化工原理课件95双组分精馏的设计型计算(精)

yn1 xn
W
xW
全回流精馏流程
( xA / xB )D 1 ( xA / xB )1
yA xA ( )n n ( )n yB xB
yn1 xn
y1 1 y2 x1 2 x2 N-1 y N xD
( xA / xB )D 1 ( xA / xB )1
( xA / xB )1 ( yA / yB )2
① 回流比对费用的影响
比较基准：F、xF、q、xD、xW相同 操作费用 R↑ 冷凝器 QC VrC ( R 1) DrC
Qc ↑
Qb ↑
再沸器 Qb Vrb [(R 1)D (1 q)F ]rb
结论：R↑，操作费用增加
设备费用 精馏段 提馏段
L / V R /( R 1)
一、R不变时q对过程的影响
q↓即进料前原料经过预热和部分汽化 结论:R不变,q ↓,塔板数增加
1.0
q减 小
a
QF QB QD QW QC
总结论：在总供热量不变的 情况下，热量尽可能自塔低输入。
y
f c
x R不变，q↓对塔板数的影响
0 xW
xF
xD1.0
二、 V 不变时q对过程的影响
非理想物系的最小回流比(b)
最小回流比：对规定的分离要求，特定的加料组成与加 料热状态，平衡线已定的情况下，回流比从无穷大减小的过 程中，首次出现挟紧点时的回流比。 最小回流比的特点：完成分离要求所需理论板数为无穷大。
影响最小回流比的因素：分离要求、物系的汽液相平衡、 加料热状况
2. 经济优化——存在最优回流比
1. 一般而言，在热耗不变的情况下 热量应尽可能在塔底输入 冷量应尽可能施加于塔顶
2. 前道工序的来料状态就是进料状态 3. 工业上有时采用热态甚至汽态进料的原因
减少塔釜的加热量。尤其是塔釜温度过高，物料易 产生聚合或结焦的情况。
9.5.4双组分精馏过程的其他类型
一、直接蒸汽加热
操作前提： 1、物料中有水 2、水是重组分，从塔釜出去
二、逐板计算法 先考虑操作压力、回流比、加料热状态均 已知时理论板数的计算。 假设塔顶冷凝器为全凝器，泡点回流，塔釜 为间接蒸汽加热。 1.计算依据 相平衡方程： yn f ( xn ) 理想溶液 精馏段操作方程： 提馏段操作方程：
yn
xn yn (1) ( 1) y n
1.0 2 1 a
y
3
4 c 0 xW
d
q线
xq x F x
理论板数图解
x D 1.0
四、最优加料位置的确定
1. 加料位置的体现？ 图解法中，更换操作线； 逐板计算法中更换精馏段操作方程。 2. 设计型计算时加料位置的改变 会不会影响操作线的位置？ 不会。 3. 加料位置是否可任选？ 不能，必须在pm之间。
加料位置偏高：馏出液难挥发组分含量偏高。
6. 最优加料位置 该板的液相组成x等于或略低 于xq的板作为加料板。
1.0 p 2
1
a
y
3
4
d
q线
m
c
0 xW
xq x F x
加料位置选择
x D 1.0
9.5.2 回流比的选择
一、全回流(R=∞)与最少理论板数Nmin 1. 全回流的特点 ①不加料，也不出料。F=0,D=0,W=0 ② R=L/D=L/0=∞.两操作线合二为一且与对角线重合。
xW 0.0035
试设计一板式精馏塔来完成上述设计任务。
目标:确定塔板类型、实际塔板数、塔径和塔板结构设计 要选择的变量：操作压力、回流比、加料热状态。
9.5.1理论板数的计算
一、设计型计算的命题 根据规定的分离要求，选择精馏的操作条件， 计算所需的理论板数。
规定分离要求：对塔顶、塔底产品的质量和数 量（产率或回收率）提出一定的要求，即在D、W、 xD、xW、η中规定任意2个条件。
理论板数N
结论： R↑,塔板数下降，设 备费用降低。
Rmin 回流比R 回ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ比与理论板数的关系
Nmin
总费用
② 最适宜回流比 最适宜回流比应通过经 济衡算来决定，即按照操作 费用与设备折旧费用之和为 最小的原则来确定
设备费用
费用
操作费用 Ropt 回流比R 最适宜回流比的选择
三．适宜回流比的选择 通常适宜回流比可取最小回流比的(1.1~2.0)倍，即
Rmin
x y 1 ( 1) x
xD ye ye xe
xe、ye
1.0
a q e f c
ye
xF q y x q 1 q 1
y
泡点进料 q=1，xe=xF 露点进料 q=0，ye=xF
x 理想溶液的最小回流比
0 xW
xe x F
xD1.0
xF ye 1 ( 1) xF
9.5双组分精馏的设计型计算
9.5.1理论板数的计算 9.5.2 9.5.3

回流比的选择
进料热状况的选择
9.5.4双组分精馏过程的其他类型
用精馏方法分离乙烯-乙烷(常压泡点分别为-88.6℃， -103.7℃）混合物。
已知xF=0.78(指乙烯的摩尔分数，下同)。要求：
xD 0.996
Rmin
0 xW xq xF xe xD1.0 x x 非理想物系的最小回流比 (a)
xD ye ye xe
1.0
yq
y
q
a d f
ye
e c 0 xW xe
xw ye Rmin D qF ( Rmin 1) D (1 q) F xw xe
x
xq xF xD1.0
① 理想溶液
两操作线的交点只能落在ef线段上 R=∞ 交点为e时
1.0
a q e f c
ye
交点为f时 R=Rmin
恒浓区:在e点上下塔板无增浓 作用，所以此区称为恒浓区（或称挟 紧区）， e点称为挟紧点
0 xW
y
x 理想溶液的最小回流比
xe x F
xD1.0
xD ye Rmin Rmin 1 xD xe
1.0 p 2 1 a
y
3
4
d
q线
m
c
0 xW
xq x F x
加料位置选择
x D 1.0
4. 分离要求不变，改变加料位置对塔板数的影响？ 加料过早或过晚，都会使某些梯级的增浓程度减少而使理论 板数增加。
5. 总板数不变，改变加料位置偏低或偏高对分离要求的影响？ 表现：釜残液与馏出液不能同时达到规定的分离要求。 加料位置偏低：釜残液易挥发组分含量偏高。
N N min N 1
R Rmin 0.5667 0.751 R 1
适用条件：
R Rmin 0.1 0.5 R 1
9.5.3 进料热状况的选择
讨论前提：处理量Ｆ、xF及分离要求xD、xW不变
R 1 xn xD R 1 R 1
L W x n xW V V
(2) (3)
yn
精馏段与提馏段交点坐标 ( xq，y q )
yn xn ( 1) y n R 1 yn xn xD R 1 R 1
L W y n x n xW V V x1 x2 x3 … (1) (2)
3. 应用
开工、调试、实验研究及一些特殊的场合 例1：操作中当生产中因意外而产生低于纯度要求的产品时， 进行一定时间的全回流，能较快地达到操作正常；
例2：在实验中测定塔的分离效能（塔板效率等）或实验室 研究的目的是得到几滴极高纯度的产品
二、回流比的选择 1 技术限制——存在最小回流比Rmin
前提：分离要求xD、xW，加料组成xF、加料热状态q、物系的 相平衡关系已知。 分析：当回流比自全回流逐渐减小的过程中会发生什么现象， 回流比能否降至零？
q↓即进料前原料经过预热和部分汽化 提馏段 L / V (V W ) / V
结论:
V 不变,q ↓,塔板数减小,
L / V 不变
1.0
q减 小
a
这是以增加热耗为代价的。
QF QB QD QW QC
y
f c
x V 不变，q↓对塔板数的影响
0 xW
xF
xD1.0
三、加料状态的选择依据
② 芬斯克（Fenske）方程法
y1 1 y2 x1 2 x2 N-1 y N xD
待分离物系：理想溶液
相平衡方程 操作方程 自塔顶开始计算
( xA / xB )D ( yA / yB )1
( yA / yB )1 1 ( xA / xB )1 ( yA / yB )n n ( xA / xB )n
xF xe (1 ) xF
②非理想体系
平衡线没下凹，如甲醇—水溶液
y x d c( ) 1 y 1 x
xF q y x q 1 q 1
xe ye
平衡线有凹，如乙醇—水溶液
1.0 ye
yq
y
e q d f c
a
xD ye Rmin Rmin 1 xD xe
1、绘对角线 2、绘相平衡曲线 3、绘精馏段操作线 4、绘提馏段操作线 5、绘直角梯级 从a点开 始，在精馏段操作线与平衡 线之间作水平线及垂直线， 当梯级首次跨过d点时，则改 在提馏段操作线与平衡线之 间作直角梯级，直至梯级的 水平线达到或跨过c点为止。 其中过d点的梯级为加料板， 最后一个梯级为再沸器。
F xF
V L
V L
D xD
加热蒸汽 通入量S 直接蒸汽加热
1.0
W xW
F S D W
FxF SxS DxD WxW
V S L W
ym1 L L W W xm xW xm xW V V S S
a
y
d
q 线
R↑
L / V ( R 1) / R
R V / W R ↑
(L/V)↑ 操作线远 离平衡线
L /V
↓
操作线远 离平衡线
1.0 q
y
1.0
a
a q
R↑ f c
y
f R↑ c
xD1.0
x R增大时精馏段操作线的变化规律
0 xW
xF
x R增大时提馏段操作线的变化规律
0 xW
xF
xD1.0
令
N 1 2 N
N 1 N ( xA / xB )W
x A x B log x x B D A W N min （包括塔釜） log x D 1 xW log[( )( )] 1 xD xW （包括塔釜） 二元精馏 N min log
3.应用
吉利兰关联图可用于两组分和多组分精馏的计 算。对甲醇-水一类非理想物系也可适用，但其条 件应尽量与上述条件相似。
R Rmin R 1
4．吉利兰关联式
N N min R Rmin lg 0.9 0.17 N 1 R 1
R Rmin 适用条件： 0.17 R 1
R (1.1 ~ 2.0) Rmin
近年，由于能源紧张，其倍数有降低的趋势，甚至 可小至1.05倍。
四．理论塔板数的捷算法
1. 思路 将已有的实验数据以 N N
2.Gilliland关联图 吉利兰关联图的依据：
N N min N 1
min
N 1
对
R Rmin R 1
作图。
8种物系在广泛的精馏条件下，由 逐板计算得到的结果：组分数目2~11, 加料热状况包括过冷至过热等5种情况， Rmin为0.53~7.0；组分间的相对挥发 度为1.26~4.05；理论板层数为 2.4~43.1。
xD=y1 y2 y3
(1)
(2)
(3)
xm＜xq (3) ym ym+1 ym+2 xm+1 xm+2
… …
xn＜xW yn
…
使用相平衡方程的总次数，就是总理论板数。 冷凝器类型 塔板数 塔顶为全凝器 n(包括塔釜) n-1(不包括塔釜)
塔顶为分凝器
n-1(包括塔釜) n-2(不包括塔釜)
三、图解法
( xA / xB )D 1 ( yA / yB )2
( yA / yB )2 2 ( xA / xB )2
W
( xA / xB ) D 12 ( xA / xB )2
xW
全回流精馏流程
( xA / xB )D 123
…
N 1 N ( xA / xB )W
( xA / xB )D 123
③ 两板之间任一截面上，上升蒸汽组成yn+1与下降液体组成xn 相等
④全回流时操作线和平衡线的距离最远，因此达到指定分离 程度所需的理论板数最少，以Nmin表示。
2. 最少理论板数Nmin的求法
① 图解法。
1.0
y
0 xW
x
xD1.0
图解法求全回流时的理论板数
该法繁琐，但对理想溶液和非理想溶液均适用。