精馏实验报告（推荐五篇）

　　今天给大家介绍的是精馏实验报告（推荐五篇），精馏实验报告（推荐五篇）的详细内容:

第一篇：精馏实验报告

　　本科实验报告

　　课程名称：

　　过程工程原理实验（乙）

　　实验名称：

　　筛板塔精馏操作及效率测定 姓

　　名：

　　学 院(系)：

　　学

　　号：

　　指导教师：

　　同组同学：

　　一、实验目的和要求 1、了解板式塔的结构和流程， 并掌握其操作方法； 2、测定筛板塔在全回流和部分回流时的全塔效率及全回流时的单板效率； 3、改变操作条件（回流比、加热功率等）观察塔内温度变化， 从而了解回流的作用和操作条件对精馏分离效果的影响。

　　要求：已知原料液中乙醇的质量浓度为 15~20%， 要求产品中 乙醇的质量浓度在 85% 以上。

　　二、实验内容和原理 板式精馏塔的塔板是气液两相接触的场所， 塔釜产生的上升蒸汽与从塔顶下降的下降液逐级接触进行传热和传质， 下降液经过多次部分气化， 重组分含量逐渐增加， 上升蒸汽经多次部分冷凝， 轻组分含量逐渐增加， 从而使混合物达到一定程度的分离。

　　（一）全回流操作时的全塔效率 E E T T 和单板效率 E E mV(4)的测定

　　1、全塔效率（总板效率）E T 1100%TTPNEN?? ?

　　（1）

　　式中：

　　N T — 为完成一定分离任务所需的理论板数， 包括蒸馏釜； N P — 为完成一定分离任务所需的实际板数， 本装置 =7 块。

　　在全回流操作中， 操作线在 x-y 图上为对角线。

　　根据实验中所测定的塔顶组成 x D、塔底组成 x W（均为摩尔百分数）在操作线和平衡线间作梯级， 即可得到理论板数 N T。

　　2、部分回流时全塔效率 Er’的测定 2.1 精馏段操作线方程：1Dn nx Ry xR R?? ?? ?

　　（2）

　　式中 ：y n+1-----精馏段第 n+1 块塔板上升的蒸汽组成， 摩尔分数； x n-----精馏段第 n 块塔板下流的液体组成， 摩尔分数； R----回流比

　　R=L/D X D----塔顶产品液相组成， 摩尔分数； 实验中回流量由回流转子流量计 8 测量， 但实验操作中一般作冷液回流， 故实际回流量需进行校正 ])(1 [0DR DDprt t cL L?? ?

　　(3)

　　式中: L 0-----回流转子流量计上的读数值,ml/min

　　L-----实际回流量,ml/min

　　t D-----塔顶液相温度， ℃ t R-----回流液温度， ℃ C PD-----塔顶回流液在平均温度(t D +t R)/2 下的比热， KJ/kg·K

　　r D-----塔顶回流液组成下的汽化潜热， KJ/kg 产品量D可由产品转子流量计测量， 由于产品量D和回流量L的组成和温度相同， 故回流比R可直接用两者的比值来得到：

　　DLR ?

　　(4)式中:D-----产品转子流量计上的读数值,ml/min 实验中根据塔顶取样分析可得 x D， 并测量回流和产品转子流量计读数 L 0 和 D 以及回流温度t R 和塔顶液相温度 t D， 再查附表可得 C PD， r D， 由式（3）（4）可求得回流比 R， 代入式（2）即可得精馏段操作线方程。

　　2.2 加料线（q 线）方程1Fx qy xq q? ?? ?

　　（5）

　　式中: q------进料的液相分率;

　　x F------进料液的组成， 摩尔百分数

　　FF pFr)t t(1kmol 11?? ? ?SCkmolq进料液的汽化潜热热量 进料变为饱和蒸汽所需

　　（6）

　　式中: t S------进料液的泡点温度， ℃； t F------液的温度， ℃； C PF-----进料液在平均温度(t S +t F)/2 下的比热， KJ/kg·K

　　r F-----进料液组成下的汽化潜热， KJ/kg 取样分析得到的馏出液组成X D， 塔釜组成X w 和进料液组成X F， 再查附表可得ts， C PF， r F， 代入式（6）即可得q线方程。

　　2.3 理论板数的求取 根据上述得到的精馏段操作线方程和 q 线方程， 以及测得的塔顶组成 x D， 塔底组成 x W和进料组成 x F， 即可在 x ? y 图上作出精馏段操作线， q 线和提馏段操作线， 然后用 x ? y 图解法即可得理论塔板数 N T。

　　2.4 全塔效率 根据上述求得的理论板数N T， 由式（1）便可得到部分回流时的全塔效率E T ’ % 1001“???PTTNNE

　　（7）

　　式中 N T------完成一定分离任务所需的理论塔板数， 包括蒸馏釜；

　　N P------完成一定分离任务所需的实际塔板数， 本装置 N P =7。

　　三、实验装置与流程 3.1 装置

　　精馏塔装置由筛板精馏塔塔釜、塔体（板数 7）、全凝器、加料系统、回流系统、贮槽（原料、产品、釜液）产品出料管路、残液出料管路、冷却水转子流量计、离心泵以及测量、控制仪表等组成。

　　实验装置流程图如下图 1 所示。

　　筛板精馏塔内径 ?68mm， 共 7 块塔板， 其中精馏段 5 块， 提馏段 2 块；精馏段板间距为 150mm， 提馏段板间距为180mm；筛孔孔径 ?1.5mm， 正三角形排列， 空间距 4.5mm， 开孔数 104 个。

　　本装置采用电加热方式， 塔釜内装有 3 支额定功率为 3kW 的螺旋管加热器。

　　在装置上分别设有料液、产品和釜液的取样口（图中 A、B、C 处）。

　　3.2 流程 1、根据浓度要求进行配料（一般 XF=0.1）并加约 9 升料于塔釜内至玻璃液面计顶端。

　　（实验室已完成）若配料已完成， 则测定料液组成。

　　2、关闭进、出料阀， 关闭采样阀， 全开冷凝器顶部排气阀。

　　稍开冷凝冷却水阀门， 全开回流转子流量计阀门， 进行全回流操作。

　　3、开启仪表柜总电源开关， 将电压调节旋钮调节到所需要的加热电压并保持恒定。

　　4、待釜液开始沸腾， 开大冷凝冷却水阀门到转子流量计读数最大值， 并保持恒定。

　　5、加热电压和冷凝冷却水量都维持恒定后， 每隔五分钟观察各塔板温度， 当灵敏板温度 11基本不变时， 操作即达到稳定。

　　分别取进料、馏出液、釜液三个样品， 分析组成， 并读取进料、馏出液、釜液流量和回流液流量， 再分别读取精馏塔中的六个温度。

　　6、部分回流操作。

　　打开进料阀调整进料量， 调流量计使回流比为 3-5， 通过对釜液转子流量计的调整， 使塔釜液位计的液位保持不变。

　　当釜液液面恒定以及灵敏板温度稳定后， 即部分回流操作达到稳定。

　　分别取进料、馏出液、釜液三个样品， 分析组成， 记录有关数据， 并读取进料、馏出液、釜液流量和回流液流量， 再分别读取精馏塔中的六个温度。

　　7、实验结束。

　　先关闭进料液、馏出液、釜残液的流量调节阀， 再将调压器旋钮调至零位， 关闭总电源开关切断电源， 待酒精蒸汽完全冷凝后， 再关冷凝冷却水， 并做好整洁工作。

　　四、实验数据记录 与处理 1.原始数据

　　项目 1 2 3 加热电压/v 200

　　200

　　200

　　产品转子流量计读数/(ml/min)0 0

　　24.1

　　回流转子流量计读数/(ml/min)186

　　120

　　残液转子流量计读数/(ml/min)0 0

　　140

　　140

　　进料转子流量计读数/(ml/min)0 0

　　191

　　181

　　冷却转子流量计读数/(ml/min)360

　　360

　　360

　　塔釜液温度/℃ 98.9

　　97.2

　　97.6

　　灵敏板温度/℃ 83.3

　　83.5

　　83.4

　　第一板气相温度/℃ 78.7

　　78.9

　　78.9

　　第一板液相温度/℃ 79.0

　　79.1

　　79.0

　　回流液温度/℃ 65.0

　　59.8

　　58.0

　　进料液温度/℃ 19.9

　　21.4

　　21.8

　　进料液浓度 Xf/(mol/mol)

　　8.4%

　　8.4%

　　回流液浓度 Xd/(mol/mol)77.6%

　　71.5%

　　塔釜液浓度 Xw/(mol/mol)0.3%

　　1%

　　1.7%

　　产品量 ml

　　800

　　产品百分数 %

　　88%

　　2、原始实验数据处理 1）全塔效率（总板效率）E T 在全回流操作时， 操作线为 x-y 图上的对角线。

　　实验中测定的回流液浓度 Xd=77.6% Xw=0.3%

　　理论塔板数为 6， 即 NT=6

　　Np=7

　　则全回流时的全塔效率为：

　　% 43.71 % 10071 6% 1001? ??? ???PTTNNE 2）计算部分回流时的全塔效率 ”TE ①计算质量分数 进料液摩尔分数 x F =8.4%， 质量浓度为 18.98%， 进料液温度 21.4℃， 查表得乙醇-水溶液的密度：

　　回流液摩尔分数 x D =71.5%， 质量浓度为 86.5%， 回流液温度 59.8， 查表得乙醇-水溶液的密度：

　　塔釜液浓度 x W = 1%， 质量浓度为 2.5%， 和塔釜液温度 97.2℃， 查表得乙醇—水溶液的密度：

　　②精馏段操作线方程 回流温度 t R = 59.8 ℃， 塔顶液相温度 t D =79.1℃， 平均温度 69.45℃， 塔顶回流液质量浓度为 86.5%， 查表得：

　　C pD

　　= 3.34kJ/kg·℃， r D

　　=1070kJ/kg。

　　故实际回流量为 ])(1 [0DR DDprt t cL L?? ? = =

　　116.63

　　则回流比：

　　= 6.86 精馏段方程：

　　=0.87 0.09 ③q 线方程

　　进料液泡点温度 t s

　　= 88°C， 进料液温度 t F

　　= 21.4°C， 平均温度 54.7℃， 乙醇质量分数为 18.98%， 查表得：C pF

　　= 4.35 kJ/kg·K， r F

　　= 1980.3kJ/kg。

　　FF pFr)t t(1kmol 11?? ? ?SCkmolq进料液的汽化潜热热量 进料变为饱和蒸汽所需

　　= 1+ =1.15

　　=7.67x-0.56 根据得到的精馏段操作线方程和 q 线方程， 以及测量得到的塔顶组成 xD、塔底组成 xW 和进料组成 xF， 在 x-y 图上作出精馏段操作线、q 线和提馏段操作线， 如下图所示：1Dn nx Ry xR R?? ?? ?1 1Fx qy xq q? ?? ?

　　理论板数 N T

　　=5 其中精馏段 4， 提馏段 1 块。

　　则部分回流时的全塔效率为：

　　% 1001“???PTTNNE

　　=57.1% 3）产品的质量和溶度：

　　由摩尔质量换算得到：所得产品的质量分数为 88%， 产品约为 800ml， 在规定时间内完成了任务。

　　五、实验结果与分析、实验结论（1）全回流操作时回流液浓度为 77.6%(mol/mol)， 部分回流操作时回流液浓度为71.5%(mol/mol)， 说明在操作条件相同的情况下， 全回流的回流液浓度比部分回流高；而部分回流时的回流比越大， 回流液的浓度越高， 即产品浓度越高；（2）

　　全回流和部分回流的全塔效率 % 1001???PTTNNE 并没有固定的大小关系， 其值与精馏塔的操作条件和具体传质过程有关。

　　当其他操作条件一致时， 全塔效率与塔内流体的湍动程度有关。

　　本次实验中， 全回流时所需的理论塔板数目较大的原因是乙醇-水相平衡曲线在较高液相浓度时十分接近对角线， 而全回流的回流液浓度较高， 当高出一小段浓度值时， 所需的理论塔板数就有所增长， 故得出全回流理论塔板数也较多的实验结果；

　　（3）我们在由全回流切换到部分回流时就开始收集产品， 回流比（回流比大约为 4.2）， 最终得到 800mL 产品量， 其中乙醇的质量分数为 88%， 达到实验要求。

　　（4）对照两次记录的数据， 可以看出产品的浓度大致由温度反映。

　　第一板的气液相温度越高， 所得到的产品中乙醇含量越低。

　　这是由于在乙醇-水的物系中， 由相平衡关系可以知道当乙醇的浓度越小， 相平衡时的温度越高， 根本原因在于水的沸点比乙醇高。

　　因此， 可以通过第一板的气液相温度初步判断产品浓度的高低；（5）在整个实验过程中， 塔釜的压力表读数始终很小， 几乎可以忽略不计， 表明没有发生液泛现象， 实验操作基本正确；（6）换热器上面的阀门始终开着， 一方面是为了排出不凝性气体， 另一方面与大气相连来保证精馏在常压下进行。

　　2、误差分析（1）回流液、塔釜液和进料液的取样并未完全同时进行， 由于取样会影响塔内的传质过程， 故后取的样品存在一定的浓度误差；（2）用比重计测样品的比重时间较长， 导致最终测得比重时样品的温度已发生变化， 与测比重前所测得的温度不一致；（3）

　　实际过程并不能保证百分百的物料守恒， 这是由于系统的稳定是在一定范围内的波动， 因此塔釜的液面高度会发生变化， 需要时刻调节塔釜的流量。

　　六、思考题

　　1、影响精馏操作稳定的因素是哪些？维持塔稳定操作应注意哪些操作岗位？如何判断塔的操作已达到稳定？ 答：影响精馏操作稳定的因素有进料量、回流量、残液量、出料量、冷却水量、加热电压；维持塔稳定操作应注意保持加热电压和冷却水的流量不变， 在调节回流比的同时通过调节残液流量保持塔釜液位稳定， 并且应该先读数后取样；当塔釜液位稳定， 并且灵敏板的温度保持不变时， 可认为塔的操作已达到稳定。

　　2、在全回流条件下， 改变加热功率对塔的分离效果有何影响？ 答：增大加热功率， 塔内产生的蒸汽量多， 容易产生雾沫夹带， 会降低塔的分离效率； 减小加热功率， 塔内产生的蒸汽量少， 不足以托住液体， 产生严重漏液， 同样会降低塔的分离效率。

　　所以应合理选择加热功率， 使其最有利于对塔的分离。

　　3、塔顶冷回流对塔内回流液量有何影响？如何校正？

　　答：冷回流时， 内回流量 L 大于外回流量 L0， 原因是冷液回流入塔变成饱和液体时需要热量， 这部分热量只有上升的蒸汽来提供， 从而有部分蒸汽冷凝为液体， 使液体量增大；通过校正式：])(1 [0DR D pDrt t CL L?? ?进行校正。

　　4、用转子流量计来测定乙醇水溶液流量， 计算时应怎样校正？ 答：测量液体的转子流量计采用水作为标定介质， 介质状态为 20℃、1.013×105Pa， 当用于酒精的测量时， 其校正式如下：)()(00? ? ?? ? ????ffNQ Q

　　式中：

　　Q — 实际流量值； NQ— 转子流量计的读数值； 0? — 20℃时水的密度， 取 1000kg/m3；

　　? — 被测介质密度， kg/m3； f? — 转子的密度， kg/m3。

　　本实验选用玻璃转子流量计， 3/ 2240 m kgf? ?

　　七、心得 实验前需要对实验装置有比较具体的了解， 比如转子流量计应该垂直安装并且自下而上地进液， 顶部的排气口用于及时排放不凝性气体和保证常压蒸馏， 与塔釜相连的降液管需要利用 U 形管实现液封等。

　　本次实验要求同时对进料液、回流液和塔釜液进行取样， 故需要和实验小组成员合理分工， 以避免造成不必要的实验误差。

　　在类似的实验操作或其他团队工作中， 需要密切的配合才能高效地完成工作。

　　实际化工生产中需要得到满足一定生产要求的产品， 需要我们自行对各个操作顺序、操作方式等进行设计。

　　比如此次实验中为了获得一定量的规定浓度的乙醇溶液， 由于需要的浓度较高， 稳定后的部分回流操作难以获得满足浓度要求的产品， 故需要在全回流切换到部分回流时就开始收集产品， 以满足生产要求。

第二篇：重磅精馏实验报告

　　本科实验报告

　　课程名称：

　　过程工程原理实验（乙）

　　实验名称：

　　筛板塔精馏操作及效率测定 姓名：

　　学院(系)：

　　学号：

　　指导教师：

　　同组同学：

　　一、实验目的和要求 1、了解板式塔的结构和流程， 并掌握其操作方法； 2、测定筛板塔在全回流和部分回流时的全塔效率及全回流时的单板效率； 3、改变操作条件（回流比、加热功率等）观察塔内温度变化， 从而了解回流的作用和操作条件对精馏分离效果的影响。

　　要求：已知原料液中乙醇的质量浓度为 15~20%， 要求产品中乙醇的质量浓度在 85%以上。

　　二、实验内容和原理

　　板式精馏塔的塔板是气液两相接触的场所， 塔釜产生的上升蒸汽不从塔顶下降的下降液逐级接触进行传热和传质， 下降液经过多次部分气化， 重组分含量逐渐增加， 上升蒸汽经多次部分冷凝， 轻组分含量逐渐增加， 从而使混合物达到一定程度的分离。

　　（一）全回流操作时的全塔效率 E T 和单板效率 E mV(4)的测定 1、全塔效率（总板效率）

　　E T

　　1100%TTPNEN?? ?（1）

　　式中：

　　N T — 为完成一定分离任务所需的理论板数， 包括蒸馏釜； N P — 为完成一定分离任务所需的实际板数， 本装置

第三篇：化原实验精馏实验报告

　　北

　　京

　　化

　　工

　　大

　　学

　　学生实验报告

　　学

　　院：

　　化学工程学院

　　姓

　　名：

　　学

　　号：

　　专

　　业：

　　化学工程与工艺

　　班

　　级：

　　同组人员：

　　课程名称：

　　化工原理实验

　　实验名称：

　　精馏实验

　　实验日期

　　北

　　京

　　化

　　工

　　大

　　学

　　实验五

　　精馏实验

　　摘要：本实验通过测定稳定工作状态下塔顶、塔釜及任意两块塔板的液相折光度， 得到该处液相浓度， 根据数据绘出 x-y 图并用图解法求出理论塔板数， 从而得到全回流时的全塔效率及单板效率。

　　通过实验， 了解精馏塔工作原理。

　　关键词：精馏， 图解法， 理论板数， 全塔效率， 单板效率。

　　一、目的及任务

　　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， 观察塔板上汽-液接触状况。

　　③测定全回流时的全塔效率及单塔效率。

　　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。

　　二、基本原理

　　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， 进行传热与传质， 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， 则需要无穷多塔板的精馏塔。

　　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， 这在生产中午实际意义。

　　但是由于此时所需理论板数最少， 又易于达到稳定， 故常在工业装置的开停车、排除故障及科学研究时采用。

　　实际回流比常取最小回流比的 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/N e

　　式中

　　E——总板效率；N——理论板数（不包括塔釜）；

　　N e ——实际板数。

　　(2)单板效率 E ml

　　E ml =(x n-1-x n)/(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 块板和第 n-1 块板的液相浓度；

　　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数。

　　当物系与板型确定后， 可通过改变气液负荷达到最高板效率；对于不同的板型， 可以保持相同的物系及操作条件下， 测定其单板效率， 以评价其性能的优劣。

　　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加热器的电压， 塔内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与加热量的关系。

　　由牛顿冷却定律， 可知

　　Q=αA△t m

　　式中 Q——加热量， kw;

　　α——沸腾给热系数， kw/(m2 *K);A——传热面积， m2;△t m ——加热器表面与主体温度之差， ℃。

　　若加热器的壁面温度为 t s,塔釜内液体的主体温度为 t w,则上式可改写为

　　Q=aA(t s-t w)由于塔釜再沸器为直接电加热， 则加热量 Q 为

　　Q=U2 /R 式中

　　U——电加热的加热电压， V;

　　R——电加热器的电阻， Ω。

　　三、装置和流程

　　本实验的流程如图 1 所示， 主要有精馏塔、回流分配装置及测控系统组成。

　　1.精馏塔 精馏塔为筛板塔， 全塔共八块塔板， 塔身的结构尺寸为：塔径∮（57×3.5）mm， 塔板间距 80mm；溢流管截面积 78.5mm2 ,溢流堰高 12mm， 底隙高度 6mm；每块塔板开有 43 个直径为 1.5mm 的小孔， 正三角形排列， 孔间距为 6mm。

　　为了便于观察踏板上的汽-液接触情况， 塔身设有一节玻璃视盅， 在第 1-6 块塔板上均有液相取样口。

　　蒸馏釜尺寸为∮108mm×4mm×400mm.塔釜装有液位计、电加热器（1.5kw）、控温电热器（200w）、温度计接口、测压口和取样口， 分别用于观测釜内液面高度， 加热料液， 控制电加热装置， 测量塔釜温度， 测量塔顶与塔釜的压差和塔釜液取样。

　　由于本实验所取试样为塔釜液相物料， 故塔釜内可视为一块理论板。

　　塔顶冷凝器为一蛇管式换热器， 换热面积为 0.06m2， 管外走冷却液。

　　图 1

　　精馏装置和流程示意图 1．塔顶冷凝器

　　2．塔身

　　3．视盅

　　4．塔釜

　　5．控温棒

　　6．支座 7．加热棒

　　8．塔釜液冷却器

　　9．转子流量计

　　10．回流分配器 11．原料液罐

　　12．原料泵

　　13．缓冲罐

　　14．加料口

　　15．液位计

　　2.回流分配装置 回流分配装置由回流分配器与控制器组成。

　　控制器由控制仪表和电磁线圈构成。

　　回流分配器由玻璃制成， 它由一个入口管、两个出口管及引流棒组成。

　　两个出口管分别用于回流和采出。

　　引流棒为一根∮4mm 的玻璃棒， 内部装有铁芯， 塔顶冷凝器中的冷凝液顺着引流棒流下， 在控制器的控制下实现塔顶冷凝器的回流或采出操作。

　　即当控制器电路接通后， 电磁圈将引流棒吸起， 操作处于采出状态；当控制器电路断开时， 电磁线圈不工作， 引流棒自然下垂， 操作处于回流状态。

　　此回流分配器可通过控制器实现手动控制， 也可通过计算机实现自动控制。

　　3.测控系统 在本实验中， 利用人工智能仪表分别测定塔顶温度、塔釜温度、塔身伴热温度、塔釜加热温度、全塔压降、加热电压、进料温度及回流比等参数， 该系统的引入， 不仅使实验跟更为简便、快捷， 又可实现计算机在线数据采集与控制。

　　4．物料浓度分析 本实验所用的体系为乙醇-正丙醇， 由于这两种物质的折射率存在差异， 且其混合物的质量分数与折射率有良好的线性关系， 故可通过阿贝折光仪分析料液的折射率， 从而得到浓度。

　　这种测定方法的特点是方便快捷、操作简单， 但精度稍低；若要实现高精度的测量， 可利用气相S谱进行浓度分析。

　　混合料液的折射率与质量分数（以乙醇计）的关系如下。

　　? =58.9149—42.5532Dn 式中

　　? ——料液的质量分数；

　　Dn ——料液的折射率（以上数据为由实验测得）。

　　四、操作要点

　　①对照流程图， 先熟悉精馏过程中的流程， 并搞清仪表上的按钮与各仪表相对应的设备与测控点。

　　②全回流操作时， 在原料贮罐中配置乙醇含量 20%～25%（摩尔分数）左右的乙醇-正丙醇料液， 启动进料泵， 向塔中供料至塔釜液面达 250～300mm。

　　③启动塔釜加热及塔身伴热， 观察塔釜、塔身 t、塔顶温度及塔板上的气液接触状况（观察视镜）， 发现塔板上有料液时， 打开塔顶冷凝器的水控制阀。

　　④测定全回流情况下的单板效率及全塔效率， 在一定的回流量下， 全回流一段时间， 待该塔操作参数稳定后， 即可在塔顶、塔釜及相邻两块塔板上取样， 用阿贝折光仪进行分析， 测取数据（重复 2～3 次）， 并记录各操作参数。

　　⑤实验完毕后， 停止加料， 关闭塔釜加热及塔身伴热， 待一段时间后（视镜内无料液时）， 切断塔顶冷凝器及釜液冷却器的供水， 切断电源， 清理现场。

　　五、报告要求

　　①在直角坐标系中绘制 x-y 图， 用图解法求出理论板数。

　　②求出全塔效率和单板效率。

　　③结合精馏操作对实验结果进行分析。

　　六、数据处理

　　（1）原始数据 操作系数：

　　加热电压 104.5V；塔釜温度 87.0℃；塔顶温度 78.6℃；全塔压降 1.33kPa。

　　实验数据：

　　①塔顶：1 Dn =1.3632， 2 Dn =1.3631；塔釜：1 Dn =1.3744， 2 Dn =1.3742。

　　②第四块板：1 Dn =1.3655， 2 Dn =1.3654；第五块板：1 Dn =1.3644， 2 Dn =1.3666。

　　（2）数据处理 ①由附录查得 101.325kPa 下乙醇-正丙醇 t-x-y 关系：

　　表 1：乙醇—正丙醇平衡数据（p=101.325kPa）

　　序号 液相组成 x 气相组成 y 沸点/℃ 1 0 0 97.16 2 0.126

　　0.240

　　93.85 3 0.188

　　0.318

　　92.66 4 0.210

　　0.339

　　91.6 5 0.358

　　0.550

　　88.32 6 0.461

　　0.650

　　86.25 7 0.546

　　0.711

　　84.98 8 0.600

　　0.760

　　84.13 9 0.663

　　0.799

　　83.06 10 0.844

　　0.914

　　80.59 11 1.0

　　1.0

　　78.38 乙醇沸点：78.38℃， 丙醇沸点：97.16℃。

　　②原始数据处理：

　　表 2：原始数据处理 名称 折光率1 Dn

　　折光率2 Dn

　　平均折光率Dn

　　质量分数 ?

　　摩尔分率 x

　　塔顶 1.3632

　　1.3631

　　1.3632

　　0.9085

　　0.9283

　　塔釜 1.3744

　　1.3742

　　1.3743

　　0.4340

　　0.5001

　　第 4 块板 1.3655

　　1.3654

　　1.3655

　　0.8106

　　0.8481

　　第 5 块板 1.3664

　　1.3666

　　1.3665

　　0.7660

　　0.8102

　　数据计算以塔顶为例：

　　③在直角坐标系中绘制 x-y 图， 用图解法求出理论板数。

　　参见乙醇-丙醇平衡数据作出乙醇-正丙醇平衡线， 全回流条件下操作线方程为 y=x,具体作图如下所示（塔顶组 成， 塔釜组成）：

　　图 2：乙醇—正丙醇平衡线与操作线图 ④求出全塔效率和单板效率。

　　由图解法可知， 理论塔板数为 4.8 块（包含塔釜）， 故全塔效率为

　　使用 matlab 拟合乙醇—正丙醇平衡数据， 得到平衡线拟合方程如下：20.5438 1.5291 1.9844 0.0007 y x x x ? ? ? ? ； 拟合图线如下：

　　图 3：乙醇—正丙醇气液相平衡数据拟合图 第 5 块板的气相浓度为， 则此时， 则第 5 块板单板效率

　　七、误差分析及 结果讨论

　　1.误差分析：

　　（1）实验过程误差：实验过程中操作条件是在不断变化的， 无法达到完全稳定状态， 启动实验装置 1 小时后， 加热电压波动范围为±0.3， 全塔压降波动范围为±0.02， 塔顶及塔釜温度波动范围为±0.01， 每次取料后会引起短时间的数据起伏；使用阿贝折光仪读数时存在误差。

　　（2）数据处理误差：使用作图法求取理论塔板数存在一定程度的误差， 从而求取的全塔效率不够精确。

　　2.结果讨论：

　　① 全塔效率:

　　对于一个特定的物系和塔板结构,由于塔的上下部气液两相的组成、温度不同,所以物性也不同,又由于塔板的阻力,使塔的上下部分的操作压强也不同,这些因素使每个塔板的效率不同.所以我们需要用一种全面的效率来衡量整个塔的分离效果的高低.公式 E=N/N e 就是一种综合的计算方法.全塔效率反映了全塔各塔板的平均分离效果,它不单与影响点效率、板效率的各种因素有关,而且把板效率随组成等的变化也包括在内.所有的这些因素 E 的关系难以搞清,所以我们只能用实验来测定,本次实验中测得：E=0.60。

　　由于实验存在误差， 我们只是大致的对实验用塔进行粗略的评价， 经过实验我们分析了影响塔板效率的一些因素， 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）、塔板结构的因素相当复杂， 以及塔的操作条件等。

　　② 单板效率: 单板效率是评价塔板性能优劣的重要数据.物系的性质、板型及操作负荷是

　　影响单板效率的重要因素.当物系板型确定后,可通过改变气液的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,以评价其性能的优劣。

　　我们这里应用默弗里板效率公式计算得。

　　从结果来看， 本实验全塔效率较好， 而单板效率偏低， 说明本塔的塔板性能不够好。

　　八、思考题

　　①什么是全回流？全回流操作有哪些特点， 在生产中有什么实际意义？如何测定全回流条件下的气液负荷？ 答：全回流是精馏塔中气相组分完全用于回流到精馏塔中， 而无进料和出料的操作状态。

　　全回流在精馏塔的停开车和塔板效率的测定以及理论研究中使用。

　　要测定全回流条件下的气液负荷， 可由2UQ q rR? ? ?（其中 Q 为塔釜加热器加热量， U 为加热电压， R 为加热器电阻， q 为汽化量， r 为塔釜混合液的相变焓）计算出塔釜汽化量 V=q。

　　而在全回流状态下， 液量 L=气量 V=q。

　　②塔釜加热对精馏操作的参数有什么影响？塔釜加热量主要消耗在何处？与回流量有无关系？ 答：塔釜加热对使塔顶气相轻组分组成浓度更高， 塔釜液相轻组分组成浓度更低， 对精馏有利。

　　塔釜加热量主要消耗在精馏塔气液热量交换上， 与回流量有关。

　　③如何判断塔的操作已达到稳定？ 答：当塔内各塔板的浓度(或温度)不再变化时， 则可证明塔已稳定。

　　⑤当回流比 R

　　可通过调节回流时间和采出时间来确定回流比。

　　⑤冷液进料对精馏塔操作有什么影响？进料口如何确定？ 答：冷热进料有利于精馏塔操作， 使塔顶气相轻组分组成浓度更高， 塔釜液相轻组分组成浓度更低。

　　进料口应在塔内组成与进料组成最接近的地方。

　　⑥塔板效率受哪些因素影响？ 答：塔板效率受操作条件、物料物性、塔板板型、气液接触状况影响。

　　⑦精馏塔的常压操作如何实现？如果要改为加压或减压操作， 如何实现？ 答：在精馏塔顶的冷凝器处接通大气， 从而实现精馏塔的常压操作。

　　若要改为加压操作， 可向塔内通入惰性气体；若要减压操作， 可在塔的采出口处加一真空泵。

第四篇：精馏试题

　　一 填空与选择

　　1、直接水蒸汽加热的精馏塔适用于＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿的情况。

　　与＿＿＿＿＿＿＿回流相对应的理论塔板数最少。

　　在塔顶为全凝器的连续精馏塔中， 完成一定分离任务需Ｎ块理论板。

　　如按下图设计， 在相同操作条件下， 完成相同的分离任务， 则所需理论板数为＿＿＿＿＿＿。

　　答：难挥发组分为水， 且要求釜液中易挥发组分浓度很低；全；N-1

　　2、水蒸汽蒸馏的先决条件是料液与水____________。

　　这样可以__________体系的沸点。

　　在回流比不变的情况下， 为了提高塔顶产品浓度， 可以__________回流液温度。

　　向连续精馏塔加料可能有＿＿＿种不同的热状况。

　　当进料为气液混合物且气液摩尔比为２比３时， 则进料热状况参数ｑ值为＿＿＿＿。

　　答：不互溶；降低；降低；五种；q=3/5=0.6。

　　3、设计二元理想溶液精馏塔时， 若Ｆ， ＸF， ＸD， ＸW不变， 则随原料中液相分率的增加其最小回流比＿＿＿＿＿＿＿＿。

　　在相同回流比下， 总理论板数＿＿＿＿；精馏段理论板数＿＿＿＿； 塔顶冷凝器热负荷＿＿＿＿＿＿；塔釜热负荷＿＿＿＿＿。

　　答：下降；下降；下降；不变；上升。

　　4、①理想溶液的特点是同分子之间的作用力＿＿＿＿异分子之间的作用力， 形成的溶液＿＿＿容积效应和热效应。

　　②精馏塔设计时， 当回流比加大时， 所需要的理论板数＿＿＿＿＿＿＿， 同时蒸馏釜中所需要的加热蒸汽消耗量＿＿＿＿， 塔顶冷凝器中冷却剂消耗量＿＿＿＿， 所需塔径＿＿＿＿＿＿。

　　答：① 等于， 无；② 减少， 增加， 增加， 增大。

　　5、简单蒸馏的主要特点是①＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿；②＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。

　　简单蒸馏操作时易挥发组分的物料衡算式是＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。

　　答：① 不稳定操作；② R=0；wx=(w-dw)(x-dx)+ydw

　　6、精馏塔的塔顶温度总低于塔底温度， 其原因之一＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿;原因之二＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。

　　精馏设计中， 回流比越＿＿＿， 所需理论板数越少， 操作能耗＿＿＿＿。

　　随着回流比的逐渐增大， 操作费和设备费的总和将呈现＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿变化过程。

　　答：易挥发组分的浓度塔顶高于塔底， 相应的沸点较低；存在压降使塔底压力高于塔顶， 因而塔底沸点较高。

　　大；越大；迅速下降而后又上升的。

　　7、当原料组成、料液量、压力和最终温度都相同， 则二元理想溶液的简单蒸馏和平衡蒸（闪蒸）的结果比较是

　　１）得到的馏出物浓度（平均）＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿；

　　２）得到的残液浓度＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿；

　　３）馏出物总量＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。

　　答：（1）xd简>xdt平；（2）相同；（3）D平>D简。

　　8、总压为 101.3kpa， ９５℃温度下苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为 155.7kpa与 63.3kpa， 则平衡时苯的汽相组成＝＿＿＿＿＿＿， 苯的液相组成=＿＿＿＿＿。

　　（均以摩尔分率表示）。

　　苯与甲苯的相对挥发度＝＿＿＿＿＿。

　　答：xA=0.411；yA=0.632；α=2.46。

　　9、操作中精馏塔， 保持Ｆ， ｑ， ｘf， Ｄ不变。

　　（１）

　　若采用回流比Ｒ小于最小回流比Ｒmin， 则ｘD＿＿＿＿， ｘW＿＿＿＿；（２）若Ｒ增大， 则ｘD＿＿＿＿， ｘW＿＿＿＿， Ｌ／Ｖ＿＿＿＿。

　　（增加， 减小， 不变， 不确定）

　　答：（1）减少；增加。

　　（2）增加；减少；增加。

　　10、某精馏塔操作时， Ｆ， ｘf， ｑ， Ｄ保持不变， 增加回流比Ｒ， 则此时ｘD＿＿＿,ｘW ＿＿＿＿Ｖ＿＿＿＿， Ｌ／Ｖ＿＿＿＿。

　　（增加， 不变， 减少）答：增加；减少；增加；增加。

　　11、精馏中引入回流， 下降的液相与上升的汽相发生传质使上升的汽相易挥发组分浓度提高， 最恰当的说法是______________。

　　（Ａ）液相中易挥发组分进入汽相；

　　（Ｂ）汽相中难挥发组分进入液相；

　　（Ｃ）液相中易挥发组分和难挥发组分同时进入汽相， 但其中易挥发组分较多；

　　（Ｄ）液相中易挥发组分进入汽相和汽相中难挥发组分进入液相的现象同时发生。

　　答：Ｄ。

　　12、请将你认为最确切答案填在＿＿＿＿内。

　　（１）精馏的操作线是直线， 主要基于如下原因：＿＿＿＿＿（Ａ）理论板假定

　　（Ｂ）理想物系

　　（Ｃ）塔顶泡点回流

　　（Ｄ）恒摩尔流假定。

　　（２）操作中连续精馏塔， 如采用回流比小于最小回流比， 则＿＿＿＿＿

　　（Ａ）ｘD， ｘW均增加

　　（Ｂ）ｘD， ｘW均不变

　　（Ｃ）不能操作

　　（Ｄ）ｘD,减小， ｘW增加。

　　答：（1）Ｄ；（2）Ｄ。

　　13、某二元混合物， 其中Ａ为易挥发组分， 液相组成ｘ＝０．６相应的泡点为ｔ， 与之相平衡的汽相组成ｙ＝０．７， 相应的露点为ｔ， 则：（）。

　　（Ａ）ｔ1＝ｔ2

　　（Ｂ）ｔ1＜ｔ2

　　（Ｃ）ｔ1＞ｔ2

　　（Ｄ）不能判断

　　答：Ａ。

　　14、请将你认为最恰切答案填在（）内。

　　精馏塔设计时， 若Ｆ， ｘf， ｘD， ｘW， Ｖ均为定值， 将进料热状态从ｑ＝１变为 ｑ＞１， 设计所需理论板数：（）

　　（Ａ）多；

　　（Ｂ）少；

　　（Ｃ）不变；

　　（Ｄ）判断依据不足。

　　答：B。

　　15、某精馏塔， 精馏段理论板数为Ｎ1层， 提馏段理论板数为Ｎ2层， 现因设备改造， 使精馏段理论板数增加， 提馏段理论板数不变， 且Ｆ， ｘ， ｑ， Ｒ， Ｖ等均不变， 则此时：（）

　　（Ａ）ｘD增加， ｘW不变

　　（Ｂ）ｘD增加， ｘW减小

　　（Ｃ）ｘD增加， ｘW增加

　　（Ｄ）ｘD增加， ｘW的变化视具体情况而定。

　　答：Ｂ。

　　16、某精馏塔精馏段理论板数为Ｎ1层， 提馏段理论板数为Ｎ2层， 现因设备改造， 使提馏段的理论板数增加， 精馏段的理论板数不变， 且Ｆ、ｘf、ｑ、Ｒ， Ｖ等均不变， 则此时:（）

　　（Ａ）ｘW减小， ｘD增加；

　　（Ｂ）ｘW减小， ｘD不变；

　　（Ｃ）ｘW减小， ｘD减小；

　　（Ｃ）ｘW减小， ｘD的变化视具体情况而定。

　　答：A。

　　二

　　计算题

　　1、如图， 在由一块理论板和塔釜组成的精馏塔中， 每小时向塔釜加入苯－甲苯混合液１００ｋｍｏｌ， 苯含量为５０％（摩尔％， 下同）， 泡点进料， 要求塔顶馏出液中苯含量８０％， 塔顶采用全凝器， 回流液为饱和液体， 回流比为３， 相对挥发度为２．５， 求每小时获得的顶馏出液量Ｄ， 釜排出液量Ｗ及浓度ｘW。

　　解： y1=xD=0.8 0.8=2.5x1/(1+1.5x1)x1=0.615

　　yw=x1×R/(R+1)+xD/(R+1)=3×0.615/(3+1)+0.8/4=0.661

　　0.661=2.5xW/(1+1.5xW)xW=0.438

　　100=D+W, 100×0.5=0.8D+0.438W D=17.1(kmol/h)， W=82.9(kmol/h)

　　2、用一连续操作精馏塔, 在常压下分离苯--甲苯混合液（此混合液符合拉乌尔定律）， 原料液含苯0.3(摩尔分率,下同)塔顶馏出液含苯0.99,塔顶采用全凝器,回流比取最小回流比的1.5倍,原料液于泡点状态进塔,设与加料板上的液相组成相同,在此温度下苯的饱和蒸汽压为178.7kPa， 试求理论进料板的上一层理论塔板的液相组成。

　　解：ｘF=0.3， ｘD＝0.99,q=1， R=1.5Rmin， 加料板上液相组成等于ｘF， 加料板温度下P°A＝178.7kPa。

　　求从上一板流入加料板的ｘ。

　　由精馏线方程：y=[R/(R+1)]x+ｘD／(R+1)

　　式中：ｘD＝0.99,ｙF＝ＫｘF＝（P°A／Ｐ）ｘF＝(178.7/101.3)×0.3=0.529 x为待求。

　　Rmin=(ｘD－ｙq)／（ｙq－ｘq）=(0.99-0.529)/(0.529-0.3)=2.013

　　R=1.5×2.013=3.02 ∴0.529=0.7512x+0.2463

　　x=(0.529-0.2463)/0.7512=0.3763

　　3、某精馏塔用于分离苯－甲苯混合液， 泡点进料， 进料量30kmol/h， 进料中苯的摩尔分率为 0.5， 塔顶、底产品中苯的摩尔分率分别为0.95和0.10， 采用回流比为最小回流比的1.5倍， 操作条件下可取系统的平均相对挥发度α=2.40。

　　(1)求塔顶、底的产品量；

　　(2)若塔顶设全凝器， 各塔板可视为理论板， 求离开第二块板的蒸汽和液体组成。

　　解：F=D+W FｘF＝ＤｘD＋ＷｘW 30=D+W 30×0.5=D×0.95+W×0.10

　　D=14.1kmol/h

　　W=15.9kmol/h xe=xF=0.5, ｙe=αｘe／[1+(α-1)ｘe]=2.40×0.5/[1+(2.40-1)×0.5]=0.706

　　Rmin=（ｘD－ｙe）／（ｙe－ｘe）＝(0.95-0.706)/(0.706-0.5)=1.18

　　R=1.5×1.18=1.77 y=[R/(R+1)]x+ｘD／（R+1）=[1.77/(1.77+1)]x+0.95/(1.77+1)=0.639x+0.343

　　ｙ1＝ｘD＝0.95 ｘ1＝ｙ1／[α－y1(α－1)]=0.95/[(2.40-0.95(2.40-1))=0.888

　　ｙ2＝0.639x1+0.343=0.639×0.888+0.343=0.910 ｘ2＝0.910/[2.40-0.910(2.40-1)]=0.8084、某精馏塔在常压下分离苯－甲苯混合液， 此时该塔的精馏段和提馏段操作线方程分别为y=0.723x+0.263和y'=1.25x'-0.0188， 每小时送入塔内75kmol的混合液， 进料为泡点下的饱和液体， 试求精馏段和提馏段上升的蒸汽量为多少（kmol/h）。

　　解：已知两操作线方程: y=0.723x+0.263(精馏段)

　　y′=1.25x′-0.0188(提馏段)∴R/(R+1)=0.723

　　R=2.61

　　xD/(R+1)=0.263

　　xD=3.61×0.263=0.9494 两操作线交点时, y=y′

　　x=x′

　　∴0.723x+0.263=1.25x-0.0188

　　x=0.5347

　　饱和液体进料q=1, xF=x=0.5347

　　提馏段操作线经过点(xW ,xW)

　　∴y′=xW=1.25xW-0.0188

　　xW=0.0752

　　由全塔物料衡算

　　F=D+W

　　FxF=DxD+WxW

　　D=(xF-xW)/(xD-xW)F=(0.5347-0.0752)/(0.9494-0.0752)×75=39.42kmol/h

　　∵饱和液体进料

　　V′=V=L+D=(R+1)D=3.61×39.42=142.3kmol/h

　　5、某一精馏塔， 塔顶为全凝器， 塔釜用间接蒸汽加热。

　　用以处理含易挥发组成ｘF=0.5(mol组成)的饱和蒸汽。

　　塔顶产量Ｄ和塔底排量Ｗ相等。

　　精馏段操作线方程为y=5x/6+0.15 试求：

　　(1)回流比R， 塔顶组成ｘD， 塔釜组成ｘW。

　　(2)提馏段操作线方程。

　　(3)若两组份相对挥发度α=3， 第一板板效率 EmL=(ｘD－ｘ1)／(ｘD－ｘ1)=0.6， 则ｙ2=?

　　解：(1)D=F(xF-xW)/(xD-xW)

　　即0.5=(0.5-xW)/(xD-xW)

　　xD+xW=1 R/(R+1)=5/6

　　∴R=5

　　XD/(R+1)=xD/(5+1)=0.15

　　xD=0.9

　　xW=0.1(2)提馏段操作线:

　　y'=(L′/V′)x-WxW/V′

　　∵饱和蒸汽进料 ∴q=0, L′=L, V′=V-F

　　又F=2D,W=D,L=RD,V=(R+1)D ∴y'=[L/(V-F)]x'-W*

　　*

　　×

　　*

　　0.1/(V-F)={RD/[(R+1)D-2D]}x'-D×0.1/[(R+1)D-2D]=

　　[5/(6-2)]x'-0.1/(6-2)=1.25x'-0.025(3)(xD-x1)/(xD-x1)=0.6

　　x1=y/[α-(α-1)y]=0.9/(3-(3-1)×0.9)=0.75 ∴

　　(0.9-x1)/(0.9-0.75)=0.6

　　解得

　　x1=0.81

　　y2=5x/6+0.15=5×0.81/6+0.15=0.825

　　6、用一连续精馏塔分离二元理想溶液， 进料量为 100 kmol/h， 进料组成为0.4（摩尔分率， 下同）， 馏出液组成为0.9， 残液组成为0.1， 相对挥发度为 2.5， 饱和蒸汽进料。

　　塔顶冷凝器为全凝器， 塔釜间接蒸汽加热。

　　试求： 1.馏出液及残液量； 2.最小回流比；

　　3.操作回流比为3时， 塔釜每小时产生的蒸汽量为多少kmol？ 4.塔釜上一块理论板液相组成为多少? 5.计算第3 问时作了什么假定?

　　解：由物料衡算: 1.F=D+W

　　FxF=DxD+WxW

　　W=F-D=100-37.5=62.5kmol/h D=(xF-xW)F/(xD-xD)=(0.4-0.1)×100/(0.9-0.1)= 37.5kmol/h

　　2.饱和蒸汽进料q=0

　　yq=0.4

　　xq=yq/[α-(α-1)y1]=0.4/(2.5-1.5×0.4)=0.21

　　Rm=(xD-yq)/(yq-xq)=(0.9-0.4)/(0.4-0.21)=2.64 3.V′=V-(1-q)F=V-F=(R+1)D-F=(3+1)×37.5-100=50kmol/h 4.由平衡关系知: yW=αxW/[1+(α-1)xW]=2.5×0.1/[1+(2.5-1)×0.1]=0.217

　　由操作线方程

　　ym'=(L′/V′)xm'-(W/V′)xW

　　xm'=(ym'V'+WxW)/L'

　　釜上一块理论板组成:

　　7、用一精馏塔分离二元理想液体混合物， 进料量为100kmol/h， 易挥发组分xF=0.5， 泡点进料， 塔顶产品xD=0.95， 塔底釜液xW=0.05（皆为摩尔分率）， 操作回流比R=1.61， 该物系相对挥发度α＝2.25， 求：

　　⑴塔顶和塔底的产品量(kmol/h)；

　　⑵提馏段上升蒸汽量(kmol/h);

　　⑶写出提馏段操作线数值方程;

　　⑷最小回流比。

　　解：⑴

　　D,W

　　100=D+W

　　100×0.5=D×0.95+0.05W

　　50=0.95D+(100-D)0.05 D=(50-100×0.05)/(0.95-0.05)=50kmol/h

　　W=F-D=50kmol/h

　　⑵ ∵q=1

　　∴V′=V=(R+1)D=(1.61+1)50=130.5kmol/h

　　⑶ 提馏段操作线: ym+1'=(L'/V')x'm-(W/V')xW

　　L'=qF+L=100+RD=180.5kmol/h

　　∴ym+1'=(180.5/130.5)xm'-(50/130.5)0.05

　　ym+1'=1.383xm'-0.0192

　　⑷ Rmin

　　yF=αxF/[1+(α-1)xF]=2.25×0.5/(1+1.25×0.5)=0.692

　　Rmin=(0.95-0.692)/(0.692-0.5)=1.342

　　8、用常压连续精馏塔分离苯－甲苯混合物， 原料中含苯 0.44， 塔顶馏出液中含苯 0.96（以上为摩尔分率）。

　　进料为汽－液混合物， 其中蒸汽与液体量的摩尔比为1:2。

　　已 知苯对甲苯的相对挥发度为2.5， 操作回流比为最小回流比的1.5倍， 塔顶采用全凝器， 试求：

　　⑴原料中气相与液相的组成；

　　⑵离开塔顶第二层理论板的蒸汽组成。

　　解：1）由题意:q=2/3

　　y=2.5x/(1+1.5x)(平衡方程)

　　(1)

　　y=[q/(q-1)]x-xF/(q-1)=-2x+1.32

　　(2)

　　联解两方程求进塔汽-液组成分别为yq=0.59 , xq=0.365

　　2）Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)=(0.96-0.59)/(0.59-0.365)=1.64 R=1.5Rmin=2.46

　　精馏段操作线方程为y=0.71x+0.277

　　由y1=xD及平衡方程求x1即有0.96=2.5x1/(1+1.5x1)

　　求得x1=0.906 *x=(yWV′+WxW)/RD=(0.217×50+62.5×0.1)/(3×37.5)=0.152

　　由操作线方程:y2=0.71x1+0.277=0.92

　　9、某精馏塔分离Ａ， Ｂ混合液， 料液为含Ａ和Ｂ各为５０％的饱和液体， 处理量为100 ｋｍｏｌ／ｈ， 塔顶、塔底的产品量各为５０ｋｍｏｌ／ｈ， 要求塔顶组成ｘD＝０．９（摩尔分率）， 取回流比为５， 间接蒸汽加热， 塔顶采用全凝器， 试求：

　　⑴

　　塔底产品组成；

　　⑵

　　塔顶全凝器每小时冷凝蒸汽量； ⑶

　　蒸馏釜每小时产生蒸汽量；

　　⑷

　　提馏段操作线方程式；

　　⑸

　　相对挥发度α=3， 塔顶第一层板的板效率 EmL=0.6， 求离开第二块板(实际板)的上升蒸汽组成。

　　解：

　　⑴

　　F×xF=D×xD+W×xW， 100×0.5=50×0.9+50xW， xW=0.1 ⑵

　　V=(R+1)D=(5+1)×50=300(kmol/h)⑶

　　V'=V-(1-q)F=300-0=300(kmol/h)⑷

　　ym+1'=L'×xm'/V'-W×xW/V'=(5×50+100)xm'/300-50×0.1/300

　　=1.167xm'-0.0167 ⑸

　　EmL1=(xD-x1)/(xD-x1)------------------------(1)

　　x1=y1/(α-(α-1)y)=0.9/(3-2×0.9)=0.75, 代入(1)式: 0.6=(0.9-x1)/(0.9-0.75), x1=0.81 y2=R×x1/(R+1)+xD/(R+1)=5×0.81/(5+1)+0.9/(5+1)=0.825

　　10、分离苯－甲苯混合液， 原料液中含苯０.５（摩尔分率， 下同）， 泡点进料， 馏出液中要求含苯０.９５， 塔顶用一分凝器和一全凝器（如图）， 测得塔顶回流液中含苯０.８８， 离开塔顶第一层板的液体含苯０.７９， 求：

　　⑴

　　操作条件下平均相对挥发度α；

　　⑵

　　操作回流比Ｒ；

　　⑶

　　最小回流比Ｒｍｉｎ。

　　*

　　*

　　解：⑴

　　xD与x0是平衡关系

　　0.95=α×0.88/[1+(α-1)×0.88] α=2.59 ⑵

　　y1与x1平衡关系

　　y1=2.59×0.79/(1+1.59×0.79)=0.907 y1=R×x0/(R+1)+xD/(R+1)0.907=0.88R/(R+1)+0.95/(R+1)R=1.59 ⑶

　　ye=2.59×0.5/(1+1.59×0.5)=0.721

　　Rmin=(xD-ye)/(ye-xf)=(0.95-0.721)/(0.721-0.5)=1.034

　　11、进料组成ｘf＝０.２(摩尔组成， 下同)， 以饱和蒸汽状态自精馏塔底部加入， 塔底不再设再沸器， 要求ｘD＝０.９５， ｘW＝０.11， 相对挥发度α＝２.７， 试求：

　　⑴

　　操作线方程;

　　⑵

　　设计时若理论板数可增至无穷， 且Ｄ／Ｆ不变， 则塔底产品浓度的最低值为多少？

　　解：⑴

　　Ｆ＝Ｗ＋Ｄ

　　设Ｆ＝１

　　∴Ｄ＋Ｗ＝１

　　Ｆｘf＝ＤｘD＋ＷｘW

　　０.９５Ｄ＋０.１１Ｗ＝０.２

　　∴

　　Ｄ＝０.１０７

　　Ｗ＝０．８９３

　　Ｖ＝Ｆ＝１

　　Ｌ＝Ｗ＝０.８９３

　　ｙ＝（Ｌ／Ｖ）ｘ＋ＤｘD／Ｖ＝０．８９３ｘ＋０．１０１７

　　⑵

　　设塔底平衡

　　ｘW＝ｘf／（α－（α－１）ｘf）

　　＝０.２／（２.７－１.７×０.２）＝０.０８４７

　　ｘD＝（０.２－０.８９３×０.０８４７）／０．１０７＝１．１６

　　不可能

　　设塔顶平衡

　　ｘ＝１

　　ｘ＝（０．２－０．１０７×１）／０.８９３＝０.１０４

　　12、在连续精馏塔中， 精馏段操作线方程y=0.75x+0.2075， q线方程式为y=-0.5x+1.5xF， 试求：①回流比R

　　②馏出液组成xD

　　③进料液的q值

　　④当进料组成xF =0.44时， 精馏段操作线与提馏段操作线交点处xq 值为多少? 并要求判断进料状态。

　　解：y=[R/(R+1)]x+xD/(R+1)

　　①R/(R+1)=0.75

　　R=0.75R+0.75

　　R=0.75/0.25=3

　　②ｘD／(R+1)=0.2075

　　ｘD／(3+1)=0.2079

　　ｘD＝0.83

　　③q/(q-1)=-0.5

　　q=-0.5q+0.5

　　q=0.5/1.5=0.333

　　④0.75x+0.2075=-0.5x+1.5xF

　　0.75ｘq′+0.2075=-0.5xq′+1.5×0.44

　　1.25ｘq′=1.5×0.44-0.2075=0.4425

　　ｘq′=0.362

　　⑤0

　　原料为汽液混合物

　　13、用常压精馏塔分离某二元混合物,其平均相对挥发度α=2,原料液量F=10kmol/h， 饱和蒸汽进料， 进料浓度ｘF＝0.5（摩尔分率， 下同）， 馏出液浓度ｘD＝0.9， 易挥发组分的回收率为９０％， 回流比R=2Rmin， 塔顶设全凝器， 塔底为间接蒸汽加热， 求：

　　⑴馏出液及残液量；

　　⑵第一块塔板下降的液体组成ｘ1为多少？

　　⑶最小回流比；

　　⑷精馏段各板上升的蒸汽量为多少kmol/h？

　　提馏段各板上升的蒸汽量为多少kmol/h? 解：α=2 F=100kmol/h, q=0, xF0.5, xD=0.9

　　R=2Rmin

　　∴D=0.9FxF/xD=0.9×10×0.5/0.9=5kmol/h

　　由FxF=DxD+WxW得:

　　xW=(FxF-DxD)/W=(10×0.5-5×0.9)/5=0.1

　　(1)∵塔顶为全凝器

　　∴y1=xD=0.9

　　据平衡关系式

　　y=αx/[1+(α-1)x]得: 0.9=2x1/[1+(2-1)x1] ∴x1=0.82

　　(2)∵饱和蒸汽进料

　　∴q=0

　　∴q线在y-x图中为水平线

　　yq=xF=0.5 代入y=2x/[1+(2-1)x]平衡式中得到横座标xq=0.33 根据

　　Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)得 Rmin=(0.9-0.5)/(0.5-0.33)=2.35

　　R=2×2.35=4.7

　　∴精馏段各板上升的蒸汽量根据恒摩尔汽化理论假设知是相等的即V=(R+1)D=(4.7+1)×5=28.5kmol/h

　　(3)根据恒摩尔汽化理论假设,提馏段板上升的蒸汽量也相等

　　即V'=V-(1-q)F=28.5-(1-0)×10=18.5kmol/h

　　答:①第一块塔板下降的液体浓度x1为0.82

　　②精馏段各段上升的蒸汽量为28.5kmol/h

　　③提馏段上升的蒸汽量为18.5kmol/h

　　14、用连续精馏塔在常压下分离苯－甲苯混合液， 泡点进料， 塔顶馏出量为75kmol/h， 已知在操作条件下水蒸汽的汽化潜热为 2140kJ/kg， 在塔釜温度下， 釜液的汽化潜热为41900kJ/kmol（精馏段操作线方程为y=0.72x+0.25）。

　　试求:

　　⑴加热蒸汽消耗量;

　　⑵若精馏塔在全回流下操作， 已知釜液的组成为0.01（摩尔分率）， 物系的平均相对挥发度为２， 试求釜上方第一块板下流的液相组成。

　　（塔釜为理论板， 由下往上数）。

　　解：：q=1, D=75kmol/h

　　据y=0.72x+0.25得R/(R+1)=0.72

　　xD/(R+1)=0.25

　　∴R=2.57

　　xD=0.8925(1)R=2.57, xD=0.8925

　　∴L=RD=2.57×75=192.75kmol/h

　　∴V=(R+1)D=(2.57+1)×75=267.75kmol/h

　　V′=V-(1-q)F=V-(1-1)F=V=267.75kmol/h

　　∴加热蒸汽用量G=267.75×41900/(2140×18)=291.1kmol/h(2)若精馏塔在全回流(R→∞)下操作， 则精馏段操作线y=x

　　xW=0.01 α=2, 则y=2x/[1+(2-1)x]

　　y=2x/(1+x)

　　∴塔釜上升蒸汽的组成yW=2xW/(1+xW)=0.0198

　　若全回流

　　D=0, W=0, F=0

　　∴提馏段操作线yn+1=xn 第一块板下流的液相组成 x1=0.0198

　　15、连续精馏塔有塔板８层， 塔顶采用全凝器， 用以分离二元理想混合液， 料液含Ａ35%,泡点进料， 馏出液含Ａ７０％， 塔釜液含Ａ１０％（以上为摩尔分率）， 相对挥发度α＝２.５。

　　⑴

　　求最小回流比Ｒｍｉｎ；

　　⑵

　　如回流比为４.５， 求理论塔板数Ｎt及总板效率Ｅt。

　　解：⑴

　　xf=xe=0.35, ye=2.5×0.35/(1+1.5×0.35)=0.574

　　Rmin=(0.7-0.574)/(0.574-0.35)=0.563

　　⑵

　　yn+1=4.5xn/5.5+0.7/5.5=0.818x+0.127

　　yq=0.818×0.35+0.127=0.413

　　L'/V'=(0.413-0.1)/(0.35-0.1)=1.25

　　(y'+xw)/xw=1.25 解得 y'=0.025 ym+1'=1.25xm'-0.025

　　y1=xD=0.7 x1=0.7/(2.5-1.5×0.7)=0.483 y2=0.818×0.483+0.127=0.522 x2=0.522/(2.5-1.5×0.522)=0.304

　　过进料点

　　y3=1.25×0.304-0.025=0.355

　　x3=0.355/(2.5-1.5×0.355)=0.180 y4=1.25×0.180-0.025=0.2 x4=0.2/(2.5-1.5×0.2)=0.09<0.1

　　Nt=4, Et=(4-1)/8=0.375

　　16、某精馏塔分离Ａ组分和水的混合物（其中Ａ为易挥发组分）， ｘD=0.95, xW=0.1, xf=0.5(均为摩尔分率)， 原料在泡点下进进入塔的中部。

　　塔顶采用全凝器， 泡点回流， 回流比Ｒ＝１.５， 塔底用饱和水蒸汽直接加热， 每层塔板气相默夫里板效率Ｅmv＝０.５， 在本题计算范围内， 相平衡关系为ｙ＝０.５ｘ＋０.５。

　　试求：

　　⑴

　　从塔顶的第一块实际板下降的液体浓度；

　　⑵

　　塔顶的采出率Ｄ／Ｆ。

　　解：（１）饱和水蒸汽用量Ｓ＝Ｖ＇＝Ｖ＝（Ｒ＋１）Ｄ＝２.５Ｄ， （∵ｑ＝１）

　　ｙ1＝ｘD＝０.９５

　　Ｅmv＝（ｙ1－ｙ2）／（ｙ1－ｙ2）

　　＝（０.９５－ｙ2）／（０.５ｘ1＋０.５－ｙ2）＝０.５ ０.５ｙ2＝０.７－０.２５ｘ1

　　……（１）Ｖｙ2＝Ｌｘ1＋ＤｘD

　　２.５Ｄｙ2＝１.５Ｄｘ1＋ＤｘD

　　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）

　　Ｆｘf＝ＤｘD＋ＷｘW

　　……（４）

　　式（３）代入式（４）， 消去Ｗ：

　　Ｄ／Ｆ＝（ｘf－ｘW）／（ｘD＋１.５ｘW）

　　＝（０.５－０.１）／（０.９５＋１.５×０.１）＝０.３６４

　　17、用一连续精馏塔分离苯－甲苯混合溶液， 原料液中含苯0.40， 塔顶馏出液中含苯0.95（以上均为摩尔分率）， 原料液为汽、液混合进料， 其中蒸汽占1/3（摩尔数比）,苯－甲苯的平均相对挥发度为2.5， 回流比为最小回流比的２倍， 试求：

　　⑴原料液中汽相及液相的组成；

　　⑵最小回流比；

　　⑶若塔顶采用全凝器, 求从塔顶往下数第二块理论板下降的液体组成。

　　解：⑴设原料液中液相组成为ｘF′， 汽相组成为ｙF′（均为摩尔分率）则（２／３）ｘF′＋（１／３）ｙF′=0.4 yF′＝2.5ｘF′/(1+1.5ｘF′)解之得ｘF′=0.326, ｙF′=0.548 ⑵Rmin/Rmin+1 =（ｘD－ｙF）／（ｘD－ｘF）＝(0.95-0.548)/(0.95-0.326)

　　Rmin=1.8

　　⑶精馏段操作线方程为:

　　*y=[R/(R+1)]x+ｘD／(R+1)

　　R=2Rmin=2×1.8=3.6

　　y=0.783x+0.207

　　塔顶采用全凝器,ｙ1＝ｘD＝0.95 y1＝2.5x1／(1+1.5x1)

　　0.95=2.5x1／(1+1.5x4)

　　x1＝0.884

　　y2＝0.783x1+0.207=0.783×0.884+0.207=0.899

　　y2=2.5x2／(1+1.5x2)

　　0.899=2.5x2／(1+1.5x2)

　　x2=0.781

　　18、精馏塔采用全凝器， 用以分离平均相对挥发度为２的某理想溶液。

　　已知原料液的总

　　浓度为０.５（摩尔分率）， 塔顶馏出液浓度为０.９６（摩尔分率）， 实际回流比为最小回流比的１.５倍， 进料为汽液两相共存， 且汽相和液相的分子数相等， 求离开第二块理论板的汽相组成。

　　解：α＝２

　　ｙ1＝０.９６

　　ｙ＝αｘ／（１＋（α－１）ｘ）

　　０.９６＝２ｘ1／（１＋ｘ1）

　　ｘ1＝０.９２３

　　又∵ ｑ＝０.５

　　ｙ＝（ｑ／（ｑ－１））ｘ－ｘF／（ｑ－１）

　　＝（１／２／（１／２－１）ｘ－０.５／（１／２－１）＝－ｘ＋１

　　∴

　　ｙ＝－ｘ＋１

　　ｙ＝２ｘ／（１＋ｘ）

　　２ｘ／（１＋ｘ）＝－ｘ＋１

　　ｘ2＋２ｘ－１＝０

　　ｘq＝（－２±√（４＋４））／２

　　＝０.４１４（取＋）

　　ｙq＝－ｘ＋１＝－０.４１４＋１＝０.５８６

　　Ｒmin＝（ｘD－ｘq）／（ｙq－ｘq）

　　＝（０.９６－０.５８６）／（０.５８６－０.４１４）＝２.１７

　　Ｒ＝１.５×２.１７＝３.２５５

　　ｙ2＝（Ｒ／（Ｒ＋１））ｘ1＋ｘD／（Ｒ＋１）

　　＝（３.２５５／４.２５５）×０.９２３＋０.９６／４.２５５＝０.９３２

　　19、某连续精馏操作中， 已知操作线方程为：

　　精馏段：y = 0.723x + 0.263 提馏段：y = 1.25x – 0.0187 若原料液于露点温度下进入精馏塔中， 求原料液、馏出液和釜残液的组成及回流比。

　　解：由精馏段操作线方程 yn?1? *

　　*

　　*

　　R1xn?xD R?1R?1R1?0.723， 得 R = 2.61； xD?0.263， 得 xD = 0.95 R?1R?1?y?1.25x?0.0187 解得 x = 0.07， 即 xw = 0.07 ?y?x?y?0.723x?0.263 解得 x = 0.535， y = 0.65 y?1.25x?0.0187? 将提馏段操作线方程与对角线方程 y = x 联立

　　? 将两操作线方程联立

　　? 因是露点进料， q = 0， q线水平， 两操作线交点的纵坐标即是进料浓度， ∴ xF = 0.65

　　20、用一连续精馏塔分离由组分A、B所组成的理想混合液。

　　原料液中含A 0.44， 馏出液中含A 0.957（以上均为摩尔分率）。

　　已知溶液的平均相对挥发度为2.5， 最小回流比为1.63， 说明原料液的热状况， 并求出q值。

　　解：采用最小回流比时， 精馏段操作线方程为 yn?1? 即 y?Rmin1xn?xD

　　Rmin?1Rmin?11.631x??0.957?0.62x?0.364

　　1.63?11.63?1?xn2.5x2.5x 由相平衡方程 yn?， 得 y? ?1????1?xn1??2.5?1?x1?1.5x?y?0.62x?0.364? 联立两方程 ?， 解得 x = 0.367， y = 0.592 2.5xy??1?1.5x? 此点坐标（0.367， 0.592）即为（xq， yq）。

　　因 xF = 0.44， 即xq＜xF＜yq， 说明进料的热状况为气液混合进料。

　　由q线方程 y?q1x?xF， q?1q?1q1?0.367??0.44 q?1q?1 此线与平衡线的交点即是操作线与平衡线的交点

　　有 0.592? 解出 q = 0.676

第五篇：精馏名词解释

　　精馏名词解释：

　　1.回流比：塔顶回流量与塔顶产品采出量之比

　　2.全回流：塔顶上升蒸汽经冷凝后全部回流至塔内， 则这种操作方法称为全回流。

　　全回流

　　主要用于开车过程与一般事故处理。

　　3.泡点：在温度一定的情况下， 开始从液相中分离出第一批气泡的压力， 或在压力一定的情况下， 开始从液相中分离出第一批气泡的温度。

　　4.露点：在温度一定的情况下， 开始从气相中分离出第一批液滴的压力， 或在压力一定的情况下， 开始从气相中分离出第一批液滴的温度。

　　5.液泛：直径一定的塔， 可供气、液两相自由流动的截面是有限的。

　　二者之一的流量若增

　　大到某个限度， 降液管内的液体便不能顺畅地流下；当管内的液体满到上层板的溢流堰顶时， 便要漫到上层板， 产生不正常积液， 最后可导致两层板之间被泡沫液充满。

　　这种现象， 称为液泛。

　　若液泛过于严重， 塔盘、塔内充满液体， 此时即为淹塔。

　　液泛可分为降液管液泛、雾沫夹带液泛等。

　　降液管液泛是指降液管内的液相堆积至上一层塔板。

　　造成降液管液泛的原因主要有降液管底隙高度较低、液相流量过大等。

　　雾沫夹带液泛是指塔板上开孔空间的气相流速达到一定速度， 使得塔板上的液相伴随着上升的气相进入上一层塔板。

　　造成雾沫夹带液泛的原因主要是气相速度过大。

　　6.泡沫夹带：液体进入溢流管中时， 由于泡沫还来不及从液体中全部分出， 往往随液体进

　　入溢流管， 而流到下一层塔盘， 这种现象叫泡沫夹带。

　　泡沫夹带的原因一般是因为气体流速较大。

　　气体流速较小时， 经常产生漏液现象。

　　7.雾沫夹带：雾沫夹带指塔板上的液体以雾滴形态被气流夹带到上一塔板的现象， 也包括

　　液滴被气流带出设备(如蒸发器)等。

　　塔板上的雾沫夹带会造成液相在板间的返混， 将减小传质推动力而降低板效率。

　　严重时还会造成液泛， 故对夹带量有一定的限制。

　　8.爆炸极限：可燃物质（可燃气体、蒸气和粉尘）与空气必须在一定的浓度范围内均匀混

　　合， 形成预混气， 遇着火源才会发生爆炸， 这个浓度范围称为爆炸极限， 或爆炸浓度极限。

　　三氯氢硅爆炸极限：6.9～70%。

　　9.精馏原理：就是利用液体混合物在一定压力下各组分挥发度不同的性质， 在塔内经过多

　　次部分汽化， 多次部分冷凝， 使各组分得以完全分离的过程。

　　以上就是“精馏实验报告（推荐五篇）”的论述。

免责声明：本文内容由互联网用户自发贡献，该文观点仅代表作者本人。本站仅提供信息存储空间服务，不拥有所有权，不承担相关法律责任。如发现本站有涉嫌抄袭侵权/违法违规的内容， 请联系我们，一经查实，本站将立刻删除。