分离工程 第6章 分离过程及设备的效率与节能

2
(DE )
0.5
Pe 0 完全混合
Pe 完全不混合
25
Pe 4 E OG 1 / 2 [(1 ) 1] 2 Pe
③液体部分混合
图6-5 求EMV/EOG值的图解线
26
3）雾沫夹带
两个相在传质交换后的分离，对塔设备就是 气速较高时造成的雾沫夹带 影响：使重组分含量高的液体进入上层塔 板，轻组分浓度下降 湿板效率
第6章 分离过程及设备 的效率与节能
1
第六章 主要内容
§6.1 气液传质设备的效率
§6.2 分离过程的最小分离功
§6.3 分离过程的节能
§6.4 分离过程系统合成 本章小结
2
本章要求
• §6.1 气液传质设备的效率
• 1）理解、识记气液传质设备级效率的各种定义 • 2）掌握影响级效率的因素和塔板上流动液相的 三种混和类型 • 3）掌握级效率计算方法中的机理模型方法
二、非等温分离和有效能（Exergy）
三、净功和热力学效率
39
• §6-2 分离过程的最小分离功 分离过程为什么要节能？
什么是分离过程的最小功？
分离过程的特征？
据热力学基本原理可知，各种物质的混合 过程是一个自发的不可逆过程，若将一个 均相混合物，在恒温、恒压下分离成各个 不同组成的产物时，必须借助于某种消耗 功或能量装置。
等板高度越小，说明填料层的传质效率高，则完 成一定分离任务所需的填料层的总高度可降低。 HETP与填料的类型和尺寸、物性、操作条件、 设备尺寸等因素有关
15
⑶影响级效率的因素
1）点效率与传质间的关系
16
双膜理论
17
⑶影响级效率的因素
1）点效率与传质间的关系
1 N OG 1 1 NG N L A
泡罩塔 板式塔
浮阀 填料类型 填料塔 填料支撑
液体分 布装置 液体再 分布装置
条形 圆形 浮舌
塔型
9
一、级效率的定义和影响因素
⑴实际板和理论板的差异
理论板（级） 汽液两相完全混合，板上 浓度均一，等于离开该板 溢流液的浓度 离开板的汽液相浓度达到 * y y 平衡： i i K i xi * V ( y 传质量： i yi ) 均匀流动，各点停留时间 相同 无雾沫夹带、漏液和液相 夹带汽相现象等 实际板（级） 板上液相浓度径向分布，液 体入口处浓度高，进入的汽 相各点浓度不相同 达到平衡要无限长时间 影响因素：平衡关系、塔板 结构，流动情况、物性 不均匀流动，各点停留时间 有明显差异 雾沫夹带、漏液和液相夹带 汽相现象等
10
⑵级效率的定义
1）全塔效率
达到指定分离效果所需理论级数与实际级数 的比值，对板式塔又称为总板效率。
ET
N理
N实
全塔效率:将影响传质过程的动力学因素全部归结 到总板效率内。 板式塔内各层塔板的传质效率并不相同，总板效 率简单地反映了整个塔内的平均传质效果。 全塔效率很容易测定和使用，但若将全塔效率与 板上基本的传质、传热过程相关联，则相当困难
x 1

L ：全塔平均温度下进料的粘度
：相对挥发度
32
2）Van Winkle关系式
0.14 0.25 0.08 Emv 0.07Dg S c Re
表面张力准数：
Dg L LU v
液体Schmidi准数：
Sc L L D LK
Re hwU v v
Reynolds准数：
4
• 能源是发展工业的必要物质条件，据报导化学工 业是耗能较多的一个部门，我国化工能耗约占全 国能源消耗总量的12.7%，折合标准煤为7848吨。 若以每万元产值能耗平均值计，为全国万元产值 能耗平均值的2.3倍。 • 化学工业中分离系统能耗更大，特别是精馏单元 操作，且余热量也大。据英、美等国统计，精馏 单元操作能耗约占全国能耗量的3%。 • 发展化学工业，开创化学工业的新局面，节能问 题极为重要。确定具体混合物分离的最小能耗， 了解影响能耗的因素，寻求接近此极限能耗的实 际分离过程是很有意义的。
7
◇ 填料塔:
一种塔内浓度为连续变化的微分接触型设备
☆ 用相当于一个传质单元的高度，或一个理论 级的填料高度来表示填料塔的传质效率，称 之为传质单元高度或理论板当量高度
☆ 讨论传质分离的级效率，就是讨论影响板式 塔的板效率和填料塔的传质单元高度或理论 板当量高度的各个因素及其计算方法
8
筛板塔
筛板 泡罩 方形
8
S C ( G / G DG )
1/ 2
N L (4.12710 DL )
(0.213F 0.15)t L
ZCl tL Lv / l f
ZC Lv 0.0419 0.19hW 2.454( ) 0.0135F lf
19
2）液体混合情况对板效率的影响
点效率只反映塔板上局部位置的传质效果，为 了通过它来分析板效率的影响因素，还需找出板 效率与点效率的关系。 如图6-2，对工业规模的筛板塔板上停留时间分 布和流动形式的测定表明：沿塔板中心的液体流 速比靠壁处为快，而靠近塔壁处有反向流动和出 现环流漩涡的趋势，并随流程的增长（塔径增大） 变得更显著。液相在板上沿流动方向的混合程度 影响板效率，按液相混合情况，可将流动分为三 种类型。
EmV Ea eE mV 1 (1 e)
Ea<EmV
e：单位液体流率的雾沫夹带量，对不同 的塔型，可用经验式估算e
27
3）雾沫夹带
Kv uF
G L G
28
3）雾沫夹带
由 K v 求得 u F 泛点百分率
u / uF
29
4）物性的影响
①液相粘度：粘度高，两相接触差，同 时液相扩散系数变小，故效率低 ②相对挥发度：大则相当于汽相溶解度 低，Ki小，液相阻力大，效率低 ③表面张力梯度 a.正系统 轻 重 d dx1 0 泡沫状态下操作 b.负系统 轻 重 d dx c.中性系统
轻 重
1
0
喷射状态下操作
0
30
d
dx1
二、 级效率的计算方法
1、经验法 1）奥康奈尔（O’Connell）关系曲线
31
1）奥康奈尔（O’Connell）关系曲线
ET 0.49(L )
0.245
ET 0.164ln x 0.468
x 1
ET 0.0687ln x 0.443 x Li xi
35
2、机理模型
美国化工学会（AIChE）
1） 用（6-10，11）式计算出板上的气相传质单 元数NG和液相传质单元数NL。 2） 用（6-9）式求出气相总传质单元数 NOG 3）用（6-8）式求出点效率EOG 4）计算板上液相返混程度Pe 5）查图6-5或（6-16）计算得EMV/EOG，并得单板 效率 EMV 6）从图6-6，7求雾沫夹带量并按式（6-19）求 Ea
11
2）默费里(Murphree)板效率（单板效率）
指组分i的气相或液相经过一层塔板前后的实际组成 变化与经过该层塔板前后的理论组成变化的比值。
E
i , MV
y y y y
i,j * i,j
i , j 1
i , j 1
也可液相浓度计算 Ei ,mL 但
Ei ,mL Ei ,mV
y*i,j
且不同组分计算结果 不同（二元除外）
EHale Waihona Puke i , MLx x x x
i,j * i,j
图6-1 板序号规定
i , j 1
i , j 1
12
3） Murphree点效率
塔板上的气液两相是错流接触的，实际上在 液体的流动方向上，各点液体的浓度可能是变 化的。液体沿塔板流动的途径比板上的液层高 度大很多，故在液流方向上比在气流方向上更 难达到完全混合。若假定液体在垂直方向上是 完全混合的，则
L FA
33
3）等板高度 HETP
34
3）HETP
①乱堆填料 HETP=0.45-0.6米 ②鲍尔环，25mm，HETP=0.3m； 38mm，HETP=0.45m； 50mm，HETP=0.6m。 ③规整填料 金属丝网波纹填料：CY型， HETP=0.125-0.166m； BX型，HETP=0.2-0.25m。 麦勒派克填料，HETP=0.25-0.33m
5
§6-1气液传质设备的效率
一、级效率的定义和影响因素 二、 级效率的计算方法
三、气液传质设备的选择
6
§6-1气液传质设备的效率
△ 为确定传质设备的高度，可通过多级平衡过 程的计算，决定完成一定分离任务所需的理 论级数 ◇ 将其他因素的影响归于传质分离的级效率 ☆ 板式塔:一种塔内浓度为不连续变化的逐板 接触型设备，每一塔板就是一个传质交换级， 并构成多级平衡过程的一个单元 ☆ 传质交换的两流体在一块塔板上接触后并不 可能达到理论上的平衡状态，为表示板式塔 传质效率的大小，常用板效率
• 3）塔的操作方式 • 间歇精馏：填料塔（减少中间馏分的采 出） • 多股加料和侧线采出：板式塔（简便） • （2）填料的选择 • 1）材质选择 • 陶瓷、金属、塑料 • 考虑：价格、硬度、腐蚀性 • 2）种类 • 考虑：效率、压力、表面积、操作弹性
38
• §6-2 分离过程的最小分离功 一、分离的最小功
• 特点：预测放大塔径后的板效率 • 计算繁复
36
三、气液传质设备的选择
• • • • • • • • • • • • （1）板式塔和填料塔的选择 考虑的问题： 1）系统物性 填料塔：腐蚀性、易发泡、热敏性、真空操作 高粘度 板式塔：易聚合或固体 2）塔设备投资 板式 填料 塔直径 >0.6m 不受限制 设备费用 小塔： 大 小 大塔： 小 大 操作弹性： 大 小 37