1、企业生产实际教学案例库应用化工生产技术专业（煤化工方向）两组分连续精馏的分析和计算两组分连续精馏的分析和计算一、理论板的概念及恒摩尔流假设一、理论板的概念及恒摩尔流假设1、理论板的概念、理论板的概念 理论板是指离开塔板的蒸汽和液体呈平衡的塔板。理论板是人为的理想化的塔板。它可以作为衡量实际塔板分离效果的一个标准。2、恒摩尔流假定、恒摩尔流假定恒摩尔流假设的条件恒摩尔流假设的条件 （1）各组分的摩尔汽化潜热相等； （2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略 ； （3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。 （2）恒摩尔液流）恒摩尔液流 LLLLn.21LLLLm.21VVVVn.21VVVVm.2
2、1（1）恒摩尔气流）恒摩尔气流 精馏段精馏段提馏段提馏段1、精馏段操作线方程、精馏段操作线方程 对总物料： DLV对易挥发组分： DnnDxLxVy1三、操作线方程三、操作线方程精馏段物料衡算DLR 回流比 精馏段操作线方程DnxRxRR111DnnxDLDxDLLy1操作线的作法2、提馏段操作线方程、提馏段操作线方程 对总物料： WVL对易挥发组分： wmmWxyVxL1wmmxWLWxWLLy1提馏段操作线方程：提馏段物料衡算操作线的作法四、进料热状况的影响和进料线方程四、进料热状况的影响和进料线方程1、进料热状况参数、进料热状况参数进料板的物料衡算及热量衡算 如图3-18所示的虚线范围，
3、分别作进料板的物料衡算和热量衡算，以单位时间为基准，即：物料衡算： LVLVF热量衡算： LVLVFiLViLiiVFiFLLIIIILVFV原料液的千摩尔气化热热量原料变为饱和蒸气所需molk1LVFVIIIIq q值称为进料的热状况参数。q值的意义为：每进料1kmolh-1时，提馏段中的液体流量较精馏段中增大的摩尔流量值。对于泡点、露点、混合进料，q值相当于进料中饱和液相所占的百分比。FqVV)1 ( qFLL2、五种进料热状况、五种进料热状况进料热状况对进料板上、下各股流的影响（1）饱和液体进料；（2）饱和蒸汽进料；（3）气液混合进料（4）过热蒸汽进料；（5）冷液进料（1）饱和液体进料L
4、FiiLVFViiiiq1LFLVV （2）饱和蒸汽进料 VFiiLVFViiiiq0LLFVV（3）汽液混合物进料 VFLiiiLVFViiiiq10qFLLFqVV) 1( （4）过热蒸汽进料 VFii0qVLL VFVV 对于饱和液体、汽液混合物及饱和蒸汽三种进料而言，q值就等于进料中的液相分率。（5）冷液进料 LFiiLVFViiiiq1LFLL LVV 3、q线方程（进料方程）线方程（进料方程）（1）进料方程 因在交点处两操作线方程中的变量相同，故略去方程式中变量上、下标即： 将上两式联解，再将全塔的物料衡算式及全塔易挥发组分的衡算式代入，并整理得：进料热状况对操作线的影响（2）进料
5、热状况对q线及操作线的影响 进料热状况对q线的影响依据的两个关系：依据的两个关系：（1 1） 气液平衡关系气液平衡关系（2 2） 操作线方程操作线方程 精馏段：精馏段： 提馏段：提馏段：xxy) 1(1111RxxRRyDnnWqFLWxxWqFLqFLyWmm1五、理论塔板数的求法五、理论塔板数的求法1、逐板计算法、逐板计算法塔顶采用全凝器，即：塔顶采用全凝器，即：由于离开每层理论板气液组成互由于离开每层理论板气液组成互成平衡，因此成平衡，因此x1可利用气液平衡可利用气液平衡方程求得：方程求得：从下一层塔板上升蒸汽组成从下一层塔板上升蒸汽组成y2与与x1符合精馏段操作线关系，即：符合精馏段操
6、作线关系，即：Dxy 1111) 1(yyx1112RxxRRyD逐板计算法示意图 同理，如此交替使用平衡方程和精馏段操作线方程重复计算，直同理，如此交替使用平衡方程和精馏段操作线方程重复计算，直至计算到至计算到 （仅指饱和液体进料况）时，（其它进料状态（仅指饱和液体进料况）时，（其它进料状态 ， 为两操作线交点处的液相组成）。表示第为两操作线交点处的液相组成）。表示第n n层理论板是进料板（属于层理论板是进料板（属于提馏段），此后，可改用提馏段操作线方程和平衡方程。求提馏段理提馏段），此后，可改用提馏段操作线方程和平衡方程。求提馏段理论板数，直至计算到论板数，直至计算到 为止。为止。 在计算
7、过程中使用了在计算过程中使用了n n次相平衡方程即为求得的理论板数（包括再次相平衡方程即为求得的理论板数（包括再沸器在内）。沸器在内）。 FnxxqnxxqxWmxx 应注意的问题：应注意的问题： 精馏段所需理论板数为精馏段所需理论板数为n-1块，提馏段所需的理论板数块，提馏段所需的理论板数为为m-1(不包括再沸器不包括再沸器)。精馏塔所需的理论板数为。精馏塔所需的理论板数为n+m-2，（不包括再沸器）。（不包括再沸器）。 若为其它进料热状况，应计算到若为其它进料热状况，应计算到 。（。（ 为两操为两操作线交点下的液相组成）。作线交点下的液相组成）。qnxx qx2 2、图解法、图解法 图解法
8、的基本步骤：图解法的基本步骤： 在在x-yx-y坐标图上作出坐标图上作出 平衡曲线和对角线平衡曲线和对角线 作精馏段操作线作精馏段操作线 作进料线作进料线 作提馏段操作线作提馏段操作线 画直角梯级画直角梯级 图解法求理论板数 图解过程中当某图解过程中当某梯级跨过两操作线交梯级跨过两操作线交点时，应更换操作线，点时，应更换操作线，跨过交点的梯级代表跨过交点的梯级代表适宜的加料板。逐板适宜的加料板。逐板法也相同。否则理论法也相同。否则理论塔板数会增加。塔板数会增加。3 3、适宜的进料位置、适宜的进料位置图解法求理论板数 回流比有两个极限值，其上限为回流比有两个极限值，其上限为全回流全回流,下限为下
9、限为最小回最小回流比流比，操作回流比介于两个极限值之间。，操作回流比介于两个极限值之间。1、全回流和最小理论板层数、全回流和最小理论板层数（1）全回流的分析）全回流的分析 精馏塔塔顶上升蒸气经全凝器冷凝后，冷凝液全部回精馏塔塔顶上升蒸气经全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔内，此种回流方式称为流到塔内，此种回流方式称为全回流全回流。全回流时的回流比为：全回流时的回流比为：0LDLR六、回流比的影响及其选择六、回流比的影响及其选择 全回流时操作线方程式为：全回流时操作线方程式为： nnxy1 操作线和平衡线之间的距离最远，说明塔内气、液两操作线和平衡线之间的距离最远，说明塔内气、液两相间的传质推动力
10、最大，对完成同样的分离任务，所需的相间的传质推动力最大，对完成同样的分离任务，所需的理论板数为最少。理论板数为最少。全回流最少理论板数的图解（2）最小理论板层数）最小理论板层数芬斯克方程芬斯克方程 :1lg11lgmin mWWDDxxxxN 全回流时因无生产能力，对正常生产无实际意义，全回流时因无生产能力，对正常生产无实际意义，只用于精馏塔的开工阶段或实验研究中。但在精馏操只用于精馏塔的开工阶段或实验研究中。但在精馏操作不正常时，有时会临时改为全回流操作，便于过程作不正常时，有时会临时改为全回流操作，便于过程的调节和控制。的调节和控制。 2、最小回流比、最小回流比（1）最小回流比的概念）最小
11、回流比的概念 对于一定的分离任务，若逐渐减小回流比，精馏段操对于一定的分离任务，若逐渐减小回流比，精馏段操作线的截距则随之不断增大，两操作线的位置向平衡线靠作线的截距则随之不断增大，两操作线的位置向平衡线靠近。当回流比减小到某一数值后，两操作线的交点近。当回流比减小到某一数值后，两操作线的交点d落在落在平衡曲线上时，相应的回流比称为最小回流比，以平衡曲线上时，相应的回流比称为最小回流比，以 表示。表示。minR最小回流比的确定 正常相平衡曲线正常相平衡曲线（2）最小回流比的求法）最小回流比的求法精馏段操作线的斜率为：精馏段操作线的斜率为： qDqDxxyxRR1minmin最小回流比为：最小回
12、流比为： qqqDxyyxRminqqyx , 为为q线与平衡线的交点坐标，可在图中读得，也线与平衡线的交点坐标，可在图中读得，也可由可由q线方程与平衡线方程联立确定。线方程与平衡线方程联立确定。 最小回流比的确定图解法不正常相平衡曲线不正常相平衡曲线d点坐标点坐标()由图中读出。由图中读出。qqqDxyyxRminqqyx ,不正常相平衡曲线最小回流比的确定对于相对挥发度为常量（或取平均值）的理想溶液 qqqxxy) 1(1qqqDxyyxRminqqqqqDxxxxxx) 1(1) 1(1图解法qDqDxxxxR1)1 (11min饱和液体进料时 FDFDxxxxR1)1 (11min饱和
13、蒸汽进料时 11111minFDFDyxyxR3、适宜回流比的选择、适宜回流比的选择 适宜的回流比是指操作费适宜的回流比是指操作费用和投资费用之和为最低时的用和投资费用之和为最低时的回流比。回流比。 设备费：设备费： 曲线曲线1 操作费用：曲线操作费用：曲线2 总费用：总费用： 曲线曲线3 在精馏设计计算中操作回在精馏设计计算中操作回流比常采用经验值。根据生产流比常采用经验值。根据生产数据统计适宜回流比的数值范数据统计适宜回流比的数值范围可取为：围可取为：min)0 . 21 . 1 (RR 适宜回流比的确定4、理论板数的捷算法、理论板数的捷算法 （1）吉利兰图）吉利兰图 R 、NT 、Rmi
14、n 、Nmin关系关系关联图：关联图：吉利兰图吉利兰图吉利兰图左端：左端：01min RRR NRR,min右端：右端：11min RRRmin,NNR 最小回流最小回流全回流全回流 特点：简便、快；特点：简便、快； 双组分、多组分都适用；双组分、多组分都适用； 误差大，可用误差大，可用N估算，方案的比较。估算，方案的比较。（2）简捷法求理论板数的步骤）简捷法求理论板数的步骤根据物系性质及分离要求，求出Rmin，选择合适的R； 求出全回流下所需理论板数Nmin (图解法、芬斯克公式)；使用吉利兰图 ，求出所需理论板数 ；确定加料位置 ，可把加料组成看成釜液组成求出理论板数;即为精馏段所需理论板
15、数，从而可以确定加料位置。 七、塔高和塔径的计算七、塔高和塔径的计算 1、塔高的计算、塔高的计算（1）板式塔有效高度的计算）板式塔有效高度的计算 板式塔的有效高度是指气、液接触段的高度。由实际塔板数和板间距计算，即：Z= (NP1)HT式中：Z-表示板式塔的有效高度，m； HT-表示两相邻塔板间的距离，板间距HT为经验值,计算时可选定。（选定方法可参考有关书籍）；NP-实际板数。（2）板效率）板效率全塔效率（总板效率）E %100PTNNE单板效率-默弗里（Murphree）效率 气相单板效率气相单板效率 mvE11nnnnmvyyyyE操作线平衡线ynyn-yn+11nnyyny液相单板效率
16、液相单板效率 mlEnnnnmlxxxxE112、塔径的计算、塔径的计算 精馏塔的直径，可由塔内上升蒸气的体积流量及空塔速度求得，即uVDs4 空塔速度是影响精馏操作的重要因素，适宜空塔速度通常可取液泛气速的0.60.8倍，液泛气速的确定方法可参考有关书籍。 如前所知，由于精馏塔内两段上升蒸气体积流量Vs可能不同，则两段Vs及直径应分别计算。 精馏塔上升气体体积流量可按下式计算，即vmsVMV3600若操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物，则PTTPVVs0036004 .22 应予指出，若计算提馏段上升蒸气的体积流量，通过计算，若精馏塔两段塔径不相等，为使塔的结构简化，两段宜采用相同的塔
17、径（取两者中较大的），经圆整后作为精馏塔塔径。八、精馏装置的热量衡算八、精馏装置的热量衡算 1、冷凝器的热量衡算、冷凝器的热量衡算 )(LDLDVDCDILIVIQDRDLV) 1()() 1(LDVDCIIDRQ冷却介质用量 )(12ttcQWcpcc精馏塔的热量衡算2、再沸器的热负荷、再沸器的热负荷 进入再沸器的热量： 加热蒸汽供给的热量QB；回流液体带入的热量LIlm 离开再沸器的热量 ：再沸器中上升蒸气带走的热量 VmIV釜残液带走的热量 lmWI再沸器的热损失 LQLLWvmvmBQWIIVILQLVMLWvmBQILWIIVQ若近似取 LmLWIIWLVLLWVWBQIIVQ)(加热介质的消耗量 21BBBhIIQW若用饱和蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排出，则加热蒸汽消耗量 rQWBh
