第二章精馏
Chapter 2 Distillation
主要内容及要求：
1.相平衡常数计算：状态方程法，活度系数法
2.泡点、露点计算
（1）泡点计算：在一定P(或T)下，已知x i，确定T b(或P b)和y i
（2）露点计算: 在一定P(或T)下，已知y i，确定T b(或P b)和x i
3.等温闪蒸计算：给定物料的量与组成，计算在一定P和T下闪蒸得
到的汽相量与组成，以及剩余的液相量与组成。
4.掌握多组分精馏过程的基本原理、流程以及简捷计算方法；
5.掌握萃取精馏和共沸精馏的原理、流程及其简捷计算法。
授课主要内容：
2.1 概述
2.2 汽液相平衡
2.3 精馏计算
2.4 特殊精馏
2.5 板效率
2.1 概述
精馏原理:
精馏是分离液体混合物的单元操作，是利用混合物中各组分挥发度的差异及回流的工程手段，实现组分的分离。
不适宜用普通精馏进行分离的物系：
1. 1→AB α
2.
1=AB α
3. 热敏性物料
4. 难挥发组分的稀溶液
2.1.1 理论板、板效率以及填料的理论板当量高度（HETP ）
1. 理论板
理论板= f(相平衡,分离要求,操作参数)
? 所谓理论塔板，如右图所示，即气、液两相在塔板上充分接触，混合进行传质、传热后，两相组成均匀且离开塔板的气、液两相呈相平衡关系。 显然，在相同条件下，理论板具有最大的分离能力，是塔分离的极限能力。该状态可由热力学方法求解确定，离开塔板的气、液两相存在的相平衡关系由以下关系式表达：
? 相平衡关系：y i =k i ·x i
相平衡关系是传质过程趋向的目标，或所达到的热力学极限状态。
理论板是一个理想化了的两相间接触传质场所，也称为平衡级。理论板符合以下
三条假设：
1）进入该板的不平衡物流在其间充分接触传质，使离开该板的汽液两相物流间达到了相平衡；
2）在该板上发生接触的汽液两相各自完全均匀，板上各点汽相浓度和液相浓度各自都相同；
3）该板上充分接触后的汽液两相实现了完全机械分离，不存在夹带、泄漏。
2.板效率
理论板是理想化了的平衡级，而实际操作的板达不到理想化水平，为比较理论板和实际板的差异，引入板效率来描述。
效率=f (传质速率,返混,相平衡,设备等因素)
其含义是：实际进出板的汽相浓度差(y j-y j+1)与达到平衡时的汽相浓度差(y j*-y j+1)之比。
3. 理论板当量高度（HETP）
对于填料型精馏塔，则使用理论板当量高度来描述填料的传质效率。所谓理论板当量高度，就是相当于一块理论板作用的填料层高度（HETP）。
理论板→实际板(E0)→塔高
若已经知道需要N块理论板才能达到要求的分离程度，则可根据理论板当量高度计算出所需填料层的高度Z：
Z = N × HETP
2.1.2 精馏操作开发的内容和步骤
1. 精馏操作的开发目的
将A+B混合物→分离成A、B两股物料，要求：
确定适宜的操作条件和参数
P，R，NT ，q… 工艺参数
确定适宜的设备结构和尺寸
D，H，结构… 设备参数
2. 开发内容
①精馏塔分离序列的安排；
②精馏塔类型的选择；
③单座精馏塔的设计计算，
包括：
1）确定塔的直径和高度；
2）确定适宜的操作条件和参数；
3）进行再沸器和冷凝器的设计计算;
4）进行塔的结构的设计计算。
3. 开发步骤
1）单座精馏塔的设计计算
①确定操作压力；P
i i b b x ,P(T)y ,T (P )
→已知： ② 确定相平衡关系；PTXY ③ 建立精馏操作的数学模型；
④ 解数学模型，求出操作参数(R 、q)、和设备参数(N T 、N F )； ⑤ 板式塔：确定板效率,将理论板数转化为实际板数； 填料塔：选定填料型式和尺寸后，求取理论板当量高度， 从而算得填料层高度；
⑥ 板式塔：确定塔板型式，求算塔径、塔高以及塔板的结 构尺寸；
填料塔：计算塔径，进行液体和汽体分布器的设计。 2）精馏操作的开发步骤：
2.2 汽液相平衡
相平衡计算的三类问题:
泡点计算
露点计算
等温闪蒸计算
2.2.1 相平衡关系的表达式
（1）相图
主要用来表示二元组分体系的相平衡关系，包括恒压下的t-x 图和y-x 图，以及
恒温下的p-x 图。
（2）相平衡常数
（3）相对挥发度
d i i d y ,P(T)x ,T (P )
→已知： i i i z ,P,T,F x ,y ,L,V
→已知：i
i
i x y K =
j
j i i j i ij x y x y K K ==
α
2.2.2 相平衡常数K 求取途径
逸度f 相关概念
逸度f ：在系统状态下分子逃逸的趋势，也就是物质迁移时的推动力或逸散能力，单位与压力单位相同。
i f ? ——混合物中i 组分的逸度，i f ——纯组分i 的逸度， 0?f ——i 组分的标准态逸度（通常取纯组分i 液体在系统温度和压力下的逸度）。
逸度系数φ ：是某组分逸度与系统压力的比值。p
f i
i =
? 活度系数γ：活度系数是真实溶液偏离理想溶液的程度的量度，与体系温度、压力、组成等有关，是状态函数。
通常汽相中组分i 的逸度V i f ?表示为：p y f i V i V i φ??= 偶尔也表示为：V i
i V i V i f y f γ=? 液相中组分i 的逸度常用下列两式表示为：
p x f i
L i L i φ??= O i i i L i f x f γ= 根据汽液相平衡关系 V i
L i f f ??=，得出两种常用的汽液相平衡关系表达式： p x p y i L i i V i φφ??= O i
i i i V i f x p y γφ=? 根据相平衡常数的定义，我们得出两种求取K 的途径——状态方程法和活
度逸数法。
一、根据逸度系数计算K ——状态方程法
汽相：P y f i V i V i φ??= 液相：P x f i L i L i φ??= 相平衡常数：V i L i i i i x y K ?
?
??==
注：1）式中的逸度系数可从该物质的p-V-T （状态方程）关系或实测数据计算；2）此法适用于中压下，液相非理想性不是很强的烃类系统。
二、根据汽相逸度系数和液相活度系数计算K ——活度系数法
p f x y K V i o i i i i i ?
γ?==
注：1）此法对压力不高，液相非理想性强的系统更为合适；2）式中的汽相逸度系数
??V V i i i
f py ?=0(,,,)?i i i
V i i
i y f K f T P x y P x γ?===可从该物质的p-V-T 关系算得， 液相活度系数可按照适当的活度系数关联式求取。
可凝性组分： 基准态： x i →1时，γi →1。O i L i f f =? 不凝性组分：基准态：x i →0时，γi →1
i
L i xi O
i
x f
H f ?lim 0→≡=
或 i
L i Hx f =?（T 、P 一定，x i →0）
2.2.3 汽液相平衡系统的分类
理想气体
i i V i p py f ==? 汽相
理想溶液
i V i V i y f f =? 实际气体 理想溶液 i s i i i L i x P x f f ≈=0?
液相
实际溶液
2.2.4 逸度、逸度系数和焓的基本方程
（1）以p 和T 为独立变量的基本方程
逸度i
f ?和逸度系数i ??的基本方程为： ????? ??-==???
? ??p i i i i dp p RT V RT p z f RT 0?ln ?ln ? （2-16） 式中的z i 为i 组分的摩尔分率，计算汽相逸度时，用y i 代替；计算液相逸度时，用x i 代替；
0?L i i i i
f f x γ=
i V 为i 组分在混合物中的偏摩尔体积：nj
p T i t i n V V ,,???? ????= V i =f(p,T,n)，为气体状态方程的V 显式方程。 摩尔焓的计算式为：∑?
+???
?????
??? ????-=
i
o
i
i p n p t t t
H
z dp T V T V n H t 0
,1
式中， 为纯i 组分的理想气体在温度T 时的摩尔焓。 对纯组分i ， i i V V = ，式(2-16)可简化为：
或
式中，Z i 为纯组分i 的压缩因子： （2）以V 和T 为独立变量的基本方程 逸度和逸度系数的基本方程为：
式中的Z 为混合物的压缩因子， 摩尔焓的计算式为： 式中 为纯组分i 的理想气体在温度T 时的摩尔内能。
2.2.5 实际气体理想溶液的逸度 实际气体理想溶液的体积和偏摩尔体积为：
可见各组分偏摩尔体积与其摩尔体积相等，代入式(2-16)得：
与式(2-18)比较 可得： 则
此式称为路易斯-兰德尔规则【常用于实际气体的近似计算】 2.2.6 烃类系统相平衡常数的近似估算—p-T-K 列线图
由于烃类系统的汽液两相均接近理想溶液，平衡常数可近似为：
o
i H ????? ??-=????
??p
i i dp p RT V p f RT 0ln ????
?
??-=????
??p
i
i dp p Z p f 01ln RT
pV Z i i /=Z RT dV V RT n p
RT p z f
RT t j
t V t t n V T i
i i i ln ?ln ?ln ,,-???
?
? ??-???? ??
??==???
? ???
∞?)/(RT n pV Z t t =∑?++???????
???? ????-=
∞
i o i i t t t V n V t
U z n pV dV T p T p n H t t t ,1
RT
H U o i o i -=o i U v
?i f ∑=i i i t V n V i n P T i t i V n V V j
=???? ????=,,?
???
?
??
-=???
? ??p i i V i dp p RT V p y f RT 0
?ln ????
? ??-=???? ??p i V
i dp p RT V p f RT 0ln ???? ??=???
? ??p f RT p y f RT V i i V i ln ?ln V i i V i f y f =?V
i o i i f f K /=
因为逸度仅与p 和T 有关，所以K 也仅是p 和T 的函数，因此，已知 p 和T 就可从图上查到相应的K 。
p19-p21页的P-T-K 列线图就是根据BWR 状态方程计算不同 T 、P 下的相平衡常数K 并绘制成图表。
BWR —Benedict-Webb-Rubin ，状态方程参见《化工热力学》
由于忽略了组成对K 的影响，查得的数值仅是Ki 的概略值，其适用范围：0.8~1MPa ，平均误差：8%~15%。
Benedict-Webb-Rubin(BWR)方程BWR 方程是在维里（Virial ）方程基础上发展起来的经验性状态方程。
Benedict-Webb-Rubin(BWR)方程
()()()
2
22663
22
000exp 1γργρρραρρρ-+???
? ??++-+??? ??--+=T c a a bRT T C A RT B RT P
BWR 方程有8个参数，需由实验数据回归得到，使用的数据通常包括临界性质、饱和液体性质和pVT 数据等。对合成氨等工业过程中常见的一些气体物质，已有关联好的参数供使用。
2.2.7 从维里（ Virial ）状态方程计算逸度和逸度系数
Virial 方程可由统计力学理论严格推导出来，它有两种形式： 1、将压缩因子Z 表示为摩尔体积倒数的幂级数
++++==32///1/V D V C V B RT pV Z 2、将压缩因子Z 表示为压力p 的幂级数
++++==32'''1/p D p C p B RT pV Z ∑∑∑∑======K i K
j ij j i K
i K
j ij
j i B x x B B x x B 11
11' '
∑∑∑=∑∑∑=======K i K j K
k ijk k j i K i K j K
k ijk
k j i C x x x C C x x x C 111
111
''
B 、B’、
C 、C’等称为第二、第三Virial 系数，它们是温度的函数，分别对应于两分子、三分子间的相互作用，可由分子间位能函数计算得到。实用上发展了一些经验的估算方法可以使用。
2.2.8 应用SRK 状态方程计算逸度、逸度系数和焓
请复习《化工热力学》，搞清楚以下几点：
1. SRK 状态方程及其参数；
2. 混合规则，即α和b 混合规则；
3. 用SRK 方程计算逸度和逸度系数的公式；
4. 混合物摩尔焓的计算公式。 2.2.9 纯液体逸度的计算
将(2-18)拆分为两部分，饱和蒸汽与液体分别计算：
?????? ??-+???? ??-=???
? ??p p L
i p i o i s i s i dp p RT V dp p RT V p f RT 0ln 调整后为：?????
??-+???? ??=???? ??p p s i L i s i o i s i p p RT dp V p f RT p f RT ln ln ln 整理得：i s i s i p p
L i s i
s i
o
i p dp RT V p f s i ψ??=??
?
???=?exp
式中， — 饱和蒸气i 的逸度系数，s i s i s i p f /=?
— 波因丁因子，??
????=?p p
L
i
i s i dp RT V exp ψ
当体系远离临界点时，液体随温度和压力的变化不大，L i V 可视为常数，因此有：????????-=
RT p p V p f s i L i s
i s i o
i )(exp ? ???
?????-=RT p p V s i L i i )(exp ψ
在低压时， 非常接近1。（如p26所列数据）
当系统压力较低时（如常压），可近似认为：s i o i p f = 2.2.10 活度系数与过剩自由焓的关系
请复习《化工热力学》，搞清楚以下几点： 1. 什么是过剩自由焓；
2. 活度系数与过剩自由焓的关系式；
3. 超额熵的概念、计算式以及与过剩自由焓的关系；
4. 正规溶液的概念及其活度系数的计算方法；
5. 无热溶液的概念及其活度系数的计算方法。 2.2.11 沃尔型方程
请复习《化工热力学》，搞清楚以下几点： 1. 什么是沃尔(Wohl)型方程； 2. 沃尔型方程适合什么样的体系；
s i ?i ψi ψ
3. 范拉尔(Van Leer)活度系数方程；
4. 马古斯(Margules)活度系数方程； 2.2.12 威尔逊、NRTL 和UNIQUAC 方程
请复习《化工热力学》，搞清楚以下几点： 1. 威尔逊(Wilson)方程及其特点和适用范围； 2. NRTL 方程及其特点和适用范围； The Non-Random Two Liquids (有规双液) 3. UNIQUAC 方程及其特点和适用范围； Universal Quasichemical Activity Coefficient (通用拟化学活度系数)
2.2.13 从实测的汽液平衡数据求取活度系数方程中的参数
（1）用无限稀活度系数推算
二元体系的范拉尔和马古斯方程中的参数：
∞=112ln γA ∞
=2
21ln γA 威尔逊方程中的参数可联立求解：
∞=Λ-Λ-12112ln ln 1γ ∞
=Λ-Λ-2
1221ln ln 1γ （2）全浓度范围p-T-x-y 平衡数据推算
根据实测全浓度范围p-T-x-y 平衡数据，选择适当的曲线拟合方法（如非线性最小二乘法）拟合出方程参数。 2.2.14 相平衡常数计算方法的选择
（1）根据相对挥发度选择计算模型
α直接与K 相关，α对精馏计算的影响 如图2-4所示。因此，建议：
① α<2.0时，必须使用基于实验数据的 模型来计算相平衡数据（包括K ）； ② 若α<1.2，则模型还应是经过工业实 践证明的；
③ α>2.0时，可采用符合体系规律和特 征的理论模型计算。
（2）根据物系性质和操作压力选择计算模型
对于中低压下的非理想物系，宜选用状态方程计算汽相逸度系数，用活度系数方程计算液相活度系数。
建议方程：威尔逊方程、UNIQUAC 方程(分子大小差异大)、NRTL 方
程(含水物系)；
若缺乏实测数据，可选用UNIFAC 或ASOG 模型估算。 （3）根据物系极性选择计算模型
对于各种压力下的非极性物系，建议： 混合烃类：SRK 、PR 或BWRS 状态方程； 含氢量较少的物系：SRK 或PR 状态方程； 烃水混合物系： SRK 或PR 状态方程； 临界点附近物系：多参数状态方程。
高压下的极性物系：只能通过实测数据处理。 2.2.15 多组分系统的泡点计算
规定液相组成 x 和压力p （或温度T ），计算汽 相组成 y 和温度T （或压力p ）。
已知：x 、p ，计算：y 、T →泡点温度计算 已知：x 、T ，计算：y 、p →泡点压力计算 计算依据的方程
①相平衡关系：i i i x K y = ),,1(c i = ②摩尔分率的归一化方程：∑=i
i
y 1
∑=i
i
x
1
③相平衡常数关联式：),,,(y x T p f K i i = ),,1(c i =
以上方程组共有3c+2个变量，独立方程数2c+2个，自由度为c ，给定p 和c-1个x i ，方程有唯一解。 1、泡点温度计算
（1）泡点温度的手工计算
当K i 仅是p 和T 的函数，手工计算容易。步骤： ①根据各组分沸点和含量假设泡点温度初值。
②由p 和T 得到K i ，如查p-T-K 列线图。
③由i i i x K y = 计算y i ，累加 ∑=i
i y y S 。
④判定|1|y S -是否接近0，是，得到T b =T 和K i ；否，按以下方式调整T 。 ⑤ ，T 偏大，调小； ，T 偏小，调大；调整后返回②。 例
1>y S 1 试计算塔顶产品的饱和温度（泡点温度）。 解： ① 假设T=-18℃，查图2-3(b)得： K1=5.06，K2=1.06，K3=0.72，K4=0.20 则：∑∑===4 1i i i i i y x K y S 059 .10039 .020.01721.072.08108.006.10132.006.5=?+?+?+?= S y 偏离1较大，需重新计算。因1>y S ，所以应将假设温度调小。 ② 重设T=-22℃，查图2-3(b)得： K 1=4.80，K 2=0.97，K 3=0.66，K 4=0.175 重算S y 得：9641.04 1==∑=i i i y x K S 1 y S ，应将假设适当温度调高。 ③ 再设T=-20℃，查图2-3(b)得： K 1=4.86，K 2=1.01，K 3=0.69，K 4=0.187 重算S y 得：0025.14 1==∑=i i i y x K S S y 比较接近1，可近似认为塔顶产品饱和温度为-20℃ （2）泡点温度的快捷计算 对相对挥发度αij 接近常数的物系，其泡点温度的计算可以简化。 指定混合物中某一组分B 为基础组分，根据相对挥发度定义有： B B i i iB x y x y //= α，则B B i i i B B i iB y x y y x x ∑∑= =α 整理后得：∑= j j jB i iB i x x y αα 由于B i iB K K /=α，所以 1==∑∑i i B iB i i i x K x K α，于是有：∑= i i iB B x K α 1 若αij 随温度稍有变化，可用下式迭代计算K B ：∑= i i i B B x K K K 试算 试算)()( 求得K B 后，可根据K B 与温度的关系计算出泡点温度。 例2-2：在例2-1给定的物系中，各组分的相对挥发度可以认为是常数。取乙烷为基础组分B ，则各组分的相对挥发度为： 已知K B 与温度T 的关系为： 2 207 .2328ln 856.055923.97.212113ln p p T K B +-+-= 其中，p 的单位为kPa ，T 的单位为K 。 试计算塔顶产品的泡点温度。 解： ∑=i i iB B x K α1 6855.00039 .027.01721.018108.047.10132.01.71 =?+?+?+?= 将K B 代入K B 与T 的关系式： B K p p T ln /07.2328ln 856.055923.97 .2121132 -+-= )K (1.2536855 .0ln )103.2/(07.2328)103.2ln(856.055923.97 .212113233=-?+?-= 即 T b =-19.95℃，与前面的计算一致。 （3）泡点温度的计算机计算 泡点温度计算注意以下关系： ① K i 主要受温度影响； ② 温度通过o i f 影响K i ； ③ s i s i s i o i p p f ≈≈?； ④s i p 可用安妥因公式计算：i i i s i C T B A p -- =ln ⑤s i p 受1/T 影响，故K i 也受1/T 影响； ⑥目标函数：0ln 1==?? ? ??∑i i i x K T G 10 .71=B α47.12=B α00.13=B α27 .04=B α ⑦对1/T 采用牛顿迭代法：)(')() () 1(11r r r r G G T T -?? ? ??=? ? ? ??+ (2-91) 2、泡点压力的计算 泡点压力计算注意以下关系： ① 已知的是液相组成x 和温度T ； ② 求的是T 下液相刚开始沸腾时的压力p 和汽相组成y ； ③ 计算依据的方程与泡点温度相同； ④ 当K i 仅是p 和T 的函数，手工计算容易，其计算步骤与泡点温度T b 计算类同，首先需要假设泡点压力； ⑥ 迭代式采用：∑?=+i i i r b r b x K p p ) ()1( （2-29） ⑤ 当K i 仅是p 、T 、x 和y 的函数时，也需用计算机计算泡点压力，迭代式仍然用(2-92)调整压力； ⑦ 目标函数：01=-=∑i i i x K F 2.2.16 多组分系统的露点计算 露点计算：已知气相组成y ，在压力p （温度T ）下计算凝结出第一滴露珠 时的温度T d （压力p d ） 。 露点计算的依据和方法与泡点计算相同，也分露点温度计算和露点压力计 算。露点计算必须给定气相组成y 。 露点方程：()0.1/1=∑=c i i i K y 露点压力计算时的迭代式与泡点压力计算时不同： ∑= +i i i r d r d K y p p /)()1( 露点计算时：液相非理想性强的物系，因x 未知，K i 在迭代过程中变化较大，计算中增加一层K i 的迭代将更迫切。 2.2.17 等温闪蒸计算 给定料液的量和组成，计算在指定压力和温度条件下闪蒸得到的汽相量和 组成，以及剩余的液相量和组成。 已知： F 、z 、p 、T → 计算： V 、y 、L 、x （1）等温闪蒸原理 闪蒸 部分冷凝 （2）计算依据的方程 1、相平衡：指混合物或溶液形成若干相，这些相保持着物理平衡而共存的状态，从热力学上看，整个物系的自由焓处于最小的状态；从动力学看，相间表观传递速率为零。 2、区域熔炼：是根据液体混合物在冷凝结晶过程中组分重新分布的原理，通过多次熔融和凝固，制备高纯度的金属、半导体材料和有机化合物的一种提纯方法。 3、独立变量数：一个量改变不会引起除因变量以外的其他量改变的量。 4、反渗透：是利用反渗透膜选择性地只透过溶剂（通常是水）的性质，对溶液施加压力克服溶液的渗透压，使溶剂从溶液中透过反渗透膜而分离出来的过程。 5、相对挥发度：溶液中的易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比。 6、理论板：是一个气、液两相皆充分混合而且传质与传热过程的阻力皆为零的理想化塔板。 7、清晰分割：若馏出液中除了重关键组分外没有其他的重组分，而釜液中除了轻关键组分外没有其他轻组分，这种情况为清晰分割。 8、全塔效率：完成给定任务所需要的的理论塔板数与实际塔板数之比。默弗里板效率：实际板上的浓度变化与平衡时应达到的浓度变化之比。 9、泡点：在一定压力下，混合液体开始沸腾，即开始有气泡产生时的温度。露点：在一定压力下，混合气体开始冷凝，即开始出现第一个液滴时的温度。10、设计变量：设计分离装置中需要确定的各个物理量的数值，如进料流率，浓度、压力、温度、热负荷、机械工的输入（或输出）量、传热面大小以及理论塔板数等。这些物理量都是互相关联、互相制约的，因此，设计者只能规定其中若干个变量的数值，这些变量称设计变量。 简答题： 1、分离操作的重要意义 答：分离操作一方面为化学反应提供符合质量要求的原料，清除对反应或者催化剂有害的杂质，减少副反应和提高收率；另一方面对反应产物起着分离提纯的作用，已得到合格的产品，并使未反应的反应物得以循环利用。此外，分离操作在环境保护和充分利用资源方面起着特别重要的作用。2、精馏塔的分离顺序答：确定分离顺序的经验法：1）按相对挥发度递减的顺序逐个从塔顶分离出各组分；2）最困难的分离应放在塔序的最后；3）应使各个塔的溜出液的摩尔数与釜液的摩尔数尽量接近；4）分离很高回收率的组分的塔应放在塔序的最后；5）进料中含量高的组分尽量提前分出。 3、精馏过程的不可逆答：精馏过程热力学不可逆性主要由以下原因引起：1、通过一定浓度梯度的动量传递；2、通过一定温度梯度的热量传递或不同温度物流的直接混合；3、通过一定温度梯度的质量传递或者不同化学位物流的直接混合。 4、填料塔的选择板式塔与填料塔的选择应从下述几方面考虑1）系统的物性：A当被处理的介质具有腐蚀性时，通常选用填料塔；B对于易发泡的物系，填料塔更适合；C对热敏性物质或真空下操作的物系宜采用填料塔；D进行高粘度物料的分离宜用填料塔；E 分离有明显吸热或放热效应的物系以采用板式塔为宜；2）塔的操作条件；3）塔的操作方式。 5、填料种类的选择：A填料的传质效率要高；B填料的通量要大，在同样的液体负荷条件下，填料的泛点气速要高；C具有同样的传质效能的填料层压降要低；D单位体积填料的表面积要大，传质的表面利用率要高；E填料应具有较大的操作弹性；F 填料的单位重量强度要高；G填料要便于塔的拆装、检修，并能重复利用。（简述）6.进料板位置的选择：答：从上往下计算时，如果 S j HK j LK R j HK j LK y y y y ? ? ? ? ? ? < ? ? ? ? ? ? + + + + 1 , 1 , 1 , 1 , ,式中下标R和S分别表示用精馏段和提馏段操作线计算的结果，则第j级不是进料级，继续做精馏段的逐级计算； 如果S j HK j LK R j HK j LK y y y y ? ? ? ? ? ? > ? ? ? ? ? ? + + + + 1 , 1 , 1 , 1 , ,则第j级是进料级。由精馏段操作线确定yi,j,再由平衡关系求出xi,j，而下一级的yi,j+1应由提馏段操作线计算； 当从下往上逐级计算时，进料位置的确定方法是： 如果S j HK j LK R j HK j LK x x x x ? ? ? ? ? ? < ? ? ? ? ? ? , , , , 和S j HK j LK R j HK j LK x x x x ? ? ? ? ? ? > ? ? ? ? ? ? + + + + 1 , 1 , 1 , 1 , 则第j级是适宜进料位置，xi,j+1应换成平恒精馏段操作线计算。第一章2、分离过程可以分为机械分离和传质分离两大类，传质分离又可分为平衡分离过程和速率分离过程。3、分离媒介可以是能量媒介（ESA）或物质媒介（MSA）。4、当分离组分间隔相对挥发度很小，必须采用具有大量塔板数的精馏塔才能分离时，就要考虑萃取精馏。5、如果由精馏塔顶引出的气体不能完全冷凝，可从塔顶加入吸收剂作为回流，这种单元操作叫做吸收蒸出（或精馏吸收）。6、能形成最低共沸物的系统，采用一般精馏是不合适的，常常采用共沸精馏。7、离子交换也是一种重要的单元操作，采用离子交换树脂，有选择性的除去某组分，而树脂本身能够再生。第二章1、相平衡热力学是建立在化学位概念基础上的，lewis提出了等价于化学位的物理量——逸度。3、Φi s为校正处于饱和蒸汽压下的蒸汽对理想气体的偏离，指数校正项也称普瓦廷因子，是校正压力偏离饱和蒸汽压的影响。4、若按照所设温度T和求得∑K i X i>1，标明K i值偏大，所设温度偏高。根据差值大小降低温度重算；若∑K i X i<1，则重设较高温度。 第三章 1、设计分离装置就是要求确定各个物理量的数值，如进料流率、浓度、压力、温度、热负荷、机械功的输入量、传热面大小、理论塔板数等。2、N v是描述系统的独立变量数，N c是约束关系数，设计变量数N i，则有N i=N v-N c。3、约束关系式包括：1）、能量平衡式；2）、物料平衡式；3）、相平衡关系式；4)、化学平衡关系式；5)、内在关系式。 4、设计变量数N i可进一步区分为固定设计变量数N x e和可调设计变量数N a e。 5、不同装置的变量数尽管不同，其中固定设计变量的确定原则是共同的，只与进料物流数和系统内压力等级数有关。 6、轻关键组分：关键组分中相易挥发的那个组分；重关键组分：不易挥发的关键组分。 7、多组分精馏与二组分精馏在浓度分布上的区别可归纳为：a、在多组分精馏中，关键组分的浓度分布有极大值；b、非关键组分通常是非分配的，因此重组分仅出现在釜液中，轻组分仅出现在流出液中；c、重、轻非关键组分分别在进料板上下形成几乎恒浓的区域；d、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是不连续的。 8、由于分离作用主要取决于液汽比L/V，流量相当大的变化对液汽比的影响不大，而对分离效果影响也小。级间饿两流量越接近于相等，即操作越接近于全回流，则流量变化对分离的影响也越小。 分离工程复习题库 第一部分填空题 1、分离作用是由于加入（分离剂）而引起的，因为分离过程是（混合过程）的逆过程。 2、分离因子是根据（气液相平衡）来计算的。它与实际分离因子的差别用（板效率）来表示。 3、汽液相平衡是处理（汽液传质分离）过程的基础。相平衡的条件是（所有相中温度压力相等，每一组分的化学位相等）。 4、精馏塔计算中每块板由于（组成）改变而引起的温度变化，可用（泡露点方程）确定。 5、多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（设计）型计算和（操作）型计算。 6、在塔顶和塔釜同时出现的组分为（分配组分）。 7、吸收有（轻）关键组分，这是因为（单向传质）的缘故。 8、对多组分吸收，当吸收气体中关键组分为重组分时，可采用（吸收蒸出塔）的流程。 9、对宽沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（进料热焓）决定，故可由（热量衡算）计算各板的温度。 10、对窄沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（组成的改变）决定，故可由（相平衡方程）计算各板的温度。 11、为表示塔传质效率的大小，可用（级效率）表示。 12、对多组分物系的分离，应将（分离要求高）或（最困难）的组分最后分离。 13、泡沫分离技术是根据（表面吸附）原理来实现的，而膜分离是根据（膜的选择渗透作用）原理来实现的。 14、新型的节能分离过程有（膜分离）、（吸附分离）。 15、传质分离过程分为（平衡分离过程）和（速率分离过程）两大类。 16、分离剂可以是（能量）和（物质）。 17、Lewis提出了等价于化学位的物理量（逸度）。 18设计变量与独立量之间的关系可用下式来表示（Ni-Nv-Nc 即设计变量数-独立变 量数-约束关系） 19、设计变量分为（固定设计变量）与（可调设计变量）。 20、温度越咼对吸收越（不利） 21、萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（萃取剂回收段）。 22、用于吸收过程的相平衡关系可表示为（V - SL ）。 23、精馏有（两个）个关键组分，这是由于（双向传质）的缘故。 24、精馏过程的不可逆性表现在三个方面，即（通过一定压力梯度的动量传递）, （通过一定温度梯度的热量传递或不同温度物流的直接混合）和（通过一定浓度梯度 的质量传递或者不同化学位物流的直接混合） 25、通过精馏多级平衡过程的计算，可以决定完成一定分离任务所需的（理论板数）, 为表示塔实际传质效率的大小，则用（级效率）加以考虑。 27、常用吸附剂有（硅胶），（活性氧化铝），（活性炭）。 28、恒沸剂与组分形成最低温度的恒沸物时，恒沸剂从塔（顶）出来。 29、分离要求越高，精馏过程所需的最少理论板数（越多）。 30、回流比是（可调）设计变量。 第二部分选择题 1下列哪一个是速率分离过程（） a. 蒸馏 b.吸收 c.膜分离 d.离心分离 化工分离过程试题库(复习重点) 第一部分填空题 1、分离作用是由于加入（分离剂）而引起的，因为分离过程是（混合过程）的逆过程。 2、分离因子是根据（气液相平衡）来计算的。它与实际分离因子的差别用（板效率）来表示。 3、汽液相平衡是处理（汽液传质分离）过程的基础。相平衡的条件是（所有相中温度压力相等，每一组分的化学位相等）。 4、精馏塔计算中每块板由于（组成）改变而引起的温度变化，可用（泡露点方程）确定。 5、多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（设计）型计算和（操作）型计算。 6、在塔顶和塔釜同时出现的组分为（分配组分）。 7、吸收有（轻）关键组分，这是因为（单向传质）的缘故。 8、对多组分吸收，当吸收气体中关键组分为重组分时，可采用（吸收蒸出塔）的流程。 9、对宽沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（进料热焓）决定，故可由（热量衡算）计算各板的温度。 10、对窄沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（组成的改变）决定，故可由（相平衡方程）计算各板的温度。 11、为表示塔传质效率的大小，可用（级效率）表示。 12、对多组分物系的分离，应将（分离要求高）或（最困难）的组分最后分离。 13、泡沫分离技术是根据（表面吸附）原理来实现的，而膜分离是根据（膜的选择渗透作用）原理来实现的。 14、新型的节能分离过程有（膜分离）、（吸附分离）。 15、传质分离过程分为（平衡分离过程）和（速率分离过程）两大类。 16、分离剂可以是（能量）和（物质）。 17、Lewis 提出了等价于化学位的物理量（逸度）。 18、设计变量与独立量之间的关系可用下式来表示( Ni=Nv-Nc即设计变量数=独立变量数-约束关系 ) 19、设计变量分为（固定设计变量）与（可调设计变量）。 20、温度越高对吸收越（不利） 21、萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（萃取剂回收段）。 22、用于吸收过程的相平衡关系可表示为（V = SL）。 23、精馏有（两个）个关键组分，这是由于（双向传质）的缘故。 24、精馏过程的不可逆性表现在三个方面，即（通过一定压力梯度的动量传递），（通过一定温度梯度的热量传递或不同温度物流的直接混合）和（通过一定浓度梯度的质量传递或者不同化学位物流的直接混合）。 25、通过精馏多级平衡过程的计算，可以决定完成一定分离任务所需的（理论板数），为表示塔实际传质效率的大小，则用（级效率）加以考虑。 27、常用吸附剂有（硅胶），（活性氧化铝），（活性炭）。 28、恒沸剂与组分形成最低温度的恒沸物时，恒沸剂从塔（顶）出来。 A B C 甲醇 23.4803 3626.55 34.29 乙醇 23.8047 3803.98 41.68 正丙醇 22.4367 3166.38 80.15 化工与制药学院 课程设计任务书 专业 化学工程与工艺 班级 学生姓名 发题时间： 2015 年 1 月 4 日 一、课题名称 用Willson 方程计算甲醇、乙醇、正丙醇三元物系相平衡常数和浮阀塔板结构设计 二、课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量） 采用浮阀塔分离含甲醇0.60、乙醇0.30、正丙醇0.10（均为摩尔分数）的混合物，操作压力为101.3kPa ，气相看成理想气体，液相看成非理想溶液，假设100kmol/h 进料，塔顶采出为60kmol/h ，回流比为R=2.2。物料分配计算时，相对挥发度可取进料板值。用Willson 方程计算体系活度系数，描述相平衡方程计算式。对该塔进行塔板结构设计，进行水力学计算，绘出负荷性能图，找出该塔操作弹性。 三、设计任务（含实验、分析、计算、绘图、论述等内容） 1、查找基础数据（Willson 参数），计算活度系数，描述相平衡方程； 2、对该塔进行结构设计； 3、进行水力学计算，绘出负荷性能图，找出操作弹性； 4、对该塔结构设计进行讨论； 5、采用CAD 绘出精馏系统工艺流程图。 要求：提交设计说明书按论文格式书写，层次分明，书写工整，独立完成。 四、设计所需技术参数 1、题中各组分安托尼方程 ln S i B P A t C =- +(单位：t —K ；S i P —Pa)。 五、说明书参考内容 目录 中文摘要、关键词 英文摘要、关键词 前言（包括设计依据、主要内容、特点、意义等） 第1章 相平衡设计和塔板结构设计综述 第2章 相平衡方程计算 MESH方程。 一、填空(每空2分,共20分) 1. 如果设计中给定数值的物理量的数目等于 设计变量，设计才有结果。 2. 在最小回流比条件下，若只有重组分是非分 配组分，轻组分为分配组分，存在着两个 恒浓区，出现在精镏段和进料板 位置。 3. 在萃取精镏中，当原溶液非理想性不大时， 加入溶剂后，溶剂与组分1形成具有较强正 偏差的非理想溶液，与组分2形成 负偏差或理想溶液，可提高组分1对2的 相对挥发度。 4. 化学吸收中用增强因子表示化学反应对传质 速率的增强程度，增强因子E的定义是化学吸 收的液相分传质系数（k L）/无化学吸收的液相 分传质系数（k0L）。 5. 对普通的N级逆流装置进行变量分析，若组 分数为C个，建立的MESH方程在全塔有 NC+NC+2N+N=N(2C+3) 个。 η； 6. 热力学效率定义为= 实际的分离过程是不可逆的，所以热力学效 率必定于1。 7. 反渗透是利用反渗透膜选择性的只透过 溶剂的性质，对溶液施加压力，克服溶 剂的渗透压，是一种用来浓缩溶液的膜 分离过程。 二、推导(20分) 1. 由物料衡算，相平衡关系式推导图1单 级分离基本关系式。 ——相平衡常数； 式中： K i ψ——气相分 率（气体量/进料量）。 2. 精馏塔第j级进出物料如图1，建立 三、简答(每题5分,共25分) 1.什么叫相平衡相平衡常数的定义是什么 由混合物或溶液形成若干相，这些相保持物理平衡而共存状态。热力学上看物系的自由焓最小；动力学上看相间表观传递速率为零。 K i =y i /x i 。 2.关键组分的定义是什么；在精馏操作中， 一般关键组分与非关键组分在顶、釜的 分配情况如何 由设计者指定浓度或提出回收率的组分。 LK绝大多数在塔顶出现，在釜中量严格控制； HK绝大多数在塔釜出现，在顶中量严格控制； LNK全部或接近全部在塔顶出现； HNK全部或接近全部在塔釜出现。 3.在吸收过程中，塔中每级汽、液流量为 什么不能视为恒摩尔流 吸收为单相传质过程，吸收剂吸收了气体中的溶质而流量在下降过程中不断增加，气体的流量相应的减少，因此气液相流量在塔内都不能视为恒定。 4.在精馏塔中设中间换热器为什么会提高 热力学效率 在中间再沸器所加入的热量其温度低于塔 底加入热量的温度，在中间冷凝器所引出的 热量其温度高于塔顶引出热量的温度，相对 于无中间换热器的精馏塔传热温差小，热力 学效率高。 5.反应精馏的主要优点有那些 （1）产物一旦生成立即移出反应区；（2）反应区反应物浓度高，生产能力大；（3）反应热可由精馏过程利用；（4）节省设备投资费用；（5）对于难分离物系通过反应分离成较纯产品。 四、计算(1、2题10分，3题15分，共35分) 1. 将含苯（mol分数）的苯（1）—甲苯（2）混合物在下绝热闪蒸，若闪蒸温度为94℃，用计算结果说明该温度能否满足闪蒸要求 已知：94℃时P 1 0= P 2 0= 2. 已知甲醇（1）和醋酸甲酯（2）在常压、54℃ 下形成共沸物，共沸组成X 2 =(mol分率), 在此条件下：kPa P kPa p98 . 65 , 24 . 9002 1 = =求 该系统的活度系数。 3. 气体混合物含乙烷、丙烷、丁烷（均为摩尔分数），用不挥发的烃类进行吸收，已知吸收后丙烷的吸收率为81%，取丙烷在全塔的平均吸收因子A=，求所需理论板数；若其它条件不变，提高平均液汽比到原来的2倍，此时丙烷的吸 收率可达到多少。 分离工程习题 第一章 1. 列出5种使用ESA 和5种使用MSA 的分离操作。 答：属于ESA 分离操作的有精馏、萃取精馏、吸收蒸出、再沸蒸出、共沸精馏。 属于MSA 分离操作的有萃取精馏、液-液萃取、液-液萃取（双溶剂）、吸收、吸附。 5.海水的渗透压由下式近似计算：π=RTC/M ，式中C 为溶解盐的浓度，g/cm 3；M 为离子状态的各种溶剂的平均分子量。若从含盐0.035 g/cm 3的海水中制取纯水，M=31.5，操作温度为298K 。问反渗透膜两侧的最小压差应为多少kPa? 答：渗透压π=RTC/M ＝8.314×298×0.035/31.5=2.753kPa 。 所以反渗透膜两侧的最小压差应为2.753kPa 。 9.假定有一绝热平衡闪蒸过程，所有变量表示在所附简图中。求： （1） 总变更量数Nv; （2） 有关变更量的独立方程数Nc ； （3） 设计变量数Ni; （4） 固定和可调设计变量数Nx , Na ； （5） 对典型的绝热闪蒸过程，你 将推荐规定哪些变量？ 思路1： 3股物流均视为单相物流， 总变量数Nv=3(C+2)=3c+6 独立方程数Nc 物料衡算式 C 个 热量衡算式1个 相平衡组成关系式C 个 1个平衡温度等式 1个平衡压力等式 共2C+3个 故设计变量Ni =Nv-Ni=3C+6-(2C+3)=C+3 固定设计变量Nx ＝C+2,加上节流后的压力，共C+3个 可调设计变量Na ＝0 解： （1） Nv = 3 ( c+2 ) V-2 F zi T F P F V , yi ,Tv , Pv L , x i , T L , P L 习题5附图 化工分离工程复习题 第一章 1、求解分子传质问题的基本方法是什么？ 1）分子运动理论2）速率表示方法（绝对、平均）3）通量 2、漂流因子与主体流动有何关系？ p/p BM反映了主体流动对传质速率的影响，定义为“漂流因子”。因p＞p BM，所以漂流因数p/p BM＞1，这表明由于有主体流动而使物质A的传递速率较之单纯的分子扩散要大一些。 3、气体扩散系数与哪些因素有关？ 一般来说，扩散系数与系统的温度、压力、浓度以及物质的性质有关。对于双组分气体混合物，组分的扩散系数在低压下与浓度无关，只是温度及压力的函数。 4、如何获得气体扩散系数与液体扩散系数？ 测定二元气体扩散系数的方法有许多种，常用的方法有蒸发管法，双容积法，液滴蒸发法等。液体中的扩散系数亦可通过实验测定或采用公式估算。 5、描述分子扩散规律的定律是费克第一定律。 6、对流传质与对流传热有何异同？ 同：传质机理类似；传递的数学模型类似；数学模型的求解方法和求解结果类似。 异：系数差异：传质：分子运动；传热：能量过去 7、提出对流传质模型的意义是：对流传质模型的建立，不仅使对流传质系数的确定得以简化，还可以据此对传质过程及设备进行分析，确定适宜的操作条件，并对设备的强化、新型高效设备的开发等作出指导。 8、停滞膜模型、溶质渗透模型和表面更新模型的要点是什么？各模型求得的传质系数与扩散系数有何关系，其模型参数是什么？ 停滞膜模型要点：①当气液两相相互接触时，在气液两相间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一个很薄的停滞膜，溶质A经过两膜层的传质方式为分子扩散。②在气液相界面处，气液两相出于平衡状态。③在两个停滞膜以外的气液两相主体中，由于流体的强烈湍动，各处浓度均匀一致。关系：液膜对流传质系数k°G=D/(RTz G),气膜对流传质系数k° =D/z L对流传质系数可通过分子扩散系数D和气膜厚度z G或液膜厚度z L来计算。模型参数：L 组分A通过气膜扩散时气膜厚度为模型参数，组分A通过液膜扩散时液膜厚度为模型参数。 溶质渗透模型要点：①液面是由无数微笑的流体单元所构成，当气液两相出于湍流状态相互接触时，液相主体中的某些流体单元运动至界面便停滞下来。在气液未接触前，液体单元中溶质的浓度和液相主体的浓度相等，接触开始后，相界面处立即达到与气相平衡状态。②随着接触时间的延长，溶质A通过不稳态扩散方式不断地向液体单元中渗透。液体单元在界面处暴露的时间是有限的，经过时间θc后，旧的液体单元即被新的液体单元所置换而回到液相主体中去。在液体单元深处，仍保持原来的主体浓度不变。④液体单元不断进行交换，每批液体单元在界面暴露的时间θc 都是一样的。关系：k cm=2[D/(πθc)]1/2对流传质系数可通过分子扩散系数D和暴露时间θc计算。模型参数：暴露时间。 表面更新模型要点：溶质向液相内部传质为非稳态分子扩散过程。界面上液体单元有不同的暴露时间或称年龄，界面上各种不同年龄的液体单元都存在。不论界面上液体单元暴露时间多长，被置换的概率是均等的。单位时间内表面被置换的分率称为表面更新率，用符号S表示。关系：k cm=(DS)1/2对流传质系数可通过分子扩散系数D和表面更新率S 计算。模型参数：表面更新率。 9、对流传质系数有哪几种求解方法，其适用情况如何？ 《化工分离过程》考试大纲 课程代号：06116 课程名称：化工分离过程编写学校：南京工业大学 I课程的性质及要求 一、课程性质和特点 《化工分离工程》课程是我省高等教育自学考试化学工程专业的一门重要课程。化工分离工程是化学工程学科的重要分支，是研究化工及其它相关过程中物质的分离和纯化方法的一门技术科学。 许多天然物质都以混合物的形式存在，要从其中获得具有使用价值的一种或几种产品，必须对混合物进行分离；在许多加工工业中，例如化工、石油化工、炼油、医药、食品、材料、冶金、生化等，必须对中间体和产物进行分离和提纯，才能使加工过程进行下去，并得到符合使用要求的产品。分离过程还是环保工程中用于污染物脱除的一个重要环节。 分离工程的研究对象是化工及其相关过程中基本的分离单元操作过程。在相当多的生产过程中，它对生产的成本和产品的质量起到了关键甚至决定性的作用。在石油、化工等企业中，分离过程的投资和操作费用占有很高的比例。据统计，在典型的化工企业中，分离过程的投资一般要占总投资的三分之一左右。聚乙烯生产中，乙烯的分离提纯部分的设备投资和操作费用均占总费用的一半左右。而在炼油行业及某些生化产品的生产过程中，分离过程所占的投资要高达70%以上。而一些基因工程产品的生产过程中，分离提纯的成本甚至高达其总生产成本的90%。 现代科学技术的发展，尤其是以新能源、新材料、电子和信息技术、现代生物技术、环境保护技术、可再生资源利用技术等为代表的高新科技的兴起和发展向分离技术提出了新的艰巨挑战。这使得分离工程成为近半世纪来发展最为迅速的化学工程技术领域之一。各种膜技术、超临界流体技术、现代吸附和工业色谱技术、反应－分离耦合技术等应运而生并相继获得应用。分离工程已成为化学工程的前沿研究方向之一。 本课程以多组分、非理想、高浓度、有化学反应的、复杂体系的分离操作和过程为基本对象，以化工等过程工业为背景，以数学模型为工具，以分离单元操 化工分离工程 第一章 化工分离工程概述 分离过程的分类：机械分离、传质分离 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，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又可分为两大类，即平衡分离过程和速率分离过程。 平衡分离过程是借助分离媒介（如热量、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。分离媒介可以是能量媒介（ESA ）或物质媒介（MSA ），有时也可两种同时应用。 蒸发、蒸馏、吸收、萃取、结晶、离子交换、吸附、干燥、浸取、泡沫吸附 速率分离过程是在某种推动力（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，利用各组分扩散速率的差异实现组分的分离。 气体扩散、热扩散、电渗析、电泳、反渗透、超过滤 分离因子表示任一分离过程所达到的分离程度，其定义为 2211//j i j i s ij x x x x =α 分离方法的选择 可行性、分离过程类别的选择、产品的价格、产品的热敏性、物质与分子的性质、经济性、安全与环保、经验 分离过程类别的选择 ? 分子特性：分子重量、V an der Waals 体积、Van der Waals 面积、 偶极矩、极化度、双电常数、电荷、旋转 半径 ? 热力学与传递性质：蒸气压、溶解度、吸附活性、扩散特性 第二章 精馏 蒸馏（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。 简单蒸馏（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馏出液产品。 平衡蒸馏（equilibrium distillation)：釜内液体混合物被部分汽化，使气相与液相处于平衡状态，然后将气相与液相分开，是一种单级蒸馏操作。 精馏 （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。 精馏计算：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 普通精馏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，精馏已不适用。 （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，普通精馏无法实现分离。 （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。 1.什么叫相平衡？相平衡常数的定义是什么？ 由混合物或溶液形成若干相，这些相保持物理平衡而共存状态。热力学上看物系的自由焓最小；动力学上看相间表观传递速率为零。Ki=yi/xi 2.简述分离过程的特征？什么是分离因子，叙述分离因子的特征和用途。 答：分离过程的特征：分离某种混合物成为不同产品的过程，是个熵减小的过程，不能自发进行，因此需要外界对系统作功（或输入能量）方能进行。 分离因子表示任一分离过程所达到的分离程度。定义式：i j ij i j y y x x α= 3.请推导活度系数法计算汽液相平衡常数的关系式。 汽液相平衡关系：L i V i f f ??= 汽相：P y f i V i V i φ??= 液相：OL i i i L i f x f γ=? 相平衡常数：P f x y K V i OL i i i i i φγ?== 4.请写出活度系数法计算汽液相平衡常数的关系式，并指出关系式中各个物理量的含义 5.什么是设计变量，如何通过各单元设计变量确定装置的设计变量。 在设计时所需要指定的独立变量的数目，即设计变量。 )2(+-+∑-∑=∴C n N N N N r e c e v u i ① 在装置中某一单元以串联的形式被重复使用，则用r N 以区别于一个这种单元于其他种单元的联结情况，每一个重复单元增加一个变量。 ② 各个单元是依靠单元之间的物流而联结成一个装置，因此必须从总变量中减去那些多余的相互关联的物流变量数，或者是每一单元间物流附加（C+2）个等式。 6. 什么叫清晰分割法，什么叫非清晰分割法？什么是分配组分与非分配组分？非关键组分是否就一定是非分配组分？ 答：清晰分割法指的是多组分精馏中馏出液中除了重关键组分(HK)之外，没有其它重组分；釜液中除了轻关键组分(LK)之外，没有其它轻组分。非清晰分割表明各组分在顶釜均可能存在。 在顶釜同时出现的组分为分配组分；只在顶或釜出现的组分为非分配组分。 2007 —2008 学年第1、2学期分离工程课程期末考试试卷（A 卷）答案及评分标准 2007—2008学年第1、2学期分离工程课程期末考试试卷（A卷）答案及评分标准 注意：装订线左侧请不要答题，请不要在试卷上书写与考试无关的内容，否则将按相应管理规定处理。 院系:化学化工学院 专业:化工班级:04- 姓名: 学号: 三、判断题（本大题14分，每小题2分，对的打√，错的打×） 1、对拉乌尔定律有偏差的物系一定是恒沸体系。…………………………………………（×） 2、绝热闪蒸过程，节流后的温度降低。…………………………………………………（√ ） 3、若组成为 i z的物系，1 > ∑K X i i ，且1 /> ∑ i i k y，其相态为气液两相。………………（√ ） 4、在精馏操作中回流比是可调设计变量。………………………………………………（√ ） 5、在萃取精馏操作中，液相流率总是大于气相流率。……………………………………（×） 6、在萃取精馏中所选的萃取剂使p1A值越大，溶剂的选择性越大。……………………（√ ） 7、吸收中吸收因子小的组分是易于吸收组分。…………………………………………（×） 四、分析题（本大题10分，每小题5分） 1、分析下图的点E，D，C三点表观吸附量为什么等于零？曲线CD及DE说明了溶质优先被吸附还是溶剂优先被吸附？为什么？ 2、预将甲苯-烷烃二元恒沸物进行分离，现以甲醇为恒沸剂分离甲苯-烷烃的流程如图，分析各塔物流，并将恒沸精馏塔和脱甲醇塔分离过程用三角相图表示出来。 答：C，E点为纯溶液，所以吸附前后无浓 度变化，表观吸附量为零。D点，按溶液配比吸 附，所以吸附前后也无浓度变化，表观吸附量为 零。曲线CD说明了溶质优先被吸附，曲线DE 说明了溶剂优先被吸附。 答：分析可知： 恒沸精馏塔：由于恒沸剂加入过量，塔底为甲醇 －甲苯的混合物，塔顶烷烃-甲醇的 二元恒沸物。 脱甲醇塔：塔底为甲苯，塔顶为甲苯-甲醇的二元 恒沸物。 萃取塔：塔底为甲醇水溶液，塔顶为烷烃。 脱水塔：塔底为水，塔顶为甲醇。 相图如下： 3 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 《化工分离工程》试 卷及答案 收集于网络，如有侵权请联系管理员删除 一、填空(每空2分,共20分) 1. 如果设计中给定数值的物理量的数目等于 设计变量 ，设计才有结果。 2. 在最小回流比条件下，若只有重组分是非分配组分，轻组分为分配组分，存在着两个恒浓 区，出现在 精镏段和进料板 位置。 3. 在萃取精镏中，当原溶液非理想性不大时，加入溶剂后，溶剂与组分1形成具有较强 正 偏差的非理想溶液，与组分2形成 负偏差或理想 溶液 ，可提高组分1对2的相对挥发度。 4. 化学吸收中用增强因子表示化学反应对传质速率的增强程度，增强因子E 的定义是 化学吸收的液相分传质系数（k L ）/无化学吸收的液相分传质系数（k 0L ） 。 5. 对普通的N 级逆流装置进行变量分析，若组分数为C 个，建立的MESH 方程在全塔有 NC+NC+2N+N=N(2C+3) 个。 6. 热力学效率定义为=η ； 实际的分离过程是不可逆的，所以热力学效率 必定 于1。 7. 反渗透是利用反渗透膜选择性的只透过 溶剂 的性质，对溶液施加压力，克服 溶剂的渗透 压 ，是一种用来浓缩溶液的膜分离过程。 二、推导(20分) 1. 由物料衡算，相平衡关系式推导图1单级分离基本关系式。 1(1) 0(1) 1c i i i i z K K ψ=-=-+∑ 式中： K i ——相平衡常数； ψ ——气相分率（气体量/进料量）。 2. 精馏塔第j 级进出物料如图1，建立MESH 方程。 三、简答(每题5分,共25分) 1.什么叫相平衡？相平衡常数的定义是什么？ 由混合物或溶液形成若干相，这些相保持物理平衡而共存状态。热力学上看物系的自由焓最小；动力学上看相间表观传递速率为零。 K i=y i/x i。 2.关键组分的定义是什么；在精馏操作中，一般关键组分与非关键组分在顶、釜的分配 情况如何？ 由设计者指定浓度或提出回收率的组分。 LK绝大多数在塔顶出现，在釜中量严格控制； HK绝大多数在塔釜出现，在顶中量严格控制； LNK全部或接近全部在塔顶出现； HNK全部或接近全部在塔釜出现。 3.在吸收过程中，塔中每级汽、液流量为什么不能视为恒摩尔流？ 吸收为单相传质过程，吸收剂吸收了气体中的溶质而流量在下降过程中不断增加，气体的流量相应的减少，因此气液相流量在塔内都不能视为恒定。 4.在精馏塔中设中间换热器为什么会提高热力学效率？ 在中间再沸器所加入的热量其温度低于塔底加入热量的温度，在中间冷凝器所引出的热量其温度高于塔顶引出热量的温度，相对于无中间换热器的精馏塔传热温差小，热力学效率高。 5.反应精馏的主要优点有那些？ （1）产物一旦生成立即移出反应区；（2）反应区反应物浓度高，生产能力大；（3）反应热可由精馏过程利用；（4）节省设备投资费用；（5）对于难分离物系通过反应分离成较纯产品。 四、计算(1、2题10分，3题15分，共35分) 1. 将含苯0.6（mol分数）的苯（1）—甲苯（2）混合物在101.3kPa下绝热闪蒸，若闪蒸温度为94℃，用计算结果说明该温度能否满足闪蒸要求？ 已知：94℃时P10=152.56kPa P20=61.59kPa 2. 已知甲醇（1）和醋酸甲酯（2）在常压、54℃下形成共沸物，共沸组成X2=0.65(mol分率), 在此条件下：kPa P kPa p98 . 65 , 24 . 9002 1 = =求该系统的活度系数。 3. 气体混合物含乙烷0.50、丙烷0.4、丁烷0.1（均为摩尔分数），用不挥发的烃类进行吸收，已知吸收后丙烷的吸收率为81%，取丙烷在全塔的平均吸收因子A=1.26，求所需理论板数；若其它条件不变，提高平均液汽比到原来的2倍，此时丙烷的吸收率可达到多少。 收集于网络，如有侵权请联系管理员删除 化工分离过程-课后答案刘家祺 ————————————————————————————————作者：————————————————————————————————日期： 化学工程与工艺教学改革系列参考书 分离过程例题与习题集 叶庆国钟立梅主编 化工学院化学工程教研室 前言 化学工程与工艺专业所在的化学工程与技术一级学科属于山东省“重中之重”学科，一直处于山东省领先地位，而分离工程是该专业二门重要的必修专业课程之一。该课程利用物理化学、化工原理、化工热力学、传递过程原理等基础基础知识中有关相平衡热力学、动力学、分子及共聚集状态的微观机理，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分离和提纯技术。传统的教学方法的突出的弊端就是手工计算工程量大，而且结果不准确。同时由于现代化化学工业日趋集成化、自动化、连续化，学生能学到的东西越来越少。所以，传统的教学模式不能满足现代化工业生产对高水平工业工程师的需求，开展分离工程课程教学方法与教学手段课题的研究与实践，对我们的学生能否承担起现代化学工业的重任，与该课程的教学质量关系重大，因此对该门课程进行教学改革具有深远意义。 分离工程课程的改革主要包括多媒体辅助教学课件的开发、分离工程例题与习题集、分离工程试题库的编写等工作。目前全国各高校化学工程与工艺专业使用的教材一般均为由化学工程与工艺专业委员会组织编写的化工分离过程(陈洪钫主编，化学工业出版社)，其他类似的教材已出版了十余部。这些教材有些还未配习题，即便有习题，也无参考答案，而至今没有一本与该课程相关的例题与 习题集的出版。因此编写这样一本学习参考书，既能发挥我校优势，又符合形势需要，填补参考书空白，具有良好的应用前景。 分离工程学习指导和习题集与课程内容紧密结合，习题贯穿目前已出版的相关教材，有解题过程和答案，部分题目提供多种解题思路及解题过程，为学生的课堂以及课后学习提供了有力指导。 编者 2006 年3月 2007—2008学年分离工程课程期末考试试卷（A卷）答案及评分标准 注意：装订线左侧请不要答题，请不要在试卷上书写与考试无关的内容，否则将按相应管理规定处理。 院系:化学化工学院 专业:化工班级:04- 姓名: 学号: 一、填空题（本大题20分，每空1分） 1、分离工程分为( 机械分离法)和( 传质分离法)两大类。 2、对拉乌尔定律产生偏差的溶液称为( 非理性溶液)或( 实际溶液)。 3、对于能生成二元恒沸物的物系来说，在恒沸点处气液相两相组成（相等）。在恒沸点两侧组分的挥发能力（不同或相反）。 4、端值常数A为( 0 )时体系为理想溶液，A为( <0 )时体系为负偏差溶液。 5、用郭氏法分析，串级单元的可调设计变量为（1 ），侧线采出板的可调设计变量为（0 ）。 6、根据萃取精馏原理，通常希望所选择的萃取剂与塔顶组分形成具有（正）偏差的非理想溶液，与塔底组分形成理想溶液或具有（负）偏差的非理想溶液。 7、萃取精馏塔中，当原料以液相加入时，则提馏段中的溶剂浓度将会因料液的加入而变得比精馏段（低），此时为了保证整个塔内萃取剂的浓度，常将部分溶剂随（料液）一起加入。 8、恒沸精馏过程恒沸剂的加入不仅影响原溶液组分(挥发度或相对挥发度a)，同时与原溶液中的一个或几个组分形成恒沸物，当形成最低温度的恒沸物时恒沸剂从塔（顶）出来。 9、在多组分精馏过程中，由芬斯克公式计算的最少理论板数决定于两组分的分离要求和（挥发度或相对挥发度a），与进料组成（无关）。 10、吸附负荷曲线是以（吸附剂中吸附质的浓度）为纵坐标绘制而成，透过曲线是以（流出物中吸附质的浓度）为纵坐标绘制而成。 二、选择题（本大题20分，每小题2分） 1、由1-2两组分组成的混合物，在一定T 、P 下达到汽液平衡，液相和汽相组成分别为 11,y x ，若体系加入10 mol 的组分（1），在相同T 、P 下使体系重新达到汽液平衡，此时汽、液相的组成分别为 '1'1,y x ，则 （ C ） （A ）1'1x x >和 1'1y y > （B ）1'1x x <和1'1y y < （C ）1'1x x =和1'1y y = （D ）不确定 2、对于绝热闪蒸过程，当进料的流量组成及热状态给定之后，经自由度分析，只剩下一个自由度由闪蒸罐确定，则还应该确定的一个条件是 （ D ） （A ）闪蒸罐的温度 （B ）闪蒸罐的压力 （C ）气化率 （D ）任意选定其中之一 3、某二元混合物，其中A 为易挥发组分，液相组成5.0=A x 时泡点为1t ，与之相平衡的气相组成75.0=A y 时，相应的露点为2t ，则 （ A ） （A ）21t t = （B ）21t t > （C ）21t t < （D ）不能确定 4、用郭氏法分析可知理论板和部分冷凝可调设计变量数分别为 （ A ） （A ）1，1 （B ）1，0 （C ）0，1 （D ）0，0 5、如果二元物系有最高压力恒沸物存在，则此二元物系所形成的溶液一定是 （ A ） （A ）正偏差溶液 （B ）理想溶液 （C ）负偏差溶液 （D ）不一定 6、用纯溶剂吸收混合气中的溶质，逆流操作，平衡关系满足亨利定律。当入塔气体浓度y 1上升，而其它入塔条件不变，则气体出塔浓度y 2和吸收率?的变化为 （ C ） （A ）y 2上升，?下降 （B ）y 2下降，?上升 （C ）y 2上升，?不变 （D ）y 2上升，?变化不确定 7、逆流填料吸收塔，当吸收因数A <1且填料为无穷高时，气液两相将在哪个部位达到平衡 （ B ） (A) 塔顶 (B)塔底 (C)塔中部 (D)塔外部 8、平衡常数较小的组分是 （ D ） （A ）难吸收的组分 （B ）较轻组份 （C ）挥发能力大的组分 （D ）吸收剂中的溶解度大 9、吸附等温线是指不同温度下哪一个参数与吸附质分压或浓度的关系曲线。 （ A ） (A) 平衡吸附量 (B) 吸附量 (C) 满吸附量 (D)最大吸附量 10、液相双分子吸附中，U 型吸附是指在吸附过程中吸附剂 （ A ） (A) 始终优先吸附一个组分的曲线 (B) 溶质和溶剂吸附量相当的情况 (C) 溶质先吸附，溶剂后吸附 (D) 溶剂先吸附，溶质后吸附化工分离过程重点
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