分离工程第6章 分离过程及设备的效率与节能ppt课件.ppt

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1、1,第6章 分离过程及设备的效率与节能,2,第六章 主要内容,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,6.1 气液传质设备的效率,3,6.1 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6.2 分离过程的最小分离功1）理解分离过程的最小分离功定义2）掌握多组分混合物的最小分离功、净功消耗、热力学效率计算,本章要求,4,6.3 分离过程的节能1）理解分离过程热力学分析2）掌握节能的主要途径3）识记有关分离操作的节能经验规则6.4 分离过程系

2、统合成1）理解离顺序数定义及计算公式2）掌握分离过程系统合成三种方法3）掌握有序试探法中的四大规则,5,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。,6,6-1气液传质设备的效

3、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,7,6-1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,8, 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

4、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,9,塔型,板式塔,填料塔,条形,方形,圆形,泡罩塔,筛板塔,浮阀,浮舌,筛板,泡罩,填料类型,填料支撑,液体分布装置,液体再分布装置,10,一、级效率的定义和影响因素,实际板和理论板的差异,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平衡：,传质量：,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,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、

5、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,11,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。,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,12,2）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。,y*i,j,图6-1 板序号规定,也可液相

6、浓度计算,且不同组分计算结果不同（二元除外）,但,13,3） 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,14,4）传质单元高度,NOG和NOL分别为气相和液相总传质单元数,HOG和HOL分别为气相和液相的总传质单元的填料层高度,kG，kL为气相、液相总传质系数；A为塔横截面积；a为填料的有效表面积,15,5）等板高度（HETP）,一块理论板表示由一段填料上升的蒸气与自该段填料下降的液体互成平衡，等板高

7、度为相当于一个理论板的分离程度所需的填料层高度,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,16,影响级效率的因素,1）点效率与传质间的关系,17,双膜理论,18,影响级效率的因素,1）点效率与传质间的关系,点效率,，P189（6-10）,（6-11）式可经验求,19,美国化工学会（AIChE）对泡罩塔和筛板塔提出了下列经验式：,20,2）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

8、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。,21,板上液体完全混合 板上液相各点浓度相同，并等于出板液相浓度。 各处点效率相等，并等于板效率。,塔板的气相板效率等于点效率,22,液相完全不混合 活塞流 沿液流方向无任何返流，呈活塞流，此时浓度梯度最大,当NOG一定时，液体混合作用减弱，使EmV增大，且A越小，EmV越大,23,2) 液体混合情况对板效率的影响,液体部分混合,混合程度介于活塞流和完全

9、混合之间，常称为存在返混,24,2) 液体混合情况对板效率的影响,完全混合级效率等于点效率液相纵向不完全混合，使EmV/EOG对级效率起明显有利的影响不均匀流动，环流会产生不利影响，液相横向混合，能削弱这种影响，使EmV/EOG随塔径增大，纵向不完全混合性的有利影响下降，不均匀流动趋于严重,25,液体部分混合 AIChE,完全混合,完全不混合,26,液体部分混合,图6-5 求EMV/EOG值的图解线,27,3）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,e：单位液体流率的雾沫夹带量，对不同的塔型，可用

10、经验式估算e,EaEmV,28,3）雾沫夹带,29,3）雾沫夹带,泛点百分率,求得,由,30,4）物性的影响,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 相对挥发度：大则相当于汽相溶解度低，Ki小，液相阻力大，效率低表面张力梯度 a.正系统,泡沫状态下操作,b.负系统,喷射状态下操作,c.中性系统,31,二、 级效率的计算方法,1、经验法1）奥康奈尔（OConnell）关系曲线,32,1）奥康奈尔（OConnell）关系曲线,：全塔平均温度下进料的粘度,：相对挥发度,33,2）Van Winkle关系式,表面张力准数：,液体Schmidi准数：,Reynolds准数：,34,

11、3）等板高度 HETP,35,3）HETP,乱堆填料 HETP=0.45-0.6米鲍尔环，25mm，HETP=0.3m； 38mm，HETP=0.45m； 50mm，HETP=0.6m。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,36,2、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 NOG3）用（6-8）式求出点效率EOG 4）计算板上液相返混程度Pe5）查图6-

12、5或（6-16）计算得EMV/EOG，并得单板效率 EMV6）从图6-6，7求雾沫夹带量并按式（6-19）求Ea特点：预测放大塔径后的板效率 计算繁复,37,三、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,38,3）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、

13、表面积、操作弹性,39,6-2 分离过程的最小分离功,一、分离的最小功二、非等温分离和有效能（Exergy） 三、净功和热力学效率,40,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。,6-2 分离过程的最小分离功,41,一、分离的最小功,（1）定义 当分离过程完全可逆时，分离消耗的功 完全可逆 体系内所有的变化过程必须是可逆的 体系只与温度为T0（绝对温度）的环境进行可逆的热交换 理想功是体系的状态变化以完全的可逆

14、过程实现时，理论上可能产生的最大功或必须消耗的最小功，也就是分离的最小功。,42,（1）定义,物质分离的难易程度，取决于待分离混合物和分离所得产物的组成(xi，yi) 、温度和压力,43,（2）分离理想气体的混合物,理想气体混合物,最小功与压力以及被分离组分的相对挥发度无关由混合物分离成纯组分,因为组成总是小于1的，故Wmin必为正值。即等压等温地将混合物分离为纯组分必须花费功。 将等分子混合物等压等温地分离成两个纯组分时所需的功比分离其它浓度的混合物时要来得大,44,（3）分离低压的液体混合物,分离成纯组分时所需最小功,除温度外，最小功仅决定于进料组成和性质，由于物系不同，iF1为正偏差，所

15、需功小，iF1为负偏差，所需功大，说明不同分子间吸引力大，物系难于分离。,45,二、非等温分离和有效能（Exergy）,若分离过程的产品温度与原料温度不同时，分离过程所需的最小功，按物系在分离过程中的有效能的增量变化来表示,46,三、净功和热力学效率,净功 离开系统的热量送入一个可逆热机所做功与输入系统热量送入可逆热机所做功之差。,47,热力学效率 可逆过程消耗的最小功与实际过程的净功之比,若分离过程是完全可逆的，热力学效率为1.0,实际过程为不可逆过程，故必定小于1.0,例题6-2 P198,48,典型化工产品精馏比能耗,6-3 分离过程的节能,49,对于已确定的分离任务,分离过程所需最小功

16、是由原料和产品的组成，温度和压力所决定的，若要提高该过程的热力学效率，只能采取如何降低分离过程的净耗功的措施来解决，也就是如何通过减少分离过程的不可逆性来提高其热力学效率。精馏过程热力学不可逆性过程中存在压力梯度的动量传递过程中存在温度梯度的热量传递存在浓度梯度下的传质传递存在不可逆化学反应,50,精馏过程的不可逆性,1）流体流动 流体流动时有压力降，当塔板数较多时，压力降也要加大，同时塔顶釜的温差也会加大，亦即W净增大 措施：增大塔径，降低板面液层厚度 , 改变板式塔为高效低压降填料塔,51,2）传热,一定温度梯度的热量传递 因温差传热过程而引起的有效能损失为,措施：使传热温差减小，则传热面

17、积需增大,可换用高效换热器或改进操作方式，如热虹吸式再沸器或特制循环式塔换热器,不同温度物流的直接混合,52,3）传质, 通过一定浓度梯度的质量传递或不同化学位物流的直接混合 即上升蒸汽与下流液体进行传质过程时，两相浓度与平衡浓度的差别 化学位是传质的推动力，正是由于两相间的化学位有差异，导致传质过程发生有效能的损失,53,节省精馏过程能耗的一些措施 精馏是工业上应用最广的分离操作，消耗大量的能量，提高精馏的热力学效率，将带来显著的经济效益。,1）有效能的充分回收及利用 采用加强设备的保温以及回收利用物流的部分显热或潜热等措施 2）减少过程的净耗功 采用改变分离过程操作条件的方法来减少过程的净

18、耗功，如严格控制设计富裕度，选定最佳回流比促使设备投资费与操作费降为最少,54,3）减少质量传递中的浓度梯度（ ）,从二元系的图中可看出，若将操作线向平衡线靠近，即能减少传质推动力，从而减少了精馏过程的不可逆程度，降低净功耗为此采用中间冷凝及中间再沸手段,55,采用中间冷凝及中间再沸手段将精馏塔上、下各分成几段。所用的中间冷凝及中间再沸可采用不同级别的介质进行传热，又能充分回收过程的余热（显热和潜热)。必须指出，由于增设中间冷凝器及中间再沸器后，分离过程的总设备投资费用有所增加，对具体实例需要作必要的经济比较作最后选择。如大型乙烯精馏塔，设计中若采用一个中间再沸器后，所增加的设备投资费用一年之

19、内即可回收，并且由于利用了低温热源作介质，节能显著，优越性很大。,56,3）减少质量传递中的浓度梯度（ ）,57,3）减少质量传递中的浓度梯度（ ）,58,4）多效精馏,多效精馏原理类似于多效蒸发，利用若干压力不同的精馏塔，按压力高低顺序进行组合，使相邻两塔之间将高压塔顶的蒸汽作为低压塔顶的再沸器的预热介质,多效精馏比单效精馏可节省加热蒸汽的30%-50%,59,4）多效精馏,流程的特点：分别将原料进入两个塔内，以高压塔顶蒸汽作为低压塔釜再沸器的加热剂，同时得两个塔釜产品及两个塔顶产品。以一个塔的塔釜加入热量（高压塔）来完成两个塔的分离任务。并且更有效的利用了热源与冷源之间的较大温度差。,并流

20、型（低沸成分高沸成分）,60,流程（b）的特点是单位输入热量是不能加热两倍的料，但能改变精馏过程的不可逆程度，有较良好的效果。,混流型,61,5）热泵精馏,将温度较低的塔顶蒸汽经压缩后作为塔底再沸器的热源称为热泵精馏。消耗一定量的机械功来提高低温蒸汽的能位而加以利用,1,2,3,4,62,例、某丙烯-丙烷精馏塔按下表中条件操作。假设环境温度294K，进料为泡点液体，塔顶冷凝器用温度为305.4K的冷却水冷凝，其热负荷为32401526kJ/h，塔釜再沸器用温度为377.6K的蒸汽加热，计算再沸器负荷；有效能变化；净功消耗；热力学效率。,63,64,解：计算基准为1小时（1）物料衡算D=157.

21、62+1.59=159.21 kmol/hW=5.68+107.27=112.95 kmol/hF=163.3+108.86=272.16 kmol/h作全塔热量衡算F.HF+QR=D.HD+W.HW+QCQR=159.2112793.9+112.953073.37+ 32401526-272.161740.38 =34311918.14 kJ/h,65,66,6-4分离过程的系统合成,一、多组分精馏分离流程方案数二、安排分离流程的一些经验规则,67,湖南与江苏两厂能耗对比结果,6-4分离过程的系统合成,68,一、多组分精馏分离流程方案数1）简单精馏塔分离，简单-清晰的分割 只用简单塔将有c个

22、组分所组成溶液分离成c个产品时，需要c-1个塔,若为5组分，则Sc=14,以精馏为例，若欲将一个多组分溶液分离成两个以上的不同产品时，一般情况就不可能只用一个精馏塔，此时就有一个选择塔序的问题。,若为10组分，Sc=4862,69,2）多方法分离情况,应用只有普通情况的流程方案，并非是最经济的，应考虑进行选择；若考虑复杂塔或特殊精馏以及应用吸收，其总顺序为,T为所考虑的不同分离方法数 ，若组分数为5则若采用三种方法进行分离则,可能的顺序数为只考虑简单塔的81倍，如何从众多的流程方案中选出最经济的流程，一般应用经验规则，其依据是料液的性质（相对挥发度，热敏性，沸点等）,以节省分离系统能量消耗和设

23、备投资。,70,3）多组分分离序列,71,3）多组分分离序列,72,3）多组分分离序列,73,例、某反应器流出的是RH3烃的各种氯化衍生物的混合物，未反应的烃和HCl。根据如下数据，用经验法设计两种塔序并作必要解释。注意：HCl 具有腐蚀性。,74,解：因为HCl具有腐蚀性，为减少设备投资，在各种塔序中HCl应优先被分出，然后再组织其它组分的分离流程。,（1）,该流程优先将HCl分出，在B塔分离HCl时，因为只有HCl和RH3，物流简单，量少，分离容易，可减小塔径和塔高，减少造价高的防腐材料的消耗，降低设备投资。C、D两塔按相对挥发度递减的顺序分离，且难分离的两组分在最后分离，节省设备费用和操

24、作费用，由于两塔的D和W相近，不可逆性小，费用较低。,75,（2）,此流程采用相对挥发度递减的顺序分离，最难分离的组分于最后分离，可节省操作费用。与（1）比较，分离HCl的塔B因组成复杂，塔径和塔高增大，且该设备需要防腐，导致设备投资增加。,76,例：将一烃类混合物送入精馏装置进行分离，各组分的流率为,要求产品的指标： 丙烷馏分含丙烷94%（摩尔）；异丁烷馏分含异丁烷94%（摩尔）； 正丁烷馏分含丁烷94%（摩尔）； 戊烷馏分含戊烷94%（摩尔）以上； 试比较可行的分离方案。,77,解 ：根据要求，作粗略的物料衡算：,78,可以有五种不同的分离方案。根据沸点差及产品纯度考虑，异丁烷和正丁烷之间

25、分离要求最高，应将其分离放在最后，故 (a)、(d)、(e)三种流程可不予考虑。,79,80,根据产品组成，作流程(b)和(c)中第一塔与第二塔的物料衡算，如下表所示。与流程(c)相比，流程(b)的馏出液与釜液之比更接近于1，因此可认为流程(b)可能是较好的方案。,81,二、安排分离流程的一些经验规则,1）首选分离方法为能量分离剂的方法（如普通精馏）其次选用是使用物质分离剂的方法（如吸收，液液萃取和特殊精馏）。关键组分的相对挥发度小于1.05时，普通精馏在经济上不合算,82,2）易分离的组分先分,83,3）易挥发组分先分（直接分离序列）按料液中各组分的挥发度递减的次序从塔顶蒸出。可减少再沸器与

26、全凝器的负荷。由Underwood,84,4）尽可能对分（料液的等摩尔分割） 塔顶的液相回流量和塔釜的气相回流量不是独立的,当DW，所以L/D必定很大，精馏段的斜率L/V=R/（R+1）接近于1，每块板的推动力和浓度很大，板上的不可逆性很大，有效能损失则增大；如DW，二塔段中情况与上述相反，提留段的不可逆性很大；只有当DW时，塔主体可逆性增大，能耗可以节省。,85,86,5）量多的组分先分含量最多的组分分出后，就避免了这个组分在后面的几个塔中的多次蒸发，冷凝，减少了后继塔的负荷，这样当然比较经济。,6）分离要求高和最难分离的组分后分 由于高纯度分离的塔要求很大的板数，即塔较高，如此时还有其他非

27、关键组分存在，塔中汽、液相流率将增大，要用较大的塔径，又高又大的塔将增大投资。 此外，所需要的塔板数较多，只有预先分离掉其他组分，才能使纵向流率减至最小，降低设备费。,87,7）有特殊组分的要先分 如易腐蚀的组分（如HCl气体）需耐腐蚀设备，以避免后继设备的腐蚀，确保安全操作，再如热敏性组分应减少其受热时间，也即减少它经过塔的次数，如此可减少变质。注意：同时满足（或近似满足）几条规则的序列应予优先考虑；同时考虑用不同试探规则确定的几种序列；确定起主要作用的规则；保留23个最好的序列。,有序试探法复杂塔的分离顺序,88,上述各条规则往往会出现矛盾，在实际应用中经过这些规则的筛选，留下的侯选流程数

28、已经不多，此时再对它们作进一步的评价，最终体现在产品的经济指标上。计算机的模拟系统在对流程进行评价时是个有用的工具。简单分离次序是传统的分离方案，尽管用经验法和更严格的塔序合成技术可确定较好的甚至是最优的塔序。其热能的消耗仍是比较大的，从节能和热能综合利用方面考虑，在简单分离塔原有功能的基础上加上多股进料，侧线采出，热组合等组合方式构成复杂塔的塔序，力求降低能耗。,89,例：在以柴油为裂解原料的乙烯装置中，来自裂解炉的裂解气经废热锅炉和淬冷器急冷后降温到 200oC左右进入深冷分离系统，裂解气组成(不计水蒸气)如下,90,主要分离产品的规格为： 高纯度乙烯 乙烯： 99.95% (mol)；乙

29、炔： 510 -6 （ mol） 高纯度丙烯 丙烯 99. 5% (mol)； 乙烯 10 10 -6 （ mol） ；乙炔 1 10 -6 （ mol） ； 甲基乙炔 +丙二烯 5 10 -6 （mol）。 甲烷富气 甲烷 95 % (mol)；乙烯 0.2% (mol)； 碳三液化气 丙烯 15% (mol)；碳四馏分 1 % (mol)； 碳四馏分 碳三烃 0.5 % (wt)；碳五烃 0.5 % (wt)； 碳五及汽油馏分 碳四烃 0.5 %(wt); ASTM终沸点 205 0 C; 试以探试法合成可能的分离流程。,91,解 ：（ 1）加氢方案 产品规格要求乙炔等有害组分的含量极为严

30、格，允许含量为 1510 -6 。用精馏方法达到这么高的纯度是比较困难或不经济的，因此应通过催化加氢使乙炔转化成乙烯和乙烷。催化加氢有两种工艺，一种是裂解气全馏分加氢，称为前加氢，另一种是碳二馏分加氢，称为后加氢。通过催化加氢方法，还可将甲基乙炔和丙二烯转化成为丙烯和丙烷，作为液化气使用。,92,(2)轻烃分离流程的确定 由于乙烯与乙烷和丙烯与丙烷两个二元混合物中的两组分间沸点差均很小，故这两个二元系统是最难分离的混合物。同时，乙烯与丙烯的回收率要求也最高，因此根据探试规则(2)和(4)，应把乙烯与乙烷的分离和丙烯与丙烷的分离放在最后。,93,第一个分离塔应如何切割馏分，根据不同的探试规则可以

31、得出不同的结论： (a)根据探试规则（ 1），应采用按沸点由低而高，逐个脱除轻组分的流程，即顺序分离流程。我国从美国鲁默斯公司引进乙烯装置都采用这种流程。 (b)根据探试规则（7），应减少进深冷系统的物料数量，因此第一个塔应是脱乙烷塔，使比碳二重的馏分都不进深冷系统，我国吉林化工厂乙烯装置就采用这种前脱乙烷的流程。 (c)根据探试规则（6），应把容易聚合结焦的丁二烯首先分离掉，因此应采用前脱丙烷流程。我国上海石油化工股份公司从日本三菱公司引进的乙烯装置就采用这种流程。美国的斯通韦柏斯特公司和勃朗公司也采用过前脱丙烷流程。,94,上述三种流程能同时存在是因为各自有不同的优缺点，这些优缺点因不同情

32、况而异。由此可见，分离方案的取舍不仅取决于每个塔系本身能耗的高低，而且还取决于不同分离流程所引起的其他工艺部分能耗的变化。因此，分离流程的确定必须结合过程特点对全系统进行分析和计算，才能得出全面而正确的结论。,95,从实际板和理论板的差异的出发，了解影响级效率的因素。了解级效率的定义。了解分离最小功的条件是完全可逆，说明理想功与最小功的关系。介绍净功和损耗功和热力学的关系，掌握分离工程的最小功、净功消耗和热力学效率的计算方法；精馏过程的节能技术和分离顺序的选择，掌握强化分离操作的途径和分离过程选择的方法重点：气液传质设备效率的估算方法。分离工程的最小功。精馏过程的节能，分离顺序的选择和掌握强化分离操作的途径和分离过程选择的方法难点：确定传质设备效率的经验方法和机理模型。分离工程的有效能分析和节能,本章小结,96,1.实际板和理论板的差异表现在那些地方，这些差异的影响应用什么方法来处理？2.常用的有几种级效率？影响级效率的因素有哪些？3.影响气液传质设备处理能力的主要因素有哪些？4.分离最小功的条件是什么，说明什么是完全可逆。5.精馏过程的不可逆性表现在哪些方面？节省精馏过程能耗有哪些措施？6.试列举确定多组分分离顺序的经验法所包含的主要规则。7.强化分离操作有哪些途径和分离过程选择有哪些方法。,