多组分多级分离过程分析与简捷计算

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4.1.3 Decanter ---倾析器
Decanter 模块执行给定热力学条件下的 液-液平衡或液-游离水平衡计算，输出两股液 相产物。用于模拟液 - 液分离器、水倾析器等。
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Decanter
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Decanter — 模型参数（1） Decanter 模块的模型参数有 3 组：
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Flash3 — 三相闪蒸器
Flash3 模块执行给定热力学条件下的汽-液-液平衡计算，输出一 股汽相和两股液相产物。用于模拟闪蒸器、蒸发器、汽-液-液分 离器等。
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Decanter ---倾析器
Decanter 模块执行给定热力学条件下的液 -液 平衡或液- 游离水平衡计算，输出两股液相产物。用 于模拟液-液分离器(沉降槽，离心机)、水倾析器等。
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分离器
换热器(Chap 5)
Heater HeatX MHeatX Hetran Aerotran
DSTWU Distl RadFrac Extract MultiFrac SCFrac PetroFrac Rate-Frac BatchFrac
加热器/冷却器 双物流换热器 多物流换热器 与BJAC 管壳式换热器的接口程序 与BJAC 空气冷却换热器的接口程序
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变量关系图---Plot （1）
步骤1：选择横坐标变量 在列表数据中选中一列，从窗口菜单 Plot 项的下 拉框里选择X轴变量(X-Axis Variable)；
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变量关系图---Plot （1）
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变量关系图---Plot （2）
步骤2：选择纵坐标变量 再选中列表数据的另一列，从窗口菜单Plot项的下 拉框里选择Y轴变量(Y-Axis Variable)；

在计算既有轻组分，又有重组分的分离物 系时，常采用从两端向中间逐级计算，当计算 至轻、重关键组分的计算值于进料相符时，还 需考察非关键组分计算值是否于进料实际组成 契合一致，以判明原设定的塔顶塔底组成是否 恰当，契合不好时，要重新设定，重复计算， 直至完全契合。
它的计算步骤时，先确定各组分在塔顶、 塔底的分配，然后分别从塔底及塔顶逐级计算 到进料级，如果气相或液相的关键组分之比与 与原料之比相等，则可估计所需平衡级数及进 料级位置。
6.1.1 设计型算法 逐级计算法作为设计型算法，在用于双组分
多级分离计算是很成功的，梯级做图法就属于此 法。但对于多组分逐级计算，在计算终点处，我 们需要对非关键组分浓度的合理分布进行反复试 算。作为设计变量，在多组分分离中只规定了两 个轻重关键组分的分离要求，由此，仅能定出塔 底塔顶产品中两关键组分的浓度，其他非关键组 分的浓度都是未知的，不可任意规定。然而，逐 级计算要求先假定上下任一端的全部组分浓度， 以便逐级向另一端计算。
fi=wi+di
等式两边除以di, fi/di=wi/di+1
(6-7)
作进料级物料平衡，关联精馏段和提馏段组分物
料关系
VMi=V`M,i+fVi 等式两边除以di,
VMi/di=V`Mi/di+fVi/di
(6-8)
上式可转化为：
VMi
di
V`Mi wi wi di
fvi fi
fi di
然而，对非关键组分浓度的任何不准确的假设， 都会导致计算结果产生偏差而不能契合。因此， 逐级计算法用于多组分分离时，只有当分离物系 中除轻重关键组分外，只含有比重关键组分更重 的重组分，而不含或几乎不含较轻关键组分更轻 的轻组分时，则塔底产品中除规定的轻重关键组 分之外，必定几乎集中了全部的重组分，这样， 我们设计塔底组成才会相当准确，逐级计算至塔 顶，不致有过大的偏差，从而大大地减少试算量， 甚至不必试差也可得到比较满意的结果。

(xij )k1
(xij ) k
Ej
L j1 xi, j1 V j1 yi, j1 V j yij L j xij
k
j
Ej
称为松弛系数
1
E j (5 10)F
❖ F为进料量，若各板的存液量相等，各板的 松弛系数也可取等值，但对不同组分有时可 用不同的松弛系数值
二、计算步骤
❖ ⑴假定一组初值。
第四章
多组分多级分离的严格计算
Chapter 4 Multistage separation process of multi-component rigorous calculation
§4-2 逐板计算法
(Stage-by-stage calculation)
❖ 一、计算内容与计算起点 ❖ 开发思维：二元精馏图解梯级法。 ❖ ⒈计算内容 ❖ 以塔顶或塔釜为计算起点，根据MESH
❖ 缺点：必须使用计算机，且收敛速度也太慢， 当其他方法无法解时，才用松弛法
❖ 改进:石川、平田等人进行了修正，但收敛 速度仍较慢
❖ 由丁惠华提出的新松弛法则在Rose松弛法的 基础上，经过适当处理允许采用较大的松弛 系数，克服了收敛速度慢的缺点，可用于非 理想物系的精馏计算
❖ 逐板计算法的物料衡算按清晰分割还是按非 清晰分割计算？
y D，i
全凝
y1,i E，S露点
t1，x1 M精 ……加料板 M提 yni
………… 塔釜
⒉从塔釜向上计算，塔序从塔釜向上
❖ ①MES方程
❖ M方程：提馏段
x m 1,i
Vm Lm1
ymi
W Lm1
xW ,i
精馏段
xn1,i
Vn Ln1
y n,i

38 13 Total Kettle 1.57 MPa 0.02 MPa
80.06 kmol/h 1.19
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4.4.1 最佳进料位置的确定
严格计算流股结果（1）进料位置13
FEED2(进料)
Temperature
C
56.1
Pressure
MPa
1.65
Mole Flow kmol/hr
trace 0.02 11.92
8
trace 1000 PPM 0.598 0.4第0124 页
4.4.1 最佳进料位置的确定
不同进料位置的热负荷等结果对比
Name Condenser Temperature Condenser Heat duty Distillate rate Reflux rate Reflux ratio
100
Mole Flow kmol/hr
ETHANE
1
PROPANE
79
BUTANE
12
PENTANE
8
Mole Frac
ETHANE
0.01
PROPANE
0.79
BUTANE
0.12
PENTANE
0.08
D2D(塔顶) 44.3 1.57 80.06
1 78.998 0.062 trace
0.012 0.987 776 PPM trace
0.99 1.19 17.41 37.06 12.97 11.97 671.90 kW 645.06 kW 44.28 C 115.83 C 0.80
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4.4.1 最佳进料位置的确定
简捷计算结果（1）精馏塔配置参数
Minimum reflux ratio: Actual reflux ratio: Minimum number of stages: Number of actual stages: Feed stage: Number of actual stages above feed: Reboiler heating required: Condenser cooling required: Distillate temperature: Bottom temperature: Distillate to feed fraction: