多组分精馏
多组分精馏课程设计
多组分精馏课程设计一、课程目标知识目标：1. 学生能理解多组分精馏的基本原理，掌握其关键过程参数。
2. 学生能够掌握多组分精馏塔的物料平衡和能量平衡计算方法。
3. 学生能够运用所学知识分析多组分精馏过程中各组分的分离效果。
技能目标：1. 学生能够运用多组分精馏的原理，设计简单的多组分精馏流程。
2. 学生能够通过计算软件，完成多组分精馏塔的模拟计算。
3. 学生能够通过实验操作，观察并分析多组分精馏过程，解决实际问题。
情感态度价值观目标：1. 培养学生对化学工程学科的兴趣，激发其探索精神和创新意识。
2. 培养学生严谨的科学态度和良好的团队合作精神，使其在学习过程中形成积极向上的情感态度。
3. 学生能够认识到多组分精馏技术在工业生产中的重要性，增强其社会责任感和环保意识。
本课程针对高中化学选修课程，结合学生已有知识水平和认知特点，注重理论与实践相结合。
通过本课程的学习，使学生能够掌握多组分精馏的基本原理和实际应用，培养其解决复杂化学工程问题的能力。
同时，注重培养学生的科学素养和情感态度，为其未来的学术发展和职业生涯奠定基础。
二、教学内容1. 多组分精馏基本原理：包括多组分混合物的相图、精馏原理、关键参数（如回流比、理论塔板数）的概念和影响因素。
- 教材章节：第二章第四节《多组分精馏》- 内容安排：2课时2. 多组分精馏塔的物料平衡和能量平衡计算：介绍多组分精馏塔的物料平衡和能量平衡方法，以及相应的计算公式。
- 教材章节：第二章第五节《精馏塔的物料平衡与能量平衡》- 内容安排：3课时3. 多组分精馏流程设计：学习多组分精馏流程的设计方法，包括流程选择、设备参数计算和优化。
- 教材章节：第三章第一节《多组分精馏流程与设备》- 内容安排：3课时4. 多组分精馏实验操作与模拟计算：通过实验操作和模拟计算软件，观察和分析多组分精馏过程中各组分的分离效果。
- 教材章节：第四章《精馏实验与模拟》- 内容安排：4课时5. 应用案例分析：分析实际工业生产中的多组分精馏案例，了解多组分精馏技术在工业应用中的关键问题及解决方案。
多组分精馏的简捷计算和逐板计算举例
0.59842 0.000984
w
lg 6.24
1
4.6
塔釜温度17℃，利用气相中的烷烃冷凝提供塔釜中需要的热 量，可以认为是塔顶部分冷凝，塔釜泵厢式循环。
最小回流比：
ibzi 1 q
ib
ib xdi
ib
Rm
1
其中需要注意的问题： zi是题面中的数据；1-q=0.36；采用牛顿迭代法；b组分选 取（i—C40挥发度最小）；采用全塔平均温度-39℃和压力
C10 : yn1 0.3026xn 0.5279
C2 : yn1 0.3026xn 0.1353
C20 : yn1 0.3026xn 0.0204
相 平 衡 方 程 中 的 ib 是 精 馏 段 平 均 温 度 下 的
值： 95 60 77.50C ，（进料温度与塔顶温度的平均值）
⑦逐板计算 相平衡方程与操作线方程交替运用。
精馏段相平衡方程：xi
yi ib yi ib
xi 1
手算 0.005，计算机计算 0.0001
精馏段操作线方程：yn1,i
R R
1
xn,i
1 R
1
xd
,i
R 0.434
yn1,i 0.3026xn,i 0.6974xd,i
H2 : yn1 0.3026xn 8.7175103
⑥确定进料位置 因为是气液相进料，可以采用芬斯克公式计算精馏段塔板数 塔顶温度：-95℃；进料温度：-60℃；塔釜温度：17℃ 从塔顶温度与进料温度相差不大，可以判断精馏段塔板数不 会太多，采用全塔的平均温度计算误差会很大。所以，采用 塔顶温度和进料温度的平均值 95 60 77.50C 来计算。
yi ib
多组分精馏专
3.3 最少理论板数 Nmin
精馏塔在操作过程中，将塔顶蒸气全部冷凝， 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， 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、 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， 塔底不采出 。 故精馏塔内气 、 液两相流量相等 ， L = 两操作线效率均为1 并与对角线重合。 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， 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， 同的分离要求，所需理论板数最少，并称其为最小理 论板数Nmin 。
即
ϕ l＝DxD,l/Fzl
某精馏塔进料中含n-C600.33， n［ 例 ］ ： 某精馏塔进料中含 ， C700.33， n-C800.34。 要求馏出液中 ， 。 要求馏出液中n- C70 含量不大于0.011，釜液中 含量不大于 ，釜液中n-C60含量不大于 0.015(以上均为摩尔分数 。 若进料流率为 以上均为摩尔分数)。 以上均为摩尔分数 100kmol／h，试求馏出液和釜液的流量及 ／ ， 组成。 组成。
W,x W,i ,w i
总物料衡算式： 总物料衡算式： F=D+W 组分物料衡算式： 组分物料衡算式： fi=di+wi 对于轻组分i w =0； 对于轻组分i： i=0；di=fi 对于重组分j：j=0；wj=fj 对于重组分j d =0； 馏出液的流量 D=∑di+dl+dh=∑fi+dl+dh 塔釜液流量 W=∑wj+wl+wh=∑fj+wl+wh 1≤i≤l－ 1≤i≤l－1 h+1≤j≤c
化工原理多组分精馏
2021年7月13日星期二
知识要求
1 多组分精馏过程分析 2 最小回流比 3 最少理论塔板数和组分分配 4 实际回流比和理论板数 5 多组分精馏的简捷计算方法
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
R
多组分 混合物 采用
ESA
相际传 质传热
液体多次 部分汽化
蒸汽多次 部分冷凝
dh wh
结合 f i d i wi
di wi
Nm 1 ih
dh wh
解得 di、wi
di
Nm 1 ih
(
dh wh
)
f
i
1
N ih
m
1
( dh ) wh
wi
fi
1
N ih
m
1
( dh ) wh
II、图解法 计算步骤
➢对关键组分
dl wl
Nm 1 lh
dh wh
此式的几何意义是：
lg( d l ) lg d h
)D
/(
xl xh
lg lh
)W
xl xh
D
Nm 1 lh
xl xh
W
Dx D,l Dx D,h
Nm lh
1
WxW ,l WxW ,h
dl dh
Nm 1 lh
wl wh
或
dl wl
Nm 1 lh
dh wh
2）以HK为基准组分，任意组分i的分配规律。
对照：d l wl
Nm 1 lh
W ih1 1 xD,l xw,h
l 1
zi zh xW ,h
D F i1 1 x D,l xW ,h
多组分精馏计算
6.塔顶和塔底组成估算
作用:
⑴为严格计算提供初值.
⑵计算Nm , Rm .
(1) 清晰分割法
假定 : 除了轻重关键组分和中间组分 以外 其它组分均为非分布组分.
di=fi 轻组分(L) bi=0 di=0 重组分(h) bi=fi
(2) 非清晰分割法
除了轻重关键组分和中间组分以外,轻重 组分中也含有分布组分. 适用于相对挥发度差异不大或分离要求 不太高的系统. 假定:实际回流比下各组分在塔顶和塔底 的分布与全回流时相同. 芬斯克方程:
(2-140)
5.进料位置
吉利兰关联式求出的理论板隐含着最佳
进料位置的要求.
⑴ 柯克布兰德经验式
x F ,hk x B ,lk 2 B 0.206 NR [( )( ) ( )] (2-141) NS x F ,lk x B ,hk D
N=NR+NS
⑵ 芬斯克方程 分别求出精馏段和提馏段最少理论板 数. 精: x D ,lk x F ,hk lg[ ] x F ,lk x D ,hk N Rm (2-142) lg( lk ,hk ) R
xij lij
l
i
ij
3) 利用泡点方程计算各板的温度
L
i
l ij
j
1 0
4)并用各板的 作为内层迭代收敛判
lij L j 1
i max
1 10 4
5） 利用Ｈ方程和总物料衡算方程计算各板的 L j 和 V j
H方程
(U j L j )h j (W j V j ) H j V j 1H j 1 L j 1h j 1 Fj hFj Q j 0
2.3精馏计算
多组分精馏
多组分精馏： 最小回流比下，也有恒浓区，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。
13
多组分精馏中的恒浓区
（1）轻、重组分均为非分配组分： 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，恒浓区向上推移而出现在精馏段 的中部。同理，轻组分恒浓区出现在提馏段中 部。
重组分恒浓区
重关键组分（HK）
重非关键组分（HNK），重组分
3
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。
清晰分割： 馏出液中除了重关键组分之外，没有其它
重组分； 釜液中除了轻关键组分组分精馏过程特性
对于二组分精馏，设计变量被确定后，可从任一 端出发，作逐板计算，无需试差。 对于多组分精馏，由于不能指定全部组成，所以 需先假设一端的组成，再通过反复试差求解。
19
3.2.3 最少理论板数（Nm）和组分分配
最少理论板数对应全回流操作，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？
1、开车时，先全回流，待操作稳定后出料。 2、在实验室设备中，研究传质的影响因素。 3、工程设计中，必须知道最少理论板数。
20
计算最少理论板数的Fenske（芬斯克）方程： 推导前提： 1、塔顶采用全凝器；
两式相除，可得：
yA yB
2
xA xB
1
代入（1）式得：
x A
x B
D
1
x A
x B
1
1
y A
y B
2
22
再由相平衡关系可得：
yA yB
2
2
xA xB
2
由物料衡算：
yA yB
第三章 精 馏(分离工程,叶庆国)
3.1 多组分精馏
3.1.1 多组分精馏过程分析
3.1.2 多组分精馏的简捷（群法）计算法
精馏：distillation
精馏是多组分分离中最常见的单元操作，它
是利用组分挥发度差异，借助“回流”技术 实现混合液高纯度分离的多级分离操作，即 同时进行多次部分气化和部分冷凝的过程。 实现精馏操作的主体设备是精馏塔。
Nm
L K , D H K ,W lg (1 L K , D )(1 H K , w )
lg L K H K
Fenske公式计算Nm注意事项
• Fenske公式适用于双组份精馏，也适用于多 组分精馏（可以用一对关键组分来求，也可 用任意两组份来求）。 Nm与进料状态、组成的表示方式无关
i ,n i ,n i ,n
Fenske公式计算Nm
对于任意组分
塔顶为全凝器：x i , D 第一个平衡级 平衡关系：y i ,1 K i ,1 x i ,1 操作关系：x i ,1 y i , 2 联立两式：y i ,1
K i ,1 y i , 2
y i ,l
精馏塔的任务：
LK尽量多的进入塔顶馏出 液； HK尽量多的进入塔釜釜液。
关键组分的指定原则
由工艺要求决定
例：ABCD（按挥发度依次减少排列）混合物分离 ◆工艺要求按AB与CD分开： 则：B为LK；C为HK ◆工艺要求先分出A： 则：A为LK；B为HK
分配与非分配组分
根据组分是否在精馏塔的两端都出现，可分为分配 组分(distributing component)和非分配组分 (nondistribution component)。 分配组分：塔顶、塔底同时出现 非分配组分：只在塔顶活塔底出现的组分
多组分精馏和特殊精馏
核算式
对HNK：C3，iC4，nC4进行核算： C3：d0.6448，xD0.017 C4:xD0
\ 清晰分割假设对 C 3不成立，须调整
5.调整
以前面结果为初值，进行试差
设 d 0 .6 4 4 8 ， 其 它 不 变 ， 重 复 1 4 步
计 算 ， 至 前 后 二 次 结 果 相 近 为 止 。
3. 核实清晰分割的合理性
对
于LNK
，
核
实w
，看
i
是
否xi
,W
0
核实式： fi di wi;
fd ( w )i ( w )i 1
\ wi fi 1 （wd ）i
将
（d ） wi
i
h
N
m（d ）代 wh
入
上
式
有：
wi
1i
fi h N m（wd ）h
核算式
对 于 甲 烷 ， w 9 .6 1 0 5 0 ； x W 1 .5 1 0 6
结果：第二次dC3 0.635 与第一次相近
例3-3 苯（B）-甲苯（T）-二甲苯（X）-异丙苯 （C）的混合物送入精馏塔分离，进料组成（摩尔 分数）为：zB=0.2，zT=0.3， zX=0.1， zC=0.4。相对 挥发度数据：αB=2.25，αT=1.00，αX=0.33，αC= 0.21。分离要求：馏出液中异丙苯不大于0.15%；釜 液中甲苯不大于0.3%（摩尔）。计算最少理论板和 全回流下的物料分配。
1.000 0.025 0.901 0.0167 1.000 - 1.325 0.901 1.325
故
Rm 1.306
返回
3.1.3 最少理论板数和组分分配
1、最少理论板数 全 回 流 R 时 操N ， 作 N m
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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）cviNN 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＋2c——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：Nν=f+1=(c－1＋2)+1=c+2对互成平衡的两相流：Nν＝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Nν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=32C =+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FP 1P2过程如下：F ，T ，P111P,T ,F 222P,T ,F e vNe cNa 3*3b 0 9a 1b 0 5c 2*2(T,P) 物流 热功物衡 热衡 其它等式459N N N e cevei=-=-=e xNa 3b 0 3进料物流分配比134NN N e xe ie a=-=-=2、换热器（H ）单元分析四股物流二股进料物流111C P,T ,F 112n P,T ,F 111n P,T ,F 过程如下：evNecNa 4*3b0 12a 2b13c物流热功物衡热衡其它等式9312NNN ecevei=-=-=exN a 2*3b2 8进料物流系统压力189NNN exeiea=-=-=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111P,T,F222P,T,FQevNecNa 2*3b1 7a 1b13c1物流热功物衡热衡其它等式（出口温度为泡点或露点）437NNN ecevei=-=-=exN a 3b1 4进料物流系统压力44NNN exeiea=-=-=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（）PC单元分析二股物流一股进料物流P,T,FLLQVVT,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 vNe cN2*(c+2)12c+5 c 1 c+1物流 热功 物衡 热衡 其它等式4C )1c ()5C 2(NN N e cevei+=+-+=-=e xNc+2 1C+3进料物流压力 1)3C ()4C (NN N e xe ie 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 vNe cN3*（c+2）3c+6c 1 c+1 0物流 热功物衡 热衡 其它等式 5C 2)1c ()6C 3(NN N e cevei+=+-+=-=如下示：e xN2C+5进料物流 2（C+2) 系统压力 1)5c 2()5C 2(NN N e xe ie a=+-+=-=1、关联e,EE ieiEae aE vevE xexNN ,N N ,N N ,N N 与与与与222P,T ,F 3333P,T ,F P,T ,F 1111P,T ,F 111P,T ,F 2 222P,T ,F P,T ,F 1111P,T ,F 2222P,T ,F 3333P,T ,F )2C (2N e v+=)2C (2N e v+=)2C (2N e v+=∑+-=)2C (n N N e vEv∑=e CE CNN∴∑ + - ∑ + = + - ∑ = + - ∑ - ∑ = - = )2 C ( n N N )2 C ( n N )2 C ( n N N N N N ea e x ei eC e v ECEvEi总结步骤：1、确定 E aN（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12、确定E aN1m )2C (n N E x-++=1m )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 eameasEa=+=+=(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1n V+nL组合单元理论板分配器110N 2N N eaTeapEa=+=+=（3）串级单元（板式塔）1101nN N e apE a=+=+=再1∴ 5(e)离开冷凝器为饱和液－1E=4∴ NaE=4+4=8∴ Ni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Nx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。