化工原理下1-5简捷法、多侧线、塔高塔径PPT课件
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化工原理第一章1-5
（2）当阀门A全开时，压力表读数p3 取压力表处的截面为3-3截面，出口管内侧为2-2截面，以出口管中 心线为基准水平面，在两截面之间列柏努力方程式
2 p3 u32 p2 u 2 Z 3 g We Z 2 g h f 32 2 2 2 p3 u32 p2 u 2 Z 3 g Z 2 g h f 3 2 2 2
u 2.62m / s V d 2u 0.785 0.1062 2.62 3600 83.2m3 / h 4
设流体进入阻力平方区 ，则与Re无关， f , d 0.2 由 0.00189 , 查得 0.023，故设 0.023，代入 d 106 a式，得u 2.62m / s, 于是 du 0.106 2.621000 Re 4.25105 3 1.23610
(101.3 26.7) 103 1.422 He 15 1.178 0.4717 1075 9.81 2 9.81 23.83m
Ne = HeqVg = 23.83 5.168 10-3 1075 9.81 = 1.30 103W
Ne 1.30 103 1.86 103 W 1.86kW 0.7
例2：每小时将2×104kg、45℃氯苯用泵从反应器A输送到高 位槽B（如图所示），管出口处距反应器液面的垂直高度为15m ，反应器液面上方维持26.7kPa的绝压，高位槽液面上方为大气 压，管子为Ø76mm×4mm、长26.6m的不锈钢管，管壁绝对粗糙度 为0.3mm。管线上有两个全开的闸阀、5个90°标准弯头。45℃ 氯苯的密度为1075 kgm-3，粘度为6.5×10-4 Pa·s。泵的效率 为70%，求泵的轴功率。
化工原理(下册)教学课件
基本操作方式：①馏出液组成恒定， 回流比不断加大。②回流比恒定，馏 出液浓度不断变小。
回流比恒定时的间歇精馏计算
1.理论板层数
①先计算最小回流比，最确定R
Rm in
xD1 yF yF xF
R 1.1 ~ 2Rmin
②图解理论板层数
2.操作每一瞬间如下图所示 3.各参数关系式
ln F xF dxW
NA
JA
D z
cA1
cA2
非等分子扩散：
NA
D RTz
P pBm
(
p A1
pA2 )
pBm
Hale Waihona Puke pB2 pB1 ln pB2
pB1
NA
D z
C cBm
(cA1
cA2 )
cBm
cB2 ln
cB1 cB2
cB1
单相内的对流传质
涡流扩散
JA
D
DE
dcA dz
对流传质
NA
Dp RTzG pBm
pA
pAi
N A kG ( pA pAi )
N A kL (cAi cA )
pAi
cAi H
2.3.5 板式塔
板式塔中的理论板概念与精馏塔中相同。
塔高
理论板层数 全塔效率
板间距
Z
NT ET
HT
一、 理论板层数的计算
1.梯级求解法 下图表示一逆流操作的板式吸收塔 BT为操作线 OE为平衡线
CD cSml
(Re
L
)0.67
(
ScL
)0.33
(Ga
)0.33
式中：特征尺寸l为填料直径m。
㈣ 经验公式
回流比恒定时的间歇精馏计算
1.理论板层数
①先计算最小回流比，最确定R
Rm in
xD1 yF yF xF
R 1.1 ~ 2Rmin
②图解理论板层数
2.操作每一瞬间如下图所示 3.各参数关系式
ln F xF dxW
NA
JA
D z
cA1
cA2
非等分子扩散：
NA
D RTz
P pBm
(
p A1
pA2 )
pBm
Hale Waihona Puke pB2 pB1 ln pB2
pB1
NA
D z
C cBm
(cA1
cA2 )
cBm
cB2 ln
cB1 cB2
cB1
单相内的对流传质
涡流扩散
JA
D
DE
dcA dz
对流传质
NA
Dp RTzG pBm
pA
pAi
N A kG ( pA pAi )
N A kL (cAi cA )
pAi
cAi H
2.3.5 板式塔
板式塔中的理论板概念与精馏塔中相同。
塔高
理论板层数 全塔效率
板间距
Z
NT ET
HT
一、 理论板层数的计算
1.梯级求解法 下图表示一逆流操作的板式吸收塔 BT为操作线 OE为平衡线
CD cSml
(Re
L
)0.67
(
ScL
)0.33
(Ga
)0.33
式中：特征尺寸l为填料直径m。
㈣ 经验公式
化工原理完整教材课件
实验原理理解
深入理解实验的基本原理，为实验操作和结果分析提供理论依据。
实验数据处理与分析方法
数据记录与整理
掌握实验数据的记录方法，以及如何整理和筛选有效数据 。
误差分析
了解误差的来源和其对实验结果的影响，掌握误差分析和 减小误差的方法。
数据分析与处理
掌握常用的数据处理和分析方法，如平均值、中位数、标 准差等。
物质从高浓度区域向低浓度区域 的转移过程。
传质速率
表示物质转移快慢的物理量，与 扩散系数、浓度差和传质面积成
正比。
扩散系数
表示物质在介质中扩散快慢的物 理量，与物质的性质、温度和压
力有关。
吸收
吸收过程
利用混合气体中各组分在液体溶剂中的溶解度差异，使气体混合 物中的有害组分或杂质组分被吸收除去的过程。
在制药工业和食品工业中，化工原理 涉及药物的合成、分离和提纯，以及 食品的加工和保藏等环节。
02
流体流动
流体静力学
总结词
描述流体在静止状态下的压力、密度和重力等特性。
详细描述
流体静力学主要研究流体在静止状态下的压力分布、流体对容器壁的压力以及 流体与固体之间的作用力。它涉及到流体的平衡性质和流体静压力的基本规律 。
利用气体在液体中的溶解度差异，通过鼓入空气或通入其他气体 产生泡沫而实现分离的方法。
05
化学反应工程
化学反应动力学基础
1 2 3
反应速率与反应机理
介绍反应速率的定义、计算方法以及反应机理的 基本概念，阐述反应速率的测定和影响因素。
反应动力学方程
介绍反应动力学方程的建立、求解及其在化学反 应工程中的应用，包括速率常数、活化能等参数 的确定方法。
对流传热速率方程
深入理解实验的基本原理，为实验操作和结果分析提供理论依据。
实验数据处理与分析方法
数据记录与整理
掌握实验数据的记录方法，以及如何整理和筛选有效数据 。
误差分析
了解误差的来源和其对实验结果的影响，掌握误差分析和 减小误差的方法。
数据分析与处理
掌握常用的数据处理和分析方法，如平均值、中位数、标 准差等。
物质从高浓度区域向低浓度区域 的转移过程。
传质速率
表示物质转移快慢的物理量，与 扩散系数、浓度差和传质面积成
正比。
扩散系数
表示物质在介质中扩散快慢的物 理量，与物质的性质、温度和压
力有关。
吸收
吸收过程
利用混合气体中各组分在液体溶剂中的溶解度差异，使气体混合 物中的有害组分或杂质组分被吸收除去的过程。
在制药工业和食品工业中，化工原理 涉及药物的合成、分离和提纯，以及 食品的加工和保藏等环节。
02
流体流动
流体静力学
总结词
描述流体在静止状态下的压力、密度和重力等特性。
详细描述
流体静力学主要研究流体在静止状态下的压力分布、流体对容器壁的压力以及 流体与固体之间的作用力。它涉及到流体的平衡性质和流体静压力的基本规律 。
利用气体在液体中的溶解度差异，通过鼓入空气或通入其他气体 产生泡沫而实现分离的方法。
05
化学反应工程
化学反应动力学基础
1 2 3
反应速率与反应机理
介绍反应速率的定义、计算方法以及反应机理的 基本概念，阐述反应速率的测定和影响因素。
反应动力学方程
介绍反应动力学方程的建立、求解及其在化学反 应工程中的应用，包括速率常数、活化能等参数 的确定方法。
对流传热速率方程
化工原理完整教材课件 PPT
基本原理及其流动规律解决关问题。以
图1-1为煤气洗涤装置为例来说明： 流体动力学问题：流体（水和煤气）
在泵（或鼓风机）、流量计以及管道中 流动等；
流体静力学问题：压差计中流体、 水封箱中的水
图1-1 煤气洗涤装置
1.1 概述
确定流体输送管路的直径， 计算流动过程产生的阻力和 输送流体所需的动力。
根据阻力与流量等参数 选择输送设备的类型和型号， 以及测定流体的流量和压强 等。
流体流动将影响过程系 统中的传热、传质过程等， 是其他单元操作的主要基础。
图1-1 煤气洗涤装置
1.1.1 流体的分类和特性
气体和流体统称流体。流体有多种分类方法： （1）按状态分为气体、液体和超临界流体等； （2）按可压缩性分为不可压流体和可压缩流体； （3）按是否可忽略分子之间作用力分为理想流体与粘
化工原理完整教材课件
第一章 流体流动
Fluid Flow
--内容提要--
流体的基本概念 静力学方程及其应用 机械能衡算式及柏努 利方程 流体流动的现象 流动阻力的计算、管路计算
1. 本章学习目的
通过本章学习，重点掌握流体流动的基本原理、管 内流动的规律，并运用这些原理和规律去分析和解决流 体流动过程的有关问题，诸如：
气体的密度必须标明其状态。 纯气体的密度一般可从手册中查取或计算得到。当压
强不太高、温度不太低时，可按理想气体来换算：
（1-3）
式中
p ── 气体的绝对压强, Pa(或采用其它单位)； M ── 气体的摩尔质量, kg/kmol；
性流体（或实际流体）； （4）按流变特性可分为牛顿型和非牛倾型流体；
流体区别于固体的主要特征是具有流动性，其形状随容器形状 而变化；受外力作用时内部产生相对运动。流动时产生内摩擦从而 构成了流体力学原理研究的复杂内容之一
化工原理(下册)第二版天津大学出版社资料
会，包括增大相界面积和增强湍动程度。
两相在接触后能分离完全。
结构简单、紧凑，操作便利，稳定，运转可
靠，周期长，能量消耗小等。
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2. 填料塔和板式塔：
填料塔： 在填料塔内气液两相沿着塔高连续接触、传质，因而两 相的浓度也沿塔高连续变化。
连续接触式传质设备
板式塔： 在板式塔内气流与液流依次在各层塔板上接触、传质， 其浓度沿塔高呈阶跃式变化。 逐级接触式传质设备
4．气体总压与理想气体中组分的分压
总压与某组分的分压之间的关系:
pA = PyA
摩尔比与分压之间的关系:
pA YA p pA
摩尔浓度与分压之间的关系:
nA pA cA V RT
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三、传质设备简介
1. 对传质设备的要求（设计原则）：
给传质的两相（或多相）提供良好的接触机
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均相物系分离的特点
引入第二个相，并使两组分在第二
个相中存在不均匀分配。 相际传质（物质从一相通过相界面 进入另一相）
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分离的目的：
浓缩：除去溶剂；
纯化：除去杂质；
分离：将混合物分成两种或多种目的产物；
反应促进：把化学反应或生化反应的产物连
分离非均相混合物
传热：
传质：吸收、脱吸、精馏、萃取、干燥、 吸附、结晶等 非均相混合物
分离操作 均相混合物 传质设备 返回
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一、化工生产中的传质过程
均相混合物的分离过程 1. 均相物系的分离
化工原理PPT课件讲义
• 以氯碱生产为例说明化工生产过程的基本步骤。
0.2本课程的性质、任务和内容、研究方法
• 0.2.1性质
• 化工原理是在高等数学、物理学、物理化学等课程的基 础上开设的一门技术基础课程，属工程学科，具有工程 性和实用性。
• 0.2.2任务
• 1掌握化工单元操作过程的基本原理，并能进行过程的选 择和计算(即对指定的产品，选择一个适宜的过程经济而 有效地满足工艺过程要求)。
• 2.连续操作：原料不断地从设备一端送入，产品不断从 另一端送出。
• 连续操作设备内，各个位置上，物料组成、温度、压 强、流速等参数可互不相同，但在任一固定位置上， 这些参数一般不随时间变化，属定态过程，即 参数＝ f(x,y,z)
• 0.4.1 单位0制.4 单位制与单位换算
• 任何物理量都由数字和单位联合表达的。运算时，数字 与单位一并纳入运算。如：
0.6 热量衡算 遵循能量守恒定律
• 同物料衡算一样，绘简图、定基准、划范围、列 算式，
• 1物料所具有的热量由显热与潜热两部分组成， 称为焓(H，kJ/kg)。焓值为一相对值，且与状态
有关，所以热量衡算时必须规定基准温度和基准 状态，通常基准选273K液态(即此时H＝０)。
• 2热量除了伴随物料进出系统外，还可通过设备
• 2据生产需要，进行设备工艺尺寸的计算及其设备选型计 算。
• 3依据过程的不同要求，进行操作调节和控制。
• 4掌握强化过程途径，以提高过程和设备的能力、效率。
0.3 单元操作进行的方式
• 1.间歇操作：每次操作之初向设备内投入一批物料，经 过一番处理后，排除全部产物，再重新投料。
• 间歇操作设备内，同一位置上，在不同时刻进行着不 同的操作步骤，因而同一位置上，物y,z,θ)
0.2本课程的性质、任务和内容、研究方法
• 0.2.1性质
• 化工原理是在高等数学、物理学、物理化学等课程的基 础上开设的一门技术基础课程，属工程学科，具有工程 性和实用性。
• 0.2.2任务
• 1掌握化工单元操作过程的基本原理，并能进行过程的选 择和计算(即对指定的产品，选择一个适宜的过程经济而 有效地满足工艺过程要求)。
• 2.连续操作：原料不断地从设备一端送入，产品不断从 另一端送出。
• 连续操作设备内，各个位置上，物料组成、温度、压 强、流速等参数可互不相同，但在任一固定位置上， 这些参数一般不随时间变化，属定态过程，即 参数＝ f(x,y,z)
• 0.4.1 单位0制.4 单位制与单位换算
• 任何物理量都由数字和单位联合表达的。运算时，数字 与单位一并纳入运算。如：
0.6 热量衡算 遵循能量守恒定律
• 同物料衡算一样，绘简图、定基准、划范围、列 算式，
• 1物料所具有的热量由显热与潜热两部分组成， 称为焓(H，kJ/kg)。焓值为一相对值，且与状态
有关，所以热量衡算时必须规定基准温度和基准 状态，通常基准选273K液态(即此时H＝０)。
• 2热量除了伴随物料进出系统外，还可通过设备
• 2据生产需要，进行设备工艺尺寸的计算及其设备选型计 算。
• 3依据过程的不同要求，进行操作调节和控制。
• 4掌握强化过程途径，以提高过程和设备的能力、效率。
0.3 单元操作进行的方式
• 1.间歇操作：每次操作之初向设备内投入一批物料，经 过一番处理后，排除全部产物，再重新投料。
• 间歇操作设备内，同一位置上，在不同时刻进行着不 同的操作步骤，因而同一位置上，物y,z,θ)
化工原理下1-5简捷法、多侧线、塔高塔径 ppt课件
L L q1F1
V V (q1 1)F1
L
RD q1F1
V (R 1)D (q1 1)F1
L L q2F2
V ' V ' (q2 1)F2
L
RD q1F1 q2F2
V (R 1)D (q1 1)F1 (q2 1)F2
D 4Vs πu
精馏塔直 径计算式
① 精馏段与提馏段分别计算，相差不大取较 大者作为塔径，相差较大采用变径塔。
② 计算塔径后应进行圆整。
PPT课件
23
（2）蒸气体积流量的计算
①精馏段体积流量的计算
Vs
VM m 3 600ρV
n
M m
yi M i
i 1
操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物
PPT课件
4
直接蒸汽加热
PPT课件
5
2)直接蒸汽加热理论板层数的计算
直接蒸汽加热精馏塔的精馏段操作线和 q 线
与常规塔相同，但提馏段操作线方程应予修正。 总物料衡算
L V0 V W
易挥发组分衡算
Lxm V0 y0 V ym 1 W xW
PPT课件
6
一、直接蒸汽加热
作业题: 12、13、15
PPT课件
36
多效精馏技术
PPT课件
P1 > P2 > P3 t1 > t2 > t3
31
5）原料预热
将原料预热可回收精馏过程的热能，减少精馏 过程的能耗。原料预热有两种流程：
① 用塔顶蒸气预热原料； ② 用塔釜采出液预热原料。
PPT课件
32
原料预热回收精馏过程的热能
化工原理第五章(吸收塔的计算)ppt课件
2020/6/7
.
设备费
L适宜=（1.1~2.0）Lmin
L适宜
L
4、最小液气比的确定
（1）图解法
【方法一】（1）在 X-Y图上分别画出平 衡线与操作线；
（2）根据交点坐标 值计算：
L Gm
in
Y1 X1*
Y2 X2
2020/6/7
.
操作线
平衡线
斜率＝（L/G）min
【方法二】操作线与平衡线相切，则：
算，则得到：
G1 YLX G Y L1X 或 YG LX(Y1G LX1)
G, Y2 L, X2
G, Y
m
n
L, X
【吸收操作线方程式的作用】 表明了塔内任一截面上气相组 成Y与液相组成X之间的关系。
G， Y1 L,X1 逆流吸收操作线推导示意图
2020/6/7
.
【逆流吸收操作线方程的有关讨论的特点】
2020/6/7
.
（2）传质单元数
【定义】
NOG
Y1 dY Y2 YY*
——无因次。
称为气相总传质单元数。
因此，根据传质单元高度与传质单元数的定义， 填料层高度可表示为：
ZNOGHOG
Hd
H——塔高(从A到B，不包括封头、裙
座高)，m；
Z——填料层高．m；
Hf——装置液体再分布器的空间高，m Hf ；
Hd——塔顶空间高(不包括封头部分)，
m，一般取Hd=0.8～1.4m；
Hb——塔底空间高(不包括封头部分)，
m，一般取Hb=1.2～1.5m；
Hb
n——填料层分层数
2020/6/7
2020/6/7
.
化工原理(下册)第二版天津大学出版社课件ppt
❖吸附 物质从气相或液相趋附于固体表面
（多为多孔性固体的内表面）逆过程 脱附
气相或液相
B+A
A 吸附
A 脱附
固相
C
2021/3/10
返回 12
武汉理大学化工原理电子课件
❖干燥 液体（水）经过汽化，从固体表面或
内部转入气相，属多相系分离。
固相
B+A
气相
C+A
A －－－－－
干燥
2021/3/10
返回 13
阶梯环
2021/3/10
环
填料塔
返回 25
武汉理工大学化工原理电子课件
5.2 蒸馏概述
1. 蒸馏原理：
蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度 的不同实现分离的单元操作.
沸点低的组分称为易挥发组分或轻组分， 高的为难挥发组分或重组分。
2021/3/10
返回 26
武汉理工大学化工原理电子课件
2021/3/10
逆过程
增湿
气相
B+A
液相（水相）
A（水）
A 减湿
A 增湿
2021/3/10
返回 8
武汉理工大学化工原理电子课件
❖液－液萃取（萃取） 混合液的分离，
物质从一液相转入另一液相 逆过程 萃取
液相
B+A
A
液相
S+A
萃取
A 萃取
2021/3/10
返回 9
武汉理工大学化工原理电子课件
❖ 固－液萃取（浸沥或浸取）
2021/3/10
返回 15
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二、相组成的表示法
１.质量分率和摩尔分率 质量分率ai：均相混合物中某组分质量占总质量的分
（多为多孔性固体的内表面）逆过程 脱附
气相或液相
B+A
A 吸附
A 脱附
固相
C
2021/3/10
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❖干燥 液体（水）经过汽化，从固体表面或
内部转入气相，属多相系分离。
固相
B+A
气相
C+A
A －－－－－
干燥
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阶梯环
2021/3/10
环
填料塔
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5.2 蒸馏概述
1. 蒸馏原理：
蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度 的不同实现分离的单元操作.
沸点低的组分称为易挥发组分或轻组分， 高的为难挥发组分或重组分。
2021/3/10
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逆过程
增湿
气相
B+A
液相（水相）
A（水）
A 减湿
A 增湿
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❖液－液萃取（萃取） 混合液的分离，
物质从一液相转入另一液相 逆过程 萃取
液相
B+A
A
液相
S+A
萃取
A 萃取
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❖ 固－液萃取（浸沥或浸取）
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二、相组成的表示法
１.质量分率和摩尔分率 质量分率ai：均相混合物中某组分质量占总质量的分
化工原理下1.4 理论板计算(逐板、图解ppt课件
一全回流和最小回流比全回流的应用155回流比的影响及其选择16操作线的斜率和截距分别为全回流操作时不向塔内进料也不从塔内取出产品全塔无精馏段和提馏段之区分两段的操作线合二为一172最少理论板层数一全回流和最小回流比18回流比愈大完成一定的分离任务所需的理论板层数愈少
1.5.4 理论板数的求法
• 逐板计算法 • 图解法 • 简捷法
1
1.逐板计算法
yn1
R R1
xn
xD R1
(1)
y1 y2
x1
x2
F xF
L D xD
y
/ 2
xn (x1/ )
x
/ 2
y m1
L' L'W
xm
W L'W
xW
(2)
y x
(3)
1 ( 1)x
xD y1 (3)
(对于全凝器）
x1 (1) y2
费用
总 费 用 统计表明，实际
生产中的操作回
操作费流比以下列范围
使用较多：
设备费 R 1.6 ~ 1.9Rmin
Rm R（ 适 宜 ）
R
R（ 适 宜 ） (1.1 ~ 2) Rmin
34
思考题
练习题目
1.进料量对理论板层数有无影响，为什么？ 2.全回流操作的特点是什么，有何实际意义？ 3.回流比如何计算，对理论板层数有何影响？
( 3 )
x
(1)
2
y3
x
n
xF
(对于泡点进料)
yW
xm/
W xW
x1/ xn (2)
y
/ 2
( 3 )
1.5.4 理论板数的求法
• 逐板计算法 • 图解法 • 简捷法
1
1.逐板计算法
yn1
R R1
xn
xD R1
(1)
y1 y2
x1
x2
F xF
L D xD
y
/ 2
xn (x1/ )
x
/ 2
y m1
L' L'W
xm
W L'W
xW
(2)
y x
(3)
1 ( 1)x
xD y1 (3)
(对于全凝器）
x1 (1) y2
费用
总 费 用 统计表明，实际
生产中的操作回
操作费流比以下列范围
使用较多：
设备费 R 1.6 ~ 1.9Rmin
Rm R（ 适 宜 ）
R
R（ 适 宜 ） (1.1 ~ 2) Rmin
34
思考题
练习题目
1.进料量对理论板层数有无影响，为什么？ 2.全回流操作的特点是什么，有何实际意义？ 3.回流比如何计算，对理论板层数有何影响？
( 3 )
x
(1)
2
y3
x
n
xF
(对于泡点进料)
yW
xm/
W xW
x1/ xn (2)
y
/ 2
( 3 )
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V '
～ 能耗
～ ～ R
NT
NP一定，需提高ET
示例
① 采用高性能新型塔板代替原有塔板，提高效率。
② 采用高效塔填料代替原有塔板，提高效率。
2）降低塔釜操作温度
1)直接蒸汽加热应用背景及意义 直接蒸汽加热的应用背景
① 待分离的物系为水溶液。 ② 水为难挥发组分。 直接蒸汽加热的意义 ① 省掉再沸器，减少设备费。 ② 提高加热蒸汽利用率，节约能耗，减少操作费。
直接蒸汽加热
5
2)直接蒸汽加热理论板层数的计算
直接蒸汽加热精馏塔的精馏段操作线和 q 线
与常规塔相同，但提馏段操作线方程应予修正。 总物料衡算
Q B= V ' I V W+ W I L W- L ' I L m Q L
ILWILm,V'L'W
即 ： Q B= V ' ( I V W- L I L W) + QL
加 热 介 质 用 量 ： W B= （ IB1Q BIB2)
饱和蒸汽加热
Wh
QB r
加热蒸汽 的汽化热
3.精馏过程的节能途径
1）减小操作回流比
② 计算塔径后应进行圆整。
（2）蒸气体积流量的计算
①精馏段体积流量的计算
Vs
VM m 3 600ρV
n
Mm
yi Mi
i1
操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物
Vs
22.4V 3 600
Tp0 T0 p
②提馏段体积流量的计算
Vs
V Mm 3 600ρV
n
Mm
yiMi
i1
操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物
1.板式塔有效高度的计算
（1）基本计算公式
板式塔有效高度是指安装塔板部分的高度，其
计算方法是，先通过板效率将理论板层数换算为实
际板层数，再选择合适的板间距计算板式塔的有效
高度。
塔板
Z(Np1)HT
间距
实际塔 板层数
（2）塔板效率
塔板效率反映了实际塔板的气液两相传质的完 善程度。
1）总板效率
全塔 效率
有侧线采出的精馏塔
精馏段 中间段 提馏段
中间段
总物料衡算
VLD1D2
易挥发组分衡算
V y s 1 L x s D 1 x D 1 D 2 x D 2
操作线方程 ys 1L D L 1 D 2xsD L 1 x D 1D 1D 2 D xD 22
有侧线采出精馏塔的操作线
16
1.5.8 塔高和塔径的计算
气相单板效率
EMV
yn yn*
yn1 yn1
液相单板效率
EML
xn1 xn1
xn xn*
t n 1
tn xn1
tn1
y n1
yn
(
y
n
)
y n1
(
x n
)
x
n
x
n1
单板效率分析
3）点效率
点效率是指塔板上 各点的局部效率。
y( y ) y n
EOV
y y*
yn1 yn1
x n 1
x
精馏段 中间段 提馏段
两股进料的精馏塔
中间段 二、多侧线的精馏塔
总物料衡算
VF1LD
易挥发组分衡算
V y s 1 F 1 x F 1 L x s D x D
操作线方程
ys1V LxsDxDV F1xF1
各段间气、液负二荷、的多关侧系线的精馏塔 LLq1F1
VV(q11)F1 L RD q1F1 V (R1)D(q11)F1
Vs
22.4V 3 600
Tp0 T0 p
1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能
1.塔顶冷凝器热量衡算 以单位时间为基准，对冷凝器热量衡算（忽
略热损失）
Q C V IV D (L IL D D IL D ) kJ/h
QC
冷凝器的 热负荷
VI V D
L
I LD
D 冷凝器的
I L D 热量衡算
2.塔低再沸器热量衡算
LLq2F2
V'V''(q21)F2
L
R D q1F 1q2F 2
V (R1)D(q11)F 1(q21)F 2
两股进料的精馏塔最小回流比的确定
由ab线斜 率求Rmin1
由ck线斜 率求Rmin2
选择较大 者作为Rmin
13
2)多侧线出料
为了获得不 同规格的精馏产 品，则可根据所 要求的产品组成 在塔的不同位置 上开设侧线出料 口 —— 多 侧 线 出 料。
y n1
xn
点效率分析
(3)填料塔有效高度的计算
基本计算公式
ZNT(HETP)
等板高度获取途径： ① 经验公式计算； ② 查有关填料手册； ③ 实验测定。
2.塔径
（1）基本计算公式
提示
D 4Vs πu
精馏塔直 径计算式
① 精馏段与提馏段分别计算，相差不大取较 大者作为塔径，相差较大采用变径塔。
1.5.6 简捷法求理论板层数
精馏塔理论 板层数除了可用 前述的逐板计算 法和图解法求算 外，还可用简捷 法计算。通常采 用的简捷法为吉 利兰关联图。
吉利兰关联图
简捷法求理论板层数的步骤
① 先按设计条件求出最小回流比Rmin，并选 择操作回流比R。
② 计算全回流下的最少理论板层数Nmin。 ③ 利用吉利兰关联图，计算全塔理论板层数N。
ET
NT Np
100%
总板效率反映塔中各层塔板的平均效率，因此
它是理论板层数的一个校正系数，其值恒小于1。
2）单板效率
单板效率又称默弗里（Murphree）效率，它
是以混合物经过实际板的组成变化与经过理论板 的组成变化之比来表示的。单板效率既可用气相 组成表示，也可用液相组成表示，分别称为气相 单板效率和液相单板效率。
LV0VW
易挥发组分衡算
L x m V 0y 0 V y m 1 W x W
一、直接蒸汽加热
对于塔内恒摩尔流动
VV0 LW
Wxm V0 ym 1WxW
ym 1
W V0
xm
W V0
xW
提馏段操 作线方程
当 ym 1 0
则 xm xW
提馏段操作线与横轴的
交点坐标为 g (xW , 0)
f
④ 用精馏段的最小理论板层数Nmin1代替全塔 的 Nmin ，确定适宜的进料板位置。
由芬斯克方程式
Nmin
lg1xDxD
1xW xW
lgαm
1
Nmin1
lg1xDxD 1xFxF lgαm1
1
α m1为精馏段平均相对挥发度
αm1= αDαF
1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法
1.直接蒸汽加热
2
3
d
e b4
1a
5
c
xW
xF
xD
直接蒸汽加热时理论板层数的图解法
8
2.多侧线的精馏塔
在工业生产中，时常会遇到所分离的原料液 组成不同或所需的产品组成不同，此种情况需要 采用多侧线的精馏塔。
多侧线的精馏塔
多侧线进料 多侧线出料
1)多侧线进料
分离组分 相同而浓度不 同原料液，则 应在不同塔板 位置上设置相 应 进 料 口 —— 多侧线进料。
～ 能耗
～ ～ R
NT
NP一定，需提高ET
示例
① 采用高性能新型塔板代替原有塔板，提高效率。
② 采用高效塔填料代替原有塔板，提高效率。
2）降低塔釜操作温度
1)直接蒸汽加热应用背景及意义 直接蒸汽加热的应用背景
① 待分离的物系为水溶液。 ② 水为难挥发组分。 直接蒸汽加热的意义 ① 省掉再沸器，减少设备费。 ② 提高加热蒸汽利用率，节约能耗，减少操作费。
直接蒸汽加热
5
2)直接蒸汽加热理论板层数的计算
直接蒸汽加热精馏塔的精馏段操作线和 q 线
与常规塔相同，但提馏段操作线方程应予修正。 总物料衡算
Q B= V ' I V W+ W I L W- L ' I L m Q L
ILWILm,V'L'W
即 ： Q B= V ' ( I V W- L I L W) + QL
加 热 介 质 用 量 ： W B= （ IB1Q BIB2)
饱和蒸汽加热
Wh
QB r
加热蒸汽 的汽化热
3.精馏过程的节能途径
1）减小操作回流比
② 计算塔径后应进行圆整。
（2）蒸气体积流量的计算
①精馏段体积流量的计算
Vs
VM m 3 600ρV
n
Mm
yi Mi
i1
操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物
Vs
22.4V 3 600
Tp0 T0 p
②提馏段体积流量的计算
Vs
V Mm 3 600ρV
n
Mm
yiMi
i1
操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物
1.板式塔有效高度的计算
（1）基本计算公式
板式塔有效高度是指安装塔板部分的高度，其
计算方法是，先通过板效率将理论板层数换算为实
际板层数，再选择合适的板间距计算板式塔的有效
高度。
塔板
Z(Np1)HT
间距
实际塔 板层数
（2）塔板效率
塔板效率反映了实际塔板的气液两相传质的完 善程度。
1）总板效率
全塔 效率
有侧线采出的精馏塔
精馏段 中间段 提馏段
中间段
总物料衡算
VLD1D2
易挥发组分衡算
V y s 1 L x s D 1 x D 1 D 2 x D 2
操作线方程 ys 1L D L 1 D 2xsD L 1 x D 1D 1D 2 D xD 22
有侧线采出精馏塔的操作线
16
1.5.8 塔高和塔径的计算
气相单板效率
EMV
yn yn*
yn1 yn1
液相单板效率
EML
xn1 xn1
xn xn*
t n 1
tn xn1
tn1
y n1
yn
(
y
n
)
y n1
(
x n
)
x
n
x
n1
单板效率分析
3）点效率
点效率是指塔板上 各点的局部效率。
y( y ) y n
EOV
y y*
yn1 yn1
x n 1
x
精馏段 中间段 提馏段
两股进料的精馏塔
中间段 二、多侧线的精馏塔
总物料衡算
VF1LD
易挥发组分衡算
V y s 1 F 1 x F 1 L x s D x D
操作线方程
ys1V LxsDxDV F1xF1
各段间气、液负二荷、的多关侧系线的精馏塔 LLq1F1
VV(q11)F1 L RD q1F1 V (R1)D(q11)F1
Vs
22.4V 3 600
Tp0 T0 p
1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能
1.塔顶冷凝器热量衡算 以单位时间为基准，对冷凝器热量衡算（忽
略热损失）
Q C V IV D (L IL D D IL D ) kJ/h
QC
冷凝器的 热负荷
VI V D
L
I LD
D 冷凝器的
I L D 热量衡算
2.塔低再沸器热量衡算
LLq2F2
V'V''(q21)F2
L
R D q1F 1q2F 2
V (R1)D(q11)F 1(q21)F 2
两股进料的精馏塔最小回流比的确定
由ab线斜 率求Rmin1
由ck线斜 率求Rmin2
选择较大 者作为Rmin
13
2)多侧线出料
为了获得不 同规格的精馏产 品，则可根据所 要求的产品组成 在塔的不同位置 上开设侧线出料 口 —— 多 侧 线 出 料。
y n1
xn
点效率分析
(3)填料塔有效高度的计算
基本计算公式
ZNT(HETP)
等板高度获取途径： ① 经验公式计算； ② 查有关填料手册； ③ 实验测定。
2.塔径
（1）基本计算公式
提示
D 4Vs πu
精馏塔直 径计算式
① 精馏段与提馏段分别计算，相差不大取较 大者作为塔径，相差较大采用变径塔。
1.5.6 简捷法求理论板层数
精馏塔理论 板层数除了可用 前述的逐板计算 法和图解法求算 外，还可用简捷 法计算。通常采 用的简捷法为吉 利兰关联图。
吉利兰关联图
简捷法求理论板层数的步骤
① 先按设计条件求出最小回流比Rmin，并选 择操作回流比R。
② 计算全回流下的最少理论板层数Nmin。 ③ 利用吉利兰关联图，计算全塔理论板层数N。
ET
NT Np
100%
总板效率反映塔中各层塔板的平均效率，因此
它是理论板层数的一个校正系数，其值恒小于1。
2）单板效率
单板效率又称默弗里（Murphree）效率，它
是以混合物经过实际板的组成变化与经过理论板 的组成变化之比来表示的。单板效率既可用气相 组成表示，也可用液相组成表示，分别称为气相 单板效率和液相单板效率。
LV0VW
易挥发组分衡算
L x m V 0y 0 V y m 1 W x W
一、直接蒸汽加热
对于塔内恒摩尔流动
VV0 LW
Wxm V0 ym 1WxW
ym 1
W V0
xm
W V0
xW
提馏段操 作线方程
当 ym 1 0
则 xm xW
提馏段操作线与横轴的
交点坐标为 g (xW , 0)
f
④ 用精馏段的最小理论板层数Nmin1代替全塔 的 Nmin ，确定适宜的进料板位置。
由芬斯克方程式
Nmin
lg1xDxD
1xW xW
lgαm
1
Nmin1
lg1xDxD 1xFxF lgαm1
1
α m1为精馏段平均相对挥发度
αm1= αDαF
1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法
1.直接蒸汽加热
2
3
d
e b4
1a
5
c
xW
xF
xD
直接蒸汽加热时理论板层数的图解法
8
2.多侧线的精馏塔
在工业生产中，时常会遇到所分离的原料液 组成不同或所需的产品组成不同，此种情况需要 采用多侧线的精馏塔。
多侧线的精馏塔
多侧线进料 多侧线出料
1)多侧线进料
分离组分 相同而浓度不 同原料液，则 应在不同塔板 位置上设置相 应 进 料 口 —— 多侧线进料。