化工分离过程-分离过程的节能优化与集成

1、传 质 分 离 过 程第七章 分离过程的节能优化与集成主要内容及要求： 学习并掌握分离过程的最小功和热力学效率，了解精馏的节能技术，分离方法选择的一般原则，分离序列的确定方法及分离过程的集成。1第七章 分离过程的节能优化与集成 7.1 分离过程的最小功和热力学效率 7.2 精馏的节能技术 7.3 分离流程的优化 7.4 分离流程的集成2 分离是混合的逆过程，不能自发进行，需要以热或功的形式加入能量。 能耗是大规模分离过程的关键指标，能耗费用总是大于设备的折旧费用，通常会占据操作费用的主要部分。 因此，确定具体混合物分离的最小能耗，了解影响能耗的主要因素，寻求接近此极限能耗的实际分离过程是很有意

2、义的。再者，世界能源日趋紧张的状况也使得化工节能问题显得尤为重要。37.1 分离过程的最小功和热力学效率Minimum Work and Thermodynamic Efficiency 4 由SLT可知，完成同一变化的任何可逆过程所需的功均相等，因此，达到一定分离目的所需的最小功可以通过假想的可逆过程计算出来。最小功的数值决定于待分离混合物的组成、压力和温度以及分离所得产品的组成、压力和温度。 57.1.1 最小分离功Minimum Work of Separation6Figure 7-1 A continuous, steady-state flow system for a gener

3、al separation process 摩尔流率传入系统的总热量流率摩尔焓摩尔组成系统对环境做功7First Law of Thermodynamics-energy balance： (7-1)(stream enthalpy flows+heat transfer+shaft work) leaving system -(stream enthalpy flows+heat transfer+shaft work) entering system=08对于等温可逆过程，进出系统的物流与环境的温度均为T，根据热力学第二定律： (7-2)流出系统的物流的熵的总和进入系统的物流的熵的总和Se

4、cond Law of Thermodynamics-entropy balance：(stream entropy flows+entropy flows by heat transfer) leaving system -(stream entropy flows+entropy flows by heat transfer) entering system = production of entropy by the process9得到等温下稳定流动的分离过程所需最小功： (7-2) (7-1) (7-3)即 10由自由能的定义 G=HTS式（7-3）也可以整理为物流自由能的增量： (

5、7-4) (7-3)11 (7-5) 一个混合物的摩尔自由能由各组分的偏摩尔自由能，即化学位加和得到： (7-4)而化学位与组分逸度的关系式为： (7-6)12若进、出物流的同一组分具有相同的基准态，则得到用逸度表示的最小功： (7-7) (7-4) (7-5) (7-6)13 分离的最小功表示了分离过程耗能的最低限。 最小分离功的大小标志着物质分离的难易程度，为了使实际分离过程更为经济，应设法使能耗尽量接近于最小功。 14对于理想气体混合物： zi= yi 且 (7-8)一、分离理想气体混合物化简为： (7-7)15对于由A和B两组分构成的二元气体混合物在进料温度和压力下被分离成纯A和纯B产

6、品的情况，式（7-8）可简化为无因次最小功： (7-8) (7-9)16 如果分离产品不是纯组分，则该过程的最小分离功等于原料分离成纯组分的最小分离功减去产品分离成纯组分所需要的最小分离功，可见，产品的纯度越低，所需的最小分离功越小。p292 例7-117二、分离低压下的液体混合物低压下液体混合物的组成为xi，组分i的逸度 ，式（7-7）简化为： (7-7) (7-10)18 (7-10)二元液体混合物分离成纯组分液体产品，式（7-10）可化简为： (7-11) 除温度以外，最小功仅决定于进料组成和性质，i1的混合物比i0，所有情况下（Wnet）Bsep，热力学效率必定小于1。37 一般说来，

7、只靠外加ESA的分离过程（如精馏、结晶、部分冷凝），热力学效率往往高些；同时加入ESA和MSA的分离过程（如共沸精馏、萃取精馏、萃取和吸附）热力学效率较低；而速率控制的分离过程（膜分离）则更低。 不同类型的分离过程，其热力学效率各不相同。38 由于流体阻力造成的有效能损耗； 节流膨胀过程的有效能损失； 由于热交换过程中推动力温差存在造成的有效能损失； 由于非平衡的两相物流在传质设备中混合和接触传质造成的有效能损失。分离过程中有效能损失的主要形式39 选取适宜的分离方法； 研究复杂混合物的适宜分离流程； 确定各个具体分离操作的适宜条件和参数，以及设备的结构和尺寸等。节约分离过程能耗的途径407.

8、2 精馏的节能技术Energy-saving Technologies in Distillation Systems41 精馏是化学工业中应用最广的分离方法，同时也是能耗最大的单元过程。为什么要实施精馏过程节能？Why？ 分离过程的能耗大约占整个化学工业用能的40，而其中95是精馏过程消耗的。 1994年，美国4万多个精馏塔所消耗的能量相当于每天190,000m3（120万桶）石油，占全国能耗的3。精馏节能具有重要意义42 要降低分离过程的能耗，提高其热力学效率，就应采取措施减小过程的有效能损失。有效能损失是由过程的不可逆性引起的。43（1）流体流动产生压力降；（2）塔内气相和液相间存在温差

9、，再沸器和冷凝器中传热介质和物料之间存在温差；（3）气相和液相浓度与平衡浓度存在差异。精馏过程的不可逆性表现在：？提高热力学效率44增大塔径 1）降低压力降降低液层高度设备投资塔板效率改进方式：1. 选择合适的塔径、液层高度 2. 改板式塔为高效填料塔45“可逆精馏” 2）减小温差和浓差减小传热和传质推动力无限多平衡级，无限多中间再沸器和冷凝器无实用价值46精馏过程节能的途径单个精馏塔的调优节能精馏系统的综合优化节能精馏系统与整个工艺过程的综合优化节能47单个精馏塔的调优节能1）降低再沸器的传热温差，利用载热体来加热，降低成本；2）降低冷凝器的传热温差，回收高温位热量，或利用初级冷凝器回收热量

10、，再用第二冷凝器冷却出料和回流到最终温度；3）通过侧线采出回收热量；4）塔盘改造，增加塔板数，减小回流比，改造塔的内部结构（如使用高效填料代替板式塔盘）；5）加料状态最佳化；6）降低压力降；7）适宜的进料位置，保证分离纯度并减小回流比；8）良好的保温；9）设置中间再沸器和中间冷凝器，使用不同品位的热源和冷源；10）采用多股进料；11）对进料、产品和釜液的显热回收利用。48精馏系统的综合优化节能1）采用最佳分离序列；2）采用最优热集成精馏序列；3）采用热泵精馏；4）采用多效精馏流程；5）采用热耦合精馏。49精馏系统与整个工艺过程的综合优化节能 将整个工艺系统过程中各处的能量统一起来考虑，综合利用

11、，提高整个过程的用能效率，达到最大程度的节省能量。 507.2.1 精馏塔的多股进料和侧线采出Distillation Columns with Multi-feeds and Multi-sidestreams51分离对象：组分相同，浓度不同的多股料液一、多股进料分离方法：多个常规精馏塔分别处理多股料液多股料液混合后进入同一精馏塔多股料液从不同位置进入同一精馏塔52例：组分相同，浓度不同的两股二元混合物 两塔式设备费用较高53例：组分相同，浓度不同的两股二元混合物 进料液混合一塔式两段进料一塔式54例：组分相同，浓度不同的两股二元混合物 进料液混合一塔式两段进料一塔式操作线更接近平衡线，传质

12、和传热推动力减小，热力学效率提高，但所需塔板数增加。55 对于多元混合物的分离，若其中某一个或某几个组分的含量较少或对组分间的切割要求不是很严格时，可考虑采用侧线采出的方式代替多个相邻的常规塔，从而降低基建投资和操作费用。二、侧线塔56若第一个塔为A/BC切割塔，则侧线出料位置在进料板之下；侧线出料位置的确定以三元物系（组分A、B、C）为例：若第一个塔为AB/C切割塔，则侧线出料位置在进料板之上。57 当侧线出料位置在进料板之上，主要产品是B，且相对挥发度ACBC时，侧线出料中B的最大浓度和A的最小浓度由进料组成所决定，与塔顶至侧线板之间的板数和回流比无关。58 (7-25)侧线中A的最小浓度

13、Glinos估算式当进料A含量很低，且AB1时，可获得高纯度的侧线产品B。该式可作为制定方案阶段决定是否采用侧线塔的判据。p299【例7-5】597.2.2 热泵精馏Heat Pump Distillation 60 通过外加功将热量自低位传至高位的系统称为热泵系统。What is Heat Pump System? 将温度较低的塔顶蒸汽经过压缩升温后作为塔底再沸器的热源，称为热泵精馏。What is Heat Pump System?61热泵的形式：闭式热泵开式热泵62 用外界的工作介质为冷剂，液态冷剂在冷凝器中蒸发，使塔顶物料冷凝。汽化后的冷剂进入压缩机增压，然后在压缩机出口压力下在再沸器

14、将热量传递给塔釜物料，本身冷凝成液体，如此循环。闭式热泵：图7-5 闭式热泵1精馏塔，2冷凝器，3再沸器，4压缩机，5节流阀。63开式热泵： 用过程本身的物料为工作介质。（1）以塔釜物料为工质，在冷凝器汽化，取消再沸器。64开式热泵： 用过程本身的物料为工作介质。（2）以塔顶物料为工质，在再沸器冷凝，取消冷凝器。65 热泵精馏是靠消耗一定量机械能来提高低温蒸汽的能位而加以利用的，因此，消耗单位机械能回收的热量是一项重要指标。显然，对于近沸点混合物分离的精馏塔应用热泵精馏效果会更好。 由于热泵精馏需要增设压缩机，又要消耗机械能，所以推广应用受到一定的限制。Notes:667.2.3 设置中间冷凝

15、器和中间再沸器的精馏Distillation with middle-condenser and middle-reboiler 67 普通精馏塔只在塔顶和塔釜对物料进行冷凝和蒸发。如果在塔中部增置中间再沸器，把再沸器加热量分配到塔的下段，或者增置中间冷凝器，把冷凝器热负荷分配到塔的上段，则可应用较为廉价的冷源或者温位较低的热源，达到节能的效果。 温度是热能品质的度量，即使热负荷在数量上没有变化，但通过调节温度分布，有可能减少过程的不可逆损失。68图7-8 二级再沸、二级冷凝精馏塔697.2.4 精馏过程的热集成Heat-integrated Distillation Systems 70一、

16、多效精馏 Multi-effect Distillation 为节约能耗，加热剂温度最好是略高于塔底温度，而冷却剂温度略低于塔顶温度。 而实际情况是，最方便廉价的冷却剂是水或者空气，最常用的加热剂是水蒸气，很难符合上述要求，因此，精馏塔额外消耗掉不少有效能。 解决此问题的办法之一就是采用多效精馏。 只要精馏塔底和塔顶的温差比实际可用的加热剂和冷却剂间温差小得多就可考虑采用多效精馏。71并流逆流平流多效精馏的类型：其中以串联的并流装置最为常见。7273（1）投资的限制：影响多效精馏的因素：效数塔数塔设备投资效数换热器传热温差传热面积换热器设备投资 效数的确定要综合考虑投资费用的增加和运行费用的降

17、低。 74（2）操作条件的限制：影响多效精馏的因素：高压塔的压力和温度受系统临界压力和温度、热源的最高温度及热敏性物料的耐受温度等的限制；低压塔往往要受塔顶冷凝器冷却水温度的限制。75 一般情况下，多效精馏的效数为两效或三效。 与单塔精馏相比，两效精馏可节能3040%。Summary76 用物流直接传热来提供热量，省去再沸器和（或）冷凝器，实现热耦合 。二、热偶合精馏Thermally Coupled Distillation 77图7-12 简单精馏塔热耦合示意图（按相对挥发度递减顺序）78图7-13 简单精馏塔热耦合示意图（按相对挥发度递增顺序）79 热耦合精馏在热力学上是最理想的流程结构

18、，即可节省设备投资，又可节省能耗。 但是，至今热耦合精馏并未在工业中获得广泛应用。这是由于在操作中使主、副塔之间气液分配保持设计值是较困难的；分离难度越大，其对气液分配偏离的灵敏度越大，操作越难稳定。因此，往往只对易分离体系才建议采用热耦合精馏。80Summary单个精馏塔的调优节能多股进料和侧线采出Multi-feeds and Multi-sidestreams热泵精馏Heat Pump Distillation 设置中间冷凝器和中间再沸器的精馏Middle-condenser and Middle-reboiler81Summary精馏系统的综合优化节能精馏系统与整个工艺过程的综合优化节

19、能多效精馏 Multi-effect Distillation热耦合精馏Thermally Coupled Distillation 827.3 分离流程的优化Separation Process Optimization7.3.1 分离方法的选择和分离顺序数7.3.2 分离序列的确定837.3.1 分离方法的选择和分离顺序数Selection of Feasible Separation Operations and the Number of Possible Separation Sequences 84一、分离顺序数Number of Possible Separation Seque

20、nces图7-15 三元混合物简单精馏塔分离 (a) 相对挥发度递降的顺序 (b) 相对挥发度递增的顺序85 对于C个组分的物系，欲分离成C个较纯的组分产品，需要C-1个塔，可组合的流程方案数为： 86组分数C塔数分离顺序数SC组分数C塔数顺序数SC2117613232287429435981430541410948626542111016796表7-2 精馏塔分离塔数和分离顺序数！顺序数随着组分数的增加而剧增！87 对于多于一种分离方法的情况，则分离所需总顺序数S可按下式估算：不同分离方法数 ！分离方案数随分离方法数的增加而剧增！88（1）有些情况下，只有普通精馏塔的流程方案并非是最经济的。

21、对于不同的产品要求、料液浓度和分离特性，往往还需要选用其他方案，如侧线提馏塔、侧线精馏塔、多效精馏塔和热泵精馏塔等复杂塔及特殊精馏塔，流程方案数将变得更多。Notes：89（2）除精馏外，还有其他分离方法，如萃取、吸收、吸附、膜分离等也可供选择时，流程方案数将成倍成倍地增加。Notes：（3）当采用分离剂时，往往还要考虑分离剂的回收和循环使用，因此，可能的分离顺序数将增加更多。90首要任务选择合适的分离方法，用所选分离方法合成分离序列。91二、分离方法的选择Selection of Feasible Separation Operations92一、通过相的加入和创造来进行分离 (Phase

22、Addition or Creation) 对于均一单相体系的分离，往往通过加入ESA或/和MSA创造或加入第二个不相溶的相来实现分离。 部分汽化和冷凝、闪蒸、蒸馏、萃取精馏、共沸精馏、吸收、萃取、干燥、蒸发、结晶、浸取、泡沫分离等。分离方法：第一种分类方法93二、通过障碍物分离 (Barrier) 膜分离（微滤、超滤、纳滤、反渗透、气体分离、渗透蒸发和蒸汽渗透、液膜等）。膜的分离机理：筛分机理（多孔膜）溶解扩散机理（致密膜）分离方法：第一种分类方法94三、通过固体试剂进行分离 (Solid agent)固体质量分离剂（吸附剂、离子交换树脂、色谱固定相）吸附、再生（变压吸附、变温吸附）、分子印

23、迹、离子交换、色谱（凝胶色谱、离子交换色谱、亲和色谱）分离方法：第一种分类方法95四、通过外场或梯度 (External Field or gradient)离心、电解、电渗析、电泳、场流动分级（离心力场、电场、电场和膜、在力场下的层流流动）分离方法：第一种分类方法96 分子性质与MSA等的相互作用分离过程分子量分子体积分子形状偶极矩和极化度分子电荷化学反应平衡分子大小和形状偶极矩和极化度精馏结晶萃取和吸收吸附渗析超滤气体扩散超速离心电泳电渗析离子交换24-112-32-2-2-42-34-3-23-2-11-22-1-3211-22-223-1主要作用，必需；2主要作用；3主要作用（有时需结

24、合其他性质）；4作用小；- 无作用。97（1）优先选用成熟（技术与应用）度较高的分离方法分离方法选择准则Technological and use maturities of separation processes98分离方法选择准则（2）优先选用分离因子较大的分离方法 降低平衡级数和分离剂用量，降低分离费用。 分子性质受影响的分离过程相对分子质量分子形状分子体积偶极矩、极性分子荷电性化学活性精馏、蒸发吸附、结晶吸附萃取、吸附电场分离法化学吸收、反应精馏99分离方法选择准则 极端的温度或压力条件下，要求采用耐腐蚀性能高的设备材料或者高电场等条件，从而使分离过程的费用高昂。若有其他可行的方案，

25、应进行经济评价后决定其取舍。 （3）尽量避免使用极端工艺条件 温度、压力、pH值、100分离方法选择准则（4）分离过程需要多个分离级时，优先选择平衡分离过程而不选择速率分离过程 速度控制过程往往对每个分离级都需要加入能量；而平衡分离过程一般只需一次加入能量，分离剂在每一级上被重复使用。101分离方法选择准则（5）分离因子相同时，优先选择采用ESA的分离过程而不选择采用MSA的过程 采用MSA时，往往需要后续流程增设一个分离器用于MSA和产品的再分离，从而会增加分离过程的费用。102分离方法选择准则（6）优先考虑精馏使用ESA的平衡分离过程不含固体物料，操作方便技术、理论和应用均成熟适合于不同规

26、模尤其是大规模的分离需求一般只需能位等级很低的分离剂即可否定精馏方案的充分理由是1.05 103精馏是一个使用能量分离剂的过程；操作方便，技术、理论和应用均成熟；适合于不同规模尤其是大规模分离；通常需能位等级很低的分离剂即可。 精馏是化工过程中最为常用的分离过程104Summary1. Almost all the industrial chemical processes include equipment for separating chemicals contained in the process feed(s) and/or produced in reactors within

27、the process. 几乎所有的化工过程都包含着用以分离原料和产品的分离设备。105Summary2. More than 30 different separation operations are commercially important. 30多种的分离过程已经工业化。106Summary3. The extent of separation achievable by a particular separation operation depends on exploitation of the differences in certain properties of the

28、species. 一个特定分离过程的分离程度取决于对待分离组分之间性质（分子性质、热力学性质、传递性质）差别的开发程度。107Summary4. The more widely used separation operations involve the transfer of species between two phases, one of which is created by energy transfer or the reduction of pressure, or by introduction as a MSA. 应用最广泛的分离过程是相平衡分离过程，通过能量分离剂或质量分

29、离剂产生两相体系。108Summary5. Less commonly used separation operations are based on the use of a barrier, a solid agent, or a force field to cause species being separated to diffuse at different rates and/or to be selectively absorbed or adsorbed. 应用相对较少的分离过程是引入障碍物、固体分离剂、外场的分离过程。109Summary6. For a sequence,

30、 system, or train of separators, overall component recoveies and product purities are of prime importance and are related by material balances to the individual split ratio values for the separators in the system. 分离操作依据质量平衡（物料平衡、物料衡算）；组分的回收率或产品纯度，即组分的分离程度通常用分离因子来描述。110Summary7. Some separation oper

31、ations, such as absorption, are capable of only a specified degree of separation for a single species. Other separation operations, such as distillation, can effect a sharp split between two so-called key components. 某些分离操作（如吸收）只能规定一个组分的分离程度，而另一些分离操作（如精馏）则可规定两个关键组分的分离程度。111Summary8. For given feed(s

32、) and product specifications, the best separation process must frequently be selected from among a number of feasible candidates. The cost of recovering and purifying a chemical depends on its concentration in the feed mixture. The extent of industrial use of a separation operation depends on the te

33、chnological maturity of the operation. 分离过程的成本主要取决于组分在原料中的含量，其工业应用程度主要取决于技术成熟度。112例：分离C8馏分制取对二甲苯C8馏分：C8芳烃馏分或混合二甲苯 邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯、乙苯o-Xylene m-Xylene p-Xylene Ethylbenzene compositionReformate重整油Cracked gasoline裂解汽油toluene disproportionation甲苯歧化Coal tar煤焦油Ethylbenzene1530-10p-Xylene20152620o-Xylene20

34、152420m-Xylene45405050Composition of xylenes in various sources113例：分离C8馏分制取对二甲苯Properties of xylenes and ethylbenzenePropertieso-Xylenem-Xylenep-XyleneEthylbenzeneMolecular weight106106106106Boiling point (oC)144139138136Freezing point (oC)-25-4813-95Dipole moment (10-8, esu)0.620.360-Dielectric co

35、nstant2.262.242.232.24Surface tension (20oC, dyn/cm)30.0328.6328.3129.04Density d4200.8740.8640.8620.867relative alkalinity 相对碱度210010.14114例：分离C8馏分制取对二甲苯Properties of xylenes and ethylbenzenePropertieso-Xylenem-Xylenep-XyleneEthylbenzeneMolecular weight106106106106Boiling point (oC)144139138136Free

36、zing point (oC)-25-4813-95Dipole moment (10-8, esu)0.620.360-Dielectric constant2.262.242.232.24Surface tension (20oC, dyn/cm)30.0328.6328.3129.04Density d4200.8740.8640.8620.867relative alkalinity 相对碱度210010.14以分子量差别为基础的分离方法不适用115例：分离C8馏分制取对二甲苯Properties of xylenes and ethylbenzenePropertieso-Xylen

37、em-Xylenep-XyleneEthylbenzeneMolecular weight106106106106Boiling point (oC)144139138136Freezing point (oC)-25-4813-95Dipole moment (10-8, esu)0.620.360-Dielectric constant2.262.242.232.24Surface tension (20oC, dyn/cm)30.0328.6328.3129.04Density d4200.8740.8640.8620.867relative alkalinity 相对碱度210010.

38、14o-与p-和m-xylene的相对挥发度为1.16，原理上可用精馏但不经济。116例：分离C8馏分制取对二甲苯Properties of xylenes and ethylbenzenePropertieso-Xylenem-Xylenep-XyleneEthylbenzeneMolecular weight106106106106Boiling point (oC)144139138136Freezing point (oC)-25-4813-95Dipole moment (10-8, esu)0.620.360-Dielectric constant2.262.242.232.24S

39、urface tension (20oC, dyn/cm)30.0328.6328.3129.04Density d4200.8740.8640.8620.867relative alkalinity 相对碱度210010.14极性有差别，但差别不大。外加MSA的方法不成功。117例：分离C8馏分制取对二甲苯Properties of xylenes and ethylbenzenePropertieso-Xylenem-Xylenep-XyleneEthylbenzeneMolecular weight106106106106Boiling point (oC)144139138136Fre

40、ezing point (oC)-25-4813-95Dipole moment (10-8, esu)0.620.360-Dielectric constant2.262.242.232.24Surface tension (20oC, dyn/cm)30.0328.6328.3129.04Density d4200.8740.8640.8620.867relative alkalinity 相对碱度210010.14由介电常数可看出，分子间力的变化不大。118例：分离C8馏分制取对二甲苯Properties of xylenes and ethylbenzenePropertieso-Xy

41、lenem-Xylenep-XyleneEthylbenzeneMolecular weight106106106106Boiling point (oC)144139138136Freezing point (oC)-25-4813-95Dipole moment (10-8, esu)0.620.360-Dielectric constant2.262.242.232.24Surface tension (20oC, dyn/cm)30.0328.6328.3129.04Density d4200.8740.8640.8620.867relative alkalinity 相对碱度2100

42、10.14表面张力和密度都很接近。119例：分离C8馏分制取对二甲苯Properties of xylenes and ethylbenzenePropertieso-Xylenem-Xylenep-XyleneEthylbenzeneMolecular weight106106106106Boiling point (oC)144139138136Freezing point (oC)-25-4813-95Dipole moment (10-8, esu)0.620.360-Dielectric constant2.262.242.232.24Surface tension (20oC, d

43、yn/cm)30.0328.6328.3129.04Density d4200.8740.8640.8620.867relative alkalinity 相对碱度210010.14凝固点差别显著，分子形状也有较大差异。深冷结晶法碱度差别较为显著。络合萃取法120例：分离C8馏分制取对二甲苯 利用分子形状上的差异和分子筛的择形性能，还可采用吸附法分离。 利用参与化学反应的能力不同，如利用三种异构体的空间效应不同，即用浓H2SO4磺化时，邻二甲苯和间二甲苯可被磺化，而对二甲苯不被磺化，再对磺化后产物进行分离。但该法使用大量化学品（硫酸）而不适宜工业化生产。分离C8馏分的工业化方法： 深冷结晶法、

44、络合萃取法、吸附法121例：分离C8馏分制取对二甲苯深冷结晶法： 由精馏、结晶和异构化三部分组成。 C8馏分预热后进入邻二甲苯精馏塔，脱除邻二甲苯（塔釜产品，纯度91）；塔顶物料进入乙苯精馏塔（所需塔板数较多，采用三塔串联），塔顶得到纯度98的乙苯；塔釜物料进入结晶分离器（两段式），得到纯度大于98的对二甲苯产品；结晶第一段分离后母液中焓较多的间二甲苯，经异构化反应转化为对二甲苯，反应混合物再进入精馏分离，形成闭路循环。122例：分离C8馏分制取对二甲苯络合萃取法： 利用烃类的碱性与络合萃取剂的酸性形成酸碱络合物进行分离。络合萃取剂为BF3-HF。 络合萃取流程： （1）用络合萃取剂BF3-H

45、F对间二甲苯进行萃取分离； （2）萃取液中间二甲苯络合物的分解； （3）以BF3-HF为催化剂进行间二甲苯的异构化反应； （4）邻-、对-二甲苯和乙苯的精馏分离。123例：分离C8馏分制取对二甲苯吸附法： 1969年美国环球油品公司（UOP）推出，1972年工业化。 40200 oC，124 atm下液相吸附操作。对p-xylene的一步收率可达90，纯度可达99.5以上。 避免了结晶法的深度冷冻和固体处理过程，克服了络合萃取中存在的腐蚀问题。 缺点是需要价格昂贵的分子筛做吸附剂，需要再生过程。1247.3.2 分离序列的确定Determination of Separation Sequen

46、ce125分离序列的确定 分离流程的优劣最终体现在产品的技术经济指标上，它包括设备投资费、公用工程（水、电、汽）的能源消耗、操作管理等各方面；这些指标又综合体现在产品的成本上。 最优方案的确定目前尚无理论推导的方法，主要是根据经验先筛选出一些可行的候选方案，再应用系统优化的方法对其进一步研究，最后确定流程方案。126探试合成法调优合成法最优化算法分离序列的确定需要采用非线性混合整数规划的算法进行严格计算，计算工作量大，对组分数较多的分离问题尚无法确定。127根据探试规则合成分离序列的方法。一、探试合成法 Trial Method探试规则是根据多年积累的经验和对过程的热力学性质进行半定量分析所得

47、的一些结论。探试法能迅速得出一个或少数几个较优方案。探试规则仅适用于简单清晰切割塔，即只有一个进料，两个出料，进料组分只出现在一个出料中的精馏塔。128一、探试合成法 Trial Method探试法优选的目标年生产费用最低基建投资的折旧费用操作费用精馏塔，冷凝器和再沸器的基建费用。泵和回流罐的费用，一般或反应物；反应物介于产物之间； 产物介于反应物之间； 产物 反应物可采用反应精馏1487.4.2 精馏与其它分离过程的集成 Integration of Distillation and Other Separation Operations149一、精馏与萃取的集成Integration of

48、 Distillation and Extraction1501、萃取-共沸精馏Extraction-Azeotropic Distillation选择一种溶剂，它既能作为萃取过程的萃取剂，又是共沸精馏的共沸剂，从而避免再加入新的溶剂。 151例：萃取-共沸精馏分离醋酸-水溶液 选用醋酸乙酯作为醋酸的萃取溶剂，且其与水形成非均相共沸物，可将醋酸的浓缩与溶剂醋酸乙酯的再生结合在一个共沸精馏塔内进行。 152例：萃取-共沸精馏分离醋酸-水溶液Acetic acid+H2OEAEA+acid+H2OH2O+EAAcetic acidH2O酯相水相1532、加盐萃取-共沸精馏Salt Extracti

49、on-Azeotropic Distillation 利用无机盐对有机溶剂“盐析”效应提高萃取剂的分配系数和选择性，扩大不互溶区域，提高萃取相产物的浓度，从而达到节能的效果。154例：加盐萃取-共沸精馏分离醋酸-水溶液 选择萃取能力和共沸带水能力适中的醋酸异丙酯作溶剂，加入NaCl、Na2SO4、MgCl2等盐后，醋酸的分配系数提高，同时三元相图中两相区的范围和萃取液最高浓度增大；且在相当大范围内萃余相中不含溶剂。 155表7-5 单位醋酸能耗与原料浓度关系原料醋酸浓度wt醋酸的热量消耗，kJ/kg共沸精馏萃取-共沸精馏加盐萃取-共沸精馏 706182.9986463.987609629.8168895.317002.0945014455.198912.4797693.8864021693.478938.8619719.8493033752.938982.41210768.8421%27%156二、精馏与膜分离的集成Integration of Distillation and Membrane Process1571