列三个方 程式： V1 + L2 =V2 + L1 （4.18） 1 1 2 2 2 2 1 1 V y + L x =V y + L x （4.19） 1 1 2 2 2 2 1 1 V h' ' +L h' =V h' ' +L h' （4.20） 由此三式消 V1、V2，消可得 1 2 2 2 2 2 2 1 1 2 1 1 1 1 2 1 2 1 ' ' ' ( ' ' ' ' ) ' ' ' ( ' ' ' ' ) y y y x h h h h y x y x h h h h L L − − − + − − − − + − = （4.21） 根据假设沿塔的高度蒸气的焓值应不变，即 h”1=h”2 则 2 1 1 2 2 1 1 2 1 ' ' ' ' ' ' r r L h h h h L L = − − = （4.22） 又据假设，塔板上液体的蒸发潜热不变，即 r1=r2
L2=L1 (4.23 因此,在精馏塔中沿塔高上升气体量和下流的回流液量 部分都分别保持不变。 现在讨论同一块塔板上、下两截面气液浓度的变化和L、 V的关系。 将式(423)的结果代入式(419)得 +y 或 y2-y1 (424) 如图415所示,式(424)表明了这一块塔板上、下两 截面气液浓度的变化关系。同理对其它塔板,也可以求得 L=当-,上=y-y…。因此,所有塔板上、下气液浓度关 系都满足斜率为L/V的同一条直线方程式。该直线称精馏过 程的操作线。其斜率L/V称气液比
则 = = = = V V V L L L 2 1 2 1 （4.23） 因此，在精馏塔中沿塔高上升气体量和下流的回流液量 部分都分别保持不变。 现在讨论同一块塔板上、下两截面气液浓度的变化和 L、 V 的关系。 将式（4.23）的结果代入式（4.19）得 Vy1 + Lx2 =Vy2 + Lx1 或 2 1 2 1 x x y y V L − − = （4.24） 如图 4.15 所示，式（4.24）表明了这一块塔板上、下两 截面气液浓度的变化关系。同理对其它塔板，也可以求得 3 2 3 2 x x y y V L − − = ， 4 3 4 3 x x y y V L − − = …。因此，所有塔板上、下气液浓度关 系都满足斜率为 L/V 的同一条直线方程式。该直线称精馏过 程的操作线。其斜率 L/V 称气液比
f(x) 图15塔截面上的物流浓度变化 浓度为x2及y1的不平衡物流在塔板I上接触,进行热质 交换,达到完全平衡时,其浓度为x及y2,在图中由平衡曲 线上的点1所示。 二、理论塔板数的确定 蒸气和液体在塔内连续流动,每经一块塔板相互之间的 浓度关系由不平衡变到平衡。为求得理论塔板数,首先需根 据物料衡算建立操作线方程;如果已知气液比LV及塔顶 (或塔底)的物流浓度,则该塔段的操作线方程即求出。操 作线即代表该塔段任一截面上的气流浓度关系。平衡气液之 间的浓度关系可由相平衡图查得。在计算中每应用一次平衡 关系就代表经过一块塔板,故应用平衡关系的次数即为所求 的理论塔板数
浓度为 x2 及 y1的不平衡物流在塔板 I 上接触，进行热质 交换，达到完全平衡时，其浓度为 x1 及 y2，在图中由平衡曲 线上的点 1 所示。 二、理论塔板数的确定 蒸气和液体在塔内连续流动，每经一块塔板相互之间的 浓度关系由不平衡变到平衡。为求得理论塔板数，首先需根 据物料衡算建立操作线方程；如果已知气液比 L/V 及塔顶 （或塔底）的物流浓度，则该塔段的操作线方程即求出。操 作线即代表该塔段任一截面上的气流浓度关系。平衡气液之 间的浓度关系可由相平衡图查得。在计算中每应用一次平衡 关系就代表经过一块塔板，故应用平衡关系的次数即为所求 的理论塔板数。 图 15 塔截面上的物流浓度变化
求理论塔板数的方法有逐板计算法、图解法(h-x图,y-x 图)等。Yx图解法,作图方法较简单,而且对精馏过程的 反映比较直观,本节主要用y-x图说明二元系精馏过程的计 算 (一)下塔 Vh, yN FL XNZ 图416下塔 取下塔仼一截面至塔釜的部分为物料衡算系统,如图 416所示,物料平衡方程式 Ve tl=ly +k (425) Lx=Lxx, +vy 若是干饱和空气进塔,则 L=LK, V=VK 由式(6-24)可得下塔操作线方程 (426) 及操作线的截距(即x=0时)
求理论塔板数的方法有逐板计算法、图解法（h-x 图，y-x 图）等。Y-x 图解法，作图方法较简单，而且对精馏过程的 反映比较直观，本节主要用 y-x 图说明二元系精馏过程的计 算。 （一） 下塔 (a) (b) 取下塔任一截面至塔釜的部分为物料衡算系统，如图 4.16 所示，物料平衡方程式 + = + + = + V y Lx L x Vy V L L V K K N K K N K K 2 2 （4.25） 若是干饱和空气进塔，则 L=LK，V=VK 由式（6-24）可得下塔操作线方程 = + − K N K K K N K K x V L x y V L y 2 2 （4.26） 及操作线的截距（即 x=0 时） 图 4.16 下塔