分离工程II--05多组分多级分离计算-简捷法资料.ppt

例5-1 已知： 解：根据(5-22)得： 用试差法求出，?=3.814 组分 ?i xF,i xD,i 正辛烷 1 0.34 0.0 正庚烷 2.27 0.33 0.01 正己烷 5.25 0.33 0.99 进料中的液相分率为0.4，求Rm 再将?代入(5-21)，得到： 所以，最小回流比Rm为2.605 5.2.4 理论板数的计算 由上面的内容可以看到，当回流比为Rm时，达到规定分离程度所需的理论板数无限多；当全回流操作时，所需的理论板数为Nm。当选定实际回流比R后，所需的理论板数应是多少呢？在Rm、R、Nm、N之间是否存在一定关系呢，不少人研究过这个问题。吉利兰(Gilliland)根据对Rm、R、 Nm 及N四者之间的关系进行的研究，由实验结果总结了一种经验关联，即吉利兰关联图。 吉利兰图 该图是对8个不同物系，根据不同精馏条件，用逐板计算法的计算结果绘制的误差在7%左右。建立吉利兰图时，物系及操作条件的范围为： (1).物系的组分数为2~11； (2).进料状态从冷进料至蒸汽进料，操作压力从接近真空至40atm。 (3).关键组分间的相对挥发度为1.26 ~ 4.05。 (4).最小回流比为0.53 ~ 7.0。 (5).理论板数为2.4 ~ 43.1 由此可见，只有现实条件与原试验条件较接近时，才能使用吉利兰图 进料状态的影响 增加原料的汽化程度可降低所需要的理论板数 为了使吉利兰关联图用于计算机上，将吉利兰图用具有足够精确度的数学解析式来表示，使用较为方便。 令 当0.0? x 0.01时， y=1.0-18.5715x 当0.01? x 0.9时， y=0.545827-0.591422x + 0.002743/x 当0.9? x 1.0时， y=0.16595-0.16595x 此三公式称李德公式。 (5-23) (5-24) (5-25) 一般认为吉利兰关联图对理想溶液的误差较小，而系统的非理想性较大时，用该图所得的结果误差较大。此时，可考虑耳波和多克思（Erbar and Madox）关联图。 耳波和马多克思图 5.2.5 进料板位置 根据芬斯克公式计算最少理论板数，能用于全塔，也能用于精馏段或提馏段，从而求得适宜的进料位置。 若以nm表示精馏段最少理论板数，以mm表示提馏段最少理论板数，则： Nm+1=mm+nm 精馏段最少理论板数nm可用下面公式求得： (5-26) (5-27) 式中， (xl/xh) D, (xl/xh)F为轻、重关键组分在塔顶和进料中的浓度比。由(5-26)、(5-27)二式可算得精馏段、提馏段的最少理论板数，然后再进行各段理论板数的计算。 柯克布莱德(Kiyobride)提出：对于泡点进料，可采用下式来确定进料板： 式中，n，m为精馏段、提馏段的理论板数。 (5-28) 例5-2 分离乙烷和丙稀的连续精馏塔，其进料流量如下： 单位：Kmol/h  泡点进料。分离要求为：塔顶馏出液中 0.025 (摩尔分率),塔釜液中 0.05。操作压力为34atm。试计算塔顶、塔釜产物的量和组成。假定：R=1.3Rm，试问理论板需要几块？ 组分 CH4 C2H6 C3H6 C3H8 i-C4H10 n-C4H10 流量 5 35 15 20 10 15 解： 1.塔顶、塔釜的量和组成： 由题可知，轻关键组分是乙烷(xl)，重关键组分为丙烯(xh)，所以，xw,l?0.05, xD,h?0.025 以100Kmol/h进料为基准 F=D+W=100 (1) FxF,l=DxD,l+WxW,l 即： 35=DxD,l+0.05W (2) FxF,h=DxD,h+WxW,h 即： 15=0.025D+ WxW,h (3) 按清晰分割处理，所以 D=FxF,l+D(xD,l+xD,h) = 5+D(xD,l+0.025) (4) 联立上述四个方程，解得D=37.84，W=62.16 物料分布 组 分 进料 馏出液 釜液 Kmol/h xF,i Kmol/h xD,i Kmol/h xW,i CH4 5 0.05 5 0.132 C2H6 35 0.35 31.89 0.843 3.11 0.05 C3H6 15 0.15 0.95 0.023 14.05 0.226 C3H8 20 0.20 20 0.327 i-C4H10 10 0.10 10 0.161 n-C4H10 15