华东理工大学-精馏.ppt

1、第七节 复杂精馏塔的计算,分 离 工 程 华东理工大学化工学院分离工程教学组 2007年11月,分离工程,第二章 精馏,目 录,2.1 概述 2.2 汽液相平衡 2.3 精馏计算 2.4 特殊精馏 2.5 板效率,2.1 概述,精馏原理: 精馏是分离液体混合物的单元操作，是利用混合物中各组分挥发度的差异及回流的工程手段，实现组分的分离。 不适宜用普通精馏进行分离的物系： 1. 2. 3. 热敏性物料 4. 难挥发组分的稀溶液,2.1.1 理论板、板效率,精馏过程的开发方法： 理论板= f(相平衡,分离要求,操作参数) 效 率=f(传质速率,返混,相平衡,设备等因素) 理论板 实际板(E0) 塔

2、 高,精馏操作的开发目的： 将A+B混合物分离成A、B两股物料，要求： 确定适宜的操作条件和参数 P，R，NT ，q 工艺参数 确定适宜的设备结构和尺寸 D，H，结构 设备参数,2.1.2 精馏操作开发的内容和步骤, 精馏塔分离序列的安排； 精馏塔类型的选择； 单座精馏塔的设计计算， 包括： 1.确定塔的直径和高度； 2.确定适宜的操作条件和参数； 3.进行再沸器和冷凝器的设计计算; 4.进行塔的结构的设计计算。,开发内容, 确定操作压力；P 确定相平衡关系；PTXY 建立精馏操作的数学模型； 解数学模型，求出操作参数(R、q)、和设备参数(NT、NF)； 板式塔：确定板效率,将理论板数转化为

3、实际板数； 填料塔：选定填料型式和尺寸后，求取理论板当量高度， 从而算得填料层高度； 板式塔：确定塔板型式，求算塔径、塔高以及塔板的结 构尺寸； 填料塔：计算塔径，进行液体和汽体分布器的设计。,开发步骤（单座精馏塔的设计计算）,精馏操作的开发步骤： 相平衡，操作压力（P） 建立数学模型 （MESH）,2.2 汽液相平衡,相平衡计算的三类问题: 泡点计算 露点计算 等温闪蒸计算,相平衡常数 相对挥发度,2.2.1 相平衡关系的表达式,相平衡时: 汽相逸度 液相逸度,一.状态方程法 由公式（2-6）和（2-8）得:,此法适用于中压下，液相非理想性不是很强的烃类系统。,2.2.2 相平衡常数求取途径

4、,可凝性组分： 不凝性组分：,二.活度系数法,由式（2-6）和式（2-9）得：,此法对压力不高，液相非理想性强的系统更为合适。,理想气体 汽相 理想溶液 实际气体 理想溶液 液相 实际溶液,2.2.3 汽液相平衡系统的分类,Ki计算的关键在于解决以下各热力学变量的计算：,混合物: 纯组分: 偏摩尔体积:,(2-16),(2-18),2.2.4 逸度的基本公式(以P,T为变量),例: 理想气体 PV=nRT 代入（2-16）式，得： 混合物: 纯组分:,气相: 液相:,2.2.5 理想溶液的逸度,气液两相均为理想溶液时:,烃类系统的汽液两相均较接近理想溶液，根据BWR状态方程计算不同T、P下的相

5、平衡常数K并绘制成图表，即P.20-P.22页的P-T-K列线图。只要知道系统的T、P，就能从图上查得相平衡常数。 由于忽略了组成对K的影响，查得的数值仅是Ki的概略值，其平均误差为8-15，适用于0.8-1Mpa（绝对压）以下的较低压区域。,2.2.6 P-T-K列线图,维里方程： 混合物逸度： 纯组分逸度： 计算步骤：,2.2.7 维里方程计算逸度,状态方程计算 方法与步骤： 1方法 SRK方程 令 则（2-39）变为,2.2.8 SRK方程计算逸度、逸度系数和焓,对纯i组分,用于混合物时，则saov 原先的混合规则,将SRK方程代入计算逸度的基本公式(2-20)，得：,Saov改进的混合

6、规则：,逸度和逸度系数的计算式,混合物摩尔焓的计算式,含H2混合物,2步骤 1）已知 2）用公式（2-4448）计算 3）用公式（2-4143）计算 4）将 代入（2-49）计算 5）用 代替 ，按步骤2-4求出 6）计算,将纯物质在系统T、P下的液体视为标准态，则,则系统T、P下纯液体逸度的计算公式为：,2.2.9 纯液体逸度计算,若有适当的过剩自由焓的数学模型，由(2-58)式可得。 常用的活度系数方程有： Wohl型方程：包括：VanLaar方程，Margules方程等。 局部组成概念：Wilson方程、NRTL方程、Uniquac方程等。 基团贡献法基础上的方程：UNIFAC方法、AS

7、OG方法。,2.2.10 活度系数与过剩自由焓,Van Laar方程、Margules方程有悠久的历史，仍有实用价值，特别是定性分析方面。 优点：数学表达式简单；容易从活度系数数据估计参数； 非理想性强的二元混合物包括部分互溶物系，也经 常能得到满意的结果。 缺点：不能用二元数据正确推断三元系的活度系数。 不能用于多元系相平衡计算。,2.11 沃尔型方程,二元系Vanlarr方程：,三元系Margules方程：,二元系Margules方程：,Wilson、NRTL和Uniquac方程是根据不同的局部组成含义和不同的溶液模型得到的活度系数方程。它们的优点是：仅用二元参数即可很好的表示二元和多元的

8、相平衡关系。 Wilson方程：汽液平衡计算有较高的精度； （2-71） 不能用于液液平衡的计算。 NRTL方程： 能进行汽液平衡和液液平衡的计算； （2-74） 但方程中每对二元系多了第三参数12； Uniquac方程：有NRTL的优点，但数学表达式最复杂； （2-79) 适用于分子大小相差悬殊的混合物。,2.2.12 局部组成模型,Wilson方程 二元系： 多元系： 参数：,NRTL方程 二元系： 多元系： 参数：,Uniquac方程 二元系： 参数：,H2O 1.0 丁醇类 0.88 CH3OH 0.96 戊纯类 1.15 C2H5OH 0.92 己醇类 1.78 丙醇类 0.89 庚

9、醇类 2.71,多元系：,1.用一对无限稀释活度系数 确定参数 在V、M方程中 因为 （2-80） 对于Wilson方程 （2-81）,2.2.13 从实验数据求活度系数方程中参数,将 代入V式或M式中可解出 。 当 时，此法得到的参数准确度还可以； 当 时，所得参数准确性较差。 3.从实测的多组XTPY数据，用非线性最小二乘法回归参数 其方法是： （2-82） 当此目标函数达到最小值的参数即为所求参数的最佳值。,2.利用恒沸点数据（X,T,P,Y）确定参数 恒沸点时,1、泡点计算基本方程 相平衡关系 归一方程 相平衡常数式 方程数 2C+2 变量 3C+2 自由度数 = 变量数 - 方程数

10、= C,2.15. 多组分系统的泡点计算,2泡点温度计算 给定：P和X1,X2,X3,XC-1; 计算：在此P下，刚开始沸腾的T和平衡的 （1）当 计算步骤：,初值 可参照各组分的沸点和含量估算； 可查P-T-K列线图、 泡点方程 新值 可参照 之值调整。 当P一定，T，K；T，K； ，K偏大了，原设T过高； ，K偏小了，原设T过低。,（2）当 当系统压力P1.5Mpa 原目标函数： 现令： 泡点温度可用牛顿切线法求解：,Muller法,3泡点压力计算 给定：T和X1,X2,X3,XC-1; 计算：在此T下，刚开始沸腾的Pb和平衡的 1）当 2）当 目标函数 计算步骤与泡点温度相同，但压力迭代

11、的方式为： 此式可自动调整压力P； 计算框图 见2-7 (P.35),1.基本方程 相平衡关系 归一方程 2 相平衡常数式 露点方程 或,2.1.6 多组分系统的露点计算,2露点计算 给定：压力P（或温度T）和汽相组成 计算：在此P（或T）下，凝结出第一滴露珠时的TD （或PD），以及此露珠的组成 。 露点计算步骤与泡点计算类同，不再重复； 只是露点压力计算的迭代式为： 露点计算时：液相非理想性强的物系因x未知，Ki在迭代过程中变化较大，计算中增加一层Ki的迭代将更迫切。,2.1.7 等温闪蒸计算,1）基本方程 相平衡关系 组分物料衡算 归一方程 相平衡常数式 2）变量分析 变量数 F,V,L

12、,T,P,xi, yi,zi, Ki （4C+5） 方程数 （3C+3） 自由度=变量数-方程数= C+2 一般取 F, T, P, zi (i=1,C-1),3.计算思路：(目的提高计算速度和收敛的稳定性） 设汽化率 e=V/F ，V=Fe，L=(1-e)F 联立解得： 闪蒸方程式,牛顿切线法求e 初值e的两种选择,闪蒸计算能否成立的判断 所设T必须满足： 若 所指定的温度高于露点温度； 若 所指定的温度低于泡点温度。 则所指定的温度下不可能实现闪蒸。,闪蒸计算框图,T,T,T,F,F,?,多元精馏计算主要采用的方法是: 设计型计算给定分离任务，选择工艺条件； 2操作型计算设备给定，进行工艺

13、条件核算。,2.3 精馏计算,2.3.1 精馏的定态数学模型(MESH),Vj+1,Lj,第j 块板,Lj-1,Fj,uj,Vj,Gj,Qj,M方程： 总物料衡算： Lj-1 + Vj+1 + Fj = (Vj + Gj) + (Lj + Uj) 对i组份作物料衡算： Lj-1 xij-1 + Vj+1 yij+1 + Fj Zij= ( Vj + Gj ) yij + ( Lj + Uj ) xij,2) E 方程 yij = kij xij 3）S 方程 xij=1, yij=1,H方程 Lj-1 hj-1 + Vj+1 Hj+1 + Fj HF= ( Vj + Gj ) Hj + ( L

14、j+Uj ) hj +Qj,变量分析,自由度变量数方程数（5C）N-1,2.3.2 精馏定态模拟计算算法概述,操作型计算一般命题，通常,精馏模拟计算的算法 1）迭代变量的选择； 2）迭代算法的组织； 3）变量圆整或归一及迭代加速方法的选择,一、W-H法的解题思路(BP)法 将MESH方程分成三块，M+E方程，S方程，H方程； M+E方程，S方程，内层迭代求解，与lij,Tj匹配； H方程在外层迭代求解，与Lj(Vj)匹配。 收敛判据：,2.3.3 三对角线矩阵法,Aj xij-1 + Bj xij + Cj xij+1 = Dj,M，E方程联立： Lj-1 xij-1 - ( Vj + Gj

15、) kij + ( Lj + Uj ) xij + Vj+1 kij+1 xij+1 = - Fj Zij,Aj=Lj-1 上块板流下的液相流量 Bj = - ( Vj+ Gj ) kij + ( Lj + Uj ) 该块板上升的汽相流量和汽相出料之和与相平衡常数的乘积 + 该块板流下的液相流量和液相出料之和 Cj= Vij+1 kij+1 下块板上升的汽相流量与相平衡常数的乘积 Dj= - Fj Zij 该块板的进料流量与进料组成的乘积,第 1 块板的特殊性 ?, 第 N 块板的特殊性 ?,问题?,单塔流程,由于没有上一块板下来的液体， 没有进料。 A1 = 0 B1 = - ( V1 ki

16、1+ L1+ U1 ) C1= Vi2 ki2 D1= 0 A1xi0 + B1 xi1+ C1 xi2 = D1 B1 xi1+ C1 xi2 = 0,第1块板,v1,L1,u1,Let me see if I have some,第N块板,VN,W,LN-1,Let me see if I have some,W-H的求解方法:,1) ME方程,M+E方程:,.,.,.,由M-E方程建立三对角矩阵计算 Xij, Yij,W-H法的计算框图,1) 内层迭代变量为Tj，外层迭代变量是Lj。 2) 液相组成是用硬性归一办法得到。 3) 用直接迭代法将新值代替旧值。 4) 用泡点计算得到各板的温度

17、，故称之为泡点(BP)法。,W-H三对角线算法的特点,二、SR法,将MESH方程分成三块，M+E方程，S方程，H方程; M+E方程，S方程，内层迭代求解，与lij,Lj匹配; H方程在外层迭代求解，与Tj匹配。 收敛判据：,SR法计算框图,设Tj、Lj,计算Vj,计算Kij,解三对角线矩阵（ME）得lij（il、c）,Lj=lij,计算Xij.Yij,否,是,H方程计算Tj,否,是,计算结束，输出结果,BP法： 内层泡点方程求温度，外层热量衡算求汽液流率， 适用于窄沸程的精馏； SR法： 内层流率加和求汽液流率，外层热量衡算求温度， 适用于宽沸程的吸收。 三对角线矩阵算法的优缺点： 优点：非理

18、想性不强的物系，具有相当快的收敛速度； 缺点：非理想性强的物系，计算振荡或发散。,BP法与SR法的算法特点及适用场合,纳夫塔列-山德荷姆算法 迭代变量: 迭代算法:联立求解 MEH方程 适用于:精馏,吸收,2.3.4 全变量迭代法,求解方法 迭代变量矩阵 剩余函数矩阵,迭代方法 式中：为阻尼因子，其值在之间； Jacobian矩阵（剩余函数方程对迭代变量的偏导数矩阵)。, 随着世界工业的快速发展，能源 消耗 急剧增长。 全世界面临着 能源短缺 的危机。,案例:,根据“十五规划”，镇海炼化公司的原油综合加工能力和生产技术水平要达到国际炼油企业的先进水平，并基本形成二千万吨/年的综合加工能力。 为

19、此要对套常减压装置扩能改造，原油处理能力由原来300万吨/年改造到600万吨/年。为节省投资和缩短改造周期，装置改造采用四级蒸馏的新工艺 - 即负荷转移技术。,背景介绍：,背景介绍：,由于技术人员和操作人员缺乏大处理量的操作经验，负荷转移技术有待进一步摸索，因此操作未达到最优状态。开工后在操作中发现塔盘液层偏厚、塔压偏大，塔的汽、液相负荷，尤其是常二中换热板附近液相负荷超过了实际操作能力；另外发现常顶油干点193高于工艺控制指标(155175)。,三炉四塔蒸馏工艺流程图,操作条件计算结果与标定值的比较,初馏塔操作条件的比较,操作条件计算结果与标定值的比较,常压塔操作条件的比较,操作条件计算结果

20、与标定值的比较,一级减压塔操作条件的比较,操作条件计算结果与标定值的比较,二级减压塔操作条件的比较,加工量677 t/h 卡宾达原油四塔的操作值和优化值比较,不同加工量的操作条件优化与分析,注：操作值为优化前的操作结果，计算值为优化后模拟计算结果 70.7，70.6,加工不同原料性质的操作条件优化与分析,三种原料性质的塔顶温度、炉出口温度及各塔拔出率的比较,用此模型对实际装置的操作条件进行分析，找出负荷转移技术操作的关键因素，并在此基础上对操作条件进行优化，达到降低能耗、提高收率、平稳生产的作用。,简捷计算属于设计型的算法： 给定：进料量F，分离要求XD、XB； 计算：理论板N、回流比R、进料

21、位置NF 等。 二元精馏： 对于多元混合物的精馏计算，必须引入一些新的概念和定义。,2.3.5 精馏的简捷计算,一、关键组分,进料中按分离要求选取的两个组分，（大多是挥发度相邻的两个组分）。它们在塔顶或塔底产品中的回收率或含量通常是给定的，因此，对于系统的分离起着决定性的作用。,设含有五组分的分离系统，挥发度依次递减： A，B，E，C，D 令：B，C为关键组分 则：B称为轻关键组分（LK） C称为重关键组分（HK） A称为非关键组分或轻组分（L） D称为非关键组分或重组分（H） E介于（LK）与（HK）之间称为非关键 组分或中间组分、分布组分。,条件是全回流； 公式是严格的； Nm包括塔釜的最

22、少理论板数； 用塔顶和塔底平均 代替各板 的 是简化处理。,二、芬斯克方程,计算全回流操作时，达到规定分离要求所需的最少理论板,三、恩德伍特方程,用来估计达到规定分离要求所需的最小回流比。 所谓最小回流比，理论上讲是需要无限多块塔板才能达到分离要求时的回流比。 这时塔内将出现恒浓区，恒浓区中相邻板上的汽相浓度和液相浓度各自相同，该区域需用无限多理论板数才能实现一定的分离作用。,恒浓区 多元精馏在最小回流比下操作，塔内出现两个恒浓区。,原因，由于非分布的轻重组分存在，所以出现了上下两个恒浓区。一般恒浓区的浓度和位置均未知，使严格计算Rm有一定困难。,分布组分的概念,1）只在塔釜或塔顶出现的组分，

23、称非分布组分； 2）在塔釜和塔顶均出现的组分，称分布组分； L只出现在塔顶，H只出现在塔釜，所以是非分布组分； LK、HK在塔的两端产品中都会出现，所以是分布组分； 如存在中间组分必然出现在塔两端，也称分布组分； 当 ，LK与HK的分离要求不是很高， 则L、H也会成为分布组分，出现在塔两端。,设有四组分的料液，在最小回流比下操作： 假定： 2LK，3HK，1，4非分布组分 图中： 区域是进料中的轻组分脱除区 区域是进料中的重组分脱除区 区域是上恒浓区 区域是下恒浓区 区域是提馏段分馏区 区域是精馏段分馏区 由此可见： 上恒浓区是在脱除了重组分后轻重关键组分的分离。 下恒浓区是在脱除了轻组分后轻

24、重关键组分的分离。,此区段有无限多的塔板,恩德吾特方程 假定常数，恒摩尔流； 如果塔内变化不大， ； 如果塔内变化较大， ， 先算平均温度，再算 。,2.Rm估算式,应介于 之间，否则无效。 二元系的泡点或露点进料，可按下式计算： 泡点进料： 露点进料：,全回流操作（操作上限），达到规定的分离要求，所需的理论板最少，因为全回流，得不到产品； 最小回流操作（操作下限），达到规定的分离要求，需无限多块板，即实际塔中得不到合格产品。 操作回流比必介于两者之间， 。 建议： 或,四、操作回流比的确定,五、吉利兰关联,吉利兰关联式求出的理论板隐含着最佳进料位置 1）Kirkbride经验式,六、进料位置

25、的确定,2）勃朗和马丁建议 用芬斯克方程求全回流操作时的 ； 精馏段 提馏段 设操作回流比下的NR/NS与全回流NRM/NSM相同； 联立解可得NR和NS，加料板位置为（ ）,七、塔顶和塔底产品组成和量的估算,1）清晰分割法 基本假定 塔顶产品中 ；即 ； 塔釜产品中 ；即 ； 轻、重关键组分在塔顶、塔底的摩尔浓度按分离要求规定。 塔两端产品的组成和量通过简单的物料衡算就能算得。,2）非清晰分割法 基本假定： 部分回流的浓度分布与全回流浓度分布大致相同。 由轻重关键组分得： 则任一组分I有： 整理后：,注意！ 1、当LK与HK的分离要求比较高，同时 则清晰分割法比较适合； 2、当 LK与HK的

26、分离要求又不是很高时，L、H出现分布组分，则分布组分采用非清晰分割法，其余非分布组分采用清晰分割法较好。,1. R时，NT最少， 全部组分在塔的两端出现，都是分布组分； 2. Rm时，NT， 非分布组分只在塔的一端出现； 3. R时的产品组成与Rm时的产品组成有些差异； Ropt与R的产品组成又有差异。,注意！,塔的操作压力对精馏分离的影响有四个方面： 影响塔顶蒸汽的冷凝温度和塔釜液体的加热温度； 影响组分之间的相对挥发度； 影响塔的操作费用与造价； 影响塔内的传质分离效率。,2.3.7 精馏操作压力的选择,)塔顶蒸汽的冷凝温度取决于： 塔顶 液相产品的泡点温度； 汽相产品的露点温度。 希望塔

27、顶温度高于40，以此算出的泡点压力或露点压力是塔的操作压力的下限；,塔顶蒸汽的冷凝温度和塔釜液体的加热温度,2) 塔釜温度由液相产物的泡点温度决定，从两方面考虑： 物料的分解、聚合、与结垢； 高压水蒸气对锅炉的要求。 塔釜物料的临界温度决定塔釜的允许温度； 加热蒸汽温度不大于180； 由以上两条算得的泡点压力为塔的操作压力的上限。,例1：若按上述原则计算塔顶、塔釜的压力： PD0.006MPa，PB0.2MPa， 则 Popt0.1MPa 例2：若按上述原则计算塔顶、塔釜的压力： PD0.5MPa，PB0.05MPa， 则Popt以塔釜PB为依据， 塔顶可采用其它致冷剂，或被迫不用精馏操作。,

28、对组分间相对挥发度的影响 PN，压力的改变有时会影响恒沸物的组成。 对塔的造价和操作费用的影响 VP，V一定，PVg,DT,; P0.7Mpa,设备; P,N,设备;同时，R, 操作 (冷却剂,加热剂，真空设备、加压设备的投资费用与运转费)；,板式塔：加压或常压操作对板效率没有多大影响； 真空操作很可能使板效率下降。 填料塔：真空操作 g,DT,L,填料润湿，; 加压操作，喷淋密度较高，也发现传质效率变差。,对传质分离效率的影响,2.4 特殊精馏,对有些需采用特殊精馏的物系通过改变操作条件和工艺仍可采用普通精馏. 1.相对挥发度随压力变化比较大. 2.恒沸组成随压力变化. 3.恒沸物是非均相.

29、,2.4.1萃取精馏,问题： 萃取精馏原理 溶剂选择 工程计算,萃取剂S的沸点远高于料液A，B 组分的沸点,由热力学知道： 关键组分1和2的相对挥发度为： P不高时:,.萃取精馏原理,因 随温度变化甚小，可以认为：,因为萃取精馏的原料 或,当加入溶剂S后,所以：,溶剂作用使得活度系数发生了变化,溶剂加入后， 是如何改变,由三元系M方程式可推导得： 其中：,平均交互作用参数,未加溶剂时： 加入溶剂后： 从公式、出发，讨论溶剂是如何改变 ？,由相对挥发度的定义：,有两种情况： (1) 全浓度范围内， ， ； (2) 恒沸物，恒沸点处 ，其它区域 远离， 正偏差时， ，形成最低恒沸物； 负偏差时，

30、，形成最高恒沸物。,公式是未加溶剂时：,1. 式中， 一项，反映了溶剂对组分1,2的不 同作用效果；要使 ，就希望： S与组分形成正偏差溶液； S与组分形成负偏差或至少是理想溶液。 越大越有利。 2. 式中， 是反映原料中组分1, 2之间的作 用，乘数 ，它是小于的数，所以是减弱了组 分1, 2之间的作用。,公式是加入溶剂后对物料产生的作用,溶剂的作用,（1）利用S与组分1,2的不同作用使,（2）溶剂的稀释作用,xs越高效果越好 但生产能力降低,一般xs = 0.6-0.8,2.溶剂的选择,(1) 溶剂选择性高. (2)易再生,稳定性好. (3)价格低,毒性小,无腐蚀性,要求:,（Ewell）

31、的液体分类法 类型： 能形成三维强氢键网络的液体； 类型： 同时含有活性氢原子和施主原子（氧、氮 和氟）的分子组成的液体； 类型： 分子中仅含施主原子的液体； 类型： 分子中仅含活性氢原子的液体，这些分子 中一个碳原子上连接2或3个氯原子，或在 一个碳原子上连接一个氯原子，但在相邻 碳原子上连接一个以上氯原子； 类型: 其它液体，它们没有形成氢键的能力。,溶剂选择方法(定性),从同系物中选择使溶剂S与塔底组分形成理想溶液 即: 或 从分子结构相似（或极性相似）的概念选择溶剂 常见有机化合物按极性增加的顺序排列为： 烃醚醛酮醇二醇水 对于多元系 一般将多元系的问题简化为两个关键组分和溶剂组成的三

32、元系，在选择溶剂时，同样能得到满意的结果。,3.萃取精馏计算(简捷计算法),解决: 溶剂用量计算(S) 理论板计算（N),基本假定： 精馏段 与提留段 为常数； 塔内恒摩尔流 （当 时 ）； 进料溶剂是纯； 塔顶产品中不含溶剂。,(1)溶剂用量计算(S),总物料衡算 V+S=L+D 对溶剂(S) Vys+S=Lxs 联例求解:,(2-164),精馏段:,将非溶剂部分虚拟为一个组分n，其相平衡关系为：,相平衡 ys=ksxs (溶剂) yn=knxn (非溶剂) 相对挥发度,联例求解:,(2-167),结合(2 - 164)和(2 - 167),精馏段:,(2 - 168),(2 - 169),

33、提馏段:,(2-170),其中:,(2-17),分别是各段的 顶和底。,一般:,相当大,所以,当饱和蒸汽进料时：,其中：,计算步骤:,塔顶,(2-162) (2-171),S(xs),(2-169),加料,(2)理论板简捷计算(N),简化计算的基本点 1、 或 都是常数，溶剂只改变关键组分的相对挥发 度，（三元精馏计算作拟二元计算）； 2、恒摩尔流， 为常数，可应用普通精馏的简捷计算 法； 3、防止溶剂塔顶带出，在溶剂进料口以上需设溶剂回收 段。如果溶剂沸点高于重组分180190 ，增加12 块。溶剂挥发度大些，则可取34块。,计算步骤 如BP进料 如DP进料 ,计算Nm，R时，要先作两项计算

34、： 塔顶、塔底产品的预估算： 以100Kmol进料为基准，作物料衡算，得： （算到脱溶剂浓度） 计算平均相对挥发度 一般要算出溶剂加料板，原料进料板及塔底 三处的 ，然后取平均。 其中： 用Antoine方程计算； 用活度系数方程计算。,溶剂浓度 xs , 回流比 R , xs,4.萃取精馏的操作特点,所以回流比萃取精馏的影响与普通精馏不同,有一最佳值.盲目调节回流比，往往得不到预期的效果；,恒沸精馏: 加溶剂S 使,溶剂和原料中某些组分形成恒沸物,或,2.4.2 恒沸精馏,1.相图,三元汽液平衡的相图用正三棱柱表示,纵轴为温度,底为正三角形表示组成.,上曲面是露点面 下曲面是泡点面 恒沸点两

35、面相切,甲乙酮甲苯正庚烷相平衡图,正庚烷和甲乙酮有最低恒沸物，沸点图中实线表示各等泡点温度线，虚线表示各等露点温度线,(1)具有三对性质相同的两元恒沸物时，大多会有三元恒沸物：,（2）三元系中有二对两个性质相同的二元恒沸物时压力面上连接两个恒沸物之间出现“脊”“沟”：,（3）当三元系中有二对二元最低恒沸物，而另一对是二元最高恒沸物时，压力曲面上就可能出现“谷”；温度曲面上就可能出现“脊”； 当三元系中有二对二元最高恒沸物，而另一对是二元最低恒沸物时，温度曲面上就可能出现“沟”；压力曲面上就可能出现“脊”；,2.恒沸点的预测,当气相作为理想气体时:,(2-172),恒沸点时:,总压：,(2-17

36、3),3.恒沸精馏流程,恒沸精馏流程包括恒沸精馏和恒沸剂回收系统组成.,根据恒沸物性质不同,有各种流程: 恒沸物 均相(萃取) 非均相(液液分离) 形成几对二元或三元恒沸物,(1) 系统有一对两元恒沸物,分离： 原料：环己烷+苯 溶剂：丙酮 萃取剂：水,(2）系统有两对两元恒沸物,分离： 原料：甲苯+烷烃 溶剂：甲醇 萃取剂：水,(）塔顶馏出液为三元非均相恒沸物,分离： 原料：乙醇+水 溶剂：苯,4.恒沸精馏塔两端产品,恒沸精馏塔产物不仅与塔的分离能力有关,还与恒沸剂用量及进料组成有关.,精馏产物与全部进料总组成（原料组成、溶剂用量）有关:,对于二元精馏T-X图上的差异：,对于具有三元最低恒沸

37、物的情况：,当F一定，不同夹带剂的用量将有不同的塔底产品组成；（服从杠杆规则） 2. 塔内温度不会出现极值； 3. 当总组成变化，也会影响塔顶、塔底的产品组成。,5.恒沸剂选择,(1)与料液中一个或二个组分形成最低恒 沸物,最好形成非均相恒沸物.而且与 其它组成沸点差T10. (2)恒沸物中S含量低(节省能耗). (3)溶剂S回收容易. (4) 汽化潜热小. (5)价格,毒性,腐蚀性,热稳定性等.,6.计算,由于恒沸精馏非理想性强用MESH方程联例求解,或逐板计算法.,共同点: 加 S , 不同点: (1)恒沸精馏选用的溶剂S必须与待分离组成形成恒沸物. (2)恒沸精馏溶剂一般从塔顶蒸出故能耗

38、比萃取精馏大. (3)恒沸精馏可连续或间歇操作,萃取精馏只能连续操作. (4)恒沸精馏的操作温度比萃取精馏低,更适宜热敏物质.,2.4.3 恒沸与萃取精馏比较,2.5 板效率,板效率是考虑理论板和实际板之间的差异。板效率与传质速率，板上汽液两相混合情况，非理想流动以及级间返混（雾沫夹带，泡沫夹带，漏液）因素有关。,理论板:,有三点假设: 1.汽液两相达到平衡 2.汽液两相均全混 3.汽液两相实现完善分离,Lj-1,xj-1 Vj,yj,Vj+1,yj+1 Lj,xj,实际板与理论板的差异：,塔板上某点传质EOG EMV Ea,塔效率的求取方法(美国化学工程师协会),首先根据塔板上某点的传质求取

39、点效率EOG，然后考虑塔板上液相返混求默夫里板效率EMV，再考虑夹带的影响求出湿板效率Ea，最后用相平衡曲线和操作线求塔效率E0 .,.点效率EOG,点效率定义：,假定: (1) 板上液层在垂直方向 均匀混合 (2) 汽体呈活塞流通过液 层.,对微元作物料衡算:,V 汽相流率 (kmol/m2s) a 传质比表面(m2/m3) Hf 泡沫层高度(m) S 截面积 (m2) y* 与x与平衡的汽相摩尔分率 ky 汽相传质系数(kmol/m2s),积 分：,汽相总传质单元数NOG =kyaHf/V ky ,a，Hf；EOG,AICHE根据泡罩塔和筛板塔实验结果，归纳出两个经验式：,.默夫里板效率E

40、MV,定义：,影响板效率的因素有： 1、塔板上液体混合情况的影响； 2、板上液体非均匀流动的影响； 3、板间气体不完全混合和不均匀分布的影响。,(1) 液体在板上呈活塞流 假设：（路易斯，1936） 汽相在级间全混； 板上各点 相等； 液体在板上呈活塞流； A吸收因子L/mG 液相活塞流将得到最大的干板效率。,(2)液体在板上轴向部分混合，用扩散模型描述,AICHE对泡罩塔和筛板塔建议了DE的经验估算式：,假定：汽相完全混合各点 EOG 相同,公式(2-188)作图:,当塔径增大 ZL 塔板上液 体沿轴向流动趋近于活塞流, 那么随着塔径增大干板效率 是否越高?,(3)非理想流动,提高塔效率的关键： 1. 促进液相经过塔板时的均匀流动； 2. 防止全混，减小返混，朝活塞流目标努力。,液体在塔板上的非均匀流动,汽体在板间的