多组分精馏AL讲稿

关于多组分精馏AL第一张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4.1.1多组分精馏的特点和精馏方案的选择一多组分精馏原理多组分混合物精馏过程ESA塔釜蒸汽加热液体多次部分汽化蒸汽多次部分冷凝采用相际传质传热实现组分分离轻组分重组分富集于塔顶富集于塔釜各组分相对挥发度不同

概述4.1R第二张，PPT共六十三页，创作于2022年6月1、多组分精馏设备数对于n组分系统：所需设备数塔数换热器数泵数其他（n-1）≥2（n-1）3（n-1）2、多组分精馏方案数精馏方案顺序分馏顺序分凝按挥发度递减按挥发度递增按挥发度交错方案数共二多组分精馏方案

概述4.1第三张，PPT共六十三页，创作于2022年6月举例：四组分系统分离方案：B.C.DC.DCBDA.B.C.DA（a）A.B.C.DDA.B.CABCA.B（b）A.B.C.DDA.B.CAB.CBC（e）A.B.C.DC.DA.BCDAB（c）A.B.C.DAB.C.DDB.CBC（d）图4-2四组分精馏的五种精馏方案

概述4.1第四张，PPT共六十三页，创作于2022年6月满足工艺要求1产品的质量和纯度要求2保证安全生产4.1.2多组分精馏方案的选择原则能量消耗少

精馏塔的能量用户有：塔顶冷凝器（主要消耗冷量）、塔釜再沸器（主要消耗热量）、泵（主要消耗电能）设备投资少

设备投资包括设备的购置和维修费、操作费用等。保证设备投资少。如使用并联流程，易分解、聚合的物质减少加热次数或降低操作温度！如易燃、易爆、腐蚀性介质一般都要先行分离！需要遵循如下原则：1）腐蚀性介质应先分离2）量大的组分应先分离3）相对挥发度接近者或分离要求高者最后分离。在不同的精馏方案下其能量消耗是不同的，

概述4.1第五张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4.1.3精馏塔的结构

概述4.1第六张，PPT共六十三页，创作于2022年6月表4-1板式塔主要性能比较塔板结构塔板生产能力（以蒸汽负荷计算）塔板效率（当负荷为最大效率的82%时）负荷弹性（最大负荷与最小负荷之比）液体阻力（负荷为最大值的85%）mmHg塔板间距相当造价比较泡罩塔10.80580400~8001浮阀塔1.2~1.30.8950300~6002/3筛板塔1.2~1.40.8340400~8001/2舌形塔板塔1.30.82~440300~6001/2浮动喷射塔1.3-5~6-300-栅板塔1.2~2.00.75330300~4001/2波纹板塔1.2~1.60.7320300~4001/2

概述4.1第七张，PPT共六十三页，创作于2022年6月图4-11裂解气深冷分离顺序分离流程1-碱洗塔2-干燥塔3-脱甲烷塔4-脱乙烷塔5-乙烯塔6-脱丙烷塔7-脱丁烷塔8-丙烯塔9-冷箱10-脱炔反应器11-绿油塔21934Ⅰ~ⅢⅣ,ⅤC10H2C20678C4C5+C3=C30511C10C2=101011C10裂解气案例1深冷分离-顺序分离流程多组分精馏过程典型案例

4.2第八张，PPT共六十三页，创作于2022年6月案例2深冷分离-前脱乙烷流程1-碱洗塔2-干燥塔3-脱乙烷塔4-加氢脱炔5-脱甲烷塔6-冷箱7-乙烯塔8-脱丙烷塔9-丙烯塔10-脱丁烷塔器图4-12裂解气前脱乙烷分离顺序分离流程213Ⅰ~ⅢⅣ,Ⅴ8C4C5+C3=C3046C207C10C2=裂解气5910多组分精馏过程典型案例

4.2第九张，PPT共六十三页，创作于2022年6月123过热水蒸汽48补充过热水蒸汽5679101112131415图4-13乙苯脱氢生产苯乙烯流程1-乙苯蒸发器2-乙苯加热器3-混合器4-脱氢反应器5-废热锅炉6-水冷器7-盐水冷凝器8-气液分离器9-油水分离器10-阻聚剂添加槽11-乙苯蒸出塔12-苯-甲苯回收塔13-苯-甲苯分离塔14-苯乙烯粗馏塔15-苯乙烯精馏塔苯甲苯乙苯苯乙烯焦油水相燃料气乙苯案例3乙苯脱氢生产苯乙烯多组分精馏过程典型案例

4.2第十张，PPT共六十三页，创作于2022年6月简捷法计算流程多组分精馏过程典型案例分析4.3第十一张，PPT共六十三页，创作于2022年6月物料衡算1塔顶温度和塔釜温度的确定

2最小回流比和和回流比的计算

3计算最少理论塔板数

4简捷法计算具体步骤多组分精馏过程典型案例分析

4.3第十二张，PPT共六十三页，创作于2022年6月

用吉利兰图或尔波-马克多斯关联图计算理论塔板数5

用克尔克勃莱特法确定进料位置6

计算冷凝器和再沸器的热负荷7

计算过程各项目合理性、正确性校核8简捷法计算具体步骤多组分精馏过程典型案例分析

4.3第十三张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4.3.1多组分精馏物料衡算

多组分精馏不能对所有组分都提出分离要求，而只能对其中一种或两种组分规定分离要求。

规定了分离要求的组分称为关键组分，关键组分的分离要求一旦被确定，其它组分的分离程度随之被规定。1、关键组分选择：关键组分重关键组分HK关键组分中αi,j较小的组分。轻关键组分LK关键组分中αi,j较大的组分。LK和HK可以使相邻的，也可以使不相邻的。多组分精馏过程典型案例分析4.3固定条件下各组分的相对挥发度是一定的。一清晰分割法物料衡算第十四张，PPT共六十三页，创作于2022年6月2、清晰分割法规定：

比LK更轻的组分，其塔釜采出量为0，即xw,LNK=0。比HK更重的组分，在塔顶的馏出量为0，即xD,HNK=0。3、清晰分割法的应用范围：1）各组分间αi,j

较大；2）LK和HK相邻的物系。多组分精馏过程典型案例分析

4.34、清晰分割法物料衡算法1）比LK更轻组分的物料衡算式：F1=10F2(lk)=20F,3(hk)=30F4=25F5=15D1=10D2(lk)=xD3(hk)=yD4=0D5=0w1=0w2(lk)=20-xw3(hk)=30-yw4=25w5=15第十五张，PPT共六十三页，创作于2022年6月2）比HK更重组分的物料衡算式：3）塔顶馏出液D为：4）塔釜采出液W为：多组分精馏过程典型案例分析

4.3F1=10F2(lk)=20F,3(hk)=30F4=25F5=15D1=10D2(lk)=xD3(hk)=yD4=0D5=0w1=0w2(lk)=20-xw3(hk)=30-yw4=25w5=15第十六张，PPT共六十三页，创作于2022年6月根据分离要求，计算D和W。Ⅰ给定馏出液中LK的摩尔分率xD,l和釜液中HK的摩尔分率xW,hLK和HK的物料衡算：全塔的物料衡算为：F=D+W第十七张，PPT共六十三页，创作于2022年6月设进料中组分i的摩尔分数为zi，则fi=Fzi

,于是第十八张，PPT共六十三页，创作于2022年6月Ⅱ给定馏出液中HK的摩尔分率xD,h和釜液中LK的摩尔分率xW,l第十九张，PPT共六十三页，创作于2022年6月Ⅲ给定馏出液和釜液中LK的摩尔分率xD,l

、xW,l。则馏出液和釜液流量为：F=D+Wfi=Fzi第二十张，PPT共六十三页，创作于2022年6月Ⅳ给定馏出液中LK的摩尔分率xD,L和LK的回收率ψL根据回收率的定义：第二十一张，PPT共六十三页，创作于2022年6月应用举例例：某精馏塔进料组成如下表所示：组分甲烷乙烷丙烯丙烷异丁烷正丁烷∑组成(mol%)53515201015100分离要求是：馏出液中，釜液中试用清晰分割法确定馏出液和釜液的产物组成。解题步骤：1、设进料基准为100kmol2、以乙烷为LK，丙烯为HK进行物料衡算。3、清晰分割法物料衡算过程表：第二十二张，PPT共六十三页，创作于2022年6月组分进料量Fi(kmol)馏出液量Di(kmol)釜液量Wi(kmol)甲烷550乙烷3535－0.05W0.05W丙烯150.025D15－0.025D丙烷20020异丁烷10010正丁烷15015∑10040－0.05W+0.025D60+0.05W－0.025D根据题义：结合D+W=100得：D=37.84，W=62.160.94614.0543.10831.89262.1637.84第二十三张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4、计算结果列表组分进料量馏出液量釜液量F(kmol)z,i(%)D(kmol)xD,i(%)W(kmol)xw,i(%)甲烷55513.200乙烷353531.89284.33.1085丙烯15150.9462.514.05422.6丙烷2020002032.2异丁烷1010001016.1正丁烷1515001524.1∑10010037.8410062.16100第二十四张，PPT共六十三页，创作于2022年6月二非清晰分割法物料衡算1、非清晰分割法应用范围1）LK和HK可以不相邻，之间有若干种组分。2）LK和HK相邻，但原料中含有大量与LK、HK相对挥发度接近的非关键组分。2、非清晰分割法的假设1）任意回流比时，各组分在塔顶、塔釜产品中的分配和全回流时相同。2）非关键组分的分配规律与关键组分的分配规律相同。满足Fenske公式。第二十五张，PPT共六十三页，创作于2022年6月3、非清晰分割法解法：1）LK、HK在全回流时的分配规律I、解析法计算步骤或第二十六张，PPT共六十三页，创作于2022年6月2）以HK为基准组分，任意组分i的分配规律。结合解得di、wi第二十七张，PPT共六十三页，创作于2022年6月II、图解法计算步骤此式的几何意义是：直角坐标中过点的一条直线。其斜率为。对关键组分对任意组分i此式的几何意义是：直角坐标中过点的一条直线。其斜率为。若干条直线重合。第二十八张，PPT共六十三页，创作于2022年6月图示：结合式fi=di+wi可以算得di、wi。LKHKi第二十九张，PPT共六十三页，创作于2022年6月应用举例某原料液的组成及在平均操作条件下的相平衡常数如下表：0.710.841.672.174532176组成（mol%）正戊烷4异戊烷3正丁烷2异丁烷1连续精馏分离该混合物，要求馏出液中回收原料中95%的正丁烷，在釜液中回收95%的异戊烷。试计算:(1)用非清晰分割法确定各组分在馏出液和釜液中的组成。(2)若为泡点进料，确定最小回流比(3)当R=1.3Rm时的理论塔板数*原料可视为理想体系第三十张，PPT共六十三页，创作于2022年6月1）以100kmol进料作为计算基准。2）选定轻重关键组分，以正丁烷为LK，异戊烷为HK。3）以异戊烷作为计算相对挥发度的基准。各组分相对挥发度如下：解题步骤如下：4）应用解析法进行物料衡算代入芬斯克公式得由回收率的定义可得：

异丁烷1正丁烷2异戊烷(h)3正戊烷4Fi（kmol）6173245Ki2.171.670.840.71

2.5831.9881.0000.845hihikk=,a第三十一张，PPT共六十三页，创作于2022年6月d异丁烷=5.967，w异丁烷=0.033d正戊烷=0.554，w正戊烷=44.446。5）计算结果列表（略）由公式：fi=di+wi第三十二张，PPT共六十三页，创作于2022年6月最小回流比Rm=2.912（θ=1.60668）回流比R=1.3Rm=3.878（θ=1.60668）塔板数N=15.8（不包括釜）第三十三张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4、实际回流比下非关键组分的分配1）在全回流时各组分在馏出液和釜液中都有一定程度的分配。（线1）2）在最小回流比时只有少数非关键组分在馏出液和釜液中分配，或者没有非关键组分分配。（曲线4）3）在接近最小回流比时，非关键组分的分配介于两个极限之间。（曲线3）4）在高回流比时（曲线2），非关键组分的分配实际上超出了极限。3241LKHK不同回流比下组分的分配比1—全回流；2—高回流比；3—低回流比；4—最小回流比第三十四张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4.3.2精馏段、提留段操作线方程F,ziVn-1nn+1m-1mm+1D,xDiW,xWi普通精馏物料衡算示意图精馏段的操作线方程为提馏段的操作线方程为第三十五张，PPT共六十三页，创作于2022年6月1、最小回流比的出现原因☆对双组分精馏来说，进料板处出现恒浓区。图a☆多组分精馏比较复杂；1）若进料中的所有组分在馏出液和釜液中均存在（即所有组分都是分配组分），那么只在进料板处出现一个恒浓区。图a4.3.3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之一。回流比是指回流流量和馏出液流量之比。当塔板数一定时，只有选择合适的回流比才能满足给定的分离要求。而且，回流比也是影响精馏塔设备投资和运行费用的一个重要因素。a恒浓区最小回流比是N→∞时精馏塔的一种极限操作状况。第三十六张，PPT共六十三页，创作于2022年6月3）若重组分是非分配组分，而轻组分均为分配组分则在精馏段中部出现一恒浓区使HK在塔顶浓度为0。图c4）若轻组分是非分配组分，而重组分均为分配组分，则在提馏段中部出现一恒浓区使LK在塔釜的浓度为0。图dc2）若轻重关键组分都是非分配组分，则在精馏段中部出现一恒浓区使HK在塔顶浓度为0，在提馏段中部出现一恒浓区使LK在塔釜浓度为0。图bdb第三十七张，PPT共六十三页，创作于2022年6月2、最小回流比的计算——Underwood法☆Underwood法的假设：1）塔内汽相和液相均为恒摩尔流率；2）各组分的相对挥发度为常数。☆Underwood公式：①进料状态的确定②各组分相对挥发度的求法③θ值和的求法123zi0.3300.3300.340αih2.01.00.8第三十八张，PPT共六十三页，创作于2022年6月第三十九张，PPT共六十三页，创作于2022年6月3、实际回流比R

在一定的平衡级条件下，为了达到轻重关键组分一定的分离要求，R必须大于Rmin。确定R的依据是经济衡算，要求达到操作费用和设备投资费用的总和为最小。

Fair和Bolles得研究结果是：R/Rmin=1.05为最优值，经验值取1.20~2.00之间。第四十张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4.3.4理论塔板数1最少理论塔板数在精馏塔中，两相流体在一块塔板上经常达不到平衡状态，而只是实现了从初始状态到平衡状态的部分变化。最少理论塔板数是R→∞时精馏塔的一种极限操作状况。最少理论塔板数可以用芬斯克公式计算。Fenske公式（推导过程略）如果塔顶是全凝器，塔釜相当于一块理论板，所以最少理论塔板数为如果塔顶是分凝器，分凝器相当于一块理论板，所以最少理论塔板数为第四十一张，PPT共六十三页，创作于2022年6月W123…NyxxDxw第四十二张，PPT共六十三页，创作于2022年6月yzx精馏段操作线方程进料状态线方程第四十三张，PPT共六十三页，创作于2022年6月2理论塔板数1）Gililand提出了一个经验算法，以Rmin和Nmin为基础，适用于分离过程中相对挥发度不大的情况，该经验关系表示成Gililand图。2）Gililand图还可拟合成关系式用于计算：3）另外，还有Rrbar和Maddox图法。

吉利兰图第四十四张，PPT共六十三页，创作于2022年6月3进料板位置1）用Gilliland关系图确定塔板数要求精馏段和提馏段的塔板级数有最佳的分配。最佳的进料级位置由Fenske方程确定。

精馏段的最少平衡级：提馏段的最少平衡级：Brown和Martin提出：最佳进料级位置可由下式确定，但可靠性较差。第四十五张，PPT共六十三页，创作于2022年6月2）克尔克勃莱特（Kirkhride)关于进料位置提出如下经验式：对于泡点进料可以采用下列经验式确定进料位置。第四十六张，PPT共六十三页，创作于2022年6月逐板计算法逐板计算法是交替使用操作线方程、相平衡关系进行计算，即以相平衡关系确定同一块板上气液相间浓度关系。以操作线方程表示相邻两块板上气液相间的浓度关系，最终得理论板数N。其步骤如下：（1）根据工艺要求进行物料分布，求得馏出液量D及釜液量W，及xDi及xwi；（2）由恩德伍德公式计算Rm，取R，根据操作条件(p、T、q)确定精馏段汽液相流量V、L和提馏段的汽液相流量（3）建立操作线方程式

提馏段操作线方程式为4.3.5逐板计算法逐板计算法仍对塔内各段简化为恒摩尔流，通过逐板进行物料平衡、相平衡、热平衡计算，最后得到所需理论板数N、全塔的组成、温度、流量分布。精馏段操作线方程式为第四十七张，PPT共六十三页，创作于2022年6月（4）利用泡、露点计算方法找出各组分的相平衡关系yi=kixi（5）从塔顶逐板向下计算至进料板，

直至其中是精馏段操作方程线和进料方程线的交点

W123…N第四十八张，PPT共六十三页，创作于2022年6月（6）由塔釜开始向上进行逐板计算至进料板。直至当进料状态为q≥0时，m板即为加料板；当q＜0时，则m-1板为加料板。显然，当q≥0时，在精馏段由塔顶向下的第n块板，也就是提馏段从塔釜向上的第m块板，就是适宜的进料位置。第四十九张，PPT共六十三页，创作于2022年6月

实际塔板数的确定

经验计算公式

图线法

总板效率E0图理论板与实际塔板数的关系

第五十张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4.4复杂精馏塔4.4.1复杂精馏流程1、多股进料：多股进料的组成不同，表明它们已有一定的分离程度，因而会比单股进料节能，减少设备投资。图a2、侧线采出：一个塔采出三种纯组分，少用一个精馏塔。图bDWF图b精馏段侧采S提馏段侧采SDWF图bDWF图a第五十一张，PPT共六十三页，创作于2022年6月3、中间再沸器：可以利用比塔釜再沸器的加热介质品位低的热源。从而减少能量消耗。图c4、中间冷凝器：可以利用比塔顶冷凝器的冷却介质品位低的冷源。从而减少能量消耗。图dDWF图cDWF图d第五十二张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4.4.2复杂精馏塔简捷法计算1、塔的分段：以侧线采出、进料为界将精馏它分为上、中、下三段。D，xDW,xWF,xFS,xsVLV’L’V’’L’’上段物料衡算式为：中段物料衡算式为：第五十三张，PPT共六十三页，创作于2022年6月D，xDW,xWF,xFS,xsVLV’L’V’’L’’下段物料衡算式为：第五十四张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4.4.3回流比1）上段Underwood法确定Rmin第五十五张，PPT共六十三页，创作于2022年6月其中：2）中段Underwood法确定Rmin3）两段回流比之间的关系第五十六张，PPT共六十三页，创作于2022年6月4.4.4平衡级数用Fenske公式分段计算最少平衡级数。1）上段Nm，上2）中段3）下段4）用Gilliland图确定各段的平衡级数N第五十七