化工分离工程讲稿

第一篇：化工分离工程讲稿

第1章绪论

教学目的与要求：

分离过程的发展及趋势；传质分离过程的分类和特征。重点：分离过程的特征；平衡分离和速率分离的原理。了解：本课程的任务和内容；与其它课程的相互关系。

分离工程是研究化学工业和其他化学类型工业生产中混合物的分离与提纯的一门工程学科。

图 1-1 生产过程中的分离操作

分离过程可分为机械分离和传质分离两大类: 机械分离过程的分离对象是由两相以上所组成的混合物，其目的只是简单地将各相加以分离，例如，过滤、沉降、离心分离、旋风分离和静电除尘等。

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。本课程要讨论的是传质分离过程。

1.1 传质分离过程的分类

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可分为平衡分离过程和速率分离过程。

一、平衡分离过程

定义：借助分离媒介(如热能、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：能量媒介(ESA)或物质媒介(MSA)，有时两种同时应用。ESA 是指传入或传出系统的热，还有输入或输出的功。MSA 可以只与混合物中的一个或几个组分部分互溶，常是某一相中浓度最高的组分。

举例：闪蒸和部分冷凝、普通精馏、萃取精馏、共沸精馏、吸收、解吸(含带回流的解吸和再沸解吸)、结晶、凝聚、浸取、吸附、离子交换、泡沫分离、区域熔炼等。

二、速率分离过程

定义：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，利用各组分扩散速度的差异实现组分的分离。

举例：微滤、超滤、纳滤、反渗透、渗析、电渗析、渗透汽化、蒸汽渗透、渗透蒸馏等。

1.2分离过程的集成化：

1．反应过程与分离过程的耦合：化学吸收、化学萃取、催化精镏、膜反应器

2．分离过程与分离过程的耦合：萃取结晶、吸附蒸馏、电泳萃取

3．过程的集成：传统分离过程的集成（共沸精镏—萃取、共沸精镏—萃取精镏）

传统分离过程与膜分离的集成（渗透蒸发—吸附、渗透蒸发—吸收、渗透蒸发—催化精镏）膜过程集成（微滤—超滤—纳滤—反渗透）

第2章单级平衡分离过程

教学目的与要求：

相平衡基本理论；多组分物系的泡点和露点计算；闪蒸过程的计算。

重点：相平衡分离的基本理论；活度系数法计算汽液平衡常数的简化形式；多组分物系的泡点方程、露点方程；计算方法；混合物相态的判别和等温闪蒸过程的计算。

了解：相平衡常数的计算；绝热闪蒸过程。

难点：多组分非理想体系平衡常数计算；多组分物系的泡点温度和泡点压力、露点温度和露点压力的计算；等温闪蒸过程的计算。

2.1 相平衡基础

相平衡是指混合物所形成的若干相保持物理平衡而共存的状态；从热力学看，是整个物系的自由能处于最小的状态；从动力学看，相间表观传递速率为零。相平衡的准则：各相的温度、压力相同，各组分的逸度也相等，即

相平衡常数:

(2-4)对于平衡分离过程，常采用分离因子来表示平衡关系：

(2-5)分离因子在精馏过程中又称为相对挥发度，它相对于汽液平衡常数而言，随温度和压力的变化不敏感，其值与1的偏离程度表示组分i和j之间分离的难易程度。

 

2.1.1 汽液平衡 2.1.2 液液平衡

2.1.1 汽液平衡

汽液平衡时，组分 i 在汽、液两相的逸度相等：

(2-6)汽相中组分 i 的逸度用逸度系数表示：

(2-7)液相中组分i的逸度用逸度系数表示：

(2-8)液相中组分i的逸度还可用活度系数表示：

(2-9)将式(2-7)，(2-8)代入式(2-6)，得：

(2-10)将式(2-7)，(2-9)代入式(2-6)，得:

(2-11)式(2-10)、(2-11)对应着计算相平衡常数的两种途径：状态方程法和活度系数法。

一、状态方程法

根据式(2-4)和式(2-10)，汽液平衡的相平衡常数可表示为：

(2-12)逸度系数通过状态方程计算：

(2-13)关键: 选择一个既适用于汽相、又适用于液相的状态方程。[例2-1]

二、活度系数法

根据式(2-4)和式(2-11)，汽液平衡常数可表示为:

(2-15)（1）基准态逸度

1)可凝性组分的基准态逸度

基准态是与系统具有相同 T、p 和同一相态的纯 i 组分。

(2-19)2)不凝性组分的基准态逸度

对于不凝性组分，当组分 i 的摩尔分数变为无限小时，活度系数近似为 1，组分 i 的逸度等于基准态逸度乘以摩尔分数。该基准态下组分 i 的逸度即为在系统温度和压力下估计的亨利常数：

(2-21)或

(T，p一定，xi → 0)(2-22)（2）液相活度系数

常用活度系数方程有：对称型 Margules-Van Laar 方程、Margules 方程、Van Laar 方程、Wilson 方程、NRTL 方程、UNIQUAC 方程和 Scatchard-Hildebrand 方程。

思考题：比较上述活度系数方程的区别及适用范围。（3）汽相逸度系数

一般说来，只要具有合理的参数，并能准确估算组分的汽相逸度系数的状态方程均可采用。其中最简便的是维里方程。

(2-26)将略去第二维里系数以后各项的维里方程分别代入式(2-13)和(2-14)，可得：

(2-28)

(2-29)（4）汽液平衡常数的计算

活度系数法计算汽液平衡常数的通式：

(2-30)1)汽相为理想气体，液相为理想溶液

；；；

式(2-30)简化为

(2-31)此时，汽液平衡常数仅与系统的温度和压力有关，与溶液组成无关。例如苯、甲苯二元混合物。2)汽相为理想气体，液相为非理想溶液

；；

(2-33)此时，汽液平衡常数不仅与 T、p有关，还与 x 有关(影响活度系数)。活度系数>1为正偏差溶液；活度系数<1为负偏差溶液。低压下的大部分物系，例如醇、醛、酮与水形成的溶液属于这类物系。

3)汽相为理想溶液，液相为理想溶液

； g i =1

(2-35)即(2-36)此时，汽液平衡常数仅与 T、p 有关，而与组成无关。4)汽相为理想溶液，液相为非理想溶液

(2-38)汽液平衡常数不仅与 T、p 有关，也是液相组成的函数，但与汽相组成无关。5)列线图法求汽液平衡常数

对于石油化工和炼油中重要的轻烃组分，经过广泛的实验研究，得出了求平衡常数的一些近似图，称为 P-T-K 图，如图 2-1所示。当已知压力和温度时，从列线图能迅速查得平衡常数。

思考题：比较状态方程法和活度系数法的优缺点。[例2-2]

 2.1.2 液液平衡

2.1.2 液液平衡

液液平衡是萃取过程的基础，也是三相精馏、非均相共沸精馏等精馏过程的理论基础之一。液液平衡在许多情况下要比汽液平衡复杂。主要原因在于任一平衡相不再是理想溶液，组分的活度系数对于组分微小变化的敏感度要比汽液平衡中大得多。

液液平衡时，组分 i 在两液相的逸度相等，即

(2-39)上标 I 和 II 分别表示液相 I 和液相 II。

用式（2-9）表示两液相中组分i的逸度，且两相中使用相同的基准态逸度，则液液平衡可表示为：

(2-40)对于与理想溶液偏离较小的物系如烃类溶液等，其中各组分的逸度可用适当的状态方程进行计算。但对于常见的极性溶液，由于它们的非理想性较强，至今尚无成熟的状态方程适用。因此，这类混合溶液中各组分的逸度常按式(2-9)计算，相平衡常数则通过活度系数法计算。

 2.1.1 汽液平衡 2.2 多组分物系的泡点和露点计算

泡露点计算是分离过程设计中最基本的汽液平衡计算。例如在精馏过程的严格计算中 ,为确定各塔板的温度，要多次反复进行泡点温度的运算。为了确定适宜的精馏塔操作压力，就要进行泡露点压力的计算。在给定温度下作闪蒸计算时，也是从泡露点温度计算开始，以估计闪蒸过程是否可行。

泡露点计算，按规定哪些变量和计算哪些变量而分成四种类型：

类型 规定 求解 泡点温度 p, x1, x2,..., xc T, y1, y2,..., yc 泡点压力 T, x1, x2,..., xc p, y1, y2,..., yc 露点温度 p, y1 ,y2 ,...,yc p, x1 ,x2 ,...,xc 露点压力 T, y1, y2,..., yc p, x1, x2,..., xc

 

2.2.1 泡点温度和压力的计算 2.2.2 露点温度和压力的计算

2.2.1 泡点温度和压力的计算

泡点温度计算：规定液相组成 x 和 p，计算汽相组成 y 和 T。泡点压力计算：规定液相组成 x 和 T，计算汽相组成 y 和 p。计算方程： ①相平衡关系:

yi=Kixi

(i＝1,2,...,c)

(2-41)Ki=f(p,T,x,y)

(2-44)②浓度总和式:

(2-42)

(2-43)解法：试差法。

一、泡点温度的计算

（1）平衡常数与组成无关的泡点温度计算 泡点方程：

(2-45)求解步骤：

若，表明假设温度偏高，降低温度重算；若，则重设较高温度。

图 2-2 活度系数法计算泡点温度的框图

[例2-3][例2-4]

（2）平衡常数与组成有关的泡点温度计算

当系统的非理想性较强时，K i 必须按式(2-30)计算，然后联立求解式(2-41)和(2-42)。因已知参数值仅有 p 和 x，计算 K i 值的其它各项：恰是未知数。此外，及

均是温度的函数，而温度恰还是汽相组成的函数。因此，手算难以完成，需要计算机计算。应用活度系数法作泡点温度计算的一般步骤如图 2-2 所示。

当系统压力不大时（2MPa 以下），从式（2-30）可看出，K i 主要受温度影响，其中关键项是饱和蒸汽压随温度变化显著，从安托尼方方程可分析出，在这种情况下 ln K i 与 1/ T近似线性关系，故判别收敛的准则变换为：

(2-46)用 Newton-Raphson 法能较快地求得泡点温度。

对于汽相非理想性较强的系统，例如高压下的烃类，K i 值用状态方程法计算，用上述准则收敛速度较慢，甚至不收敛，此时仍以式（2-45）为准则，改用 Muller 法迭代为宜。[例2-5]

二、泡点压力的计算

泡点压力计算公式为：

(2-47)若用式（2-31）表示理想情况的Ki，由上式得到直接计算泡点压力的公式：

(2-48)对汽相为理想气体，液相为非理想溶液的情况，用类似的方法得到：

(2-49)若用pK 图求 Ki 的值，则需假设泡点压力，通过试差求解。

图 2-3 活度系数法计算泡点压力的框图

(2-7)

图 2-4 状态方程法计算泡点压力框图

[例2-6]

 2.2.2 露点温度和压力的计算

2.2.2 露点温度和压力的计算

露点温度计算：规定汽相组成 y 和 p，计算液相组成 x 和 T。露点压力计算：规定汽相组成 y 和 T，计算液相组成 x 和 p。

一、平衡常数与组成无关的露点温度和压力的计算

露点温度方程:

(2-50)露点压力方程:

(2-51)露点的求解方法与泡点计算类似。

二、平衡常数与组成有关的露点温度和压力的计算

露点温度的计算步骤与泡点温度的计算相近。露点压力的计算步骤与泡点压力的计算相近。

 2.2.1 泡点温度和压力的计算

2.3 闪蒸过程的计算

闪蒸是连续单级蒸馏过程，通常是作为进一步分离的辅助操作。普通精馏塔中的平衡级就是一简单绝热闪蒸级。

图 2-5 闪蒸分离

每一组分的物料衡算式：

i =1,2,…,c

(2-52)总物料衡算式为：

F ＝ L + V

(2-53)汽液平衡关系为：

i =1,2,…,c(2-41)

浓度总和式 :

(2-42)

(2-43)

焓平衡关系为：

FH F + Q ＝ VH V + LH L(2-54)对于绝热闪蒸，Q＝0。而对于等温闪蒸，Q 应取达到规定分离或闪蒸温度所需要的热量。

表 2-3 闪蒸计算类型

规定变量 闪蒸形式 输出变量 p, T 等温 Q, V, yi, L, xi p, Q =0 绝热 T, V, yi, L, xi p, Q≠0 非绝热 T, V, yi, L, xi p, L(或Ψ)部分冷凝 Q, T, V, yi, xi p(或T), V(或Ψ)部分汽化

Q, T(或p), yi, L, xi

 2.3.1 等温闪蒸和部分冷凝过程

 2.3.2 绝热闪蒸过程

2.3.1 等温闪蒸和部分冷凝过程

一、汽液平衡常数与组成无关

Ki=Ki(T, p)

解得：

(2-55)将 L=F-V 代入该方程，得:

(2-56)汽相分率： Ψ＝ V/F

(2-57)

(2-58)通用的闪蒸方程式（Rachford组成曲线就越偏离直线，极值点也就越明显。图 2-11 和图 2-12 分别表示了较小正偏差和较大正偏差时形成最低共沸物的图和

图。

图 2-11 具有较小正偏差的共沸物系

图 2-12 具有较大正偏差的共沸物系

目前已有专著汇集了已知的共沸组成和共沸温度 [14]。但在开发新过程或要了解共沸组成随压力（或温度）而变化等情况时，也可以利用热力学关系加以计算。

因在共沸组成时，故式(2-96)可改写成：

(2-97)上式便是计算二元均相共沸组成的基本公式。若已知，以及和与组成和温度的关系，则式(2-97)关联了共沸温度和共沸组成的关系。对T、p和x三个参数，无论是已知T求p和x或已知p求T和x，尚需它们之间的另一个关系

(2-98)用试差法便可确定在给定条件下是否形成共沸物以及共沸组成等具体数值。[例2-13]

(2)二元非均相共沸物

当系统与拉乌尔定律的正偏差很大时，则可能形成两个液相。二元系在三相共存时，只有一个自由度。因此在等温（或等压）时，系统是无自由度的，也就是说，压力（或温度）一经确定，则平衡的汽相和两个液相的组成就是一定的。这种物系中最有实用意义的是在恒温下，两液相共存区的溶液蒸汽压大于纯组分的蒸汽压，且蒸汽组成介于两液相组成之间，这种系统形成非均相共沸物。

若汽相为理想气体，则

(2-99)式中 p ——两液相共存区的溶液蒸汽压；

——共存区饱和蒸汽中组分 1 及组分 2 的分压。

由式(2-99)可得出不等式：

(2-100)在两液相共存区，上标“Ⅰ”表示组分 1 为主的液相；上标“Ⅱ”

表示组分 2 为主的液相。将其代入式(2-100)可得出：

(2-101)若相互溶解度很小，则，即。

上式简化为：

(2-102)故可用E作为定性估算能否形成共沸物的指标。由式(2-102)可见，组分蒸汽压相差越小，相互溶解度越小，则形成共沸物的可能性越大。

由于在二元非均相共沸点，一个汽相和两个液相互成平衡，故共沸组成的计算必须同时考虑汽液平衡和液液平衡：

(2-103)

(2-104)

(2-105)若给定 p，则联立求解上述三方程可得 T。如已知 NRTL 或 UNIQUAC 参数，首先假设温度，由式(2-103)和式(2-104)试差求得互成平衡的两液相组成，再用式(2-105)核实假设的温度是否正确。

二元非均相共沸物都是正偏差共沸物。从二元系的临界混溶温度很容易预测在某温度下所形成的共沸物是均相的还是非均相的。

 

2.6.2 三元共沸物系 2.6.3 剩余曲线

2.6.2 三元共沸物系

(自学)三元系相图常以立体图形表示。底面的正三角形表示组成、三个顶点分别表示纯组分。立轴表示压力（恒温系统）或温度（恒压系统），分别用压力面或温度面表示物系的汽液平衡性质。另一种三元相图是用底面的平行面切割上述压力面或温度面并投影到底面上形成等压线（恒温系统）或等温线（恒压系统）。

由于构成三元系的各组二元系的正负偏差及形成共沸物情况不同，三元系的汽液平衡性质有多种类型。在具有三个性质相同的二元共沸物时（即三个均为最高或最低共沸物），大多数情况是会有三元共沸物的（图 2-13）；当三元系有两个性质相同的二元共沸物时，压力面上联接两个共沸物之间出现一个“脊”或“谷”（图 2-14）；一个正（负）偏差共沸物与一个不参加此二元共沸物的低（高）沸点组分可使压力面产生脊（谷）；当三元系的压力面上既有脊又有谷时产生鞍形共沸物（图 2-15）。

在共沸精馏中，由有限互溶度的组分所形成的非均相共沸物特别受到注意。若共沸剂能形成这种共沸物，那么共沸剂的回收只需用分层的方法即可。

三元均相共沸组成的计算也可按二元均相共沸物系的情况进行，由共沸条件

得出：

(2-106)

(2-107)再加上

(2-108)三个方程中包括：

故已知T可解出p，；已知p可解出。

图 2-13 具有三个二元最低共沸物（m 1 , m 2 , m 3）及一个三元最低共沸物（m）三元系相图

图 2-14 具有二个二元最低共沸物的三元系相图

图 2-15 具有鞍形共沸物的三元系相图

 

2.6.1 二元共沸物系 2.6.3 剩余曲线

2.6.3 剩余曲线

(自学)分析一个由蒸馏釜和冷凝器构成的简单间歇蒸馏过程。液体混合物在蒸馏釜中慢慢沸腾，气体在逸出瞬间立即移出，由于一般情况下汽相组成与液相组成不同，故随蒸馏过程的进行，釜中剩余液体的组成连续变化。与此同时，蒸馏釜的温度，即釜中剩余液体的泡点温度也连续变化。用于描述间歇蒸馏釜中剩余液体组成随时间的变化的曲线称之为剩余曲线。曲线指向时间增长的方向，从较低沸点状态到较高沸点状态。对于三元混合物的蒸馏，可以很直观地在三角相图上表示剩余曲线。以正丙醇苯三元物系为例，在 101.3kPa 操作压力下所做完整的剩余曲线图如图 2-16 所示。

图 2-16 正丙醇-异丙醇-苯三元物系剩余曲线图

图2-16中正丙醇、异丙醇和苯的正常沸点分别为 97.3 ℃、82.3 ℃和 80.1 ℃。正丙醇、苯和异丙醇、苯分别形成二元最低共沸物，共沸温度为 77.1 ℃和 71.7 ℃。图中若干条剩余曲线上标注的箭头，都从较低沸点的组分或共沸物指向较高沸点的组分或共沸物。这些曲线包括三角形的三个边。该三元物系的所有剩余曲线都起始于异丙醇苯二元共沸物。因为该剩余曲线将三角相图分成两个蒸馏区域，故称它为简单蒸馏边界。所有处于蒸馏边界右侧的剩余曲线即处于 ADEC 区域的剩余曲线终止于正丙醇顶点C，它是该区域内的最高沸点(97.3 ℃)。所有处于蒸馏边界左侧的剩余曲线即 DBE 区域的剩余曲线都终止在纯苯的顶点 B，它是第二蒸馏区域的最高沸点 80.1 ℃。若原料组成落在 ADEC 区域内，蒸馏过程液相组成趋于 C 点，蒸馏釜中最后一滴液体是纯正丙醇。位于 DBE 区域的原料蒸馏结果为纯苯（B 点）。蒸馏区域边界（如 DE）均开始和终结于纯组分顶点或共沸物。图 2-16 中纯组分的顶点、二元共沸物是特殊点（若有三元共沸物存在，也是特殊点），按其附近剩余曲线的形状和特征不同可分为三类：凡剩余曲线汇聚于某特殊点，则称该点为稳定节点，如图中 B、C 两点；凡剩余曲线发散于某点，则称该点为不稳定节点，如 D 点；凡某特殊点附近的剩余曲线是双曲线的，则该点为鞍形点，如 A、E。在同一蒸馏区域中，剩余曲线簇仅有一个稳定节点和一个不稳定节点。剩余曲线图近似描述连续精馏塔内在全回流条件下的液体含量分布，由于剩余曲线不能穿过蒸馏边界，而蒸馏边界与精馏曲线的边界通常是十分接近的，故全回流条件下的液体含量分布也不能穿越蒸馏边界。一些学者建议，作为近似处理，在一定回流比下操作的精馏塔的组成分布也不能穿越蒸馏边界。实际上虽有例外，但绝大多数情况，其操作线被限制在同一精馏区域内，连接馏出液、进料和釜液组成之间的总物料平衡线不能穿越蒸馏边界。共沸精馏的产物组成除与工艺条件有关外，主要依赖于进料组成所处的精馏区域和它相对于蒸馏边界的位置。

剩余曲线图可用于开发可行的精馏流程。评比各种分离方案和确定最适宜的分离流程。为共沸精馏流程的设计以及萃取精馏、共沸精馏和多组分精馏的集成提供理论依据。

第3章气液传质分离过程

学习要点：

  

1.设计变量数的确定（单元、设备、流程）；

 2.多组分精馏过程分析及简捷计算；

3.特殊精馏（萃取精馏﹑共沸精馏、加盐精馏）过程分析； 4.吸收过程的特点及多组分吸收和过程的简捷计算方法。

    

3.1 设计变量 3.2 多组分精馏 3.3 特殊精馏 3.4 间歇精馏 3.5 吸收和解吸

3.1 设计变量

设计变量数: 进行一个分离单元、设备或分离流程的设计前必须规定的参数的数目。设计变量数ND为：ND＝NV甲苯-异丙苯三组分精馏

(2-42)图3-5 苯－甲苯－异丙苯精馏塔内汽液流率分布图3-6 苯－甲苯－异丙苯精馏塔内温度分布

(虚线表示按摩尔流假设的模拟结果)体系2：苯（1）-甲苯（2）-二甲苯（3）-异丙苯（4）四组分精馏。

进料组成为： z1=0.125，z2=0.225，z3=0.375，z4=0.275（摩尔分数），甲苯在馏出液中的回收率为99%。各组分相对挥发度为：α12=2.25，α22=1.0，α32=0.33，α42=0.21。根据给定的要求，甲苯为轻关键组分，二甲苯为重关键组分，苯为轻组分，异丙苯为重组分。

(2-42)图 3-7 苯－甲苯－二甲苯－异丙苯四组分精馏塔内液相浓度分布图

多组分精馏与二组分精馏在浓度分布上的区别可归纳为：



  

①在多组分精馏中，关键组分的浓度分布有极大值；

②非关键组分通常是非分配的，即重组分通常仅出现在釜液中，轻组分仅出现在馏出液中；

③重、轻非关键组分分别在进料板下、上形成接近恒浓的区域；

料板处是不连续的。④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塔内流量变化：

由于挥发度高的化合物通常是低分子量的，而低分子量组分一般具有较小的摩尔汽化潜热，所以上升蒸汽进入某级冷凝时将产生具有较多摩尔数的蒸汽，故沿塔向上流量通常有增加的趋势。若沸点较高的组分具有较低的汽化热，则情况正好相反。

塔内温度变化：

由于温度沿塔向上是逐渐降低的，所以蒸汽向上流动时被冷却。这种冷却或是增加液体的显热或是增加液体的汽化量，如果液体被汽化，则导致向上流量增加。再者，液体沿塔向下流动时，液体必被加热，其热量或是消耗蒸汽的显热或造成蒸汽的冷凝，如果是蒸汽冷凝，则导致下降流量的增加。当进料中有大量的、相对于关键组分是非常轻的或非常重的组分，或者更一般地说，如果从塔顶到塔底的温度变化幅度大，则这种影响更明显。

结论：

在精馏塔中，温度分布主要反映物流的组成，而总的级间流量分布则主要反映了热衡算的限制。



  

3.2.2 最小回流比

3.2.3 最少理论塔板数和组分分配 3.2.4 实际回流比和理论板数 3.2.5 多组分精馏塔的简捷计算方法

3.2.2 最小回流比

非分配组分：只在塔顶或塔釜出现的组分； 分配组分：在塔顶和塔釜均出现的组分。多组分精馏塔中恒浓区的位置：(a)轻、重组分均为非分配组分

(b)重组分为非分配组分，轻组分为分配组分

(c)轻组分为非分配组分，重组分为分配组分

(d)轻、重组分均为分配组分

最小回流比的计算方程：

(3-3a)

(3-3b)首先用试差法解出式(3-3b)中的。值应处于轻、重关键组分的值之间。如果轻、重关键组分不是挥发度相邻的组分，则可得出两个或两个以上的出液的组成通常近似用全回流条件下的组成代替。

值，分别计算Rm，取其大者。最小回流比下馏

   

3.2.1 多组分精馏过程分析 3.2.4 实际回流比和理论板数

3.2.3 最少理论塔板数和组分分配 3.2.5 多组分精馏塔的简捷计算方法

3.2.3 最少理论塔板数和组分分配

最少理论级数的计算 — Fenske 方程：

(3-4)－轻关键组分在馏出液中的 mol 分数；

－重关键组分在馏出液中的 mol 分数；

－重关键组分在釡液中的 mol 分数；

－轻关键组分在釜液中的 mol 分数；

－轻重关键组分相对挥发度的平均值。

(3-5)或(3-6)更为常用的形式：

(3-7)或表示为：

(3-8)以回收率表示的方程形式：

(3-11)φL,D表示轻关键组分在馏出液中的回收率； φH,B表示重关键组分在釜液中的回收率。由 Fenske 公式可看出，最少理论板数与进料组成无关，只决定于分离要求。随着分离要求的提高，以及关键组分之间的相对挥发度向 1 接近，所需最少理论板数将增加。

[例3-3][例3-4]

  

3.2.1 多组分精馏过程分析

 3.2.2 最小回流比

3.2.4 实际回流比和理论板数

3.2.5 多组分精馏塔的简捷计算方法

3.2.4 实际回流比和理论板数

实际回流比的确定： Gilliand 经验算法及 Erba和Maddox的经验关联。

Gilliand图适用于相对挥发度变化不大的物系；Erba和Maddox图对多组分精馏的适用性较好些。

图3-9 Gilliand 图

图 3-10 Erba 和 Maddox 图（图中虚线为外推

值）

Gilliand 图还可拟合成关系式用于计算：

(3-12)或 Y =0.75 － 0.75 X 0.5668(3-13)

式中(3-14)适宜进料位置的确定方法：

(1)操作回流比下精馏段与提馏段理论板数之比等于全回流条件下用 Fenske 方程计算出的精馏段与提馏段理论板数之比。

或

(2)Kirkbride 经验式：

(3-15)不同回流比时组分的分配比与组分的相对挥发度之间的关系： 全回流时是一条直线，这是芬斯克方程的结果；最小回流比时是一条 S 形曲线。由此结果可以看出，当挥发度比轻关键组分的数值略大时，该轻组分的分配比就是无限大，也就是说它全部进入馏出液中，对重组分也是相似的情况；而挥发度处于轻、重关键组分之间的组分，在最小回流比下的分配与全回流下的分配有一定的差别，若按全回流下的分配来代替最小回流比的分配，事实上是略微提高了要求。全回流下的分配比当作实际操作回流比下的分配是比较接近的。

图 3-12 ：不同回流比下的分配比 －全回流； 2 －高回流比(~5 R m)； 3 －低回流比(~1.1 R m)； 4 －最小回流比 [例3-5]

  

3.2.1 多组分精馏过程分析

 3.2.2 最小回流比

3.2.3 最少理论塔板数和组分分配 3.2.5 多组分精馏塔的简捷计算方法

3.2.5 多组分精馏塔的简捷计算方法

多组分精馏的 FUG（Fenske-Underwood-Gilliland）简捷计算法：





①用芬斯克公式估算最少理论板数和组分分配；

 ②用恩特伍德公式估算最小回流比：

③用吉利兰图或耳波—马多克思图或相应的关系式估算实际回流比下的理论板数。

馏出液和釜液中组分分配的规定方式：

 ①当给定轻、重关键组分分别在塔顶和塔釜的回收率时，应用Fenske方程、Underwood公式和

物料衡算可直接进行计算。 ②当给定轻、重关键组分分别在塔顶、塔釡的含量，且轻重关键组分相对挥发度相邻时，首先假定为清晰分割进行物料衡算，通过校核，若假定合理，则能得到轻重关键组分的回收率；若假定不合理，则应以该计算值作为初值进行试差计算，直至得到合理物料分配。

 ③当给定轻、重关键组分分别在塔顶、塔釡的含量，但轻、重关键组分的相对挥发度不相邻时，首先设定轻、重关键组分的回收率初值，利用芬斯克公式进行试差计算，最终得到符合规定轻、重关键组分的塔顶、塔釡的含量值。

 ④当给定轻、重关键组分其中之一的回收率，另一个为塔顶或塔釡的含量时，首先假定比轻关键组分轻的组分在塔釡为零，比重关键组分重的组分在塔顶为零，作物料衡算并进行校核。若假定合理，则得到轻重关键组分的回收率；若假定不合理，则应以该计算值作为初值进行试差计算，直至物料分配合理。

  

3.2.1 多组分精馏过程分析

 3.2.2 最小回流比

3.2.3 最少理论塔板数和组分分配 3.2.4 实际回流比和理论板数

3.3 特殊精馏

加入质量分离剂的精馏过程称之为特殊精馏。被分离组分之间的相对挥发度接近于1或形成共沸物的系统，通过加入一个新组分(质量分离剂)，改变它们之间的相对挥发度，使系统变得易于分离。

  

3.3.1 萃取精馏 3.3.2 共沸精馏 3.3.3 加盐精馏

3.3.1 萃取精馏

图 3-13 萃取精馏流程（1塔为萃取精馏塔，2塔为溶剂回收塔）

一、萃取精馏原理

溶剂在萃取精馏中的作用是使原有组分的相对挥发度按所希望的方向改变，并有尽可能大的相对挥发度。当被分离物系的非理想性较大，且在一定浓度范围难以分离时，加入溶剂后，原有组分的浓度均下降，而减弱了它们之间的相互作用，只要溶剂的浓度足够大，就突出了两组分蒸汽压的差异对相对挥发度的贡献，实现了原物系的分离。在该情况下，溶剂主要起了稀释作用。

当原有两组分 A和B的沸点相近，非理想性不大时，若相对挥发度接近于1，则用普通精馏也无法分离。加入溶剂后，溶剂与组分A形成具有较强正偏差的非理想溶液，与组分B 形成负偏差溶液或理想溶液，从而提高了组分A对组分B的相对挥发度，以实现原有两组分的分离。溶剂的作用在于对不同组分相互作用的强弱有较大差异。

二、萃取精馏过程分析 一般规律：

（1）汽液流率：

 由于溶剂的沸点高，流率较大，在下流过程中溶剂温升会冷凝一定量的上升蒸汽，导致塔内汽相

流率越往上走越小，液相流率越往下流越大。

 溶剂存在下，塔内的液汽比大于脱溶剂情况下的液汽比；

 各板下流的溶剂流率均大于加入的溶剂流率；

 汽相流率、液相流率都是越往上越小。



（1）浓度分布。溶剂在塔内浓度分布分为四段：

   

1)溶剂回收段：2)精馏段：3)提馏段：4)塔釜：



举例：丙酮 / 甲醇 / 水萃取精馏塔内液相浓度分布（图 3-18）。

图 3-18 丙酮/甲醇萃取精馏塔液相浓度分布 ◆丙酮；○ 甲醇；▲ 水（溶剂）

三、萃取精馏塔的简化算法

图 3-21 萃取精馏塔

假设：①塔内为恒摩尔流；②塔顶带出的溶剂量忽略不计；③脱溶剂物系按二元物系处理；④进塔溶剂中不含待分离组分。

(1)操作线方程

萃取精馏段操作线方程：

(3-20)

式中；； l 代表液相中原溶液组分的总流率，v 代表汽相中原溶液组分的总流率。(2)平衡关系

求出在溶剂存在下，组分 1 对组分 2 的全塔平均相对挥发度(α12)S，按公式:

(3-21)

计算汽液平衡数据，在~ 图上绘制平衡线。

(3)操作回流比

假设进料状态为饱和蒸汽，在y ' ~ x ' 图上图解最小回流比：

（3-22）

取R = 1.2~1.5 R m，按操作回流比在~ 图上绘出操作线后图解理论板数和进料位置。

(4)溶剂进料量 精馏段：

(3-25)

(3-26)

提馏段：

(3-27)

当溶剂挥发度很小时，可简化为：

或

若β =0，当进料为饱和蒸汽时，则；当进料为液相或汽液混合物时，则。

[例3-7]

 

3.3.2 共沸精馏 3.3.3 加盐精馏

3.3.2 共沸精馏

共沸精馏，又称恒沸精馏，是利用混合物中的组分能形成共沸物的性质实现分离的精馏过程。通常在待分离的溶液中加入共沸剂（或称夹带剂），使其与溶液中的一个或两个组分形成共沸物，以增大待分离组分间的相对挥发度而使分离易于进行。

如果形成的共沸物是易挥发的塔顶产品，则塔底理论上得纯组分，这种体系称为具有最低共沸物得体系。若共沸物是难挥发的塔底产品，则塔顶理论上可得纯组分，这种体系称为具有最高共沸物的体系。

当两种性质接近的液体混合时，所形成得溶液近似于理想体系，它们在一个很宽得温度范围内相互溶解，蒸汽压符合拉乌尔定律。共沸现象是由于组成溶液的各组分的分子结构不相似，在混合时引起与理想溶液发生偏差所致。若溶液的蒸汽压对理想溶液发生负偏差，即活度系数小于 1 时，则形成最高共沸物；若溶液得蒸汽压对理想溶液发生正偏差，即活度系数大于 1，则形成最低共沸物。

共沸精馏分离原理：与萃取精馏基本相同，不同之处是共沸剂（夹带剂，携带剂）在影响原溶液组分的相对挥发度的同时，还要与原溶液中一个或多个组分形成共沸物。一、二元非均相共沸精馏

图 3-23 二元非均相共沸精馏流程

图 3-24 二元非均相共沸精馏通用流程 二、二元均相共沸物的变压精馏

表 3-3 适用变压精馏的物系和使用条件

系统

压力范围 ,kPa 组成范围 温度范围，℃

（均相二元最低共沸物）

乙腈－水 20 － 101.3 72.5 － 84.5 mol% 34 － 77 乙醇－水 13.3 － 193.3 89.0 － 99.6 mol% 34.2 － 95.3 甲醇－苯 26.7 － 1466.3 33.1 － 63.0 wt% 26 － 149 甲醇－甲乙酮 13.3 － 271.9 52 － 85 wt% 18.4 － 92.3 丙酮－水

342.6 － 1375.6 78.0 － 96.5 mol% 95.8 － 155.8 乙酸乙酯－乙醇 3.3 － 196.7 61.13 － 87.15 wt% － 1.4 － 91.4

盐酸－水 6.7 － 161.3 19.3 － 23.5 wt% 48.7 － 123 HBr －水 13.3 － 160 47.03 － 49.8 mol% 74.12 － 137.34

(均相二元最高共沸物)

第二篇：化工分离工程

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;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

组分 i和J的通用分高因一fαl11为二组分在严品l中的摩尔分率的比値除以在产品2中的比值。显然，r的单位可以用组分的质量分率、摩尔流量或质量流量,其所得的分离因子值不变。1.3过程开发及方法

(1)开发基础研究:针对项目的应用性基础研究和工艺特征研究,以实验室研究为主体

(2)过程研究:进行工艺、产品、设备等的工程放大试验,包括模型试验、徽型中试、中间试验、原型装置试验及工业试验的全部过程或部分过程。

(3)工程研究:包括技术经济评价、概念设计、数学模型、放大技术及基础设计等 所以,化工新技术开发不外乎三个关键环节:概念形成到课题的选定、技术与经济论证(可行性)和放大技术。其中,放大技术是研究开发的核心。1.逐级经验放大

其基本步骤是:进行小试,确定操作条件和设备形式,以及可望达到的技术经济指标。确定的依据是最终产品质量、产量和成本,并不考虑过程的机理。小试之后进行规模稍大的中试,以确定设备尺寸放大后的影响(放大效应),然后才能放大到工业规模的大型装置。

2.数学模型方法

此法基于对过程本质的深刻理解,将复杂过程分解为多个较简单的子过程,再根据研究的目的进行合理简化,得出物理模型。

1.4 分离方法的选择 1可行性

要选择合适的分离方法,首先应考查它的可行性。也就是说,应用该方法是否可能获得所期望的结果。通过可行性判断,可以筛选合适的分离方法。

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。板效率： EMVyjyj1y*jyj1

式中，分子为汽相经实际板接触传质后的增浓值；分母则为经理论板后的增浓值；效率为两者之比值。

点效率、莫夫里板效率（干板效率）、湿板效率、总板效率

理论板数只与相平衡关系、规定的分离要求和精馏操作参数（进料热状况、回流比和液气比）有关，表征物料达到规定分离要求的难易。系统物性对板效率的影响

液相粘度：粘度高产生的气泡大，两相接触差，液相扩散系数小，效率低； 相对挥发度：相对挥发度大则气相溶解度低，液相阻力大，板效率低； 表面张力：表面张力对板效率影响相当小。

二元精馏计算

图解法：在x－y图上作出平衡线和操作线、对角线和曲，精馏段在 精馏段操作线与平衡线之间画得的梯级即为精馏段的理论板数，在提馏段操作线与平衡线画出的梯级数为提馏段的理论板数。汽液平衡关系；相邻两板之间汽液两相组成的操作关系；原料液的组成；进料热状况；操作回流比；分离程度 精馏段

各组分的摩尔汽化焓相等； 气液接触时因温度不同而交换的的显热可以忽略不计；塔的热损失可以忽略不计 操作线方程 y(R1)x()xD R1R1提馏段操作线方程 y(VB11)x()xB VBVBFeed stage considerations 冷液进料、饱和液体、气液混合进料、饱和蒸汽进料、过热蒸汽进料 进料热状态参数q：q饱和蒸汽的摩尔焓－原料的摩尔焓

饱和蒸汽的摩尔焓－饱和液体的摩尔焓q线方程：y(qz)x(F)q1q1平衡级与进料板位置的确定

精馏的简捷计算（多组分精馏）

关键组分：进料中按要求选取的两个组分（大多是挥发度相邻的两个组分它们对物料的分离起控制作用。挥发度大的称为轻关键组分（LK），它在塔釜中的浓度必须加以控制，不能大于某个规定值；两组分中挥发度大的称为重关键组分（HK），为达到分离要求，它在塔顶产品中的含量必须加以控制。料液中比轻关键组分更易挥发的组分为轻非关键组分（LNK），简称为轻组分；比重关键组分更难挥发的组分称为重非关键组分（HNK），简称为重组分。

在多组分精馏中，只在塔顶或塔釜出现的组分为非分配组分；而在塔顶和塔釜均出现的组分则为分配组分。LK和HK肯定同时在塔顶和塔釜出现，是当然的分配组分。多组分精馏过程特性：

对二组分精馏，设计变量值被确定后，很容易用物料衡算式，汽液平衡式和热量衡算式从塔的任何一端出发作逐板计算，无需进行试差。

但在多组分精馏中，由于不能指定馏出液和釜液的全部组成，要进行逐板计算，必须先假设一端的组成，然后通过反复试差求解。

精馏塔的分离要求通常有两个，它们可以是产品的纯度和流量（或回收率），但至少有一个应是纯度。多组分精馏与二组分精馏在含量分布上的区别：

在多组分精馏中，关键组分的含量分布有极大值；非关键组分通常是非分配的，即重组分通常仅出现在釜液中，轻组分仅出现在馏出液中；重、轻非关键组分分别在进料板下、上形成几乎恒浓的区域；全部组分均存在于进料板上，但进料板含量不等于进料含量，塔内各组分的含量分布曲线在进料板处是不连续的。

在精馏塔中，温度分布主要反映物流的组成，而总的级间流量分布则主要反映了热量衡算的限制。最小理论板数Nmin：精馏塔在操作过程中，将塔顶蒸气全部冷凝，其凝液全部返回塔顶作为回流，称此操作为全回流(total reflux)，回流比R为无穷大(R=∞)。此时通常不进料，塔顶、塔底不采出。故精馏塔内气、液两相流量相等，L = V，两操作线斜率均为1，并与对角线重合。由于全回流操作时，使每块理论板分离能力达到最大，完成相同的分离要求，所需理论板数最少，并称其为最小理论板数Nmin。芬斯克方程

lg[(NminxAx)D/(A)W]xBxB

lgABNminLK,DHK,Wlg[](1LK,D)(1HK,W)lgLKHK最小回流比Rmin：RminxDye

yexeiBxFi1qiiB恩特伍德方程（估算最小回流比）：

iBxDiRm1iiB适宜回流比

RRmin0.5668NNmin0.751吉利兰关联式：

N1R1多组分精馏的FUG简捷计算方法

①首先用芬斯克方程计算最少理论板数；②计算给定条件下的最小回流比；③应用吉利兰经验关联式估算所需理论板数。

FUG法适合于新塔的设计计算，习惯需要指定以下三个变量：实际回流流率与最小回流流率之比；参考组分（通常是重关键组分）的切割程度；另一组分（通常为轻关键组分）的切割程度。精馏的简捷计算例题-见课件

严格的多组分精馏计算 精馏的定态数学模型

MESH方程：组分物料衡算（M），相平衡关联（E），摩尔分率加和归一（S），热量衡算（H）组分物料衡算（M）方程： uij+wij+lij+vij-vi,j+1-li,j-1-fij=0(i=1,„,c;j=1,„,N)

Lj相平衡关联（E方程）：(i=1,„,c;j=1,„,N)

vijKijVjlijLVFijijilijvijfijj16

摩尔分率加和归一（S）方程：(j=1,„,N)

(UjLj)hj(WjVj)HjVj1Hj1Lj1hj1FjhFjQj0热量衡算（H）方程：

(j=1,„,N)为进行精馏的严格计算，除MESH模型方程组外，Kij，hj和Hj的关联式必须知道。

基于上述定态数学模型的操作型算法可归并为两大类：1）分块求解；2）联列解。王-亨克（Wang-Henke）的三对角矩阵法属于分块解法。王-亨克算法的计算框图 泡点法（BP法）

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第三章 吸收 吸收的定义

吸收分离过程的用途：获得产品、分离气体混合物、气体的净化、回收有用组分

吸收剂不需要解吸再生的吸收装置：如硫酸吸收SO3制H2SO4、水吸收HCl制盐酸、吸收甲醛制福尔马林、碱液吸收CO2或SO2制碳酸氢盐或硫酸盐等。（流程图）吸收剂进行解吸的吸收装置：

1． 吸收剂价廉，但必须解吸后再弃去的吸收装置（液化废气中提取氯）； 2． 减压冷再生流程（合成氨中CO2的解吸）3． 气提冷再生流程（氧化法吸收H2S）4．间接蒸汽再生流程 吸收过程的分类：

物理吸收: 吸收剂与溶质之间没有化学反应发生;化学吸收: 液相中发生化学反应。

塔设备：

填料塔：结构简单，造价低廉，制造方便，体积大，重量大，传质效率不高，操作稳定性差，容易发生沟流现象

板式塔：单位处理量大，重量小，清理检修方便，制造麻烦，投资费用大（泡罩塔、筛板塔、浮伐塔）

板式塔特性的比较 填料塔（本章重点）填料的要求

 比表面积要大；

 能够提供大的流体通量；  液体的再分布性能要好；

 填料装填后，床层结构均匀

 堆放的形状有利于液体向四周均匀分布  既能垂直上下传递，而且能够横向传递

 要有足够的机械强度。填料塔中的传质速率

渗透论

传质开始时，气液两相各自内部的浓度是一致的，两者一开始接触就开始传质，气相溶质不断溶解到液相中，接触时间愈长，累积在液膜内的溶质越多，传质速率趋于稳定；

液相主体中任一元素都有可能被主体内的流动带到气液接触界面上，进行不稳定的传质，直到另一个漩涡把它拉回到液相主体。可假定微元停留在界面的停留时间相同； 界面无阻力，气液两相达到平衡。双膜理论

在气液接触界面的两侧，存在着一层稳定的滞留膜；

膜两侧的主体流动区内由于湍流的激烈程度已使主体内物质的浓度趋于一致，滞流膜内传质方式将以分子扩散来实现，传质阻力集中在界面两侧的液膜和气膜； 对于界面，气液两相立即达到平衡，界面无阻力。

姓名：何赵平

学号：1509010234 班级：15应用化工技术

第三篇：2014化工分离题库

衢州学院化工分离复习题库

一、填空：

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、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。

3、汽液相平衡是处理（气液传质分离）过程的基础。相平衡的条件是（所有相中的温度压力相等、每一组分的逸度也相等）。

4、为表示塔传质效率的大小，可用（级效率）表示。

5、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。

6、设计变量分为（固定设计变量）与（可调设计变量）。

7、.吸收过程计算各板的温度采用（热量衡算）来计算，而其流率分布则用（简捷计算）来计算。

8、关键组分的相挥发度越大，精馏过程所需的最少理论板数（越少）。

9、进料中易挥发含量越大，精馏过程所需的最少理论板数（不变）。10.萃取精馏塔中，萃取剂是从塔（底）出来。

11.在板式塔的吸收中，原料中的平衡常数小的组分主要在塔内（底）板被吸收。12.完成一个给定的分离要求所需功最小的过程是（可逆）。

13、从节能的角度分析难分离的组分应放在（最后）分离。

15、分离工程操作中，分离剂可以是（能量分离剂）和（物质分离剂）。

16、对于二元溶液的范拉尔方程，当x10 时，ln1=(A12)，2=(1)。

17、对于能生成二元最低恒沸物的物系来说，x、y关系在恒沸点左侧为（yx），在恒沸点右侧为（yx）。

18、在一个塔中精馏某二元最低恒沸物时，塔顶得到的产物是（恒沸物），塔底得到的产物是（纯组分）。

19、萃取精馏塔中，当原料以（气相或q=0）热状况加入时，精馏段与提馏段中的溶剂浓度大致相等，萃取剂将从塔（底或釜）出来。

20、单组分气体在固体上吸附时适用于五种类型吸附等温线中的Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ种类型的吸附理论是(BET多分子层吸附理论)，只适用于其中的第Ⅰ种类型的吸附理论是（朗格谬尔单分子层吸附理论）。

21、在板式塔的吸收中，原料中的平衡常数小的组分主要在塔内（底）板被吸收，吸收中平衡数大的组分主要在塔内（顶）板被吸收。

22、分离工程分为(机械分离法)和(传质分离法)两大类。

23、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）。

24、用郭氏法分析，串级单元的可调设计变量为（1）。

25、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。

26、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。

27、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）。

28, 热力学效率定义为（系统）消耗的最小功与（过程）所消耗的净功之比。

29, 绝热闪蒸过程，节流后的温度（降低）。

30, 若组成为Zi的物系,∑Kixi>1,且∑KiZi>1时，其相态为（汽液两相）31, 若组成为Zi的物系,Kixi>1时其相态为（过冷液相）32, 若组成为Zi的物系,∑KiZi>1时，其相态为（过热气相）33, 传质分离过程分为（平衡分离过程）和（速率控制过程）两大类。34, 分离剂可以是（能量）和（物质）。

35, 非清晰分割法假设各组分在塔内的分布与在（全回流）时分布一致。35, 采用液相进料的萃取精馏时，要使萃取剂的浓度在全塔内为一恒定值，所以在（进料时补加一定的萃取剂）。

36, 当原溶液为非理想型较强的物系，则加入萃取剂起（稀释）作用。37, 要提高萃取剂的选择性，可（增大）萃取剂的浓度。

38, 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。

39,在塔顶和塔釜同时出现的组分为（分配组分）。

40，在多组分精馏计算中为了给严格计算提供初值，通常用（清晰分割）或（非清晰分割）方法进行物料预分布。

41常用吸附剂有（硅胶），（活性氧化铝），（活性炭）。

42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。43热力学效率定义为（系统）消耗的最小功与（过程）所消耗的净功之比。44分离最小功是分离过程必须消耗能量的下限它是在分离过程（可逆）时所消耗的功。

45在相同的组成下，分离成纯组分时所需的功（大于）分离成两个非纯组分时所需的功。

二、选择题

1.下列哪一个是速率分离过程（c）a.蒸馏 b.吸收 c.膜分离 d.离心分离

2、下列哪一个是机械分离过程（d）a.蒸馏 b.吸收 c.膜分离 d.离心分离

3、气液两相处于平衡时（c）

a.两相间组份的浓度相等 b.只是两相温度相等 c.两相间各组份的逸度相等 d.相间不发生传质

4、当把一个气相冷凝时，开始产生液滴的点叫作（a）a.露点b.临界点c.泡点d.熔点

5、闪蒸是单级蒸馏过程，所能达到的分离程度（b）

a.很高b.较低c.只是冷凝过程，无分离作用d.只是气化过程，无分离作用

6、当蒸馏塔的回流比小于最小的回流比时（c）

a.液相不能气化b.不能完成给定的分离任务c.气相不能冷凝d.无法操作

7、如果二元物系,γ1>1,γ2>1,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.不确定

8、下列哪一个不是均相恒沸物的特点（d）a.气化温度不变b.气化时气相组成不变 c.活度系数与饱和蒸汽压成反比d.冷凝可以分层

9、下列哪一个不是吸收的有利条件（a）

a.提高温度b.提高吸收剂用量c.提高压力d.减少处理的气体量

10、平衡常数较小的组分是（d）

a.难吸收的组分b.最较轻组份c.挥发能力大的组分d.吸收剂中的溶解度大

11、吸收塔的汽、液相最大负荷处应在（a）a.塔的底部b.塔的中商c.塔的顶部

12、对一个恒沸精馏过程，从塔内分出的最低温度的恒沸物（b）a.一定是做为塔底产品得到b.一定是为塔顶产品得到 c.可能是塔项产品，也可能是塔底产品d.视具体情况而变 13.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，说明该物质费点（a）

a.越低b.越高c.不一定高，也不一定低 14.系统温度大于露点时，体系处于（b）a.饱和液相b.过热气相c.饱和气相d.气液两相 15.等含节流之后（d）

a.温度提高b.压力提高c.有气化现象发生,压力提高 d.压力降低，温度也降低

16.A、B两组份的相对挥发度αAB越小（b）a.A、B两组份越容易分离b.A、B两组分越难分离

c.A、B两组分的分离难易与越多，d.原料中含轻组分越多，所需的越少 17.当蒸馏塔的在全回流操作时，下列哪一描述不正确（d）

a.所需理论板数最小b.不进料c.不出产品d.热力学效率高 b.恒摩尔流不太适合d.是蒸馏过程

18.吉利兰关联图，关联了四个物理量之间的关系，下列哪个不是其中之一（d）

a.最小理论板数b.最小回流比c.理论版d.压力

19.如果二元物系，γ1<1,γ2<1,则此二元物系所形成的溶液一定是（c）a.正偏差溶液b.理想溶液c.负偏差溶液d.不确定

20.如果二元物系，γ1=1,γ2=1，,则此二元物系所形成的溶液一定是（b）a.正偏差溶液b.理想溶液c.负偏差溶液d.不确定 24.关于萃取精馏塔的下列描述中，那一个不正确（b）

a.气液负荷不均，液相负荷大b.回流比提高产品纯度提高 c.恒摩尔流不太适合d.是蒸馏过程

25.萃取塔的汽、液相最大的负荷处应在（a）a.塔的底部b.塔的中部c.塔的项部

26.如果二元物系有最低压力恒沸物存在，则此二元物系所形成的溶液一定是（c）

a.正偏差溶液b.理想溶液c.负偏差溶液d.不一定 27.下列哪一个不是影响吸收因子的物理量（d）a.温度b.吸收剂用量c.压力d.气体浓度 28.易吸收组分主要在塔的什么位置被吸收（c）a.塔顶板b.进料板c.塔底板 29.平均吸收因子法（c）

a.假设全塔的温度相等b.假设全塔的压力相等c.假设各板的吸收因子相等 30.如果二元物系有最高恒沸物存在，则此二元物系所形成的溶液一定是（c）

a.正偏差溶液b.理想溶液c.负偏差溶液d.不一定

三、问答题：

1、精馏过程全回流操作特点？

①不进料也不出料；②无精馏段与提馏段之分；③两板之间任一截面上上升蒸汽组成与下降液相组成相等；④达到指定分离程度所需的理论板数最少。

2、反应精馏的主要优点：（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。

3、工艺角度简述萃剂的选择原则。

a.容易再生，即不起化学反应、不形成恒沸物、P沸点高； b.适宜的物性，互 溶度大、稳定性好；c.价格低廉，来源丰富。

4、吸附过程的优点。

a.选择性高；b.吸附速度快，过程进行的完全；c.常压压操作，操作费用与投资费用少。

5、请叙述板式塔中实际板和理论板的差异。

(1)、理论板假定离开该板的汽、液两相达到平衡。

(2)、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，等于离开该板溢流液的浓度。

(3)、实际板上汽液两相存在不均匀流动，停留时间有明显差异。

(4)、实际板存在雾沫夹带、漏液和液相夹带泡沫现象。

6、恒沸剂回收的方法一般有以下几 种：

① 冷却分层;② 萃取;③不同压力下精馏;④ 二次共沸精馏;⑤ 化学方法。

7、闪蒸过程主要分为哪两种典型类型？ 该两种类型有何异同？ 要点：闪蒸过程主要分为等温闪蒸和绝热闪蒸过程； 都是闪蒸过程

等温闪蒸：进料温度=闪蒸温度，Q≠0，进料压力>闪蒸压力 绝热闪蒸：进料温度>闪蒸温度，Q=0，进料压力>闪蒸压力 8.萃取精馏过程中，萃取剂的作用是什么？萃取精馏过程与恒沸精馏过程有何区别? 要点：萃取剂的作用：通过稀释原溶液和分别与原溶液组分的相互作用力不同 使原溶液组分间的相对挥发度发生改变。

区别：恒沸精馏在改变相对挥发度的同时还要与原溶液组分生成恒沸物；

恒沸精馏的能耗一般比萃取精馏大；

恒沸精馏更适用于分离热敏性物料；

恒沸精馏可连续操作，也可间歇操作，萃取精馏一般只能连续操作。

9.简述精馏过程最小回流时的特点。

最小回流比是馏的极限情况之一，此时，未完成给定的分离任务，所需要理论经板数无穷多，如果回流比小于最小回流比，则无论多少理论板数也不能完成给定的分离任务。

10.从热力学角度简述萃取剂的选择原则。

萃取应能使的体系的相对挥发度提高，即与塔组分形成正偏差，与塔组分形成负偏差或者理想溶液。

11、有一烃类混合物送入精馏装置进行分离，进料组成和相对挥发度a值如下，现有A、B两种方案可供选择，你认为哪种方案合理？为什么？

异丁烷

正丁烷

戊烷

摩尔%

a值

1.24

1.00

0.34

由于正丁烷和异丁烷是体系中最难分的组份，应放在最后分离；进料中戊烷含量高，应尽早分出。

所以方案B是合理的。

12、吸附剂的选择原则。a.选择性高； b.比表面积； c.有一定的机械强度；

d.有良好的化学稳定性和热稳定性。

四、计算题：

1、试求氨仿（1）— 乙醇（2）在共沸温度为55℃时的共沸组成和总压力。（下式中t的单位是℃；P的单位是mmHg）

已知：

2ln1x2(0.591.66x1)

ln2x12(1.421.66x2)0lgP16.903281152.051163.00

lgP26.46827

227t231.48t

2、含有80%(mol)醋酸乙酯(A)和20%乙醇(E)的二元物系，液相活度系数用Van Laar方程计算，AAE=0.144，AEA=0.170。试计算在101.3kPa压力下的泡点温度。（设T=350K）

安托尼方程为：

.50

醋酸乙酯：lnPA21.04442790ST57.15

(PS：Pa ；T：K)

.98

乙醇：lnPE23.80473803ST41.68

3, 要求在常压下分离环己烷a.（沸点80.8℃）和苯b.（沸点80.2℃），它们的恒沸组成为苯0.502（摩尔分数），共沸点77.4℃，现以丙酮为恒沸剂进行恒沸精馏，丙酮与环己烷形成恒沸物，共沸组成为0.60（环己烷摩尔分数），若希望得到几乎纯净的苯，试计算： ①所需恒沸剂量。

②塔顶、塔釜馏出物量各为多少。（以100kmol/h进料计）

4,一轻烃混合物进行精馏塔的计算，已经求得最小回流比Rm=1.45,最小理论板数Nm=8.6,如果实际回流比为R=1.25Rm,全塔平均板效率为n＝0.60，求所需最小塔板板数。(用埃特及Eduljec公司计算:Y=0.75-0.75X0.5668)

5.某一分离组分B和C的连续精馏塔，其进料流量为100kmol/h，塔顶采用全凝器冷凝。泡点进料，进料组成和相对挥发度如下：

组分 A B C D 组成xF%（mol分数）21 22 34 23 αij 3.44 2.30 1.00 0.87 要求馏出液中B组分回收率0.997，釜液中C组分回收率0.996，实际回流比为最小回流比的1.8倍。

（1）试用清晰分割法确定馏出液和釜液的流量和组成（摩尔分数）；（2）用简捷法计算所需理论塔板数；（最小回流比为1.15）；（3）确定适宜的进料板位置。

6.某原料气组成如下：

组分

CH4

C2H6

C3H8 i-C4H10 n-C4H10 i-C5H12 n-C5H12

n-C6H14 y0(摩尔分率)0.765 0.045 0.035

0.025

0.045 0.015

0.025

0.045 先拟用不挥发的烃类液体为吸收剂在板式塔吸收塔中进行吸收，平均吸收温度为38℃，压力为1.013Mpa，如果要求将i-C4H10回收85%。试求：(1)(2)(3)(4)

为完成此吸收任务所需的最小液气比。

操作液气比为组小液气比的1.1倍时，为完成此吸收任务所需理论板数。

各组分的吸收分率和离塔尾气的组成。求塔底的吸收液量

第四篇：化工分离 心得

读《现代分离技术》的心得

近年来，“分离工程”和“新型分离技术”已经被各个高等院校作为化学工程与工艺、制药工程、生物工程和食品工程等专业的一门学科基础课。所以，在读这本书之前，我——作为化工专业的一名学生，已经学过《化工分离工程》的一些相关知识。通读完这本书后，发现《现代分离技术》这本书将分离工程和新型分离技术内容进行融合的同时，又添加了反映该学科最新进展的内容。我认为，它与《化工分离工程》最不同的地方是：《化工分离工程》强调将工程与工艺相结合，侧重介绍精馏单元，还讨论了其他常见的分离技术和分离的节能问题。而《现代分离技术》在阐述传统多组分精馏的同时，着重介绍各种新型分离单元的基本原理、相关设备、应用实例和进展情况。特别是对应用实例的介绍，激发我将相关的分离技术联系到实际，帮助我更好地了解该技术。通读完《现代分离技术》不仅有利于我对已学知识的回顾，还让对新型分离技术有一些新的了解。但由于我自身的知识水平和认识水平有限，对书中所讲述的知识所学不多，且难免对某些知识点仍存在困惑，现就一些主要的内容来讲述下我从《现代分离技术》这本书中的所得：

第一点，关于料液的预处理与固液分离——这一章是《化工分离工程》中所没有的。预处理的主要目的是为了改善料液中非均相组分的分布特性及料液的流动特性，以利于非均相物系的分离，同时还除去一些对下游分离操作有影响的杂质，使后续的分离提纯过程能顺利进行。其实在《化工分离工程》的课程上，也曾被贯彻过程预处理的概念，只是不曾注意。一提到预处理，想到的无非是过滤或沉降、离心分离等基本单元。而从本书中，我则学到了预处理的另外3种方式：加热、凝聚和絮凝。加热是发酵液预处理最简单、最常用的方法。它可以有效降低液体粘度，从而改善固-液分离条件，使固液分离变得容易。同时在适当温度和受热时间下可使蛋白质凝聚，形成较大颗粒的凝聚物，进一步改善料液的特性。在生物工程中，加热方式应用较多；凝聚是指在特定电解质作用下，破坏悬浮固形颗粒、菌体和蛋白质等胶体粒子的分散状态，使胶体粒子聚集的过程。解释凝聚微观机理的模型是扩散双电层模型；絮凝是指使用絮凝剂（通常是天然或合成的大分子聚电解质），在悬浮粒子之间产生架桥作用而使胶粒形成粗大的絮凝团的过程。完成料液预处理之后才是应用过滤或沉降、离心分离等操作单元来实现固液分离的过程。此外读完这一章，更提醒我要学会将学科知识进行融合贯通，因为絮凝和凝聚是《胶体化学》中学过的知识。（每一个单元操作的进料都要满足相应的工艺规格，因此，一般都有原料的预处理过程，其实质上也可看成一步单元操作。）

第二点，关于新型萃取技术。《现代分离技术》主要介绍的新型萃取技术包括双水相萃取和超临界萃取。对于超临界萃取，由于报道的文献较多而且有接触过，所以对该技术的了解较多。对于双水相萃取则较陌生，所以认真琢磨了一番。双水相萃取是利用被萃取物质在互不相溶的两个水相中的分配系数不同，从而实现萃取的过程。不过由于自身知识水平和认识水平有限，对于双水相体系的形成和待分离物质在双水相中的分离理论仍是一知半解。还有关于双水相萃取后的组分如何从水相中分离出来，我依然困惑不解尽管我已经仔细阅读过《现代分离技术》在这一章中的阐述。（蒸发浓缩再低温结晶就是可行方法之一）

第三点，薄层色谱、柱色谱和纸色谱。色谱法是分离、提纯和鉴定有机化合物的重要方法。它是一种物理的分离方法，其分离原理是利用分析试样各组分在不相混溶并作相对运动的两相（流动相和固定相）中的溶解度的不同，或在固定相上的物理吸附程度的不同等而使各组分分离。色谱法主要帮助解决像天然色素、蛋白质、氨基酸、生物代谢产物和激素等的分离和分析。通读《现代分离技术》在这一章中的阐述，我认为薄层色谱和纸色谱侧重用于物质分离后的分析，它们并不适合于实现物质的分离过程。而柱色谱则不仅可用于实现物质分离后的分析还可以用于物质的（工业规模的）分离过程。

最后一点是关于结晶和沉淀——在读到结晶的章节时引发的思考。结晶和沉淀同样是从液相或气相中形成固相的过程，它们有怎样的区别？读完《现代分离技术》后，我得到以下结论：结晶过程中得到的晶体是具有整齐的几何外形，固定熔点和各向异性的固态物质，组成晶体的单位原子、分子或离子具有规律的排列（正确）。而沉淀得到的是无定形的固体粒子，其内部的组成单位是无规则排列的（不同意你的观点，沉淀有可能得到晶体！结晶是某物质的浓度达到过饱和状态时从溶液中析出的过程。而沉淀是由于溶解度太小而析出的过程。它们溶液体系的热力学情况是不同的！）。而且与沉淀相比，结晶中得到的晶体往往具有较高的纯度（结晶可能含有结晶水，另外在结晶过程中会挟带其它的物质，并影响其纯度。因此，该观点不十分正确，结晶产物的纯度受浓缩液纯度的影响很大。）。读完《现代分离技术》这本书后，尽管学了点东西，不过我最大的体会就是本人的知识水平亟待提高，还有很多知识需要花时间和心思去学习。（共勉！）

第五篇：化工分离技术发展

化工分离技术进展

摘要 ： 任何化工生产过程无论是石油炼制，还是生物制品的精制、纳米材料的制备等都离不开化工分离技术。化工分离技术是化学工程的一个重要分支。分离过程是耗能过程，设备数量多，规模大，在化工厂的设备投资和操作费用中占着很高的比例，对过程的技术经济指标起着重要的作用。因此设计时要求选择高效低耗的分离技术。随着环保要求的不断提高，三废处理和综合利用对分离技术提出了很多特殊的要求。伴随着新产品的不断出现，对分离技术的要求也越来越高。总之，化工分离技术也是在不断地朝着多样性和复杂性的方向发展。关键词 ： 化工生产； 化工分离技术； 发展；

Chemical separation technology progress

Abstract:Any chemical production process of oil refining, or biological products refined, such as the preparation of nanometer materials is inseparable from the chemical separation technology.Chemical separation technology is an important branch of chemical engineering.Separation process is energy consumption process, equipment number, large scale, in the chemical plant equipment investment and operation cost accounts for a high proportion, technical and economic index in the process of the plays an important role.Therefore, inexpensive design when asked to select efficient separation technology.With the constant improvement of the requirements of environmental protection, “three wastes” treatment and comprehensive utilization of separation technology put forward many special requirements.With the appearance of new products, is becoming more and more high to the requirement of separation technology.All in all, chemical separation technology is also in constant development in the direction of the diversity and complexity..Key words: Chemical production;Chemical separation technology;Development

引言

一个完整的化工过程，从原料的精制，中间产物的分离，产品的提纯和废水、废气的处理都有赖于化工分离技术。绝大多数反应过程的原料和反应所得到的产物都是混合物，需要利用体系中各组分物性的差别或借助于分离剂使混合物得到分离提纯。它往往是获得合格产品、充分利用资源和控制环境污染的关键步骤。本文主要论述了传统化工分离技术的改进和新分离技术的发展及其应用前景。

1.化工分离技术概述

伴随着化工过程的发展，衍生出了诸多常规的化工分离技术，如蒸馏、结晶、萃取、吸收、吸附、离心萃取分离、电泳等。化工分离技术虽然有了很大的发展，但是一些新兴分离技术由于受到操作条件和材料的限制而不能广泛应用到工业化生产中。因此，精馏、萃取、吸收、结晶等最为常规的分离工艺仍是当前使用最多的分离技术。但是这并不影响到新化工分离工艺的研究和发展，相信随着科学技术的进步，这些新型工艺会得到广泛的应用

2．化工分离技术的新进展

2.1 膜分离技术 2.1.1发展概况

膜分离技术是借助膜的选择渗透作用，对混合物中溶质和溶剂进行分离、分级、提纯和富集，其过程一般不发生相变，且在常温下进行。以膜为基础的其他分离过程，如膜溶剂革取、膜气体吸收、膜蒸馏、膜反应器及膜分离与其他分离过程相结合的集成膜过程，也正在日益得到重视和发展。与有相变的分离方法相比，膜分离技术能耗较低。适用于热敏性物质及许多特殊溶液体系的分离，是一项简单、快速、高效、选择性好、经济节能的新技术，已广泛地用于水处理、湿法冶金、生物化工、医药工业、食品工业、环境保护等方面。膜分离技术作为一门新兴的化工分离单元操作已在各个科学技术领域发挥愈来愈大的作用。2.1.2分离过程的形式

膜分离过程可以分为渗析式膜分离、过滤式膜分离和液膜分离三种形式[2]。1）渗析式膜分离

被处理的溶液置于固体膜的一侧，另一侧的接受液是接纳渗析组分的溶剂或溶液。料液中的某些溶质或离子在浓度差、电位差的推动下，透过膜进入接受液中而被分离出去。渗 析式膜分离有渗析和电渗析等方式。2）过滤式膜分离

被处理的溶液或混合气体置于固体的一侧。在压力差的作用下，部分物质透过膜而成为渗滤液或渗透气，留下部分则为滤余液或渗余气。由于组分的分子大小和物质有区别，它们透过膜的速率有差异，因而透过部分与留下部分的组成不同，实现了组分的分离。过滤式膜分离有超滤、微滤、渗透和气体渗透等方式。3）液膜分离

该过程涉及三个液相，料液是第一液相，接受液是第二液相，处于二者之间的液膜为第三液相。液膜必须与料液和接受液互不混溶，液液两相间的传质分离操作类似于萃取和反萃取，溶质从料液进入液膜相当于萃取L2J。液膜分离可以看作是萃取与反萃取两者的结合。2.1.3 膜分离技术的发展趋势

膜技术开发的焦点是膜的选择

性、过程的比产值及操作可靠性，同时继续开发功能性的高分子膜材料和无机膜材料，乃至仿生膜材料仍是今后膜技术开发的另一个重要课题。2.2 离子液体在化工分离中的应用 2.2.1 离子液体概述

室温离子液体是指室温下呈液态的离子化合物。离子液体已经在诸如聚合反应、选择性烷基化和胺化反应、酰基化反应等方面得到应用，并显示出反应速率快、转化率高、反应的选择性高、催化体系可循环重复使用等优点。此外，离子液体在溶剂萃取、物质的分离和纯化、废旧高分子化合物的回收、燃料电池和太阳能电池、工业废气中二氧化碳的提取、地质样品的溶解、核燃料和核废料的分离与处理等方面也显示出良好的应用前景。总之，离子液体的无恶臭、无污染、不易燃、易与产物分离、易回收、可反复多次循环使用、使用方便等优点，使它成为传统挥发性溶剂的理想替代品。它有效地免除了使用传统有机溶剂所造成的严重的环境、健康、安全以及设备腐蚀等问题为名符其实的环境友好的绿色溶剂，适合于当前所倡导的清洁技术和可持续发展的要求，已经越来越被人们广泛认可和接受[3]。2.2.2 离子液体在萃取中的应用

萃取过程可以用来从原料液中提取回收有用组分或去除有害组分，以达到综合利用资源、消除污染的目的。传统的萃取溶剂均为分子型溶剂，而离子液体则为由阴离子和阳离子组成的液体，它可与水或有机溶剂形成两相，根据溶质在两相中的不同分配系数达到萃取的目的。离子液体主要应用在有机物如生物制品、芳烃的分离及油品的脱硫脱氮等过程中，也可用于无机金属离子的萃取过程中。2.2.3 离子液体的发展趋势

从目前的研究结果来看，离子液体作为分离剂具有良好的分离性能，但离子液体的再生问题至今没有深入的研究。作为一个完整的分离流程，通过萃取分离后的离子液体需与目标化合物分离后再循环使用，少量溶解到原料中的离子液体也需回收，从而实现真正意义上的零污染。今后应针对不同体系，研究离子液体的再生方法，从而节省运行成本，并节约资源。随着人们对离子液体认识的不断深人，离子液体将会在化工分离过程中逐步取代传统的有机溶剂，实现环境友好的清洁化工分离过程，给人类带来一个面貌全新的绿色化工高科技产业。

2.3 耦合分离技术

近年来，诸如催化剂精馏、膜精馏、吸附精馏、反应萃取、络合吸附、反胶团、膜萃取、发酵萃取、化学吸收和电泳萃取等新型耦合分离技术得到了长足的发展，并成功地应用于生产。它们综合了两种分离技术的优点，具有独到之处。催化精馏在2FGH等工艺中的成功应用和反应萃取在己内酰胺工艺中的成功应用充分说明了这类新方法具有简化流程、提高收率和降低消耗的特出优点。耦合分离技术还可以解决许多传统的分离技术难以完成的任务，因而在生物工程、制药和新材料等高新技术领域有着广阔的应用前景。如发酵萃取和电泳萃取在生物制品分离方面得到了成功的应用。采用吸附树脂和有机络合剂的络合吸附具有分离效率高和解析再生容易的特点[1]。2.4 超临界CO2萃取技术

2.4.1 超临界流体CO2萃取技术概述

目前，超临界流体技术主要包括超临界流体萃取、超临界水氧化、超临界流体中的重结 晶、超临界色谱和超临界流体中的化学反应。超临界流体萃取作为一种高新技术受到人们的青睐，而且发展日趋成熟，被广泛应用于医药、化工、石油、食品、疏水性染料、环保、塑料、纳米材料、脂质体制备等诸多领域。超临界萃取剂可分为极性和非极性两大类。在各种萃取剂中，由于CO2的临界温度和临界压力较低，可在接近室温条件下萃取，不会破坏生物活性物质和热敏性物质；再加上CO2具有低沸点、低粘度、低表面张力、无毒无害、不易燃易爆等优点，故CO2成为一种最常用的超临界萃取剂。因此，超临界CO2萃取技术一直是分离技术中最活跃的领域，并有“绿色分离技术”之称。2.4.2超临界CO2萃取原理

超临界流体兼有液体和气体的优点，既具有气体的低粘度和高扩散系数，又具有液体的高密度。因而具有很好的传质、传热和渗透性能。对许多物质有很强的溶解能力，而且，在临界点附近流体的这种特性对压力和温度的变化非常敏感，即SCF的密度仅是温度和压力的函数，温度和压力的微小变化，就可引起密度的大幅度改变。因此超临界流体既是一种 良好的分离介质，又是一种良好的反应介质[4]。2.4.3 萃取效果的影响因素[4] 1）萃取压力的影响

萃取压力是影响超临界CO2密度的重要参数。温度一定，随萃取压力 的增加，超临界CO2的溶解能力增加； 但压力达到一定值后，溶解能力反而变小，这是由于在高压下超临界相密度随压力变化缓慢所致。

2）萃取温度的影响

萃取温度对萃取效果的影响较为复杂。在一定压力下，一方面，升高温度有利于溶质挥发和扩散，从而利于萃取，另一方面，温度升高时流体密度减小，即溶解能力的减小，又不 利于萃取，因此萃取温度对萃取效率 的影响常有一个最佳值。对于CO2在临界点附近，升高温度导致其溶解能力下降；在高压区，升高温度导致其溶解能力提高。3）萃取时间的影响

在一定条件下，萃取率随萃取时间的增加而增大，直到分离组分大部分被萃取出而达到最大值。之后由于溶质组的减少，传质推动力减小，萃取率降低。4）粒度的影响

粒度越小，物料与超临界CO2接触的比表面积就越大，利于向物料内部迁移，从而增强了传质效果，利于萃取。但粒度过小会增加表面流动阻力，甚至产生沟流现象，反而不利于萃取。因此，粒度也有一个最佳值。2.4.4超临界CO2萃取技术的展望[5] 超临界CO2萃取技术作为一项新技术，有广阔的应用前景，但也有局限性，存在着一些问题，如分离过程在高压下进行，对设备的要求较高，萃取釜间歇操作，对提取效率较差的物质还需选用适宜的夹带剂等。但是超临界CO2萃取技术在刚刚起步的30年里就得到了人们如此广泛的关注和青睐，并取得了优异的成果，相信在不久的将来，在更深入细致的研究开发下，超临界CO2萃取技术在提取分离方面必能做出更大的贡献，从而在 医药等领域完全实现工业化道路。

3.化工分离技术的发展趋势

随着新材料的发明与应用，一些传统的分离工艺必定会得到进一步的改进与优化，而新兴的化工分离技术会得到进一步的普及应用。像膜分离技术，离子液体，耦合分离技术以及超临界CO2萃取技术等不仅仅会在化工领域大显身手，也会在医药，生物工程方面崭露头角，为科技的进步，人类的前进做出巨大的贡献。

参考文献：

[1] 费维扬，王德华，尹晔东.化工分离技术的若干新进展.化学进展，2002 7: 63--66 [2] 孙国超.浅析膜分离技术及在化工生产中的应用.硫磷设计与粉体工程，2001 1：20--21 [3] 张进，朴香兰，朱慎林.离子液体在化工分离过程中的应用进展.化学试剂，2007 29（5）269—272 [4] 张杰.浅谈超临界CO2萃取技术.黑龙江医药科学，2007 30（1）：22—23 [5] 周丽屏，郭璇华.超临界流体萃取技术及其应用.现代仪器，2006 第四期