第六章分离过程及设备的效率与节能综合

0.25lgL 0.30hL
⑵Van Winkle关系式
0.14 0.25 0.08 Emv 0.07Dg S c Re
⑶HETP 乱堆填料HETP一般为0.45~0.6米；鲍尔 环25mm的HETP为0.3m， 38mm的HETP 为0.45m，50mm的HETP为0.6m；规整填 料如金属丝网波纹填料CY型的HETP为 0.125~0.166m、BX型的HETP为 0.2~0.25m，麦勒派克填料的HETP为 0.25-0.33m。
第六章 分离过程及设备的效率与 节能综合
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
本章要求：
（1）掌握等温分离的最小功的计算方法，了 解非等温分离和有效能、净功消耗和热力学 效率的计算。 （2）了解精馏过程的热力学不可逆分析方法， 掌握精馏过程的节能技术。 （3）掌握简单分离和复杂塔的分离顺序的合 成的原则。
⑥易 聚合 和含有 固体悬浮物的物系，不 宜选用填料塔。
（2）塔的操作条件 ①板式塔的直径一般 ≮ 0.6 米，填料塔设备费 随塔径增加而迅速增加，大塔慎用填料塔； ②填料塔 操作弹性小 ，对液体负荷变化尤 为敏感，板式塔往往具有较大弹性； ③采用新型填料的填料塔具有较大的生产能 力和较小的HETP。
1 N OG 1 1 NG NL A
AL
KV
NG、NL可由经验式求得。
⑵液体混合情况对板效率的影响
液体流经塔板时，板上 j-1 y i,j 任一点的液体会在三个垂直 方向上发生混合： 纵向 混合、 横向 混合和 垂直 于塔板液面， xi,j 沿气流的混合。这些混合将 影响板效率。 描述流型对效率影响的数学模型：
xi,j
y i ,j +1 yi,j
xi,j-1
j
y i, j ――与 xi , j 成平衡的气相
摩尔分率。
默弗里液相板效率
Ei ,ML
xi , j xi , j 1 x xi , j 1
i, j
j-1 yi,j
xi,j-1
xi,j y i ,j +1
j
一般 Ei ,MV Ei ,ML
（1）全塔效率ET（总板效率，塔效率）
－－为完成给定分离任务所需要的理论塔板数 （N）与实际塔板数（Nact）之比。
N ET N act
ET的特点是容易测定和使用。
⑵板式塔
①默弗里（Murphree）板效率 默弗里板效率 ―― 实际板上 j-1 浓度变化与平衡时应达到的 浓度变化之比。 默弗里气相板效率 yi , j yi , j 1 Ei ,MV yi , j yi , j 1
E mv 1 e ( Pe ) E OG ( Pe )[1 ( Pe ) /
e 1
[1
Pe
l Pe DE t L ]
2
(DE )
0.5
Pe 完全混合 Pe 0 Pe 4 E OG 1 / 2 [(1 ) 1] 2 Pe
L
6.1.1.2雾沫夹带 板式塔中，雾沫夹带程度用雾沫夹带量 （ <0.1kg 液体／ kg 气体）或泛点百分率表示。 随 H T , 塔负荷 ，雾沫夹带量迅速 。 6.1.1.3.压力降 真空操作设备的 P 往往成为限制生产能力 的主要原因，还影响降液管内液位高度， ↑， P 液位高度↑，以造成液泛。 6.1.1.4.停留时间 精馏中液体在降液管内停留时间一般≮3～5秒。
（2） 填料种类的选择 （3） 填料尺寸的选择 填料尺寸小，压降大，费用高；填料尺寸大易 出现液体分布不均及严重壁流，分离效率低。 为此要求： 拉西环填料 D d p 8 ~ 10
鲍尔环，矩鞍形填料 D d p 8
（4） 填料的单位分离能力
分离过程为什么要节能？ 分离过程的特征？ 多组分分离的多塔排列顺序对
yi , j 1
Ei , MV
EMV EOG 1 e NOG
②液体完全不混合（活塞流）且停留时间相同
默弗里板效率和点效率间关系式：
5.0
E MV
e
EOG

1
完全不混合
由上式得右图知： EMV／EOG 液体混合作用的减弱 1.0 使默弗里板效率增大。
xi,j-1
j y i ,j +1
①板上液体完全混合
板上各点 xi, j 均相同，并等于该板出口溢 流液的xi,j组成，即 xi, j xi , j ，若进入板各 点的 yi, j 1是均一的，则有： yi, j yi, j
EOG
yi , j yi , j 1 y
i, j
6.1.3.1经验关联式
⑴奥康奈尔（O’Connell）关系曲线(图6-8）
E0 0.49 ET 0.164ln x 0.468
0.245
x 1 x 1
ET 0.0687ln x 0.443
x Li xi
朱汝瑾公式：
LM lg ET 1.67 0.30lg V M
能耗是否影响 ？
6.2.分离过程的最小分离功
6.2.1分离过程的最小功 6.2.1.1等温分离最小功 当分离过程完全可逆时，分离消耗的功 完全可逆 ①体系内所有的变化过程必须是可逆的 ②体系只与温度为T0的环境进行可逆的热 交换
Wid T0 S H Wmin
热力学第一定律
n H n H
6.1.3.2机理模型（略）
AIChE（美国化学工程师学会）法,基于双 膜理论提出的计算方法。
6.1.3.3.由实验装置数据确定板效率
当无欲分离物系的气液平衡数据时，达到分 离程度所需的塔板数最好通过实验室测定。使用 称 为 Oldershaw 塔 的 玻 璃 或 金 属 筛 板 塔 ， 塔 径 25 ～ 50 毫米，筛孔 1 毫米，开孔率 10 ％左右。塔 板数任意。在 20 ～ 1140 千帕操作压力范围内， Oldershaw 塔的效率与塔径在 0.46 ～ 1.2 米范围的 中间试验塔和工业塔的数据一致。
对于填料塔:
为相当于一块理论板所需的填料高度。
填料高度 Z HETP 理论级数 N
对于板式塔:
H T N act H T HETP N ET
6.1.2.3影响级效率的因素 ⑴点效率与传质间的关系
EOG 1 e

K y aZ G
G一定， a , Z , K y EOG 。塔板上液层 愈厚，气泡愈分散，表面湍动程度愈高， 点效率愈高。 由双膜理论得：
1
b.负系统 c.中性系统
轻 重
d
0 喷射状态下操作 dx1
轻 重 d dx1 0
6.1.3.级效率的计算方法
由理论板数求实际板数需要板效率数据。
获取方法有三种： A、由工业塔数据归纳出的经验关联式求算；
B、依赖传质速率的半理论模型求得；
C、从实验装置或中间工厂直接得到数据。
（4）物性的影响 ① 液体粘度
L 大，产生气泡大，相界面小，两相接触
差，且液相扩散系数小，效率低。 因精馏T一般较吸收T高， L 小，故精馏塔 效率高于吸收塔。 ②密度梯度 当易挥发组分的 L 大于难挥发组分的 L 时， 能形成混合旋流，可提高液相传质系数。
③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 ④表面张力梯度 a.正系统 轻 重 d 0 泡沫状态下操作 dx
6.1气液传质设备的处理能力和效率
6.1.1 气液传质设备的处理能力的影响因素 气液传质设备有板式塔和填料塔两类。 影响气液传质设备的处理能力的因素有： 6.1.1.1液泛
L , H T 板式塔： V u f
，处理能力增加；
f 填料塔： V , L , , a u ，处理能力增加。 规整填料处理能力大于乱堆填料。
6.1.2 气液传质设备的效率及影响因素
6.1.2.1实际板和理论板的差异 ⑴理论板假定离开该板的汽、液两相达到平衡 ⑵理论板上相互接触的汽液两相完全混合，板 上液相浓度均一 ⑶实际板上汽液两相存在不均匀流动，停留时 间有明显差异 ⑷实际板存在雾沫夹带、漏液和液相夹带泡沫 现象。
6.1.2.2级效率的定义
Oldershaw塔的偏于保守的试验步骤：
1）测定泛点；
2 ）在约 60 ％泛点下操作（在 40 ～ 60 ％范围内均 可）； 3）试验中通过调整塔板数和流率，达到预期分离 程度；
4）假设工业塔与Oldershaw塔在相同液气比下操 作需要相同的塔板数。
6.1.4.气液传质设备的选择 6.1.4.1、板式塔和填料塔的选择 项目 压降 空塔气速 板式塔 较大 较大 填料塔
Lv 0.00378 0.0171 u G 3.68( ) 0.18hw lf
完全不混合
液体流 程的平 均宽度
30
（3）雾沫夹带 雾沫夹带为级间混合，降低分离设备的 分离效果，板效率下降。 Colburn（可尔本）1936年推导出下关系：
Ea E MV 1 eEMV 1 e
（3）塔的操作方式 ①间歇操作，填料塔持液量较小，较合适； ②由 多个 进料口和侧线采出的精馏塔，用板
式塔更合适。
6.1.4.2、填料的选择
（1） 填料材质的选择
瓷质填料 耐腐蚀性好，使用温度范围较宽， 价廉。但质脆、易碎。 金属填料 壁薄，ε大，通量大、压降小。 适用于真空精馏。但价高，且应注意耐腐问题。 塑料填料 耐腐蚀性好、质轻、耐冲击、 不易破碎，通量大、压降小，但耐高温性能差。
②默弗里（Murphree）点效率
J
j-1
xi,j
板上气液两相错流， 假定液体在垂直方向上 完全混合。