其它类型精馏塔理论板数的确定直接蒸汽加热当水是重组分时，可将加热蒸汽直接通入塔釜加热。直接蒸汽加热不影响精馏操作线由于塔底多了一股蒸汽流，其提馏段的操作线与间接蒸汽加热过1F,XF.XI程不同。其推导如下：正总物料衡算L'+S-V'+W加热蒸气SW,xwL'x, =V'yn+i +Wxw轻组分衡算若恒摩尔流假设仍成立，则V'=S，L'=W，上式可改写为WWWx, = Syn+1 +Wxw提馏段操作线XwYn+1XssGLL
轻组分衡算 L' xn V' yn1 WxW 总物料衡算 L'S V'W 直接蒸汽加热 当水是重组分时,可将加热蒸汽直接通入塔釜加热。 直接蒸汽加热不影响精馏操作线 由于塔底多了一股蒸汽流，其提 馏段的操作线与间接蒸汽加热过 程不同。其推导如下： F, xF D, xD 加热蒸气 W, xW S V’ L’ V L Wxn Syn1 WxW n n x W S W x S W y 1 —— 提馏段操作线 其它类型精馏塔理论板数的确定 若恒摩尔流假设仍成立，则V’ = S，L’ = W，上式可改写为 GLL
直接蒸汽加热的精馏塔1.0两操作线的交点仍由精馏段操作线与g线交点确定；因x,=xw时yn+1=0，提馏段操作d线的终点在x轴上g点(xw,0)处。由图中a点出发绘梯级至g点可得所需的理论板数。gXwXD1.0北注意：为了减少塔底轻组分的损失加热蒸汽应不夹带液体水。WW当加料热状态与塔顶产物D一定的Yn+1wSs条件下，加热蒸汽量取决于回流比直接加热精馏所需的理论板数较间接精馏稍有增加。因为直接加热蒸汽的稀释作用，使得塔内物料分离任务增加，当达到相同的馏出液组成及回收率时就需更多的塔板
直接蒸汽加热的精馏塔 两操作线的交点仍由精馏段操作 线与 q 线交点确定； 因 xn=xW 时 yn+1 =0，提馏段操作 线的终点在 x轴上 g 点(xW ,0)处。 直接加热精馏所需的理论板数较间接精馏稍有增加。因为直 接加热蒸汽的稀释作用，使得塔内物料分离任务增加，当达 到相同的馏出液组成及回收率时就需更多的塔板。 n n x W S W x S W y 1 xW y x g d 0 1.0 a xD 1.0 由图中a 点出发绘梯级至g 点可得 所需的理论板数。 当加料热状态与塔顶产物D一定的 条件下，加热蒸汽量取决于回流比。 注意：为了减少塔底轻组分的损失， 加热蒸汽应不夹带液体水
提馏塔（回收塔）只有提馏段的精馏塔。主要用于回收稀溶液中的轻组分而对馏出液浓度要求不高的场合，其着眼点是将原料液浓度x降至尽可能小的排液浓度xw，而不是取得高纯度的塔顶产品。料液自塔顶加入，与塔釜上升的F,XF蒸汽进行两相逆流传质，塔顶蒸汽冷凝后全部作为产品。塔釜可D, XD得高纯度的难挥发组分产品。理论板数的确定：符合恒摩尔流假设情况下，由操作线方程和柜QW,xw平衡方程逐板计算或作图求解。无回流的回收塔GLL
料液自塔顶加入，与塔釜上升的 蒸汽进行两相逆流传质，塔顶蒸 汽冷凝后全部作为产品。塔釜可 得高纯度的难挥发组分产品。 理论板数的确定：符合恒摩尔流 假设情况下，由操作线方程和相 平衡方程逐板计算或作图求解。 只有提馏段的精馏塔。 主要用于回收稀溶液中的轻组分而对馏出液浓度要求不 高的场合，其着眼点是将原料液浓度xF降至尽可能小的 排液浓度xW,而不是取得高纯度的塔顶产品。 提馏塔（回收塔） F, xF D, xD W, xW Q 无回流的回收塔 GLL
其操作线方程与一般精馏塔的提馏段操作线方程相同。LWYm+1XwVxmV'V'=D-(1-^)F,冷液进料时D=V,L'=qFqFWxw提馏段操作线方程为Jm+1=-XmD-(1-α)FD-(1-α)F与g线方程联立求解可得提馏段操作线与g线交点坐标1.0q-1Xp +XFsJ,=XDyqq图解求理论板数：y=x,与α线的交点即为提馏段操作线的起点，联结点d与点b（xw，xw）得提馏段操作线，由点d开始在两线间作梯级至--万b点得所需理论板数。0Xp 1.0XwXFGLL
其操作线方程与一般精馏塔的提馏段操作线方程相同。 冷液进料时 D V , V' D 1 qF, L' qF D qF Wx x D q F qF y W m m 1 1 1 q D F q xD x x , y q q x 1 提馏段操作线方程为 与q 线方程联立求解可得提馏段操作线与 q 线交点坐标 图解求理论板数： y=xD 与 q 线的交点即为提馏段 操作线的起点，联结点 d 与点 b（xW , xW）得提馏段操作线， 由点 d 开始在两线间作梯级至 b 点得所需理论板数。 xW q yq 0 1.0 1.0 d b xD xF ' m ' W ' m x V W x V L y 1 GLL
提馏塔当泡点进料时=1，交点为x=XF,y,=X提馏段操作线方程为1.0FWxwYn+1DDXD,max欲提高馏出液组成，必须减少蒸发量，增大操作线斜率F/D，所需理论板数将增加。b当操作线上端移至e点，与之成0xwXFXD1.0平衡的汽相组成为xD,maxGLL
提馏塔 当泡点进料时 q=1，交点为 xq = xF , yq =xD D Wx x D F y W n1 n 提馏段操作线方程为 欲提高馏出液组成，必须减少蒸 发量，增大操作线斜率F/D，所 需理论板数将增加。 当操作线上端移至 e 点，与之成 平衡的汽相组成为xD,max e d xW xF xD b xD,max yq 0 1.0 1.0 GLL
多股加料的精馏塔对不同浓度的料液要在同一塔内同时进行分离的情况，一般不将料液混为一股后加入塔内，而是D,XD按各股料液的浓度及热状态分别F,q,XFl在适当的加料位置引入。十原因：任何混合后的再分离都将2F2,2,XF2引入不必要的能量消耗千小3以有两股进料的精馏塔为例：精馏塔以两进料板为界分为上中、下三段，各段内上升与下降的汽、液相摩尔流率互不相同，W,xw相应有三条操作线，两条g线。GLL
以有两股进料的精馏塔为例： 精馏塔以两进料板为界分为上、 中、下三段，各段内上升与下降 的汽、液相摩尔流率互不相同， 相应有三条操作线，两条 q 线。 多股加料的精馏塔 对不同浓度的料液要在同一塔内 同时进行分离的情况，一般不将 料液混为一股后加入塔内，而是 按各股料液的浓度及热状态分别 在适当的加料位置引入。 原因：任何混合后的再分离都将 引入不必要的能量消耗。 1 2 W, xW F1 , q1 , xF1 D, xD 3 F2 , q2 , xF2 GLL
侧线出料为了获得不同组成的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线以抽出产品。侧线产品可以是板上的液体或板间的蒸汽。以有一个侧线出料的精馏塔为例：精馏塔分为三段，各段操作线可通过相应的物料衡算导出1.01.0YD2D,XDID,D2(2)XD/1.0XwXDi1.0XFXXWXFXD2XW,xw饱和蒸汽侧线出料饱和液体侧线出料GLL
为了获得不同组成的两种或多种产品时，可在塔内相应组 成的塔板上安装侧线以抽出产品。侧线产品可以是板上的 液体或板间的蒸汽。 以有一个侧线出料的精馏塔为例： 精馏塔分为三段，各段操作线可通过相应的物料衡算导出。 1 2 W, xW D2 xD2 (yD2 ) 3 F, xF D1 xD1 饱和液体侧线出料 q 1 2 3 xD2 1.0 0 1.0 x y xD1 xW xF q 1 2 3 yD2 xD1 1.0 0 1.0 x y 饱和蒸汽侧线出料 xW xF 侧线出料 GLL
分凝器有时精馏塔顶引出的蒸汽先经一个分凝器部分冷凝其冷凝液作为回流，未冷凝的蒸汽进入全凝器，经冷凝作为塔顶产品。通过控制分凝器的冷却剂用量和温度，控制回流比D,XD分凝器相当于一块理论板F,q,XF十在求理论板数时，与全凝器不同的是：第1个阶梯表示分凝器，第2个阶梯才表示第1块理论板。W,xwGLL
分凝器 有时精馏塔顶引出的蒸汽先经一个分凝器部分冷凝， 其冷凝液作为回流，未冷凝的蒸汽进入全凝器，经冷 凝作为塔顶产品。 W, xW F, q, xF D, xD 在求理论板数时，与全凝 器不同的是：第 1 个阶梯 表示分凝器，第 2 个阶梯 才表示第1块理论板。 通过控制分凝器的冷却剂 用量和温度，控制回流比 分凝器相当于一块理论板 GLL
【例8-8】有两股原料，一股为：F,=10kmol/h，x=0.5(摩尔分数，下同)，9,=1的饱和液体；另一股为：Fz=5kmol/h，xz2=0.4，92=0的饱和蒸气，现采用精馏分离。若要求馏出液组分为0.9，釜液组分为0.05。塔顶为全凝器，泡点回流塔釜间接蒸汽加热，若两股原料分别在其泡点、露点下由最佳加料板进入，求：（1）塔顶塔底的产品量D和W；（2）R=1时各段操作线方程(1)对全塔作物料衡算D=7.35kmol/hF=10kmol/h, rl=0.5F+F2=D+WF,=5kmol/h, Xp2=0.4W=7.65kmol/hFiXFi+F2XF2=DXD+WxWXp=0.9,xw=0.05(2)各段操作线方程：精馏塔被分成三段。第一段：第一个进料口以上。与一般精段相同，操作线为R+Xp=0.5x,+0.45Yn+I=R+I*.+R+1第二段：两股进料之间，其下降液量和上升气量与第一段进料热状态有关L=RD=1X7.35=7.35kmol/h;V=(R+1)D=2X7.35=14.7kmol/h饱和液体进料，9，=1。则第二段进料口以上的上升气量和下降液量为L=L+q,F,=7.35+10-17.35kmol/h; V=V-(1-9i)F=V-14.7kmol/hGLL
【例8-8】有两股原料，一股为:F1 =10kmol/h，xF1=0.5(摩尔分数,下同)， q1 =1 的饱和液体;另一股为:F2 =5kmol/h，xF2=0.4，q2 =0的饱和蒸气，现采用精馏 分离。若要求馏出液组分为0.9，釜液组分为0.05。塔顶为全凝器，泡点回流， 塔釜间接蒸汽加热，若两股原料分别在其泡点、露点下由最佳加料板进入， 求：（1）塔顶塔底的产品量D和W；（2）R=1时各段操作线方程。 (1)对全塔作物料衡算 F1+F2=D+W F1xF1+F2xF2=DxD+WxW F1 =10kmol/h，xF1=0.5 F2 =5kmol/h，xF2=0.4 xD=0.9,xW=0.05 D=7.35kmol/h W=7.65kmol/h (2)各段操作线方程：精馏塔被分成三段。 第一段：第一个进料口以上。与一般精馏段相同，操作线为 0 5 0 45 1 1 R n 1 n n . x . R x x R y D 第二段:两股进料之间，其下降液量和上升气量与第一段进料热状态有关 L=RD=1×7.35=7.35kmol/h; V=(R+1)D=2×7.35=14.7kmol/h 饱和液体进料,q1=1。则第二段进料口以上的上升气量和下降液量为 L’=L+q1F1=7.35+10=17.35kmol/h; V’=V-(1-q1 )F1=V=14.7kmol/h GLL
对第二股进料口以上作物料衡算FgFxr, + Vys+I = L'x, +DxpSF2XFg得到第二段操作线方程为f Jz"L'Dxp-FxXr17.357.35×0.9-10×0.51.18x, + 0.11s+v14.714.7W,xwV第二股进料口以下塔段的操作线与一般提罐段相同，该段上升汽量和下降液量与第二段进料热状态有关。第二段饱和蒸汽进料，92=0，则第三段上升气量和下降液量为L"=L +q2F2 = L+q,F +q,F2 =17.35kmol/hV"= V'-(1-q2)F, = V-(1-q,)F, -(1-q2)F, =14.7-5= 9.7kmol/ h故第三段操作线为L"Wxw17.357.65×0.05=1.789x.-0.039Vm+LV9.79.7
s D ' F1 xF V ys 1 Lx Dx 1 ' 1 18x 0 11 14 7 7 35 0 9 10 0 5 x 14 7 17 35 s s 1 1 1 . . . . . . . . V Dx F x x V L y ' D F ' S ' S L L q2 F2 L q1 F1 q2 F2 17 35kmol h '' ' . / V V 1 q2 )F2 V 1 q1 )F1 1 q2 )F2 14 7- 5 9.7kmol h '' ' ( ( ( . / 1 789x 0 039 9 7 7 65 0 05 x 9 7 W 17 35 m m W m 1 m . . . . . . . V x x V L y '' '' '' 对第二股进料口以上作物料衡算 得到第二段操作线方程为 第二股进料口以下塔段的操作线与一般提馏段相同，该段上升汽量和 下降液量与第二段进料热状态有关。 第二段饱和蒸汽进料，q2=0 ，则第三段上升气量和下降液量为 故第三段操作线为