化工分离工程讲稿

第1章绪论教学目的与要求：分离过程的发展及趋势；传质分离过程的分类和特征。重点：分离过程的特征；平衡分离和速率分离的原理。了解：本课程的任务和内容；与其它课程的相互关系。分离工程是研究化学工业和其他化学类型工业生产中混合物的分离与提纯的一门工程学科。

图1-1生产过程中的分离操作分离过程可分为机械分离和传质分离两大类:机械分离过程的分离对象是由两相以上所组成的混合物，其目的只是简单地将各相加以分离，例如，过滤、沉降、离心分离、旋风分离和静电除尘等。传质分离过程用于各种均相混合物的分离，其特点是有质量传递现象发生。本课程要讨论的是传质分离过程。1.1传质分离过程的分类按所依据的物理化学原理不同，工业上常用的传质分离过程可分为平衡分离过程和速率分离过程。一、平衡分离过程定义：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，再以混合物中各组分在处于相平衡的两相中不等同的分配为依据而实现分离。分离媒介：能量媒介(ESA)或物质媒介(MSA)，有时两种同时应用。ESA是指传入或传出系统的热，还有输入或输出的功。MSA可以只与混合物中的一个或几个组分部分互溶，常是某一相中浓度最高的组分。举例：闪蒸和部分冷凝、普通精馏、萃取精馏、共沸精馏、吸收、解吸(含带回流的解吸和再沸解吸)、结晶、凝聚、浸取、吸附、离子交换、泡沫分离、区域熔炼等。二、速率分离过程定义：在某种推动力(浓度差、压力差、温度差、电位差等)的作用下，有时在选择性透过膜的配合下，利用各组分扩散速度的差异实现组分的分离。举例：微滤、超滤、纳滤、反渗透、渗析、电渗析、渗透汽化、蒸汽渗透、渗透蒸馏等。1.2分离过程的集成化：1．反应过程与分离过程的耦合：化学吸收、化学萃取、催化精镏、膜反应器2．分离过程与分离过程的耦合：萃取结晶、吸附蒸馏、电泳萃取3．过程的集成：传统分离过程的集成（共沸精镏—萃取、共沸精镏—萃取精镏）传统分离过程与膜分离的集成（渗透蒸发—吸附、渗透蒸发—吸收、渗透蒸发—催化精镏）膜过程集成（微滤—超滤—纳滤—反渗透）第2章单级平衡分离过程教学目的与要求：相平衡基本理论；多组分物系的泡点和露点计算；闪蒸过程的计算。重点：相平衡分离的基本理论；活度系数法计算汽液平衡常数的简化形式；多组分物系的泡点方程、露点方程；计算方法；混合物相态的判别和等温闪蒸过程的计算。了解：相平衡常数的计算；绝热闪蒸过程。难点：多组分非理想体系平衡常数计算；多组分物系的泡点温度和泡点压力、露点温度和露点压力的计算；等温闪蒸过程的计算。2.1相平衡基础相平衡是指混合物所形成的若干相保持物理平衡而共存的状态；从热力学看，是整个物系的自由能处于最小的状态；从动力学看，相间表观传递速率为零。相平衡的准则：各相的温度、压力相同，各组分的逸度也相等，即相平衡常数:(2-4)对于平衡分离过程，常采用分离因子来表示平衡关系：(2-5)分离因子在精馏过程中又称为相对挥发度，它相对于汽液平衡常数而言，随温度和压力的变化不敏感，其值与1的偏离程度表示组分i和j之间分离的难易程度。2.1.1汽液平衡2.1.2液液平衡2.1.1汽液平衡汽液平衡时，组分i在汽、液两相的逸度相等：(2-6)汽相中组分i的逸度用逸度系数表示：(2-7)液相中组分i的逸度用逸度系数表示：(2-8)液相中组分i的逸度还可用活度系数表示：(2-9)将式(2-7)，(2-8)代入式(2-6)，得：(2-10)将式(2-7)，(2-9)代入式(2-6)，得:(2-11)式(2-10)、(2-11)对应着计算相平衡常数的两种途径：状态方程法和活度系数法。一、状态方程法根据式(2-4)和式(2-10)，汽液平衡的相平衡常数可表示为：(2-12)逸度系数通过状态方程计算：(2-13)关键:选择一个既适用于汽相、又适用于液相的状态方程。[例2-1]二、活度系数法根据式(2-4)和式(2-11)，汽液平衡常数可表示为:(2-15)（1）基准态逸度1)可凝性组分的基准态逸度基准态是与系统具有相同T、p和同一相态的纯i组分。(2-19)2)不凝性组分的基准态逸度对于不凝性组分，当组分i的摩尔分数变为无限小时，活度系数近似为1，组分i的逸度等于基准态逸度乘以摩尔分数。该基准态下组分i的逸度即为在系统温度和压力下估计的亨利常数：(2-21)或(T，p一定，xi→0)(2-22)（2）液相活度系数常用活度系数方程有：对称型Margules-VanLaar方程、Margules方程、VanLaar方程、Wilson方程、NRTL方程、UNIQUAC方程和Scatchard-Hildebrand方程。思考题：比较上述活度系数方程的区别及适用范围。（3）汽相逸度系数一般说来，只要具有合理的参数，并能准确估算组分的汽相逸度系数的状态方程均可采用。其中最简便的是维里方程。(2-26)将略去第二维里系数以后各项的维里方程分别代入式(2-13)和(2-14)，可得：(2-28)(2-29)（4）汽液平衡常数的计算活度系数法计算汽液平衡常数的通式：(2-30)1)汽相为理想气体，液相为理想溶液；；；式(2-30)简化为(2-31)此时，汽液平衡常数仅与系统的温度和压力有关，与溶液组成无关。例如苯、甲苯二元混合物。2)汽相为理想气体，液相为非理想溶液；；(2-33)此时，汽液平衡常数不仅与T、p有关，还与x有关(影响活度系数)。活度系数>1为正偏差溶液；活度系数<1为负偏差溶液。低压下的大部分物系，例如醇、醛、酮与水形成的溶液属于这类物系。3)汽相为理想溶液，液相为理想溶液；gi=1(2-35)即(2-36)此时，汽液平衡常数仅与T、p有关，而与组成无关。4)汽相为理想溶液，液相为非理想溶液(2-38)汽液平衡常数不仅与T、p有关，也是液相组成的函数，但与汽相组成无关。5)列线图法求汽液平衡常数对于石油化工和炼油中重要的轻烃组分，经过广泛的实验研究，得出了求平衡常数的一些近似图，称为P-T-K图，如图2-1所示。当已知压力和温度时，从列线图能迅速查得平衡常数。思考题：比较状态方程法和活度系数法的优缺点。[例2-2]2.1.2液液平衡2.1.2液液平衡液液平衡是萃取过程的基础，也是三相精馏、非均相共沸精馏等精馏过程的理论基础之一。液液平衡在许多情况下要比汽液平衡复杂。主要原因在于任一平衡相不再是理想溶液，组分的活度系数对于组分微小变化的敏感度要比汽液平衡中大得多。液液平衡时，组分i在两液相的逸度相等，即(2-39)上标I和II分别表示液相I和液相II。用式（2-9）表示两液相中组分i的逸度，且两相中使用相同的基准态逸度，则液液平衡可表示为：(2-40)对于与理想溶液偏离较小的物系如烃类溶液等，其中各组分的逸度可用适当的状态方程进行计算。但对于常见的极性溶液，由于它们的非理想性较强，至今尚无成熟的状态方程适用。因此，这类混合溶液中各组分的逸度常按式(2-9)计算，相平衡常数则通过活度系数法计算。2.1.1汽液平衡2.2多组分物系的泡点和露点计算泡露点计算是分离过程设计中最基本的汽液平衡计算。例如在精馏过程的严格计算中,为确定各塔板的温度，要多次反复进行泡点温度的运算。为了确定适宜的精馏塔操作压力，就要进行泡露点压力的计算。在给定温度下作闪蒸计算时，也是从泡露点温度计算开始，以估计闪蒸过程是否可行。泡露点计算，按规定哪些变量和计算哪些变量而分成四种类型：类型规定求解泡点温度p,x1,x2,...,xcT,y1,y2,...,yc泡点压力T,x1,x2,...,xcp,y1,y2,...,yc露点温度p,y1,y2,...,ycp,x1,x2,...,xc露点压力T,y1,y2,...,ycp,x1,x2,...,xc2.2.1泡点温度和压力的计算2.2.2露点温度和压力的计算2.2.1泡点温度和压力的计算泡点温度计算：规定液相组成x和p，计算汽相组成y和T。泡点压力计算：规定液相组成x和T，计算汽相组成y和p。计算方程：①相平衡关系:yi=Kixi(i＝1,2,...,c)(2-41)Ki=f(p,T,x,y)(2-44)②浓度总和式:(2-42)(2-43)解法：试差法。一、泡点温度的计算（1）平衡常数与组成无关的泡点温度计算泡点方程：(2-45)求解步骤：若，表明假设温度偏高，降低温度重算；若，则重设较高温度。图2-2活度系数法计算泡点温度的框图[例2-3][例2-4]（2）平衡常数与组成有关的泡点温度计算当系统的非理想性较强时，Ki必须按式(2-30)计算，然后联立求解式(2-41)和(2-42)。因已知参数值仅有p和x，计算Ki值的其它各项：及均是温度的函数，而温度恰恰是未知数。此外，还是汽相组成的函数。因此，手算难以完成，需要计算机计算。应用活度系数法作泡点温度计算的一般步骤如图2-2所示。当系统压力不大时（2MPa以下），从式（2-30）可看出，Ki主要受温度影响，其中关键项是饱和蒸汽压随温度变化显著，从安托尼方方程可分析出，在这种情况下lnKi与1/T近似线性关系，故判别收敛的准则变换为：(2-46)用Newton-Raphson法能较快地求得泡点温度。对于汽相非理想性较强的系统，例如高压下的烃类，Ki值用状态方程法计算，用上述准则收敛速度较慢，甚至不收敛，此时仍以式（2-45）为准则，改用Muller法迭代为宜。[例2-5]二、泡点压力的计算泡点压力计算公式为：(2-47)若用式（2-31）表示理想情况的Ki，由上式得到直接计算泡点压力的公式：(2-48)对汽相为理想气体，液相为非理想溶液的情况，用类似的方法得到：(2-49)若用p-T-K图求Ki的值，则需假设泡点压力，通过试差求解。图2-3活度系数法计算泡点压力的框图(2-7)图2-4状态方程法计算泡点压力框图[例2-6]2.2.2露点温度和压力的计算2.2.2露点温度和压力的计算露点温度计算：规定汽相组成y和p，计算液相组成x和T。露点压力计算：规定汽相组成y和T，计算液相组成x和p。一、平衡常数与组成无关的露点温度和压力的计算露点温度方程:(2-50)露点压力方程:(2-51)露点的求解方法与泡点计算类似。二、平衡常数与组成有关的露点温度和压力的计算露点温度的计算步骤与泡点温度的计算相近。露点压力的计算步骤与泡点压力的计算相近。2.2.1泡点温度和压力的计算2.3闪蒸过程的计算闪蒸是连续单级蒸馏过程，通常是作为进一步分离的辅助操作。普通精馏塔中的平衡级就是一简单绝热闪蒸级。

图2-5闪蒸分离每一组分的物料衡算式：i=1,2,…,c(2-52)总物料衡算式为：F＝L+V(2-53)汽液平衡关系为：i=1,2,…,c(2-41)浓度总和式:(2-42)(2-43)焓平衡关系为：FHF+Q＝VHV+LHL(2-54)对于绝热闪蒸，Q＝0。而对于等温闪蒸，Q应取达到规定分离或闪蒸温度所需要的热量。表2-3闪蒸计算类型规定变量闪蒸形式输出变量p,T等温Q,V,yi,L,xip,Q=0绝热T,V,yi,L,xip,Q≠0非绝热T,V,yi,L,xip,L(或Ψ)部分冷凝Q,T,V,yi,xip(或T),V(或Ψ)部分汽化Q,T(或p),yi,L,xi2.3.1等温闪蒸和部分冷凝过程2.3.2绝热闪蒸过程2.3.1等温闪蒸和部分冷凝过程一、汽液平衡常数与组成无关Ki=Ki(T,p)解得：(2-55)将L=F-V代入该方程，得:(2-56)汽相分率：Ψ＝V/F(2-57)(2-58)通用的闪蒸方程式（Rachford-Rice方程）：(2-61)迭代方程为：(2-62)导数方程为:(2-63)Ψ值确定后，计算xi和yi，并求L和V，计算焓值HL和HV。核实闪蒸问题是否成立，两种方法：①分别用泡点方程和露点方程计算在闪蒸压力下进料混合物的泡点温度和露点温度，然后核实闪蒸温度是否处于泡露点温度之间。若该条件成立，则闪蒸问题成立。②假设闪蒸温度为进料组成的泡点温度，则应等于1。若＞1，说明TB＜T；再假设闪蒸温度为进料组成的露点温度，则应等于1。若＞1，说明TD＞T。综合两种试算结果，当TB＜T＜TD成立，才构成闪蒸问题。反之，若＜1或＜1，说明进料在闪蒸条件下分别为过冷液体或过热蒸汽。[例2-7]二、汽液平衡常数与组成有关的闪蒸计算(a)Ψ和x、y分层迭代(b)Ψ和x、y同时迭代图2-6K为组成函数时等温闪蒸计算框图[例2-8]2.3.2绝热闪蒸过程2.3.2绝热闪蒸过程绝热闪蒸：已知流率、组成、压力和温度(或焓)的液体进料节流膨胀到较低压力产生部分汽化。绝热闪蒸计算：确定闪蒸温度和汽液相组成和流率。计算方程：物料衡算、相平衡关系、热量衡算、摩尔分率加和方程。一、宽沸程混合物闪蒸的序贯迭代法宽沸程混合物的特点：离开闪蒸罐时各相的量几乎完全取决于Ki。在很宽的温度范围内，易挥发组分主要在蒸汽相中，而难挥发组分主要留在液相中。进料焓值的增加将使平衡温度升高，但对汽液流率V和L几乎无影响。因此，宽沸程闪蒸的热量衡算更主要地取决于温度、而不是Ψ。根据序贯算法迭代变量的排列原则，最好是使内层循环中迭代变量的收敛值对于外层循环迭代变量的取值不敏感。对宽沸程闪蒸，因为Ψ对T的取值不敏感，所以Ψ作为内层迭代变量是合理的。其次，将热衡算放在外层循环中，用归一化的x和y计算各股物料的焓值，物理意义是严谨的。(2-61)(2-62)(2-65)(2-66)(2-67)二、窄沸程混合物闪蒸的序贯迭代法对于窄沸程闪蒸问题，由于各组分的沸点相近，因而热量衡算主要受汽化潜热的影响，反映在受气相分率的影响。改变进料热焓会使汽液相流率发生变化，而平衡温度没有太明显的变化。显然，应该通过热量衡算计算Ψ(即V和L)，解闪蒸方程式确定闪蒸温度。并且，由于收敛的T值对Ψ的取值不敏感，故应在内层循环迭代T，外层循环迭代Ψ。(2-68)(2-69)(2-70)=+d()(2-71)(2-70)图2-7宽沸程绝热闪蒸的计算框图图2-8窄沸程绝热闪蒸的计算框图[例2-9]2.3.1等温闪蒸和部分冷凝过程2.4液液平衡过程的计算液液平衡计算在化学工程中是很重要的，它直接用于萃取过程；与汽液平衡相结合用于三相精馏和共沸精馏等。压力对液液平衡影响很小，故活度系数仅依赖于温度和组成。已知活度系数模型，求解一定温度下互成平衡的液相中各组分的组成是单级液液平衡计算的目的。2.4.1二元液液系统2.4.2多元液液系统2.4.1二元液液系统根据液液平衡关系和物料衡算列方程：(2-72)(2-73)(2-74)(2-75)合并和重排，得出以下两联立方程：(2-76)(2-77)采用Newton-Raphson数值解法求解，首先确定组成初值，然后求出函数p和q及其对组成的四个一阶偏导数的数值，通过解线性方程组求出和的修正值，经若干次迭代最终求得二平衡液相的组成。[例2-10]2.4.2多元液液系统2.4.2多元液液系统(自学)[例2-11]2.5多相平衡过程在实际应用上会碰到多相系统，即三相或多相共存，处于多相平衡状态。其中最常见的是汽-液-液三相平衡。2.5.1汽-液-液系统近似计算法2.5.2汽-液-液平衡的严格计算2.5.1汽-液-液系统近似计算法(自学)2.5.2汽-液-液平衡的严格计算(自学)[例2-12]2.6共沸系统和剩余曲线根据科诺瓦洛夫定律，混合物的蒸汽压组成曲线上之极值点相应于汽、液平衡相的组成相等。这一定律不仅适用于二元系，而且也能应用于多元系，且温度的极大（或极小）值总是相当于压力的极小（或极大）值。2.6.1二元共沸物系2.6.2三元共沸物系2.6.3剩余曲线2.6.1二元共沸物系(自学)(1)二元系均相共沸物共沸物的形成是由于系统与理想性有偏差的结果。若系统压力不大，可假定汽相为理想气体，则二元均相共沸物的特征是：(2-96)根据二元系组分的活度系数与组成的关系可知，纯组分的蒸汽压相差越小，则越可能在较小的正（或负）偏差时形成共沸物，而且共沸组成也越接近等摩尔分数。随着纯组分蒸汽压差的增大，最低共沸物向含低沸点组分多的浓度区移动，而最高共沸物则向含高沸点组分多的浓度区转移。系统的非理想性程度越大，则蒸汽压-组成曲线就越偏离直线，极值点也就越明显。图2-11和图2-12分别表示了较小正偏差和较大正偏差时形成最低共沸物的图和图。图2-11具有较小正偏差的共沸物系图2-12具有较大正偏差的共沸物系目前已有专著汇集了已知的共沸组成和共沸温度[14]。但在开发新过程或要了解共沸组成随压力（或温度）而变化等情况时，也可以利用热力学关系加以计算。因在共沸组成时，故式(2-96)可改写成：(2-97)上式便是计算二元均相共沸组成的基本公式。若已知，，以及和与组成和温度的关系，则式(2-97)关联了共沸温度和共沸组成的关系。对T、p和x三个参数，无论是已知T求p和x或已知p求T和x，尚需它们之间的另一个关系(2-98)用试差法便可确定在给定条件下是否形成共沸物以及共沸组成等具体数值。[例2-13](2)二元非均相共沸物当系统与拉乌尔定律的正偏差很大时，则可能形成两个液相。二元系在三相共存时，只有一个自由度。因此在等温（或等压）时，系统是无自由度的，也就是说，压力（或温度）一经确定，则平衡的汽相和两个液相的组成就是一定的。这种物系中最有实用意义的是在恒温下，两液相共存区的溶液蒸汽压大于纯组分的蒸汽压，且蒸汽组成介于两液相组成之间，这种系统形成非均相共沸物。若汽相为理想气体，则(2-99)式中p——两液相共存区的溶液蒸汽压；——共存区饱和蒸汽中组分1及组分2的分压。由式(2-99)可得出不等式：(2-100)在两液相共存区，，上标“Ⅰ”表示组分1为主的液相；上标“Ⅱ”表示组分2为主的液相。将其代入式(2-100)可得出：(2-101)若相互溶解度很小，则，即。上式简化为：(2-102)故可用E作为定性估算能否形成共沸物的指标。由式(2-102)可见，组分蒸汽压相差越小，相互溶解度越小，则形成共沸物的可能性越大。由于在二元非均相共沸点，一个汽相和两个液相互成平衡，故共沸组成的计算必须同时考虑汽液平衡和液液平衡：(2-103)(2-104)(2-105)若给定p，则联立求解上述三方程可得T，，。如已知NRTL或UNIQUAC参数，首先假设温度，由式(2-103)和式(2-104)试差求得互成平衡的两液相组成，再用式(2-105)核实假设的温度是否正确。二元非均相共沸物都是正偏差共沸物。从二元系的临界混溶温度很容易预测在某温度下所形成的共沸物是均相的还是非均相的。2.6.2三元共沸物系2.6.3剩余曲线2.6.2三元共沸物系(自学)三元系相图常以立体图形表示。底面的正三角形表示组成、三个顶点分别表示纯组分。立轴表示压力（恒温系统）或温度（恒压系统），分别用压力面或温度面表示物系的汽液平衡性质。另一种三元相图是用底面的平行面切割上述压力面或温度面并投影到底面上形成等压线（恒温系统）或等温线（恒压系统）。由于构成三元系的各组二元系的正负偏差及形成共沸物情况不同，三元系的汽液平衡性质有多种类型。在具有三个性质相同的二元共沸物时（即三个均为最高或最低共沸物），大多数情况是会有三元共沸物的（图2-13）；当三元系有两个性质相同的二元共沸物时，压力面上联接两个共沸物之间出现一个“脊”或“谷”（图2-14）；一个正（负）偏差共沸物与一个不参加此二元共沸物的低（高）沸点组分可使压力面产生脊（谷）；当三元系的压力面上既有脊又有谷时产生鞍形共沸物（图2-15）。在共沸精馏中，由有限互溶度的组分所形成的非均相共沸物特别受到注意。若共沸剂能形成这种共沸物，那么共沸剂的回收只需用分层的方法即可。三元均相共沸组成的计算也可按二元均相共沸物系的情况进行，由共沸条件得出：(2-106)(2-107)再加上(2-108)三个方程中包括：故已知T可解出p，；已知p可解出。图2-13具有三个二元最低共沸物（m1,m2,m3）及一个三元最低共沸物（m）三元系相图图2-14具有二个二元最低共沸物的三元系相图图2-15具有鞍形共沸物的三元系相图2.6.1二元共沸物系2.6.3剩余曲线2.6.3剩余曲线(自学)分析一个由蒸馏釜和冷凝器构成的简单间歇蒸馏过程。液体混合物在蒸馏釜中慢慢沸腾，气体在逸出瞬间立即移出，由于一般情况下汽相组成与液相组成不同，故随蒸馏过程的进行，釜中剩余液体的组成连续变化。与此同时，蒸馏釜的温度，即釜中剩余液体的泡点温度也连续变化。用于描述间歇蒸馏釜中剩余液体组成随时间的变化的曲线称之为剩余曲线。曲线指向时间增长的方向，从较低沸点状态到较高沸点状态。对于三元混合物的蒸馏，可以很直观地在三角相图上表示剩余曲线。以正丙醇-异丙醇-苯三元物系为例，在101.3kPa操作压力下所做完整的剩余曲线图如图2-16所示。图2-16正丙醇-异丙醇-苯三元物系剩余曲线图图2-16中正丙醇、异丙醇和苯的正常沸点分别为97.3℃、82.3℃和80.1℃。正丙醇、苯和异丙醇、苯分别形成二元最低共沸物，共沸温度为77.1℃和71.7℃。图中若干条剩余曲线上标注的箭头，都从较低沸点的组分或共沸物指向较高沸点的组分或共沸物。这些曲线包括三角形的三个边。该三元物系的所有剩余曲线都起始于异丙醇-苯的共沸物D。其中特殊的一条剩余曲线DE终止于另一个共沸物E，即正丙醇-苯二元共沸物。因为该剩余曲线将三角相图分成两个蒸馏区域，故称它为简单蒸馏边界。所有处于蒸馏边界右侧的剩余曲线即处于ADEC区域的剩余曲线终止于正丙醇顶点C，它是该区域内的最高沸点(97.3℃)。所有处于蒸馏边界左侧的剩余曲线即DBE区域的剩余曲线都终止在纯苯的顶点B，它是第二蒸馏区域的最高沸点80.1℃。若原料组成落在ADEC区域内，蒸馏过程液相组成趋于C点，蒸馏釜中最后一滴液体是纯正丙醇。位于DBE区域的原料蒸馏结果为纯苯（B点）。蒸馏区域边界（如DE）均开始和终结于纯组分顶点或共沸物。图2-16中纯组分的顶点、二元共沸物是特殊点（若有三元共沸物存在，也是特殊点），按其附近剩余曲线的形状和特征不同可分为三类：凡剩余曲线汇聚于某特殊点，则称该点为稳定节点，如图中B、C两点；凡剩余曲线发散于某点，则称该点为不稳定节点，如D点；凡某特殊点附近的剩余曲线是双曲线的，则该点为鞍形点，如A、E。在同一蒸馏区域中，剩余曲线簇仅有一个稳定节点和一个不稳定节点。剩余曲线图近似描述连续精馏塔内在全回流条件下的液体含量分布，由于剩余曲线不能穿过蒸馏边界，而蒸馏边界与精馏曲线的边界通常是十分接近的，故全回流条件下的液体含量分布也不能穿越蒸馏边界。一些学者建议，作为近似处理，在一定回流比下操作的精馏塔的组成分布也不能穿越蒸馏边界。实际上虽有例外，但绝大多数情况，其操作线被限制在同一精馏区域内，连接馏出液、进料和釜液组成之间的总物料平衡线不能穿越蒸馏边界。共沸精馏的产物组成除与工艺条件有关外，主要依赖于进料组成所处的精馏区域和它相对于蒸馏边界的位置。剩余曲线图可用于开发可行的精馏流程。评比各种分离方案和确定最适宜的分离流程。为共沸精馏流程的设计以及萃取精馏、共沸精馏和多组分精馏的集成提供理论依据。第3章气液传质分离过程学习要点：1.设计变量数的确定（单元、设备、流程）；2.多组分精馏过程分析及简捷计算；3.特殊精馏（萃取精馏﹑共沸精馏、加盐精馏）过程分析；4.吸收过程的特点及多组分吸收和过程的简捷计算方法。3.1设计变量3.2多组分精馏3.3特殊精馏3.4间歇精馏3.5吸收和解吸3.1设计变量设计变量数:进行一个分离单元、设备或分离流程的设计前必须规定的参数的数目。设计变量数ND为：ND＝NV-NC(3-1)NV：系统的变量总数；NC：约束关系数（即描述约束关系的独立方程式的数目）。任一单相物流的独立变量数：NV＝c+2约束关系数NC：①物料平衡式;②能量平衡式;③相平衡关系式;④与设备结构相关的关系;⑤内在关系式。3.1.1单元的设计变量3.1.2设备的设计变量3.1.3流程的设计变量3.1.1单元的设计变量一个化工流程由很多装置组成，而每个装置又可以分解为多个进行简单过程的单元。单元——装置——流程例1：绝热分配器物料平衡式：(c)能量平衡式：(1)内在关系式：(1)(1)(1)(c-1)设计变量数：例2：绝热简单平衡级物料平衡式：(c)能量平衡式：(1)相平衡关系：(c)平衡压力等式：(1)平衡温度等式：(1)其中固定设计变量：进料变量:2(c+2)压力:1可调设计变量：表3-1各种单元的设计变量数序号单元名称简图NVNCNDNxNa1分配器3c+62c+2c+4c+312混合器3c+6c+12c+52c+503分相器3c+62c+3c+3c+304泵2c+5c+1c+4c+315加热器2c+5c+1c+4c+316冷却器2c+5c+1c+4c+317全凝器2c+5c+1c+4c+318全蒸发器2c+5c+1c+4c+319全凝器(凝液为两相)3c+72c+3c+4c+3110分凝器3c+72c+3c+4c+3111再沸器3c+72c+3c+4c+3112简单平衡级4c+82c+32c+52c+5013带有传热的平衡级4c+92c+32c+62c+5114进料板5c+102c+33c+73c+7015有侧线采出的平衡级5c+103c+42c+55c+5116带有传热的进料板5c+112c+33c+83c+7117带有传热和侧线采出的平衡级5c+113c+42c+72c+523.1.2设备的设计变量3.1.3流程的设计变量3.1.2设备的设计变量固定设计变量数=进料变量数+压力等级数可调设计变量数=串级单元数+分配器数+侧线采出单元数+传热单元数。右图所示精馏塔的设计变量数：3.1.1单元的设计变量3.1.3流程的设计变量[例3-1]确定图3-3吸收—解吸流程的设计变量数。图3-3吸收—解吸流程解：假设吸收塔进料有c个组分。按设计变量数的确定原则：变量的选择：情况1：吸收塔和解吸塔的操作压力；气体原料的流率、组成、进料温度和压力；水蒸气的流率、进料温度和压力；吸收塔和解吸塔的塔板数；三个换热器各自的一个出口温度。情况2：固定设计变量的规定与“情况1”的①②③相同；吸收塔出口气中CO2的摩尔分数；解吸塔出口气中CO2的摩尔分数；三个换热器的换热面积。[例3-2]确定图3—4双塔共沸精馏流程的设计变量数。图3-4双塔共沸精馏流程解：Na的第一种选择：三个串级各自的级数；再沸器的蒸发速率；冷凝器的过冷温度。Na的第二种选择：异丙醇塔釜液中异丙醇的摩尔分数；水塔釜液中异丙醇的摩尔分数；异丙醇原料在异丙醇塔中的最适宜位置进料；再沸器的蒸发速率；冷凝器的过冷温度。3.2多组分精馏通过多组分精馏与二组分精馏的对比，分析多组分精馏的特点；讨论最小回流比和最少理论塔板数;简捷计算法(FUG)。3.2.1多组分精馏过程分析3.2.2最小回流比3.2.3最少理论塔板数和组分分配3.2.4实际回流比和理论板数3.2.5多组分精馏塔的简捷计算方法3.2.1多组分精馏过程分析重点：各平衡级中逐级发生的流量、温度和组成的变化和造成这些变化的影响因素。一、关键组分精馏中把指定浓度的两个组分称为关键组分，其中相对易挥发的称为轻关键组分（L），难挥发的为重关键组分（H）。若馏出液中除了重关键组分外没有其它重组分，而釜液中除了轻关键组分外没在其它轻组分，这种情况称为清晰分割。二、多组分精馏特性体系1：苯-甲苯-异丙苯三组分精馏(2-42)图3-5苯－甲苯－异丙苯精馏塔内汽液流率分布图3-6苯－甲苯－异丙苯精馏塔内温度分布

(虚线表示按摩尔流假设的模拟结果)体系2：苯（1）-甲苯（2）-二甲苯（3）-异丙苯（4）四组分精馏。进料组成为：z1=0.125，z2=0.225，z3=0.375，z4=0.275（摩尔分数），甲苯在馏出液中的回收率为99%。各组分相对挥发度为：α12=2.25，α22=1.0，α32=0.33，α42=0.21。根据给定的要求，甲苯为轻关键组分，二甲苯为重关键组分，苯为轻组分，异丙苯为重组分。(2-42)图3-7苯－甲苯－二甲苯－异丙苯四组分精馏塔内液相浓度分布图多组分精馏与二组分精馏在浓度分布上的区别可归纳为：①在多组分精馏中，关键组分的浓度分布有极大值；②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，轻组分仅出现在馏出液中；③重、轻非关键组分分别在进料板下、上形成接近恒浓的区域；④全部组分均存在于进料板上，但进料板浓度不等于进料浓度。塔内各组分的浓度分布曲线在进料板处是不连续的。塔内流量变化：由于挥发度高的化合物通常是低分子量的，而低分子量组分一般具有较小的摩尔汽化潜热，所以上升蒸汽进入某级冷凝时将产生具有较多摩尔数的蒸汽，故沿塔向上流量通常有增加的趋势。若沸点较高的组分具有较低的汽化热，则情况正好相反。塔内温度变化：由于温度沿塔向上是逐渐降低的，所以蒸汽向上流动时被冷却。这种冷却或是增加液体的显热或是增加液体的汽化量，如果液体被汽化，则导致向上流量增加。再者，液体沿塔向下流动时，液体必被加热，其热量或是消耗蒸汽的显热或造成蒸汽的冷凝，如果是蒸汽冷凝，则导致下降流量的增加。当进料中有大量的、相对于关键组分是非常轻的或非常重的组分，或者更一般地说，如果从塔顶到塔底的温度变化幅度大，则这种影响更明显。结论：在精馏塔中，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衡算的限制。3.2.2最小回流比3.2.3最少理论塔板数和组分分配3.2.4实际回流比和理论板数3.2.5多组分精馏塔的简捷计算方法3.2.2最小回流比非分配组分：只在塔顶或塔釜出现的组分；分配组分：在塔顶和塔釜均出现的组分。多组分精馏塔中恒浓区的位置：(a)轻、重组分均为非分配组分(b)重组分为非分配组分，轻组分为分配组分(c)轻组分为非分配组分，重组分为分配组分(d)轻、重组分均为分配组分最小回流比的计算方程：(3-3a)(3-3b)首先用试差法解出式(3-3b)中的。值应处于轻、重关键组分的值之间。如果轻、重关键组分不是挥发度相邻的组分，则可得出两个或两个以上的值，分别计算Rm，取其大者。最小回流比下馏出液的组成通常近似用全回流条件下的组成代替。3.2.1多组分精馏过程分析3.2.3最少理论塔板数和组分分配3.2.4实际回流比和理论板数3.2.5多组分精馏塔的简捷计算方法3.2.3最少理论塔板数和组分分配最少理论级数的计算—Fenske方程：(3-4)－轻关键组分在馏出液中的mol分数；－重关键组分在馏出液中的mol分数；－重关键组分在釡液中的mol分数；－轻关键组分在釜液中的mol分数；－轻重关键组分相对挥发度的平均值。(3-5)或(3-6)更为常用的形式：(3-7)或表示为：(3-8)以回收率表示的方程形式：(3-11)φL,D表示轻关键组分在馏出液中的回收率；φH,B表示重关键组分在釜液中的回收率。由Fenske公式可看出，最少理论板数与进料组成无关，只决定于分离要求。随着分离要求的提高，以及关键组分之间的相对挥发度向1接近，所需最少理论板数将增加。[例3-3][例3-4]3.2.1多组分精馏过程分析3.2.2最小回流比3.2.4实际回流比和理论板数3.2.5多组分精馏塔的简捷计算方法3.2.4实际回流比和理论板数实际回流比的确定：Gilliand经验算法及Erba和Maddox的经验关联。Gilliand图适用于相对挥发度变化不大的物系；Erba和Maddox图对多组分精馏的适用性较好些。图3-9Gilliand图图3-10Erba和Maddox图（图中虚线为外推值）Gilliand图还可拟合成关系式用于计算：(3-12)或Y=0.75－0.75X0.5668(3-13)式中(3-14)适宜进料位置的确定方法：(1)操作回流比下精馏段与提馏段理论板数之比等于全回流条件下用Fenske方程计算出的精馏段与提馏段理论板数之比。或(2)Kirkbride经验式：(3-15)不同回流比时组分的分配比与组分的相对挥发度之间的关系：全回流时是一条直线，这是芬斯克方程的结果；最小回流比时是一条S形曲线。由此结果可以看出，当挥发度比轻关键组分的数值略大时，该轻组分的分配比就是无限大，也就是说它全部进入馏出液中，对重组分也是相似的情况；而挥发度处于轻、重关键组分之间的组分，在最小回流比下的分配与全回流下的分配有一定的差别，若按全回流下的分配来代替最小回流比的分配，事实上是略微提高了要求。全回流下的分配比当作实际操作回流比下的分配是比较接近的。图3-12：不同回流比下的分配比1－全回流；2－高回流比(~5Rm)；3－低回流比(~1.1Rm)；4－最小回流比[例3-5]3.2.1多组分精馏过程分析3.2.2最小回流比3.2.3最少理论塔板数和组分分配3.2.5多组分精馏塔的简捷计算方法3.2.5多组分精馏塔的简捷计算方法多组分精馏的FUG（Fenske-Underwood-Gilliland）简捷计算法：①用芬斯克公式估算最少理论板数和组分分配；②用恩特伍德公式估算最小回流比：③用吉利兰图或耳波—马多克思图或相应的关系式估算实际回流比下的理论板数。馏出液和釜液中组分分配的规定方式：①当给定轻、重关键组分分别在塔顶和塔釜的回收率时，应用Fenske方程、Underwood公式和物料衡算可直接进行计算。②当给定轻、重关键组分分别在塔顶、塔釡的含量，且轻重关键组分相对挥发度相邻时，首先假定为清晰分割进行物料衡算，通过校核，若假定合理，则能得到轻重关键组分的回收率；若假定不合理，则应以该计算值作为初值进行试差计算，直至得到合理物料分配。③当给定轻、重关键组分分别在塔顶、塔釡的含量，但轻、重关键组分的相对挥发度不相邻时，首先设定轻、重关键组分的回收率初值，利用芬斯克公式进行试差计算，最终得到符合规定轻、重关键组分的塔顶、塔釡的含量值。④当给定轻、重关键组分其中之一的回收率，另一个为塔顶或塔釡的含量时，首先假定比轻关键组分轻的组分在塔釡为零，比重关键组分重的组分在塔顶为零，作物料衡算并进行校核。若假定合理，则得到轻重关键组分的回收率；若假定不合理，则应以该计算值作为初值进行试差计算，直至物料分配合理。3.2.1多组分精馏过程分析3.2.2最小回流比3.2.3最少理论塔板数和组分分配3.2.4实际回流比和理论板数3.3特殊精馏加入质量分离剂的精馏过程称之为特殊精馏。被分离组分之间的相对挥发度接近于1或形成共沸物的系统，通过加入一个新组分(质量分离剂)，改变它们之间的相对挥发度，使系统变得易于分离。3.3.1萃取精馏3.3.2共沸精馏3.3.3加盐精馏3.3.1萃取精馏图3-13萃取精馏流程（1塔为萃取精馏塔，2塔为溶剂回收塔）一、萃取精馏原理溶剂在萃取精馏中的作用是使原有组分的相对挥发度按所希望的方向改变，并有尽可能大的相对挥发度。当被分离物系的非理想性较大，且在一定浓度范围难以分离时，加入溶剂后，原有组分的浓度均下降，而减弱了它们之间的相互作用，只要溶剂的浓度足够大，就突出了两组分蒸汽压的差异对相对挥发度的贡献，实现了原物系的分离。在该情况下，溶剂主要起了稀释作用。当原有两组分A和B的沸点相近，非理想性不大时，若相对挥发度接近于1，则用普通精馏也无法分离。加入溶剂后，溶剂与组分A形成具有较强正偏差的非理想溶液，与组分B形成负偏差溶液或理想溶液，从而提高了组分A对组分B的相对挥发度，以实现原有两组分的分离。溶剂的作用在于对不同组分相互作用的强弱有较大差异。二、萃取精馏过程分析一般规律：（1）汽液流率：由于溶剂的沸点高，流率较大，在下流过程中溶剂温升会冷凝一定量的上升蒸汽，导致塔内汽相流率越往上走越小，液相流率越往下流越大。溶剂存在下，塔内的液汽比大于脱溶剂情况下的液汽比；各板下流的溶剂流率均大于加入的溶剂流率；汽相流率、液相流率都是越往上越小。（1）浓度分布。溶剂在塔内浓度分布分为四段：1)溶剂回收段：2)精馏段：3)提馏段：4)塔釜：举例：丙酮/甲醇/水萃取精馏塔内液相浓度分布（图3-18）。图3-18丙酮/甲醇萃取精馏塔液相浓度分布

◆丙酮；○甲醇；▲水（溶剂）三、萃取精馏塔的简化算法图3-21萃取精馏塔假设：①塔内为恒摩尔流；②塔顶带出的溶剂量忽略不计；③脱溶剂物系按二元物系处理；④进塔溶剂中不含待分离组分。(1)操作线方程萃取精馏段操作线方程：(3-20)式中；；l代表液相中原溶液组分的总流率，v代表汽相中原溶液组分的总流率。(2)平衡关系求出在溶剂存在下，组分1对组分2的全塔平均相对挥发度(α12)S，按公式:(3-21)计算汽液平衡数据，在~图上绘制平衡线。(3)操作回流比假设进料状态为饱和蒸汽，在y'~x'图上图解最小回流比：（3-22）取R=1.2~1.5Rm，按操作回流比在~图上绘出操作线后图解理论板数和进料位置。(4)溶剂进料量精馏段：(3-25)(3-26)提馏段：(3-27)当溶剂挥发度很小时，可简化为：或若β=0，当进料为饱和蒸汽时，则；当进料为液相或汽液混合物时，则。[例3-7]3.3.2共沸精馏3.3.3加盐精馏3.3.2共沸精馏共沸精馏，又称恒沸精馏，是利用混合物中的组分能形成共沸物的性质实现分离的精馏过程。通常在待分离的溶液中加入共沸剂（或称夹带剂），使其与溶液中的一个或两个组分形成共沸物，以增大待分离组分间的相对挥发度而使分离易于进行。如果形成的共沸物是易挥发的塔顶产品，则塔底理论上得纯组分，这种体系称为具有最低共沸物得体系。若共沸物是难挥发的塔底产品，则塔顶理论上可得纯组分，这种体系称为具有最高共沸物的体系。当两种性质接近的液体混合时，所形成得溶液近似于理想体系，它们在一个很宽得温度范围内相互溶解，蒸汽压符合拉乌尔定律。共沸现象是由于组成溶液的各组分的分子结构不相似，在混合时引起与理想溶液发生偏差所致。若溶液的蒸汽压对理想溶液发生负偏差，即活度系数小于1时，则形成最高共沸物；若溶液得蒸汽压对理想溶液发生正偏差，即活度系数大于1，则形成最低共沸物。共沸精馏分离原理：与萃取精馏基本相同，不同之处是共沸剂（夹带剂，携带剂）在影响原溶液组分的相对挥发度的同时，还要与原溶液中一个或多个组分形成共沸物。一、二元非均相共沸精馏图3-23二元非均相共沸精馏流程图3-24二元非均相共沸精馏通用流程二、二元均相共沸物的变压精馏表3-3适用变压精馏的物系和使用条件系统压力范围,kPa组成范围温度范围，℃（均相二元最低共沸物）乙腈－水20－101.372.5－84.5mol%34－77乙醇－水13.3－193.389.0－99.6mol%34.2－95.3甲醇－苯26.7－1466.333.1－63.0wt%26－149甲醇－甲乙酮13.3－271.952－85wt%18.4－92.3丙酮－水342.6－1375.678.0－96.5mol%95.8－155.8乙酸乙酯－乙醇3.3－196.761.13－87.15wt%－1.4－91.4(均相二元最高共沸物)盐酸－水6.7－161.319.3－23.5wt%48.7－123HBr－水13.3－16047.03－49.8mol%74.12－137.34三、加入共沸剂的共沸精馏共沸剂的选择在共沸精馏中，共沸剂与系统中某些组分形成共沸物，使汽液平衡向有利于原组分分离的方向转变。加入共沸剂的目的或是分离沸点相近的组分，或是从共沸物中分离出一个组分。基本要求：①a、b形成最低共沸物的情况选择比原共沸温度更低的低沸点物质为共沸剂（图3-31）。选择中间沸点的物质为共沸剂，它与低沸点组分生成最低共沸物（图3-32）。选择高沸点物质为共沸剂，它与原两组分均生成最低共沸物（图3-33）。图3―31三元系剩余曲线图3―32三元系剩余曲线图3―33三元系剩余曲线

（共沸剂沸点最低）（共沸剂沸点居中）（共沸剂沸点最高）②a、b形成最高共沸物的情况选择比原共沸温度具有更高沸点的物质为共沸剂（图3-34）。选择中间沸点的物质为共沸剂，它与高沸点物质生成最高共沸物（图3-35）。选择低沸点物质为共沸剂，它与原两组分形成最高共沸物（图3-36）。图3―34三元系剩余曲线图3―35三元系剩余曲线图3―36三元系剩余曲线

（共沸剂沸点最高）（共沸剂沸点居中）（共沸剂沸点最低）共沸剂选择的原则可概括为：只有当某一剩余曲线连接所希望得到的产品时，一个均相共沸物才能被分离成接近纯的组分。若满足这一条件，对于二元最低共沸物系，共沸剂应该是一个低沸点组分或能形成新的二元或三元最低共沸物的组分；对于二元最高共沸物系，共沸剂应该是一个高沸点组分或能形成新的二元或三元最高共沸物的组分；这是选择适宜共沸剂的必要条件。理想的共沸剂应具备以下特性：①显著影响关键组分的汽液平衡关系；②共沸剂容易分离和回收；③用量少，汽化潜热低；④与进料组分互溶，不生成两相，不与进料中组分起化学反应；⑤无腐蚀、无毒；⑤价廉易得。3.3.1萃取精馏3.3.3加盐精馏3.3.3加盐精馏加盐精馏就是利用盐效应实现过程强化的特殊精馏过程，而加盐萃取精馏是以含盐混合溶剂代替单纯溶剂的萃取精馏过程。一、加盐精馏原理和盐类的选择（1）加盐精馏原理当非挥发性盐溶解在待分离物系中，盐和该物系中的组分发生作用，产生缔合或形成络合物，从而影响各组分的活度，改变汽液平衡关系，改善分离效果。盐对汽液平衡的影响从宏观上可解释为，将盐类溶解在水中，水溶液蒸汽压就会下降，沸点上升，如果将盐溶解于二组分混合溶液中，因不同组分对盐的溶解度不同，所以各组分蒸汽压下降的程度有差别。盐的两种作用：(1)静电作用，由于盐是极性很强的电解质，在水溶液中分解为离子，产生电场，溶液中水分子和乙醇分子有不同的极性和介电常数，它们在盐离子的电场作用下，极性较强、介电常数较大的水分子会聚集在离子的周围，而把极性较弱、介电常数较小的乙醇分子排斥出离子区，使非电介质与“自由水”的比增大，相对挥发度增加。(2)盐与某一组分生成不稳定的化合物或络合物，使其溶剂化，降低该组分的活度系数，从而改变组分间的相对挥发度。（2）盐类的选择选在挥发性较小的组分中溶解度较大的盐，从而使相对挥发度增加更大。一般说来，随着浓度的增大，盐效应亦愈强，在比较不同盐的盐效应时，都倾向于用饱和浓度，以便获得最大程度的盐效应。盐的回收和循环利用，以及在处理过程中是否会出现结晶等。二、含盐体系汽液平衡数据的关联和预测Furter方程：(3-46)改进的Furter方程：(3-47)该模型反映了盐效应对原溶剂间相对挥发度的增长倍数，它决定于两个因素，即单位溶剂量所含盐分子的个数和每个盐分子与溶剂分子的作用；对含盐体系汽液平衡有较好的预测效果。三、加盐精馏过程（1）溶盐精馏溶盐精馏流程与萃取精馏基本相同，区别仅在于溶剂是盐而不是液体。由于溶解的盐是不挥发的，故溶盐可从塔顶加入，无须设溶剂回收段。盐从塔釜产品中排出，用蒸发或结晶的方法回收并重复使用。溶盐精馏中盐的加入方式有以下几种：①将固体盐加入到回流液中，在塔顶可以得纯的产品；②将盐的溶液与回流液混合。由于盐溶液中含有重组分，会污染产品；③将盐加入到再沸器中，起破坏共沸物的作用，它适用于盐效应很大或产品纯度要求不高的场合。溶盐精馏的优点：①盐类完全不挥发，只存在于液相，没有液体溶剂那样发生部分汽化和冷凝问题，能耗较少：②盐效应改变组分相对挥发度显著，盐用量少，仅为萃取精馏的百分之几，可节约设备投资和降低能耗。溶盐精馏的主要缺点是：①为了回收盐，需对塔底的蒸馏液进行再生处理；②盐具有一定的腐蚀性，对塔体设备的材质要求高。（2）加盐萃取精馏加盐萃取精馏流程与普通萃取精馏流程完全相同。使用溶解有盐的混合液作为溶剂，既发挥了盐增强萃取精馏的作用，又克服了固体盐的回收和输送的困难。加盐萃取精馏的优点：①当找不到适合某一混合体系分离的溶剂时，可选择加盐萃取精馏达到预期分离效果；②可从塔顶得到完全与溶剂分离的产品；③由于盐效应，溶剂的用量和理论板数减少，能耗降低。（3）加盐反应萃取精馏加盐反应萃取精馏是将加盐萃取精馏和反应萃取精馏结合起来的一种新技术。与加盐萃取精馏的区别在于，加入溶剂中的盐能与某一被分离组分发生可逆的化学反应，大大提高被分离组分间的相对挥发度，使分离更加容易。加盐反应萃取精馏所涉及的化学反应需具备下述条件：①反应是可逆的，其中盐作为载体可负载所需分离的某一组分，使得被分离组分间的相对挥发度增大，同时溶剂还能回收循环适用；②逆反应生产物之一是沸点较低的物质，可用普通精馏的方法回收溶剂；③除发生可逆反应外，无副反应发生。3.3.1萃取精馏3.3.2共沸精馏3.4间歇精馏间歇精馏：把一定批量的液体混合物精馏成产品的过程。主要应用场合：用同一精馏塔处理多种不同的物料。将多组分混合物分成不同的产品。高沸点和高凝固点物系的真空精馏及热敏物料的分离。小批量、多品种、多组分物系分离的精细化工工艺。缺点：生产能力较低、能耗较大。3.4.1间歇精馏工艺3.4.2多组分间歇精馏的简捷计算法3.4.1间歇精馏工艺一、间歇精馏流程间歇精馏的一个操作周期：?加料、平衡（全回流），第一产品采出、中间馏分采出、第二产品采出等等，釜液排放和塔的清洗。图3-42典型的工业间歇精馏装置间歇精馏塔的形式：①常规间歇精馏塔也称精馏式间歇精馏塔（图3-43）。②提馏式间歇精馏塔（图3-44）。③带有中间贮罐的间歇精馏塔或称复杂间歇精馏塔（图3-45）。????????????????图3-43精馏式???????图3-44提馏式????图3-45带有中间贮罐的间歇精馏塔④其他类型的间歇精馏塔（图3-46）。图3-46其他间歇精馏塔

(a)双回流罐型;(b)双加热釜型;(c)双塔共用加热釜型二、间歇精馏过程分析不同回流方式：?1）恒回流比操作?回流比保持不变，而馏出物的浓度和流率随时间变化，产品组成为馏出时间内的平均组成。多元物系的间歇精馏，馏出不同的产品可采用不同的恒回流比，整个过程为分段恒回流。?2）恒塔顶浓度操作?回流比随过程的持续进行而逐渐增大，从而使塔顶馏出物的组成维持恒定。不同精馏模式的能耗比较：连续精馏模式最节能，随馏出量的增加，连续精馏能耗线性增加，而间歇精馏的能耗则急剧增大，特别当要求易挥发组分全部蒸出时，间歇精馏能耗太大，不能采用。间歇精馏中的恒馏出液浓度比恒回流比操作能耗低，对于高纯度精馏这种差别更甚。各种参数对间歇精馏操作的影响：1）持液量?塔内持液有如下三点影响：①沿塔身建立浓度梯度需要一定时间,即需要一定的开工时间,持液量越大，开工时间越长；②分离难度加大。精馏过程开始馏出产品时，塔顶、塔身持液占有浓缩的易挥发组分,使釜液浓度比无持液情况降低,因此获得同样纯度产品所需浓缩倍数增加,分离难度加大；③延缓塔内浓度变化,有利于分离；但当间歇精馏过程进行到过渡馏分阶段后期,即将馏出下一合格产品时,持液的惯性作用而不断吐出残余的前一组分(即为该产品的易挥发杂质),而使馏出物呈现轻杂质的“拖尾”现象,增加了过渡馏分的数量,减小了产品收率。2）回流比和平衡级数回流比越高，平衡级数越大，过渡区越小，分离效果越好。当平衡级数大到一定数目后，平衡级数对过渡区的影响不再明显，此时最有效的方法是增加回流比。3）操作压力操作压力取决于欲分离物系各组分的沸点和沸点范围。沸点范围较窄的物系宜采用恒定操作压力；沸点适中物系宜采用常压操作；沸点高或易分解的物系宜采用减压操作。3.4.2多组分间歇精馏的简捷计算法3.4.2多组分间歇精馏的简捷计算法恒回流比的多组分间歇精馏简捷计算法假设：①各级摩尔流率相等；②操作过程中各组分的相对挥发度不变；③塔顶和塔身持液量忽略不计。总物料衡算式：?????????(3-52)????????(3-53)任一组分i的物料衡算式：??????即：???采用有限差分：??????(3-56)??????(3-57)数值积分计算从k=0开始。??????(3-61)Nmin与N的关系采用Eduljee关联式：??????(3-62)最小回流比由Underwood方程求得：??????????(3-63)当i=1，r=c，N=Nmin时：??????????(3-64)已知N,R,联立求解式(3-62)和(3-64)可求Nmin和Rmin；然后以Nmin作为N，由（3-61）式计算xDc，再由式（3-59）计算其余的xDi。这样，依次计算可得出Nmin、Rmin和xDi随时间的变化。[例3-13]3.5吸收与解吸吸收：气体混合物一种或多种溶质组分从气相转移到液相的过程。解吸：吸收的逆过程，即溶质从液相中分离出来转移到气相的过程。分类：吸收的推动力：气相中溶质的实际分压与溶液中溶质的平衡蒸汽压力之差。3.5.1多组分吸收和解吸过程3.5.2多组分吸收和解吸的简捷计算法3.5.1多组分吸收和解吸过程一、吸收和解吸流程吸收和解吸的集成流程。???(a)用蒸汽或惰性气体的解吸塔??????????（b）用再沸器的解吸塔

图3-58伴有吸收剂回收的流程图

1吸收塔；2解吸塔或提馏塔；3，4泵；5冷却器；6再沸器；7冷凝器二、多组分吸收和解吸过程分析（1）设计变量数可调设计变量数＝1一旦规定了关键组分的分离要求，由于各组分在同一塔内操作，塔板数相同，液气比一样，非关键组分的吸收率和解吸率由它们各自的内在关系决定。设计型计算：已知入塔原料气的组成、温度、压力、流率，吸收剂的组成、温度、压力、流率，吸收塔操作压力以及对关键组分的分离要求，计算完成该吸收操作所需的理论板数，塔顶尾气量和组成，塔底吸收液的量和组成；操作型计算：已知入塔原料气的组成、温度、压力、流量，吸收剂的组成、压力和温度，吸收塔操作压力，对关键组分的分离要求和理论板数，计算塔顶加入的吸收剂量，塔顶尾气量和组成，塔底吸收液量和组成。[例3-14]（2）多组分吸收过程特性多组分吸收过程是气相中一些组分溶到不挥发或难挥发吸收剂中去的单向传质过程。吸收塔内流量、温度和组成变化：1）总流量：单向传质，单调变化（塔中气相和液相的总流率都是向下增大的）2）液体温度：吸收属于放热反应（沿塔向下温度升高）3）组成：不同组分在不同塔段的吸收程度不同。关键组分：全塔范围内均有吸收。轻组分：靠近塔顶的几级被吸收（难溶）。重组分：主要在塔底附近吸收（易溶）。（3）吸收剂的选择①溶解度大；②选择性好；③再生性能好；④具有良好的物理性质；⑤具有良好的化学稳定性和热稳定性；⑥对金属设备腐蚀性小；⑦廉价、易得。（4）多组分吸收过程参数分析1)操作压力的影响提高吸收塔的操作压力将增加气相中溶质的分压，提高吸收过程的传质推动力，因而增加了吸收速率。提高操作压力还可以减小塔径及相关设备、配管的尺寸等。但压力过高使塔设备的投资及压缩气体的操作费用增加；操作压力提高使惰气组分或不希望回收的组分吸收量增加，给后续操作带来麻烦。应考虑吸收塔前后工艺的操作压力恰当选择，一般不宜采用过高的操作压力。2)操作温度的影响降低吸收塔的操作温度，则各组分的亨利常数或气液相平衡常数减小，增加吸收过程的传质推动力，因而增加了吸收速率。降低吸收塔的操作温度使气体溶解度增大，有利于吸收的进行。但应避免采用冷冻操作以减少动力消耗。3)液气比的影响增大液气比将使各组分的吸收因子增加。但随着液气比的增大，相应要增大吸收剂的循环量和回收吸收剂的费用，一般取液气比为最小液气比的1.2~2.0倍。4)塔板数的影响随着吸收塔理论板数的增加，各组分的吸收率增加，但在不同