化工原理精馏实验装置图

① 连续精馏流程主要由哪些组成各段主要作用是什么

由间歇精馏中得知：间歇精馏时，馏出液的浓度是随蒸馏操作的进行而改变，为了使版馏出液的权浓度不变，则可用连续精馏工艺来解决。
典型的连续精馏流程是这样的：原料液(粗馏塔导来的酒精蒸气或冷凝酒精液)经预热器加热到指定的温度后，送入塔的进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板下降，最后流入塔的再沸器中。在每层塔板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行传质、传热。操作时，连续地从塔底再沸器取出部分液体作为塔底产品(或为塔釜残液排出)，部分液体气化，产生的蒸气依次上升通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部(酒精生产中则大部分)冷凝，并将
部分冷凝液用泵或靠位差送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品(馏出液体，可视质量好坏分别采出)。
连续精馏的特点是，可以连续大规模生产，产品浓度、质量可以保持相对稳定，能源利用率高，操作易于控制。

② 板式精馏塔实验中什么时候将冷却水阀门关闭

实验目的

1、了解精馏塔的结构和精馏装置的基本流程及操作方法

2、理解回流比等对精馏塔性能的影响,并实际进行精馏塔的开工操作.

3、学会识别精馏塔内出现的几种操作状态，并分析这些操作状态对塔性能的影响。

4、测定全回流或部分回流操作下的总板效率。

二、基本原理

蒸馏原理是利用混合物中组分间挥发度的不同来分离组分，经多次平衡分离的蒸馏过程称为精馏。由于精馏单元操作流程简单、设备制作容易、操作稳定、易于控制，其设计理论较为完善与成熟，从而在化工企业中，尤其在石油化工、有机化工、煤化工、精细化工、生物化工等企业中被广泛采用。常见的精馏单元过程由精馏塔、冷凝器、再沸器、加料系统、回流系统、产品贮槽、料液贮槽及测量仪表等组成。精馏塔本身又分为板式精馏塔和填料精馏塔。本次实验所用装置为不锈钢制作的板式精馏塔，可进行连续或间歇精馏操作，回流比可任意调节，也可以进行全回流操作。

在板式蒸馏塔中，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。然而在实际操作过程中，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。

对于双组分混合液的蒸馏，若已知汽液平衡数据，测得塔顶馏出液组成Xd、釜残液组成Xw、液料组成Xf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Nt。精馏塔的全塔效率Et为理论塔板数Nt与实际塔板数N之比，即：

Et=Nt/N

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条件等。由于影响塔板效率的因素相当复杂，目前塔板效率仍以实验测定给出。

精馏塔的单板效率Em可以根据气相（或液相）通过测定塔板的浓度变化进行计算。

若以液相浓度变化计算，则为：

Eml=(Xn-1-Xn) / (Xn-1-Xn*)

若以气相浓度变化计算，则为：

Emv=(Yn-Yn+1)/ ( Yn*-Yn-1)

式中：X n-1 第n-1块板下降的液体组成，摩尔分率

Xn第n块板下降的液体组成，摩尔分率

X n*第n块板上与升蒸汽Yn相平衡的液相组成，摩尔分率

Yn+1第n+1块板上升蒸汽组成，摩尔分率

Yn第n块板上升蒸汽组成，摩尔分率

Yn*第n块板上与下降液体Xn相平衡的气相组成，摩尔分率

在实验过程中，只要测得相邻两块板的液相（或气相）组成，依据相平衡关系，按上述两式即可求得单板效率Em。

③ 化工原理精馏塔设计到底怎么做啊 把步骤发下啦~谢谢

例子

筛 板 式 精 馏 塔 设 计 报 告

一、设计任务：

要精馏分离的混合物为：苯-甲苯
原料液组成为 xf= 54.1200 %(摩尔)
塔顶产品产量 D = 108.20 kmol/h (每小时 108.20千摩尔)
塔顶产品组成 xd= 95.7300 %(摩尔)
塔底残液组成 xw= 3.5200 %(摩尔)(以间接蒸汽加热计)

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二、物料衡算：

设计者选取的D、Xd、Xf、Xw见以上“设计任务”
可计算出：
若按间接蒸汽加热计, 则由以下物料平衡关系式：
F = D + W
FXf= DXd+WXw
可计算得：
原料液量 F = 197.18 kmol/h
塔底产品产量 W = 88.98 kmol/h

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三、塔板数的确定:

设计时选取：
实际回流比是最小回流比的 1.60倍，进料液相分率q= 1.00，
此时，最小回流比 Rmin= 1.02
实际回流比 R= 1.60* 1.02= 1.63

理论板数N =12.4, 其中，精馏段N1 = 5.2, 提馏段N2 = 7.3
由平均黏度、相对挥发度μav, αav, 可算得全塔效率 Et = 0.5946
实际板数Ne= 22, 其中，精馏段Ne1= 9, 提馏段Ne2= 13

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四、塔径的确定：

可由板间距 Ht 和 (Vl/Vg)(ρl/ρg)^0.5
确定气液负荷参数C, 从而求得液泛气速Uf=C ?[(ρl-ρg)/ ρg]^0.5,
最后根据塔内气体流通面积A=Vg/U=Vg/[(0.6---0.9)Uf]估算塔径D, 再圆整之。

按精馏段首、末板，提馏段首、末板算得的塔径分别为：
1.620米、1.663米， 1.731米、1.807米
程序自动圆整（或手工强行调整）后的塔径为：
---1800.0毫米，即 1.800米---

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五、塔板和降液管结构设计:

堰长与塔径之比Lw/D= 0.70
堰长 Lw= 1 mm
塔径 D = 1800 mm
安定区宽度 Ws= 75 mm
开孔区至塔壁距离Wc= 50 mm
孔径 do= 5 mm
孔中心距 t = 15 mm
堰高 hw= 50 mm
降液管底隙高度 hd'= 40 mm
塔板厚度 tp= 4 mm
板间距 Ht= 450 mm

以上为选定[调整]值； 以下为计算值：
计算孔数 n= 9111
塔截面积 A= 2544690 mm^2
降液管截面积 Ad= 223155 mm^2
有效截面积 An= 2321535 mm^2
工作区面积 Aa= 2098380 mm^2
开孔区面积 Aa'= 1775172 mm^2
总开孔面积 Ao= 178898 mm^2

Ad/A= 0.0877
An/A= 0.8246
Ao/Aa'= 0.1008

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六、流体力学校核:

精馏段首板：
单板压降 ΔHt=ho+he=ho+β(hw+how)= 0.08m清液柱
要求各板总压降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液头how=0.0028Fw(Vl'/Lw)^(2/3)=0.01645m
为流动稳定，要求how>0.006m, 如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率 ψ=0.0611
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管内泡沫层高度Hd'=ΔHt+(hw+how)+hd= 0.30m
要求 Hd'<Ht+hw, 否则降液管发生液泛
液体在降液管内平均停留时间τ=Hd*Ad/Vl= 7.02秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止气体随液体带入下层塔板
实际孔速与漏液时孔速之比Uo/Uomin=12.87/ 6.87=1.873
Uo必须大于Uo（即比值>1）。要求该比值最好 > 1.5,以免漏液过量

精馏段末板：
单板压降(气体) ΔHt= 0.09m清液柱
要求各板总压降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液层高度 how=0.01740m
为流动稳定，要求how>0.006m, 如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率 ψ=0.0737
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管泡沫层高度 Hd'= 0.31m
要求 Hd'<Ht+hw, 否则降液管发生液泛
液体在降液管内停留时间 τ= 6.69秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止气体随液体带入下层塔板
孔速与漏液孔速之比Uo/Uomin=13.21/ 6.81=1.939
要求该比值最好 > 1.5, 否则可导致漏液过量

提馏段首板：
单板压降(气体) ΔHt= 0.10m清液柱
要求各板总压降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液层高度 how=0.02945m
为流动稳定，要求how>0.006m, 如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率 ψ=0.0439
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管泡沫层高度 Hd'= 0.36m
要求 Hd'<Ht+hw, 否则降液管发生液泛
液体在降液管内停留时间 τ= 3.62秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止气体随液体带入下层塔板
孔速与漏液孔速之比Uo/Uomin=13.28/ 7.20=1.845
要求该比值最好 > 1.5, 否则可导致漏液过量

提馏段末板：
单板压降(气体) ΔHt= 0.10m清液柱
要求各板总压降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液层高度 how=0.03107m
为流动稳定，要求how>0.006m, 如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率 ψ=0.0542
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管泡沫层高度 Hd'= 0.39m
要求 Hd'<Ht+hw, 否则降液管发生液泛
液体在降液管内停留时间 τ= 3.55秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止气体随液体带入下层塔板
孔速与漏液孔速之比Uo/Uomin=13.80/ 7.04=1.960
要求该比值 最好 > 1.5, 否则可导致漏液过量

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七、塔高：
塔高约11.7米

④ 用t-x-y图说明精馏的原理

精馏原理

利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分(轻组分)不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁戚迟移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。

该过程中，传热、传质过程同时进行

在提馏段 ，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品。

烟台正太共沸精馏实验装置

精馏过程与其他蒸馏过程的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。

提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。

⑤ 急求化工原理课程设计精馏塔的CAD大图（筛板塔的）。。。谢谢了。

这个是精馏塔的

⑥ 筛板精馏塔精馏实验报告

筛板精馏塔精馏实验

6.1实验目的

1．了解板式塔的结构及精馏流程

2．理论联系实际，掌握精馏塔的操作

3．掌握精馏塔全塔效率的测定方法。

6.2实验内容

⑴采用乙醇～水系统测定精馏塔全塔效率、液泛点、漏液点

⑵在规定时间内，完成D=500ml、同时达到xD≥93v%、xW≤3v%分离任务

6.3实验原理

塔釜加热，液体沸腾，在塔内产生上升蒸汽，上升蒸汽与沸腾液

体有着不同的组成，这种不同组成来自轻重组份间有不同的挥发度，

由此塔顶冷凝，只需要部族御慧分回流即可达到塔顶轻组份增浓和塔底重

组份提浓的目的。部分凝液作为轻组份较浓的塔顶产品，部分凝液

作为回流，形成塔内下降液流，下降液流的浓度自塔顶而下逐步下

降，至塔底浓度合格后，连续或间歇地自塔釜排出部分釜液作为重

组份较浓的塔底产品。

在塔中部适当位置加入待分离料液，加料液中轻组份浓度与塔截

面下降液流浓度最接近，该处即为加料的适当位置。因此，加料液

中轻组分浓度愈高，加料位置也愈高，加料位置将塔分成上下二个

塔段，上段为精馏段，下段为提馏段。

在精馏段中上升蒸汽与回流之间进行物质传递，使上升蒸汽中轻

组份不断增浓，至塔顶达到要求浓度。在提馏段中，下降液流与上

升蒸汽间的物质传递使下降液流中的轻组份转入汽相，重组份则转

入液相，下降液流中重组份浓度不断增浓，至塔底达到要求浓度。

6.3.1评价精馏的指标—全塔效率η

全回流下测全塔效率有二个目的。一是在尽可能短的时间内在塔

内各塔板，至上而下建立浓度分布，从而使未达平衡的不合格产品

全部回入塔内直至塔顶塔底产品浓度合格，并维持若干时间后为部

分回流提供质量保证。二是由于全回流下的全塔效率和部分回流下

的全塔效率相差不大，在工程处理时，可以用全回流下的全塔效率

代替部分回流下的全塔效率，全回流时精馏段和提馏段操作线重合，

气液两相间的传质具有的推动力，操作变量只有1个，即塔釜

加热量，所测定的全塔效率比较准确地反映了该精馏塔的性

能，对应的塔顶或塔底浓度即为该塔的极限浓度。全塔效率的定

义式如下：兆答 ??NT?1 （1） N

NT：全回流下的理论板数；

N：精馏塔实际板数。

6.3.2维持正常精馏的拆物设备因素和操作因素

精馏塔的结构应能提供所需的塔板数和塔板上足够的相间传递面积。塔底加热（产生上升蒸汽）、塔顶冷凝（形成回流）是精馏操作的主要能量消耗；回流比愈大，塔顶冷凝量愈大，塔底加热量也必须愈大。回流比愈大，相间物质传递的推动力也愈大。

6.3.2.1设备因素

合理的塔板数和塔结构为正常精馏达到指定分离任务提供了质量保证，塔板数和塔板结构为汽液接触提供传质面积。塔板数愈少，塔高愈矮，设备投资愈省。塔板数多少和被分离的物系性质有关，轻重组份间挥发度愈大，塔板数愈少。反之，塔板数愈多。塔结构合理，操作弹性大，不易发生液沫夹带、漏液、溢流液泛。反之，会使操作不易控制，塔顶塔底质量难以保证。为有效地实现汽液两相之间的传质，为了使传质具有的推动力，设计良好的塔结构能使操作时的板式精馏塔（如图2所示）应同时具有以下两方面流动特征：

⑴汽液两相总体逆流；

⑵汽液两相在板上错流。

塔结构设计不合理和操作不当时会发生以下三种不正常现象：

(i)严重的液沫夹带现象

由于开孔率太小，而加热量过大，导致汽速过大，塔板上的一

部分液体被上升汽流带至上层塔板，这种现象称为液沫夹带。液

沫夹带是一种与液体主流方向相反的流动，属返混现象，使板效

率降低，严重时还会发生夹带液泛，破坏塔的正常操作（见图3

所示）。这种现象可通过P釜显示，由于：

P釜＝P顶＋∑板压降 （2）

此时板压降急剧上升，表现P釜读数超出正常范围的上限。

(ii)严重的漏液现象

由于开孔率太大，加上加热量太小，导致汽速过小，部分液体从塔

板开孔处直接漏下，这种现象称为漏液。漏液造成液体与气体在板上

无法错流接触，传质推动力降低。严重的漏液，将使塔板上不能积液

而无法正常操作，上升的蒸汽直接从降液管里走，板压降几乎为0，

见图4所示。此时P釜≈P顶。

荷愈大，表现为操作压力P釜也愈大。P釜

过大，液沫夹带将发生，P釜过小，漏液将出现。若液沫夹带量和漏液量各超过10%，被称为严重的不正常现象。所以正常

的精馏塔，操作压力P釜应有合适的范围即操作压力区间。

(iii)溢流液泛

由于降液管通过能力的限制，当气液负荷增大，降液管通道截面积

太小，或塔内某塔板的降液管有堵塞现象时降液管内清液层高度

增加，当降液管液面升至堰板上缘时（见图5所示）的液体流量为其极限通过能力，若液体流量超过此极限值，常操作。

6.3.2.2操作因素

⑴适宜回流比的确定

回流比是精馏的核心因素。在设计时，存在着一个最小回流比，低于该回流比即使塔板数再多，也达不到分离要求。

在精馏塔的设计时存在一个经济上合理的回流比，使设备费用和能耗得到兼顾。在精馏塔操作时，存在一个回流比的允许操作范围。处理量恒定时，若汽液负荷（回流比）超出塔的通量极，会发生一系列不正常的操作现象，同样会使塔顶产品不合格。加热量过大，会发生严重的雾沫夹带和液泛；加热量过小，会发生漏液，液层过薄，塔板效率降低。 ⑵物料平衡

F=D+W （3）

Fxf=DxD+WxW （4）

(i)总物料的平衡：F=D+W

若F>D+W，塔釜液位将会上升，从而发生淹塔；若F<d+w，塔釜液位将会下降，从而发生干塔。调节塔釜排放阀开度，可以维持塔釜液位恒定，实现总物料的平衡。 p=""> </d+w，塔釜液位将会下降，从而发生干塔。调节塔釜排放阀开度，可以维持塔釜液位恒定，实现总物料的平衡。>

(ii) 轻组分的物料平衡：Fxf=DxD+WxW

在回流比R一定的条件下，若Fxf＞DxD+WxW，塔内轻组分大量累积，即表现为每块塔板上液体中的轻组分增加，塔顶能达到指定温度和浓度，此时塔内各板的温度所对应塔板的温度分布曲线如图6所示，但塔釜质量不合格，表明加料速度过大或塔釜加热量不够；若Fxf＜DxD+WxW，塔内轻组分大量流失，此时各板上液体中的重组分增加，塔内温度分布曲线如图7所示，这时塔顶质量不合格，塔底质量合格。表示塔顶采出率过大，应减小或停止出料，增加进料和塔釜出料。

6 Fxf＞DxD+WxW时温度分布曲线 图7 Fxf＜DxD+WxW时温度分布曲线图

6.3.2.3灵敏点温度T灵

（1） 灵敏板温度是指一个正常操作的精馏塔当受到某一外界因素的干扰（如R，xf，采

出率等发生波动时），全塔各板的组成将发生变动，全塔的温度分布也将发生相应

的变化，其中有一些板的温度对外界干扰因素的反映最灵敏，故称它们为灵敏板。

（2） 按塔顶和塔釜温度进行操作控制的不可靠性

不可靠性来源于二个原因：一是温度与组成虽然有一一对应关系，但温度变化较

小，仪表难以准确显示，特别是高纯度分离时；另一是过程的迟后性，当温度达

到指定温度后由于过程的惯性，温度在一定时间内还会继续变化，造成出料不合

格。

（3） 塔内温度剧变的区域

塔内沿塔高温度的变化如图7所示。显然，在塔的顶部和底部附近的塔段内温度

变化较小，中部温度变化较大。因此，在精馏段和提馏段适当的位置各设置一个

测温点，在操作变动时，该点的温度会呈现较灵敏的反应，因而称为灵敏点温度。

（4） 按灵敏点温度进行操作控制

操作一段时间后能得知当灵敏点温度处于何值时塔顶产品和塔底产品能确保合

格。以后即按该灵敏点温度进行调节。例如，当精馏段灵敏点温度上升达到规定

值后即减小出料量，反之，则加大出料量。

因此能用测量温度的方法预示塔内组成尤其

是塔顶馏出液组成的变化。图6和图7是物料不

平衡时，全塔温度分布的变化情况；图8是分离

能力不够时，全塔温度分布的变化情况，此时塔

顶和塔底的产品质量均不合格。从比较图7和图8

可以看出，采出率增加和回流比减小时，灵敏板

的温度均上升，但前者温度上升是突跃式的，而

后者则是缓慢式的，据此可判断产品不合格的原

因，并作相应的调整。

6.4实验设计

6.4.1实验方案设计

⑴采用乙醇～水物系，全回流操作测全塔效率 根据??NT?1，在一定加热量下，全回流操作 N

稳定后塔顶塔底同时取样分析，得xD、xW，用作图法求理论板数。

⑵部分回流时回流比的估算

操作回流比的估算有二种方法：

(i) 通过如图所示，作一切线交纵坐标，截距为

xD，即可求得Rmin，由R=(1.2～2)Rmin，Rmin?1

xD初估操作回流比。 Rmin?1

(ii) 根据现有塔设备操作摸索回流比，方法如下：

（1） 选择加料速度为4～6l/h，根据物料衡算塔顶

出料流量及调至适当值，塔釜暂时不出料。 （2） 将加热电压关小，观察塔节视镜内的气液

接触状况，当开始出现漏液时，记录P釜读数，此时P釜作为操作压力下限，对应的加热电压即为最小加热量，读取的回流比即为操作回流比下限。

（3） 将加热电压开大，观察塔节视镜内的气液接触状况，当开始出现液泛时，记录P釜读数，此时P釜作为操作压力上限，对应的加热电压即为加热量，读取的回流比即为操作回流比上限。

（4） 在漏液点和液泛点之间选择一合适的塔釜加热量。

⑶部分回流时，塔顶塔底质量同时合格D的估算

根据轻组份物料衡算，得D的大小，应考虑全回流时塔底轻组分的含量。

6.4.2实验流程设计

⑴需要1个带再沸器和冷凝器的筛板精馏塔。

⑵需要3个温度计，以测定T顶、T灵、T釜。

⑶需要1个塔釜压力表，以确定操作压力P釜。

⑷需要1个加料泵，供连续精馏之用。

⑸需要3个流量计，以计量回流量、塔顶出料量、加料量。

将以上仪表和主要塔设备配上贮槽、阀门、管件等组建如下实验装置图。

6.6实验塔性能评定时的操作要点

（1） 分离能力——全回流操作

在塔釜内置入10～30v%的乙醇水溶液，釜位近液位计2处，开启加热电源使电压为220 3

V，打开塔顶冷凝器进水阀。塔釜加热，塔顶冷凝，不加料，不出产品。待塔内建立起稳定的浓度分布后，（回流流量计浮子浮起来达10min之久后），同时取样分析塔顶xD与塔釜xW。由该二组成可作图得到该塔的理论板数并与实际板数相除得到全塔效率。

（2） 的处理能力——液泛点

全回流条件下，加大塔釜的加热量，塔内上升蒸汽量和下降液体量将随之增大，塔板上液层厚度和塔釜压力也相应增大，当塔釜压力急剧上升时即出现液泛现象，读取该时刻的回流量和加热电流量，即为该塔操作的上限——液泛点。

（3） 最小的处理能力——漏液点

全回流条件下，逐次减小塔釜加热量，测定塔效率，塔效率剧降时，读取该时刻的回流量和加热电流量，即为该塔操作的下限——漏液点。

（4） 部分回流时，将加料流量计开至4 L/h，按照上述提及的回流比确定方法操作。

（5）若发生T灵急剧上升，应采取D=0，F?，W?的措施。

6.7 原始数据记录

实验体系：酒精水溶液