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1、化工别离工程化工别离工程Chemical Separation processes第第7讲讲多组分精馏过程多组分精馏过程(Multicomponent Distillation)1多组分精馏过程分析多组分精馏过程分析 最小回流比最小回流比最少理论塔板数和组分分配最少理论塔板数和组分分配实际回流比、理论板数、进实际回流比、理论板数、进料位料位2 多组分精馏塔内组分的分布情况多组分精馏塔内组分的分布情况组分邻近进料级上部几个级邻近进料级下部几个级邻近塔釜的几个级邻近塔顶的几个级总趋势轻组分有恒浓区 00迅速上升由塔釜往上而上升轻关键组分汽相有波动汽相出现最大值重关键组分液相有波动出现最大值由塔顶往
2、下而上升重组分 0有恒浓区迅速增浓03通常精馏塔自下而上物料的分子量和摩尔汽化潜热渐降，那么沿塔通常精馏塔自下而上物料的分子量和摩尔汽化潜热渐降，那么沿塔向上的摩尔流率有增加的趋势；向上的摩尔流率有增加的趋势；沿塔向上，温度渐降，蒸汽上升中，需被冷却，假设冷却靠液体的沿塔向上，温度渐降，蒸汽上升中，需被冷却，假设冷却靠液体的汽化，那么导致流量增加；汽化，那么导致流量增加；液体沿塔向下流动时必须被加热，假设加热靠蒸汽冷凝，将导致向液体沿塔向下流动时必须被加热，假设加热靠蒸汽冷凝，将导致向下流量的增加。下流量的增加。塔内流量变化是上述三个因素的总效应，难以得出一个通用塔内流量变化是上述三个因素的总
3、效应，难以得出一个通用规律。但很大程度上，因素互相抵消。因此，恒摩尔流假定有其实规律。但很大程度上，因素互相抵消。因此，恒摩尔流假定有其实用性。用性。流量变化是流量变化是L和和V同方向变化，故同方向变化，故L/V变化很小，所以，对别离变化很小，所以，对别离影响很小。影响很小。由上得重要结论：精馏塔中，温度分布主要反映物流组成；由上得重要结论：精馏塔中，温度分布主要反映物流组成；而总的级间流量分布那么反映热量衡算的限制。其反映精馏过程的而总的级间流量分布那么反映热量衡算的限制。其反映精馏过程的内在规律，在精馏的操作、设计中有着广泛的应用。内在规律，在精馏的操作、设计中有着广泛的应用。影响影响L,
4、V的几个因素：的几个因素：4多组分精馏最小回流比计算多组分精馏最小回流比计算Underwood法：法：该法假设：该法假设：1.恒摩尔流恒摩尔流 2.在全塔可看成常数在全塔可看成常数依据：恒浓区概念依据：恒浓区概念关联式：相平衡、物料平衡关联式：相平衡、物料平衡5多组分精馏最小回流比计算多组分精馏最小回流比计算Underwood公式公式6最少理论板和组分分配最少理论板和组分分配到达规定别离要求所需的最小理论板到达规定别离要求所需的最小理论板对应于全回流操作的情况对应于全回流操作的情况,全回流下全回流下理论板是到达规定别离要求所需理论理论板是到达规定别离要求所需理论板的下限板的下限,是简捷算法估算
5、理论板必是简捷算法估算理论板必须利用的一个参数须利用的一个参数.用于精馏塔简捷用于精馏塔简捷算法中估算最少理论板的芬斯克公式算法中估算最少理论板的芬斯克公式就是在全回流条件下推导而来就是在全回流条件下推导而来.7芬斯克公式芬斯克公式芬斯克推导了全回芬斯克推导了全回流时二组分和多组流时二组分和多组分精馏的严格解分精馏的严格解.塔顶采用全凝器塔顶采用全凝器,假假设所有板都是理论设所有板都是理论板板,从踏顶第一快理从踏顶第一快理论板往下计塔板序论板往下计塔板序号号.8芬斯克公式芬斯克公式对第一快板和第对第一快板和第N版物料衡算版物料衡算:全回流时全回流时D=0同理对组分进行物料衡算有同理对组分进行物
6、料衡算有:第第N板满足相平平衡板满足相平平衡:9芬斯克公式芬斯克公式对于多组分体系的任一组分对于多组分体系的任一组分,塔顶为全凝器塔顶为全凝器从塔顶起第一个平衡级从塔顶起第一个平衡级因为因为:10芬斯克公式芬斯克公式同样对第二个平衡级同样对第二个平衡级代入第一平衡级有代入第一平衡级有:11芬斯克公式芬斯克公式同理对第同理对第N板有板有:对另一组分有对另一组分有因此有因此有:12芬斯克公式芬斯克公式因为因为:于是有于是有13芬斯克公式芬斯克公式注意注意,式中式中N为第为第N块理论板块理论板,再沸器为第再沸器为第N快理快理论板论板,塔顶最上一块板为第一块板塔顶最上一块板为第一块板,假设用分凝假设用
7、分凝器器,那么分凝器为第一块理论板那么分凝器为第一块理论板.因为精馏塔内因为精馏塔内存在温度场存在温度场,每块板上的相对挥发度不知道每块板上的相对挥发度不知道,因因此此,到此我们还到此我们还 不能计算出理论板不能计算出理论板,为了计算理为了计算理论板论板,定义如下的全塔平均相对挥发度定义如下的全塔平均相对挥发度:14芬斯克公式芬斯克公式于是有于是有:其中其中:或或15芬斯克公式芬斯克公式芬斯克公式中的组分的摩尔分率比可以用质芬斯克公式中的组分的摩尔分率比可以用质量比，摩尔比获体积比来代替，利用摩尔比量比，摩尔比获体积比来代替，利用摩尔比是最常用的形式是最常用的形式:16芬斯克公式芬斯克公式芬斯
8、克公式适用二组分，也适用多组分，用于多芬斯克公式适用二组分，也适用多组分，用于多组分精馏计算时，可利用对关键组分的别离要求组分精馏计算时，可利用对关键组分的别离要求求出最少理论版，进而可以求出任一非关键组分求出最少理论版，进而可以求出任一非关键组分在全回流条件下的分配，具体过程为在全回流条件下的分配，具体过程为:17芬斯克公式芬斯克公式如果如果i组分为任一非关键组分那么有组分为任一非关键组分那么有:此外还有：此外还有：联解二式可以得出非关键组分分布联解二式可以得出非关键组分分布18芬斯克公式芬斯克公式如果如果关键组分的别离要求以回收率的形如果如果关键组分的别离要求以回收率的形式给出，那么有式给
9、出，那么有:其中：其中：19芬斯克公式芬斯克公式利用同样的方法可以求出非关键组分的回收率，进而可以求出全回流状态下的组分分布。芬斯克方程的精确度主要取决于各组分的相对挥发度数据的准确性。由芬斯克公式可见，最少理论板与进料组成无关，只决定于别离要求，随别离要求的提高以及关键组分相对挥发度趋向1，最少理论板将增加。20实际回流比和理论板确实定实际回流比和理论板确实定最小回流比和最少理论板是精馏操作的极限状态，实际生产最小回流比和最少理论板是精馏操作的极限状态，实际生产过程中，为了实现对两个组分之间规定的别离要求，回流比过程中，为了实现对两个组分之间规定的别离要求，回流比和理论板多必须大于它们的最小
10、值。和理论板多必须大于它们的最小值。实际回流比的选择那么多出于经济方面的考虑，回流比变化实际回流比的选择那么多出于经济方面的考虑，回流比变化对精馏操作的总本钱存在正反两个方向的影响对精馏操作的总本钱存在正反两个方向的影响,回流比的选回流比的选择存在一个优化的问题择存在一个优化的问题.通常取最小回流比乘以一个系数，再实际情况下，如果该系通常取最小回流比乘以一个系数，再实际情况下，如果该系数为数为1.1需要很多理论板，如果取系数为需要很多理论板，如果取系数为1.5需要较少的理论需要较少的理论板，那么依据经验该系数一般取中心值板，那么依据经验该系数一般取中心值1.3。21实际回流比的选择实际回流比的
11、选择 精馏总本钱最低的回流比为最优回流比。总本钱为投资费用和操作费用之和。而回流比变化对精馏同时存在正、负两方面的影响，如回流比为Rmin，其塔为无穷高，投资费用直线上升为无穷大。当R适当提高时，投资费用很快下降为有限大小，总本钱下降。当回流比继续增大时，那么能耗随之增大，那么操作费用迅速增大，R增到一定程度，设备费用开始升高，如塔径增大等，将使总本钱开始上升。为此，回流比存在一优化的问题。意义：意义：22 图中操作费用和投资费用之和最小的回流比为最适宜的回流比。这一回流比R通常选最小回流比倍数经验范围：大多数文献建议 R=1.12.0Rmin。实际应用中回流比的选取还应考虑一些具体情况。例如
12、，对于难别离的物系，宜选用较大的回流比。对于较易别离的物系，就可用高一点的塔，从而可以采用较小的回流比，减少能耗。由图可见由图可见:在实际回流比下分配绕全回流比下波动，特别是低在实际回流比下分配绕全回流比下波动，特别是低回流比在全回流和最小回流之间波动，更接近全回流。回流比在全回流和最小回流之间波动，更接近全回流。由上分析可知：按全回流计算各组分分配情况是有根据的。由上分析可知：按全回流计算各组分分配情况是有根据的。23实际回流比和理论板确实定实际回流比和理论板确实定在最小回流比，最少理论板和实际回流比确定的条件下，可以利用吉利兰图确定所需的理论板，注意，从吉利兰图中求出的实际理论板包括再沸器
13、，即再沸器为第N块理论板，吉利兰图对于非理想性较大的体系误差较大，对多组分精馏计算，利用耳波-马多克思图的结果会更好一些。24吉利兰图25进料位置确定进料位置确定简捷法计算理论板还包括进料位置确实定简捷法计算理论板还包括进料位置确实定,有人有人提出了确定适宜进料位置的原那么是提出了确定适宜进料位置的原那么是:在操作回在操作回流比下精馏段与提留段理论板之比等于全回流流比下精馏段与提留段理论板之比等于全回流条件下用芬斯克公式分别计算得到的精馏段与条件下用芬斯克公式分别计算得到的精馏段与提馏段理论板之比提馏段理论板之比.Kirkbride 提出了一个近似确定适宜进料位置的提出了一个近似确定适宜进料位
14、置的经验公式经验公式:26进料位置确定进料位置确定 利用芬斯克公司确定进料位置利用芬斯克公司确定进料位置:根据芬斯克公式计算最小理论板根据芬斯克公式计算最小理论板,可以用于全塔可以用于全塔,也可用于精馏段和提馏也可用于精馏段和提馏段段.从而可求出适宜进料位置从而可求出适宜进料位置:精馏段最少理论板精馏段最少理论板:提馏段最少理论板提馏段最少理论板:27进料位置确定进料位置确定 利用芬斯克公司确定进料位置利用芬斯克公司确定进料位置:28 1940年吉利兰关联提出后，不少研究者提出了各年吉利兰关联提出后，不少研究者提出了各 种关联，希望提高估算精度，但效果不明显，吉利兰关种关联，希望提高估算精度，
15、但效果不明显，吉利兰关联至今仍到得广泛应用。联至今仍到得广泛应用。用吉利兰关联估算理论板数，包括如下三步用吉利兰关联估算理论板数，包括如下三步:首先用芬斯克方程计算最少理论板数首先用芬斯克方程计算最少理论板数;计算给定条件下的最小回流比；计算给定条件下的最小回流比；应用吉利兰经验关联式估算所需理论板数。应用吉利兰经验关联式估算所需理论板数。吉利兰关联估算理论板数的步骤吉利兰关联估算理论板数的步骤29l简捷法简捷法FUG法求取平衡级数按下述步骤进行：法求取平衡级数按下述步骤进行：l根据工艺条件及工艺要求，找出一对关键组分。根据工艺条件及工艺要求，找出一对关键组分。l由清晰分割估算塔顶、塔釜产物的
16、量及组成。由清晰分割估算塔顶、塔釜产物的量及组成。l根据塔顶、塔釜组成计算相应的温度，求出平均相对挥发度。根据塔顶、塔釜组成计算相应的温度，求出平均相对挥发度。l用用Fenske公式计算公式计算Nm。l用用Underwood法计算法计算Rm，并选适宜的操作回流比，并选适宜的操作回流比R。l利用芬斯克方程计算非关键组分分配比，然后按非清晰分割作物利用芬斯克方程计算非关键组分分配比，然后按非清晰分割作物料衡算。料衡算。l确定适宜的进料位置。确定适宜的进料位置。l根据根据Rm，R，Nm，用吉利兰，用吉利兰Gilliland图求平衡级数图求平衡级数N简捷法计算平衡级数步骤简捷法计算平衡级数步骤30多组
17、分精馏的多组分精馏的FUG算法算法开始 规定进料规定两个关键组分的分配估计非关键组分的分配确定塔压和冷凝器的类型在塔操作压力下对进料做闪蒸计算计算最少理论板计算非关键组分分布对非关键组分分配进行校验计算最小汇流比Y确定操作回流比,计算实际理论板确定进料位置计算冷凝器和再沸器热负荷输出计算结果N对非关键组分重新估值3132最小回流比 S曲线分配 说明:轻组份在塔顶，重组份在塔底 33中间组份分配 较轻 较重说明:较重组份在全回流时更容易进塔底 较轻组份在全回流时更容易进塔顶34例：设计一个脱乙烷塔，从含有6个轻烃的混合物中回收乙烷，进料为泡点进料，进料组成、各组分的相对挥发度见表1，要求馏出液中
18、丙烯的含量2.5%，釜液中丙烯的含量5.0%均为摩尔分数。试求此过程所需最少平衡级数及全回流下的馏出液和釜液的组成。假设回流比取最小回流比的1.25倍，试计算平衡级数及其进料位置。编号进料组分摩尔分数/%编号进料组分摩尔分数/%1甲烷5.07.5365异丁烷10.00.5072乙烷35.02.0916正丁烷15.00.4083丙烯15.01.000总计1004丙烷20.00.901表表1:例进料和各组分条件例进料和各组分条件35解：解：1求最少平衡级和求最少平衡级和D、W的组成的组成根据题意，组分根据题意，组分2是轻关键组分，组分是轻关键组分，组分3是重关键组分，先按清晰分割是重关键组分，先按
19、清晰分割做物料衡算，取做物料衡算，取100kmol/h进料为计算基准，假定为清晰分割，即馏进料为计算基准，假定为清晰分割，即馏出液中不含组分出液中不含组分4，5，6，釜液中不含组分，釜液中不含组分1.36表表2 例题按清晰分割求得馏出液、釜液流率表例题按清晰分割求得馏出液、釜液流率表其余组分计算不再一一列出，其余组分计算不再一一列出，D和和W衡算结果如表衡算结果如表2.编号组分进料馏出液釜液1甲烷5.05.000002乙烷（LK）35.031.89193.10813丙烯（HK）15.00.945914.05414丙烷20.0020.00005异丁烷10.0010.00006正丁烷15.0015
20、.0000总计100.037.837862.162237 为核实清晰分割假设做物料衡算是否合理，计算甲烷在釜液中的量和浓度为核实清晰分割假设做物料衡算是否合理，计算甲烷在釜液中的量和浓度 同样可求出组分4，5，6在馏出液中的量和浓度为38 由计算结果可以看到，甲烷、异丁烷和正丁烷按清晰分割做物料由计算结果可以看到，甲烷、异丁烷和正丁烷按清晰分割做物料衡算是合理的，丙烷按清晰分割有误差需再进行试差计算。将衡算是合理的，丙烷按清晰分割有误差需再进行试差计算。将d4的第一次计算值作为初值重新做物料衡算，结果列于表的第一次计算值作为初值重新做物料衡算，结果列于表3 编号组分进料fi馏出液di釜液wi1
21、甲烷5.05.000002乙烷（LK）35.031.92673.07333丙烯（HK）15.00.963414.03664丙烷20.00.644819.35525异丁烷10.0010.00006正丁烷15.0015.0000总计100.038.534961.4651表表3 例题按非清晰分割求得馏出液、釜液流率表例题按非清晰分割求得馏出液、釜液流率表39 用上表中数据求最少平衡级数用上表中数据求最少平衡级数 校核 因为d4的初值和校核值根本相同，故物料分配计算合理。计算馏出液和釜液的组成列于表440编号组分馏出液Xi,D釜液Xi,W1甲烷5.00000.1289002乙烷（LK）31.92670.82853.07330.0503丙烯（HK）0.96340.02514.03660.22844丙烷0.64480.016719.35520.31495异丁烷0010.00000.16276正丁烷0015.00000.2440总计38.53491.000061.46511.0000 表表4 例题馏出液、釜液流率、组成表例题馏出液、釜液流率、组成表412计算最小回流比Rm试差法求得：=1.325 那么最小回流比42(3)求平衡级数N由耳波和马多克斯Erbar and Moddox关联图求N由耳波和马多克斯关联图得该精馏过程不包括再沸器需要13.5个平衡机级。434进料位置确实定因为44