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  • ISSN 1006-3080
  • CN 31-1691/TQ
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一种改进的分隔壁精馏塔简捷计算方法

    作者简介: 叶贞成(1977—),男,博士,副研究员,主要研究方向为化工过程建模与优化。E-mail:yzc@ecust.edu.cn;
    通讯作者: 叶贞成, yzc@ecust.edu.cn
  • 中图分类号: TP273.1

An Improved Short Cut Design Method for Dividing Wall Column

    Corresponding author: Zhencheng YE, yzc@ecust.edu.cn ;
  • CLC number: TP273.1

  • 摘要: 与传统的精馏塔相比,分隔壁精馏塔具有节约能源和资金成本的优点。同时分隔壁精馏塔比传统精馏塔具有更多的自由度,其设计、控制和优化更加困难。本文针对现有分隔壁精馏塔四塔等效模型简洁计算方法的不足,提出了一种改进的计算方法,根据Underwood方程确定分隔壁精馏塔的最小操作条件,并可结合设计要求快速确定精馏塔的塔板数、进出料位置、回流比、气液分配比等操作参数。为了验证设计方法的有效性,分别选取三种不同分离因子的进料物系进行设计并将所获得的设计结果在HYSYS软件中进行严格模拟,结果表明该方法与其他设计方法相比可以更准确地计算出预分馏塔与主塔之间连接流股的组成,且所需要的年总成本(TAC)要小于其他简捷计算方法。
  • 图 1  分隔壁精馏塔设计简化图

    Figure 1.  Simplified diagram of the partition wall distillation design

    图 3  简捷计算流程图

    Figure 3.  Shortcut procedure applied for the design of DWC

    图 2  四塔等效模型示意图

    Figure 2.  Schematic diagram of the four tower equivalent model

    图 4  精馏段逐板衡算示意图

    Figure 4.  Distillation section by-board accounting diagram

    图 5  提馏段逐板衡算示意图

    Figure 5.  Distillation section by-board accounting diagram

    图 6  HYSYS模型图

    Figure 6.  HYSYS model figure

    表 1  不同分离指数的进料

    Table 1.  Feeds with different separation indices

    FeedMixturesESI
    F1n-pentane/hexane/heptane1.04
    F2pentane/hexane/octane0.46
    F3ethane/propane/isobutane1.79
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    表 2  设计规定表

    Table 2.  Design Specification Table

    Feed D S xDA xSB xWC
    F1 33.4 31.67 0.9851 0.9900 0.9670
    F2 33.15 31.67 0.9945 0.9900 0.9583
    F3 33.52 31.67 0.9809 0.9900 0.9710
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    表 3  简捷计算结果表

    Table 3.  Shortcut design results table

    Feed N1-1 N1-2 N1 N2 N3-1 N3-2 N3 N4 NT R
    F1 10 11 20 6 8 8 17 6 29 4.32
    F2 6 7 12 3 4 6 11 4 18 3.04
    F3 8 6 13 6 8 4 13 2 21 4.32
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    表 4  连接流组分浓度表

    Table 4.  Connection flow component concentration table

    Feed${y_{{V_{1 - 1}}i}}$${x_{{L_{1 - 1}}i}}$${y_{{V_{1 - 2}}i}}$${x_{{L_{1 - 2}}i}}$
    F10.62010.53560.00090.0011
    0.37910.46340.48650.5757
    0.00080.00100.51250.4232
    F20.80210.73880.00090.0007
    0.19700.26000.65920.5307
    0.00090.00110.33990.4686
    F30.49360.38080.00180.0015
    0.50580.61840.15830.1372
    0.00060.00070.83900.8613
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    表 5  简捷计算与严格模拟结果对比表

    Table 5.  Comparison between shortcut design and strict simulation results

    Feed$\Delta {y_{{V_{1 - 1}}i}}$$\Delta {x_{{L_{1 - 1}}i}}$$\Delta {y_{{V_{1 - 2}}i}}$$\Delta {x_{{L_{1 - 2}}i}}$
    F10.0016-0.00400.00000.0001
    0.00000.0040-0.0012-0.0020
    -0.00160.00000.00120.0019
    F20.0031-0.00560.00000.0002
    0.00010.0056-0.0035-0.0027
    -0.00320.00010.00350.0025
    F30.0003-0.01800.00000.0003
    0.00080.0179-0.0046-0.0054
    -0.00110.00000.00470.0051
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    表 6  其他简捷计算结果对比表

    Table 6.  Other shortcut design results table

    Item N1-1 N1-2 N1 N2 N3-1 N3-2 N4 NT R L11 TAC
    Proposed method 10 11 20 6 8 8 6 29 4.32 35.47 154.28
    Fatima Zohra[36] 10 16 25 5 12 13 8 38 3.66 26.57 177.08
    Triantafyllou Smith[24] 11 11 21 7 11 10 11 39 3.17 24.44 162.63
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    表 7  连接流组分浓度差异表

    Table 7.  Component concentration difference table

    Item $\Delta {y_{{V_{1 - 1}}i}}$ $\Delta {x_{{L_{1 - 1}}i}}$ $\Delta {y_{{V_{1 - 2}}i}}$ $\Delta {x_{{L_{1 - 2}}i}}$
    Proposedmethod 0.0016 0.0000 -0.0016 -0.0040 0.0040 0.0000 0.0000 -0.0012 0.0012 0.0001 -0.0020 0.0019
    Fatima Zohra 0.0086 0.0055 0.0031 0.0012 0.0004 0.0016 0.0028 0.0176 0.0148 0.0022 0.0086 0.0063
    Triantafyllou and Smith 0.1098 0.1001 0.0096 0.2572 0.2566 0.0006 0.0026 0.1510 0.1536 0.0056 0.0818 0.0875
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    表 8  严格模拟产物浓度表

    Table 8.  Strictly simulated product concentration table

    Feed xDA xSB xWC
    F1 0.9930 0.9902 0.9714
    F2 0.9993 0.9932 0.9690
    F3 0.9868 0.9899 0.9935
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出版历程
  • 收稿日期:  2019-10-10
  • 网络出版日期:  2019-12-28

一种改进的分隔壁精馏塔简捷计算方法

    通讯作者: 叶贞成, yzc@ecust.edu.cn
    作者简介:叶贞成(1977—),男,博士,副研究员,主要研究方向为化工过程建模与优化。E-mail:yzc@ecust.edu.cn
  • 华东理工大学化工过程先进控制和优化技术教育部重点实验室,上海 200237

摘要: 与传统的精馏塔相比,分隔壁精馏塔具有节约能源和资金成本的优点。同时分隔壁精馏塔比传统精馏塔具有更多的自由度,其设计、控制和优化更加困难。本文针对现有分隔壁精馏塔四塔等效模型简洁计算方法的不足,提出了一种改进的计算方法,根据Underwood方程确定分隔壁精馏塔的最小操作条件,并可结合设计要求快速确定精馏塔的塔板数、进出料位置、回流比、气液分配比等操作参数。为了验证设计方法的有效性,分别选取三种不同分离因子的进料物系进行设计并将所获得的设计结果在HYSYS软件中进行严格模拟,结果表明该方法与其他设计方法相比可以更准确地计算出预分馏塔与主塔之间连接流股的组成,且所需要的年总成本(TAC)要小于其他简捷计算方法。

English Abstract

  • 精馏是化学工业中应用最广泛的分离技术之一,其基本原理是在塔釜加热液相物流形成气相回流,在塔顶冷凝气相物流形成液相回流,两者在塔内逆向流动并进行传热和传质,实现轻重组分的分离与提纯。据统计,在一个典型石油化工厂中,精馏的能耗约占全厂总能耗的40%左右,精馏过程中,进入再沸器的热量有95%需要在塔顶冷凝器中取走。因此,精馏塔分离系统的高效设计和运行在化工过程中起着至关重要的作用。为了减少精馏过程中的能耗,基于热力学效率研究,开发可持续的、经济的精馏系统显得尤为必要[1-2]。目前精馏过程的主要节能方式可以分为两类[3]:精馏塔设备改进,采用高效规整填料代替塔板或者低效填料等;能量的耦合,如分隔壁精馏、结晶精馏、热泵精馏、反应精馏、多效精馏、共沸精馏等[4-5]。分隔壁精馏塔作为一种新型的精馏方式,已被证实既可以大幅提高精馏塔的热力学效率,又可以减少设备投资[6-9],近年来受到广泛的关注。Lin hao[10]、朱登磊[11]、李建青[12]、贾玉霞[13]、郭湘波[14]等人分别将分隔壁精馏塔运用到不同的生产工艺中,较传统工艺可节能30%左右。

    与传统的精馏塔工艺相比,分隔壁精馏塔具有更多的自由度,同时这也给分隔壁精馏塔的设计、优化、控制带来很大的困难[15]。Ivar J[16-18]采用Underwood方程在无穷塔板数的极限情况下分别对两组分和三组分分离过程所需要的最小上升气相进行分析并将其扩展到多组分分离过程,然后通过Vmin图直观地展示不同组分分离需要的最小上升气相流率,但对精馏塔结构设计却未提及。在对分隔壁精馏塔结构进行设计时国内外的学者均采用图1中不同形式的简化,沈鸳语[19]、黄国强[20]、何西涛[21]等人以图1(a)中的结构采用三塔模型,基于Aspen plus的DSTWU模块进行简捷计算得到基本结构参数。龚超[22]、Salvador[23]、Triantafyllou[24]、Kim, Y H[25-26]、Ramírez-Coronaa[27]、Kai-TiChu[28-29]、Benyounes[30]等人基于Fenske-Underwood-Gilliland-Kirkbride(FUGK)方程并分别图1(bc)中的形式对分隔壁精馏塔进行简捷计算与设计,取得了不错的效果。Sotudeh[31]在研究中认为用Fenske方程计算分隔壁精馏塔的塔板数是不正确的,因为分隔壁精馏中预分馏塔顶部底部分别有一股进料一股出料,不同于传统精馏塔顶部底部只有一股出料而无进料的情况,如图1(c)所示。因此所有基于FUGK方程的简捷计算方式都具有Sotudeh指出的不足之处。

    图  1  分隔壁精馏塔设计简化图

    Figure 1.  Simplified diagram of the partition wall distillation design

    Hosanna Uwitonze[32-34]首次提出采用气液平衡常数计算相平衡,并结合物料衡算采用逐板衡算的方式进行预分馏塔的塔板数计算,避免了Fenske方程的不足,提高了计算的准确性。由于预分馏塔与主塔之间是相互连接的,通常的多组分设计程序在未给出相互连接流信息的情况下不适用于主塔的设计。对于分隔壁精馏塔来说进料与塔板之间、连接流与主塔之间组分不一致造成返混,是导致分隔壁精馏塔热力学效率低下的主要原因[25, 35]。Fatima-Zohra[36]对连接流股的组成进行了研究,结合文献[32]中逐板衡算的优点对各段的塔板数进行了计算,然后通过对回流比的调节使得预分馏塔和侧线采出塔的塔板相等,但这增加了计算复杂度,同时也大大地限制了分隔壁精馏塔的灵活性。因为预分馏塔和侧线采出塔分离任务不同,预分馏塔和侧线采出塔的塔板数可以是不相等的。

    本文提出了一种改进的简捷计算方式,采用图1(c)的结构形式,结合了上述典型的简捷计算方式的优点,采用Underwood方程对气液流量进行分析,并结合逐板衡算的方法对塔板数进行计算,同时取消预分馏塔与侧线采出塔塔板数目相等的约束条件,在HYSYS中进行严格模拟,并与前人提出方法的计算结果进行对比分析。结果表明该方法可以更有效的缩小预分馏塔与主塔之间的浓度差,更准确的计算出所需要的塔板数,进料位置,隔板位置等参数。

    • 文献[37]指出四塔等效模型相对三塔、二塔等效模型能更好的体现分隔壁精馏塔的操作特性,因而本文采用四塔模型进行设计。图2展示了用四塔模型等效替代分隔壁精馏塔的示意图,将分隔壁精馏塔划分为四个塔段:顶部精馏塔、预分馏塔、侧线采出塔、底部提馏塔。预分馏塔上升气相与侧线采出塔上升气相混合进入顶部精馏塔;预分馏塔下降液相与侧线采出塔下降液相混合进入底部提馏塔;顶部精馏塔下降液相被分成两股,分别进入预分馏塔和侧线采出塔;底部提馏塔上升气相被分为两股,分别进入预分馏塔和侧线采出塔。本文拟对三组分分离的四塔模型设计进行研究。分隔壁精馏塔的设计步骤如图3所示。

      图  3  简捷计算流程图

      Figure 3.  Shortcut procedure applied for the design of DWC

      图  2  四塔等效模型示意图

      Figure 2.  Schematic diagram of the four tower equivalent model

      (1)定义预分馏塔顶部轻组分A的收率${r_{{D_{PA}}}}$和重组分C的收率${r_{{D_{PC}}}}$

      (2)根据插值法求出预分馏塔顶部中间组分B的收率${r_{{D_{PB}}}}$

      (3)基于Underwood方程估算达到规定分离任务所需的最小气相负荷和最小回流比;

      (4)确定回流比和精馏塔内气液两相流量;

      (5)根据预分馏塔顶部与顶部精馏塔的物料衡算得出顶部连接流处的组分,根据预分馏塔底部与底部提馏塔的物料衡算得出底部连接流处的组分。

      (6)通过逐板衡算的方式计算出各段的塔板数和进出料位置。

      其中:Section1为预分馏塔、Section2为顶部精馏塔、Section3为侧线采出塔、Section4为底部提馏塔。

    • 组分i向上通过塔板n的净流量等于向上流动气相与向下流动液相中组分i物质的量之差:

      在预分馏塔顶部:

      其中:${D_{\rm{P}}} = {V_{1 - 1}} - {L_{1 - 1}}$

      在预分馏塔底部:

      其中:${W_{\rm{P}}} = {L_{1 - 2}} - {V_{1 - 2}}$。净组分流动的正方向是向上定义的,但在底部,组分通常从进料阶段向下运动,此时有${w_{i{\rm{B}}}} \leqslant 0$

      根据Underwood方程此时预分馏塔的精馏段上升气相值为:

      其中:${\alpha _{\rm{A}}} > {\theta _1} > {\alpha _{\rm{B}}} > {\theta _2} > {\alpha _{\rm{C}}} > {\theta _3}$

      预分馏塔的提馏段上升气相值为:

      其中:${\delta _1} > {\alpha _{\rm{A}}} > {\delta _2} > {\alpha _{\rm{B}}} > {\delta _3} > {\alpha _{\rm{C}}}$

      根据上升气相物料平衡方程有:

      Underwood在文献[38]中表示,对于任何给定的产品分布,至少有一对公共根,对顶部和底部上升气相定义方程做差,可以得到下面的方程,它只对公共根有效:

      其中:${\alpha _{\rm{A}}} > {\phi _{11}} > {\alpha _{\rm{B}}} > {\phi _{12}} > {\alpha _{\rm{C}}}$

      因此可以得到精馏段最小上升气相流率为:

      预分馏塔的任务是尽可能的将AC进行分离,因此,对预分馏塔顶部组分的收率进行定义:

      预分馏塔的最小理论板数可以由Fenske方程进行估算:

      中间组分B在有限回流下的收率估计值可以由非清晰分割[39]的物料衡算法计算得出:

      对上式进行变换计算可以得到:

      在已知预分馏塔顶部B组分收率的基础上,可以得出预分馏塔塔顶净采出量:

      此时,预分馏塔的最小回流比可以很容易得到:

      预分馏塔取实际回流比为最小回流比的b倍:

    • 对于顶部精馏塔,将预分馏塔顶部进入的液相和离开的气相结合形成一个净流${D_{\rm{P}}}$,则进入顶部精馏塔的物料热状况${q_2}$可以定义为:

      求解上式可以得到两个${\phi _{2j}}$的值,且αA > ϕ21 > αB > ϕ22 > αC。根据所求得的${\phi _{2j}}$值结合Underwood方程可以得到顶部精馏塔的最小上升气相:

    • 对于底部提馏塔,将预分馏塔底部离开的液相和进入的气相结合形成一个净流${W_{\rm{P}}}$,则进入底部提馏塔的物料热状况${q_4}$可以定义为:

      求解上式可以得到两个${\phi _{4j}}$的值,且αA > ϕ41 > αB > ϕ42 > αC。根据所求得的${\phi _{4j}}$值结合Underwood方程可以得到底部提馏塔的最小上升气相:

    • 底部提馏塔的上升气相分别进入预分馏塔和侧线采出塔段,因此有:

      由于侧线采出塔提馏段和侧线采出塔精馏段形成的侧线采出塔中没有气相的采出,因此进入这两个塔段的蒸汽流量相等,${V_{3 - 1\min }} = {V_{3 - 2\min }}$

      通过上述对四塔模型每个塔段最小上升气相的讨论可以得出,主塔部分的最小上升气相为:

      主塔的最小回流比为:

      实际回流比为最小回流比的a倍:

      至此可以确定每个塔段的气液相流量:

    • 在上一节介绍了每个塔段的气液相流率计算方法,为了得到每个塔段的准确塔板数,还需要准确计算各部分连接流的组分。

      对顶部精馏塔,预分馏塔顶部进行物料衡算:

      为了减小预分馏塔与主塔之间连接流股的浓度差($\Delta x$),对上述方程联立求解,可得到顶部各个组分的浓度:

      对底部提馏塔,预分馏塔底部进行物料衡算:

      同理联立求解上述方程组,可得到顶部各个组分的浓度:

    • 在对4股连接流组分求解的基础上,进一步求解四塔模型各部分塔板数。此外,为了简化计算,在每个部分中气液平衡常数K取为一常数。由每个塔段中关键组分的物料衡算结合相平衡方程,采用逐板衡算的方式进行计算得出各塔段的塔板数,过程如下。

      精馏段逐板计算示意图如图4所示:

      图  4  精馏段逐板衡算示意图

      Figure 4.  Distillation section by-board accounting diagram

      精馏段物料衡算:

      对上述${y_n}$求通项可得:

      其中,$a = \displaystyle\frac{L}{{KV}}$

      提馏段逐板计算示意图如下所示:

      图  5  提馏段逐板衡算示意图

      Figure 5.  Distillation section by-board accounting diagram

      提馏段物料衡算:

      对上述${x_{\rm{N}}}$求通项可得:

      其中,$a = \displaystyle\frac{{KV}}{L}$

    • 预分馏塔精馏段塔板数:

      预分馏塔提馏段塔板数:

      预分馏塔塔板数:

    • 顶部精馏塔塔板数:

    • 侧线采出塔提馏段塔板数:

      侧线采出塔精馏段塔板数:

      侧线采出塔塔板数:

    • 底部提馏塔塔板数:

    • 为了验证方法的合理性,本文采用了文献[36]中的数据和设计要求,并将本文的设计结果与其进行对比。选取具有不同分离指数的三组分作为被分离物系,分离指数(ESI)定义如下:

      由ESI的定义可知:如果ESI<1,组分AB的分离比组分BC分离更加困难;如果ESI>1,组分AB的分离比组分BC分离更加容易;如果ESI=1,组分AB的分离与组分BC的分离难易程度相当。

      FeedMixturesESI
      F1n-pentane/hexane/heptane1.04
      F2pentane/hexane/octane0.46
      F3ethane/propane/isobutane1.79

      表 1  不同分离指数的进料

      Table 1.  Feeds with different separation indices

      混合物的在两个大气压下以液相进料,进料流率为100 kmol/h,组分浓度分别为0.33、0.33、0.34,要求中间组分B的收率大于等于0.95且侧线采出组分摩尔浓度大于0.99。具体设计规定如下表所示:

      Feed D S xDA xSB xWC
      F1 33.4 31.67 0.9851 0.9900 0.9670
      F2 33.15 31.67 0.9945 0.9900 0.9583
      F3 33.52 31.67 0.9809 0.9900 0.9710

      表 2  设计规定表

      Table 2.  Design Specification Table

      采用本文改进的简捷计算方式,在$a = b = 1.2$的情况下对上述不同进料情况下的分隔壁精馏塔进行计算,结果如下表所示:

      Feed N1-1 N1-2 N1 N2 N3-1 N3-2 N3 N4 NT R
      F1 10 11 20 6 8 8 17 6 29 4.32
      F2 6 7 12 3 4 6 11 4 18 3.04
      F3 8 6 13 6 8 4 13 2 21 4.32

      表 3  简捷计算结果表

      Table 3.  Shortcut design results table

      与分离指数接近1的进料相比,分离指数大于1或分离指数小于1的进料需要更少的总板数。此外,对于分离指数小于1的进料,需要更少的精馏段塔板数,因为组分AB分离比BC分离容易,在预分馏塔中大部分中间组分从塔底采出;对于分离指数大于1的进料,需要更少的提馏段塔板数,因为AB分离比BC分离困难,在预分馏塔中大部分中间组分从塔顶采出。

      Feed${y_{{V_{1 - 1}}i}}$${x_{{L_{1 - 1}}i}}$${y_{{V_{1 - 2}}i}}$${x_{{L_{1 - 2}}i}}$
      F10.62010.53560.00090.0011
      0.37910.46340.48650.5757
      0.00080.00100.51250.4232
      F20.80210.73880.00090.0007
      0.19700.26000.65920.5307
      0.00090.00110.33990.4686
      F30.49360.38080.00180.0015
      0.50580.61840.15830.1372
      0.00060.00070.83900.8613

      表 4  连接流组分浓度表

      Table 4.  Connection flow component concentration table

      将本文通过简捷计算的到的参数,如:塔板数,组分浓度等,输入Aspen HYSYS软件中进行严格模拟,HSYSY模型如图6所示:

      图  6  HYSYS模型图

      Figure 6.  HYSYS model figure

      将HYSYS模拟得到的连接流组分浓度结果与简捷计算得到的结果进行对比,如表5所示。

      Feed$\Delta {y_{{V_{1 - 1}}i}}$$\Delta {x_{{L_{1 - 1}}i}}$$\Delta {y_{{V_{1 - 2}}i}}$$\Delta {x_{{L_{1 - 2}}i}}$
      F10.0016-0.00400.00000.0001
      0.00000.0040-0.0012-0.0020
      -0.00160.00000.00120.0019
      F20.0031-0.00560.00000.0002
      0.00010.0056-0.0035-0.0027
      -0.00320.00010.00350.0025
      F30.0003-0.01800.00000.0003
      0.00080.0179-0.0046-0.0054
      -0.00110.00000.00470.0051

      表 5  简捷计算与严格模拟结果对比表

      Table 5.  Comparison between shortcut design and strict simulation results

      可以看出简捷计算得到的结果与严格模拟后的结果相差很小,表明该方法适用于不同结构的系统。

      将本文的简捷计算方式与其他文献[36, 24]提出的方法在同样的条件下,对戊烷/己烷/庚烷进料体系进行设计,具体设计参数如表6所示:

      Item N1-1 N1-2 N1 N2 N3-1 N3-2 N4 NT R L11 TAC
      Proposed method 10 11 20 6 8 8 6 29 4.32 35.47 154.28
      Fatima Zohra[36] 10 16 25 5 12 13 8 38 3.66 26.57 177.08
      Triantafyllou Smith[24] 11 11 21 7 11 10 11 39 3.17 24.44 162.63

      表 6  其他简捷计算结果对比表

      Table 6.  Other shortcut design results table

      通过对比可以看出在相同的设计要求下,本文的设计方法相比这三种设计方法需要更少的理论板数,虽然比其他计算方法需要更大的回流比,但是根据Dejanovic[40]提出的使用$N\left( {R + 1} \right)$近似于精馏塔年总成本,可以计算出本文的简捷计算方法年投资成本要小于其他简捷计算方法。

      对戊烷/己烷/庚烷进料体系将本研究和开放文献中采用简捷法计算得到的预分馏塔与主塔之间的连接流组成差异的比较如表7所示:

      Item $\Delta {y_{{V_{1 - 1}}i}}$ $\Delta {x_{{L_{1 - 1}}i}}$ $\Delta {y_{{V_{1 - 2}}i}}$ $\Delta {x_{{L_{1 - 2}}i}}$
      Proposedmethod 0.0016 0.0000 -0.0016 -0.0040 0.0040 0.0000 0.0000 -0.0012 0.0012 0.0001 -0.0020 0.0019
      Fatima Zohra 0.0086 0.0055 0.0031 0.0012 0.0004 0.0016 0.0028 0.0176 0.0148 0.0022 0.0086 0.0063
      Triantafyllou and Smith 0.1098 0.1001 0.0096 0.2572 0.2566 0.0006 0.0026 0.1510 0.1536 0.0056 0.0818 0.0875

      表 7  连接流组分浓度差异表

      Table 7.  Component concentration difference table

      从上表组分浓度差异对比可以看出,本文所得到的计算结果误差要小于其他开放文献中的计算结果。

      严格模拟得到的产物中关键浓度如表8所示:

      Feed xDA xSB xWC
      F1 0.9930 0.9902 0.9714
      F2 0.9993 0.9932 0.9690
      F3 0.9868 0.9899 0.9935

      表 8  严格模拟产物浓度表

      Table 8.  Strictly simulated product concentration table

      从上表可以看出产物浓度均满足设计要求。

    • 本文对分离三元组分混合物的分隔壁精馏塔的设计提供了一种简捷计算方法,该方法在塔板数的计算时采用逐板衡算的方法,避免了FUGK方程所体现出的不足之处。消除了在半严格设计过程中对预分馏塔与主塔之间连接流组分计算时繁琐的迭代过程,大大减小了计算量。同时针对前人在文献中要求预分馏塔塔板数与侧线采出塔塔板数相同的不足进行改进,可以更准确地计算出预分馏塔与主塔之间的连接流的组成。从设计所得到的结果可以看出,本文所对分隔壁精馏塔的简捷计算方式进行的改进是有效的。

      需要指出的是,本文所提出的简捷计算方法是基于恒摩尔流假定的,同时在塔板数的计算过程中假定三元理想混合物具有恒定的相对挥发度,该方法计算速度快易于理解,为分隔壁精馏塔的应用设计提供了坚实的理论基础。

(6)  表(8) 参考文献 (37) 相关文章 (18)

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