化工分离工程

1、化工分离工程第一章 绪论1.1 概述1.1.1 分离过程的发展与分类随着世界工业的技术革命与发展, 特别是化学工业的发展, 人们发现尽管化工产品种类繁多, 但生产过程的设备往往都可以认为是由反应器、分离设备和通用的机、泵、换热器等构成。 其中离不开两类关键操作: 一是反应器, 产生新物质的化学反应 过程 , 其为化工生产的核心; - 其中离不开两类关键操作: 一是反应器, 产生新物质的化学反应 过程 , 其为化工生产的核心; - 于是研究化学工业中具有共同性的过程和设备的规律, 并将之运 用 于生 产 的“化学 工 程”这一 学科应运而生。分离过程可分为机械分离和传质分离两大类。 机械分离过程

2、的对象都是两相或两相以上的非均相混合物, 只要用简单的机械方法就可将两相分离, 而两相间并无物质传递现象发生传质分离过程的特点是相间传质, 可以在均相中进行, 也可以在 非 均相中进行。 传统的单元操作中, 蒸发、蒸馏、吸收、吸附、萃取、浸取、干燥、结晶等单元操作大多在两相中进行。 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, 把其他影响参数均归 纳于效率之中, 使其更符合实际 。 它的另一种工 程处理方法则是把现状和达到平衡之间的浓度梯 度或压力梯度作为过程的推动力 , 而 把其他影响参数都归纳于阻力之中, 传递速率 就 成为 推 动力与阻力的商了。 上述 两

3、种 工 程处 理 方法 所描述的 过程 , 都称作 平衡 级分 离 过程 。 分离行为在单级中进行时, 往往着眼于气相或液相中粒子、离子、分子以及分子微团等在场的 作 用 下迁移速度不同所造成的分离。 热扩散、反渗透、 超 过滤、电渗析及电泳等分离过程 都属此类 , 称速率控制分离过程, 都 是 很 有发展 潜 力的新分离方法 。 综上所述 , 分离过程得以 进 行 的基 础是 在“场”的存在下 , 利 用分 离 组分间 物理 或化学 性 质的差异 , 并采用工程手段使之达到分离 。 显 然 , 构 思 新 颖、 结构简单 、运行 可靠 、高效节能的分离设备将是分离过程得以实施 乃至 完成的保

4、证。1.1.2 分离过程的地位广泛的 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 展示了分离过程的广阔前 景 : 现 代 社 会离 不开 分 离 技术 , 分离技 术 发 展 于 现社 会 。1.2 分离分子组分i和J的通用分高因一 f a l 11为二组分在严品l中的摩尔分率的比值除以在产品 2中的 比值。显然，r的单位可以用组分的质量分率、摩尔流量或质量流量，其所得的分离因子值不变。1.3 过程开发及方法(1 )开发基础研究：针对项目的应用性基础研究和工艺特征研究，以实验室研究为主体(2 )过程研究：进行工艺、产品、设备等的工程

5、放大试验，包括模型试验、徽型中试、中间试验、 原型装置试验及工业试验的全部过程或部分过程。(3 )工程研究：包括技术经济评价、概念设计、数学模型、放大技术及基础设计等所以，化工新技术开发不外乎三个关键环节：概念形成到课题的选定、技术与经济论证(可行性)和放大技术。其中， 放大技术是研究开发的核心。1 .逐级经验放大其基本步骤是：进行小试，确定操作条件和设备形式，以及可望达到的技术经济指标。 确定的依据是 最终产品质量、产量和成本，并不考虑过程的机理。小试之后进行规模稍大的中试 ，以确定设备尺寸 放大后白影响(放大效应)，然后才能放大到工业规模的大型装置 。2 .数学模型方法此法基于对过程本质的

6、深刻理解，将复杂过程分解为多个较简单的子过程，再根据研究的目的进行合 理简化，得出物理模型。3 .4分离方法的选择1可行性要选择合适的分离方法，首先应考查它的可行性。也就是说，应用该方法是否可能获得所期望的结 果。通过可行性判断，可以筛选合适的分离方法。第二章精谓蒸储(Distillation ):借助液体混合物中各组分挥发性的差异而进行分离的一种操作方法。简单蒸储(simple distillation) :混合液受热部分汽化，产生的蒸汽进入冷凝器种冷凝，分批收集不同组成的储出液产品。平衡蒸储(equilibrium distillation) :釜内液体混合物被部分汽化，使气相与液相处于平

7、衡状态， 然后将气相与液相分开，是一种单级蒸储操作。精储(rectification):液体混合物多次进行部分冷凝或部分汽化后，最终可以在气相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分。精储计算：物料衡算，热量衡算，相平衡关系计算方法：双组份常用图解法；多组分常用简捷法、严格计算法普通精储不适用下列物料的分离：(1)待分离组分间的相对挥发度很接近于 1。此时，它们的分离需要很多理论板数和很大的回流比， 因此设备投资和操作费用很大，不经济。一般认为，当分离所需的理论板数大于100时，精储已不适用。(2)待分离组分形成恒沸物，此时相对挥发度等于1,平衡的汽液两相组成一样，普通精储无法实

8、现分离。(3)待分离物料是热敏性的，或是在高温下易发生聚合、结垢、分解等不良反应的。(4)待回收的组分是难挥发组分，且在料液中含量很低。此时能量消耗太大，不经济。理论板、板效率和填料的理论板当量高度理论板:进入该板的不平衡的物流发生了充分的接触传质，离开了两相的物流间达到了平衡；在该 板上发生传质接触的汽液两相各自完全混合，板上各点的汽相和液相浓度各自一样；该板上充分接 触后的汽液两相实现了机械上的完全分离，离开该板的汽流中不夹带雾滴，液流中不夹带气泡，也 不存在漏液。板效率:Emv = y* - yj 1 yj - yj 1式中，分子为汽相经实际板接触传质后的增浓值；分母则为经理论板后的增浓

9、值；效率为两者之比 值。点效率、莫夫里板效率(干板效率)、湿板效率、总板效率理论板数只与相平衡关系、规定的分离要求和精储操作参数(进料热状况、回流比和液气比)有关，表征物料达到规定分离要求的难易。系统物性对板效率的影响液相粘度：粘度高产生的气泡大，两相接触差，液相扩散系数小，效率低;相对挥发度：相对挥发度大则气相溶解度低，液相阻力大，板效率低；表面张力：表面张力对板效率影响相当小。二元精储计算图解法：在x-y图上作出平衡线和操作线、对角线和曲，精储段在精储段操作线与平衡线之间画得的梯级即为精储段的理论板数，在提储段操作线与平衡线画出的梯级数为提储段的理论板数。汽液平衡关系；相邻两板之间汽液两相

10、组成的操作关系；原料液的组成；进料热状况；操作回流比；分离程度 精储段 各组分的摩尔汽化燃相等；气液接触时因温度不同而交换的的显热可以忽略不计；塔的热损失可以 忽略不计 操作线方程 y =(R)x ( )xDR 1 R 1提储段操作线方程y =(S)x-(2)XbVbVbFeed stage considerations 冷液进料、饱和液体、气液混合进料、饱和蒸汽进料、过热蒸汽进料进料热状态参数q： q=饱和蒸汽?摩料的摩了含人 q 饱和蒸汽的摩尔焰-饱 和液体的摩尔焰q 线方程： y =(q)x -(-z) q -1 q -1平衡级与进料板位置的确定精微的简捷计算（多组分精储）关键组分:进料

11、中按要求选取的两个组分（大多是挥发度相邻的两个组分它们对物料的分离起控制 作用。挥发度大的称为轻关键组分（LK）,它在塔釜中的浓度必须加以控制，不能大于某个规定值； 两组分中挥发度大的称为重关键组分 （HK>,为达到分离要求，它在塔顶产品中的含量必须加以控制。 料液中比轻关键组分更易挥发的组分为轻非关键组分（LNK,简称为轻组分；比重关键组分更难挥发的组分称为重非关键组分（HNK,简称为重组分。在多组分精储中，只在塔顶或塔釜出现的组分为非分配组分；而在塔顶和塔釜均出现的组分则为分_配组分。LK和HK肯定同时在塔顶和塔釜出现，是当然的分配组分。多组分精储过程特性：对二组分精储，设计变量值被

12、确定后，很容易用物料衡算式，汽液平衡式和热量衡算式从塔的任何 一端出发作逐板计算，无需进行试差。但在多组分精储中，由于不能指定储出液和釜液的全部组成，要进行逐板计算，必须先假设一端的 组成，然后通过反复试差求解。精微塔的分离要求通常有两个、它们可以是产品的纯度和流量（或回收率），但至少有一个应是纯度<多组分精谓与二组分精储在含量分布上的区别：在多组分精储中，关键组分的含量分布有极大值；非关键组分通常是非分配的，即重组分通常仅出 现在釜液中，轻组分仅出现在储出液中；重、轻非关键组分分别在进料板下、上形成几乎恒浓的区 域；全部组分均存在于进料板上，但进料板含量不等于进料含量，塔内各组分的含量

13、分布曲线在进 料板处是不连续的。在精储塔中，温度分布主要反映物流的组成，而总的级间流量分布则主要反映了热量衡算的限制。最小理论板数Nin：精微塔在操作过程中、将塔顶蒸气全部冷凝，其凝液全部返回塔顶作为回流，称 此操作为全回流（total reflux）,回流比R为无穷大（R二 °°）。此时通常不进料，塔顶、塔底不采出。故精储塔内气、液两相流量相等，L = V,两操作线斜率均为1,并与对角线重合。由于全回流 操作时，使每块理论板分离能力达到最大，完成相同的分离要求，所需理论板数最少，并称其为最 小理论板数NU。芬斯克方程1g(%)D/(%)wXBXBN min =1g、

14、65;-ABNminLK,D HK,Wlg(1 - ' LK,D)(1 - ' HK,W )1g -：LK _HK最小回流比Rmin： Rminxd - yeye xe恩特伍德方程（估算最小回流比）,二 iB XFii F=1 - q、工 iB XDiRm ='、-1i 工 iB 一二适宜回流比吉利兰关联式:N - NminN 1= 0.75 1 一0.5668R - Rmin ; "1 J多组分精储的FUGS捷计算方法首先用芬斯克方程计算最少理论板数；计算给定条件下的最小回流比；应用吉利兰经验关联 式估算所需理论板数。FUGt适合于新塔的设计计算，习惯需要指

15、定以下三个变量：实际回流流率与最小回流流率之比； 参 考组分（通常是重关键组分）的切割程度；另一组分（通常为轻关键组分）的切割程度。精微的简捷计算例题-见课件严格的多组分精储计算 精储的定态数学模型(i= 1,c; j= 1,N)相平衡关联（E方程）:vjKjVjLjliji= 1,c; j= 1,N)MESHT程：组分物料衡算（M）,相平衡关联（E）,摩尔分率加和归一（S）,热量衡算（H） 组分物料衡算(M 方程:uij+wij+lij+vij-vi,j+1-li,j-1-fij=09k 二、汽二、11 =1Lj i Vj i Fjj=1,，N)摩尔分率力口和归 (S) 方程:(U j Lj

16、)hj (Wj Vj)H j -Vj iHj i -Ljjhjj -FjhFj -Qj -0热量衡算(H)方程:(j=1,N)为进行精微的严格计算，除 MESH1型方程组外，Kj , hj和Hj的关联式必须知道。Ku= K 式内门,，3¥%)<i - j =% -研秒 口由)(l,N)H?=曰"尸 I"%)(j = 1,A)此外*二C = l,e; j = 2tN)% =声力 G = 1,” / = lt .N - 1)基于上述定态数学模型的操作型算法可归并为两大类：1)分块求解；2)联列解。王-亨克(Wang-Henke 的三对角矩阵法属于分块解法。王-亨

17、克算法的计算框图泡点法(BP法)ASPEN PLUS型流程模拟软件流程模拟的优越性第三章吸收吸收的定义吸收分离过程的用途:获得产品、分离气体混合物、气体的净化、回收有用组分吸收剂不需要解吸再生的吸收装置： 如硫酸吸收SO制HSO、水吸收HCl制盐酸、吸收甲醛制福尔马林、碱7吸收CO或SO制碳酸氢盐或硫酸盐等。(流程图)1 .吸收剂价廉，但必须解吸后再弃去的吸收装置（液化废气中提取氯）2 .减压冷再生流程（合成氨中CO的解吸）3 .气提冷再生流程（氧化法吸收H2S）4 .间接蒸汽再生流程吸收过程的分类：物理吸收：吸收剂与溶质之间没有化学反应发生；化学吸收：液相中发生化学反应。塔设备：填料塔：结构

18、简单，造价低廉，制造方便，体积大，重量大，传质效率不高，操作稳定性差，容易 发生沟流现象板式塔：单位处理量大，重量小，清理检修方便，制造麻烦，投资费用大（泡罩塔、筛板塔、浮伐 塔）板式塔特性的比较填料塔（本章重点）填料的要求比表面积要大；能够提供大的流体通量；液体的再分布性能要好；填料装填后，床层结构均匀堆放的形状有利于液体向四周均匀分布既能垂直上下传递，而且能够横向传递要有足够的机械强度。填料塔中的传质速率渗透论传质开始时，气液两相各自内部的浓度是一致的，两者一开始接触就开始传质，气相溶质不断 溶解到液相中，接触时间愈长，累积在液膜内的溶质越多，传质速率趋于稳定；液相主体中任一元素都有可能被主体内的流动带到气液接触界面上，进行不稳