化工原理第五章-精馏-答案

五蒸馏习题解答

1解:

(1)作x-y图及t-x(y)图,作图依据如下:

∵x A=(p-p B0)/(p A0-p B0); y A=p A0×x A/p

以t=90℃为例,x A=(760-208.4)/(1008-208.4)=0.6898

y A=1008×0.6898/760=0.9150

t℃80.02 90 100 110 120 130 131.8

x 1 0.6898 0.4483 0.2672 0.1287 0.0195 0

y 1 0.9150 0.7875 0.6118 0.3777 0.0724 0

1 0.911

2 0.7894 0.6271 0.4052 0.0840 0

4.612x/(1+

3.612x)

(2)用相对挥发度计算x-y值:

y=αx/[1+(α-1)x]

式中α=αM=1/2(α1+α2)

∵α=p A0/p B0

α1=760/144.8=5.249 ;α2=3020/760=3.974

∴αM=1/2(α1+α2)=1/2(5.249+3.974)=4.612

y=4.612x/(1+3.612x)

由此计算x-y值亦列于计算表中,y-x图,t-x(y) 图如下:

1 题附图

2解:

(1)求泡点:

在泡点下两组分的蒸汽分压之和等于总压P,即:p A+p B=p A0x A+x B0x B=p求泡点要用试差法,先设泡点为87℃

lgp A0=6.89740-1206.350/(87+220.237)=2.971

p A0=102.971=935.41[mmHg]

lgp B0=6.95334-1343.943/(87+219.337)=2.566

p B0=102.566=368.13[mmHg]

935.41×0.4+368.13×0.6=595≈600mmHg

∴泡点为87℃,气相平衡组成为

y=p A/p=p A0x A/P=935.41×0.4/600=0.624

(2)求露点:

露点时,液滴中参与甲苯组成应符合下列关系: x A+x B=1或p A/p A0+p B/p B0=1 式中p A=0.4×760=304[mmHg]; p B=0.6×760=456[mmHg]

求露点亦要用试差法,先设露点为103℃,则:lgp A0=6.8974-120.635/

(103+220.237)=3.165

∴p A0=1462.2[mmHg]

lgp B0=6.95334-1343.943/(103+219.337)=2.784

∴p B0=608.14[mmHg]

于是:

304/1462.2+456/608.14=0.96<1

再设露点为102℃,同时求得p A0=1380.4; p B0=588.84

304/1380.4+456/588.84=0.995≈1

故露点为102℃,平衡液相组成为

x A=p A/p A0=304/1380.4=0.22

3解:

(1)x A=(p总-p B0)/(p A0-p B0)

0.4=(p总-40)/(106.7-40)

∴p总=66.7KPa

y A=x A·p A0/p=0.4×106.7/66.7=0.64

(2)α=p A0/p B0=106.7/40=2.67

4解:

(1) y D=?

αD =(y/x)A/(y/x)B

=(y D /0.95)/((1-y D )/0.05)=2

y D =0.974

(2) L/V D =?

∵V=V D +L

(V/V D )=1+(L/V D )

V0.96=V D 0.974+L0.95

(V/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95

(1+L/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95

(L/V D )=1.4

5解:

简单蒸馏计算:

lnW 1/W 2=

?

-1

2

x x x

y dx

W 2=(1-1/3)W 1=2/3W 1;y=0.46x+0.549,x 1=0.6,代入上式积分解得: 釜液组成:x 2=0.498,

馏出液组成:W D x D =W 1x 1 -W 2x 2 (1/3W 1)x D =W 1×0.6-(2/3W 1)×0.498 ∴x D =0.804 6解:

Fx F =Vy+Lx ∴0.4=0.5y+0.5x --------(1) y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x) --------(2) (1),(2)联立求解,得y=0.528,x=0.272 回收率=(V·y)/(Fx F )=0.5×0.528/0.4=66% 7.解:

F=D+W

Fx F =Dx D +Wx W

已知x F =0.24,x D =0.95,x W =0.03,解得:

D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.24-0.03)/(0.95-0.03)=0.228 回收率 Dx D /Fx F =0.228×0.95/0.24=90.4% 残液量求取:

W/D=F/D-1=1/0.228-1=3.38

∴W=3.38D=3.38(V-L)=3.38(850-670)=608.6[kmol/h] 8解:

(1) 求D 及W,全凝量V F=D+W

Fx F =Dx D +Wx W

x F =0.1,x D =0.95,x W =0.01(均为质量分率) F=100[Kg/h],代入上两式解得: D=9.57[Kg/h]; W=90.43[Kg/h] 由恒摩尔流得知:

F(0.1/78+0.9/92)=V(0.95/78+0.05/92)

[注意:如用质量百分数表示组成,平均分子量M m =1/(a A /M A +a B /M B )]

解得 V=87[Kg/h] 由 于塔顶为全凝器,故上升蒸汽量V 即为冷凝量, (2) 求回流比R

V=D+L ∴L=V-D=87-9.57=77.43[Kg/h]

R=L/D=77.43/9.57=8.09(因为L 与D 的组成相同,故8.09亦即为摩尔比) (3) 操作线方程.

因塔只有精馏段,故精馏段操作线方程为 y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1) 式中x D 应为摩尔分率

x D =( x D /M A)/[x D /M A+(1-x D )/M B]

=(0.95/78)/(0.95/78+0.05/92)=0.961

∴y n+1=8.09x n/9.09+0.961/9.09=0.89x n +0.106

操作线方程为:y n+1 =0.89x n +0.106

9解:

y=[R/(R+1)]x+x D /(R+1)

(1) R/(R+1)=0.75 R=0.75R+0.75 R=0.75/0.25=3

(2) x D /(R+1)=0.2075 x D /(3+1)=0.2079 x D =0.83

(3) q/(q-1)=-0.5 q=-0.5q+0.5 q=0.5/1.5=0.333

(4) 0.75x+0.2075=-0.5x+1.5x F0.75x q'+0.2075=-0.5x q '+1.5×0.44

1.25x q '=1.5×0.44-0.2075=0.4425 x q '=0.362

(5)0

10解:

(1) 求精馏段上升蒸汽量V和下降的液体量L,提馏段上升蒸汽量V'和下降的液体量L'. 进料平均分子量: Mm=0.4×78+0.6×92=86.4

F=1000/86.4=11.6[Kmol/h]

Fx F =Dx D +Wx W

F=D+W

11.6×0.4=D×0.97+(11.6-D)0.02

∴D=4.64[Kmol/h]

W=6.96[Kmol/h]

R=L/D, ∴L=3.7×4.64=17.17[Kmol/h]

V=(R+1)D=4.7×4.64=21.8[Kmol/h]

平均气化潜热r=30807×0.4+33320×0.6=32313.6[KJ/Kmol]

从手册中查得x F =0.4时泡点为95℃,则:

q=[r+cp(95-20)]/r=(32313.6+159.2×75)/32313.6=1.37

∴L'=L+qF=17.17+1.37×11.6=33.1[Kmol/h]

V'=V-(1-q)F=21.8+0.37×11.6=26.1[Kmol/h]

(2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.

Qc=Vr

∴r=0.97×30804+33320×0.03=30879.5[KJ/Kmol]

∴Qc=21.8×30879.5=673172.7[KJ/h]

耗水量Gc=673172.7/4.18(50-20)=5368.2[Kg/h]

(3) 求再沸器热负荷及蒸汽耗量.

塔的热量衡算

Q B+Q F +Q R=Q v+Q W +Q L

Q B=Q v+Q W +Q L-Q F -Q R

该式右边第一项是主要的,其它四项之总和通常只占很小比例,故通常有:

Q B≈Q V=V·I v

Iv=(r+Cpt)=30879.5+159.2×8.2=43933.9[KJ/Kmol]

∴Q B=21.8×43933.9=957759.02[KJ/h]

2.5[KgF/cm2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522×4.18×18=39275.3[KJ/Kmol]

∴蒸汽需量为G v

G v =Q B/r=957759.02/39275.3=24.4Kmol/h

=24.4×18=39.04[Kg/h]

(4) 提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W /(L'-W)=1.26x-0.005

11解:

提馏段: y m+1’=1.25x M’-0.0187---------(1)

=L'x M'/V'-Wx W /V',

L'=L+qF=RD+F

V'=(R+1)D

W=F-D,

精馏段: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)

=0.75x n +0.25x D --------(2)

q线:x F =0.50 --------------(3)

将(3)代入(1)得出:

y m+1=1.25×0.5-0.0187=0.606,代入(2)

0.606=0.75×0.5+0.25x D ,

x D =0.924

12解:

(1) y1=x D =0.84,

0.84=0.45x1+0.55

x1=0.64,

y W =3×0.64/(3+1)+0.84/(3+1)=0.69,

0.69=0.45×x W +0.55,x W =0.311,

(2) D=100(0.4-0.311)/(0.84-0.311)=16.8(Kmol/h),

W=100-16.8=83.2(Kmol/h)

13解:

(1) 求R,x D,x W

精馏段操作线斜率为R/(R+1)=0.723 ∴R=2.61

提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W/(L'-W)=1.25x-0.0187

精馏段操作线截距为

x D/(R+1)=0.263 ∴x D =0.95

提馏段操作线与对角线交点坐标为

y=x=x W x W =1.25 x W -0.0187 ∴x W =0.0748

(2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成

将y=0.723x+0.263

y=1.25x-0.0187

联立求解,得x=0.535,y=0.65

因饱和蒸汽进料,q线为水平线,可得原料组成y=x F=0.65

14解:

(1) y1=x D =0.9,x1=0.9/(4-3×0.9)=0.692,

(2) y2=1×0.692/(1+1)+0.9/2=0.796

(3) x D =x F =0.5, y D =0.5/2+0.9/2=0.7

15解:

(1) Fx F=Vy q+Lx q

0.45=(1/3)y q+(2/3)x q

y q =2.5x q /(1+1.5x q)

∴x q=0.375 y q=0.6

(2) Rmin=(x D-y q)/(y q-x q)

=(0.95-0.6)/(0.6-0.375)=1.56

R=1.5Rmin=2.34

D=0.95×0.45/0.95=0.45 W=1-0.45=0.55

x W=(Fx F-Dx D)/W=(0.45-0.45×0.95)/0.55=0.041

L=RD=2.34×0.45=1.053; V=(R+1)D=1.503

L'=L+qF=1.053+(2/3)×1=1.72; V'=V-(1-q)F=1.503-1/3=1.17

y'=(L'/V')x'-Wx W/V'=1.72/1.17x'-0.55×0.041/1.17

=1.47x'-0.0193

16解:

精馏段操作线方程

y n+1 =3/4x n +0.24

平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=2.5x/(1+1.5x)

提馏段操作线方程

y=1.256x-0.01278

其计算结果如下:

N0x y

1 0.906 0.96

2 0.821 0.92

3 0.707 0.86

4 0.573 0.77

5 0.462 0.70

6 0.344 0.567

7 0.224 0.419

8 0.128 0.268

9 0.065 0.148

10 0.029 0.069

由计算结果得知:

理论板为10块(包括釜), 加料板位置在第五块；

17解:

D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.52-x W )/(0.8-x W )=0.5

解得:x W =0.24

精馏段操作线方程:

y n+1 =(R/(R+1))x n +x D /(R+1)=0.75x n +0.2 --------(1) 平衡线方程:y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x)

或:x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y) --------(2)

交替运用式(1),(2)逐板计算:

x D =y1=0.8 .x1=0.571;

y2=0.628,x2=0.360;

y 3=0.470,x3=0.228

∴共需N T=3块(包括釜).

18解:

q=0,x D =0.9,x F =0.5,

x W =0.1,R=5,

精馏段操作线方程:

y n+1=Rx n/(R+1)+x D/(R+1)

=5x n/(5+1)+0.9/(5+1)

=0.833x n+0.15

图解:

得理论板数为11块(不包括釜),包括釜为12

块

18题附图

19解:

(1) F=D+W

Fx F =Dx D +Wx W

D=F(x F -x W )/(x D -x W )

=100(0.3-0.015)/(0.95-0.015)

=30.48 Kmol/h=30.5 Kmol/h

W=F-D=69.50 Kmol/h

(2) N T及N F =?

x D =0.95、x W =0.015、q=1、

R=1.5；x D /(R+1)=0.38

作图得:N T =9-1=8(不含釜)

进料位置: N F =6

(3)L’,V’,y W及x W-1 19题附图∵q=1,V'=V=(R+1)D

V'=30.5(1.5+1)=76.25Kmol/h

L'=L+qF=RD+F=1.5×30.5+100=145.8Kmol/h

由图读得:y W =0.06, x W-1=0.03

20解:

(1) 原料为汽液混合物,成平衡的汽液相组成为x ,y

平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=4.6x/(1+3.6x) --------- (1)

q线方程(q=2/(1+2)=2/3)则

y=[q/(q-1)]x-x F /(q-1)=-2x+1.35 ---------- (2)

联解(1),(2)两式,经整理得:

-2x+1.35=4.6x/(1+3.6x)

7.2x2 +1.740x-1.35=0

解知,x=0.329

y=0.693

(2) Rmin=(x D -y e)/(y e-x e)=(0.95-0.693)/(0.693-0.329)=0.706

21解:

因为饱和液体进料,q=1

y e=αx e/[1+(α-1)x e]=2.47×0.6/(1+1.47×0.6)=0.788

R min=(x D -y e)/(ye-x e)=(0.98-0.788)/(0.788-0.6)=1.02

R=1.5×R min=1.53

N min=lg[(x D /(1-x D ))((1-x W )/x W)]/lgα

=lg[(0.98/0.02)(0. 95/0. 05)]/lg2.47= 7.56

x=(R-R min)/(R+1)=(1.53-1.02)/(1.53+1)=0.202

Y=(N-N min)/(N+1) Y=0.75(1-x0.567)

∴(N-7.56)/(N+1)=0.75(1-0.2020.567) 解得N=14.5 取15块理论板(包括釜)

实际板数: N=(15-1)/0.7+1=21(包括釜)

求加料板位置,先求最小精馏板数

(N min)精=lg[x D /(1-x D )×(1-x F )/x F]/lgα

=lg[0.98/0.02·0.4/0.6]/lg2.47=3.85

N精/N=(N min)精/N min

∴N精=N(N min)精/N min=14.5×3.85/7.56=7.4

则精馏段实际板数为7.4/0.7=10.6

取11块故实际加料板位置为第12块板上.

22解:

(1) 由y=αx/[1+(α-1)x]=2.4x/(1+1.4x) 作y-x图

由于精馏段有侧线产品抽出,故精馏段被分为上,下两段, 抽出侧线以上的操作线方程式: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=2/3x n +0.3 ----------- (1)

侧线下操作线方程推导如下:

以虚线范围作物料衡算V=L+D1+D2

Vy s+1=Lx s+D1x D1+D2x D2 ;

y s+1=Lx s/V +(D1x D1+D2x D2)/V

=Lxs/(L+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L+D1+D2);

L=L0-D2, 则:

y s+1=(L0-D2)x s/(L0-D2+D1+D2)

+(D1x D1+D2x D2)/(L0-D2+D1+D2)

=(R-D2/D1)x s/(R+1)+(x D1

+D2x D2/D1)/(R+1)

(R=L0/D1)

将已知条件代入上式,得到:

y S+1=0.5x+0.416

(2) 用图解法,求得理论塔板数

为（5-1）块,见附图.

22题附图

23解:

根据所给平衡数据作x-y图.

精馏段操作线

y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)

=1.5x n /(1.5+1)+0.95/(1.5+1)

=0.6x n +0.38

q线方程与q线:

料液平均分子量:

M m=0.35×+0.65×18=22.9

甲醇分子汽化潜热:

r=252×32×4.2=33868.8[KJ/Kmol]

水的分子汽化潜热:

r=552×18×4.2=41731.2[KL/Kmol] 23题附图

料液的平均分子汽化潜热:

r=0.35×33868.8+0.65×41731.2=38979.4[KL/Kmol]

料液的平均分子比热

Cp=0.88×22.9×4.2=84.6[KL/Kmol·℃]

q=[r+Cp(ts-t F )]/r=[38979.4+84.6(78-20)]/38979.4=1.13

q线斜率q/(q-1)=1/13/0.13=8.7

提馏段操作线方程与操作线：

由于塔釜用直接蒸汽加热,故提馏段操作线过横轴上(x W ,0)一点,于是在x-y图上,作出三条线,用图解法所得理论板数为7.6块,可取8块(包括釜).

24解:

对全塔进行物料衡算:

F1+F2=D+W ----------(1)

F1x F1+F2x F2=Dx D +Wx W

100×0.6+200×0.2=D×0.8+W×0.02

100=0.8D+0.02W -----------(2)

由式(1) W=F1+F2-D=100+200-D=300-D

代入式(2)得:D=120.5Kmol/h

L=RD=2×120.5=241kmol/h

V=L+D=241+120.5=361.5Kmol/h

在两进料间和塔顶进行物料衡算,并设其间液汽流率为L",V",塔板序号为s.

V''+F1=D+L''

V''y s+1"+F1x F1=L''xs''+Dx D

y s+1=(L''/V'')xs''+(Dx D -F1x F1)/V''

L''=L+q1F1=241+1×100=341Kmol/h

V''=V=361.5

y s+1"=(341/361.5)x s''+(120.5×0.8-100×0.6)/361.5

y s+1"=0.943x s''+0.1

25解:

对于给定的最大V',V=(R+1)D,回流比R愈小,塔顶产品量D愈大,但R 需满足产品的质量要求x D》0.98, 故此题的关键是求得回流比R.

由题已知加料板为第14层,故精馏段实际板数为13层,精馏段板数为:

13×0.5=6.5

取苯-甲苯溶液相对挥发度为α=2.54

用捷算法求精馏段最小理论板数

(N min)精=ln[0.98/0.02-0.5/0.5]/ln2.54=4.175

y=[N精馏段-(N min)精]/(N精馏段+1)=(6.5-4.175)/(6.5+1)

=1.31

由y=0.75(1-x0.567)

x=(1-Y/0.75)(1/0.567)=0.392=(R-R min)/(R+1)

∴R=(0.392+R min)/(1-0.392)

R min=(x D -y e)/(y e-x e)

对泡点进料x e=x F =0.5

y e=αx/[1+(α-1)x]

=2.54×0.5/(1+1.54×0.5)=1.27/1.77=0.72

∴R min=(0.98-0.72)/(0.72-0.5)=0.26/0.22=1.18

∴R=(0.392+1.18)/(1-0.392)=1.572/0.608=2.59

∴D=V/(R+L)=2.5/(2.59+1)=0.696[Kmol/h]

故最大馏出量为0.696[Kmol/h]

26解:

求n板效率: Emv =(y n -y n+1 )/(y n*-y n+1 ),

因全回流操作,故有y n+1 =x n ,y n =x n-1

与x n成平衡的y n*=αx n/[1+(α-1)x n ]=2.43×0.285/(1+1.43×0.285)=0.492

于是: Emv=(x n-1 -x n )/(y n*-x n )=(0.43-0.285)/(0.492-0.285)=0.7

求n+1板板效率:

Emv=(y n+1 -y n+2)/(y n+1* -y n+2)=(x n-x n+)/(y n+1*-x n+1 )

y’n+1 =2.43×0.173/(1+1.43×0.173)=0.337

∴Emv=(0.285-0.173)/(0.337-0.173)=0.683

27解:

由图可知:该板的板效率为Emv=(y1-y )/(y1*-y W)

从图中看出,y1=x D =0.28,关键要求y1*与y W .

由已知条件Dx D /Fx F =0.8

∴D/F=0.8×0.2/0.28=0.57

作系统的物料衡算: Fx F =Dx D +Wx W

F=D+W

联立求解: x F =Dx D /F+(1-D/F)x W

0.2=0.57×0.28+(1-0.57)x W

解得x W =0.093 习题27附图

因塔釜溶液处于平衡状态,故

y W=αx W/[1+(α-1)x W ]=2.5×0.093/(1+1.5×0.093)=0.204

y W与x1是操作线关系.

y n+1 =L'x n /V'-Wx W /V'

=Fx n /D-Wx W/D =Fx n /D-(F-D)x W /D=Fx n /D-(F/D-1)x W

∴y n+1 =x n /0.57-(1/0.57-1)0.093=1.75x n -0.07

当y n+1 =y W时,x n =x1

∴x1=(y W +0.07)/1.75=(0.204+0.07)/1.75=0.157

与x1成平衡气相组成为y1*

y1*=αx1/[1+(α-1)x1]=2.5×0.157/(1+1.5×0.157)=0.318

∴Emv=(0.28-0.204)/(0.318-0.204)=66.8%

28解:

(1)精馏段有两层理论板,x D =0.85,x F =0.5,用试差法得精馏

段操作线ac,与x=x F=0.5线交于d.提馏段有两层理论板,从

点d开始再用试差法作图,得提馏段操作线bd，得：x W =0.17

x D/(R+1)=0.103R=0.85/0.103-1=7.25

F=D+W Fx F =Dx D +Wx W100=D+W

100×0.5=D×0.85+W×0.17

得D=48.5Kmol/h

V'=V=(R+1)D=8.25×48.5=400Kmol/h

28题附图

(2)此时加入的料液全被气化而从塔顶排出,其组成与原料组成相同,相当于一个提馏塔. 29解:

(1)D=η,Fx F /x D =0.9×100×0.4/0.92

=39.13Kmol/h,W=60.9Kmol/h

x W =0.1Fx F /W=0.1×100×0.4/60.9=0.0656

∵q=1 ∴x q =0.4 查图得y q =0.61

R min=(x D -y q )/(y q -x q )=(0.92-0.61)/(0.61-0.4)=1.48

R=1.5×1.48=2.2 x D /(R+1)=0.92/3.2=0.29

在y-x图中绘图得

N T =15-1=14块(未包括釜),N加料=第6块理论板

N p=14/0.7=20块(不包括釜) N p精=5/0.7=7.14,取8块,∴第九块为实际加料板

(2) 可用措施:(1)加大回流比,x D↑,x W↓,η=↑

(2)改为冷液进料,N T

q约为const,下移加料点,x D↑.

29题附图

30解:

(1)Dx D /Fx F =0.922; Dx D =0.922×150×0.4=55.32

Dx D =Fx F -Wx W =Fx F -(F-D)x W =55.32

150×0.4-(150-D)×0.05=55.32

D=56.4Kmol/h W=F-D=93.6Kmol/h

x D =55.32/56.4=0.981

(2) N T及N F (进料位置)

x D =0.981,x W =0.05,q=1,

x D /(R+1)=0.981/(2.43+1)=0.286

a(0.981,0.981), b(0.05,0.05)

q线: x F=0.4、q=1, q线为垂线。

作图得:N T =12-1=11,不含釜,N F =7

(3)液气比

精馏段:

L/V=R/(R+1) =2.43/(2.43+1)=0.708

提馏段: L'/V'=(L+qF)/(L+qF-W)

或V'=V ,L=RD

L'/V'=(RD+F)/((R+1)D)

=(2.43×56.4+150)/(3.43

×56.4)=1.484

(4)由于再沸器结垢,

则Q B↓,V'↓,R↓∴x D↓

若要求维持x D不变,应提高再沸器加热蒸汽

的压力p s,及时清除污垢

31解:

(1)R=0.8时,x D ,x W各为多少?

由题知,当塔板为无穷时：R=R min =0.8, 30题附图对泡点进料,

R min =(x D -y e)/(y e-x e)

x e=x F =0.5,

y e=αx e/[1+(α-1)x e]=αx F/[1+(α-1)x F]=2×0.5/(1+0.5)=0.667

于是: (x D -0.667)/(0.667-0.5)=0.8

解得: x D =0.8

Fx F =Dx D +Wx W

x F =Dx D /F+(1-D/F)x W

由题知D/F=0.6代入上式,

解得x W =0.05,

(2)R=1.5时,求x D ,x W .

由题知,当塔板为无穷多时,

R=R min =1.5

R min =(x D-y e)/(y e-x e)

同理求得x D =0.917,代入物料衡算式

x F =Dx D /F+(1-D/F)x W

0.5=0.6×0.917=(1-0.6)x W

x W =-0.125,不成立. 31题附图

故操作线与平衡线应取x W =0处相交,即:

x W =0；Fx F =Dx D +Wx W

∴x D =Fx F /D=0.5×1/0.6=0.83

此时精馏段与提馏段操作线示意图如上:

32解:

(1) x F =y q =0.5,; x q =y q/(α-(α-1)y q)=0.5/(3-2×0.5)=0.25

R min =(x D-y q)/(y q-x q)=(0.9-0.5)/(0.5-0.25)=1.6

R=2×1.6=3.2

F=D+W

Fx F =Dx D +Wx W0.5=0.9D+0.05W

D=0.529 W=0.471

L=RD=3.2×0.529=1.693 V=2.222

L'=L=1.693 V'=V-F=1.222

∴y'=1.385x'-0.0193

(2)精馏段操作线

y=(L/V)x+Dx D /V=(1.693/2.222)x+0.529×0.9/2.222

y=0.762x+0.214

或y=Rx/(R+1)+x D /(R+1)=3.2x/4.2+0.9/4.2=0.762x+0.214

y1=x D =0.9 x1=y1/(3-2×y1)=0.9/(3-2×0.9)=0.75

y2=0.762×0.75+0.214=0.7855

(3)应维持R不变,此时V=F=1

此时D=V/(R+1)=1/(3.2+1)=0.238

即D/F应改为0.238

x W=(Fx F-Dx D)/W=(0.5-0.238×0.9)/(1-0.238)=0.375

33解:

q=(r+(80-20)Cp)/r=(40000+60×100)/40000=1.15

W=L+qF=1.15×100=115

D=F+S-W=100+50-115=35

Fx F =Dx D +Wx W

y=(L/s)x-(W/S)x W =2.3x-2.3x W

y2与x W成平衡∴y2=3x W

x1=y2/2.3+x W =2.304x W

y1=3x1=6.913x W =x D

100×0 2=35×6.913x W +115x W

x W =0.056 x D =0.387

η=35×0.387/(1000×0.2)

=0.678

34解:

作精馏段物料衡算，得精馏段操作线方程：

y n+1=(R/(R+1))x n+x D/(R+1)

将x0=0.5、y1=0.63、x D=0.9

代人上述方程：

0.63=(R/(R+1))0.5+0.9/(R+1)

解得：R=2.08

操作线：截距x D/(R+1)=0.9/(2.08*1)=0.292

作精馏段操作线ac

再就q=1,x F=0.4作进料线。

从y1、x o开始作梯级，共得6块理论板。

35解：

对第n块板:E mL=(x n-1-x n)/(x n-1-x n*)=0.5;

x n=0.4-0.5(0.4-x n*) y n=αx n*/[1+(α-1)x n*]=2x n*/(1+x n*)

对第n板作物料衡算：

100×0.3+100×0.4=100×(2x n*/（1+x n*）)+100×[0.4-0.5(0.4- x n*)]

解得：x n*=0.263 x n=0.4-0.5(0.4- 0.263)=0.318

y n=2×0.263/(1+0.236)=0.382

36解：

作全塔总物料衡算：F=D+W (1)

作全塔易挥发组分物料衡算：Fx F=Dx D+Wx W (2)

作分凝器易挥发组分物料衡算：Vy1=Dx D+Lx L (3)

因为：V=2D L=D，（3）式：2y1=x D+x L (3)

相平衡方程：x D=αx L /[1+（α-1）x L] 即：0.8=2.46x L /[1+（2.46-1）x L 解得：x L=0.619; 代人（3）式：2y1=0.8+0.619,得y1=0.71

y1=y W=0.71,代人平衡方程：0.71=2.46x W /[1+（2.46-1）x W

解得：x W=0.5

代人（2）得：D=F(x F-x W)/(x D-x W)=66.7 Kmol/h, W=33.3Kmol/h

汽化量：V=2×66.7=133.4 Kmol/h

37解：

(1) 精馏段操作线方程：

y n+1=(R/(R+1))x n+x D/(R+1)

=（4/（4+1））x+0.7/(4+1)=0.8x+0.14

提馏段操作线方程：

y’=(L’/V’)x-(W/V’)x W

D/F=(x F-x W)/(x D-x W)=(0.3-x W)/(0.7-x W)=0.4 → x W=0.0333

因为q=1,所以：

L’/V’=(L+F)/(R+1)D=[R×(D/F)+1]/[(R+1)D/F]

=(4×0.4+1)/[(4+1)×0.4]=1.3

(W/V’)x W=(F-D)/[(R+1)D×x W=(1-D/F)/[(R+1)D/F]×x W

=[(1-0.4)/(5×0.4)]×0.0333=0.01

所以：y’=1.3x’-0.01

(2)y q=αx F/[1+(α-1) x F ]=2×0.3/(1+(2-1)×0.3)=0.4615

若平衡点在进料口处：

Rm/(Rm*1)=4/(4+1)=(x D-y q)/(x D-x F)

=(x D-0.4615)/(x D-0.3) → x D=1.11

不可能在进料口平衡。

在塔顶平衡：即x D=1

D/F=（x F-x W）/(x D-x W)=0.4; (0.3-x W)/(1-x W)=0.4

解得x W=-0.167 故不可能。

在塔底平衡：即x W=0

x Dmax=F×x F/D=0.3/0.4=0.75

38解：

（1）饱和水蒸气用量S=V`=V=（R+1）D=2.5D，（∵q=1）

y1=x D=0.95

Emv=(y1-y2)/(y1*-y2)=(0.95-y2)/(0.5x1+0.5-y2)=0.5

整理得：0.5y2=0.7-0.25x1 (1)

Vy2=Lx1+Dx D

2.5D×y2=1.5D×x1+Dx D

整理得：2.5y2=1.5x1+0.95 (2)

联解（1）、（2）式得：x1=0.927

(2) F+S=D+W; S=V’=2.5D; F+2.5D=D+W

即F+1.5D=W (3)

F×x F=D×x D+W×x W(4)

式（3）代人（4）消去W得：

D/F=（x F-xW）/(x D+1.5xW)

=(0.5-0.1)/(0.95+1.5×0.1)=0.364

39解：

(1)η=Dx D /(Fx F)= x D(x F-x W)/( x F(x D-x W ))

=x D (0.4-0.05)/(0.4(x D-0.05))=0.955 → x D=0.6

D/F=ηx F/x D=0.955×0.4/0.6=0.64

∴D=0.64F=64Kmol/h, W=36Kmol/h

(2) 该塔只有提馏段，又q=1,

∴L=F,V=D,故（L/V）=F/D

操作线方程：y n+1=(F/D)x n-(W/D)x W=(100/64)x n-(36/64)×0.05

=1.56x n-0.028

(3) 当N T→∞时，可获得x Dmax

∵ q=1. q线是垂线交平衡线上y e点

y e=αx F/(1+(α-1)x F)=(3×0.4)/(1+2×0.4)=0.667,此值是否最大值必须校验，由于F，V不变，∴D，W不变

x W=(x F-(D/F)x D)/ (W/F)=(0.4-0.64×0.667)/0.36=-0.0747<0

∴当x W=0,夹点在塔底

x Dmax=（F/D）x F=0.4/0.64=0.625

40解：

(1) F1x F1+F2x F2=Dx D+W x W

1×0.6+0.5×0.4=0.99D+0.02W

F1+F2=D+W 1+0.5=D+W

∴D=0.794Kmol/s W=0.706Kmol/s

L=RD=0.794Kmol/s V=L+D=1.588Kmol/s

L″=L+q1F1=1.794Kmol/s V″=V=1.588Kmol/s

y″=(L″/V″)x″+(Dx D-F1x F1)/V″

=(1.794/1.588)x″+(0.794×0.99-1×0.6)/1.588

∴y″=1.13x″+0.117

(2)若夹紧点在第一进料口处（第一段操作线与q线交点落在平衡线上）：

x q1=0.6 y q1=3×0.6/(1+2×0.6)=0.82

R’m=(x D-y q1)/(y q1-x q1)=(0.99-0.82)/(0.82-0.6)=0.773

若夹紧点在第二进料口处：

y q2=0.4 x q2=y q2/(α-(α-1)y q2)=0.4/(3-2×0.4)=0.182

提馏段操作线斜率：

L’/V’=（y q2-y W）/(x q2-x W)

=(0.4-0.02)/(0.182-0.02)=2.35

L’=2.35V’,代人L’-V’=W=0.706得：V’=0.523

而V’=V″-F2=V-F2=（R M+1）D-F2=（R M+1）×0.794-0.5=0.523

解得：R M=0.288 ;

取R min=R’m=0.773.

41解：

（1）D/F=(x F-x W)/(x D-x W)

=(0.5-0.2)/(0.8-0.2)=0.5,令F=1,∴D=0.5 W=0.5

R=L/D=(2V/3)/(V/3)=2 L=RD=2D=1 L’=L+qF=2

V’=V=3D=1.5

∴L’x’=V’y+Wx W x’=0.75y’+0.05 (1)

y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x) (2)

由塔底开始计算:x1=x W=0.2 y1=0.429

x2=0.372 y2=0.64

x3=0.53 y3=0.77

x4=0.629 y4=0.836> x D

共需四块理论板

(2)设操作线上端与平衡线相交y=x D (1)

x=0.75y+0.25x W (2)

x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y) (3)

Fx F=Dx D+Wx W∴x D+x W=1 (4)

联立求得x D=0.866 即N T→∞，塔顶浓度为0.866

42解：

全回流条件下，操作线方程为y n+1= x n

∴ y n= x n-1=0.57 y n+1= x n=0.41 y n+2= x n+1=0.28

已知x n-1=0.57 x n=0.41 x n+1=0.28

由平衡数据线性插值得到 x n *= 0.356 x n+1*=0.228 y n *= 0.628 y n+1*=0.475

E n,v = （y n - y n+1）/（y n *- y n+1） E n,L =（x n-1- x n ）/（x n-1- x n *） E n+1，v =（y n+1- y n+2）/（y n+1*- y n+2） E n+1，L =（x n - x n+1）/（x n - x n+1*） 将已知数据带入上述相应公式，得到

E n,v = 0.826 E n,L =0.841 E n+1，v = 0.667 E n+1，L =0.592

1.43解：先由精馏段操作线方程求得R 和x D ，再任意假设原料液流量F ，通过全塔物料衡算求得D 、W 及x W ，而后即可求出提馏段操作线方程。

E mv1可由默夫里效率定义式求得。 1．提馏段操作线方程 由精馏段操作线方程知

75.01

=+R R

解得 R =3.0

20.01

=+R x D

解得 x D =0.8

设原料液流量F =100kmol/h 则 D =0.4×100=40kmol/h W =60kmol/h 05.040

1008

.04035.0100=-?-?=--=

D F Dx Fx x D F W

因q =0，故

L′=L =RD =3×40=120kmol/h

V′=V －（1－q ）F=（R+1）D －（1－q ）F =4×40－100=60kmol/h 提馏段操作线方程为 05.0205.060

60

60120-=?-'='-'''='x x x W L x V L y w

2．板效率E mv1

由默夫里板效率定义知： 2*

12

11y y y y E mv --= 其中 y 1=x D =0.8

y 2=0.75×0.7+0.2=0.725

()854.07

.05.117.05.21111*

1=?+?=-+=x a ax y

故 %5858.0725

.0854.072

.080.01=≈--=mv E

思 考 题

42 [1]. y 6=0.82 x 6=0.70 y 7=0.75 x 7=0.62

[2]. a) y n ,x n-1 b)y n ,x n c)y n+1 ,x n d)x n-1 -x n e)y n -y n+1

[3]. 0.7 0.4375 76.2% (x)

[4]. 冷液 t F

[5].(1)对于具有共沸组成物系,组分间沸点差导仍存在,但相对挥发度α=1处不能分离；

(2)t 4=t 3>t 2=t 1; (3)增加被分离组分的相对挥发度 [6].D 1W 2, R 1>R 2 [7].(1)R=∞, N=N min ; (2)R=R min , n=∞ [8].∞; 0; 1.

[9]. y n =αx n /(1+(α-1)x n )=3×0.3/(1+2×0.3)=0.563 x n-1 =y n =0.563; y n-1 =3×0.563/(1+2×0.563)=0.794

[10]. =,>. [11]. <,<,>,=,>

[12].(1)下降 (2)下降 (3)下降 (4)不变 (5)上升 [13].(1)增大 则不变; (2)1 1 多 [14].(1)等于 无; (2)减少 增加 增加 增大 [15].增大 变小 上升 下降 [16].(1)<,> (2)>,> [17].(1)减少,增加; (2)增加,减少,增加 [18].变小,变大,变小.

[19].L/V 不变 N T 增加 [20].变小 ,变小, 变小 [21].增大,增大,增大,减少. [22].解:减少,增加,增加,无法确定 [23].解:增加,减少,增加,增加 [24].解:增加,减少,不变,不变 [25].解:<,>,>.

[26].y=(L/V)x-Wx W /V ,

∵D/F=0.5 x W =0, 又q=1 ∴L/V=(R×(D/F)+1)/((R+1)×D/F)=(2×0.5+1)/(3×0.5)=4/3 x D =x F /(D/F)=0.4/0.5=0.8

[27].解:变大,变大,变大；

[28].变小,变小,变小； [29].见图 [30].见图; [31].见图

[32].见图,粗线为新工况操作线,

29题附图30题附图

31题附图32题附图[33].(C); [34].(1)C (2)A;

[35].(1)D (2)D; [36].(D) [37]. B

[38].(D); [39].(B)

[40].(1)C (2)B

化工原理实验

流量计的种类很多，本实验是研究差压式（速度式）流量计的校正，这类差压式流量计是用测定流体的压差来确定流体流量（或流速）常用的有孔板流量计、文丘里流量计和毕托管等。实验装置用孔板流量计如同2。a）所示，是在管道法兰向装有一中心开孔的不诱钢板。 孔板流量计的缺点是阻力损失大，流体流过孔板流量计，由于流体与孔板有摩擦，流道突然收缩和扩大，形成涡流产生阻力，使部分压力损失，因此流体流过流量计后压力不能完全恢复，这种损失称为永久压力损失(局部阻力损失)。流量计的永久压力损失可以用实验方法测出。如下图所示，实验中测定３、４两个截面的压力差，即为永久压力损失。对孔板流量计，测定孔板前为d１的地方和孔板后６d１的地方两个截面压差 工厂生产的流量计大都是按标准规范生产的。出厂时一般都在标准技术状况下(101325Pa，20℃)以水或空气为介质进行标定，给出流量曲线或按规定的流量计算公式给出指定的流量系数，然而在使用时，往往由于所处温度、压强、介质的性质同标定时不同，因此为了测定准确和使用方便，应在现场进行流量计的校正。即使已校正过的流量计，由于在长时间使用中被磨损较大时，也需要再一次校正。 量体法和称重法都是以通过一定时间间隔内排出的流体体积或质量的测量来实现的 《化工原理实验指导》李发永 流量计原理 工厂生产的流量计，大都是按标准规范制造的。流量计出厂前要经过校核，并作出流量曲线，或按规定的流量计算公式给出指定的流量系数，或将流量系数直接刻在显示仪表刻度盘上供用户使用。 如果用户丢失原厂的流量曲线图；或者流量计经长期使用，由于磨损造成较大的计量误差；或者用户自行制造非标准形式的流量计；或者被测量流体与标定的流体成分或状态不同，则必须对流量计进行校核（或称为标定）。也就是用实验的方法测定流量计的指示值与实际流量的关系，作出流量曲线或确定流量的计算公式。因此，流量计的校核在生产、科研中都具有很重要的实际意义。 Φ16×2.5 Ф：是表示外径 DN：公称直径（近似内径） “Φ”标识普通圆钢管的直径，或管材的外径乘以壁厚，如：Φ25×3标识外径25mm，壁厚为3mm的管材； 以孔板流量计为例进行说明，文丘里流量计的原理与此完全一样，只是流量系数不同。

化工原理课程设计-乙醇-水连续精馏塔的设计

课程设计说明书 题目乙醇—水连续筛板式精馏塔的设计 课程名称化工原理 院(系、部、中心)化学化工系 专业应用化学 班级应化096 学生姓名XXX 学号XXXXXXXXXX 设计地点逸夫实验楼B-536 指导教师

设计起止时间：2010年12月20日至 2010 年12月31日 第一章绪论 (3) 一、目的： (3) 二、已知参数： (3) 三、设计内容： (4) 第二章课程设计报告内容 (4) 一、精馏流程的确定 (4) 二、塔的物料衡算 (4) 三、塔板数的确定 (5) 四、塔的工艺条件及物性数据计算 (7) 五、精馏段气液负荷计算 (11) 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 (11) 七、筛板的流体力学验算 (16) 八、塔板负荷性能图 (19) 九、筛板塔的工艺设计计算结果总表 (23) 十、精馏塔的附属设备及接管尺寸 (23) 第三章总结 (24) .

乙醇——水连续精馏塔的设计 第一章绪论 一、目的： 通过课程设计进一步巩固课本所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。 在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇25%的乙醇—水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均为质量分数）。 二、已知参数： （1）设计任务 ●进料乙醇 X = 25 %（质量分数，下同） ●生产能力 Q = 80t/d ●塔顶产品组成 > 94 % ●塔底产品组成 < 0.1 % （2）操作条件 ●操作压强：常压 ●精馏塔塔顶压强：Z = 4 KPa ●进料热状态：泡点进料 ●回流比：自定待测 ●冷却水： 20 ℃ ●加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPa ●单板压强：≤ 0.7 ●全塔效率：E T = 52 % ●建厂地址：南京地区 ●塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏

化工原理精馏实验报告

北 京 化 工 大 学 实 验 报 告 课程名称： 化工原理实验 实验日期： 2011.04.24 班 级： 化工0801 姓 名： 王晓 同 组 人：丁大鹏,王平,王海玮 装置型号： 精馏实验 一、摘要 精馏是实现液相混合物液液分离的重要方法，而精馏塔是化工生产中进行分离过程的主要单元，板式精馏塔为其主要形式。本实验用工程模拟的方法模拟精馏塔在全回流的状态下及部分回流状态下的操作情况，从而计算单板效率和总板效率，并分析影响单板效率的主要因素，最终得以提高塔板效率。 关键词：精馏、板式塔、理论板数、总板效率、单板效率 二、实验目的 1、熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法。 2、了解板式塔的结构，观察塔板上气-液接触状况。 3、测测定全回流时的全塔效率及单板效率。 4、测定部分回流时的全塔效率。 5、测定全塔的浓度或温度分布。 6、测定塔釜再沸器的沸腾给热系数。 三、实验原理 在板式精馏塔中，由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶逐板下降的回流液，在塔板上实现多次接触，进行传热和传质，使混合液达到一定程度的分离。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量和采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。 回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。若塔在最小回流比下操作，要完成分离任务，则需要有无穷多块塔板的精馏塔。当然，这不符合工业实际，所以最小回流比只是一个操作限度。若操作处于全回流时，既无任何产品采出，也无原料加入，塔顶的冷凝液全部返回塔中，这在生产中无实验意义。但是，由于此时所需理论板数最少，又易于达到稳定，故常在工业装置开停车、排除故障及科学研究时采用。 实际回流比常取用最小回流比的1.2-2.0倍。在精馏操作中，若回流系统出现故障，操作情况会急剧恶化，分离效果也将变坏。 板效率是体现塔板性能及操作状况的主要参数，有以下两种定义方法。 （1）总板效率E e N E N 式中 E —总板效率； N —理论板数（不包括塔釜）； Ne —实际板数。

化工原理试验试题集

化工原理实验试题3 1、干燥实验进行到试样重量不再变化时，此时试样中所含的水分是什么水分？实验过程中除去的又是什么水分？二者与哪些因素有关。 答：当干燥实验进行到试样重量不再变化时，此时试样中所含的水分为该干燥条件下的平衡水分，实验过程中除去的是自由水分。二者与干燥介质的温度，湿度及物料的种类有关。 2、在一实际精馏塔内，已知理论板数为5块，F=1kmol/h,xf=0.5,泡点进料，在某一回流比下得到D ＝0.2kmol/h,xD=0.9,xW=0.4，现下达生产指标，要求在料液不变及xD 不小于0.9的条件下，增加馏出液产量，有人认为，由于本塔的冷凝器和塔釜能力均较富裕，因此，完全可以采取操作措施，提高馏出物的产量，并有可能达到D ＝0.56kmol/h ，你认为： （1） 此种说法有无根据？可采取的操作措施是什么？ （2） 提高馏出液量在实际上受到的限制因素有哪些？ 答：在一定的范围内，提高回流比，相当于提高了提馏段蒸汽回流量，可以降低xW ，从而提高了馏出液的产量；由于xD 不变，故进料位置上移，也可提高馏出液的产量，这两种措施均能增加提馏段的分离能力。 D 的极限值由 DxD

化工原理实验指导

化工2004／02 化工原理实验 福州大学化工原理实验室 二〇〇四年二月

前言 实施科教兴国战略和可持续发展战略，迎接知识经济时代的到来，建设面向知识经济时代的国家创新体系，要求造就一支庞大的高素质的创造性人才队伍。因此，作为高级人才的培养基地，高等院校应当把创造力的教育和培养贯穿于各门课程教学及实践性教学环节中。实践性教学环节相对于课堂理论教学环节，更能贯穿对学生创造力的开发，其教学内容、方法、手段如何能适应创造性人才的培养要求尤为重要。传统的大学实验教学，其内容是以验证前人知识为主的验证型实验，其方法是教师手把手地教，这些都不利于培养学生的主动性和创造性。当今，大学实验教学改革中，普遍开设综合型、设计型、研究型实验，是对学生进行创造教育的重要思路和做法。在“211工程”重点建设的大学必须通过的本科教学评优工作指标中就明确要求综合型、设计型、研究型实验应占70%以上。 《化工原理实验》是一门技术基础实验课，在培养化工类及相关专业的高级人才中起举足轻重的作用，被学校确定为我校参加本科教学评优工作重点建设的基础课程之一。福州大学投入247万元用于建设以“三型”实验为主的现代化的具有国内先进水平的化工原理实验室。目前，第一期投入100万元的化工原理实验室建设工作已经完成，第二期投入147万元的建设工作正在进行中。已建成具有国内先进水平的实验装置18套，其中有6套是我校与北京化工大学、天津大学共同联合研制的，有2套是我们自行研制的。这些装置将化工知识与计算机技术紧密地结合起来，同时还融合了化学、电工电子、数学、物理及机械等多学科的知识，具有计算机数据采集、处理和控制等功能，能够针对不同专业的要求开出不同类型的“三型”实验。有了这些高新技术装备的实验装置，我们还必须花大力气进行化工原理实验内容、方法的改革，必须以当代教育思想、教育方法论及教育心理学为指导，研究以学生自主学习为主的启发式、交互式、研讨式、动手式的实验教学方法，从实验方案拟定、实验步骤设计、实验流程装配、实验现象观察、实验数据处理和实验结果讨论等方面有效地培养学生的创造性思维和实践动手能力。《化工原理实验讲义》就是为了适应化工原理实验教学内容、方法、手段的改革要求而编写的。 《化工原理实验讲义》由施小芳高级实验师执笔主编，李微高级实验师、林述英实验师参与编写工作，阮奇教授主审。叶长燊等老师参加了编写讲义的讨论，并提出许多宝贵意见。在此，对本讲义在编写过程中给予热心帮助和支持的老师，表示衷心的感谢。 本讲义在编写过程中，参阅了有关书籍、杂志、兄弟院校的讲义等大量资料，由于篇幅所限，未能一一列举，谨此说明。本讲义难免存在不妥之处，衷心地希望读者给予指教，使本讲义日臻完善。 福州大学化工原理实验室 2004．2．5

化工原理课程设计精馏塔详细版

广西大学化学化工学院 化工原理课程设计任务书 专业：班级： 姓名： 学号： 设计时间： 设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 （取至南京某厂药用酒精生产现场） 设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。 2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。因沿 程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分 率）。 5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=（1.1——2.0）R 。 min 设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负 荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师：时间

1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒 精生产现场） 1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。 2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。 因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇， 产量为40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％ (质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶 采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) R。 min 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接 管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡 图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条 件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总 和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日 设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。 1.2.2 选择塔型 精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大

化工原理精馏习题课图文稿

化工原理精馏习题课文件管理序列号：[K8UY-K9IO69-O6M243-OL889-F88688]

第一章 蒸馏 1、熟悉气液平衡方程、精馏段操作线方程、提馏段操作线方程和q 线方 程的表达形式并能进行计算； 2、能根据物料进料状况列出q 线方程并用于计算，从而根据q 线方程、 进料组成还有气液平衡方程计算出点（x q ，y q ），再进一步计算出最小 回流比R min ；例如饱和液相进料（泡点进料）时，q 线方程式x=x F ，即 x q =x F ；而饱和蒸汽进料时，q 线方程式y=x F ，即y q =x F 。 3、掌握通过质量分数换算成摩尔分数以及摩尔流量的方法，要特别注意 摩尔流量计算时应该用每一个组分的流量乘以它们的摩尔分数而不是质量分数。 习题1：书上P71页课后习题第5题； 分析：本题的考察重点是质量分数与摩尔分数之间的转换，这个转换大家一定要注意，很多同学在此常会出错。在此我们采用直接将原料组成和原料流量都转换成摩尔量来进行计算，首先还是先列出所有题目给出的已知量，为了便于区分，建议大家以后再表示质量分数的时候可以使用w 来表示，而表示摩尔分数时使用x 来表示： ① 根据题目已知：w F =0.3，F=4000kg/h ，w w =0.05，另外还可以知道二硫 化碳的分子量Mcs 2=76，四氯化碳的分子量Mccl 4=154 根据这些条件可以先将进料和塔底组成转换成摩尔组成 ② =+F x =二硫化碳摩尔量二硫化碳质量分数二硫化碳分子量总摩尔量二硫化碳质量分数二硫化碳分子量四氯化碳质量分数四氯化碳分子量 0376=0.4650376+1-03154 F x =..（.） ③ 同理可以求出塔底组成

化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计

资料 前言 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。 在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 |

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目录 第一章绪论 (1) 精馏条件的确定 (1) 精馏的加热方式 (1) 精馏的进料状态 (1) 精馏的操作压力 (1) 确定设计方案 (1) 工艺和操作的要求 (2) 满足经济上的要求 (2) 保证安全生产 (2) 第二章设计计算 (3) 设计方案的确定 (3) 精馏塔的物料衡算 (3) 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 (3) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3) 物料衡算 (3) 塔板计算 (4) 理论板数NT的求取 (4) 全塔效率的计算 (6) 求实际板数 (7) 有效塔高的计算 (7) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 操作压力的计算 (8) 操作温度的计算 (8) 平均摩尔质量的计算 (8) 平均密度的计算 (10) 液体平均表面张力的计算 (11) 液体平均黏度的计算 (12) 气液负荷计算 (13)

化工原理精馏实验报告

北京化工大学 实验报告 精馏实验 一、摘要 精馏是实现液相混合物液液分离的重要方法，而精馏塔是化工生产中进行分离过程的主要单元，板式精馏塔为其主要形式。本实验用工程模拟的方法模拟精馏塔在全回流的状态下及部分回流状态下的操作情况，从而计算单板效率和总板效率，并分析影响单板效率的主要因素，最终得以提高塔板效率。 关键词：精馏、板式塔、理论板数、总板效率、单板效率 二、实验目的 1、熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法。 2、了解板式塔的结构，观察塔板上气- 液接触状况。 3、测测定全回流时的全塔效率及单板效率。 4、测定部分回流时的全塔效率。 5、测定全塔的浓度或温度分布。 6、测定塔釜再沸器的沸腾给热系数。 三、实验原理 在板式精馏塔中，由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶逐板下降的回流液，在塔 板上实现多次接触，进行传热和传质，使混合液达到一定程度的分离。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量和采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。 回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。若塔在最小回流比下操作，要完成分离任务，则

需要有无穷多块塔板的精馏塔。当然，这不符合工业实际，所以最小回流比只是 一个操作限度。若操作处于全回流时，既无任何产品采出，也无原料加入，塔顶的冷凝液全部返回塔中，这在生产中无实验意义。但是，由于此时所需理论板数最少，又易于达到稳定，故常在工业装置开停车、排除故障及科学研究时采用。 实际回流比常取用最小回流比的倍。在精馏操作中，若回流系统出现故障，操作情况会急剧恶化，分离效果也将变坏。 板效率是体现塔板性能及操作状况的主要参数，有以下两种定义方法。 （1）总板效率E N e 式中E —总板效率；N—理论板数（不包括塔釜）；Ne —实际板数。 2）单板效率E ml E x n 1 x n E ml * x n 1 x n* 式中E ml—以液相浓度表示的单板效率； x n，x n-1—第n 块板的和第（n-1 ）块板得液相浓度； x n*—与第n 块板气相浓度相平衡的液相浓度。 总板效率与单板效率的数值通常由实验测定。单板效率是评价塔板性能优劣的重要数据。物系性质、板型及操作负荷是影响单板效率的重要因素。当物系与板型确定后，可通过改变气液负荷达到最高的板效率；对于不同的板型，可以在保持相同的物系及操作条件下，测定其单板效率，已评价其性能的优劣。总板效率反映全塔各塔板的平均分离效果，常用于板式塔设计中。 若改变塔釜再沸器中电加热器的电压，塔板上升蒸汽量将会改变，同时，塔釜再沸器电加热器表面的温度将发生变化，其沸腾给热系数也将发生变化，从而可以得到沸腾给热系数也加热量的关系。由牛顿冷却定律，可知 Q A t m

化工原理实验指导(1)

实验1 雷诺实验 一、实验目的 1、观察液体在不同流动状态时的流体质点的运动规律。 2、观察液体由层流变紊流及由紊流变层流的过渡过程。 3、测定液体在园管中流动时的上临界雷诺数Rec1和下临界雷诺数Rec2。 二、实验要求 1、实验前认真阅读实验教材，掌握与实验相关的基本理论知识。 2、熟练掌握实验内容、方法和步骤，按规定进行实验操作。 3、仔细观察实验现象，记录实验数据。 4、分析计算实验数据，提交实验报告。 三、实验仪器 1、雷诺实验装置（套）， 2、蓝、红墨水各一瓶， 3、秒表、温度计各一只， 4、 卷尺。 四、实验原理 流体在管道中流动，有两种不同的流动状态，其阻力性质也不同。在实验过程中，保持水箱中的水位恒定，即水头H不变。如果管路中出口阀门开启较小，在管路中就有稳定的平均流速u，这时候如果微启带色水阀门，带色水就会和无色水在管路中沿轴线同步向前流动，带色水成一条带色直线，其流动质点没有垂直于主流方向的横向运动，带色水线没有与周围的液体混杂，层次分明的在管道中流动。此时，在速度较小而粘性较大和惯性力较小的情况下运动，为层流运动。如果将出口阀门逐渐开大，管路中的带色直线出现脉动，流体质点还没有出现相互交换的现象，流体的运动成临界状态。如果将出口阀门继续开大，出现流体质点的横向脉动，使色线完全扩散与无色水混合，此时流体的流动状态为紊流运动。

雷诺数：γ d u ?= Re 连续性方程：A ?u=Q u=Q/A 流量Q 用体积法测出，即在时间t 内流入计量水箱中流体的体积ΔV 。 t V Q ?= 4 2 d A ?=π 式中：A-管路的横截面积 u-流速 d-管路直径 γ-水的粘度 五、实验步骤 1、连接水管，将下水箱注满水。 2、连接电源，启动潜水泵向上水箱注水至水位恒定。 3、将蓝墨水注入带色水箱，微启水阀，观察带色水的流动从直线状态至脉动临界状态。 4、通过计量水箱，记录30秒内流体的体积，测试记录水温。 5、调整水阀至带色水直线消失，再微调水阀至带色水直线重新出现，重复步骤4。 6、层流到紊流；紊流到层流各重复实验三次。 六、数据记录与计算 d= mm T （水温）= 0C 七、实验分析与总结（可添加页） 1、描述层流向紊流转化以及紊流向层流转化的实验现象。 2、计算下临界雷诺数以及上临界雷诺数的平均值。

北京化工大学精馏实验报告

北 京 化 工 大 学 化 工 原 理 实 验 告 ： ： ： ： ： ： 实验名称 班级 姓名 学 号 同组成员 实验日期 精馏实验 2015.5.13 实验 日 期

精馏实验 一、实验目的 1、熟悉填料塔的构造与操作； 2、熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法； 3、了解板式精馏塔的结构，观察塔板上汽液接触状况； 4、掌握液相体积总传质系数K a的测定方法并分析影响因素 x 5、测定全回流时的全塔效率及单板效率； 6、测量部分回流时的全塔效率和单板效率 二、实验原理 在板式精馏塔中，混合液的蒸汽逐板上升，回流液逐板下降，气液两相在塔板上接触，实现传质、传热过程而达到分离的目的。如果在每层塔板上，上升的蒸汽与下降的液体处于平衡状态，则该塔板称之为理论塔板。然而在实际操做过程中由于接触时间有限，气液两相不可能达到平衡，即实际塔板的分离效果达不到一块理论塔板的作用。因此，完成一定的分离任务，精馏塔所需的实际塔板数总是比理论塔板数多。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量与采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。 回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。若塔在最小回流比下操作，要完成分离任务，则需要有无穷多块板的精馏塔。这在工业上是不可行的，所以最小回流比只是一个操作限度。若在全回流下操作，既无任何产品采出，也无原料加入，塔顶的冷凝液全部返回塔中，这在生产中无实验意义。实际回流比常取最小回流比的1.2~2.0倍。 本实验处于全回流情况下，既无任何产品采出，又无原料加入，此时所需理论板最少，又易于达到稳定，可以很好的分析精馏塔的性能。影响塔板效率的因素很多，大致可归结为：流体的物理性质（如粘度、密度、相对挥发度和表面张力等）、塔板结构以及塔的操作

化工原理实验思考题答案

化工原理实验思考题 实验一：柏努利方程实验 1． 关闭出口阀，旋转测压管小孔使其处于不同方向（垂直或正对流向），观测并记录各测 压管中的液柱高度H 并回答以下问题： （1） 各测压管旋转时，液柱高度H 有无变化这一现象说明了什么这一高度的物理意义是 什么 答：在关闭出口阀情况下，各测压管无论如何旋转液柱高度H 无任何变化。这一现象可通过柏努利方程得到解释：当管内流速u =0时动压头02 2 ==u H 动 ，流体没有运动就不存在阻力，即Σh f =0，由于流体保持静止状态也就无外功加入，既W e =0，此时该式反映流体静止状态 见（P31）。这一液位高度的物理意义是总能量（总压头）。 （2） A 、B 、C 、D 、E 测压管内的液位是否同一高度为什么 答：A 、B 、C 、D 、E 测压管内的液位在同一高度（排除测量基准和人为误差）。这一现象说明各测压管总能量相等。 2． 当流量计阀门半开时，将测压管小孔转到垂直或正对流向，观察其的液位高度H /并回 答以下问题： （1） 各H /值的物理意义是什么 答：当测压管小孔转到正对流向时H /值指该测压点的冲压头H /冲；当测压管小孔转到垂直流向时H /值指该测压点的静压头H /静；两者之间的差值为动压头H /动=H /冲-H /静。

（2） 对同一测压点比较H 与H /各值之差，并分析其原因。 答：对同一测压点H ＞H /值，而上游的测压点H /值均大于下游相邻测压点H /值，原因显然是各点总能量相等的前提下减去上、下游相邻测压点之间的流体阻力损失Σh f 所致。 （3） 为什么离水槽越远H 与H /差值越大 （4） 答：离水槽越远流体阻力损失Σh f 就越大，就直管阻力公式可以看出2 2 u d l H f ??=λ与 管长l 呈正比。 3. 当流量计阀门全开时，将测压管小孔转到垂直或正对流向，观察其的液位高度 H 2222d c u u =22 ab u ρcd p ρab p 2 2 u d l H f ??=λ计算流量计阀门半开和全开A 点以及C 点所处截面流速大小。 答：注：A 点处的管径d=(m) ;C 点处的管径d=(m) A 点半开时的流速： 135.00145.036004 08.0360042 2=???=???= ππd Vs u A 半 （m/s ） A 点全开时的流速： 269.00145 .036004 16.0360042 2=???=???=ππd Vs u A 全 （m/s ） C 点半开时的流速： 1965.0012 .036004 08.0360042 2=???=???= ππd Vs u c 半 （m/s ）

化工原理实验实验报告

篇一：化工原理实验报告吸收实验 姓名 专业月实验内容吸收实验指导教师 一、实验名称： 吸收实验 二、实验目的： 1.学习填料塔的操作； 2. 测定填料塔体积吸收系数kya. 三、实验原理： 对填料吸收塔的要求，既希望它的传质效率高，又希望它的压降低以省能耗。但两者往往是矛盾的，故面对一台吸收塔应摸索它的适宜操作条件。 （一）、空塔气速与填料层压降关系 气体通过填料层压降△p与填料特性及气、液流量大小等有关，常通过实验测定。 若以空塔气速uo[m/s]为横坐标，单位填料层压降?p[mmh20/m]为纵坐标，在z ?p~uo关系z双对数坐标纸上标绘如图2-2-7-1所示。当液体喷淋量l0=0时，可知 为一直线，其斜率约1.0—2，当喷淋量为l1时，?p~uo为一折线，若喷淋量越大，z ?p值较小时为恒持z折线位置越向左移动，图中l2＞l1。每条折线分为三个区段， 液区，?p?p?p~uo关系曲线斜率与干塔的相同。值为中间时叫截液区，~uo曲zzz ?p值较大时叫液泛区，z线斜率大于2，持液区与截液区之间的转折点叫截点a。 姓名 专业月实验内容指导教师?p~uo曲线斜率大于10，截液区与液泛区之间的转折点叫泛点b。在液泛区塔已z 无法操作。塔的最适宜操作条件是在截点与泛点之间，此时塔效率最高。 图2-2-7-1 填料塔层的?p~uo关系图 z 图2-2-7-2 吸收塔物料衡算 （二）、吸收系数与吸收效率 本实验用水吸收空气与氨混合气体中的氨，氨易溶于水，故此操作属气膜控制。若气相中氨的浓度较小，则氨溶于水后的气液平衡关系可认为符合亨利定律，吸收姓名 专业月实验内容指导教师平均推动力可用对数平均浓度差法进行计算。其吸收速率方程可用下式表示： na?kya???h??ym（1）式中：na——被吸收的氨量[kmolnh3/h]；?——塔的截面积[m2] h——填料层高度[m] ?ym——气相对数平均推动力 kya——气相体积吸收系数[kmolnh3/m3·h] 被吸收氨量的计算，对全塔进行物料衡算（见图2-2-7-2）： na?v(y1?y2)?l(x1?x2) （2）式中：v——空气的流量[kmol空气/h] l——吸收剂（水）的流量[kmolh20/h] y1——塔底气相浓度[kmolnh3/kmol空气] y2——塔顶气相浓度[kmolnh3/kmol空气] x1，x2——分别为塔底、塔顶液相浓度[kmolnh3/kmolh20] 由式（1）和式（2）联解得： kya?v(y1?y2)（3） ??h??ym 为求得kya必须先求出y1、y2和?ym之值。 1、y1值的计算：

化工原理课程设计——精馏塔设计

南京工程学院 课程设计说明书（论文）题目乙醇—水连续精馏塔的设计 课程名称化工原理 院(系、部、中心)康尼学院 专业环境工程 班级K环境091 学生姓名朱盟翔 学号240094410 设计地点文理楼A404 指导教师李乾军张东平 设计起止时间：2011年12月5日至 2011 年12月16日

符号说明 英文字母 A a——塔板开孔区面积，m2； A f——降液管截面积，m2； A0——筛孔面积； A T——塔截面积； c0——流量系数，无因此； C——计算u max时的负荷系数，m/s； C S——气相负荷因子，m/s； d0——筛孔直径，m； D——塔径，m； D L——液体扩散系数，m2/s； D V——气体扩散系数，m2/s； e V——液沫夹带线量，kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次； E T——总板效率，无因次； F——气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）； F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；g——重力加速度，9.81m/s2； h1——进口堰与降液管间的距离，m； h C——与干板压降相当的液柱高度，m液柱； h d——与液体流过降液管相当的液柱高度，m； h f——塔板上鼓泡层液高度，m； h1——与板上液层阻力相当的高度，m液柱； h L——板上清夜层高度，m； h0——降液管底隙高度，m； h OW——堰上液层高度，m； h W——出口堰高度，m； h'W——进口堰高度，m； Hσ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱； H——板式塔高度，m； 溶解系数，kmol/(m3·kPa)； H B——塔底空间高度，m； H d——降液管内清夜层高度，m； H D——塔顶空间高度，m； H F——进料板处塔板间距，m； H P——人孔处塔板间距，m； H T——塔板间距，m；K——稳定系数，无因次； l W——堰长，m； L h——液体体积流量，m3/h； L S——液体体积流量，m3/h； n——筛孔数目； P——操作压力，Pa； △P——压力降，Pa； △P P——气体通过每层筛板的压降，Pa；r——鼓泡区半径，m， t——筛板的中心距，m； u——空塔气速，m/s； u0——气体通过筛孔的速度，m/s； u0，min——漏气点速度，m/s； u'0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；V h——气体体积流量，m3/h； V s——气体体积流量，m3/h； W c——边缘无效区宽度，m； W d——弓形降液管宽度，m； W s——破沫区宽度，m； x——液相摩尔分数； X——液相摩尔比； y——气相摩尔分数； Y——气相摩尔比； Z——板式塔的有效高度，m。 希腊字母 β——充气系数，无因次； δ——筛板厚度，m； ε——空隙率，无因次； θ——液体在降液管内停留时间，s；μ——粘度，mPa； ρ——密度，kg/m3； σ——表面张力，N/m； ψ——液体密度校正系数，无因次。 下标 max——最大的； min——最小的； L——液相的； V——气相的。

化工原理实验模拟试题

流体流动阻力实验 一、在本实验中必须保证高位水槽中始终有溢流，其原因是： A、只有这样才能保证有充足的供水量。 B、只有这样才能保证位压头的恒定。 C、只要如此，就可以保证流体流动的连续性。 二、本实验中首先排除管路系统中的空气，是因为： A、空气的存在，使管路中的水成为不连续的水。 B、测压管中存有空气，使空气数据不准确。 C、管路中存有空气，则其中水的流动不在是单相的流动。 三、在不同条件下测定的直管摩擦阻力系数…雷诺数的数据能否关联在同一条曲线上 A、一定能。 B、一定不能。 C、只要温度相同就能。 D、只有管壁的相对粗糙度相等就能。 E、必须温度与管壁的相对粗糙度都相等才能。 四、以水作工作流体所测得的直管阻力系数与雷诺数的关系能否适用于其它流体 A、无论什么流体都能直接应用。 B、除水外什么流体都不能适用。 C、适用于牛顿型流体。 五、当管子放置角度或水流方向改变而流速不变时，其能量的损失是否相同。 A、相同。 B、只有放置角度相同，才相同。 C、放置角度虽然相同，流动方向不同，能量损失也不同。 D、放置角度不同，能量损失就不同。 六、本实验中测直管摩擦阻力系数时，倒U型压差计所测出的是： A、两测压点之间静压头的差。 B、两测压点之间位压头的差。 C、两测压点之间静压头与位压头之和的差。 D、两测压点之间总压头的差。 E、两测压点之间速度头的差。 七、什么是光滑管 A、光滑管是绝对粗糙度为零的管子。 B、光滑管是摩擦阻力系数为零的管子。 C、光滑管是水力学光滑的管子（即如果进一步减小粗糙度，则摩擦阻力不再减小的管 子）。 八、本实验中当水流过测突然扩大管时，其各项能量的变化情况是： A、水流过突然扩大处后静压头增大了。 B、水流过突然扩大处后静压头与位压头的和增大了。 C、水流过突然扩大处后总压头增大了。 D、水流过突然扩大处后速度头增大了。 E、水流过突然扩大处后位压头增大了 BCECAAAA

化工原理实验指导书

化工原理实验指导书

目录 实验一流体流动阻力的测定 (1) 实验二离心泵特性曲线的测定 (5) 实验三传热系数测定实验 (7) 实验四筛板式精馏塔的操作及塔板效率测定 (9) 实验五填料塔吸收实验 (12) 演示实验柏努利方程实验 (14)

雷诺实验 (16)

实验一流体流动阻力的测定 、实验目的 1、 了解流体在管道内摩擦阻力的测定方法； 2、 确定摩擦系数入与雷诺数 Re 的关系。 二、基本原理 由于流体具有粘性， 在管内流动时必须克服内摩擦力。 当流体呈湍流流动时， 质点间不 断相互碰撞，弓I 起质点间动量交换，从而产生了湍动阻力，消耗了流体能量。流体的粘性和 流体 的涡流产生了流体流动的阻力。 在被侧直管段的两取压口之间列出柏努力方程式， 可得: △ P f = △ P ’ P f L u 2 h f d 2 L —两侧压点间直管长度（m ） 2d P f d —直管内径（m ） 入一摩擦阻力系数 u —流体流速（m/s ） △ P f —直管阻力引起的压降（N/m 2 ） 厂流体粘度（Pa.s ） p — 流体密度（kg/m 3 ） 本实验在管壁粗糙度、管长、管径、一定的条件下用水做实验，改变水流量，测得一系 列流量下的△ P f 值，将已知尺寸和所测数据代入各式，分别求出入和 Re ,在双对数坐标纸 上绘出入?Re 曲线。 三、实验装置简要说明 水泵将储水糟中的水抽出， 送入实验系统，首先经玻璃转子流量计测量流量， 然后送入 被测直管段测量流体流动的阻力，经回流管流回储水槽，水循环使用。 被测直管段流体流 动阻力△ P 可根据其数值大小分别采用变压器或空气一水倒置 U 型管来测量。 四、实验步骤： 1、 向储水槽内注蒸馏水，直到水满为止。 2、 大流量状态下的压差测量系统 ，应先接电预热10-15分钟，观擦数字仪表的初始值并 记 录后方可启动泵做实验。 3、 检查导压系统内有无气泡存在 .当流量为0时打开B1、B2两阀门，若空气一水倒置 U 型管内两液柱的高度差不为 0，则说明系统内有气泡存在，需要排净气泡方可测取数据。 排气方法：将流量调至较大，排除导压管内的气泡，直至排净为止。 4、 测取数据的顺序可从大流量至小流量，反之也可，一般测 15?20组数，建议当流量 读数 小于300L/h 时，用空气一水倒置 U 型管测压差△ P 。 5、待数据测量完毕，关闭流量调节阀，切断电源。 Re du

化工原理课程设计精馏塔详细版模板

重庆邮电大学 化工原理课程设计任务书 专业: 班级: 姓名: 学号: 设计时间: 设计题目: 乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 设计条件: 1. 常压操作, P=1 atm( 绝压) 。 2. 原料来至上游的粗馏塔, 为95——96℃的饱和蒸汽。因沿 程热损失, 进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3. 塔顶产品为浓度92.41%( 质量分率) 的药用乙醇, 产量为 40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%( 质量分 率) 。 5．塔釜采用饱和水蒸汽加热( 加热方式自选) ; 塔顶采

用全凝 器, 泡点回流。 6．操作回流比R=( 1.1——2.0) R min。 设计任务: 1. 完成该精馏塔工艺设计, 包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程图, t-x-y相平衡图, 塔板负荷性能图, 筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精流塔的设计说明书, 包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师: 时间 1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计

1.1.2 设计条件 1.常压操作, P＝1 atm( 绝压) 。 2．原料来至上游的粗馏塔, 为95－96℃的饱 和蒸气。因沿程热损失, 进精馏塔时 原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%( 质量分率) 的药 用乙醇, 产量为40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大 于0.03％(质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热( 加热方式自 选) ; 塔顶采用全凝器, 泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) R。 min 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计, 包括辅助设备及 进出口接管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图, t-x-y相 平衡图, 塔板负荷性能图, 筛孔布置图 以及塔的工艺条件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书, 包括设计结 果汇总和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日

精馏实验报告

化工原理实验报告 一、实验目的 1. 熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法； 2. 了解板式塔的结构，观察塔板上气-液接触状况； 3. 测定全回流时的全塔效率及单板效率。 4. 测定全塔的浓度分布。 二、摘要 在板式精馏塔中，由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶主板下降的回流液，在塔板上实现多次接触，进行传热与传质，使混合液达到一定程度的分离。对于双组分混合液的蒸馏，若已知汽液平衡数据，测得塔顶流出液组成D X 、釜残液组成W X ，液料组成F X 及回流比R 和进料状态，就可用图解法在y x 图上，或用其他方法求出理论塔板数T N 。塔的全塔效率T E 为理论塔板数与实际塔板数N 之比。精馏塔的单板效率M E 可以根据液相通过测定塔板的浓度变化进行计算。本实验在板式精馏塔全回流的情况下，通过测定乙醇丙醇体系混合液在精馏塔中的传质的一些参数，计算精馏塔的总板效率和某几块板的单板效率（液相单板效率），分析该塔的传质性能和操作情况。 三、实验原理 在板式精馏塔中，混合液的蒸汽逐板上升，回流液逐板下降，气液两相在塔板上接触，实现传质、传热过程而达到分离的目的。如果在每层塔板上，上升的蒸汽与下降的液体处于平衡状态，则该塔板称之为理论塔板。然而在实际操做过程中由于接触时间有限，气液两相不可能达到平衡，即实际塔板的分离效果达不到一块理论塔板的作用。因此，完成一定的分离任务，精馏塔所需的实际塔板数总是比理论塔板数多。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量与采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。本实验处于全回流情况下，既无任何产品采出，又无原料加入，此时所需理论板最少，又易于达到稳定，可以很好的分析精馏塔的性能。影响塔板效率的因素很多，大致可归结为：流体的