4. 其他体系和操作的最小回流比n 特殊体系，如图所示。通过精馏操作线的斜率或截距确定Rmin。1 15. 回流比的优化v Rmin，NT= , 塔为无穷高，投 资费用直线上升为无穷大。vR增大，精馏操作线远离平衡线 ，NT下降，塔高降低，设备费减 少，但V, V增加，塔径和塔顶和 塔釜换热器面积增加；塔顶冷凝 量和塔釜加热量增加，操作费升 高。总费用与R的关系先急剧下降，而后上升以获得精馏总成本最低的回流比为最优回流比。R=1.12Rmin2 21.4.8 理论塔板简捷计算方法1. 最少理论板数 Nmina.全回流操作 ，R=, F=0, W=0; D=0。故 L=V，两操作线斜率均为1，并与对角线重合 塔内无精馏段和提馏段之分，其操作线方程可表示为：yn+1=xnFWDR3 3n由于全回流操作时，操作线离平衡线最远，所需理论板数 最少，并称其为最小理论板数 NminnNmin 由芬斯克方程求得：n该方程也可用于多组分精馏，其区别是以轻、重关键组分 的分离代替双组分精馏中易、难挥发组分的分离4 4v将R、Rmin、N、Nmin四个参数进行定量的关联。称 为Gillilad图。2. 2. 简捷计算法简捷计算法ABCN-Nmin/N+25 5简捷法具体步骤 v根据精馏给定条件计算Rminv由Fenske方程及给定条件计算Nminv计算横坐标值v找出纵坐标值， v解得理论板数。 6 61.4.9 实际塔板数和塔板效率实际情况下，塔盘结构、操作条件及物系等复杂条件导 致气、液两相在塔板上流动和接触状态的不同，影响传热 、传质过程，离开塔板气、液两相达不到平衡，即分离能 力小于给定条件的理论板，实际塔板数大于理论板数。1.1.全塔效率全塔效率设全塔实际塔板数为设全塔实际塔板数为N NP P，理论板数，理论板数N NT T，该塔的全塔效率，该塔的全塔效率E ET T为：为：E ET T=N=NT T/N/NP P全塔效率全塔效率是反映全塔综合情况是反映全塔综合情况, , 表示实际塔板接近理论板的程表示实际塔板接近理论板的程度度. .影响因素影响因素：物系性质、：物系性质、 操作条件、操作条件、 塔板结构塔板结构7 72.单板效率，默弗里（Murphree）效率8 81. 在连续精馏塔中，分离某二元理想溶液。进料为汽-液混合物进料，进料中气相组成为0.428，液相组成为0.272，进料平均组成xf=0.35，假定进料中汽、液相达到平衡。要求塔顶组成为0.93（以上均为摩尔分率），料液中易挥发组分的96%进入馏出液中。取回流比为最小回流比的1.242倍。试计算：（1）塔底产品组成；（2）写出精馏段方程；（3）写出提馏段方程。9 9解题思路1010解题过程11111212131314141515n常压下用连续精馏塔分离含苯44的苯一甲苯混合物。进 料为泡点液体，进料流率取100kmolh为计算基准。要求 馏出液中含苯不小于 94。釜液中含苯不大于8（以上 均为摩尔百分率）。设该物系为理想溶液相对挥发度为 2.47塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为3。试 计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。n由全塔物料衡算：F=W+D Fxf=WxW+DxD将已知值代入，可解得D41.86kmol/h, W=58.14kmol/h n精馏段操作方程为n提馏段操作方程为n n n泡点液体进料时q=1，故提馏段操作方程为1616相平衡方程为对于泡点进料， xq=xF=0.4 设由塔顶开始计算，第1块板上升汽组成 y1=xD=0.94 x1由相平衡方程求得y2由精馏操作线方程求得如此逐级往下计算，可得NT=9(包釜）X2=0.7532（相平衡方程）1717