多组分精馏
第三章多组分普通精馏
概述
按被分离混合物中组分的数目可分为两组分精馏和多组分精馏。
工业生产中，绝大多数为多组分精馏，但两组分精馏的原理及计算原则同样适用于多组分精馏，只是在处理多组分精馏过程时更为复杂些，因此常以两组分精馏为基础。
精馏操作流程
精馏分离过程可连续操作，也可间歇操作。精馏装置系统一般都应由精馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器等相关设备组成，有时还要配原料预热器、产品冷却器、回流泵等辅助设备。
图3-3精馏塔中物料流动示意图
精馏原理
工业上是将每个单级分离器做成一块；或在一个圆形的塔内装有一定高度的填料。板上液层或填料表面是汽液两相进行传热和传质的场所。
如图所示为一精馏塔。下面由加热釜(再沸器)供热，使釜中残液部分汽化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液体处于沸腾状态。顶部冷凝得到的馏出液部分作回流入塔，从塔顶引人后逐板下流，使各板上保持一定液层。上升蒸汽和下降液体呈逆流流动，在每块板上相互接触进行传热和传质。原料液于中部适宜位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板向下流入加热釜，汽相部分则上升经各板至塔顶。由于塔底部几乎是纯难挥发组分，因此塔底部温度最高，而顶部回流液几乎是纯易挥发组分，因此塔顶部温度最低，整个塔内的温度，由下向上逐渐降低。
双组分和多组分精馏的异同
第一节 设计变量 一、基本概念
（一）、公式（郭氏法）
N ν——描述系统所需的独立变量数
N c ——各独立变量之间的约束数（这些变量之间可以列出的方程数以及给定的条
件 ∴N i = N ν－N c
相同点：
基本原理一致
主要工具相同：物料，衡算，热衡，相平衡
关系
不同点：
双组份常用图解法
多组份常用
简捷法
严格计算法（计算机算）
c
v
i
N
N N -=
N
——设计变量数
i
（二）、计算
根据相律确定每一物流的对变量数
任一处于平衡态的物系 f（自由度）=c－π＋2
c——组分数
π——相数
∴单相系 f=c+1
两相系 f=c
自由度也是描述系统所需的独立变量数。
应当注意：相律所指的独立变量是指强度性质，即温度、压力、浓度，是与系统的量无关的性质。要描述流动系统时，除此而外，还必须再加上物流的数量（流率）。
∴对每一单相物流：N
ν=f+1=(c－1＋2)+1=c+2
对互成平衡的两相流：N
ν＝f+2=(c－2+2)+2=c+2
若所讨论的系统除物流外，尚有热量和功的进出，那么，相应的应在N
ν中加入说明热量和变量数。
约束数：
二、单元的设计变量数的确定
（一）、无浓度变化单元
无浓度变化单元作为单相单组分处理：
单相：
1
=Φ单组： 1C
=3
2C =+即指T ，P ，W 三个变量
1、分配器（T ）
单元分析
三股物流
一股进料物流
F
P 1
P
2
过程如下：
F ，T ，P
1
1
1
P
,T ,F 2
2
2
P
,T ,
F e v
N
e c
N
a 3*3
b 0 9
a 1
b 0 5
c 2*2(T,P) 物流 热功
物衡 热衡 其它等式
4
59N N N e c
e
v
e
i
=-=-=e x
N
a 3
b 0 3
进料物流
分配比
1
34N
N N e x
e i
e a
=-=-=2、换热器（H ）
单元分析
四股物流
二股进料物流
1
1
1
C P
,T ,F 1
1
2
n P
,T ,F 1
1
1
n P
,T ,F 过程如下：
e
v
N
e
c
N
a 4*3
b
0 12
a 2
b
1
3
c
物流
热功
物衡
热衡
其它等式
9
3
12
N
N
N e
c
e
v
e
i
=
-
=
-
=
e
x
N a 2*3
b
2 8
进料物流
系统压力
1
8
9
N
N
N e
x
e
i
e
a
=
-
=
-
=
传热面积或出口温度两股进料P，T，F，两个体系压力，共8
个。
如下示：
3、全凝器（C）
单元分析
二股物流
一股进料物流
1
1
1
P,T,F
2
2
2
P,
T,
F
Q
e
v
N
e
c
N
a 2*3
b
1 7
a 1
b
1
3
c
1
物流
热功
物衡
热衡
其它等式（出口温度为泡点或露点）
4
3
7
N
N
N e
c
e
v
e
i
=
-
=
-
=
e
x
N a 3
b
1 4
进料物流
系统压力
4
4
N
N
N e
x
e
i
e
a
=
-
=
-
=
进料T，P，F，体系压力P
共4个。
（二）、有浓度变化单元
1、分凝器（）P
C
单元分析
二股物流
一股进料物流
P,T,F
L
L
Q
V
V
T,P,
2、理论板（P ） （一）理论板的概念
精馏操作涉及汽液两相的传质和传热。塔板上两相间的传热速率和传质速率不仅取决于物系的性质和操作条件,而且还与塔板结构有关,因此它们很难用简单方程加以描述。引人理论板的概念,可使问题简化。
所谓理论板,是指在塔板上汽液两相都充分混合,且传热及传质阻力均为零的理想化塔板。因此不论进入理论极的汽液两相组成如何,离开该板时汽液两相组成达到平衡状态,即两相温度相等,组成互成平衡。 关于理论板的三条假定：
理论板又称平衡级，是一个理想化了的进行两相间接触传质的场所，它符合如下三条假定：
① 进入该板的不平衡的物流，在其间发生了充分的接触传质，使离开该板的汽液两相物流间达到了相平衡；
② 在该板上发生接触传质的汽液两相各自完全混合，板上各点的汽相浓度和液相浓度各自一样；
e v
N
e c
N
2*(c+2)
1
2c+5 c 1 c+1
物流 热功 物衡 热衡 其它等式
4
C )1c ()5C 2(N
N N e c
e
v
e
i
+=+-+=-=e x
N
c+2 1
C+3
进料物流
压力 1
)3C ()4C (N
N N e x
e i
e a
=+-+=-=
③ 该板上充分接触后的汽液两相实现了机械上的完善分离，离开该板的汽流中不挟带雾滴，液流中不挟带气泡，也不存在漏液。 总结：
无论是有浓度变化还是无浓度变化的单元，可调设计变量均与组分数无关，且值很小，为1或0。 三、装置的设计变量
单元分析
三股物流
二股进料物流
e v
N
e c
N
3*（c+2）
3c+6
c 1 c+1 0
物流 热功
物衡 热衡 其它等式 5
C 2)1c ()6C 3(N
N N e c
e
v
e
i
+=+-+=-=如下示：
e x
N
2C+5
进料物流 2（C+2) 系统压力 1
)5c 2()5C 2(N
N N e x
e i
e a
=+-+=-=
1、关联e,E
E i
e
i
E
a
e a
E v
e
v
E x
e
x
N
N ,N N ,N N ,N N 与与与与2
2
2
P
,T ,F 3
3
3
3
P
,T ,F P
,T ,F 1
1
1
1
P
,T ,F 1
1
1
P
,T ,F 2 2
2
2
P
,T ,F P
,T ,F 1
1
1
1
P
,T ,F 2
2
2
2
P
,T ,F 3
3
3
3
P
,T ,F )2C (2N e v
+=)
2C (2N e v
+=)
2C (2N e v
+=∑+-=)
2C (n N N e v
E
v
∑=e C
E C
N
N
∴
∑ + - ∑ + = + - ∑ = + - ∑ - ∑ = - = )
2 C ( n N N )
2 C ( n N )
2 C ( n N N N N N e
a e x e
i e
C e v E
C
E
v
E
i
总结步骤：
1、确定 E a
N
（1）进料n(c+2) n 为进料物流数
（2）压力等级数：装置内有几个不同的压力,m 个。 （3
）当进料压力等于单元压力时应减1
2、确定
E a
N
1
m )2C (n N E x
-++=1
m )2C (n N E x
-++=
二、举例
（1）进料板
F
组合单元
混合器2个
0*20N 2N N e
am
e
as
E
a
=+=+=
(4) 用郭氏法分析精馏塔设计变量数
例：试用郭氏法分析普通双组分精馏塔的设计变量数，若塔顶冷凝器为全凝器，
回流液为饱和液体，塔底用部分蒸发器，加料压力与塔压相同。 解： 压力等级数 1
进料变量数(c+2)－1=4－1=3
(压力相同) ∴N x E =1+3=4
又(a)串级单元数 2
(b)回流分配器 1 (c)侧线采出 0 (d)传热单元 冷1
（2）侧线采出板
1
n V
+
n
L
组合单元
理论板
分配器
1
10N 2N N e
aT
e
ap
E
a
=+=+=（3）串级单元（板式塔）
1
101nN N e ap
E a
=
+=+=
再1
∴ 5
(e)离开冷凝器为饱和液－1
E=4
∴ N
a
E=4+4=8
∴ N
i
一般情况下，指定下列这些变量值：
E：塔压，进料中组分A浓度，进料流率，进料q值
N
x
第二节极限条件、简捷法
1、最少理论板数 N min
精馏塔在操作过程中，将塔顶蒸气全部冷凝，其凝液全部返回塔顶作为回流，称此操作为全回流，回流比R为无穷大（R=∞）。此时通常不进料，塔顶、塔底不采出。故精馏塔内气、液两相流量相等，L = V，两操作线效率均为1，并与对角线重合。由于全回流操作时，使每块理论板分离能力达到最大，完成相同的分离要求，所需理论板数最少，并称其为最小理论板数N min 。
几个概念
关键组分与非关键组分
一般精馏塔可将进料分离成两个产品。对双组分精馏来说，若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(加和方程)。同样，若指定釜液中一个组分的浓度，也就确定了釜液的全部组成。对于多组分精馏来说，一个精馏塔，根据工艺要求，通常指定两个组分的浓度，那么我们把被指定浓度的组分称为关键组分，其它未被指定浓度的组分称为非关键组份。由于挥发度总是有差别的，说以把易挥发的关键组分称为轻关
键组分，把不易挥发的关键组分称重关键组分。
轻关键组分 light key Component (lk)
重关键组分 heavy key Component (hk)
轻非关键组分light nonkey Component (lnk)
重非关键组分heavy nonkey Component (hnk)
所以轻重之分是相对的。原则上，轻、重关键组分的相对挥发度值是不一定相邻的，但实际上大多数关键组分都是相邻的。比如若分离要求中只规定了一个组分，这个组分通常是轻关键组分，此时可取与它相邻的、相对挥发度较小的组分为重关键组分
一般来讲，一个精馏塔的作用就是要使轻关键组分尽量多的进入馏出液，重关键组分尽量多的进入釜液。同时比轻关键组分还轻的（即比lk相对挥发度大的）轻非关键组分（轻组分）将全部或接近全部进入馏出液，而相对挥发度比重关键组分还小的重非关键组分（重组分）将全部或接近全部进入釜液。
注意：轻重关键组分依组分分离先后计量多少等可任意选取。如某液体混合物A、
B、C、D、E相对挥发度递减，关键组分可选AB、BC、CD、DE，若选AB
作为关键组分，则系统不存在轻组分。如果选DE作关键组分，则系统不存在重组分。
讨论：
a.轻重关键组分是按相对挥发度大小或沸点来划分的
b.关键组分不一定是相邻的，但是对大多数关键组分是相邻的
c.依组分分离先后与多少，关键组分可任意选取
d.轻重组分之分是相对，不同物系是不同的
清晰分割与非清晰分割
若馏出液中除了重关键组分外没有其他重组分（或比重关键组分还重的组分全部从塔底排出），而釜液中除了轻关键组分外没有其他轻组分（或比轻组
分还轻的轻组分全部从塔顶馏出液中采取），这种分离称为清晰分割。这是一种理想状态。
适用：两关键组分的相对挥发度相差较大，且两者为相邻组分。
非清晰分割：
A.轻、重关键组份是非相邻的，组分间的各组分在塔顶、底出现。
B.釜液中有轻组分，馏出液中有重组分。 分配组分与非分配组分
在塔顶和塔底产物中同时出现的组分叫分配组分，只在塔顶或塔底出现的组分叫非分配组分。 例：某精馏塔进料中含n-C 600.33，n-C 700.33，（辛）n-C 800.34。要求馏出液中n- C 70含量不大于0.011，
釜液中n-C 60含量不大于0.015(以上均为摩尔分数)。若进料流率为100kmol ／h ，试求馏出液和釜液的流量及组成。 解：根据分离要求，可假定为清晰分割。
设n-C 60（1）为轻关键组分，n-C 70为重关键组分，则n-C 80为重组分。 列出方程 F=D+W ＝100 对于组分1 Fx 1=Dx D,1+Wx W,1
即 100×0.33＝D （1－0.011）＋W ×0.015
对于组分2 Fx 2=Dx D,2+Wx W,2
即 100×0.33＝D ×0.011＋Wx W,2
对于组分3 Fx 3=Wx W,3
即 100×0.33＝W （1－X W,3－x W,2） ＝W （1－0.015－x W,2）
可解得： D=32.74（kmol/h ） W=67.2.6（kmol/h ） x W,2＝0.485
所以馏出液 D=32.74（kmol/h ） 釜液 W=67.26（kmol/h ）
x D,1＝0.989 x W,1＝0.015
x D,2＝0.011 x W,2＝0.485 x D,3＝0 x W,3＝0.5
（2）最少理论板数
若R ＝∞，即全回流，此时理论板最少。与双组分精馏一样，全回流时所需的理论板数是最少的。若以再沸器为第一块理论板开始往上记塔板序号，由相对挥发度的定义可写出：
1B B A
A w
B A 1l B A /x y /x y x x y y αα＝即＝???? ?????? ??
1α——指第一块理论板（釜）条件。组分A 对组分B 的相对挥发度
第二块理论板上的液相浓度x 2,A 和x 2,B 可用物料衡算式由y 1,A 和y 1,B 求出。因为
V 1y 1,A ＝L 2x 2,A －Wx W,A V 1=L 2 W=0
∴y 1,A =x 2,A ,y 1,B =x 2,B
∴2
B A 1B A x x y y ????
??=???? ??又因为 对于多组分精馏，全回流时，F=0，D=0，W=0 显然，对于任一组分i ，精馏段操作线方程为：
y (n+1),i =x n,i
提馏段为：y (m+1),i =x m,i 全塔可用同一式表示
y (n+1),i =x n,i （2－40） 按相对挥发度定义
()的相对挥发度
对组分为组分式中：）－（r i 412 x x y y ir n
r i n ir n r i αα???? ??=???? ??
将式（2－40）代入式（2－41）
()1
n r i n ir n r
i y y y y +????
??=???? ??α （2－42） 同理对于塔顶第一块塔板
()2
r i 1ir 1r
i y y y y ????
??=???? ??α （2－43） 将式（2－42）代入式（2－43）得
()()3
r i 2ir 1ir 1r
i y y y y ????
??=???? ??αα 如此顺序向下推，直到塔釜N m 得
()()()W
r i Nm 2ir 1ir 1r
i y y y y ????
??=???? ??ir ααα （2－44） 若塔顶为全凝器
D i 1
r
i xr x y y ????
??=???? ?? ()W
r i N av ir D r
i
x x x x m ????
??=???? ??α
∴ ()()[]()
av
ir
W
i
r D
r
i
m
lg /x x /x x lg N
α=
通常由关键组分计算最小理论板数，则芬斯克公式变为： ()()[]()
av
lh
W h l D h l m
lg /x x /x x lg N α
=
若塔顶为部分冷凝器（简称分凝器时），塔顶为汽相出料，冷凝器相当于一块理论塔板，则
()1
r i D ir D r
i y y y y ????
??=???? ??α
()()()()W
r i N ir 2ir 1ir D ir D r
i y y y y m ????
??=???? ??αααα ()W
r
i 1N av ir D r
i y y y y m ????
??=???? ??+α ()()[]()
不能视为常数时，
级的有时可视为常数，若各式中的ir
ir
av
ir
W
i r
D
r
i
m
lg /x x /x x lg 1N ααα=
+
应取全塔相对挥发度的平均值，一般可用塔顶、进料及塔副处相对挥发度的几何平均值。
()
()()()3W ir F ir D ir av
ir
αααα??=
或()()()
D
ir
W
ir
av
ir ααα?=
或选取操作条件的平均值即
2
P P P 2T T T W
D
W
D +=+=
在平均温度、压力下的ir α值。
2、
最小回流比
精馏塔使汽液两相逆流接触分离设备.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，回流比是回流液量与馏出液量之比。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。
当精馏塔不采出馏出液时,精馏塔操作在全回流状态。
当精馏塔平衡级数（理论板）为无穷多时，欲达到一定的分离要求所需的回流比为最小回流比。但实际精馏塔的平衡级数都是有限的。因此，实际回流比必须大于最小回流比，精馏塔才能达到分离能力要求。在一定的分离要求下，回流比和平衡级数之间存在着一定的关系。选择合适的回流比的步骤是：首先计算最
小回流比，然后根据由经济衡算所得的实际回流比和最小回流比的经验比例系数，确定实际回流比。
（1）回流比R对设计的影响
回流比R是精馏过程的设计和操作的重要参数。R直接影响精馏塔的分离能力和系统的能耗，同时也影响设备的结构尺寸。
当回流比增大时精馏段操作线斜率R/(R+1)增大，则精馏段操作线远离平衡线，使得精馏塔内各板传质推动力增大，使各板分离能力提高。为此，完成相同分离要求，所需理论板数将会减少。然而由于R的增加导致塔内气、液两相流量增加，从而引起再沸器热流提高。从而使精馏过程能耗增加，气相流量V及V'将影响塔径的设计。需要的理论板数N的减少，可降低塔的高度。
（2）最小回流比R
min
随着回流比R的减小，则精馏过程的能耗下降，塔径D也回随之减小。但因R减小，使操作线交点向平衡移动，导致过程传质推动力减小，使得完成相同的分离要求所需理论板数N随之增加，使塔增高。如下页图所示。
当回流比继续减小，使两操作线交点落在平衡曲线上，如图中E点所示。此时完成规定分离要求所需理论板数为∞。此工况下的回流比为该设计条件下的
最小回流比R
min 。
图3-4 回流比对理论塔板数的影响
有若干方法可用来计算最小回流比，其中最常用的是恩特伍法（underwood ），推导该式时所用的假设：
（i ） 塔内汽相和液相在各块板上为恒摩尔流率 （ii ）
各组分的相对挥发度均为常数
根据物料平衡及相平衡关系，利用恒浓区的概念，可推导出两式联立求取最小回流比的公式：
q 1z
R )
(x c
1
i j
i,i
j
i,c
1
i m
j
i,m
i
D,j
i,∑
=θ
αα+∑
=θ
αα=＝－－－1
进入进料级液相摩尔焓
—进料摩尔焓；
—；
离开进料级气相摩尔焓—式中－－由下式决定：
进料热状态参数，其值—的摩尔分数；
进料中组分—流比；
精馏段恒浓区最小内回—的那一个根。
个根，只取个组分的系统将有于参数；方程式的根。对—的摩尔分数；
组分最小回流比下馏出液中—的相对挥发度；
组分）
相对于重关键组分（重恒浓区中组分—式中m
F
m,m
m
m
F
m,m
i
m
k
h,k
l,m
i
D,j
i,h H
H
h
H H H q q i z R c c i )(x i =α>θ>αθα
对于饱和液体进料，即露点进料，q=1；对于饱和蒸汽进料，即泡点进料，q=0；介于两者之间，q=1－l 。l 为汽化率。
∵（x D,i ）m 的确切数值难以知道，实际计算中需用按芬斯克公式由关键组分的分配比估算馏出液的组成。即：用全回流下的馏出液组成代替最小回流比下的组成。
（3）回流比的选择 意义：
精馏总成本最低的回流比为最优回流比。总成本为投资费用和操作费用之
第三章 多组分精馏
一、填空题 1、 仅在塔顶或塔釜出现的组分为（ ）。 2、 在多组分精馏过程中，全回流时所需理论板数（ ），在最小回流比下所需理论板数 （ ）。 3、 萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（ ）。 4、 恒沸精馏过程恒沸剂的加入不仅影响原溶液组分( )，同时与原溶液中的一个或几 个组分形成恒沸物，当形成最低温度的恒沸物时恒沸剂从塔（ ）出来。 5、 关键组分中，挥发度大的组分为（ ）；挥发度小的组分为（ ）。 6、 清晰分隔法的假设为（ ），（ ）。 7、 在多组分精馏过程中，由芬斯克公式计算的最少理论板数决定于两组分的分离要求和 （ ），与进料组成（ ）。 8、 萃取精馏是指原溶液加入新组分后不形成共沸物且S 沸点（ ），从（ ） 采出。 9、 多组分精馏中，关键组分是指（ ）的组分。 10、 常用吸附剂有（ ），（ ），（ ），（ ）。 二、单项选择题 1、 多组分精馏中，若轻重组分均为非分配组分，则恒浓区出现在：( ) (A) 精馏段和提馏段中部 (B) 精馏段中部和板下紧靠进料板处 (C) 板上仅紧进料板处和提馏段中部 (D) 板上、下紧靠进料板处 2、 对二元均相共沸物，s i P 相差增大，最低共沸物向哪个区移动：( ) (A) 高沸点组分多浓度区 (B) 低沸点组分多浓度区 (C) 高沸点组分低浓度区 (D) 低沸点组分低浓度区 3、 在均相恒沸物条件下，活度系数和压力关系为：( ) (A) 1221γγ=s s p p (B) 2121γγ=s s p p (C) 1221γγ≥s s p p (D) 2 121γγ≤s s p p 4、 多组分精馏中，若轻重组分均为分配组分，则恒浓区出现在:( ) (A) 精馏段和提馏段中部 (B) 精馏段中部和板下紧靠进料板处 (C) 板上仅紧进料板处和提馏段中部 (D) 板上、下紧靠进料板处 5、 萃取精馏塔内气液相流率的分布规律为:( ) (A) 从上到下气液相流率逐渐增大，液相流率远大于气相流率 (B) 从上到下气液相流率逐渐减小，液相流率远大于气相流率 (C) 从上到下液相流率增大，气相流率减小，液相流率小于气相流率 (D) 不确定 6、 下列不属于以压力差为推动力的膜分离技术为:( ) (A) 微滤 (B) 超滤 (C) 反渗透 (D) 渗析
化工原理-精馏
1. 已知精馏塔塔顶第一层理论板上的液相泡点温度为t1，与之平衡的气相露点温度为t2，而该塔塔底某理论板上的液相泡点温度为t3，与之平衡的气相露点温度为t4，则这四个温的大小顺序是______ ①t1 >t2 >t3＞t４②t1 < t2 < t3< t4 ③t1 =t2 >t3=t４④t1 =t2 < t3=t4 2．设计精馏塔时，若Ｆ、x f、x D、x W均为定值，将进料热状况从q=1变为q>1，但回流比取值相同，则所需理论塔板数将_______，塔顶冷凝器热负荷______ ，塔釜再沸器热负荷______。 ①变大，②变小，③不变，④不一定 3．连续精馏塔操作时，若减少塔釜加热蒸汽量，而保持馏出量Ｄ和进料状况（F, x f, q）不变时，则L/V______ ，L′/V′______，x D______ ，x W______ 。 ①变大，②变小，③不变，④不一定 4．精馏塔操作时，若Ｆ、x f、q，加料板位置、Ｄ和Ｒ不变，而使操作压力减小，则x D______，x w______。 ①变大，②变小，③不变，④不一定 5．操作中的精馏塔，保持F，x f，q，D不变，若采用的回流比R< R min，则x D ______，x w______。 ①变大，②变小，③不变，④不一定 6．用精馏方法将Ａ、Ｂ分离，N T=∞，当x f=0.4时，塔顶产品是_____，塔底是_____ 。当x f=0.8时，塔顶产品是_____。塔底是_____。（Ａ或Ｂ或ＡＢ） 7．某精馏塔,进料量为100kmol/h，x f=0.6，要求得到塔顶x D不小于0.9，则塔顶最大产量为________。 （塔高不受限制） ① 60kmol/h; ②66.7kmol/h; ③90kmol/h;④不能定 8. 精馏塔操作时,若操作从最佳位置上移二块,则 x D------------_。x w_-------------_。(↑、↓、=、不确定) X D↓，X w↑。 9. 某连续精馏塔，进料状态q=1,D/F=0.5,x f=0.4，回流比R=2，且知，提馏段操作线方程的截距为零。则提馏段操作线斜率L′/V′= _______ ；馏出液组成x D=______。 10．精馏塔操作时，保持F，x f，q，R不变，增加塔底排液量W，则x D_______ ，L/V_______ ，L′/V′_______ ，x w _______ 。（1）变小（2）变大（3）不变（4）不确定 11．某操作中的精馏塔，维持F、q 、X D、、V′不变，但X f增大，则D________ ，R ________ 。 （1）变小; (2 )变大; (3)不变; (4)不确定 12．全回流时，y-x图上精馏段操作线的位置_______D_______。 A.在对角线之上 B.在对角线与平衡线之间 C.在对角线之下 D.与对角线重合 填空题 1．简单蒸馏与平衡蒸馏的主要区别是____________________________________，简单蒸馏与间歇精馏的主要区别是 ____________________________________ 。2. 某泡点进料的连续精馏塔，已知其操作线方程分别为y=0.80x+0.172和y=1.2x-0.017, 则回流比R=_______,馏出液组成x D =_________,釜液组成x W =_________。 3. 若某精馏塔的回流比为R，塔顶轻组分的摩尔分率为x D，则该塔的精馏段操作线方程为 4. 精馏过程的操作线为直线，主要基于_____________________假设。 5. 在精馏操作中，已知回流比为R，塔顶、塔底产品浓度分别为x D、x w原料组成为x f，泡点进料，试作出精馏段和提馏段的操作线。
多组分精馏
第三章多组分普通精馏 概述 按被分离混合物中组分的数目可分为两组分精馏和多组分精馏。 工业生产中，绝大多数为多组分精馏，但两组分精馏的原理及计算原则同样适用于多组分精馏，只是在处理多组分精馏过程时更为复杂些，因此常以两组分精馏为基础。 精馏操作流程 精馏分离过程可连续操作，也可间歇操作。精馏装置系统一般都应由精馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器等相关设备组成，有时还要配原料预热器、产品冷却器、回流泵等辅助设备。 图3-3精馏塔中物料流动示意图
精馏原理 工业上是将每个单级分离器做成一块；或在一个圆形的塔内装有一定高度的填料。板上液层或填料表面是汽液两相进行传热和传质的场所。 如图所示为一精馏塔。下面由加热釜(再沸器)供热，使釜中残液部分汽化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液体处于沸腾状态。顶部冷凝得到的馏出液部分作回流入塔，从塔顶引人后逐板下流，使各板上保持一定液层。上升蒸汽和下降液体呈逆流流动，在每块板上相互接触进行传热和传质。原料液于中部适宜位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板向下流入加热釜，汽相部分则上升经各板至塔顶。由于塔底部几乎是纯难挥发组分，因此塔底部温度最高，而顶部回流液几乎是纯易挥发组分，因此塔顶部温度最低，整个塔内的温度，由下向上逐渐降低。 双组分和多组分精馏的异同 第一节 设计变量 一、基本概念 （一）、公式（郭氏法） N ν——描述系统所需的独立变量数 N c ——各独立变量之间的约束数（这些变量之间可以列出的方程数以及给定的条 件 ∴N i = N ν－N c 相同点： 基本原理一致 主要工具相同：物料，衡算，热衡，相平衡 关系 不同点： 双组份常用图解法 多组份常用 简捷法 严格计算法（计算机算） c v i N N N -=
化工分离第三章教案讲义
第三章 多组分精馏 主要教学目标：通过本章的学习，使学生正确理解设计变量，掌握装置的设计变量计算，以及多组分简单精馏塔的计算等。 教学方法及教学手段：采用板书和教学课件及多媒体课件相结合，课堂上师生互动，采用启发式和提问式的教学方式，并且课堂上学习的表现记入学生的平时成绩。 教学重点及难点：多组分简单精馏塔的计算，设计变量，单元的设计变量，装置的设计变量。 在化工原理课程中，对双组分精馏和单组分吸收等简单传质过程进行过较详尽的讨论。然而，在化工生产实际中，遇到更多的是含有较多组分或复杂物系的分离与提纯问题。 在设计多组分多级分离问题时，必须用联立或迭代法严格地解数目较多的方程，这就是说必须规定足够多的设计变量，使得未知变量的数目正好等于独立方程数，因此在各种设计的分离过程中，首先就涉及过程条件或独立变量的规定问题。 多组分多级分离问题，由于组分数增多而增加了过程的复杂性。解这类问题，严格的该用精确的计算机算法，但简捷计算常用于过程设计的初始阶段，是对操作进行粗略分析的常用算法。 第一节 分离系统的变量分析 设计分离装置就是要求确定各个物理量的数值，但设计的第一步还不是选择变量的具体数值，而是要知道在设计时所需要指定的独立变量的数目，即设计变量。 一、设计变量 1. 设计变量 ???-=：可调设计变量固定设计变量 a x c v i N N N N N : v N ：描述系统所需的独立变量总数。 c N ：各独立变量之间可以列出的方程式数和给定的条件，为约束关系数。 要确定i N ，需正确确定v N 和c N ，一般采用郭慕孙发表在AIchE J （美国化学工程师学会），1956（2）：240-248的方法，该法的特点是简单、方便，不易出错，因而一直沿用至今。 郭氏法的基本原则是将一个装置分解为若干进行简单过程的单元，由每一单元的独立变量数e v N 和约束数e c N 求出每一单元的设计变量数e i N ，然后再由单元的设计变量数计算出装置的设计变量数E i N 。在设计变量i N 中，又被分为固定设计变量x N 和可调设计变量a N ，x N 是指确定进料物流的那些变量（进料组成和流量）以及系统的压力，这些变量常常是由单元在整个装置中的地位，或装置在整个流程中的地位所决定，也就是说，实际上不要由设计者来指定，而a N 才是真正要由设计者
3.2 多组分精馏
3.2 多组分精馏 基本要求：掌握多组分精馏与双组分精馏的异同，多组分精馏的简捷算法；了解多组分复杂精馏和多组分精馏的精确算法及AspenPlus 软件。 重 点：多组分精馏简捷算法。 难 点：多组分精馏精确计算。 3.2.1 多组分精馏过程分析 精馏是化工生产中广泛应用的单元操作之一。它利用液体混合物中各组分挥发度的差异使其得到分离。 在《化工原理》课程中对双组分液态混合物的精馏进行了讨论，但是在实际出产中所遇到的待进行精馏分离的液态混合物往往为多组分。 【实例】聚苯乙烯原料――苯乙烯的精制 聚合反应一般要求单体的纯度很高，这里要求苯乙烯含量大于98％。苯乙烯的制备过程：先由乙烯与苯反应生成乙苯，再由乙苯脱氢得到苯乙烯： CH 2=CH 2 + CH 2－CH 3 (乙苯) －H 2 CH 2－CH 3 CH ＝CH 2 （苯乙烯） 在粗产品中，除主要含有苯乙烯外，还有苯、甲苯、乙苯和焦油等组分，不能满足聚合反应对单体的纯度要求，所以要对多组分的粗苯乙烯进行精馏分离。 因此，研究多组分精馏更具有实际意义。 多组分精馏就是本节要讨论的内容，是本课程的重点之一。 双组分精馏我们已经比较熟悉，为了研究多组分的精馏，我们先比较一下多组分精馏与双组分精馏的异同，以便我们对多组分精馏有个基本的认识。 一. 多组分精馏与双组分精馏的异同 （一）相同点（两者的共性） 两者均为精馏，因此有许多共同点。 1.分离依据相同——各组分挥发度的差异（沸点的差异、饱和蒸汽压的差异） 只有混合物中各组分的挥发度（沸点）不同才能通过精馏来分离。易挥发（沸点低）的组分在塔顶馏出液中含量较高，难挥发（沸点高）的组分在塔釜液中含量较高。 2. 分离原理相同——多次部分汽化、多次部分冷凝
双组分连续精馏过程的物料衡算.doc
第四节 双组分连续精馏过程的物料衡算 一、理论板的概念及恒摩尔流假定 1．理论板的概念 理论板—离开该塔板的蒸汽和液体互成平衡。 2．恒摩尔流假定 恒摩尔流：指在精馏塔内，无中间加料或出料的情况下，每层塔板上升蒸汽的摩尔流量相等（恒摩尔气流），每层塔板下降液体的摩尔流量也相等（恒摩尔液流）。 （1）恒摩尔气流（气化） 精馏段： 提馏段： ? 注意:V 不一定等于V ' V--精馏段上升蒸汽的摩尔流量， kmol/h; V '--提馏段上升蒸汽的摩尔流量， kmol/h （2）恒摩尔液流（溢流） 精馏段： 提馏段： 注意：L 不一定等于' L L —精馏段任一塔板下降液体流量，kmol/h L '—提馏段任一塔板下降液体流量，kmol/h 若恒摩尔流动假设成立，则有1kmol 蒸汽冷凝，同时就必须有1kmol 的液体气化。 满足恒摩尔流的条件： （1）两组分的摩尔汽化潜热相等；（2）两相接触因两相温度不同而交换的显热可忽略不计；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。 二、物料衡算和操作线方程 1．全塔物料衡算 常数=====V V V V Λ321常数 =====''3'2'1V V V V Λ常数=====L L L L Λ321常数 ====='' 3' 2'1L L L L Λ
设：F 、D 、W ——kmol/h x F 、x D 、x W ——摩尔分数 连续稳定操作，故： 总物料： 易挥发组分： 塔顶采出率： ； 塔底采出率： 塔顶易挥发组分回收率 塔底难挥发组分回收率 【例题7-3】 2．操作线方程 （1）精馏段操作线方程 令D L R = 为回流比 精馏段操作线方程 W x ???+=+=W D F Wx Dx Fx W D F W D W F x x x x F D --=)(W D F D x x x x F W --=)(W D W F x x x x F D --=W D F D x x x x F W --=%100A ?=F D Fx Dx η%100)1()1(B ?--=F W x F x W η???+=+=+D n n Dx Lx Vy D L V 1D n n x D L D x D L L y +++= +11 11+++= +R x x R R y D n n