精馏原理3s

上塔精馏段和提馏段
精馏段 2块 提馏段 3.5块
Discussion: • 提馏段操作线不同于精馏段操 作线； • 提馏段操作线液气比大 • 提馏段操作线与精馏段操作线 相交于C点 • C点的横坐标：
x K 2 (VN -α L N -αK L K )+αK VO 2 y O 2 N N VN -α L N -αK L K +αK VO 2
•
由于氩的沸点处于氧、氮沸点之间，在空分塔中将产 生氩的浓缩积聚现象。在上塔的上部，氩沸点比氮 高，气相中氩易被冷凝到液相中，随回流液向下流。 而在上塔的下部，氩的沸点比氧低，液相中氩易被蒸 发到气相，随塔内蒸气而上升，这样，在塔的中部便 会形成氩的富集区。 据实验，上塔中部含氩量可达10%左右，有些部位甚至 在10%以上。在这些部位如果仍按氮、氧分离进行计 算，必然会产生较大的误差。 在空分塔设计中一般多按三元系进行计算；尤其在设 计制取高纯氮的精馏塔时，必须按三元系进行计算。
4.3 二元系精馏过程的计算
理论塔板数的确定
• 首先根据物料衡算建立操作线方程；如果已
知液气比L/V及塔顶（或塔底）的物流浓度， 则该塔段的操作线方程即求出。 • 平衡气液之间的浓度关系可由相平衡图查 得。在计算中每应用一次平衡关系就代表经 过一块塔板，故应用平衡关系的次数即为所 求的理论塔板数。 理论塔板数的求法：逐板计算法、图解法 （h－x图，y－x图）等。
•
膨胀空气进料口位置
根据经验，对于全低压制氧装置的精馏塔，一般在液空 进料口以下2～3块理论塔板处安排膨胀空气的入口。
4.4 三元系精馏过程的计算
三元溶液节流节流后蒸气及液体的组成
气化率可用 h-x图和T-x 图近似计算
c’
m' ' a ' b' = α= m a ' c'
a’ b’
4.4 三元系精馏过程的计算
• 在平衡曲线和操作线之间作阶梯线段，各塔段
形成的三角形数即代表该段的理论塔板数。
液气比对塔板数的影响
y 1*
液气比 沿塔下流的液体和 上升蒸气之比L/V
2* 3* 2 3 x= y
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1
0
K xN 2
LN xN 2
x
液气比对塔板数的影响
上塔
当氧、氮纯度已定，精馏段和提 馏段两操作线的交点C的位置可 以随气液比的不同在C1和C2之间 移动。 当交点愈偏向C1点，说明精馏段 液气比愈小，塔板数则愈多，塔 的高度和沿塔的流动阻力都会增 加。 当交点愈偏向C1时，精馏段操作 线的斜率为最小值，要达到这种 工况，理论上需要无穷多块塔 ⎛L⎞ 板。 ⎜ ⎟
操作线方程 I II I II
4.4 三元系精馏过程的计算
三元系精馏过程的计算
下塔
V, y L, x
VK + L = V + LK
Vy1 + LK x1K = VK y1K + Lx1
K K Vy2 + LK x2 = VK y2 + Lx2
K K Vy3 + LK x3 = VK y3 + Lx3
最小液气比
⎝ V ⎠ min
=
N x N 2 − yC1 N x N 2 − xC1
液气比对塔板数的影响
•当交点愈偏向点C2，表示液气比愈
大，塔板数愈少。但由于所需液体 量多，而且气液温差大，以致不可 逆损失大，造成能量消耗大。 •当交点落在点C2，即操作线与对角 线重合，此时精馏段的液气比为最 大值达到1。这种情况下物流浓度差 最大，理论塔板数最少，能量消耗 最大。 除少数情况外，一般精馏段的液 ⎛ L ⎞ ⎛L⎞ ⎜ ⎟ = 1.3 ~ 1.5⎜ ⎟ 气比应介于上述二级限值之间 ⎝ V ⎠ min ⎝ V ⎠ pr
三元溶液节流节流后蒸气及液体的组成
• 方法一：图解 • 方法二：试算
张祉佑上册169页 节流气化率 αR
节流前液体量R
R 蒸气量R" = Rα R , 组分为y1R" , y2 " R 液体量R' = R(1 − α R ), 组分为x1R ' , x2 '
I 1
LI I VN 2 N LN 2 N y = x2 + y2 − x2 VI VI VI
I 2
液氮节流气化率α
LI = (1 − α ) LN 2 VI = VN 2 − αLN 2
4.4 三元系精馏过程的计算
三元系精馏过程的计算 上塔提馏段
VII = LII − VO2
VII y1II = LII x1II − VO2 y1O
1* 2* 3*
4.3 二元系精馏过程的计算
上塔理论塔板数的确定
上塔中以液空进料口 为界，以上为精馏 段，以下为提馏段， 分别建立物料平衡关 系式，由于两段的汽 液比不同，故其操作 线斜率不同
精馏段和提馏段理论 塔板数分别进行计算
4.3 二元系精馏过程的计算
上塔精馏段
物料衡算
N N LN 2 x N 2 + VI y I = VN 2 y N 2 + LI xI
4.3 二元系精馏过程的计算
下塔理论塔板数的确定 y 理论塔板数
n = 2.5
V, y L, x
1* 2* 3* 2 3 x= y
1
K Vk , yN2
K Lk , xN2
0
K xN 2
LN xN 2
x
1点代表两股物流:(x1,y1) 1*点代表平衡物流(y1,x2) 2点代表不平衡物流(x2,y2)
( y1( 0) , y20 )
x1(1) ⎫ 操作线 ⎧ y1(1) ⎯⎯ →⎨ (1) ⎯ (1) ⎬ x2 ⎭ ⎩ y2
三元相图
( ( x11) ,x21) ( ( x12) ,x22)
( y1(1) , y21)
( y1( 2) , y22)
x1( 2) ⎫ 操作线 ⎧ y1( 2) ⎯⎯ →⎨ ( 2) ⎯ ( 2) ⎬ x2 ⎭ ⎩ y2 LL x1( n ) = x1K ⎫ (n) K⎬ x2 = x2 ⎭
VN 2 − αLN 2 − α K LK
4.3 二元系精馏过程的计算
上塔提馏段
操作线方程
y II = (1 − α ) LN 2 + (1 − α K ) LK VN 2 − αLN 2 − α K LK xII −
O VO2 y N 2
VN 2 − αLN 2 − α K LK
O xII = y N 2
K Vk , y N 2
进塔空气是饱和状态
K Lk , x N2
Lk = L Vk = V
x1 + x2 + x3 = 1, y1 + y2 + y3 = 1
4.4 三元系精馏过程的计算
三元系精馏过程的计算 下塔操作线方程
V, y L, x
L VK K LK K y1 = x1 + y1 − x1 V V V V K L K L y 2 = x2 + K y 2 − K x2 V V V
操作线方程式 操作线截距 斜率
yI = yI =
(1 − α ) L N 2 V N 2 − αL N 2
xI +
N N VN2 y N2 − LN2 x N2
V N 2 − αL N 2
N N VN 2 y N2 − LN2 x N2
V N 2 − αL N 2
(1 − α ) LN 2 LI tga I = = V I V N 2 − αL N 2
Vk , y
K N2
已知液氮浓度，富氧液空浓 度，则可由上而下或由下而 上求得下塔理论塔板数 。
K Lk , xN2
三元系精馏过 程的计算
x x
(0) 1 (0) 2
⎫ 操作线 ⎧ y1( 0) =x ⎯ ⎬ ⎯⎯ →⎨ ( 0) =x ⎭ ⎩ y2
N 1 N 2
三元相图
( ( x10) ,x20)
x=
< xK N
全低压空分装 置双级精馏塔
对一个精馏塔如 果有物料加入或 取出时，则精馏 塔应按物料加入 或取出的位置分 为若干段进行计 算，每段的L/V不 同，则其操作线 也不同。
用y-x图解法确定理论塔板数—总结
• 根据工作压力确定氧-氮二元系在y-x图上的平
衡曲线，并作对角线； • 在y＝x图上作出相应塔段的操作线；
液气比对精馏塔操作的影响
• 从操作运行角度来看，对现有的精馏塔来
说，塔板数已经固定，如果精馏段的液气 比大于原设计值，提馏段的液气比小于原 设计值，那么塔板数就显得富裕，这样带 来的效果使得精馏工况得到改善。
• 上升气体中氧组分冷凝较充分，较多地进
入回流液，因而气体中氮气纯度提高。
4.4 三元系精馏过程的计算
II II O VII y2 = LII x2 − VO2 y2
LII II VO2 O y = x1 − y1 操作线 VII VII 方程组 LII II VO2 O II y2 x2 − y2 = VII VII
II 1
液空节流气化率αK
LII = LI + (1 − α K ) LK = (1 − α ) LN 2 + (1 − α K ) LK
VII = VI − α K LK = VN 2 − αVN 2 − α K LK
4.4 三元系精馏过程的计算
液空进料口位置
•
选择液空进料口位置的原则是在保证产品数量和纯度 的条件下，使所要求的理论塔板数最少。 当从液空进料口以上的塔段向下计算，如果出现增加 塔板数而在液相或气相中氧的浓度增加不明显、且氩 浓度开始下降时就需安排液空进料。但具体安排在哪 一块塔板最合适，尚需通过试算确定。液空进料后， 氧浓度会迅速增加，氩浓度也能增加，而后达到收 敛。
•
•
4.4 三元系精馏过程的计算
三元系精馏过程的计算步骤 三元逐板计算中，所作假设与二元系相同 逐板计算步骤： • 首先按稳定流动物料平衡规律求出塔中各物流 数量和浓度关系； • 确定各塔段的操作线； • 利用三元组分相平衡图，用逐板计算法确定理 论塔板数。
4.4 三元系精馏过程的计算
三元系精馏过程的计算分段
4.4 三元系精馏过程的计算
三元系精馏过程的计算 上塔精馏段
VI + LN 2 = LI + VN 2
VI y1I = LI x1I + VN 2 y1N − LN 2 x1N
I I N N VI y2 = LI x2 + VN 2 y2 − LN 2 x2
操作线方程组
LI I VN 2 N LN 2 N x1 y1 − y = x1 + VI VI VI
液氮节流后气化率α
LI = (1 − α ) LN 2
VI = VN 2 − αLN 2
精馏段操作线方程式
yI = (1 − α ) LN 2 VN 2 − αLN 2 xI +
N N V N 2 y N 2 − LN 2 x N 2
V N 2 − α LN 2
4.3 二元系精馏过程的计算
上塔精馏段
N N y N2 ≈ x N2
对于上塔顶部
精馏段操作线与y＝x线交点的横坐标为
xI =
N N VN 2 y N 2 − LN 2 x N 2
VN 2 − LN 2
N ≈ x N2
由于实际上
T=80.7K，P=1.4 atm，y=99％，x= 98％
4.3 二元系精馏过程的计算
上塔提馏段
物料衡算
O VII y II + VO2 y N 2 = LII x II
提馏段操作线与y＝x线交点的横坐标 斜率
LII (1 − α ) LN 2 + (1 − α K ) LK tgaII = = VII VN 2 − αLN 2 − α K LK
提馏段操作线的斜率与精馏段不同，即两者的液气比 不同，两段虽在同一塔中，但由于在塔中部有液空进 料，从而使两段的L和V值发生了变化。
4.3 二元系精馏过程的计算
下塔理论塔板数的确定
VK + L = V + LK
V, y L, x
VK y
K N2
+ Lx = Lk x
K N2
+ Vy
如果进塔空气是饱和状态
K Vk , yN2
Vk = V
Lk , x
K N2
则
Lk = L
LK LK K K y= x + ( yN2 − xN 2 ) VK VK
4.3 二元系精馏过程的计算
下塔理论塔板数的确定
LK K LK K x + ( yN2 − xN 2 ) 下塔操作线方程 y = VK VK
操作线的截距（即x＝0时）
y=y
K N2
LK K − xN 2 VK
下塔顶部的氮气浓度与冷凝的液 氮浓度相同，表示该截面气液组 分浓度的点在y＝x线上。联立解 下塔操作线方程式和y＝x可得其 交点的横坐标 。
液空节流后气化率αK
LII = (1 − α ) LN 2 + (1 − α K ) LK
VII = VN 2 − αLN 2 − α K LK
提馏段操作线方程式
y II = (1 − α ) LN 2 + (1 − α K ) LK VN 2 − αLN 2 − α K LK xII −
O VO2 y N 2