大学化工分离工程教案 第7章 习题和解答
化工分离工程第7章 吸附
FLGC
活性氧化铝和分子筛的脱水性能比较
活性氧化铝:在水蒸气分压高的范围内吸附容量较高 沸石分子筛：在低水蒸气分压下吸附容量较高 因此，若要求水蒸气的脱除程度高，应选用？ 若吸附容量更为重要，则应选用？ 也可混用，先用氧化铝脱除大部分水，之后用分子筛进 行深度干燥。
FLGC
其他吸附剂
反应性吸附剂：能与气相或液相混合物中多组分进行化学 反应而使之去除。适用于去除微量组分（反应不可逆，不 能现场再生；吸附负荷高时，吸附剂更换过于频繁，不经 济）。 生物吸着剂：利用微生物将吸附的有机物氧化分解成二氧 化碳和水等，如工业废水的生化处理
FLGC
分子筛
分子筛亦称沸石，是一种晶态的金属水合铝硅酸盐晶体。
化学通式：Mex/n[(AlO2)x(SiO2)y]mH2O，其中Me阳离子，n 为原子价数，m为结晶水分子数 每一种分子筛由高度规则的笼和孔组成，它具有高度选择 性吸附性能，是由于其结构形成许多与外部相通的均一微 孔。
FLGC
根据原料配比、组成和制造方法不同可以制成各种孔 径和形状的分子筛。见课本表7-3。 强极性吸附剂，对极性分子如H2O、CO2、H2S等有 很强的亲和力，对氨氮的吸附效果好，而对有机物的 亲和力较弱。 分子筛主要用于气态物的分离和有机溶剂痕量水的去 除。
工业吸附剂可以是球形、圆柱形、片状或粉末状 粒度范围从50μm至1.2cm，比表面积从300至1200m2/g, 颗粒的孔隙度30%—85%, 平均孔径1-20nm 孔径：按纯化学和应用化学国际协会的定义，微孔孔径 小于2nm，中孔为2~50nm，大孔大于50nm
FLGC
1.密度
1）填充密度B（又称体积密度）: 是指单位填充体积的吸 附剂质量。通常将烘干的吸附剂装入量筒中，摇实至体积 不变，此时吸附剂的质量与该吸附剂所占的体积比称为填 充密度。
化工分离过程答案
试题名称 ： 化工分离工程层次:(专升本) 专业： 年级： 学号： 姓名： 分数：一、填空题（本题共20空，每空1分，共20分） 1、分离工程分为()和()两大类。
2、对拉乌尔定律产生偏差的溶液称为()或()。
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（ ）。
在恒沸点两侧组分的挥发能力（ ）。
4、端值常数A 为()时体系为理想溶液，A 为()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（ ），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（ ）偏差的非理想溶液，与塔底组分形成理想溶液或具有（）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（），此时为了保证整个塔内萃取剂的浓度，常将部分溶剂随（）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( )，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（）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（），与进料组成（）。
10、吸附负荷曲线是以（ ）为纵坐标绘制而成，透过曲线是以（）为纵坐标绘制而成。
二．选择题（本题共10题，每题2分，共20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 ）0，05、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。
化工原理第七章习题答案
精品文档7-1 ． 100g 水中溶解 1gNH 3 ，从手册查得 200 C 时 NH 3 的平衡分压为986.6Pa ，在此浓度以内服从亨利定律。
试求溶解度系数H （单位为 kmol m 3 kPa 1 ）和相平衡常数 m ，总压力为 100kPa 。
（答： H0.59kmol m 3 kPa 1 , m 0.943）解： c1 17 0.582kmol m 3 ，101 1000Hc 0.582 0.59mol Pa 1 m 3 ，Pe 0.9866y e7.4 760 0.0099 ，100 101.3x1 17 0.0105，1 10017 18my e 0.0099 0.943。
x0.01057-2 ． 10 0 C 时氧在水中的溶解度的表达式p *3.313 10 6 x , 式中 p 为氧在气相中的平衡分压， kPa ； x 为溶液中氧的摩尔分数。
空气中氧的体积分数为21% ，试求总压为101kPa 时，每 m 3 水中可溶解多少 g 氧？（答： 11.4g m 3 ，或 0.35mol m 3）解： Pe 0.21 101.3 21.3kPa ，xPe21.3 6.42 10 6 ，3.313 106 3.313 106c6.42 10 63211.4g m 3。
18 10006% ，7-3 ．用清水吸收混合气中的NH 3 ，进入常压吸收塔的气体含 NH 3 体积分数为 吸收后气体含 NH 3 体积分数为 0.4% ，出口溶液的摩尔比为0.012kmol NH 3 kmol 1 水。
此物系的平衡关系为 Y 2.52X 。
气液逆流流动，试求塔顶、塔底处气相推动力各为多少？（答：顶 ΔY 20.00402 ，底 ΔY 1 0.034 ）解： Y 1y 10.060.064 ， Y 2y 20.0040.0402 ，1y 1 11y 2 10.060.004 塔底： Y e 2.52 X 2.52 0.0120.03024 ，塔顶： Y e 2.52 X 2.52 0 0 ， 塔顶气相推动力Y 20.00402 ，塔底气相推动力 Y 1 Y 1 Ye,1 0.0640.03024 0.034 。
分离工程习题解答
［例2-3］求含正丁烷（1）0.15、正戊烷（2）0.4、和正已烷（3）0.45（摩尔分数）之烃类混合物在0.2MPa 压力下的泡点温度。
B. 露点温度a. 解：因各组分都是烷烃，所以汽、液相均可看成理想溶液， K i 只取决于温度和压力。
如计算要求不高，可使用烃类的 p －T －K 图（见图 2-1）。
假设 T ＝ 50℃， p ＝0.2MPa ，查图求 K i ， 组分 xi Ki yi=Kixi 正丁烷 0.15 2.5 0.375 正戊烷 0.40 0.76 0.304 正已烷 0.45 0.28 0.126说明所设温度偏低,选正丁烷为K G ,95.0805.076.03==∑=i G y K K 。
查p-t-k 图t 为58.7, 再设 T ＝ 58.7℃，重复上述计算得故泡点温度为 58.7℃。
解：B. 露点温度, 假设 T ＝ 80℃， p ＝0.2MPa ，查图求 K i ， 组分 xi Ki yi/Ki=xi 正丁烷 0.15 4.2 0.036 正戊烷 0.40 1.6 0.25正已烷 0.45 0.65 0.6921978.0≠=∑=∑∴iii K y x选正戊烷为参考组分，则56.1978.06.14=⨯=∑⨯=i G x K K由56.14=K ,查图2-1a 得t=78℃K 1=4，K 2=1.56， K 3=0.6，1053.175.0267.00375.0≈=++=∑=∑∴iii K y x 故混合物在78℃。
［例2-7］进料流率为 1000kmol/ h 的轻烃混合物，其组成为：丙烷 (1)30% ；正丁烷 (2)10% ；正戊烷 (3)15% ；正已烷 (4)45%( 摩尔 ) 。
求在 50 ℃和 200kPa 条件下闪蒸的汽、液相组成及流率。
解：该物系为轻烃混合物，可按理想溶液处理。
由给定的 T 和 p ，从 p - T - K 图查 K i ，再采用上述顺序解法求解。
分离工程习题集
第二章习题一、填空题1.衡量分离的程度用（）表示，处于相平衡状态的分离程度是（）。
固有分离因子是根据（）来计算的。
它与实际分离因子的差别用（）来表示。
2.分离过程分为( )和( )两大类。
传质分离过程分为（）和（）两大类。
下列属于机械分离过程是（），速率分离过程是（），平稳分离过程是（）。
（吸收、萃取、膜分离、渗透、过滤、离心分离、蒸馏）3.汽液相平衡是处理（）过程的基础。
相平衡的条件是（）。
Lewis 提出了等价于化学位的物理量（），它是（）压力。
4.气液相平衡常数定义为（）。
理想气体的相平衡常数与（）无关。
5.精馏塔计算中每块板由于（）改变而引起的温度变化，可用（）确定。
在多组分精馏中塔顶温度是由（）方程求定的，其表达式为( )。
在多组分精馏中塔釜温度是由（）方程求定的，其表达式为( )。
6.低压下二元非理想溶液的对挥发度α12等于( )。
7.泡点温度计算时若∑Kixi>1，温度应调（）。
泡点压力计算时若∑Kixi>1，压力应调（）。
8.当混合物在一定的温度、压力下，满足（）条件即处于两相区，可通过（）计算求出其平衡汽液相组成。
若组成为Zi的物系,∑Kixi>1,且∑KiZi>1时，其相态为（）。
若组成为Zi的物系,Kixi＜1时其相态为（）。
若组成为Zi的物系,∑Zi/Ki＜1时，其相态为（）。
9.绝热闪蒸过程，饱和液相经节流后会有（）产生，节流后的温度（）。
二、选择题1.溶液的蒸气压大小（）a.只与温度有关b.不仅与温度有关，还与各组分的浓度有关c.不仅与温度和各组分的浓度有关，还与溶液的数量有关2.对两个不同纯物质来说，在同一温度压力条件下汽液相平衡K值越大，说明该物质沸点（）a.越低b.越高c.不一定高，也不一定低3.汽液相平衡K值越大，说明该组分越（）a.易挥发b.难挥发c.沸点高d.蒸汽压小4.气液两相处于平衡时（）a.两相间组份的浓度相等b.只是两相温度相等c.两相间各组份的化学位相等d.相间不发生传质5. 当物系处于泡、露点之间时，体系处于（ ）系统温度大于露点时，体系处于（ ）系统温度小于泡点时，体系处于（ ）。
化工安全工程课件-第7章 防火防爆设计
y1
y2
第二次压力 惰化结束
y0
y1
PL
氧气的浓度为常数
y2 氧气的物质的量为常数
图7-2 压力惰化循环
时间
7.1 惰 化
• （2）确定过程
压力惰化过程计算公式与式(7-6)，式中，nL为在大气压下的 总物质的量(低压)；nH为加压下的总物质的量(高压)。但氧 气的初始浓度要以首次加压后的量计算，即加压状态下物质
惰化系统一般具有高（进惰性气体）、低（关闭）惰 化设置点。如LOC=10%，高点可为8%，低点为6% 。
7.1 惰化
• 4、惰化方法： 真空惰化、压力惰化、压力—真空联合惰化、采用不纯 氮气进行真空和压力惰化、吹扫惰化和虹吸惰化 。
A：真空惰化 • （1）操作过程：如图7-1所示
① 对容器抽真空； ② 采用氮气或二氧化碳等惰化气体消除真空直到容 器内恢复到大气压力； ③ 重复以上步骤直到达到所需要的氧化剂浓度（低 于LOC） 。
第7章 防火防爆设计
尽可能快地阻止火灾或爆炸的发生，可使火灾或爆 炸导致的破坏最小。这可以通过设计抵抗火灾爆炸效应 的过程设备（即控制管理中心）来实现，各种设计要素 属于附加的安全设计方法，经常用于一项新工程的早期 设计阶段，以及作为现有工厂安全改造的基础。
但在实践中，由于生产条件的限制或某些不可控因 素的影响，仅采取一种或几种措施是不够的，往往要采 取多方面的措施，以提高生产过程的安全程度。另外还 应考虑其他辅助措施，以便在万一发生火灾爆炸事故时， 减少危害的程度，将损失降低到最低程度，这些都是防 火防爆工作必须全面考虑的问题。
经过j次后加入的总的氮气的量为：
（7-7）
由式7-7计算所需使用的氮气的量，其中低压为：
生物分离工程第7章-萃取
❖ 萃取操作可以提取和增浓产物，使产物获得初步的纯化，甚 至获得纯的天然产物。
溶剂萃取法
利用一种溶质组分（如产物）在两个互不混溶的液相（如水 相和有机溶剂相）中竞争性溶解和分配性质上的差异来进行 分离操作的。
第七章 萃取 （Extraction）
萃取：利用物质在互不相溶的两相之间溶解度的不同，使
所需提取的生化物质有选择性地发生转移，集中到一相中， 而其它杂质（如中间代谢产物、杂蛋白等）分配在另一相中， 从而达到某种程度的提纯和浓缩。
反萃取：完成萃取操作后，为进一步纯化目标产物 或便于下一步分离操作的实施，将目标产物从有机 相转入水相的操作就称为反萃取（Back extraction)
美国戴安公司 产ASE快速溶剂萃 取仪 ，可对固体、
半固体样品中的目 标分析物进行快速 全自动地萃取。系 统带有多项安全特 性以避免潜在的危 险。
德国产IKA固液萃取 仪，所需化学溶剂更少， 可减少废料处理费用。 全电脑控制，可同时进 行4个萃取过程。 labworldsoft软件组合， 可方便的建立自动化的 处理程序，一套软件可 同时控制八台仪器。
浸取的影响因素
1．相平衡 浸取过程中的相平衡用分配系数KD表示 KD ＝y / x
y——达到平衡时溶质在液相中的浓度 x——平衡时溶质在固相中的浓度 2．溶剂的选择
KD大且对目的物质的选择性高，溶剂的价格应低廉，无腐蚀性， 无毒，闪点高，无爆炸性，产品中易去除,容易回收。 3．增溶作用
原先不溶或难溶性的生物大分子物质向可溶性的、分子量较小的 生物物质转变，但不能过度。也有向不溶性转变的。 4．固体原料的预处理： 如粉碎、干燥等。
分离工程习题完整答案
第一部分 填空题非常全的一份复习题， 各个方面都到了。
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. 衡量分离的程度用（分离因子）表示，处于相平衡状态的分离程度是（固有分离因子）。
3. 分离过程是（混合过程）的逆过程，因此需加入（分离剂）来达到分离目的。
4. 工业上常用（分离因子）表示特定物系的分离程度，汽液相物系的最大分离程度又称为（理想分离因子）。
5. 固有分离因子是根据（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。
6. 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）。
7. 当混合物在一定的温度、压力下，满足（1,1 ∑∑iK i z i z i K ）条件即处于两相区，可通过（物料平衡和相平衡）计算求出其平衡汽液相组成。
8. 萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（萃取剂回收段）。
9. 最低恒沸物，压力降低是恒沸组成中汽化潜热（小）的组分增加。
10. 吸收因子为（ A=L/KV ），其值可反应吸收过程的（难易程度）。
11. 对一个具有四块板的吸收塔，总吸收量的80%是在（塔顶釜两块板 ）合成的。
12. 吸收剂的再生常采用的是（用蒸汽或惰性气体的蒸出塔），（用再沸器的蒸出塔），（用蒸馏塔）。
13. 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。
14. 用于吸收过程的相平衡关系可表示为（ L = A V ）。
15. 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。
16. 在塔顶和塔釜同时出现的组分为（分配组分）。
17. 吸收过程在塔釜的（i N x i K iN y ,,1≥+ ），它决定了吸收液的（该组分的最大浓度）。
18. 吸收过程在塔顶的限度为（ix i K i y ,0,1≤ ），它决定了吸收剂中（自身挟带）。
19. ？限度为（吸收的相平衡表达式为（L = A V ），在（温度降低、压力升高）操作下有利于吸收，吸收操作的限度是（i N x i K iN y ,,1≥+，ix i K i y ,0,1≤ ）。
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7.1.1 最小分离功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，实际分离过程能耗应尽量接近最小功。
图 7-1 连续稳定分离系统由热力学第一定律：(7-1)和热力学第二定律（对于等温可逆过程）：(7-2)得到等温下稳定流动的分离过程所需最小功的表达式：（ 7-3 ）即或表示为自由能的形式：（ 7-4 ）或表示为逸度的形式：（ 7-7 ）一、分离理想气体混合物对于理想气体混合物：(7-8) 对于由混合物分离成纯组分的情况：（ 7-9 ）在等摩尔进料下，无因次最小功的最大值是 0.6931 。
对于分离产品不是纯组分的情况：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的分离功。
[例7-1]二、分离低压下的液体混合物（ 7-10 ）对于二元液体混合物分离成纯组分液体产品的情况：（ 7-11 ）可见，除温度以外，最小功仅决定于进料组成和性质，活度系数大于 1 的混合物比活度系数小于 1 的混合物需较小的分离功。
当进料中两组分不互溶时，—W min,T =0 。
[例7-2][例7-3]7.1.2 非等温分离和有效能当分离过程的产品温度和进料温度不同时，不能用自由能增量计算最小功，而应根据有效能来计算。
有效能定义：有效能是温度、压力和组成的函数。
稳态下的有效能平衡方程：（ 7-18 ）等当功：（ 7-19 ）系统的净功（总功）：（ 7-20 ）过程可逆时，可得最小分离功：（ 7-21a ）该式表明，稳态过程最小分离功等于物流的有效能增量。
7.1.3 热力学效率和净功消耗分离过程的热力学效率：系统有效能的改变与过程所消耗的净功之比。
(7-22)普通精馏操作（图 7-2）过程所消耗的净功：图 7-2 普通精馏塔(7-23)实际分离过程，热力学效率必定小于 1 。
试求20 ℃ 、 101.3kPa 条件下，将 lkmol 含苯 44% （摩尔）的苯－甲苯溶液分离成纯组分产品所需的最小分离功。
解：苯一甲苯溶液可视为理想溶液，g i =1 ，在等温、等压下将 lkmol 含苯 44% 的苯一甲苯溶液分离成纯组分所需的最小分离功为：[例7-1]环境温度为 294.4K ，压力 101.3kPa ，在该环境条件下将流率为 600 kmol/h 的丙烯 - 丙烷的混合气体，连续分离成相同温度、压力下的产品。
已知混合气体中含丙烯 0.60 （摩尔分数）。
分离要求为：①产品为纯丙烯和纯丙烷；②含丙烯 99%( 摩尔 ) 和含丙烷 95% （摩尔）的两个物流。
确定所需最小功。
解：这两个组分在分子结构上相似，且压力为常压，故进料和产品均可看作理想气体。
①此物系可以认为是理想气体的混合物，由式（ 7-9 ）得，②首先通过物料衡算计算出分离所得两个产品的流率为：含丙烯 99%( 摩尔 ) 的产品流率 351.0 kmol/h ；含丙烷 95% （摩尔）的产品流率 249.0 kmol/h 。
由式（ 7-8 ）得，可见，分离成非纯产品时所需最小功小于分离成纯产品时所需最小功。
在环境温度为 294.4K ，压力为 101.3kPa 的条件下分离流率为 24898kmol/h 的甲醇 - 水混合液体。
原料中含甲醇 58.07 ％（摩尔）所得产品为：含甲醇 99.05% （摩尔）的富甲醇产品和含甲醇 1.01% （摩尔）的废水。
确定过程需要的最小功。
解：根据 Van Laar 方程计算液相活度系数，；式中 M 代表甲醇， W 代表水。
计算所得活度系数如下：组分活度系数 g原料富甲醇产品废水甲醇 1.08 1.00 1.75水 1.20 1.57 1.00通过物料衡算计算出两个产品的流率为：含甲醇 99.05%( 摩尔 ) 的产品流率 14491 kmol/h ；含甲醇 1.01% （摩尔）的废水流率 10407 kmol/h 。
计算最小功时，可将式（ 7-10 ）分解为一个理想溶液部分和一个由于与理想溶液的偏差而产生的过剩部分之和，最终方程为，（ 7-12 ）代入数据得，可见，由于该物系与理想溶液呈正偏差，使得最小功比理想溶液的减小 18.6% 。
7.2.1 精馏塔的多股进料和侧线采出一、多股进料图 7-3 两种不同浓度进料的精馏流程两段进料一塔式分离过程的操作线更接近于平衡线，各平衡级传质和传热的推动力减少，精馏过程的热力学效率得以提高，减少了有效能损失。
然而由于精馏段操作斜率减小，回流比减小，所需塔板数增加。
图 7-4 精馏塔 McCabe-Thiele 图二、侧线塔以分离三组分混合物为例，若其中某一个组分的含量很少或者对组分之间的切割要求不严格，则采用侧线塔代替两个相邻的常规塔，可降低基建投资和操作费用。
侧线出料位置：若第一个塔是 A/BC 切割塔，则改用侧线出料时，侧线出料位置在进料板之下；若第一个塔为 AB/C 切割塔，则侧线出料位置在进料板之上。
砍掉原第二塔。
考察由 C 2 馏分生产聚合级乙烯的精馏系统的分离流程。
原料为脱乙烷塔顶馏分，其中含乙炔 0.72％（mol），而聚合级乙烯的主要指标为： C 2 H 4 含量不低于99.95%；C 2 H 2 含量不高于5×10 -6 。
为了使乙炔含量合格，必须首先对脱乙烷塔塔顶出料中乙炔用催化加氢的方法脱除，加氢反应器出口物料的组成为：CH4C2H4C2H6流率， kmol/h 14.66 2097.11 744.36组成，摩尔 % 0.51 73.43 26.06乙烯塔操作压力为 2.0MPa，在该操作条件下:，解：(1)设若采用乙烯塔侧线出料的流程（附图1），用式（7-25）计算乙烯产品中甲烷的最小含量：在侧线出料中还有 C 2 H 6 ，其含量在 0.02%-0.04%左右，乙烷和甲烷相加已达到0.1%左右，因此，用侧线塔的方法不能满足聚合级乙烯规格的要求，必须用两个常规塔：加氢反应器出口物料先进入第二脱甲烷塔，脱除甲烷后再进入乙烯精馏塔分离乙烯和乙烷，见附图 2。
例 7-5 附图 1 带侧线乙烯精馏塔 例 7-5 附图 2 第二脱甲烷流程 经平衡级计算，两个塔的主要计算结果和消耗的能量见附表 1。
(2)若经过工艺改进，使 加氢反应器出口物料的组成为：CH 4 C 2 H 4 C 2 H 6 流率， kmol/h 3.69 2111.6 729.77 组成，摩尔 %0.1374.2225.65在这种情况下，若直接采用乙烯塔侧线出料，乙烯产品中 CH 4 最低含量能降低到：因此，用侧线塔的方案是可行的。
经平衡级严格计算得到带侧线的乙烯精馏塔的计算结果见附表 1。
例 7-6附表1 乙烯精馏系统常规与侧线塔方案比较项目常规塔方案 侧线塔方案第二脱甲烷塔 乙烯精馏塔 带侧线的乙烯精馏塔塔顶组成： CH 4 % C 2 H 4 % 24.38 75.62 99.955.65 94.34 侧线组成： C 2 H 4 % CH 4 %99.95塔釜组成： CH 4 % 0.03 1.00 回流比 43.54 3.32 4.31 塔顶出料流量， 56.32048.62 60.44kmol/h2048.62侧线出料流量，kmol/h冷凝器物料温度,K 237 242 239冷剂温度,K 230 230 230热负荷,10 6 kW 22.307 82.343 85.340功耗 (1) , kW 4945 18255 18920再沸器物料温度,K 253 266 266冷剂温度,K 273 273 273热负荷,10 6 kW 10.285 68.479 62.250功耗 (2) , kW -864 -5757 -5233总功耗， kW 16579 13687注 :(1)230K的冷量功耗按221.7kW/10 6 kW计；(2)再沸器的冷量回收,每10 6 kW相当于84kW。
由附表 1所列数据可知，采用侧线出料的乙烯精馏塔代替第二脱甲烷塔和乙烯塔，节省功耗2892KW.h，占原方案功耗的17.4%。
7.2.2 热泵精馏7.3.1 分离方法的选择和分离顺序数多组分混合物的分离有多个可能的分离流程方案。
图 7-15 三元混合物简单精馏塔分离(a) 产品组分相对挥发度递降的顺序 (b) 产品组分相对挥发度递增的顺序对 C 个组分的物系，欲分离成 C 个基本纯的产品，需要 C-1 个塔，可组合成的流程方案数为：(7-27)若要用一种以上的分离方法，则分离所需总顺序数 S 为：（ T ：分离方法数）。
选择分离方法的探试规则：①选择具有较大分离因子的分离过程。
②尽量避免极端的过程条件。
③当分离过程需要多个分离级时，应优先选择平衡分离过程而不选择速度控制过程。
④当分离因子相同时，选择能量分离剂而不选择质量分离剂。
⑤选择分离方法时首先考虑采用精馏，只有在精馏方案被否定后才考虑其他分离方案。
表 7-3 影响分离因子的物质性质分子性质受影响的分离过程举例分子性质受影响的分离过程举例分子量精馏，蒸发，气相扩散偶极矩、极性萃取、吸附分子形状吸附，结晶分子电负荷电除法、电除雾分子体积吸附化学活性化学吸收、反应精馏通过外加功将热量自低位传至高位的系统称为热泵系统。
精馏塔的热泵主要有两种形式：（ 1）闭式热泵：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升压，然后在压缩机出口压力下在再沸器将热量传递给塔釜物料，本身冷凝成液体，如此循环不已。
塔内物料与制冷系统的工质两者之间是封闭的系统。
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。
图 7-6 开式热泵图 7-7制冷循环的压焓图1—精馏塔，2—冷凝器，3—再沸器，4—压缩机，5—节流阀。
（2）开式热泵：以过程本身的物料为制冷系统的工作介质。
其中一种形式是以塔釜物料为工质，在冷凝器汽化，取消再沸器，如图7-6a所示。
另一种形式是以塔顶物料为工质，在再沸器冷凝，取消冷凝器，见图7-6b。
7.2.3 设置中间冷凝器和中间再沸器的精馏增设中间再沸器，把再沸器加热量分配到塔的下段，或者设置中间冷凝器，把冷凝器热负荷分配到塔的上段，都可以取得节省能量的效果。
图 7-8 二级再沸、二级冷凝精馏塔7.2.4精馏系统的热集成一、多效精馏①加压—常压；②加压—减压；③常压—减压；④减压—减压。
两效精馏操作所需热量与单塔精馏相比，可以减少 30~40% 。
图 7-9 多效精馏的基本流程简单精馏塔应设有一个再沸器和一个冷凝器，如果能用物流直接传热来提供热量，则可砍掉再沸器和（或）冷凝器，实现热耦合。
热耦合精馏在热力学上是最理想的流程结构，即可节省设备投资，又可节省能耗。
所以，这种方式受到广泛注意和大量研究。