第四章 均相混合物的分离与设备.docx
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第四章均相混合物的分离与设备
第四章均相混合物的分离与设备
4-1双膜理论的要点是什么?
答:
关于气体的(物理)吸收问题,W.G.Whitman和W.K.Lewis提出“双膜理论”,其要点可归纳为两个方面。
即:
1.气体吸收物理模型的建立
对于稳定的吸收过程,相互接触的气、液两相存在着稳定的界面,界面两侧各有一个很薄的滞流膜层,吸收质是以分子扩散的方式通过此二膜层。
2.吸收过程机理的假设
假设Ⅰ:
两膜外的区域为气相主体和液相主体;在主体区域,流体处于充分湍动。
结论1——若假设成立,则气体吸收过程的阻力应“全部”集中在两个滞流膜层(双膜)上。
假设Ⅱ:
在相界面处,气-液相吸收质总是处于一种溶解平衡状态;在“气膜”一方,吸收质的压强为pAi;在“液膜”一方,吸收质的浓度为CAi。
结论2——若假设成立,则气体吸收过程的推动力为:
气相传质过程的推动力:
pA-pAi(吸收质A的压强差)
液相传质过程的推动力:
CAi-CA(吸收质A的浓度差)
4-2在气相总压为100kPa、温度为30℃时,某厂采用水吸收某混合气体中的氨气。
已知,气膜吸收系数kg=3.84×10-6kmol·m-2·s-1·kPa-1,液膜吸收系数kl=1.83×10-4m·s-1。
假设,在操作条件下,平衡关系服从Henry’slaw;测得液相溶质的摩尔分数为0.05,气相平衡分压为6.7kPa。
当塔内某截面上气、液组成分别为y=0.05、x=0.01时,求:
⑴吸收速率及吸收系数;
⑵分析该过程的控制因素。
解:
—35—
若氨气的吸收可近似地视为物理吸收,根据“双膜理论”其吸收速率方程可写为:
NA=KG·S(pA-pA*)
或:
NA=KL·S(CA*-CA)
1.气相总吸收系数
KG=
⑴溶解度系数
H≈ρs/(E·Ms)==
=0.415(kmol·m-3·kPa-1)
⑵气相吸收系数
KG==
==3.66×10-6(kmol·m-2·s-1·kPa-1)
2.某截面单位面积总吸收速率
NA/S=KG·(pA-pA*)=KG(p·xA-E·x)
=3.66×10-6×[100×0.05-(6.7/0.05)×0.01]
=1.34×10-5(kmol·m-2·s-1)
3.吸收过程控制因素的分析
由气相总吸收系数的计算可知:
气膜阻力Rg=1/kg=1/3.84×10-6=2.6×105(kPa·m2·s·kmol-1)
液膜阻力Rl=1/(kl·H)=1.32×104(kPa·m2·s·kmol-1)
即:
气膜阻力(Rg)远大于液膜阻力(Rl),气膜阻力占吸收过程总阻力(R=Rg+Rl)的95.2%。
所以,该吸收过程是一个气膜控制过程。
—36—
4-3强化吸收过程的主要途径有那些?
答:
依据过程速率方程,强化吸收过程的主要途径可从提高推动力、减小阻力两个方面考虑。
1.提高吸收过程的推动力
⑴提高气相推动力
通过增大气相主体的压强,可直接增大吸收质的分压(pA),进而达到增大吸收过程(pA-pA*)的目的。
通过降低吸收操作温度,可使吸收质在吸收剂中的溶解度增大,使气相平衡分压减小(pA*),进而达到增大吸收过程(pA-pA*)的目的;
⑵提高液相推动力
通过降低吸收剂的入口温度,可使吸收质在吸收剂中的溶解度增大,使液相平衡浓度增大(CA*),进而达到增大吸收过程(CA*-CA)的目的;
通过提高吸收剂的流量,降低吸收剂入口吸收质的浓度(CA),可达到增大吸收过程(CA*-CA)的目的。
2.减小吸收过程的阻力
⑴减薄流体膜的厚度
明确具体吸收过程的控制因素(气相、液相),提高相应流体的湍流程度,可有效地起到减薄相界面滞流层(气膜、液膜)厚度的作用,进而达到减小吸收过程阻力(Rg、Rl)的目的。
⑵采取逆流操作
逆流吸收操作可有效地增大吸收质与吸收剂的接触面积,起到减小吸收过程阻力的作用。
⑶改善吸收设备性能
对于填料吸收塔,通过改善填料性能,提高填料的传质面积a(单位体积填料的比表面积),可有效地降低吸收阻力。
4-4什么是“液泛”?
什么是“液泛速度”?
答:
所谓“液泛”是指逆流操作时,由于气体的流速过大,则阻碍吸收剂的正常
—37—
喷淋,是吸收剂从气体出口处泛出的现象。
而“液泛流速”uF是指出现液泛现象时,气体的最低流速。
4-5在一塔径为0.8m填料塔中,以清水为吸收剂吸收空气中的氨,要求氨的吸收率为99.5%。
已知:
混合气体的进塔流量为1400kg·h-1,气体的总压为1.013×105Pa,氨的分压为1.333kPa。
若实际吸收剂的为最小用量的1.4倍,操作温度(298K)下的气液平衡关系为y*=0.75x;气相总吸收系数为0.088kmol·m-3·s-1。
求:
吸收塔每小时的用水量及填料层高度。
解:
1.求用水量
对吸收操作中的氨进行物料衡算
V(y1-y2)=L(x1-x2)
若吸收剂采用清水,x2=0。
则,用水量为:
L=[V(y1-y2)]/x1
⑴确定有关数据
①进口气相中的氨含量
假设,混合气体服从理想气体行为。
即:
pV=nRT
则:
y1=n1/(1-n1)==
=0.0134
②进口气体的流量
由于混合气体中氨的含量很低,可近似视为空气(惰性气体)。
则惰性气体的流量为:
V=×(1-y1)= (1-0.0134)
空气的平均式量
=47.6(kmol·h-1)
—38—
③出口气相中的氨含量
根据工艺要求(氨的吸收率为99.5%)有:
y2=y1(1-η)=0.0134×(1-99.5%)=6.7×10-5
⑵确定吸收剂的最小用量Lmin
Lmin=V=V
由气液平衡关系为y*=0.75x得知:
x1*=y1/0.75=0.0134/0.75=0.0179
则:
Lmin=47.6×=35.6(kmol·h-1)
⑶实际用水量
L=1.4Lmin=1.4×35.6=49.8(kmol·h-1)
Ws(水)=M(H2O)L=18×49.8=897(kg·h-1)
即:
吸收塔每小时的用水量为897kg(或0.897m3)。
2.求填料层高度
Z=H0G·NOG
⑴气相总传质单元高度
H0G=
①填料塔的横截面积
Ω=πr2=1/4×πD2=0.25π×0.82
=0.5024(m2)
②确定a·Ω
若选择50×50×4.5mm的(陶瓷)拉西环为吸收塔的填料,乱堆。
则:
a·Ω≈0.5
③气相总传质单元高度
H0G===0.30(m)
—39—
y2
⑵气相总传质单元数
y1
N0G=∫[1/(y-y*)]dy=
①Δym
Δym===
根据物料衡算
V(y1-y2)=L(x1-x2)=L·x1
即:
x1==47.6×=0.0128
则:
Δy1=y1-0.75x1=0.0134-0.75×0.0128=0.0038
Δym==9.4×10-4
②N0G
N0G===14.3
⑶求填料层高度
Z=H0G·NOG=0.30×14.3
=4.29(m)
4-6什么是简单蒸馏?
简单蒸馏有什么特点?
答:
1.简单蒸馏又称为微分蒸馏或瑞利蒸馏,是使混合液逐渐气化并使蒸气及时冷凝以分段收集的分离操作(分批加入原料,间歇操作)。
2.简单蒸馏属于间歇操作,是使混合液逐渐气化并使蒸气及时冷凝以分段收集的分离操作。
因此,简单蒸馏至少有如下两个方面的特点。
⑴在简单蒸馏操作过程中,体系中的气-液相间没有平衡关系,只有瞬间的平衡关系。
⑵体系的气、液相组成、沸点随时间而改变。
—40—
①气相(馏出液)的组成——易挥发度组分的含量由高→低(逐步降低),蒸气的温度由低→高(逐步升高)。
②液相(料液)的组成——易挥发度组分的含量由高→低(逐步降低),料液的沸点由低→高(逐步升高)。
4-7某厂欲对某A、B二组分体系进行简单蒸馏操作。
已知:
A组分的正常沸点为100℃;B组分在100℃时的饱和蒸气压为50.56kPa。
求体系在100℃时,A组分的相对挥发度。
解:
若体系服从拉乌尔定律时,即:
pi=pi°xi
则:
αAB=pAº/pBº=101.3/50.56=2.0
答:
体系在100℃时,A组分的相对挥发度αAB=2.0。
4-8计算苯-甲苯混合液(二组分体系)在80.1-110.8℃时,苯的平均相对挥发度。
解:
若体系服从拉乌尔定律,则平均相对挥发度为:
αm=
1.80.1℃(苯的正常沸点)
p苯º=101.3kPa
p甲苯º=39.3kPa(查手册)
则:
α1=p苯º/p甲苯º=101.3/39.3=2.58
2.110.8℃(甲苯的正常沸点)
p甲苯º=101.3kPa
p苯º=233.0kPa(查手册)
α2=p苯º/p甲苯º=233.0/101.3=2.30
3.平均相对挥发度
—41—
αm===2.44
答:
苯-甲苯二组分体系的平均相对挥发度αm=2.44。
4-9在常压操作下,用简单蒸馏法分离苯-甲苯二组分体系。
已知:
进料液中苯的含量xF=0.50,要求苯的回收率为80%。
求馏出液的量及其组成。
解:
若以100kmol为计算基准。
则:
WF=100kmol;xF=0.50;αm=2.44
1.馏分中苯的量
nP(苯)=WF·xF·80%=100×0.5×80%
=40(kmol)
2.釜残液中苯的量
nw(苯)=WF(苯)-WP(苯)=100×0.5-40=10(kmol)
3.确定计算公式中的积分项
ln(WF/W)=∫dx/(y-x)
即:
因为:
—42—
并且:
即:
于是:
4.釜残液中甲苯的量
令:
料液中甲苯的量=nF(甲苯),苯的量=nF(苯)=WF·xF
则:
WF(1-xF)=nF(甲苯)
令:
釜残液中甲苯的量=nW(甲苯),苯的量=nW(苯)=W·xW
则:
W(1-xw)=nw(甲苯)
于是:
移项整理得:
即:
—43—
于是:
即:
2.44[ln50-lnnw(甲苯)]=1.61
lnnw(甲苯)=ln50-0.660=3.25
则:
nw(甲苯)=arcln3.25=25.8(kmol)
5.馏分的量及其组成
⑴馏分的量
WP=nP(苯)+nP(甲苯)=nP(苯)+[nF(甲苯)-nw(甲苯)]
=40+[(1-100×50)-25.8]
=64.2(kmol)
⑵馏分的组成
苯的含量:
xp(苯)=40/64.2=0.623
甲苯的含量:
xp(甲苯)=1-0.623=0.377
4-10什么是精馏?
精馏与简单蒸馏有什么区别?
答:
1.精馏是利用混合液中各组分间挥发性的差异,进行多次部分气化和多次部分冷凝,将液体混合物各组分分离的一种质量传递操作。
2.精馏与简单蒸馏的区别除了操作工艺及设备外,至少还有如下两个方面的区别。
⑴在简单蒸馏体系中,气-液相间只有瞬间的平衡关系;在稳定精馏操作过程中,每个“部分气化、冷凝”体系至少在理论上存在着气-液平衡关系。
⑵在简单蒸馏过程中,气、液相的组成及沸点随时间的改变而改变。
即:
易挥发度组分的含量由高→低(逐步降低);沸点由低→高(逐步升高)。
在稳定精馏操作过程中,每个“部分气化、冷凝”体系,其气、液相组成不随时间变化。
—44—
4-11已知,在1atm下,正己烷-正庚烷二组分体系的平衡数据如下。
T/℃30364046505658
x己烷1.000.7000.5240.3400.2140.0910
y己烷1.000.8560.7700.6250.4490.2280
绘制该二组分体系的气-液平衡相图(T-x图)。
解:
以正己烷-正庚烷二组分体系的沸点(T)为纵坐标,以组成(x、y)为横坐标作图——正己烷-正庚烷二组分体系的气-液平衡相图。
4-12某厂每小时将15000kg含苯40%和含甲苯60%的混合液进行连续精馏。
要求釜液中含苯不高于2%,馏出液中苯的回收率为97.1%。
求馏出液和釜液的流量及组成。
解:
1.物料衡算
F=P+W
F·xF=P·xP+W·xw
⑴将有关数据换算为物质的量分数
xF==
=0.44
xW==
=0.0235
⑵料液的流量
①料液的平均相对式量
MF=xF·M苯+(1-xF)·M甲苯=0.44×78+0.56×92=85.8
②料液的流量
F=Ws/MF=15000/85.8=175(kmol·h-1)
—45—
⑶塔顶产品
因为:
ηP=×100%
则:
P·xP=ηP·(F·xF)=97.1%×175×0.44=74.8
2.釜液和馏出液的流量、组成
由物料衡算式得:
175=P+W①
175×0.44=74.8+0.0235W②
由②式得:
W==93.62(kmol·h-1)
由①式得:
P=F-W=175-93.62=81.4(kmol·h-1)
答:
①馏出液
流量——P=81.4kmol·h-1;
组成——xP=74.8/P=0.92
②釜液
流量——W=93.6kmol·h-1;
组成——xW=0.0235
4-13某厂将CS2-CCl4混合液进行连续精馏。
已知:
原料液的流量WF=14000kg/h,料液组成wF=0.3(二硫化碳的质量分数;下同)。
若要求釜液组成ww≤0.05,馏出液的回收率为90%。
求馏出液的摩尔流量及组成(摩尔分数)。
解:
根据物料衡算有:
F=P+W
F·xF=P·xP+W·xw
1.料液组分
—46—
xF===0.465
2.釜液组分
xW===0.0964
3.料液的流量
⑴料液的平均相对式量
MF=xF·MCS2+(1-xF)·MCCl4=0.464×76+0.536×154
=117.8
⑵料液的流量
F=Ws/MF=14000/117.8=118.8(kmol·h-1)
4.塔顶产品
因为:
ηP=×100%
则:
P·xP=ηP·(F·xF)=90%×118.8×0.464=49.6
5.物料衡算
118.8=P+W①
118.8×0.464=49.6+0.0964W②
由②式得:
W==57.3(kmol·h-1)
由①式得:
P=F-W=118.8-57.3
=61.5(kmol·h-1)
答:
馏出液的流量及组成为
①流量——P=61.5kmol·h-1;
②组成——xP=49.6/P=49.6/61.5=0.81
—47—
4-14某厂欲将含苯0.5、甲苯0.5的混合物进行连续精馏。
要求塔顶苯的摩尔分数为0.95,塔底产品甲苯的摩尔分数为0.90。
已知:
回流比R=4,进料热状况参数q=1.2,比挥发度(平均相对挥发度)αm=2.45。
⑴求精馏塔的理论塔板数;
⑵若全塔效率为E0=60%,求精馏塔的实际塔板数。
解:
用作图法求解,其求解步骤如下:
1.作x-y相图
⑴根据气—液平衡关系求各点xi、yi
ym=
xi0.950.900.800.700.600.450.200.10
yi0.980.960.910.850.790.670.380.21
⑵作x-y相图
依据数据作x-y相图,并在相图中确定xF、xP、xw点。
2.作操作线
⑴根据精馏段操作线方程作精馏段操作线
yn+1=xn+xP
求出精馏段操作线的截距[xp/(R+1)]——N点;然后连接P、N两点作直线——精馏段操作线。
⑵根据进料作操作线方程作进料操作线
y=x-xF
求进料操作线的斜率[q/(q-1)];按进料操作线的斜率在F点作直线——进料操作线(q线)。
⑶作提馏段作操作线
—48—
连接q、W两点作直线——提馏段操作线。
3.作阶梯图
由阶梯图得:
NT=7-1=6
N=6/0.6=10
答:
求精馏塔的理论塔板数NT=6(不含塔釜)。
若全塔效率为E0=60%,则其实际塔板数N=10。
4-15什么是液-液萃取?
答:
在液体混合物(原料)中加入某种与其不相混溶的液体作为溶剂,利用原料液中各组分在溶剂中的溶解度差异来分离液体混合物,此操作称为液-液萃取。
4-16什么是分配系数?
答:
在一定温度下,某组分在相互平衡的E相与R相中的组成比,称为该组分的分配系数。
例如,在A-B-S(萃取剂)体系中:
溶质A的分配系数kA=yA/xA
溶剂B的分配系数kB=yB/xB
4-17萃取剂的选择需重点考虑哪几方面的因素?
答:
在生产中,选择萃取剂需重点考虑如下几个方面的因素。
1.萃取剂的选择性
萃取剂的选择性,可用萃取剂选择性系数β来描述,选择性系数β越大,分离效果越好。
2.萃取剂的经济性
在实际生产中,萃取后得到的E相和R相常采用蒸馏的方法加以分离。
若萃取剂难以回收或回收率不高,其经济性必然较差。
3.萃取剂的其它物性
⑴密度——在萃取操作中为了使两相在萃取器中能较快地分层,要求萃取剂
—49—
与被分离混合物有较大的密度差。
这样,可有效地提高设备的生产能。
⑵相界面张力——相界面张力对萃取操作有着重要影响。
当相界面张力较大时,分散相液滴易聚结,有利于分层;反之,界面张力过小,液体易分散而产生乳化现象,使两液相难分离。
但如果界面张力过大时,液体则不易聚结分散,难以式两液相充分混合,降低萃取效果。
因此,在萃取操作中应选择适中的界面张力。
⑶粘度——溶剂的粘度对分离效果也有重要的影响。
溶剂粘度低,有利于两液相的混合与分层,也有利于流体的流动与传质;反之亦然。
此外,在选择萃取剂时还需考虑萃取剂的化学稳定性、热稳定性、腐蚀性及毒性等因素,权衡利弊,得出最佳萃取方案。
4-18什么是超临界流体?
超临界流体有何重要特性?
答:
1.超临界流体(Supercritical Fluid)是指,温度、压强高于临界温度和临界压强的流体。
2.在超临界萃取中,作为萃取剂,超临界流体除了其个性外,还有如下两条重要的基本特性。
⑴兼有气体和液体两重性
超临界流体在质量传递过程中兼有气体和液体两重性。
它既有与液体相当的密度、溶解能力,又有与气体相近的粘度、扩散系数和渗透能力。
此特性意味着超临界流体具有与液体溶剂相接近的溶剂能力;同时,在萃取操作中,超临界流体的传质速率将远大于液态下溶剂萃取速率。
⑵密度对温度和压强的变化敏感
超临界流体的密度对温度和压强的变化比较敏感,而超临界流体的溶解性能与其密度有着密切的关系。
通常物质在超临界流体中的溶解度(C)对数与其密度对数呈直线关系。
即:
lnC=klnρ+m(k为正数)
这样,我们可通过改变超临界流体的温度或压强来调节其密度,达到调节其溶解能力的目的。
4-19在25℃下,以水为萃取剂,从醋酸-氯仿混合液中提取醋酸。
已知,原料—50—
液的处理量为4000kg/h,用水量为3200kg/h,原料液中含醋酸35%(质量分数);在操作温度下,E相和R相的平衡数据(质量分数)如附表所示。
求单级萃取后,E相和R相的组成及流量。
附表
氯仿层(R相)水层(E相)
醋酸(质量分数/%)水(质量分数/%)醋酸(质量分数/%)水(质量分数/%)
0.000.990.0099.16
6.771.3825.1073.69
17.722.2844.1248.58
25.724.1550.1834.71
27.655.2050.5631.11
32.087.9349.4125.39
34.1610.0347.8723.28
42.5016.5042.5016.50
解:
1.根据数据作平衡相图
2.萃取后E相和R相的组成及流量
根据原料液中醋酸的含量35%,在A、B线确定F点;连接F、S点,依据杠杆规则在FS线上确定M点。
借助辅助曲线用试差法确定通过M点的连接线ER。
由图得:
E相yA=27%,yB=1.5%,ys=71.5%
R相yA=7.2%,yB=91.4%,ys=1.4%
由物料衡算得:
M=F+S=4000+3200=7200(kg/h)
由图量得:
RM=26mm,RE=42mm
由杠杆原理得:
E=M×RM/RE=7200×26/42=4457(kg/h)
R=M-E=7200-4457=2743(kg/h)
—51—
答:
①单级萃取后E相
组成yA=27%,yB=1.5%,ys=71.5%
流量E=4457kg/h
②单级萃取后R相
组成yA=7.2%,yB=91.4%,ys=1.4%
流量R=2743kg/h
4-20什么是离子交换?
什么是离子交换剂?
离子交换可分为哪几个基本步骤?
答:
1.离子交换(ionexchange)是借助于固体离子交换剂中的离子与稀溶液中的离子进行交换,以达到提取或去除溶液中某些离子目的的一种单元操作。
2.离子交换剂(ionexchanger)是一种含有可解离基团的物质,其解离基团能与溶液中的其它离子起交换作用。
3.离子交换过程可简单地划分为如下三个基本步骤。
⑴溶液中的溶质离子通过扩散穿过相界面,到达离子交换剂表面与其迁移离子接触。
⑵到达离子交换剂表面与迁移离子接触的溶质离子,与离子交换剂的迁移离子发生化学反应(离子交换)。
⑶离子交换剂中发生离子交换后的迁移离子,以扩散的形式穿过相界面到达液相主体。
4-21简述离子交换分离工艺流程。
答:
离子交换分离工艺流程如右图所示。
操作中,待离子交换树脂饱和
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