化工分离过程-一讲设计变量的确定

1、传 质 分 离 过 程第三章 气液传质分离过程主要内容及要求：掌握设计变量的确定方法；深入理解多组分精馏过程，会分析；掌握多组分精馏的简捷计算方法；掌握萃取精馏和共沸精馏的原理和过程分析；掌握吸收过程的简捷计算方法。1第三章 气液传质分离过程3.1 设计变量3.2 多组分精馏3.3 特殊精馏3.4 间歇精馏3.5 吸收与解吸23.1 设计变量Independent Design Variables物理量： 流率、浓度、温度（物流、系统）、压力、热负荷、机械功、传热面积、理论板数等。 设计前需预先给定数值的变量称为设计变量。设计变量的个数称为设计变量数。例如：两组分精馏，一股进料，只有顶、釜采出

2、，则很简单，但对于多线采出等复杂情况，则需知道确定的方法。设计前需给定数值的变量 3Total condenserReflux drum Top stage Bottom stage Feed stage Overhead vapor4Feed stream flow rateA concentration in feedFeed condition in distillationpressureA or B concentration in distillateA or B recovery ratio in bottomsReflux ratioNumber of theoretical

3、stages (feed stage location)Heat duties (total condenser & reboiler)calculationKnown variablesSpecified variables已知变量规定变量5设计变量数ND: independent design variables变量总数NV: all pertinent variables约束关系数Nc: the total number of independent equations relating the variables强度变量：intensive variables, such as tem

4、perature, pressure, concentration容度变量：extensive variables, such as stream flow rate, heat transfer rate设备参数：equipment parameters, such as the number of equilibrium stages6确定设计变量数遵循的一般原则： CVDNNN-=设计变量数 系统的总变量数 变量之间的约束关系数 7VN出入物流变量数能量交换数（热、功） (1)物流变量数 任一物流的自由度：2+P-=Cf组分数 相数 对于单相流股：1=P1+=Cf完全描述一个流动流股还应

5、加上该流股的流率。因此对于任一单相流股独立变量数：21)1(+=+=CCNV(2)能量交换数 系统与环境间能量交换数的确定：有一股热量交换，增加一个变量数。既有一股热量交换，又有一股功交换时，应增加两个变量数。 系统的总变量数8CN依据约束关系式(1)物料衡算式 有C个组分的系统，能够建立C个物料衡算式。(2)能量衡算式 (3)相平衡关系式 (4)化学反应平衡式 (5)内在关系式 每个系统只有1个能量衡算式。根据相平衡条件(逸度相等、压力相等、温度相等)能够建立 C(-1)+2 个相平衡关系式。对于无化学反应的系统，化学平衡关系式数为0。约定的关系，如：物料温度、压力相等。约束关系数93.1.

6、1 单元的设计变量3.1.2 装置的设计变量103.1.1单元的设计变量Design variables for elements 一个化工流程由很多装置组成，而每个装置又可以分解为多个进行简单过程的单元。确定单元的设计变量遵循前述的一般原则即可：单元装置流程eceveDNNN-=11例1. 绝热分配器 出入物流变量数：LL1L2（C+2）3能量交换数：0+)Nv = 3C+6物料衡算式：能量衡算式：相平衡关系式：化学反应平衡式：内在关系式：C100L1和L2的T、P、组分浓度相等 2C-1Nc = 2C+2NDe = NveNce = C+4VNeCNe12设计变量ND可进一步分为： 固定设

7、计变量Nx可调设计变量NaNx = 进料物流变量数系统的压力固定设计变量Nx = 进料压力（C+2）+1LL1L2分配器可调设计变量Na = ND-Nx=(C+4)-(C+3)=1分配比ND-Nx13例2. 产物为两相的全凝器 出入物流变量数：（C+2）3能量交换数：1+)Nv = 3C+7物料衡算式：能量衡算式：相平衡关系式：化学反应平衡式：内在关系式：C1C(-1)+2=C+200Nc = 2C+3NDe = NveNce = C+4VL1L2QVNeCNe14固定设计变量Nx = 进料压力（C+2）+1可调设计变量Na = ND-Nx=(C+4)-(C+3)=1VL1L2Q 产物为两相的

8、全凝器 如单元温度或引入的冷量15例3. 绝热操作的简单平衡级 出入物流变量数：（C+2）4能量交换数：0+)Nv = 4C+8物料衡算式：能量衡算式：相平衡关系式：化学反应平衡式：内在关系式：C1C(-1)+2=C+200Nc = 2C+3NDe = NveNce = 2C+5VNeCNeV0V1L1L0+)16固定设计变量Nx = 进料压力2（C+2）+12C5可调设计变量Na = ND-Nx=(2C+5)-(2C+5)=0V0V1L1L0 绝热操作的简单平衡级 17例4. 有侧线采出的平衡级 出入物流变量数：（C+2）5能量交换数：0+)Nv = 5C+10物料衡算式：能量衡算式：相平衡

9、关系式：化学反应平衡式：内在关系式：C1C(-1)+2=C+20C+1Nc = 3C+4NDe = NveNce = 2C+6VNeCNe+)V0V1L1L0S18固定设计变量Nx = 进料压力2（C+2）+12C5可调设计变量Na = Ni-Nx=(2C+6)-(2C+5)=1V0V1L1L0S有侧线采出的平衡级 侧采量19思考题1：混和器的设计变量数F3F1F2思考题2：再沸器的设计变量数LVLQ掌握p58-59表3-1203.1.2 设备的设计变量Design variables for units uauxuDNNN+=uxN进料物流变量数+压力等级数 =uaN分配器数+侧线采出+传热

10、单元+串级数21例1. 简单精馏塔（塔内无压降）进料变量数：C+2压力等级数：1+) C+3分配器数：侧线采出：传热单元：串级数：00123xNuaNu+)FQ22例2. 有侧采的精馏塔进料变量数：C+2压力等级数：1+) C+3分配器数：侧线采出：传热单元：串级数：11237xNuaNu+)FQWQC全凝器塔内无压降23思考题：计算以下装置的设计变量F1QWQC全凝器塔内无压降F2243.1.3 流程的设计变量Design variables for processes axDNNN+=xN进料物流变量数+压力等级数 =aN分配器数+侧线采出+传热单元+串级数25例1. 吸收-解吸流程进料变

11、量数：C+2+3压力等级数：2+) C+7分配器数：侧线采出：传热单元：串级数：00325xNaNu+)蒸汽26（C+12）个设计变量的选择情况1：（1）吸收塔和解吸塔的操作压力；2（2）气体原料的流率、组成、进料温度和压力；C+2（3）水蒸气的流率、进料温度和压力；3（4）吸收塔和解吸塔的塔板数；2（5）三个换热器各自的一个出口温度。327情况2：（1）固定设计变量的规定与“情况1”的相同；C+7（2）吸收塔出口气中CO2 的摩尔分数；1（3）解吸塔出口气中CO2 的摩尔分数；1（4）三个换热器的换热面积。3自学p66例3-2双塔共沸精馏流程28例2. 双塔共沸精馏流程进料变量数：4+3压力

12、等级数：1+) 8分配器数：侧线采出：传热单元：串级数：00235xNaNu+)蒸汽原料295个可调设计变量的选择情况（1）： 三个串级各自的级数 3； 再沸器的蒸发速率 1； 冷凝器的过冷温度 1。情况（2）： 异丙醇塔釜液中异丙醇的摩尔分数 1； 水塔釜液中异丙醇的摩尔分数 1； 异丙醇塔的最适进料位置 1； 再沸器的蒸发速率 1； 冷凝器的过冷温度 1。30设计变量数的确定CVDNNN-=VN出入物流变量数CN物料衡算式 能量衡算式 相平衡关系式 化学反应平衡式 内在关系式 能量交换数（热、功） xN进料物流变量数压力等级数xN分配器数 换热单元数 侧线采出数 串级数 31混合器出入物流

13、变量数：（C+2）3能量交换数：0+)3C+6物料衡算式：能量衡算式：相平衡关系式：化学反应平衡式：内在关系式：C1000C+1NDe = NveNce = 2C+5VNeCNe+)F3F1F2Nx = 进料压力 =2(C+2)+12C5Na = ND-Nx =(2C+5)-(2C+5)=032再沸器出入物流变量数：（C+2）3能量交换数：1+)3C+7物料衡算式：能量衡算式：相平衡关系式：化学反应平衡式：内在关系式：C1C+2002C+3NDe = NveNce = C+4VNeCNe+)Nx = 进料压力 =(C+2)+1C+3Na = ND-Nx =(C+4)-(C+3)=1LVLQ33

14、精馏塔（塔内无压降）进料变量数：2(C+2)压力等级数：1+) 2C+5分配器数：侧线采出：传热单元：串级数：11248xNuaNu+)F1QWQC全凝器塔内无压降F2343.2 多组分精馏 Multicomponent Distillation3.2.1 多组分精馏过程分析 (Process Analysis)3.2.2 最小回流比 (Minimum Reflux Ratio)3.2.3 最少理论塔板数和组分分配 (Minimum Number of Equilibrium Stages and Component Distribution)3.2.4 实际回流比和理论板数 (Actual

15、Reflux Ratio and Actual Number of Equilibrium Stages or Theoretical Stages)3.2.5 多组分精馏的简捷计算方法 (Approximate Method for Multicomponent and Multistage Distillation)35Rectifying section精馏段Stripping section提馏段Countercurrent逆流泡沫363.2.1 多组分精馏过程分析Process Analysis for Multicomponent Distillation一、关键组分（Key Co

16、mponents）二、多组分精馏特性分析精馏塔内的温度、流率和浓度分布。37一、关键组分（Key Components）FNa=串级数(2)分配器(1) 侧线采出(0)传热单元(2) = 5已被指定的可调变量：（1）进料位置 feed stage location ；（2）回流比 reflux ratio ；（3）全凝器饱和液体回流或冷凝器的传热面积或馏出液温度。heat transfer area of the condenser or condensate temperature( i.e., saturated liquid)余下的2个可调设计变量一般用来指定某个组分在馏出液和另一个组分

17、在釜液中的浓度。（不论有多少个组分）38轻关键组分（Light key component, LK), high relative volatility重关键组分（Heavy key component, HK), low relative volatility轻非关键组分（light nonkey component, LNK）轻组分轻关键组分（LK）中间组分(intermediate component, relative volatility between the two key components)重关键组分（HK）重非关键组分（heavy nonkey component, HN

18、K）重组分Concentration of one component in distillate;And concentration of another component in bottom两个关键组分Two key componentsRelative volatilitylowhigh39分配组分(distributing component) simultaneously appear in bottoms and distilate非分配组分(nondistribution component)heavy component only appear in bottomslight

19、 component only appear in distilate 清晰分割(sharp split or sharp separation)： 馏出液中除了重关键组分外，没有其它重组分； 釜液中除了轻关键组分外，没有其它轻组分。根据组分是否在精馏塔的两端都出现，可分为分配组分和非分配组分。40 两个关键组分的相对挥发度相邻且分离要求苛刻，或非关键组分的相对挥发度与关键组分相差较大时，可达到清晰分割。问题：什么情况下可达到清晰分割？41二、多组分精馏特性计算方法上： 对于二元精馏，设计变量被确定后，可从任一端出发，作逐板计算，无需试差。 对于多元精馏，由于不能指定全部组成，所以需先假设一端

20、的组成，再通过反复试差求解。二元精馏 vs 多元精馏在塔内流率，温度和浓度分布上也有不同。42二元精馏实例：苯甲苯benzene-toluene二组分精馏流率、温度、浓度分布除进料板处液体流率有突变外，各段的摩尔流率基本上为常数.43三组分精馏实例：苯(LK)甲苯(HK)异丙苯 benzene(LK)-toluene(HK)-isopropyl benzene图3-5 三元精馏流量分布图3-6 三元精馏温度分布液气比L/V接近常数44四元精馏实例：苯甲苯(LK)二甲苯(HK)-异丙苯 benzene-toluene(LK)-xylene(HK)-isopropyl benzene图3-7 四元

21、精馏液相组成分布Z1=0.125Z2=0.225Z3=0.375Z4=0.27512=2.2522=1.0032=0.3342=0.2145Summary多元精馏与二元精馏在浓度分布上的区别（1）关键组分含量存在极大值；（2）非关键组分通常是非分配的， 即重组分通常仅出现在釜液中， 轻组分仅出现在馏出液中；（3）重、轻非关键组分分别在进料板下、上 形成几乎恒浓的区域；（4）全部组分均存在于进料板上，但进料板 含量不等于进料含量。各组分的浓度分布 曲线在进料板处不连续。46精馏塔内温度分布和流量分布的规律：在精馏塔中，温度分布主要反映物流的组成，而总的级间流量分布则主要反映了热衡算的限制。精馏过

22、程的内在规律，严格计算的基础。47小结：一、沿塔高方向的温度分布在精馏塔中，温度分布主要反映物流的组成。 沿塔高方向自下而上温度递减48级间流率分布与热量衡算密切相关。影响因素较多，总效应很复杂，难以归纳出一个通用的规律。假设塔内恒摩尔流近似成立。小结：二、沿塔高方向的汽液流率分布49对于两组分精馏，指定馏出液中一个组分的浓度，就确定了馏出液的全部组成；指定釜液中一个组分的浓度，也就确定了釜液的全部组成。对于多组分精馏，遇到的关键问题是塔顶和塔底产品的组成和量无法全部预先确定。 小结：三、沿塔高方向的浓度分布503.2.2 最小回流比（Rm）最小回流比： 在无穷多塔板数的条件下达到关键组分预期

23、分离所需要的回流比。513.2.2 最小回流比（Rm）二元精馏：最小回流比下，进料板上下出现恒浓区（1个）(constant-composition zone)或称夹点(pinch point)。For a typical ideal or near-ideal system, pinch point at the feed stage.For a highly non-ideal system, pinch point may occur at a stage above or below the feed stage.523.2.2 最小回流比（Rm）多组分精馏： 最小回流比下，也有恒浓区

24、，但由于非关键组分的存在，恒浓区出现的部位要较二组分精馏复杂。二组分精馏： 最小回流比下，进料板上下出现恒浓区或称夹点。恒浓区53多组分精馏中的恒浓区（1）轻、重组分均为非分配组分：重组分恒浓区轻组分恒浓区进料板以上必须紧接着有若干塔板使重组分的浓度降到零，这一段不可能是恒浓区，恒浓区向上推移而出现在精馏塔段的中部。同理，轻组分恒浓区出现在提馏段中部。54（2）重组分为非分配组分，轻组分为分配组分：重组分恒浓区轻组分恒浓区（3）重组分为分配组分，轻组分为非分配组分：重组分恒浓区轻组分恒浓区55（4）轻、重组分均为分配组分：重组分恒浓区轻组分恒浓区56多组分精馏中的夹点位置Location of

25、 pinch-point zones （1）轻、重组分均为非分配组分重组分恒浓区轻组分恒浓区重组分恒浓区轻组分恒浓区重组分恒浓区轻组分恒浓区重组分恒浓区轻组分恒浓区（4）轻、重组分均为分配组分(all components distributed)（2）重组分为非分配组分，轻组分为分配组分（3）重组分为分配组分, 轻组分非为分配组分有两个“夹点”少见57最小回流比条件下会出现恒浓区，区内无分离效果，需无穷多理论板（infinite stages)。如何计算最小回流比？58Underwood（恩德伍德）equation for Rm 假设： 1、各组分相对挥发度是常数 relative vola

26、tility is constant 2、塔内汽液相流率为恒摩尔流 molar overflow are constant59i 组分i 的相对挥发度；(xiD)m 最小回流比下馏出液中组分i的摩尔分数； xiF 进料中组分i的摩尔分数； q 进料热状态参数（进料液相分率）； 方程的根。 以全回流下的xiD代替 取LKHK的根603.2.3 最少理论板数（Nm）和组分分配 Minimum theoretical stages （Nm）and distribution of components1、开车时，先全回流，待操作稳定后出料。Number of minimum theoretical s

27、tages corresponds to total reflux. At total reflux, there are no further input of feed and withdrawal of distillate and bottoms 全回流对应最少理论板数，但全回流下无产品采出，因此正常生产中不会采用全回流。什么时候采用全回流呢？2、在实验室设备中，研究传质影响因素。3、工程设计中，必须知道最少板数。61如何计算最少理论板数？62Fenske（芬斯克）equation for minimum equilibrium stages (review)前提： 1、塔顶采用全凝器

28、 （若采用分凝器，则分凝器为第1块板） 2、所有板都是理论板从塔顶向下排序，由相对挥发度的定义有：Material balance for stage 2:At total reflux，D=063两式相除，可得：代入：可得：andFor passing streams:64From phase equilibrium： From material balance：Combining these eq.s： Similarly： 65Defining AB: relative volatility by a geometric mean of each stage valuesFor mult

29、icomponent distillation： Fenske equationFenske equation is extremely useful66几点说明 Supplements to Fenske eq.： 1. 推导中未作任何假设，因而是严格的。 Fenske eq. is rigorous, because there are no assumptions in the derivation. 67几点说明 Supplements to Fenske eq.： 2. About AB （1）方程的精度取决于相对挥发度数据的可靠性。（2）AB 的近似处理：1）geometric m

30、ean of top-stage and bottom-stage values3）2）geometric mean of top-stage, feed-stage and bottom-stage两点平均三点平均单点值683. Another form of Fenske equation A more convenient form of Fenske equation is obtained by replacing the product of the molar-fraction ratios by the equivalent product of mole-distributi

31、on ratio in the form of component distillate and bottoms flow rates.摩尔分率用摩尔数、体积或重量比来代替。d/b : distribution ratio分配比; d: component flow rate (molar) in distillate; b: component flow rate (molar) in bottoms几点说明 Supplements to Fenske eq.： 694. Fenske方程既可用于二组分精馏，也可用于多组分精馏。 Fenske eq. can be used for calc

32、ulating distillation of either binary or multicomponent mixtures.几点说明 Supplements to Fenske eq.： 705. Nm只与分离要求有关，而与进料组成无关。 The minimum number of equilibrium stages depends on the degree of separation of the two key components and their relative volatility, but is independent of feed-phase condition.

33、几点说明 Supplements to Fenske eq.： 716. Fenske方程可以用来计算进料板位置、各段理论板数和组分分配。 Fenske equation can be used for calculating feed-stage location, number of equilibrium stages of rectifying section and stripping section, and component distributions.几点说明 Supplements to Fenske eq.： feed-stage location：by replacin

34、g feed as the column top (or bottom)把进料当作塔顶（或塔釜）727. 分离要求的给出形式：（1）规定关键组分在塔顶和塔釜的摩尔分数。（2）规定关键组分在塔顶和塔釜的流出量。(3-7)几点说明 Supplements to Fenske eq.： (3-4)737. 分离要求的给出形式：（3）规定关键组分在塔顶和塔釜的回收率。（3-11）几点说明 Supplements to Fenske eq.： 74p73例3-3和例3-4对于无中间组分的体系：如A(LNK)、B(LK)、C(HK)、D(HNK)组成的体系， 先假定清晰分割，计算理论板数，再校验是否符合清

35、晰分割的假设。清晰分割假定比较适用的情况：轻重关键组分的分离程度较高，轻组分的挥发度比LK的挥发度大得多，而重组分的挥发度比HK的挥发度小得多。Notes：对于有中间组分的体系：如A(LNK)、B(LK)、C(中间组分)、D(HK)、E(HNK) 组成的体系，则根据C的相对挥发度是靠近B还是靠近D来假定C在塔顶和塔釜的分配。753.2.4 实际回流比和理论板数 Actual reflux ratio and theoretical stages一、实际回流比塔顶液相回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件。回流比是影响精馏塔设备投资和操作费用的重要因素。回流比是精馏过程设计计算的重要参数。76一

36、、实际回流比Rop = 1.05 1.1Rm众多研究发现： 当R Rop，总费用随R的减小而急剧增加 当R Rop，总费用随R的增大而增加故通常取 R = 1.2 1.5 Rm 一般取 R = 1.3 RmUnderwood eq.操作费设备费总费用77不同回流比下组分分配比与相对挥发度的关系（相对挥发度与组成关系不大，且不同组分塔板效率相同） 1全回流；2高回流比(5Rm)；3低回流比(1.1Rm)；4最小回流比 78The empirical method for calculating of actual theoretical stage(求实际理论板数常用的经验方法):Gillila

37、nd correlation and Erbar-Maddox correlationFor the systems with slight change in relative volatility适用于相对挥发度变化不大的情况For high nonideal systems适用于非理想性较大的情况二、实际理论板数 Actual Theoretical Stages79Fig. 3-9 Gilliland correlation Fig. 3-10 Erbar-Mddox将操作回流比与使用Underwood法得到的最小回流比，Fenske法得到的最少理论板及操作回流比下的理论板数相关联。

38、80适宜进料板位置的确定：(1) The optimum feed stage can be located by assuming that the ratio of stage above the feed to stage below the feed is the same as the ratio determined by simply applying Fenske equation to the separate section at total reflux conditions.在操作回流比下精馏段与提馏段理论板数之比等于在全回流下用Fenske方程分别计算得到的精馏段与提

39、馏段理论板数之比。NR: the number of theoretical stages of rectifying sectionNS: the number of the theoretical stages of stripping section 81(2) Kirkbride empirical correlation适宜进料板位置的确定：p79 例【3-5】823.2.5多组分精馏塔的简捷计算方法 Approximate method for multicomponent distillations简捷法应用场合： 初步设计和经验估算。操作参数寻优（适宜操作参数的确定）。合理的分

40、离顺序的确定。严格计算中设计变量数值和迭代变量的初值的提供。当相平衡数据不够充分时，未必比严格计算准确度差。833.2.5多组分精馏塔的简捷计算方法 Approximate method for multicomponent distillations精馏简捷计算FUG法FenskeNmUnderwoodRmGillilandR、N84开始指定进料条件指定两个关键组分的分离程度估计非关键组分的分离情况决定精馏塔操作压力和冷凝器类型在塔压下作闪蒸计算计算最少理论板数和非关键组分的分离程度计算值与估计值是否接近对于指定的实际回流比（RRm）计算实际理论板数N计算最小回流比Rmyes计算进料级位置计

41、算热负荷结束no（bubble-point and dew-point calculation）（adiabatia flash calculation）（Underwood eq.）（R=1.11.5Rm，Gilland correlation）（Kirkbride eq.）（ethaply balance eq.）（Fenske eq.）多组分精馏的FUG法计算框图85(b.p./d.p. calculations）(R=1.11.5Rm，Gilland图)(energy-balance eq.)StartSpecified feedSpecify splits of two key co

42、mponentsEstimate splits of nonkey componentsDetermine column pressure and type of condenserFlash the feed at column pressureCalculate Nm and splits of nonkey componentsDifference between calculated and estimated results is small enoughCalculate actual theoretical stages for specified reflux (RRm)Cal

43、culate minimum reflux ratioyesCalculate feed stage locationCalculate condenser and reboiler dutiesExitno(Adiabatic flash procedure)(Underwood eq.)(Kirkbride eq.)(Fenske eq.)Algorithm for multicomponent distillation by FUG method86馏出液和釜液中组分分配的规定方式给定LK、HK在塔顶和塔釜的回收率，用Fenske eq.、Underwood eq.和物料衡算直接计算。给

44、定LK、HK在塔顶和塔釡的含量，且LK、HK相对挥发度相邻，先按清晰分割进行物料衡算，若校核合理，则得到LK和HK的回收率；若不合理，则试差计算，直至得到合理物料分配。给定LK、HK在塔顶和塔釡的含量，但LK、HK相对挥发度不相邻，先设定LK、HK的回收率初值，用Fenske eq.试差计算，得到符合规定的LK、HK在塔顶和塔釡的含量。给定LK、HK其中之一的回收率，另一个为塔顶或塔釡的含量，先假定比LK轻的组分在塔釡为零，比HK重的组分在塔顶为零，作物料衡算并进行校核。若假定合理，则得到LK和HK的回收率；若假定不合理，则进行试差计算，直至物料分配合理。87已知：精馏塔进料量=100 mol

45、/h；70(泡点)进料，操作压力=405.3kPa 。进料组成（摩尔分数）： 正丁烷 xA=0.4；正戊烷 xB=0.25； 正己烷 xC=0.20；正庚烷 xD=0.15。分离要求： 正戊烷在馏出液中的回收率为90； 正己烷在釡液中的回收率为90。计算： (1) 馏出液和釡液的流率和组成； (2) 塔顶温度和塔釡温度； (3) 最少理论板数和组分分配； (4) 最小回流比和实际回流比（R=1.5Rm）； (5) 理论板数； (6) 进料位置。88(1) 馏出液和釡液的流率和组成 假定清晰分割，根据回收率做物料衡算：89(2) 塔顶温度和塔釡温度塔顶温度：馏出液露点温度即塔顶温度根据馏出液组成

46、和压力进行露点温度计算塔釜温度：釜液泡点温度即塔釜温度根据釜液组成和压力进行泡点温度计算90(3) 最少理论板数（ Nm ）和组分分配Nm：组分分配：91(4) 最小回流比（Rm）和实际回流比（R=1.5Rm）Rm：Underwood eq.饱和液体进料，q=1R=1.5Rm92(5) 理论板数 NErbar-Maddox图93(6) 进料位置Kirkbride empirical correlation94Summary of 3.2 Multicomponent Distillation 多组分精馏过程分析（温度、浓度变化） 最小回流比（Underwood eq.） 最少理论板数（Fens

47、ke eq.） 实际回流比（经验R=11.5Rm） 理论板数（Gilliland 图、Erbar-Maddox图） 简捷计算（FUG法）95普通精馏操作是分离液体混合物的最常用和有效的方法。应用范围：（1）待分离的两组分的挥发性相差较大，两组分的相对挥发度较大，根据经验相对挥发度最少应大于1.05。（2）待分离的混合物不存在恒沸点。（3）组分间无化学反应，组分不发生分解。（4）混合物各组分在一般（常压，温度不很高）条件下能够汽化和液化。963.3 特殊精馏Enhanced DistillationWhen the relative volatility are below 1.10, the

48、distillation may be uneconomic, and if an azeotrope forms even impossible, then 当待分离组分之间形成共沸物或相对挥发度接近1时，用普通精馏是无法实现分离或是经济上不合理的。此时，向体系中加入一种适当的新组分，通过与原体系中各组分的不同作用，改变组分之间的相对挥发度，使系统变得易于分离，这类既加入能量分离剂又加入质量分离剂的精馏称为特殊精馏或增强精馏。97特殊精馏的分类（1）萃取精馏（Extractive Distillation）*加入的质量分离剂不与被分离系统中的任何组分形成共沸物，而其沸点又较原有的任一组分高，

49、从塔釜离开。The solvent is higher boiling (less volatility) than the components in the feed, and that does not form an azeotrope with any of them. 加入的质量分离剂称为溶剂(solvent)。（2）共沸精馏（Azeotropic Distillation）*加入的质量分离剂与被分离系统中的一个或几个组分形成共沸物，从塔顶蒸出。加入的质量分离剂称为共沸剂(entrainer)。The entrainer added to the column forms a mi

50、nimum- or maximum-boiling azeotrope with one or more feed components. The azeotrope is removed from the top or bottom.98（3）加盐精馏（Salt Distillation）：加盐，利用盐效应使原组分的溶解行为发生变化。A variation of extractive distillation in which the relative volatility of the key components is altered by dissolving a soluble, i

51、onic salt in the top reflux.（4）吸附精馏（Adsorption Distillation）：加入吸附剂。Adding adsorbent.利用多孔膜。因为过程需加热，且B在另一侧也汽化，所以可称为精馏。好处：无需再生，但目前由于膜材料和制膜工艺的不成熟尚无工业应用。（5）膜精馏（Membrane Distillation）：99加入C，使之与原体系中的A发生反应，从而减弱A与B的结合力。A method that adds a separating regent (c) to react selectively and reversibly with one or

52、 more of the constituents of the feed. （6）反应精馏(reactive distillation)：催化精馏(catalytic distillation)Reactive distillation also refers to the case where a chemical reaction and multistage distillation are conducted simultaneously in the same apparatus to produce other chemicals.1003.3.1 萃取精馏（Extractive

53、 Distillation）3.3.2 共沸精馏（Azeotropic Distillation）知识要点： 流程简析 原理（质量分离剂的作用） 过程分析与简捷计算 质量分离剂的选择依据1013.3.1 萃取精馏（Extractive Distillation）内容： 萃取精馏的流程 溶剂的作用原理和选择 萃取精馏过程分析 萃取精馏塔的简化计算加入的质量分离剂（溶剂）不与被分离系统中的任何组分形成共沸物，而其沸点又较原有的任一组分高，从塔釜离开。102一、萃取精馏的流程Extractive Distillation Configuration图3-13 萃取精馏流程1-Extractive D

54、istillation Column；2Solvent Recovery columnFeedSolventRaffinateExtract103萃取精馏塔萃取剂回收塔补充溶剂新鲜进料循环溶剂重组分轻组分中间采出溶剂的萃取精馏流程104二、萃取精馏的原理和溶剂的选择Extractive distillation principles and choice of solvent（1）原理-溶剂的作用增大原有组分的相对挥发度。 当被分离系统的非理想性不强时，溶剂的作用主要是改变原有组分的相互作用； 当被分离系统的非理想性较强时，溶剂主要起稀释作用。105二、萃取精馏的原理和溶剂的选择Extract

55、ive distillation principles and choice of solvent设组分1和组分2组成的混合物，加入溶剂S进行分离。常压下的相对挥发度：液相活度系数可由三组分Margules方程求算：组分1的脱溶剂浓度x1=x1/(x1+x2)（2）溶剂的选择性106得有溶剂存在下组分1和2间的相对挥发度：三组分物系的泡点温度无溶剂S时，xS0，则二组分体系的相对挥发度：二组分物系的泡点温度107若:（p1S/p2S）与温度关系不大，x1=x1，则：溶剂的作用：改变组分间的相互作用；稀释作用。提高溶剂的选择性可以：1）提高xS，即加大溶剂用量稀释作用；2）选择适宜溶剂，改变组分

56、相互作用，如使A1S变大 （正偏差），A2S变小（负偏差）。溶剂的选择性与原溶液的性质和溶剂的性质有关108 对于一个具体的萃取精馏过程，溶剂对原溶液关键组分的相互作用和稀释作用是同时存在的，对相对挥发度的提高均有贡献。到底哪个作用是主要的，随溶剂的选择和原溶液的性质不同而异。109改变相互作用实例环己烷-苯共沸体系： Cyclohexane b.p.：80.78； benzene b.p.：80.13。 a.p.：77.54，xCH0.4499。 物系的非理想性不大。Solvent：aniline加入苯胺后环己烷对苯的相对挥发度明显提高，特别是在原共沸点处，随溶剂浓度的增加，相对挥发度显著增

57、大。110稀释作用实例THF-H2O共沸体系： THF b.p.：65.97； H2O b.p.：100。 a.p.：63.43 xTHF0.8287 物系的非理想性较大。溶剂：DMF加入DMF后THF/H2O的相对挥发度在原共沸点处，随溶剂浓度的增加显著增大。111（3）溶剂的选择（Choice of Solvent）1）沸点要较组分的高2）与被分离物系有较大的溶解度3）一般溶剂浓度60%，所以成本要低4）污染小，环境友好5）易与萃取组分分离Extractive distillation utilizes a solvent to enhance the separation among c

58、hemical species. This solvent must be carefully chosen so that it: has higher boiling point than the other components is miscible with the components in the mixtures is cost effective to use in a commercial operation is environmental benign compound is easily separable from the extracted components1

59、12溶剂的选择-极性因素选择在极性上更类似于重关键组分的化合物作溶剂，可有效减小重关键组分的挥发度。常见的有机化合物按极性增加的顺序排列为： 烃醚醛酮酯醇二醇（水） 113 塔顶-丙酮 甲醇同系物（乙二醇197.2 ） 塔底-甲醇同系物 塔顶-甲醇 丙酮同系物 （甲基异丁基酮 115.9 ) 塔底-丙醇同系物 两种方案比较知，选择甲醇同系物有利。因为如用丙酮的同系物作萃取剂时,该萃取剂要克服原溶液中沸点差异,使低沸点物质与萃取剂一起由塔釜排出。例: 甲醇-丙酮(甲醇沸点64.7，丙酮沸点56.4)溶液具有最低共沸点（55.7、x(CH3OH)=0.2）？114溶剂的选择-氢键因素考虑组分间能否

60、生成氢键。根据液体中是否具有活性氢原子和供电子原子，液体可分成五类：-生成三维氢键网络的液体 水、乙二醇、甘油、氨基醇、含氧酸、多酚和胺基化合物等。-含有活性氢原子和其它供电子原子的其余液体 酸、酚、醇、伯/仲胺、氨、联氨、氟化氢、氢氰酸等。-分子中仅含供电子原子（O，N，F），而不含活性氢原子的液体 醚、酮、酚、酯、叔胺。-由仅含有活性氢原子，不含有供电子原子的分子组成的液体 CHC13，CH2C12，CH2ClCHCl2等。-其它液体，即不能生成氢键的化合物 烃类、二硫化碳、硫醇、非金属元素等。 115溶剂的选择-氢键因素 选择某溶剂来分离相对挥发度接近1的二元物系，若溶剂能与组分2生成氢