41 9-5 两组分连续精馏的计算.pptx

第1页：两组分连续精馏的计算

第九章蒸馏

• 9.5两组分连续精馏的计算
• 5.1计算的基本假定
• 5.2物料衡算与操作线方程
• 一、全塔物料衡算
• 二、操作线方程

第2页：操作线方程

在提馏段中，任意塔板（m板）下降的液相组成与由其下一层塔板（m+1板）上升的气相组成之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为提馏段操作线方程。

• 2.提馏段操作线方程提馏段的物料衡算
• 二、操作线方程

第3页：操作线方程提馏段操作线方程

总物料衡算易挥发组分衡算整理得二、操作线方程提馏段操作线方程

第4页：物料衡算与操作线方程

二、操作线方程直线方程斜率截距根据恒摩尔流

二、操作线方程直线方程斜率截距根据恒摩尔流假定，为定值，且在稳态操作时，及xW为定值。

第5页：精馏塔的进料状况

• 三、进料热状况的影响精馏塔五种进料热状况精馏塔的进料热状况
• （1）冷液进料
• （2）饱和液体进料（泡点进料）
• （3）气液混合物进料
• （4）饱和蒸气进料（露点进料）
• （5）过热蒸气进料
• 1.精馏塔的进料状况

第6页：进料热状况的影响

冷液进料对于冷液进料冷液进料三、进料热状况的影响

第7页：进料热状况的影响

饱和液体（泡点）进料对于饱和液体进料饱和液体进料三、进料热状况的影响

第8页：进料热状况的影响

气液混合物进料对于气液混合物进料气液混合物进料三、进料热状况的影响

第9页：进料热状况的影响

饱和蒸气（露点）进料对于饱和蒸气进料饱和蒸气进料三、进料热状况的影响

第10页：进料热状况的影响

过热蒸气进料对于过热蒸气进料过热蒸气进料三、进料热状况的影响

第11页：进料热状况参数定义

• 2.进料热状况参数为了定量地分析进料量及其热状况对于精馏操作的影响，现引入进料热状况参数的概念。进料板的物料衡算和热量衡算
• 三、进料热状况的影响
• （1）进料热状况参数定义

第12页：进料热状况的影响

物料衡算热量衡算三、进料热状况的影响

第13页：进料热状况的影响

设三、进料热状况的影响

第14页：进料热状况的影响

进料热状况参数则整理得令三、进料热状况的影响

第15页：进料热状况的影响

• （2）进料热状况参数对提馏段操作线方程的影响由则
• 三、进料热状况的影响

第16页：进料热状况的影响

• （3）进料热状况参数的计算对于冷液进料，设进料温度为tF、泡点温度为tb泡点进料定性温度
• 三、进料热状况的影响

第17页：进料热状况的影响

由冷液进料泡点进料气液混合物进料露点进料过热蒸气进料三、进料热状况的影响

第18页：理论板层数的计算

本页为「理论板层数的计算」小节导览页，列出本节包含的内容要点。

• 第九章蒸馏
• 9.5两组分连续精馏的计算
• 9.5.1计算的基本假定
• 9.5.2物料衡算与操作线方程
• 9.5.3理论板层数的计算

第19页：逐板计算

一、逐板计算法逐板计算法通常从塔顶开始，计算过程中依次使用平衡方程和操作线方程，逐板进行计算，直至满足分离要求为止。平衡方程操作线方程（a)（b)（c)

第20页：逐板计算法示意图

逐板计算法示意图

第21页：理论板层数的计算

塔顶采用全凝器由y1=xD(a)x1y2x2y3…xF≥xn（泡点进料）进料板NF：第n层一、逐板计算法(b)(a)(a)(a)(b)精馏段理论板层数：n-1（进料板算在提馏段）

第22页：理论板层数的计算

由=xn…≤xW总理论板层数NT：n＋m-2（不包括再沸器）一、逐板计算法(a)(a)(a)(c)(c)(c)提馏段理论板层数：m-1（不包括再沸器）

第23页：理论板层数的计算

• 二、梯级图解法梯级图解法又称麦克布—蒂利法，简称M—T法。
• 1.操作线的作法用图解法求理论板层数时，需先在x–y图上作出精馏段和提馏段的操作线。作图时，先找出操作线与对角线的交点，然后根据已知条件求出操作线的斜率（或截距），即可作出操作线。

第24页：理论板层数的计算

xDabxWcd精馏塔的操作线g

第25页：梯级图解法

提馏段操作线的截距数值很小，因此提馏段操作线不易准确作出，且这种作图法不能直接反映进料热状况的影响。故提馏段操作线通常按以下方法作出：先确定提馏段操作线与对角线的交点c，再找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点d，直线cd即为提馏段操作线。二、梯级图解法

第26页：梯级图解法q线方程或进料方程

由在交点处两式中的变量相同，略去有关变量的上下标，经整理得又二、梯级图解法q线方程或进料方程

第27页：梯级图解法直线方程斜率截距

与对角线联立解得交点e。过点e作斜率为q/(q-1)的直线与精馏段操作线交于点d，联接cd即得提馏段操作线。二、梯级图解法直线方程斜率截距

第28页：理论板层数的计算

操作线的作法xDabxWcxFe截距斜率fd

第29页：梯级图解法

• 2.梯级图解法求理论板层数自对角线上的点a开始，在精馏段操作线与平衡线之间作由水平线和铅垂线构成的阶梯，当阶梯跨过两操作线的交点d时，改在提馏段操作线与平衡线之间绘阶梯，直至阶梯的垂线达到或跨过点c为止。
• 二、梯级图解法

第30页：理论板层数的计算

xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；NT=5（包括再沸器）；NF=3

第31页：练习题目与思考题

练习题目

思考题

• 进料热状况参数有何物理意义？
• 2.q线方程或进料方程是如何获得的？
• 3.进料量对理论板层数有无影响，为什么？
• 4.在分离任务一定时，进料热状况对所需的理论板层数有何影响？

作业题：6、7、81

第32页：逐板计算法

• 一、逐板计算法
• 二、梯级图解法

第33页：梯级图解法

• 3.适宜的进料位置进料位置对应于两操作线交点d所在的梯级，这一位置即为适宜的进料位置。适宜的进料板位置
• 二、梯级图解法

第34页：梯级图解法

• 4.进料热状况对理论板层数的影响进料热状况参数q值不同，q线的斜率也就不同，q线与精馏段操作线的交点d随之而变动，从而影响提馏段操作线的位置，进而影响所需的理论板层数。
• 二、梯级图解法

第35页：梯级图解法

进料热状况对q线的影响进料热状况q值q/（q-1）q线的形状冷液进料泡点进料气液混合物进料露点进料过热蒸气进料二、梯级图解法

第36页：理论板层数的计算

进料热状况对理论板层数的影响q值越大，进料温度越低，平衡线与操作线距离越远，所需的理论板层数越少。

第37页：回流比的影响及其选择

本页为「回流比的影响及其选择」小节导览页，列出本节包含的内容要点。

• 第九章蒸馏
• 9.5两组分连续精馏的计算
• 9.5.1计算的基本假定
• 9.5.2物料衡算与操作线方程
• 9.5.3理论板层数的计算
• 9.5.4回流比的影响及其选择

第38页：全回流和最少理论板层数

• 1.全回流和最少理论板层数
• (1)全回流的概念若上升至塔顶的蒸气经全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔内，该回流方式称为全回流。全回流 精馏的开工阶段全回流的应用
• 一、全回流和最小回流比

第39页：全回流和最小回流比

操作线的斜率和截距分别为全回流操作时不向塔内进料，也不从塔内取出产品，全塔无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二为一。操作线与对角线重合，操作线方程为一、全回流和最小回流比

第40页：全回流和最小回流比

• (2)最少理论板层数回流比愈大，完成一定的分离任务所需的理论板层数愈少。当回流比为无限大，两操作线与对角线重合，此时，操作线距平衡线最远，气液两相间的传质推动力最大，因此所需理论板层数最少，以Nmin表示。
• 一、全回流和最小回流比

第41页：回流比的影响及其选择

xDxWxF回流比与理论板层数的关系R越大NT越少R1R2R3

第42页：全回流和最小回流比

Nmin用芬斯克(Fenske)方程式计算，芬斯克方程式通过逐板计算法推得。由汽液平衡方程得操作线方程为一、全回流和最小回流比

第43页：全回流和最小回流比

对于塔顶全凝器第1层理论板的汽液平衡关系为第1层和第2层理论板之间操作关系为所以一、全回流和最小回流比

第44页：全回流和最小回流比

第2层理论板的气液平衡关系为则重复上述的计算过程，直至塔釜（塔釜视作第N+1层理论板）为止，可得一、全回流和最小回流比

第45页：全回流和最小回流比几何平均

令对于全回流操作，N=Nmin一、全回流和最小回流比几何平均

第46页：两组分物系

• 对两组分物系，略去下标A、B注意一、全回流和最小回流比芬斯克方程式
• 求得的最小理论板层数不含再沸器
• 为全塔平均相对挥发度

第47页：最小回流比

• 2.最小回流比
• (1)最小回流比的概念对于一定分离任务，减小操作回流比，两操作线向平衡线靠近，所需理论板层数增多。当回流比减小到某一数值，两操作线的交点d落到平衡线上，此时，若在平衡线与操作线之间绘阶梯，将需要无穷多阶梯才能到达点d，相应的回流比即为最小回流比，以Rmin表示。
• 一、全回流和最小回流比

第48页：回流比的影响及其选择

xDxWxFR1R2夹紧区夹紧点最小回流比斜率xqyqg

第49页：最小回流比的求法

• (2)最小回流比的求法
• ①作图法
• 一、全回流和最小回流比最小回流比计算式

第50页：全回流和最小回流比

非正常平衡曲线最小回流比的求法一、全回流和最小回流比

第51页：解析法泡点进料露点进料

• ②解析法泡点进料露点进料
• 一、全回流和最小回流比

第52页：回流比的影响及其选择

二、适宜回流比的选择分离任务一定R～～操作费用设备费用塔径～能耗～R设备费用塔高理论板数～～

第53页：适宜回流比

适宜回流比的选择1－操作费用2－设备费用3－总费用

第54页：回流比的影响及其选择

选择适宜的回流比需进行经济权衡，根据生产实践经验，取统计表明，实际生产中的操作回流比以下列范围使用较多：二、适宜回流比的选择适宜回流比计算式

第55页：简捷法求理论板层数

本页为「简捷法求理论板层数」小节导览页，列出本节包含的内容要点。

• 第九章蒸馏
• 9.5两组分连续精馏的计算
• 9.5.1计算的基本假定
• 9.5.2物料衡算与操作线方程
• 9.5.3理论板层数的计算
• 9.5.4回流比的影响及其选择
• 9.5.5简捷法求理论板层数

第56页：简捷法求理论板层数

一、吉利兰(Gilliland)关联图精馏塔理论板层数除了可用前述的逐板计算法和图解法求算外，还可用简捷法计算。通常采用的简捷法为吉利兰关联图。吉利兰关联图

第57页：求理论板层数的步骤

• 二、求理论板层数的步骤简捷法求理论板层数的步骤
• 先按设计条件求出最小回流比Rmin，并选择操作回流比R。
• 计算全回流下的最少理论板层数Nmin。
• 利用吉利兰关联图，计算全塔理论板层数N。
• 用精馏段的最小理论板层数Nmin1代替全塔的Nmin，确定适宜的进料板位置。

第58页：求理论板层数的步骤

由芬斯克方程式αm1为精馏段平均相对挥发度二、求理论板层数的步骤

第59页：几种特殊情况理论板层数的计算

本页为「几种特殊情况理论板层数的计算」小节导览页，列出本节包含的内容要点。

• 第九章蒸馏
• 9.5两组分连续精馏的计算
• 9.5.1计算的基本假定
• 9.5.2物料衡算与操作线方程
• 9.5.3理论板层数的计算
• 9.5.4回流比的影响及其选择
• 9.5.5简捷法求理论板层数
• 9.5.6几种特殊情况理论板层数的计算

第60页：几种特殊情况理论板层数的计算

• 一、直接蒸汽加热
• 待分离的物系为水溶液1.直接蒸汽加热应用背景及意义直接蒸汽加热的应用背景直接蒸汽加热的意义
• 省掉再沸器，减少设备费
• 水为难挥发组分
• 提高加热蒸汽利用率，节约能耗，减少操作费

第61页：直接蒸汽加热

直接蒸汽加热

第62页：几种特殊情况理论板层数的计算

直接蒸汽加热精馏塔的精馏段操作线和q线与常规塔相同，但提馏段操作线方程应予修正。2.直接蒸汽加热理论板层数的计算总物料衡算易挥发组分衡算一

第63页：直接蒸汽加热提馏段操作线方程

对于塔内恒摩尔流动当则提馏段操作线与横轴的交点坐标为g (xW, 0)一、直接蒸汽加热提馏段操作线方程

第64页：几种特殊情况理论板层数的计算

xDabxWcxFefd12345直接蒸汽加热时理论板层数的图解法

第65页：练习题目与思考题

练习题目

思考题

• 全回流操作的特点是什么，有何实际意义？
• 2.回流比对理论板层数有何影响？
• 3.简捷法求理论板层数的原理是什么？
• 4.直接蒸汽加热有何应用背景，其理论板层数如何用图解法求解？

作业题：10、111

第66页：直接蒸汽加热

一、直接蒸汽加热

第67页：几种特殊情况理论板层数的计算

• 物系在低浓度下的相对挥发度较大，无精馏段也可达到希望的馏出液组成1.提馏塔的特点及应用背景提馏塔的应用背景
• 塔顶进料，塔顶馏出物全部采出，无回流提馏塔的特点
• 只有提馏段，而没有精馏段
• 回收稀溶液中的轻组分二、提馏塔

第68页：提馏塔装置示意图

提馏塔装置示意图

第69页：正丁醇－水物系分离的双塔流程

正丁醇－水物系分离的双塔流程示意图提馏塔

第70页：几种特殊情况理论板层数的计算

• 2.提馏塔的理论板层数的计算提馏塔的操作线方程与一般精馏塔的提馏段操作线方程相同。
• 二、提馏塔

第71页：几种特殊情况理论板层数的计算

对于泡点进料操作线方程为二、提馏塔

第72页：几种特殊情况理论板层数的计算

xDabxWcxFefd1234提馏塔理论板层数的图解法

第73页：几种特殊情况理论板层数的计算

三、塔顶采用分凝器精馏塔的上升蒸气先进入分凝器，在分凝器中蒸气部分冷凝，冷凝液作为回流返回塔内，未被冷凝的蒸气进入全凝器，在全凝器中被全部冷凝，冷凝液作为产品采出。通过调整分凝器中冷却介质的流量或进口温度，即可调整精馏塔的回流比。

第74页：塔顶采用分凝器的精馏

塔顶采用分凝器的精馏装置1－精馏塔2－分凝器3－全凝器y1≠xD（yL=xD）yL与xL平衡关系y1与xL操作关系操作线方程

第75页：几种特殊情况理论板层数的计算

四、多侧线的精馏塔在工业生产中，时常会遇到所分离的原料液组成不同或所需的产品组成不同，此种情况需要采用多侧线的精馏塔。多侧线进料多侧线出料多侧线的精馏塔

第76页：几种特殊情况理论板层数的计算

• 1.多侧线进料分离组分相同而浓度不同原料液，则应在不同塔板位置上设置相应进料口 多侧线进料。两股进料的精馏塔
• 四、多侧线的精馏塔精馏段提馏段中间段

第77页：多侧线的精馏塔

总物料衡算易挥发组分衡算操作线方程中间段四、多侧线的精馏塔

第78页：多侧线的精馏塔

各段间气、液负荷的关系四、多侧线的精馏塔

第79页：多侧线的精馏塔

四、多侧线的精馏塔

第80页：两股进料的精馏

两股进料的精馏塔最小回流比的确定由ab线斜率求Rmin1由ck线斜率求Rmin2选则较大者作为Rmin

第81页：两股进料的精馏

两股进料的精馏塔理论板的图解NT=17（包括再沸器）NF1=5（包括再沸器）NF2=9

第82页：几种特殊情况理论板层数的计算

• 2.多侧线出料为了获得不同规格的精馏产品，则可根据所要求的产品组成在塔的不同位置上开设侧线出料口 多侧线出料。
• 四、多侧线的精馏塔有侧线采出的精馏塔精馏段提馏段中间段

第83页：多侧线的精馏塔

总物料衡算易挥发组分衡算操作线方程中间段四、多侧线的精馏塔

第84页：有侧线采出精馏塔的操作线

有侧线采出精馏塔的操作线

第85页：几种特殊情况理论板层数的计算

五、非理想物系对于非理想物系，其理论板的求解方法与理想物系相同，但气液平衡关系需按非理想物系计算。理想物系故气液平衡常数

第86页：非理想物系活度系数

非理想物系 气相理想，液相非理想故五、非理想物系活度系数

第87页：非理想物系

• 活度系数计算方法
• 范拉方程
• 威尔逊方程
• NRTL方程
• UNIQUAC方程
• UNIFAC方程√√√五、非理想物系

第88页：非理想物系逸度系数

非理想物系 气相非理想，液相非理想故五、非理想物系逸度系数

第89页：非理想物系

• 逸度系数计算方法
• 范德华方程
• 维理方程
• R－K方程
• BWR方程
• 对应状态原理法√√√五、非理想物系

第90页：几种特殊情况理论板层数的计算

• 六、非气液恒摩尔流对于气液恒摩尔流，需求解方程
• 物料衡算方程（M方程）
• 平衡方程（E方程）
• 加和方程（S方程）EMS方程组对于气液非恒摩尔流，需求解方程
• 物料衡算方程（M方程）
• 平衡方程（E方程）
• 热量衡算方程（H方程）EMHS方程组
• 加和方程（S方程）

第91页：课外资料

• 课外资料：精馏模拟计算常用软件包采用不同的方法，求解MEHS方程组。在软件包中存储了常见物系的物性参数及气液平衡数据，对缺乏数据的物系，可通过软件包内的计算模块，求出相关的参数。给定相应的设计参数，通过模拟计算，即可获得所需的理论板层数；进料板位置；各层理论板气液相负荷、气液相密度与粘度；各层理论板的温度与压力等。
• ASPEN软件包
• PRECESSⅡ软件包

第92页：连续精馏装置的热量衡算与节能

本页为「连续精馏装置的热量衡算与节能」小节导览页，列出本节包含的内容要点。

• 第九章蒸馏
• 9.5两组分连续精馏的计算
• 9.5.6几种特殊情况理论板层数的计算
• 9.5.7连续精馏装置的热量衡算与节能

第93页：连续精馏

• 一、连续精馏装置的热量衡算冷凝器的热量衡算kJ/h冷凝器的热负荷以单位时间为基准，对冷凝器热量衡算（忽略热损失）
• 1.冷凝器的热负荷及冷却介质消耗量

第94页：连续精馏装置的热量衡算

冷却介质消耗量由则kg/h故汽化热一、连续精馏装置的热量衡算

第95页：连续精馏装置的热量衡算

再沸器的热量衡算以单位时间为基准，对再沸器热量衡算kJ/h再沸器的热负荷

• 一、连续精馏装置的热量衡算
• 2.再沸器的热负荷及加热介质消耗量

第96页：连续精馏装置的热量衡算

由设则故汽化热一、连续精馏装置的热量衡算

第97页：连续精馏装置的热量衡算

再沸器热损失加热介质消耗量饱和蒸汽加热QL= (

• 0.2～
• 0.3)QBkg/h加热蒸汽的汽化热
• 一、连续精馏装置的热量衡算

第98页：练习题目与思考题

练习题目

思考题

• 对于采用分凝器的精馏塔，在计算理论板时应注意哪些事项？
• 2.多侧线的精馏塔与无侧线的精馏塔在计算上有何不同？
• 3.何为冷凝器和再沸器的热负荷，如何计算？

作业题：12、131

第99页：两组分连续精馏的计算

第九章蒸馏

• 3.5两组分连续精馏的计算
• 5.7连续精馏装置的热量衡算与节能
• 一、连续精馏装置的热量衡算

第100页：精馏过程的节能途径

• 二、精馏过程的节能途径1.减小操作回流比R～～～能耗R～NTNP一定，需提高ET示例
• 采用高性能新型塔板代替原有塔板，提高效率
• 采用高效塔填料代替原有塔板，提高效率

第101页：精馏过程的节能途径

• 2.降低塔釜操作温度塔压降△P～釜温tW～能耗 采用高效塔填料代替原有塔板，降低塔压降示例
• 二、精馏过程的节能途径

第102页：精馏过程的节能途径

• 3.热泵精馏将塔顶蒸汽绝热压缩升温，作为再沸器的热源，将再沸器中的液体部分汽化，而压缩气体本身冷凝成液体，经节流阀后一部分作为塔顶产品采出，另一部分作为塔顶回流液。
• 二、精馏过程的节能途径

第103页：精馏塔；

热泵精馏技术

• 1.精馏塔；
• 2.压缩机
• 3.再沸器；
• 4.节流阀
• 二、精馏过程的节能途径

第104页：精馏过程的节能途径

• 4.多效精馏将几个精馏塔串联，操作压力依次降低，前一精馏塔的塔顶蒸汽作为后一精馏塔的再沸器的加热介质，故除两端精馏塔外，中间的精馏塔不需从外界引入加热和冷却介质。
• 二、精馏过程的节能途径

第105页：精馏过程的节能途径

多效精馏技术p1>p2>p3t1>t2>t3二、精馏过程的节能途径

第106页：精馏过程的节能途径

• 5.原料预热将原料预热可回收精馏过程的热能，减少精馏过程的能耗。原料预热有两种流程：
• 用塔顶蒸气预热原料
• 用塔釜采出液预热原料二、精馏过程的节能途径

第107页：精馏过程

二、精馏过程的节能途径原料预热回收精馏过程的热能

第108页：精馏过程

二、精馏过程的节能途径原料预热回收精馏过程的热能

第109页：精馏过程的操作型计算与调节

本页为「精馏过程的操作型计算与调节」小节导览页，列出本节包含的内容要点。

• 第九章蒸馏
• 9.5两组分连续精馏的计算
• 9.5.7连续精馏装置的热量衡算与节能
• 9.5.8精馏过程的操作型计算与调节

第110页：精馏过程的操作型计算与调节

(自学)自学提纲

• ①了解影响精馏操作的主要因素。
• ②了解操作型计算与设计型计算的区别。
• ③了解精馏过程的控制与调节。