天津大学化工分离工程完整教案

1、第一章绪论一、学习目的与要求通过本章的学习，能对传质分离过程有一个总体了解。二、考核知识点与考核目标（一）、化工分离操作在化工生产中的重要性（一般）识记：化工分离操作在化工生产中的重要性分析。（二）、分离过程的分类和特征（次重点）识记：分离过程的分类和特征，传质分离过程的分类和特征。§1.1 本课程的内容和任务§ 1.1.1 课程内容、性质与特点该课程是化学工程专业所开设的一门专业基础课之一。 分离过程是将混合物分成组成互不相同的两种或几种产品的操作，它是一门与实际生产联系极其紧密的课程，是学生在具备了物理化学、化工原理、化工热力学、传递过程原理等技术知识后的一门必修课，它

2、利用这些课程中有关相平衡热力学、动力学机理、传热、传质和动量传递理论来研究化工生产实际中复杂物系的分离和提纯技术。由理想理想气体实际气体理想溶液实际溶液由简单复杂二元精馏多元精馏单组分吸收多组分吸收§课程设置的目标开设本课程，为了使学生掌握各种常用的分离过程的基本理论、操作特点、简捷和严格计算方法和强化改进操作的途径。对一些新分离技术有一定的了解。1、注重基本概念的理解，为分离工程的选择、特性分析和计算奠定基础；2、分离过程的共性出发，讨论各种分离过程的特征；3、强调工程和工艺相结合的观点，注意设计和分析能力的训练，强调理论联系实际，提高解决问题的能力。§ 1.1.3 与本

3、专业其他课程的关系与该专业课相关的基础课物理化学、 传递过程原理、 化工原理、化工热力学等与本课程有着相当密切的关系，是本课程的技术基础课，同时本课程又是化工工艺设计与化工过程开发的基础，它与化工反应工程紧密相连，只有这些课学好了才能学好这门课,做好毕业设计。§学习方法及要求1. 理解重要公式的推导过程及推导假设，掌握公式及公式的使用范围；2. 掌握各种分离过程的基本原理、理论、操作特点，简捷法（FUG）和严格计算法及强化改进操作的途径，对设备的特殊要求；3. 该课程应用性、技能性较强，须认真地做习题，加深对所学内容的理解；4. 会用计算中常用到的手册和图表提高使用图表的能力。

4、67; 教材和参考书教材 ： 化工分离过程陈洪钫刘家祺主编。参考书 ：化工分离过程刘家祺主编化工出版社分离工程邓修主编科学出版社石油化工分离工程张一安徐心茹主编华东理工大学出版社。有机化工分离过程，许其佑等编著，华东化工学院出版社。抓住重点，理清思路，善于分析，旨在应用。认真听课，积极思索，必要预习，独立解题。§1.2 分离操作在化工生产中的重要性（作用和地位）§ 分离过程在化工生产中的重要性无论化学、石油、冶金、食品、轻工、医药、生化和原子能等工业都广泛应用分离过程，总而言之，广泛的应用，科技的发展，环境的需要都说明分离过程在国计民生中所占的地位和作用，并展示了分离工程的

5、广阔前景：现代社会离不开分离技术，分离技术发展于现代社会。化工生产中采用分离的目的主要有以下几点：1、 原料预处理；2、 产品的分离提纯；（苯乙烯生产）3、 环保和安全生产的需要；4、 防止催化剂中毒。§ 分离在清洁工艺中的地位和作用降低原材料和能源的消耗，提清洁工艺也称少废无废技术，是面向21 世纪社会和经济可持续发展的重大课题，也是当今世界科学技术的重要内容之一。清洁工艺将生产工艺和防治污染有机结合起来，将污染物消灭在生产工艺过程中，从根本上解决工业污染问题。清洁工艺是一种节能、低耗、高效安全、无污染的工艺技术。就化学工业而言，清洁工业本质是合理利用资源，减少甚至消灭废料的产生。

6、化工清洁工艺应综合考虑合理地原料选择，反应路径的洁净化，物料分离技术的选择及确定合理的工艺流程和工业参数等。与化工分离密切相关的有：（1） 高有效利用率和循环利用率；（2） 开发和采用新技术、新工艺， 改善操作条件，以控制和消除污染；（3） 采用生产工艺装置系统的闭路循环技术；（4） 处理生产中的副产物和废物，使之减少或消除对环境的危害；（5） 研究和开发利用低物耗、低能耗、高效率的三废治理技术。闭路循环系统是清洁工艺的重要方面，其核心是将过程产生的废物最大限度地回收和循环使用，减少过程排出废物的量。实现分离与再循环系统使废物最少化的方法：（1） 废物直接再循环，如废水循环使用（丙烯腈、丁醇、

7、丁醛生产）（2） 进料提纯减少杂质生成副产物，减少排放量；（3） 除去分离过程加入的附加物质（如特殊精馏中的S）；（4） 附加分离与再循环系统§1.3 传质分离过程的分类和特征 分离过程1） 机械分离对象为 两相或两相以上的混合物，只要用简单的机械方法就可将其分离，两相间不发生物质的传递。如过滤、沉淀等。（ 2） 传质分离用于各种 均相混合物的分离， 其特点是有质量传递发生， 有相间传质，可以在均相中进行，也可在非均相中进行。传质分离依据物理化学原理的不同，可分为平衡分离和速率分离两大类。平衡分离过程 借助分离媒介（如热能、溶剂或吸附剂）使均相混合物系统变成两相系统， 再以混合物中各

8、组分在处于平衡两相中的不等同的分配为依据而实现分离。分离媒介按两相状态的不同，平衡分离过程可分为以下几类：1） 气液传质过程如吸收、气体增湿或减湿；2） 汽液传质过程如液体精馏；3） 液液传质过程如萃取；4）液固传质分离结晶、浸取吸附、离子交换；5）气固传质过程固体干燥、吸附。对于平衡传质分离过程，工程上有两种处理方法：1、 把现状和达到平衡之间的浓度梯度或压力梯度作为过程 推动力 ， 而把其他因素都归纳于阻力 中。 传递速率就成为推动力和阻力之商（传热、流体输送、吸收）2、 依据处于热力学平衡的两相组成不相等 的原理， 以每一级都处于平衡态为手段，得平衡级数，并把其他影响因素归纳于效率之中（

9、如精 储)速率分离过程借助某种推动力（浓度差、温度差、压力差、电位差等） ，有时在选择性透过膜的配合下，利用各组分扩散速率的差异而实现组分的分离。速率分离过程可分为膜分离和场分离。该类分离传递发生于相内，无须产生新的相，所以往往是低能耗的。世界万物都是由有序自动走向无序，所有纯物质都逐渐变为混合物，而将混合物变为纯物质不能自发进行，只有 外加能量 方可使之进行。一般分离过程能耗：无相变分离<有相变分离； 无外加物质的分离<有外加物质的分离。膜分离：利用流体中各组分对膜渗透速率的差异而实现组分的分离。分离过程发展现状见P10 图 1-3，图表明分离技术成熟程度和应用成熟程度。上方虽很

10、成熟，改进余地小，但应用广，微小改进可带来巨大效益。§1.4 分离过程的集成化§ 反应过程与分离过程的耦合为改善不利的热力学和动力学因素，减少设备和操作费用，节约资源和能源，分离过程和反应过程多种形式的耦合已开发和应用。如：（ 1） 化学吸收是反应和分离过程耦合的单元操作，可提高推动力和液相传质系数；（ 2） 化学萃取是伴有化学反应的萃取过程，溶质与萃取剂反应可提高过程推动力和速率；（ 3） 反应精馏反应和精馏结合成为一个过程，形成了精馏技术中的一个特殊领域。 其一方面成为提高分离效率而将反应和精馏相结合的一种分离操作（利用反应热使液体汽化，改变组分间的 a）,另一方面成为

11、提高反应收率而借助于分离手段的一种反应过程（将产物及时移出提高平衡转化率，并靠物料汽化移走反应热）。若反应A+B-C+D , C的a>AB的a , D 的a <AB的a ,则反应精储可从精储塔的两端分别得到 C和D （A与B 的配比等于化学计量比）。目前， 反应精馏已从单纯的工艺开发向过程普遍性规律研究的方向发展。工业广泛应用于酯化、酯交换、皂化、胺化、水解、异构化、硝化反应。（ 4） 膜反应器将合成膜的优良分离性能与催化反应相结合，在反应的同时选择性地脱除产物，使平衡转化率提高，或控制反应物的加入速度提高Y、 X 和 S。（ 5） 药物的控制释放控制释放的时间和部位（一天多次改为

12、一天一次或多天一次，减少副作用）。（ 6） 膜生物传感器§ 分离过程与分离过程的耦合不同分离过程耦合在一起构成复合分离过程，以集中原分离过程之所长，避其所短。适用于特殊物系的分离。如：（1） 萃取结晶是分离沸点相近的混合物的有效方法；（2） 吸附蒸馏在同一设备中进行g-l-s 三相的分离过程。过程的集成1. 传统分离过程的集成共沸精馏往往与萃取集成，共沸精馏与萃取精馏集成。2. 传统分离与膜分离集成3. 膜分离集成采用多种不同膜组合第二章单级平衡过程通过本章的学习，使学生正确理解相平衡热力学中的基本概念; 掌握平衡常数、泡点、露点和闪蒸过程的计算方法.二、知识考核点与考核目标（ 一

13、） 相平衡条件（重点）识记：相平衡条件；汽液、液液平衡表示方法.（二）相平衡常数和分离因子（重点）识记： 相平衡常数和分离因子的含义；状态方程法、活度系数法表示的汽液平衡常数。应用：用状态方程法、活度系数法计算汽液平衡常数。（三） 活度系数法计算汽液平衡常数的通式及计算（重点）理解：活度系数法计算汽液平衡常数的四种简化形式。应用：用活度系数法计算汽液平衡常数的前三种简化形式计算汽液平衡常数。（四）、泡点和露点计算类型（重点）识记：泡点和露点的含义及四种计算类型。（五）、泡点温度和压力的计算（重点）应用：用汽液平衡常数前三中简化形式计算泡点温度和泡点压力。（六）露点温度和压力的计算（重点）应用：

14、用汽液平衡常数前三中简化形式计算露点温度和露点压力。（七）闪蒸过程类型（重点）识记：闪蒸的含义；闪蒸过程的类型及应用。（八）等温闪蒸和部分冷凝过程（重点）识记：核实闪蒸问题是否成立的两种方法。应用：汽液平衡常数与组成无关的闪蒸过程的计算。单级平衡过程是化工传质分离过程中最简单的分离过程，其是使其两相相互 接触达到物理平衡，然后将两相分开，若两组分在两相中的分离因子很大， 则单 级平衡就足以满足预期的分离要求，否则需要多级分离。如对 g-l平衡，分离因 子为a ,若物系中1a 1 ,则单级平衡分离几乎达到完全分离，口 11 ,则需要几个、几十甚至上百个分离级；若 a电1 ,几乎不能用 普通精储法

15、分离。本章仅讨论单级平衡，包括 g-l、l-l和g-l-l等分离过程， 计算基础是物料平衡和相平衡。当有相变化或混合热很大时，还需考虑能量平衡。相平衡是研究精储、吸收、萃取等化工中最常见的传质分离过程的基础，可 用于阐述混合分离的原理、传质推动力和进行设计计算，是设计和开发单级平衡 分离的关键。§2.1相平衡§21.1相平衡的关系2.1.1.1相平衡的条件相平衡是指物系中各相保持物理平衡而共存的状态，从热力学上看，逸度是一种虚拟的压力，具有压力的单位。物理平衡时需与物理量T、P、组成关联方可用于相平衡计算。1.汽液平衡关系为将之与T、P组成关联引入两辅助函数逸度系数和活度系

16、数(1) 逸度系数(校正实际气体相对于理想气体的偏差)汽相组分i的逸度系数*=fPiyP式中：P为总压；Xi, y 分别为汽液相中i的摩尔分数。(2) 活度系数(校正实际溶液相对于理想溶液的偏差)1 pRT p(VRTP)dP液相组分i的活度系数或汽相组分i的活度系数或理想溶液活度系数等于1。基准状态下组分i在汽液相中的逸度。达到平衡时，由前面各式得：1 .液液平衡关系2 .相平衡常数和分离因子定义Ki为i组分在平衡两相中的摩尔分数之比。对汽液平衡(1) 以T、V为独立变量(2) 以P、T为独立变量目前求取K的状态方程有数百个，要选取合适且计算比较简便的方程求解。(具体方程介绍见书）的规定不是

17、唯一的（ 1）可凝组分的基准态逸度活度系数的基准态是指活度系数等于1 时的状态，对于可凝组分常选取纯组分在系统T、 P 为基准态即取 =1 时纯组分的逸度作为基准逸度。或说：为在系统T、 P 下液相中纯组分的逸度。即基准态为与系统具有相同T、 相同P 和同一相态的纯i 组分 （上结论在萃取精馏和共沸精馏中很重要）。表示纯组分i 在一定 T 和蒸汽压下的逸度系数，则：上式中为在系统温度压力下纯组分i的逸度，是纯组分i在体系T、压力为i 在体系温度下的饱和蒸气压的逸度系数，校正处于饱和蒸汽下的蒸汽对理想气体的偏差，指数项（普瓦廷Poynting 因子）是校正压力偏离饱和蒸汽压的影响。（ 1）不凝性

18、组分的基准逸度采用 XLO 时，-1（2-22）当组分i的摩尔分数变为无穷小时1,组分i的逸度等于基准态逸度乘以组分 i 的摩尔分数。该基准态下组分i 的逸度等于在系统T、 P 估算出来的亨利常数。对于由一个溶质（不凝组分）和一个溶剂（可凝组分）构成的二元溶液：溶剂按Xi-1.0,=1选取基准态（依据拉乌尔定律），溶质按Xi-0,-1选取基准态（依据亨利定律）。当两侧基准态不同时，称为不对称型基准态。1. 液相活度系数与 的关系。 （ 为过剩自由焓）由上述原理推出的常用的求的公式有：（1） Margules单参数方程（ 1） VanLaur 方程（两参数）活度系数方程A12、 A21 为模型参

19、数，需由实测平衡数据推算得到。（1） Margules二参数方程活度系数方程活度系数方程。二元物系为威尔逊参数，为组分 i 和组分 j 之间的二元相互作用能量参数，J/mol；分别纯液体i 和 j 的摩尔体积。特点： 仅需用二元参数即可预见多元系的活度系数； 适用范围广，对酮、醇、醚、腈及水、硫、卤化物的互溶系统均有较高的正确度； 基本上与T 无关因此活度系数方程中包含了T 的影响； 不能预计液液平衡时的活度系数。（ 1） NRTL （有规双液）方程由上述原理推出的常用的求的公式有：（1） Margules单参数方程（ 1） VanLaur 方程（两参数）活度系数方程A12、 A21 为模型参

20、数，需由实测平衡数据推算得到。（1）Margules二参数方程活度系数方程应用局部组成概念的活度系数方程（ 1） 威尔逊方程活度系数方程。二元物系为威尔逊参数，为组分 i 和组分 j 之间的二元相互作用能量参数，J/mol；分别纯液体i 和 j 的摩尔体积。特点： 仅需用二元参数即可预见多元系的活度系数； 适用范围广，对酮、醇、醚、腈及水、硫、卤化物的互溶系统均有较高的正确度； 基本上与T 无关因此活度系数方程中包含了T 的影响； 不能预计液液平衡时的活度系数。（1） NRTL （有规双液）方程活度系数方程，二元物系A12、 A21 为模型参数，需由实测平衡数据推算得到。多元物系参数， 其中为

21、组分 i 和组分 j 之间的二元相互作用能量参数；，其中为模型参数之一，通常在0.20.47之间。（ 1） UNIQAC （通用化学）方程活度系数：将下标 1 和 2对调得计算式。1. 汽相逸度系数常用的最简便的是维里方程截取到第二维里系数，可适用于中低压系统。粗略定量（2-30） 、 （ 2-31）适用范围§ 2.1.2.3活度系数法计算g-l 汽液平衡常数的简化形式vi 组分i在温度为T压力为P时气相的逸度系数。riv 组分i在温度为T压力为P时气相的活度系数在不同情况下可对上面通式进行简化：1. 汽相为理想气体，液相为理想溶液由上式讲一下为什么在一定T、 P 范围内可看为常数。

22、2.汽相为理想气体，液相为非理想溶液理想气体，,气相为理想溶液;溶液为非理想溶液3 .汽相为理想溶液，液相为理想溶液气体为理想溶液，,气相为非理想气体, ；理想溶液；则4 .汽相为理想溶液，液相为非理想溶液气体为理想溶液，,气相为非理想气体,;溶液为非理想溶液5 .汽相为非理想溶液，液相为非理想溶液气体为非理想溶液，;气体为非理想气体,；溶液为非理想溶液6 .1.3.3四元系（多元系）有三种不同类型:第一类 ，只有组分1 与组分24部分互溶，而组分24彼此完全互溶。第二类，只有组分1 与组分部分互溶，该两组分与系统中其他组分完全互溶，组分3 和 4 也完全互溶。第三类 ，只有组分1 与组分 3

23、 和4 分别部分互溶，而组分1 和 2 完全互溶，组分 2、 3、 4 彼此完全互溶。相平衡常数计算方法的选择见邓修书P31”（整理之）第三章 多组分多级分离工程分析与简捷计算一、学习目的与要求通过本章的学习，使学生掌握各种常用的分离过程的基本原理、流程及其简捷计算；了解塔内流量、浓度和温度分布特点。二、考核知识点和考核目标（一）设计变量（重点）识记：设计变量、可调设计变量、固定设计变量的含义。（2） 设计变量的确定（重点）理解：设计变量、可调设计变量、固定设计变量的确定分法。（3） 多组分精馏过程分析（重点）识记：关键组分、清晰分割和非清晰分割的定义。应用：塔内流量、液相浓度和温度分布特点。

24、（4） 最小回流比（重点）识记：分配组分、非分配组分的含义。理解：分析最小回流比下恒浓区的部位。应用：用恩德伍德法计算最小回流比。（5） 最少理论板数和组分的分配（重点）识记：全回流、最少理论板数的含义及芬斯克公式。理解：求最少理论板数的几种表示形式。应用：确定最少理论板数及塔顶和塔釜组分的分配。（六 ）实际回流比和理论板数（重点）应用：实际回流比、理论板数、适宜进料位置的确定。（七）萃取精馏的原理（重点）识记：萃取精馏、共沸精馏和特精馏的含义。（八）萃取精馏的流程特点（次重点）识记：萃取精馏的流程特点。（九）萃取精馏溶剂作用原理和溶剂的选择（重点）理解：溶剂作用原理；溶剂选择原则。（十）萃取

25、精馏过程分析（重点）理解：分析萃取精馏过程特点。（十一）共沸精馏的原理与萃取精馏原理的区别。（重点）识记：共沸精馏的原理与萃取精馏原理的区别（十二）共沸物的特征与共沸组成的计算（重点）识记：均相共沸物和非均相共沸物的特征。理解：共沸组成的计算方法。（十三）共沸剂的选择（重点）理解：共沸剂的选择原则及加入量的分析。（ 十四） 分离共沸物的双压精馏过程。（重点）应用：分离共沸物的双压精馏过程分析。（十五）二元非均相共沸精馏。应用：二元非均相共沸精馏用图解法计算理论板数。（十六）吸收和蒸出过程的流程（次重点）识记：吸收和蒸出过程的流程特点。（十七）多组分吸收和蒸出过程分析（重点）识记：简单分析吸收和

26、蒸出过程设计变量和关键组分。理解：简单分析吸收塔内单向传质和浓度分布；吸收和蒸出过程的热效应。（十八）多组分吸收和蒸出的简捷计算法（重点）识记 ： 吸收因子和蒸出因子、平均吸收因子和平均蒸出因子、吸收率和蒸出率的含义。应用 ：多组分吸收和多组分蒸出的简捷计算法。§ 3.1 设计变量精储和吸收中，若要得到确定的 N,需确定哪些参数？对一个 二元精馏 系统（常规塔）设计中，进料组成，T、 P 定，再定轻（或重）组分的XD, xw （或知回收率）即可由 R、回流状态和适宜进料位置求出 N或由N、回流状态和适宜进料位置求 Ro为什么？单组分 吸收过程，在一定 T 和 P 下已知原料气和吸收的

27、计量和组成，可由溶 质的吸收率求出此条件下的Nog。为什么？电算中，经常要给变量赋值，为什么，给几个变量赋值，是否可任意定？在分离过程中，通常要给一些变量赋值,才能完成要求的设计。赋值的变量多佳 还是少优？解方程组时，什么条件下得唯一解（独立方程式数目=未知数的数目）， 矛盾解（独立方程式数目 未知数的数目），无唯一解（独立方程式数目 未知数 的数目）？设计变量I-一计算前，必须由设计者赋值的变量。若赋值的变量数太少，设计不会有结果（多组解），若赋值的变量过多，设计也 无法进行（矛盾解）。因此，设计第一步工作不是选择变量的具体值，而是确定 设计变量的数目。即讨论确定设计变量的方法。Nv描述系统

28、的独立变量数；Nc系统变量数间的约束关系数；Ni 设计变量数。Ni=Nv-Nc（3-1）（1）独立变量数NvN=f+1= c-兀+2+1=c-1+2+1=c+2。c+2个变量：物料组成xi, X2x（c-i）（或yi, y2 y（c-i）；物料流率L （V）；温度T;压力P。对一个达到相平衡的多相物流物流独立变量数为多少？c+2个变量：物料组成Xi, X2x（c-i）（或yi, y2 y（c-i）;物料流率L （V）;温度T;压力Po2）当系统与外界有能量交换时，N还应加上描述能量交换的变量数。则系统的M=系统各物流的独立变量数+描述能量交换的变量数M=E （C+2） +能量交换变量数（2）约

29、束关系数Nd的确定约束关系包括：1） 物料衡算式 数目等于组分数c2） 能量衡算式每个系统只有一个3） 相平衡式有c （九1）个3）化学平衡式分离过程一般不考虑4）内在关系式 指约定关系，如物流间温差、压差如平衡的两相的物流，多了一相组成、流率、温度和压力计 C+2个变量但 也多了 C各型平衡关系，和T、P相等计C+ 2个约束关系：f= c-兀+2=c-2+2=c 再加上各相物料的流率 2, NV仍为c+2。M=f+2=C+2对于多相物流NV=f+兀= C+2化工装置往往很复杂，讨论其 N/、N和N很麻烦，为此确定一个装置的设计变 量常用基本原则是将一个装置分解为若干进行简单过程的单元，由每一

30、个单元的独立变量数求出每个单元的设计变量数，然后由单元设计变量数计算装置的设计变量数。该法适用于连续稳定流动过程，流动的动能和位能可忽略，与外界交换的机械能只限于轴功，且过程无化学反应，所用平衡级是串联的。§ 单元设计变量分离过程主要单元15个， （ P56 表 3-1）3.1.1.1 分配器绝热操作下的分配器单元独立变量数：每个物流的独立变量数Nv=c+2,三个物流，单元约束关系：物料衡算式C 个（等于组分数）能量平衡式1 个相平衡式c （兀-1） = c （1-1） =0化学平衡式0 个内在约束关系式两物流T、P相同2个（Pi=P2, Ti=T2）两物流组成相同 Xi, 1=xi

31、, 2（c-1）个（进料 c+2 个，系统压力1 个），可以是L1/F 或 L2/F 或L1/L2。§.2产物为两相的全凝器（出料为平衡的两液相）能量衡算式1 个相平衡式c个§ .3 绝热操作的单元平衡级固定设计变量： =+5 （进料2 （c+2）个，单元压力1个）可调设计变量：=0 个。.4有侧线出料的单元平衡级单元约束关系相平衡关系式c个物料衡算式c个能量衡算式1 个 § .5有进料和侧线有热量进出的单元平衡级单元约束关系注意： c 为物流组分数，当各股物流的组分数不同时，求各物流的独立变量数应代入各物流相应的组分数c 值。§装置设计变量§

32、 .1 装置设计变量一个装置的设计变量应为组成装置的若干单元的设计变量之和。但若装置中某一种单元以串联形式被重复使用时（如吸收、精馏中），则应增加一个变量数以区别于与其他单元相连接的情况。这一表示重复使用的变量数称为重复变量数， 为同一种单元被串联使用的次数。（注意是串级的数目，而非被串联使用的单元数目。由于单元间是由物流相连的，在装置中相互直接相连的单元之间必有一股或 几股物流，是从一单元进入另一单元的，则在连接单元之间有了新的约束关系以 表示， N 为连接单元之间物流的数目。则有：§ .2简单吸收塔的设计变量对于图3-1所示的简单吸收过程(P57)(1) N个绝热操作的简单平衡级

33、(2)串联而成，每一级设计变量数(两股进料，再加一个压力)(2)重复变量数(仅一种单元串联使用)(3)用级单元间物流的约束关系数所以其中可调设计变量：其可为理论级数，也可为溶质中关键组分被吸收的完全程度。查表3-1的简单平衡级为装置各进料物流的变量数加上装置不同压力数目。,可为N或尾气中关键组分低浓度，吸收液中关键组分的浓度§ .3精储塔(常规塔)的设计变量 (P57图3-2)全塔6个单元，包括两个审级单元，各单元设计变量数见下表:厅P单元1全凝器c+4C+312回流分配器c+4C+313N- (M+1)板平衡级+ (N-M+1 ) +5+ (N-M+1 ) +414进料级+7+70

34、5(M-1)平衡级+ (M+1) +5+ (M+1 ) +416再沸器c+4C+31申级1:申级2:由于单元间物流数为9,所以所以其中（进料物流c+2 个， N 级压力,全凝器,分配器压力）可调设计变量：可调设计变量可为：回流状态，理论板数，进料位置，D流率和R （也可为其他 赋值变量，但不能是固定设计变量，也不能出现矛盾）总上可知，系统可调设计变量为各单元可调设计变量之和再加上系统的串级数。而固定设计变量只与进料物流和系统压力等级数有关。.4 确定 、 的方法确定方法及步骤为：（1） 按每一单相物流有c+2个变量，计算所有进料的固定设计变量数；（1） 确定系统所具有的不同的压力级数（当忽略过

35、程压降时当如何）；（2） 以上两项之和即为系统的固定设计变量数；（3） 将系统的串级单元的数目、分配器数目、侧线采出单元数目和传热单元数目加和即为系统可调设计变量数。例用上法求图3-3 （P58）所示精储塔的解： ：进料变量数c+2,压力等级数1个（压降忽略），： 串级单元数3 个 （注意每增加一股侧线采出或加料时串级数增加一个）； 分配器个数为1；侧线采出单元数1 个；传热单元数2 个；所以同样方法求图3-1、 3-2的 、例题：有一吸收装置处理含 CO2原料气，假设进料中有c个组分，其操作条件如图所示，试确定装置的并指出设计变量可能的选择解： （ 1）装置的固定设计变量数压力等级数2, 一

36、股原料气进料c+2,水蒸气进料1+2=3,（ 2）可调设计变量数串级单元数2，侧线采出数0，分配器数0，传热单元数3。所以（3）固定设计变量选择：吸收塔压力 Pa,蒸出塔压力Pb,原料气流率、T、P和组成（c-1 个） ；水蒸气流率、T 和 P。（ 4）可调设计变量选择1） 吸收塔Na;蒸出塔Nb;每个换热器出口温度。2） 离开吸收塔的尾气中CO2的浓度；离开蒸出塔的CO2的浓度；三个换热器的换热面积。3） 吸收塔Na蒸出塔Nb,尾气中CO2浓度，离开蒸出塔气体中 CO 2浓度，进吸收塔吸收剂的浓度。4） 注意选择中，固定不容易选错，选时一是不要把属于的变量选上，再是选择变量不要出现矛盾。例附

37、图为热耦合精馏塔系统，进料为三组分混合物，采出三个产品。试确定该系统： （ 1）设计变量数；2）指定一组合理的设计变量解： （ 1）装置的固定设计变量数压力等级数N+M+1 ，一股原料进料c+2，（ 2）可调设计变量数2+4，侧线采出数1，分配器数1，传热单元数2。所以3）固定设计变量选择：原料气流率、T、 P 和组成（2个） ；各个理论级及全凝器（含分配器，认为两者为同一压力）的压力。4）可调设计变量选择D 和侧线流率。第五章分离设备的处理能力和效率一、学习目的与要求通过本章的学习，使学生能简单分析并基本了解强化分离操作的途径。二、考核知识点与考核目标（一）气液传质设备的处理能力的影响因素（

38、一般）识记：影响气液传质设备的处理能力的主要因素。（二）气液传质设备的效率及其影响因素（重点）理解：气液传质设备效率的几种表示方法及其影响板效率的主要因素。5.1 气液传质设备的处理能力和效率5.1 .1 气液传质设备的处理能力的影响因素气液传质设备有板式塔和填料塔两类。影响气液传质设备的处理能力的因素有：1、液泛板式塔：，处理能力增加。规整填料处理能力大于乱堆填料。真空操作设备的往往成为限制生产能力的主要原因，还影响降液管内液位高度， T,液位高度T,以造成液泛。4、停留时间停留时间与生产能力成反比，精储中，液体在降液管内停留时间一般为35 秒。1、 效率的表示方法（1）全塔效率Et （总板

39、效率，塔效率）-为完成给定分离任务所需要的理论塔板数（N）与实际塔板数（NL）之比。ET的特点是容易测定和使用（2）默弗里（Murphree）板效率假定板间气相完全混合，气相以活塞流垂直通过液层，板上液体完全混合，气组成等于离开该板降液管的液体组成。默弗里板效率实际板上浓度变化与平衡时应达到的浓度变化之比。气相浓度表示的默弗里板效率。与 成平衡的气相摩尔分率。液相浓度表示的默弗里板效率液相浓度表示的默弗里板效率。与 成平衡的液相摩尔分率。般 丰 0（ 3）点效率板上气液两相错流，假定液体在垂直方向上完全混合。（ 5 4） i 组分在该板j 处的点效率。若气液两相完全混合，则 =。与 成平衡的气

40、相摩尔分率。（ 4）等板高度（HETP）对于填料塔，为相当于一块理论板所需的填料高度（从此段填料上方离开填料上升的蒸汽和离开此段填料下降的液体互成平衡）。HETP= Z/N（5 5）对于板式塔（ 5）传质单元高度（HTU ）（ HTU） HTU 表示填料塔的传质效率，定义为：式中： 气相总传质单元高度,m；V气相流率，mol/h ;Kg组分的气相总传质系数，mol/m2h;a填料的有效比表面积m2 /m3;A塔的横截面积m2。2、影响效率的因素（1） 传质速率参见右图，设单位塔截面上汽相摩尔流率为G,经截面为dA的液层通量为GdA,该处板上液层高度为Z,气液两 相传质比表面积为a m2/m3,

41、气相传质总系数为Ky。则组分i的传质量为：（ 5 6）对（5 6）式沿液层高度积分：则（ 5 8）由（5 8）知： G 一定，。因此塔板上液层愈厚，气泡愈分散，表面湍动程度愈高，点效率愈高。由双膜理论：5-9)L、V分别为液气相流率，m为汽液平衡常数有许多书上给出NG、 NL 求取的经验式。（ 2）流型和混合效应液体流经塔板时，与气体产生密切接触，混合情况十分复杂，板上任一点的液体会在三个垂直方向上发生混合。沿液流方向上的混合称为纵向混合 ； 在塔板平面上与液流垂直的混合称为横向混合 ； 垂直于塔板液面，沿气流方向的混合。 这些混合将影响板效率。描述流型对效率影响的数学模型：1）板上液体完全混

42、合板上各点液相组成均相同，并等于该板出口溢流液的组成，即，若进入 板的气相组成是均一的，则有：。省略下标i，（ 5 14）此时，塔板上摩弗里板效率等于点效率。2）液体完全不混合（活塞流）且停留时间相同可推导出默弗里板效率和点效率间关系式液体混合作用的减弱使默弗里板效率增大。3）液体部分混合纵向混合（与板上液流总方向平行方向上的液体混合）将使下降；横向混合（与板上液流总方向垂直方向上的液体混合）将使上升。不完全混合使得。总之：不均匀流动，尤其是环流会对效率产生不利影响；横向混合能消弱液相不均流动的不利影响；塔径加大，纵向不完全混合有利影响减弱，不均匀流动则趋于加强。（ 3）雾沫夹带雾沫夹带为级间

43、混合，降低分离设备的分离效果，板效率下降。Colburn （可 尔本） 1936年推导出下关系：（ 5 20）有雾沫夹带下的板效率。e-单位气体流率的雾沫夹带量。此外，漏液和气体被液体夹带也会使板效率降低。（ 4）物性的影响1） 液体粘度液体粘度大，产生气泡大，相界面小，两相接触差，且液相扩散系数小，效率低。由于精馏温度一般较吸收温度高，液体粘度小，故精馏塔效率高于吸收塔。2）密度梯度当易挥发组分的大于难挥发组分的时，能形成混合旋流，可提高液相传质系数。3）表面张力和表面张力梯度a） 表面张力对效率的影响泡沫状态时，对效率的影响很小；喷射状态时，效率有所提高。b） 表面张力梯度的影响对于正系统

44、：轻组分<重组分， <0 ，在泡沫状态操作更好。因为这时正系统泡沫稳定性好，不易破裂而造成气泡合并，传质面积大有利于效率提高。对于负系统，轻组分>重组分， >0 ，在喷射状态操作更好。因为这时液滴不稳定，易断裂破碎成更细的液滴，传质面积大，有利于效率提高。泡沫状态：板式塔在较低气速下操作，气相为分散相，液相为连续相，气泡界面为传质界面。喷射状态：板式塔在较高气速下操作，液相为分散相，气相为连续相，液滴 群表面为传质界面。4）相对挥发度的影响相对挥发度大，效率低。由完成一定分离要求的理论板数求实际板数需要板效率数据。获取方法有三种：A、从工业塔数据归纳出的经验关联式；B、依赖传质速率的半理论模型；C、从实验装置或中间工厂直接得到数据。1、板式塔（ 1） 经验关联式1） 奥康奈尔法（法）也可由关联图求板效率。2） Lockhart和Legget同时关联精储塔和吸收塔数据，奥康奈尔法关联图类似的图。（ 1）半理论模型1） AIChE 法基于双膜理论提出的计算方法。见 P158图58。2） Zuiderweg 法适用于筛板塔的默弗里板效率的计算。具体内