气体精馏原理及设备.ppt

第六章气体精馏原理及设备,目前气体分离方法大体有以下几种:精馏:适用于被分离组分沸点相近的情况，如氧氮分离；分凝：不需将全部组分冷凝，适用于被分离组分沸点相距较远，如从焦炉气或水煤气中分离氢，天然气中提氦；吸收法：用一种液体吸收剂吸收气体混合物中的某些组分；吸附法（PSA、VPSA）：用多孔性固体吸附剂对不同组分选择吸收能力来处理气体混合物；薄膜渗透法：利用高分子聚合物薄膜的渗透选择性将某种组分分离出来。,6.1 空气主要成分之间的气液平衡,一、氧-氮二元系气液平衡氧、氮、氩饱和压力与温度的关系 在相同温度下，氮的饱和蒸汽压高于氧的饱和蒸汽压，而在相同的压力下氮的饱和温度低于氧。氩则介于氧、氮之间。饱和蒸汽压的大小表明了液体气化的难易程度。氧-氮二元系气液平衡 氧-氮二元系中，氧是高沸点组分，它在液相中的浓度总是大于气相中的浓度。氧-氮二元系气液平衡关系可用相平衡图表示。常见的几种相平衡图如下：,a.T-x-y图,气相中氧浓度3040%时，相平衡的汽液浓度差最大；压力越低液相线与气相线间距越大，表明低压下分离空气较高压下容易；汽液平衡时液相中氧浓度大于气相中氧浓度。,b.y-x图：表征不同压力下氮在气相及液相中浓度 之间的关系；c.h-x图：焓浓图；c.T-p-h-x-y图：图6-4为氧氮溶液在不同压力下处于汽液平衡状态时的T-p-h-x-y图，表示出氧氮二元系汽液平衡时的综合特性。用法（1）如果已知液相T、p、h、x中任意两个参数，可确定液相状态点，求出其他参数，并进而确定与其相平衡的气相状态点，求出气相参数；（2）反之也可由两个气相参数求与其平衡的液相参数；（3）可求不同组成的氧氮二元系的气化潜热。,二元组分相变过程的主要特性,对于某一成分的二元混合物，在一定压力下，开始冷凝或开始蒸发到冷凝结束或蒸发结束时温度是不断变化的，这一点与纯组分不同。在冷凝或蒸发过程中，液相和气相的浓度是连续变化的。通过部分冷凝或蒸发可以有效地分离沸点相差很大的二元混合物，但对沸点相差较小的二元混合物达不到有效的分离.,二、氧氩氮三元系气相平衡 根据相律可知，由三种互相溶解的组分所组成的溶液，在两相状态时具有三个自由度，所以确定三元系的气液平衡状态时必须给定三个独立参数。如图为氧氩氮三元系相平衡图，其左边为不同氩浓度时的氧的xy图，右边为不同氧浓度时的氩的xy图。三元系中分别以y1、y2、y3；x1、x2、x3代表氧、氩、氮气相及液相浓度。通过该图可由已知液相浓度查得平衡气相浓度，或根据气相浓度查得平衡液相浓度。,6.2 空气的精馏,一、液空的部分蒸发和空气的部分冷凝,部分蒸发可以在液相中获得氧浓度较高的产品,部分冷凝可以在获得数量很少的纯氮,如果当液体蒸发时，把产生的蒸汽连续不断地从容器中引出，这种蒸发过程称部分蒸发。由上图c可看出，部分蒸发可以在液相中获得氧浓度较高的产品；但氧的浓度越高，获得的液氧量越少，而且不可能同时获得高纯度的气氮。如果在空气定压冷凝过程中，将所产生的冷凝液连续不断地从容器中导出，这种冷凝过程称为部分冷凝。部分冷凝只能获得数量很少的纯氮，而且不能获得纯氧。,二、空气的精馏过程 每经过一次部分冷凝和部分蒸发，气体中氮浓度就增加，液体中氧浓度也增加。这样经过多次便可将空气中氧和氮分开。下面举例来说明：如图4.9所示，有三个容器，其压力均为98.1kPa。在容器内盛有含氧20.9%的液空，容器和分别盛有含氧30%及40%的富氧液空。将空气冷却到冷凝温度（82K）并通入容器的液体中。,由于空气的温度比含氧40%的液体的饱和温度（80.5K）高，所以空气穿过液体时得到冷却，就发生部分冷凝；而液体被加热，就发生部分蒸发。当气液温度达到相等时，与液体相平衡的蒸气中含氧只有14%O2。将此蒸气引到容器，由于30%O2富氧液空的饱和温度（79.6K）比容器中的温度低，所以从容器引出的蒸气（80.5K）又继续冷凝，同时使容器中的液体蒸发。当蒸气与30%O2的液体达到平衡状态时蒸气浓度又继续冷凝，同时使容器中的液体蒸发。当蒸气与30%O2的液体达到平衡状态时蒸气浓度就变成9%O2。将此蒸气由容器再引入容器，再进行一次部分蒸发和部分冷凝过程，则蒸气中氮又增加，含氧仅6.3%O2。,在上述过程中，在气相中氧浓度减少的同时，液体中氧则增加。这样多次进行下去，最后可获得足够数量的高纯度气氮和液氧。这就是利用精馏过程分离空气的实质。图4.9所示流程示意图，仅仅说明精馏过程的基本概念，实际情况要复杂些。为了使精馏过程进行得较完善，即为了使气、液接触后接近平衡状态，就要增大气、液接触面积和精馏接触时间。为此，在空分装置中是通过专门设备精馏塔来实现空气的精馏过程。,图4.9 液空多次蒸发和冷凝示意,图4.10 筛扳塔示意图,精馏塔实物照片,三、精馏塔 空气的精馏过程是在精馏塔中进行。目前我国制氧机中所用精馏塔主要是筛板塔。如图4.10所示，在直立圆柱形筒内装有水平放置的筛孔板，温度较低的液体由上块塔板经溢流管流下来，温度较高的蒸气由塔板下方通过小孔向上流动，与筛孔板上液体相遇，进行热质交换，也就是进行部分蒸发和部分冷凝过程。连续经多块塔板后就能够完成精馏过程，从而得到所要求纯度的氧、氮产品。规整填料一般分为两种类型：丝网填料和板波纹填料。早期的规整填料大多为金属丝网波纹填料，如Goodloe、Hyperfil等等。上世纪70年代后SULZER等公司先后推出了多种板波纹型规整填料，如Mellapak、Montz、Gempak及Flexipac等，最近成功开发的新型规整填料包括KATAPAK和Optiflow等。规整填料的波纹倾斜角（相对于水平方向）一般为45或60，比表面积在100750m2/m3范围内，最常用的为250 m2/m3和350 m2/m3。规整填料的材质主要有金属、塑料和陶瓷的，根据分离物系的性质来采用不同材质的规整填料，这些填料的开发着眼点是强化膜式和喷雾传质、降低阻力、提高比表面积，并促进两相流体均匀分布。,空气的精馏一般分为单级精馏和双级精馏，因而有单级精馏塔和双级精馏塔。（一）单级精馏塔 单级精馏塔有两类：一类是制取高纯度液氮（或气氮）(如图6-9 a)；一类是制取高纯度液氧（或气氧）(如图6-9 b)。,单级精馏塔,图a所示为制取高塔度液氧（或气氮）的单级精馏塔，它由塔釜、塔板及筒壳、冷凝蒸发器三部分组成。压缩空气经换热器和净化系统除去杂质并冷却后进入塔的底部，并自下而上的穿过每块塔板，与塔板上的液体接触，进行热质交换。该气氮在冷凝蒸发器内被冷却而变成液体，一部分作为液氮产品，由冷凝蒸发器引出；另一部分作为回流液，沿塔板自上而下的流动。回流液与上升的蒸气进行热质交换，最后在塔底得到含氧较多的液体，叫富氧液空，或称釜液，其含氧量约40%左右。釜液经节流阀进入冷凝蒸发器的蒸发侧（用来冷却冷凝侧的氮气）被加热而蒸发，变成富氧空气引出。如果需要获得气氮，则可从冷凝蒸发器顶盖下引出。,图b所示为制取纯氧（99%以上）的单级精馏塔，它由塔体及塔板、塔釜和釜中蛇管蒸发器组成。被冷却和净化过的压缩空气经过蛇管蒸发器时逐渐被冷凝，同时将它外面的液氧蒸发。冷凝后的压缩空气经过节流阀进入精馏塔的顶端。此时，由于节流降压，有一小部分液体气化，大部分液体自塔顶沿塔板下流，与上升的蒸气在塔板上充分接触，含氧量逐步增加。所得产品氧可以气态或液态引出。该塔不能获得纯氮。由于从塔顶引出的气体和节流后的液空处于接近相平衡状态，因而它的浓度约为93%N2。单级精馏塔分离空气不能同时获得纯氧和纯氮。为了同时得到氧、氮产品，便产生了双级精馏塔。,（二）双级精馏塔 图6-10为双级精馏塔的示意图。它由上塔、下塔和冷凝蒸发器组成。,经过压缩、净化并冷却后的空气进入下塔底部，自下而上的流过每块塔板，至下塔顶部便得到一定纯度的气氮。下塔塔板数越多，气氮纯度越高。氮进入冷凝蒸发器的冷凝侧时，被液氧冷却变成液氮，一部分作为下塔回流液，沿塔板流下，至下塔塔釜便得到含氧3640%的富氧液空；另一部分聚集在液氮槽中，经液氮节流阀后送入上塔顶部作上塔的回流液。下塔塔釜中的液空经节流阀后送入上塔中部，沿塔板逐块流下，参加精馏过程。只要有足够多的塔板，在上塔的最下一块塔板上就可以得到纯度很高的液氧。液氧进入冷凝蒸发器的蒸发侧，被下塔的气氮加热蒸发。蒸发出来的气氧一部分作为产品引出，另一部分自下而上穿过每块塔板进行精馏。气体越往上升，其中氮浓度越高。,双级精馏塔可在上塔顶部和底部同时获得纯氮和纯氧；也可以在冷凝蒸发器的两侧分别取出液氧和液氮。上塔又分两段，从液空进料口至上塔底部称为提馏段，主要是进行氧和氩的分离，提浓氧产品纯度；从上塔提馏段氩富集区抽提部分气态氩馏分进入粗氩塔继续精馏，得到含氩95以上的粗氩馏分。从液空进料口至上塔顶部称为精馏段。为了得到高纯度的氧氮产品，从上塔上部抽出部分污气氮，增加精馏段的回流比，有利于氧氮产品纯度的提高。冷凝蒸发器是连接上下塔使二者进行热量交换的设备，对下塔是冷凝器；对上塔是蒸发器。,图6-11a所示为全低压空分装置的双级精馏塔的示意图。全低压流程中的空气压力和下塔压力相同，约为500600kPa。装置运转时的冷损主要靠一部分压缩空气在透平膨胀机中膨胀产生的冷量来补偿。膨胀后的压力为138140kPa，低于下塔压力，这部分膨胀空气无法再进入下塔。如果不使其参加精馏，则氧的损失太大，很不经济。因而从全低压流程的经济性来考虑，希望膨胀后的低压空气能参加精馏。它的压力在上塔工况范围之内，故有可能进入上塔；同时上塔实际的回流液体较精馏所需的回流比大，即上塔的精馏有潜力。为挖掘精馏塔的精馏潜力，提高产品提取率，可以将部分空气直接引入上塔参加精馏。,1932年拉赫曼发现了这一规律，并提出利用上塔精馏潜力的措施，可将适量（约占空气量的2025%）的膨胀空气直接送入上塔进行精馏。这称为拉赫曼原理。它的特点是：80%左右加工空气进下塔精馏，而20%左右加工空气经膨胀后直接进入上塔。随着化肥工业的发展，不仅需要纯氧，而且需要99.99%N2的纯氮。为了提取纯氮，可在上塔顶部设置辅塔，用来进一步精馏一部分气氮，以便在上塔顶部得到纯氮。,图6.11 a.全低压空分装置双级精馏塔 b.采用氮膨胀的双级精馏塔,精馏单元,另一种利用上塔精馏潜力的措施是从下塔顶部或冷凝蒸发器顶盖下抽出氮气，复热后进入氮透平膨胀机，经膨胀并回收其冷量后，作为产品输出或者放空，如图6-11b所示。由于从下塔引出氮气，使得冷凝蒸发器的冷凝量减少，因而送入上塔的液体馏分量也减少，上塔精馏段的气液比也就减少，精馏潜力同样得到利用。,四、双级精馏塔的物料和热量衡算（一）精馏塔各主要点工作参数的确定 图6-10所示的双级精馏塔中，上、下塔顶部、底部的工作参数可通过计算及查相平衡图求得。1上塔顶部的压力p1及温度T1 式中p0产品氮气输出的压力，要求稍高于大气的压力，一般取103kPa；p产品流动阻力（包括换热器、管道、阀门等）。温度T1决定于p1及排出氮气的浓度，由相平衡图查得。,2上塔底部的压力p2及温度T2式中p1上塔阻力，一般取1015kPa。温度T2可由p2及液氧的纯度决定。3液氧的平均温度Tm冷凝蒸发器底部液氧的压力为式中H冷凝蒸发器中液氧液柱的高度（m）；液氧的密度（kg/m3）。根据p3及液氧的纯度可确定液氧底部温度Ts，则,4冷凝蒸发器中氮的冷凝温度T4 其中m是冷凝蒸发器的传热温差，在设计中选定。m如果定得偏小，则导致冷凝蒸发器传热面积过大，如取得偏大，则造成下塔工作压力太高。一般对中压空分装置m=23K，对全低压空分装置取m=1.61.8K。,5下塔顶部的压力p4 根据冷凝蒸发器氮的冷凝温度，查相平衡图可得下塔顶部压力p4。6下塔底部压力p5及温度T5 式中p4下塔阻力，一般取10kPa。根据p5及富氧液空的浓度可确定温度T5。,（二）精馏塔的物料衡算 根据物料平衡和热量平衡可求出塔内物流数量和产品纯度，空气进塔状态及冷凝蒸发器热负荷等参数。物料平衡包括：（1）总物料平衡：空气在精馏塔内分离所得各产品数量的总和应等于加工空气量；（2）各组分平衡：空气在精馏塔中分离所得各产品中某一组分量的总和应等于加工空气中该组分的量。,用VK、分别代表加工空气、氧产品和氮产品的流量（Nm3/h），用、分别代表空气及氧、氮产品中氮浓度，则根据物料平衡得（6-1）解上式得（6-2）,由式（6-2）可看出，由于 为定值，氧、氮产品决定于，及。在空分装置的操作中，若氮的纯度愈高，表明精馏过程进行得愈完善，氧产量愈大；若氮纯度保持不变，降低氧产量，则氧纯度会提高。式（6-2）也可写成（6-3）如果说给定氧产量，可用上式确定加工空气量。,为了评价精馏过程的完善程度，引入氧的提取率这一概念，它以氧产品中的含氧量与加工空气中的含氧量之比来表示 式中、代表氧气及空气中的氧浓度。图6-12给出氧、氮纯度和生产每1m3氧气所消耗的空气量之间的关系。,如果空分塔是为了制取高纯度产品，如图6-11a所示，气氮分纯氮及污氮，则以，分别表示纯氮及污氮的流量；以，分别表示纯氮及污氮中的氮浓度。为了便于计算，引入一个纯氮及污氮的平均浓度 即（6-4）在计算 或 时，可将式（6-1）及（6-2）中 用氮气平均纯度 代替。,（三）精馏塔的热量衡算 通过热量衡算可决定进塔的空气状态及冷蒸发器的热负荷。令，分别代表进塔空气、氮产品及氧产品的焓值（kJ/Nm3），q3代表跑冷损失（kJ/Nm3A），按热量平衡得 即（6-5）上式中，已由物料衡算求得，又氮、氮出塔皆为饱和蒸气，故、可查相平衡图得到，q3根据经验取值，于是进塔空气的状态即可确定,对上下塔还可分别进行热量衡算。1下塔衡算 图6-13a所示为下塔物流示意图 以，分别代表液空，液氮的流量，分别代表液空及液氮中的氮浓度，则根据物料平衡得（6-6）解上式得（6-7）,根据下塔热量平衡得（6-8）式中 下塔的跑冷损失（kJ/Nm3A）；冷凝蒸发器的热负荷（kJ/h）。若=1Nm3，则式（6-8）可写成（6-9）式中 按每标准立方米加工空气计的冷凝蒸发器热负荷。、为每Nm3加工空气时液氮、液空量，它由式（6-7）计算，可由相平衡图查得。,2上塔衡算 图6-13b所示为上塔物流示意图。根据上塔热量平衡得（6-10）式中 上塔的跑冷损失（kJ/Nm3A）；冷凝蒸发器的热负荷（kJ/h)。若=1Nm3，则式（6-10）可改为（6-11）由式（6-11）计算所得 和由式（6-9）计算所得 相比较，一般允许相差3%，否则需重新计算。,6.3 二元精馏过程计算,图示出精馏塔中任意一段，图中V为上升气量；L为回流液量；y，x为蒸气及液体中氮浓度；y*为与x处平衡的蒸气浓度；、为液、气焓值；r为气化潜热；各参数的下标如图所示。来自塔板下面的蒸气经筛孔进入塔板上的液体中，与温度较低的液体直接接触，气液之间发生热质交换，一直进行到相平衡为止。这时氮含量增浓后的蒸气离开塔板继续上升到上一块塔板；而氧含量增浓后的液体流到下一块塔板上去。这种往下流的液体称为回流液。离开塔板的上升蒸气V2与从塔板往下流的液体L1是接近平衡，同样V3与L2也是接近平衡，而1-1，2-2，3-3截面上V1与L1，V2与L2，V3与L3是处于不平衡状态。,图4.14 两相邻塔扳间的截面图,为了便于计算，作以下假设：（1）塔板上的气相物流和液相物流达到完全平衡状态。（2）氧和氮的蒸发潜热相差很小，设它们相等。（3）氧和氮的混合热为零。（4）精馏塔理想绝热，外界热量和影响忽略不计。（5）塔内的工作压力沿塔高均一致。,在稳定工况下，任何塔段都应满足物料平衡和热量平衡关系。今研究1-1和2-2截面间的一段，可写出下列三个方程式：（6-12）（6-13）（6-14）由此三式消V1、V2，消可得（6-15）,根据假设沿塔的高度蒸气的焓值应不变，即 则（6-16）又据假设，塔板上液体的蒸发潜热不变，即r1=r2 则（6-17）因此，在精馏塔中沿塔高上升气体量和下流的回流液量部分都分别保持不变。,现在讨论同一块塔板上、下两截面气液浓度的变化和L、V的关系。将式（6-17）的结果代入式（6-13）得 或（6-18）,如图6-15所示，式（6-18）表明了这一块塔板上、下两截面气液浓度的变化关系。同理对其它塔板，也可以求得，。因此，所有塔板上、下气液 浓度关系都满足斜率为L/V的同一条直线方程式。该直线称精馏过程的操作线。其斜率L/V称气液比。浓度为x2及y1的不平衡物流在塔板上接触，进行热质交换，达到完全平衡时，其浓度为x1及y2，在图中由平衡曲线上的点1*所示。,图6-15 塔截面上的物流浓度变化,1*,二、理论塔板数的确定 蒸气和液体在塔内连续流动，每经一块塔板相互之间的浓度关系由不平衡变到平衡。为求得理论塔板数，首先需根据物料衡算建立操作线方程；如果已知气液比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。操作线即代表该塔段任一截面上的气流浓度关系。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。,求理论塔板数的方法有逐板计算法、图解法（h-x图，y-x图）等。y-x图解法，作图方法较简单，而且对精馏过程的反映比较直观，本节主要用y-x图说明二元系精馏过程的计算。(一)下塔,图6-16 下塔,(a),(b),取下塔任一截面至塔釜的部分为物料衡算系统，如图6-16所示，物料平衡方程式（6-19）若是干饱和空气进塔，则 L=LK，V=VK 由式（6-19）可得下塔操作线方程（6-20）及操作线的截距（即x=0时）,下塔顶部的气氮浓度与冷凝的液氮浓度相同，因此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（6-20）和y=x可得其交点的横坐标。在y-x图上可得到 及)两点，连接这两点得一直线，即下塔的操作线。过)点作水平线与平衡曲线相交于点1*，过点1*作铅垂线与操作线交于点2，所得三角形代表下塔中一块理论塔板。同样方法作下去，一直到点3*，由此点作铅垂线所得的x值等于或稍小于 值为止，所得的三角形数就是下塔的理论塔板数。图4-16b中所示为2.6块理论塔板。,(二）上塔 以液空进料口为界分为精馏段及提馏段。,(a),(b),(c),图6-17 上塔精馏段及提馏段,1.精馏段 取上塔精馏段任意截面（-）至塔顶的部分为物料衡算系统，如图4-17a所示得组分平衡方程式（6-21）设液氮节流后气化率为a 则,代入式（6-21）得精馏段操作线方程式（6-22）及精馏段操作线截距其斜率,对于上塔顶部 精馏段操作线与y=x线交点的横坐标为 根据这三个条件中的任意两个便可在y-x图中作出精馏段的操作线。,2.提馏段 取上塔提馏段任意截面（-）至冷凝蒸发器的部分为物料衡算系统，如图6-17c所示，得组分平衡方程式（6-23）设液空节流后的气化率为，则,代入式（6-23）得提馏段操作线方程式（6-24）及提馏段操作线与y=x线交点的横坐标 提馏段操作线的斜率,根据这两个条件可在y-x图上作出提馏段的操作线，如图4-17b所示。从图可看出，提馏段操作线的斜率与精馏段不同，即两者的气液比不同。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。所以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。,通过图4-17b中点N如前述方法一样在精馏段操作线和气液平衡曲线之间作水平线、铅垂线，当x值超过 后则按提馏段操作线作图，直至提馏段的O点为止。所得三角形为上塔的理论塔板数。其中以C为精馏段的分界点，从C至N这段中的三角形数为精馏段的理论塔板数，从C至O这段中的三角形数为提馏段的理论塔板数。也可由C点开始分别向两边作阶梯线，直至达到或超过N点和O点。本图所示精馏段理论塔板为2块，提馏段为3.5块。,综上所述，用y-x图解法确定理论塔板数的步骤是（1）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；（2）在y-x图上作出相应塔段的操作线；（3）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便代表该段的理论塔板数。,2、理论板数的计算,A 逐板计算法 由y1=xD,并按后图的步骤算到xnxw时，计算终止，在计算过程中使用平衡方程的次数n，就是所需要的理论板数。由于塔釜相当于一块理论板所以实际所需要的理论板数应为n-1块。,逐板计算法的步骤,（三）最小理论塔板数 沿塔下流的液体和上升蒸气之比 称气液比，气液比对精馏过程和理论塔板数有直接影响。,图6-18 气液比的极限情况,最小汽液比,工作液气比,如图6-18所示，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。当交点愈偏向点C1，说明精馏段气液比愈小，塔板数则愈多，塔的高度和沿塔的流动阻力会增加。当交点达到点C1时，精馏段操作线的斜率为最小值。这种情况说明不平衡物流已达平衡状态，气液浓度不可能再发生变化，亦即精馏过程停止。当交点愈偏向点C2，表示气液比愈大，塔板数愈少。但由于所需流体量多，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，此时精馏段的气液比为最大值达到1，在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。,七、回馏比的选择,1、回馏比对精馏过程设备和操作费用的影响 A 增大回馏比（R）既增大了精馏段的气液比L/V，也增大了提馏段的气液V/L，两者均有利于精馏过程中的传质，此时达到分离要求所需所需的理论板少，设备的投资费用减少，但R增大使操作费用增加。,B 减少大回馏比（R）既降低了精馏段的气液比L/V，也降低了提馏段的气液比V/L，两者均不利于精馏过程中的传质，此时达到分离要求所需的理论板增加，设备的投资费用增加，但R减少使操作费用降低。由上可见回馏比的选择是一个经济问题即在设备和操作费用之间作权衡。,理论塔板最小数可以利用45度对角线作为操作线在McCabe-Thiele图上求得，或使用Fenske-Underwood式求得:,当操作线的斜率接近1时，给定分离过程的理论塔板数达到最小，因为这时在塔底到塔顶之间取的步数最少。,最小理论塔板数,当顶部和底部产品纯度相当高时,在整个浓度范围内单个McCabeThiele图由于在x=0和x=1附近变得相当小而该法不实用。对产品纯度要求很高的情况下，为操作线进口段发展一个简单分析表达式来计算理论塔板数。,当顶部产品为气相，当底部产品为液体时，M等于理想塔板数加1(因子1代表沸腾器的表面)。M是理论塔板数为:,精馏段理论塔板数的简单分析表达式:,最小回流比发生在两条操作线和供料线与平衡线相交于同一点的状态下。虽然该条件下回流比最小，但所需的理论塔板数是无穷大。,在实际系统中，应在最小理论塔板数(固定产品流率下无穷大制冷量)和最小制冷量的塔板数(无穷大理论塔板数)之间取一折中值。,图6.18 所需理论塔板数的说明,塔板效率:塔板上的浓度变化与平衡时应达的浓度变化之比,1946年 Geddes 分析了气泡与液体之间质传递的情况，得到了塔板效率式:,提高塔板效率的因素:小气泡(小)长接触时间(大)大的总质交换系数,3.闪蒸计算,闪蒸计算的步骤如下:,第j组分质量平衡:,能量守恒:,离开系统液体物流的百分比:,蒸汽相的摩尔百分比之和等于1:,混合压力已知，则仅含一个未知量即混合物温度。计算步骤如下:,假定一个在露点和泡点之间的一个温度,露点和泡点的温度由混合压力及供料摩尔百分比决定,计算液体百分比,用蒸汽相的摩尔百分比之和等于1验证,若不等于1，重新假定混合物温度，重复上述步骤,若等于1，则求解结束，开始假定的混合物温度正确,四、单板上过程的数学描述总结,A 单板的物料衡算 对第n块板作物料衡算可得：总物料衡算式：对轻组分作物料衡算 若进出n块板的饱和蒸汽及泡点液体的热焓（kJ/mol）,不计热量损失，对第n块进行热量衡算可得：,若假设组成与温度所引起的饱和液体焓I及气化潜热r的差别则可得：将总物料衡算代入总物料衡算式，可得：,塔板的热量和物料衡算,说明：（1）上式成为恒摩尔流假设。（2）由于加料的原因，两段之间的流量不一定相等。（3）相邻板含量关系ynyn+1,xnxn+1,B 塔板传质过程的简化理论板和板效率,理论板是一个气、液两相皆充分混合而且传热与传质过程的阻力皆为零的理想化板。表达塔板上传递过程的特征方程式可简化为：泡点方程：相平衡方程：实际板与理论板的传质差别可用板效率来度量：y*n与离开第n块板液相组成xn成平衡的气相组成 Emv气相的默弗里板效率,综上可见通过引入理论板及恒摩尔流假设使塔板过程的物料、热量及传递速率最终简化为：物料衡算式：相平衡方程：此方程组对精馏段、提馏段内每一块板均适用，但对加料板不适用。,C 加料板过程分析,（1）加料的热状态：五种（2）理论板加料料衡算式：相平衡方程：（3）精馏段与提馏段的两相物流关系总物流衡算：9-54热量衡算：9-55,单板物料与热量衡算,联立9-54、9-55可得：9-56若定义：9-57由式9-56、9-54可得：L=L+qF 9-58 V=V+(1-q)F 9-59,说明：（1）q=0，为饱和蒸汽进料，V=V+F（2）q=1,为饱和液体进料,L=L+F,V=V（3）0q1，为气液两相进料,L=L+qF、V=V+(1-q)F（4）q0，为过热蒸汽进料，VV+(1-q)F，LL（5）q1，为过冷液进料，LL+qF、VV,D 精馏塔内的摩尔流率,精馏段：L=RD V=L+D=（R+1）D 提馏段：L=L-（1-q）F 塔顶蒸汽全部冷凝为饱和蒸汽时，冷凝器的热负荷为：QC=Vrc 塔釜热负荷为：QB=Vrb,四、三元系精馏过程的计算,参考气体分离设备2008.4精馏过程的建模、优化与控制.刘兴高.科学出版社Hysys介绍及流程介绍,(四)填料塔 填料塔的整个结构见图6-19，它由塔体、填料、喷淋装置、支撑栅板、再分配器、气液进口管等组成。填料可使气液两相高度分散，扩大相间接触面积。喷淋装置可体均匀地喷洒在填料层上。支撑栅板用来支撑填料层，使蒸气均匀地通过填料层。再分配器使液体能够均匀地润湿所有填料，可避免液体沿筒壳流动而使中间填料得不到润湿。对于规整填料比较全面的有Billet模型、SRP模型和Delft模型,图6-19填料塔,填料塔填料除最早使用的拉西环（铜或陶瓷制的圆环）现在仍在使用外，各种新型高效的填料不断出现，金属丝网鞍形和金属波纹填料得到了广泛使用。它们具有比表面积大、传质效果好、阻力小、密度小、金属耗量少等优点。,5.精馏塔的塔板效率,一、塔板效率的表示方法1、全塔效率：塔内精馏过程中所需理论塔板数 与实际塔板数之比称为全塔效率。这是一个概括性的概念。2、板效率（或）：根据理论塔板的定义，离开塔板的气相与液相应达到平衡状态。实际塔板上的浓度变化与平衡时应达到的浓度变化之比，称为板效率。气相板效率：液相板效率：3、点效率:在每一块实际塔板上，汽液相均系错流接触，各处汽液接触时间及湍动情况都不全相同，所以传质速率也不一样。如图6.24，设在塔板上某一垂直轴线J-J上，进入的气相浓度为yn-1，离开液面后变为yn。在J-J处与xn相平衡的气相浓度为y*n,则气相点效率为,塔板效率,二、点效率、板效率与全塔效率的关系:可以认为板效率是板上各点效率的积分平均值，因而与板上混合情况有很大关系，分为几种考虑：1、当塔板上液相完全混合均匀，板上各点的液相浓度均为xn，则y*n相同，且，由（6-38）及（6-40）可得 在直径很小的塔内有可能接近这种情况。2、当塔板上液体完全不返混，即板上液相浓度逐渐由xn+1变到xn，且在同一垂直方向无浓度变化，则有3、实际上多数塔板的液体流动介于上述两种极限情况之间。雾沫夹带对板效率的影响：使一部分高沸点组分含量多的液体直接被带到上一层塔板，从而降低了上一层塔板上的低沸点组分浓度，抵消了部分精馏的效果，降低了 值。-有雾沫夹带影响的板效率，又称表观效率。-单位鼓泡面积的夹带量，-单位鼓泡面积的液相流量。,塔板效率,塔板效率的计算方法基本上分为两种：一种是简化的经验计算法；另一种是从点效率概念出发，分析塔板上某点的传质速率，然后在点效率的基础上，再考虑板上液体混合程度及板间雾沫夹带的影响算出全塔效率。对空分双级精馏筛板塔的塔板效率，目前推荐值：1、按二元系计算，平均塔板效率上塔，下塔2、按三元系计算，平均塔板效率,6 填料塔精馏过程的计算,板式塔的特点是汽液浓度沿塔高成阶梯式变化。填料塔传质过程的特点是汽液浓度沿塔高呈连续变化。一、填料塔中的传质过程：在填料层中取一个微元高度dH来研究它的传质规律，物料衡算式：dG=Vdy=Ldx（6-46）dG为单位时间通过界面dF传递的组分量，dF为微元高度dH内的相际接触面积。传质速率方程：（6-47）由这两式得 又，a-填料比表面积，At-塔的横断面积。（6-50）反映填料塔内 传质的规律，是计算填料层高度的 基本公式。,V,L,dH,y+dy,y,x+dx,x,填料层高度的计算,一、传质单元数与传质单元高度以气相为例，积分项 之值表示此系统的分离难易程度，称为“传质单元数”；而 可视为相应于每个传质单元所需的 填料高度，称为“传质单元高度”。二、理论板数和等板高度：填料塔高度的计算归纳为求理论板数和相当于一块理论塔板分离效果所需的填料高度（称等板高度）的问题。(6-53)三、填料塔中的流动工况：1、稳流工况；2、中间工况；3、湍流工况；4、乳化工况；5、液泛工况。生产实践证明：当湍流工况开始转入乳化工况时的气流速度为最佳值。泛点速度和可容许速度。在填料塔设计中，一般先计算出泛点速度，然后乘以安全系数(0.60.8)作为实际操作速度。然后由(6-56)算塔径。,SRP模型简介,此类模型是针对板波纹规整而提出的，将填料内的流动通道看作是一系列的湿壁塔，其截面为菱形，当量直径填料波纹的边长。其模型方程包括：气相和液相的有效速度分别为：操作压降的计算采用经验关联式：,其中，干压降由下式计算：持液量为,式中，Ft为总持液量校正因子，geff为有效重力加速度,该模型假设在常压下，填料层的泛点压降在9001200Pa/m范围内，为简单起见，一般取为常数。r为液体和填料表面的接触角，对于金属板波纹规整填料，有,SPR模型中气相传质系数的估算方法与Billet模型不同，它采用的是早期 的湿壁塔的实验研究中得到的关联式，液相传质系数则采用渗透模型来预测,有效相界面积的估算则采用的是Shi和Mersmann18提出的关联式其中，SEF为填料表面增强因子，对金属材质的填料可取为0.35.总传质单元高度的计算和Billet模型相同，也为式(1-15)，换算成等板高度为,该模型中流体力学部分的预测结果与不同操作条件下几种不同规整填料的实验（常压，测试物系为空气/水）结果吻合很好，传质部分的预测结果与大量的实验结果对比非常接近。但是，在加压下的预测结果和实验结果有较大误差19，这是由于SRP(II)模型中的一些常数是由0.054.14bar操作压力范围内的实验数据拟合得到的，而且在高压下填料层内存在严重的返混行为20。Gualito21对SRP(II)模型进行了部分修正，使得修正后的模型能够较好的与实验结果相吻合。关于流体力学部分，Gualito对干压降以及泛点压降进行了修正，同时在传质部分考虑了高压下流体返混行为的影响，对SRP模型中有效相界面积关联式中加了一个校正因子，,Gualito模型的预测结果更接近于实验值,11、筛板塔的结构设计,常用流程,冶金系统常用氧气外压缩,原料空气通过空气过滤系统、空气压缩机、预冷和纯化系统变成干燥洁净的工艺空气。一部分工艺空气直接进入冷箱，在低压换热器中被冷却至接近露点温度，然后再送入压力塔底部。另一部分工艺空气进入冷箱内换热器冷却至一定温度后从中部抽出，进入气体膨胀机膨胀。装置产冷主要由透平膨胀机完成，膨胀后低压空气作为原料气进入低压塔中部。在压力塔，空气经过预分离，在顶部得到纯氮气，底部得到富氧液空。从低压塔顶部抽取液氮作为液氮产品送往贮槽。氮气经换热器复热后作为氮气产品。低压塔上部的污氮气经换热器复热后出冷箱，可送往前端预冷和纯化系统。低压塔经最终分离精馏后在冷凝蒸发器底部得到纯液氧。从冷凝蒸发器处抽取部分液氧过冷后作为液氧产品送入贮槽。气氧则经主换热器复热出冷箱后，经过产品氧压缩机加压作为氧气产品送入管网。,常用流程,冶金系统氧气内压缩,原料空气通过空气过滤系统、空气压缩机、预冷和纯化系统变成干燥洁净的工艺空气。一部分工艺空气直接进入冷箱，在主换热器中被冷却至接近露点温度，然后再送入压力塔底部。另一部分工艺空气进入空气增压机进一步压缩后进入冷箱内主换热器，以便为内压缩产品提供加热气流，被冷却液化后经高压节流阀节流进入压力塔。其中一股空气进入冷箱内换热器冷却至一定温度后从中部抽出，进入气体膨胀机,装置产冷主要由透平膨胀机完成，膨胀后空气进入压力塔或低压塔。在压力塔内，空气经过预分离，在顶部得到纯氮气，底部得到富氧液空。从低压塔顶部抽取液氮作为液氮产品送往贮槽。气氮经换热器复热后送出冷箱，作为氮气产品。低压塔上部的污氮气经换热器复热后出冷箱，可送往前端预冷和纯化系统。在低压塔经最终分离精馏后在冷凝蒸发器底部得到纯液氧，从冷凝蒸发器处抽取部分液氧经过冷器过冷后作为液氧产品送入贮槽。其余液氧通过液氧泵加压至所需压力，经换热器气化复热后作为高压氧气产品。,