分离过程 第三章

AB （ AB）顶（ AB）釜
5.
或； AB 若分离要求
3（，式AB中）顶（（xxABAB））釜（D、(xxABAB））进W
，Nm
.
返回
3.1.4 实际回流比、理论板数、进料位置
一、实际回流比R 由操作费、设备费确定
由经验取：
R=（1.1～1.5）Rm 二、理论板数
R R
1

0.62
Rm Rm
1

0.566
查图：N m 0.47 \ N 14.（ 5 包括釜） N
设再沸器效率100%，塔中实际塔板数：
N

1

13.5 0.75

1（ 8 块）
三、确定进料位置
lg（[ 采用：nm
d f
）（l
f d
lg l h
）h
]

3.6
已知：N m N
全部组分均存在于进料板上
1.进料板附近各组分浓度变化较大，原因是 引入的组分包含全部组成。
2.对非关键组分 精馏段：HNK迅速消失； LNK以接近于常数浓度在进料板以上各 板中出现，接近顶部急剧增加，在出料 液中达到最高。 提馏段：LNK迅速消失； HNK在再沸器中浓度最高，从釜向上几 板下降较大，然后变化不大，一直延伸到 进料板。
1. Gilliand图和拟合形式
图3-12
N Nm N 1
—
R Rm R1
（N m，N包括釜）
由Rm、R、N m N
用Gilliand图简便、但不准确，回归的经验式为：
设X R Rm ；Y N Nm
R1
N 1
Y 1 exp（[ （1 1154.141X7）.2（X）X x1）] （3 16）
\Nm

lg（[
xA xB
）D
（
x x
A B
）W
lg AB
]
（3 8）
— —Fenske方程
Fenske方程的各种形式：
用摩尔浓度表示：
Nm

lg（[
x x
A B
）D
（
xA xB
）W
lg AB
]
（3 — 8）
用摩尔量、体积量、重量表示：
Nm

lg（[ wd ）A
lg
（wd ）B ]
AB
（3 — 11）
2. i h在全塔可看成常数
依据：恒浓区概念
关联式：相平衡、物料平衡
Underwood公式：
ir(
i
xi,D )m
r

Rm
1
(3 3a)
iirrxi,F 1 q
(3 3b)
式中： i r —— i 对基准组分 r 的相对挥发度
取基准：① 最难挥发的组分（最重的组分）
重关键组分， 塔顶 重 塔釜
一、关键组分
1.关键组分的引出
一般精馏：
N
u a

5
对于设计型计算，5个可调设计变量为：
回流温度；进料位置；R；xD（i Di）；xW（j Wj）
这里： Di

DxDi FxFi
—
i 在塔顶回收率
Wj

WxWj FxFj
—
j 在塔釜回收率
i：轻关键组分，表示：LK，下 标：l
（[
xh xl
）F（
xl ,W xh,D
)2
W D
]0.206
N n m
(3 18)
例3—4 分离烃类混合物 例3—1 求出Rm=1.306；
例3—2求出Nm=6.805和物料衡算表
本题求N，进料位置 解：1.求R R=1.25Rm=1.634
2.求N
采用Erbar and Maddox关联图

0.47
故： Nm N

nm n
\
n

3.6 0.47

7.7
塔中实际
精馏段实际板：7.7


7.7 0.75

10块
板为18块
\进料位置为从下向上数第8块（不包括再沸器）；
或从上向下数第11块
四、不同回流比下物料分配的比较
不同回流比物料分配如图（3—14）
对于操作情况，R=(1.2～2)Rm,由Fenske方程：
第一节 多组分精馏过程
3.1 .1多组分精馏过程分析 3..12 最小回流比 3.1.3最少理论塔板数和组分分配 3.1.4 实际回流比、理论板数、进料
位置
3.1.1 多组分精馏过程分析
关键组分： 在设计或操作控制中，有一定分离要求， 且在塔顶、塔釜都有一定数量的组分称为关 键组分 轻关键组分，指在塔釜液中该组分的浓度 有严格限制，并在进料液中比该组分轻的组 分及该组分的绝大部分应从塔顶采出
或：Y 0.75 0.75X 0.5668 （3 17）
已知X，由（3—16）或（3—17）解出y
2. Erbar and Maddox关联图：
比Gilliand图精确，误差4.4%
图3—13
Rm — R — Nm Rm 1 R 1 N
三、适宜进料位置的确定
1. 设n为精馏段理论板数
◆工艺要求先分出A：
则：A为LK；B为HK
多组分精馏过程的复杂性
①求解方法 二组分精馏：无需试差 多组分精馏：反复试差求解 ②摩尔流率 二元精馏：在进料板处液体组成有突变， 各板的摩尔流率基本为常数 多组分精馏：液、汽流量有一定的变化， 但液汽比接近于常数
二组分精馏 流量、温度、 浓度分布
二元精馏
1. Rm 时，恒浓区出现的情况
二元精馏：
e
恒浓区
Rm

xD ye ye xe
y
恒浓区：一个，出现在
xW x xD
进料板
——上恒浓区
——下恒浓区
所有组分 为分配组 分
只有LNK为 非分配组分
只有HNK为 非分配组分
LNK和HNK 都为非分配 组分
2. Rm 的计算
采用Underwood法计算： 该法假设：1.恒摩尔流
3.关键组分
变化复杂
▼ 若无LNK时：HK分别在二段出现两个最高点， LK表现象LNK。
▼ 若无HNK时：LK分别在二段出现两个最高点， HK表现象HNK。
▼有LNK、HNK，且都不同时出现在顶、釜时：
LK在精馏段出现一个最大值，然后降到所规定 的浓度；
HK在提馏段出现一个最大值，然后降到所规的
浓度。
由（1）：（
yA yB
）1
（
AB）（1
xA xB
）1
（
xA xB
）D
将（2）代入：（ 又由（1）：（ yA
yB
xA xB ）2
）（D （AB）（A2B）xx（1BA ）yy2BA
）2
又将（2）代入：（
y y
A B
）2
（
AB）（2
yA yB
）3
\
（
x x
A B
）D
（
AB）（1
意义：◆操作前的准备工作
◆ 测出 N m
特点：★F=D=W=0 ★ L=V；L/V=1
★操作线方程： yn1,i xn,i
★板效率 最高
采用Fenske方程求最少理论板数，推导如下：
设A、B分别表示二个不同组分，板序由上向下
AB
（
y x
A A
）（
yB xB
）（
yA yB
）（
x x
不用对数表示：
（wd ）A AB N m（wd ）B
（3 — 12）
Fenske方程说明：
1. 全凝器，( xA xB）D 为其液相产品浓度比； 分凝器，( xA xB）D 为其汽相产品浓度比。
2. 求出的Nm数，包括塔釜、分凝器二级。 3. 公式由A、B导出，可用于二元和多元
二元：BA为为挥挥发发性性小大的的组组分分；多元：BA为为HLKK 4. （ AB）均的一般计算
清晰分割：轻组分在塔顶产品的收率为1。重组分 在塔釜产品的收率为1 轻组分全部从塔顶馏出液中采出，重组分全部从 塔釜排出 非关键组分为非分配组分 非清晰分割：非关键组分为分配组分
4. 关键组分的指定原则 由工艺要求决定
例：ABCD（按挥发度依次减少排列）混合物 分离 ◆工艺要求按AB与CD分开：
则：B为LK；C为HK
温度分布：在塔顶塔底处变化较慢，其它 位置变化较快；多元精馏此情形不明显， 在接近塔顶、塔底和进料处变化较快，且 全塔温差变大。
浓度分布：在精馏段、提馏段中部变化明 显，塔顶、塔底附近变化较慢，其它位置 变化较快。
苯、甲苯、异丙苯精馏 塔内汽液流量分布
多元精馏的流量分布：
影响L、V的几个因素： 1）摩尔汽化潜热变化使沿塔向上的摩尔流率 有增加的趋势； 2）蒸汽上升中需被冷却，导致向上流量增加；
l r , hr之间试差出几个，解出
几个Rm，最后取平均值。
例3—1 计算最小回流比
已知：xi,F , xi,D ,q 1.0
解：由（3—3b）试差 1.325
返回
将 1.325代入（3—3a）得 Rm 1.306
3.1.3 最少理论板数和组分分配
1.最少理论板数
R 时， N Nm
本章目录
温 度 分 布
苯、甲苯、异丙苯精馏塔内温度分布
温度分布从再沸器到冷凝器单调下降 进料板处温度变化明显
浓 度 分 布
只有HK，LK，HNK情况
浓 度 分 布
只有LK，HK，LNK