《化工多组份精馏》PPT课件.ppt

第三章 多组份精馏 1、 按被分离混合物中组分的数目可分为两组分精馏和多组分精馏 工业生产中，绝大多数为多组分精馏，但两组分精馏的原理及 计算原则同样适用于多组分精馏，只是在处理多组分精馏过程时更 为复杂些，因此常以两组分精馏为基础。 2、精馏操作流程 精馏分离过程可连续操作，也可间歇操作。精馏装置系统一般 都应由精馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器等相关设备组成，有 时还要配原料预热器、产品冷却器、回流泵等辅助设备。 第五讲 3、精馏装置举例 4、精馏过程示意 5、精馏原理示意图 工业上是将上图的每个分离器做成一块；或在一个圆形的塔内 装有一定高度的填料。板上液层或填料表面是汽液两相进行传热和 传质的场所。 精馏原理图解 如图所示为一精馏塔。下面由加热 釜(再沸器)供热，使釜中残液部分汽 化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液 体处于沸腾状态。顶部冷凝得到的 馏出液部分作回流入塔，从塔顶引 人后逐板下流，使各板上保持一定 液层。上升蒸汽和下降液体呈逆流 流动，在每块板上相互接触进行传 热和传质。原料液于中部适宜位置 处加入精馏塔，其液相部分也逐板 向下流入加热釜，汽相部分则上升 经各板至塔顶。由于塔底部几乎是 纯难挥发组分，因此塔底部温度最 高，而顶部回流液几乎是纯易挥发 组分，因此塔顶部温度最低，整个 塔内的温度，由下 向上逐渐降低。 6、双组份和多组份精馏的异同 相同点： 基本原理一致 主要工具相同：物料，衡算，热衡，相平衡关系 不同点： 双组份常用图解法 多组份常用 简捷法 严格计算法（计算机算） 第一节 设计变量 11、基本概念 一、公式（郭氏法） 式中： 设计变量 各独立变量之间可以列出的方程数 和给定条件 描述系统所需独立变量总数 式中： 可调设计变量（根据工艺要求确定 ） 固定设计变量 二、计算 单相物流： 互成平衡两相： 1、独立变量 物流 热和功（与外界交换等） 自由度：强度性质的变量，如 容积性质的变量，如 物流（C+2）n n为物流数 热和功（与外界交换等） 2、约束数 (1) 物料衡算 C 个 (2) 热量衡算 1个 (3) 其它等式 3、设计变量 4、求 (1) 固 进料条件:T,P,W, 压力（与进料不同 ） 5、郭氏法（分三步 ） 装置（1）分解简单单元 有浓度变化 无浓度变化 求 （2）（3） 12、单元的设计变量数的确定 一、无浓度变化单元 无浓度变化单元作为单相单组分处理： 单相： 单组： 即指T，P，W三个变量 1、分配器（T） 单元分析 三股物流 一股进料物流 F P1 P2 过程如下： F，T，P a 3*3 b 0 9 a 1 b 0 5 c 2*2(T,P) 物流 热功 物衡 热衡 其它等式 a 3 b 0 3 进料物流 分配比 2、换热器（H） 单元分析 四股物流 二股进料物流 过程如下： a 4*3 b 0 12 a 2 b 1 3 c 0 物流 热功 物衡 热衡 其它等式 a 2*3 b 2 8 进料物流 系统压力 传热面积或出口温度两股进料 P，T，F，两个体 系压力，共8个。 如下示： 3、全凝器（C） 单元分析 二股物流 一股进料物流 Q a 2*3 b 1 7 a 1 b 1 3 c 1 物流 热功 物衡 热衡 其它等式（出口温度为泡点或露点） a 3 b 1 4 进料物流 系统压力 如下示： 进料 T， P，F，体系压力P 共4个。 即：可调设计变量为零 二、有浓度变化单元 1、分凝器（ ） 单元分析 二股物流 一股进料物流 Q 第六讲 2*(c+2) 1 2c+5 c 1 c+1 0 物流 热功 物衡 热衡 其它等式 c+2 1 C+3 进料物流 压力 如下示： 传热长度或传热面 （一）理论板的概念 精馏操作涉及汽液两相的传质和传热。塔板上两相间的传热 速率和传质速率不仅取决于物系的性质和操作条件,而且还与塔板 结构有关,因此它们很难用简单方程加以描述。引人理论板的概念, 可使问题简化。 所谓理论板,是指在塔板上汽液两相都充分混合,且传热及传质 阻力均为零的理想化塔板。因此不论进入理论极的汽液两相组成 如何,离开该板时汽液两相组成达到平衡状态,即两相温度相等,组 成互成平衡。 2、理论板（P） 理论板又称平衡级，是一个理想化了的进行两相间接 触传质的场所，它符合如下三条假定： 进入该板的不平衡的物流，在其间发生了充分的接触传 质，使离开该板的汽液两相物流间达到了相平衡； 在该板上发生接触传质的汽液两相各自完全混合，板上 各点的汽相浓度和液相浓度各自一样； 该板上充分接触后的汽液两相实现了机械上的完善分离 ，离开该板的汽流中不挟带雾滴，液流中不挟带气泡，也 不存在漏液。 关于理论板的三条假定 ： 单元分析 三股物流 二股进料物流 3*（c+2 ） 0 3c+6 c 1 c+1 0 物流 热功 物衡 热衡 其它等式 如下示： 2C+5 进料物流 2（C+2) 系统压力 1 无论是有浓度变化还是无浓度变 化的单元，可调设计变量均与组 分数无关，且值很小，为1或0。 总结： 13、组合单元 引出： 前面讲的是各个单元的可调独立变量数的确定，那 么整个装置由各个单元组成，对于组合单元，其独立变 量数是如何确定的？ 一、关联e,E 3 1 2 123 第六讲 方法一：分单元方法二：整体法 见下页 其余与右侧同 (n为各单元之间的中间物流) 接方法二 又 即 结论： 装置的可调设计变量等于 各单元可调设计变量数之和 总结步骤 ： 1、确定 （1）进料n(c+2) n为进料物流数 （2）压力等级数：装置内有几个不 同的压力,m个。 （3）当进料压力等于单元压力时应 减1 2、确定 二、举例 （1）进料板 s M1 M2 组合单元 分相器1个 混合器2个 （2）侧线采出板 P T 组合单元 理论板 分配器 （3）串级单元（板式塔） (4) 用郭氏法分析精馏塔设计变量数（自学p23例1-1 ） (5) 吸收塔： 组合单元 串级单元 进料板 个数 2 1 2*0 1*1 压力 1 进料 2（C+2 ） 设计型：吸收率 操作型：理论板数 第二节 单级平衡分离过程 21、泡点和露点的计算 计算类型 已知液相组成 、系统P， 求和 已知液相组成 、系统T， 求和 根据相律F=C可知下面的计算类型： 泡点：是指液体在恒定的外压下，加热至开始出现第一个气泡 时的温度。相当于全凝器 露点：是指气体冷却时，开始凝聚出第一个液滴时的温度。 相当于全蒸发器 第七讲 1、泡点方程 K与P、T的关系 PK TK 2、计算步骤 设 查 由T、P？ 结束 Y N 一、泡点计算 说明1 说明所设 高，应降低 重设 1 说明所设 低，应提高 重设 3、加速收敛法设 为关键组份平衡常数 试差步骤如下： 设 查 由T、P？ Y end N 二、露点计算 1、露点方程 2、计算步骤（略） 3、加速收敛法 由于： 所以： 三、电算方法，即构造方程求解。 1、泡点： 前提条件： 用表达式表示或用式计算。 构造如下方程： 牛顿迭代法 函数图如右侧 则 : 使： 所以： T0点斜率 2、露点： 构造如下方程： 方法同上，再求得 最终求得： 2-2 多组份单级分离 单级分离类型：物料经加热、冷却或降压使其分离为 气液两相，即一个平衡级过程。 1、部分气化 2、部分冷凝 3、绝热闪蒸 特点：相当于一块理论板 如下图示： 部分再沸器图 如下图示： 部分冷凝器图 如下图示： 等焓节流器图 一、部分汽化和部分冷凝计算 1、基本方程：依据 物料衡算 相平衡方程 （1）、部分汽化： 设汽化率 （2）、部分冷凝： 设液化率 2、计算类型：根据 （1）已知 （2）已知 由t,p 结束 N Y 2、电算方法 方法一：构造函数 受初值e影响。 设初值e=1才能求解 推导过程 ： 即： 递归方程：1.0 电算方法二： 构造涵数 初值e不受 影响。设初值e为任何 值,即e=01 推导过程 ： 即： 递归方程： 1.0 思考: 在给定组成zi、温度T、压力P下， 如何求气化率e？ 注意： 要首先判断相态 二、绝热闪蒸过程 闪蒸是一种连续、稳态的单级蒸馏操作，又该过程是在绝热情 况下进行的，则称为闪蒸，又称为等焓节流过程。节流后生成 的气液两相在分离器内达到平衡状态。如下图示： 第八讲 第三节 极限条件、简捷法 1、最少理论板数 Nmin 精馏塔在操作过程中，将塔顶蒸气全部冷凝，其凝 液全部返回塔顶作为回流，称此操作为全回流，回流比R 为无穷大（R=）。此时通常不进料，塔顶、塔底不采 出。故精馏塔内气、液两相流量相等，L = V，两操作线 效率均为1，并与对角线重合。由于全回流操作时，使每 块理论板分离能力达到最大，完成相同的分离要求，所 需理论板数最少，并称其为最小理论板数Nmin 。 如下图示： （1）最少理论板数由以下芬斯克方程求得： 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的精馏。 （2）相对挥发度的估算 相对挥发度 相对挥发度的估算： 2、最小回流比Rmin （1） 回流比R对设计的影响 回流比R是精馏过程的设计和操作的重要参数。R直接影响精馏 塔的分离能力和系统的能耗，同时也影响设备的结构尺寸。 当回流比增大时精馏段操作线斜率R/(R+1)增大，则精馏段操作 线远离平衡线，使得精馏塔内各板传质推动力增大，使各板分离能力 提高。为此，完成相同分离要求，所需理论板数将会减少。然而由于 R的增加导致塔内气、液两相流量增加，从而引起再沸器热流提高。 从而使精馏过程能耗增加，气相流量V及V将影响塔径的设计。需要 的理论板数N的减少，可降低塔的高度。 图 回流比对理论塔板数的影响 （2）最小回流比Rmin 随着回流比R的减小，则精馏过程的能耗下降，塔径D也 回随之减小。但因R减小，使操作线交点向平衡移动，导致过 程传质推动力减小，使得完成相同的分离要求所需理论板数N 随之增加，使塔增高。如下页图所示。 当回流比继续减小，使两操作线交点落在平衡曲线上，如 图中E点所示。此时完成规定分离要求所需理论板数为。此 工况下的回流比为该设计条件下的最小回流比Rmin。 式中： xe平衡曲线上E 点液相摩尔分数； ye平衡曲线上E点 气相摩尔分数。 过程演示： （3）回流比的选择 精馏总成本最低的回流比为最优回流比。总成本为投资费 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，总成 本下降。当回流比继续增大时，则能耗随之增大，则操作费用迅 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 使总成本开始上升。为此，回流比存在一优化的问题。 意义： 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 ，对于难分离的物系，宜选用 较大的回流比。对于较易分离 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。 3、理论塔板的简捷计算法 将许多不同精馏塔的回流比、最小回流比、理论板数及最小 理论板数即R、Rmin、N、Nmin四个参数进行定量的关联。常见的这 种关联如图所示，称为吉利兰图（Gillilad）图。 吉利兰关联是根据61个双组分和多组分精馏塔的逐板计算结果 理得到。可近似表示为下式： 在1940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: 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； 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： 例 在连续精馏塔中分离苯、甲苯混合液。原料液的流 量为5000kg/h，其中苯的摩尔分数为0.45，要求馏出液中 含苯98.0%，釜残液中含甲苯 95%。料液在饱和液体下加 入塔中，操作回流比R=2.5，苯与甲苯的平均相对挥发度 = 2.41。试估算所