采用塔釜汽相出料的连续精馏塔的设计
酒精连续精馏塔的工艺设计说明
第四章工艺计算一、物料衡算已知：生产能力（产量）6160 吨／年操作周期8000 小时／年进料组成进料含乙醇37.6%，其余为水（质量分率，下同）塔顶产品（乙醇）组成≥81.6％塔底产品（乙醇）组成≤0.5%乙醇分子量：46，水的分子量：18进料摩尔组成：乙醇，水0.809塔顶摩尔组成：乙醇，水0.366塔底摩尔组成：乙醇，水0.998804全塔总物料衡算：乙醇衡算：塔顶产品流率：求解上面的方程得：，乙醇的回收率：水的回收率（塔顶）：表格1物料衡算结果一览名称原料（FEED）馏出液（D）废液（W）摩尔分数x（乙醇）0.191 0.634 0.00196摩尔流率（kmol/h）72.041 21.544 50.4971.01.2 1.4 1.6 1.82.0 2.2 2.48101214161820222426NR/Rmin图表 1理论板数随回流比变化曲线由图可以看出，回流比增大到一定的值以后，塔板数减小的很慢了，此时依靠增大回流比来减小设备投资费用已经不值得了。
另外发现即便是N 接近恒定时实际的回流比也不是很大，再根据经验确定。
用上面确定的回流比重新计算，结果如下：表格 3回流比、理论半数验证模拟结果Minimum reflux ratio:0.42388628 Actual reflux ratio: 0.84777256 Minimum number of stages: 5.82659753 Number of actual stages:10.5148951 Feed stage:7.06415444 Number of actual stages above feed:6.06415444 Reboiler heating required: 462110.955 Watt Condenser cooling required: 442507.796 Watt Distillate temperature: 78.914069 C Bottom temperature:99.4117042 C Distillate to feed fraction: 0.298878故可以确定回流比、塔板数和进料位置的初值： (1) 塔板数：11块 (2) 回流比：0.85(3) 进料位置：第7块板进料 2. 操作型模拟计算：得到回流比、理论塔板数和进料位置的初值后，用RADFRAC 模块进行校核计算，检验是否满足分离要求。
精馏塔的工艺设计
摩尔 分率 质量 分率
（2）计算理论板数NT
液相 气相 液相 气相 液相 气相 液相 气相
进料
塔顶
塔釜
8
（3）计算实际板数NP （4）热量衡算
3、精馏塔结构尺寸设计
（1）塔径和板间距的初步计算 （2）溢流装置的设计 （3）塔板布置
4、流体力学计算及校核
9
对设计参数、工艺参数总结
设计参数 精馏段 提馏段
工艺参数 精馏段 提馏段
流体力学 性能参数
精馏段 10
提馏段
5、筛板塔的负荷性能图
Vh
过量液沫夹带
液量下限 漏液
6、塔高的确定
液泛
精馏段 提馏段
液量上限
各一个
Lh
11
7、辅助设备的设计 （1）管件设计（塔顶蒸汽、塔顶回流、进料、
塔釜蒸汽、釜液）
（2）原料罐的设计 （3）原料泵的选型 （4）换热器的设计与选型
5
LPS
TIC 101
工艺流程图(部分)
TIC FIC 102 102
1
15 21
CW
塔顶产品 MPS 残液出
6
2、精馏塔的工艺Biblioteka 计（1）物料衡算全塔物料衡算
选择回流比R
计算结果列表小结：
F 质量流量（kg/h） 摩尔流（kmol/h） 体积流量（m3/h）
D W L L’ V V’
7
密度 （kg/m3）
18
四、毕业设计结果
1、设计说明书部分 （1）任务书； （2）摘要； （3）目录； （4）精馏方案的选择及说明； （5）精馏塔的工艺计算及结构设计； （6）计算结果列表说明； （7）对本设计的评述(设计特点)及某些问题的讨论；
精馏塔的设计
第一章生产工艺流程的确定本设计的任务为分离正庚烷和正辛烷混合物的精馏塔设计。
对于此二元混合物的分离，采用常压下的连续精馏操作装置。
本设计采用饱和蒸汽进料，将原料以饱和蒸汽状态送人精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液体在泡点下一部分经回流装置回流至塔内，其余的部分经产品冷凝冷却器冷凝冷却后送人储罐。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比为最小回流比的2倍。
本设计带控制点的生产工艺流程图见附图-1。
第二章精馏塔2.1 精馏塔的物料衡算通过查阅资料知，一个大气压下，正庚烷的沸点为98.4℃，正辛烷的沸点125.6℃，所以混合液中，正庚烷是易挥发成分。
2.1.1已知条件:混合液的流量：F=12t/h正庚烷的含量：x F=0.42正庚烷的回收率：φ=0.98釜残夜中正庚烷的含量：x w =0.032.1.2物料衡算过程：混合液的平均相对分子质量：M F=0.42*100+0.58*114=108.12Kg/kmol混合液的流量：F=12*1000/108.12=110.99Kmol/h总物料衡算：110.99=D+W110.99*0.42=D* x D +W* x w0.98=D* x D /F*x F计算结果：D=79.77 W=31.22 x=0.573D2.2 塔板数的确定2.2.1塔板理论数N T的求取正庚烷—正辛烷属于理想物系，采用图解法求理论板层数。
（1）由资料查得正庚烷—正辛烷在101.3KPa的气液平衡数据如下:温度（℃）：98.4 105 110 115 120 125.6X: 1.0 0.656 0.487 0.311 0.157 0.0y: 1.0 0.810 0.673 0.491 0.280 0.0绘出x-y图，见附图2。
（2）求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。
在附图2中对角线上，自点e（0.42,0.42）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标y q = 0.42 x q=0.26最小回流比为R min= (x D- y q )/ (y q - x q)=(0.573-0.42) / ( 0.42-0.26) = 0.96取操作回流比为R=2 R min=2*0.96=1.92（3）求精馏塔的气液负荷线L=RD=1.96*79.77=156.35V=(R+1)D=(1+1.96)*79.77=232.93L=L=156.35V=V-F=232.93-110.99=122.0(4) 求操作线方程精馏段操作线方程为y=L x /V + D x D /V =0.658x+0.196提馏段操作线方程为y=L x /V -W x W /V =1.282x-0.008(5)图解法取理论板层数采用图解法取理论板层数，如附图2所示。
精馏塔塔设计及相关计算
---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------精馏塔塔设计及相关计算2011板式精馏塔设计任务书板式精馏塔的设计选型及相关计算设计计算满足生产要求的板式精馏塔，包括参数选定、塔主题设计、配套设计及相关设计图Administrator 09 级化工 2 班xx2011/12/11/ 27目录板式精馏塔设计任务....................................... 3一．设计题目. (3)二．操作条件 (3)三．塔板类型 (3)四．相关物性参数 ................................................ 3 五．设计内容 .................................................... 3设计方案 ...................................错误！未定义书签。
一．设计方案的思考 .............................................. 6 二．工艺流程 . (6)板式精馏塔的工艺计算书 ................................... 7一．设计方案的确定及工艺流程的说明............................... 二．全塔的物料衡算 ............................................... 三．塔板数的确定 ................................................. 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算................... 五．精馏段的汽液负荷计---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------ 算 ......................................... 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 ............................... 七．塔板负荷性能图 ...............................................筛板塔设计计算结果 .....................错误！未定义书签。
精馏塔(板式)设计
PA α= ∗ PB
（三）塔板数的确定 1、作出x-y相图 、作出 相图 2、最小回流比及操作回流比 、 3、理论板数及加料位置 、 ①求精馏塔的汽、液相负荷 求精馏塔的汽、
∗
R = 1.5 Rmin
L′ = L + qF = RD + qF
V ′ = V + (q − 1) F = ( R + 1) D + (q − 1) F
化工原理课程设计
（6）冷凝器的选择 ） 塔顶产品（全凝器）和塔釜产品（冷却器） 塔顶产品（全凝器）和塔釜产品（冷却器） （7）加料方式的选择 ） 高位槽或泵 （8）工艺流程 ） 3、正戊烷和正己烷的性质、用途等 、正戊烷和正己烷的性质、
化工原理课程设计
二．工艺计算
主要内容是( 主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数和实 际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算 塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示， 塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论板 计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时 在塔板设计时， 计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体积 流量m /s表示 因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。 表示。 流量 m3/s 表示 。 因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位 。 （一）全塔物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 、原料液及塔顶、
化工原理课程设计
②求精馏段、提馏段的操作线方程 求精馏段、
R xD y= x+ R +1 R +1
③作图求出理论板数 ④逐板计算求理论板数
WxW L + qF y′ = x′ − L + qF − W L + qF − W
精馏塔设计
最小回流比Rmin
随着回流比R的减小，则精馏过 程的能耗下降，塔径D也回随之 减小。但因R减小，使操作线交 点向平衡移动，导致过程传质推 动力减小，使得完成相同的分离 要求所需理论板数N随之增加， 使塔增高。 当回流比继续减小，使两操作线 交点落在平衡曲线上，如图中E 点所示。此时完成规定分离要求 所需理论板数为∞。此工况下的 回流比为该设计条件下的最小回 流比Rmin。
当回流比增大时精馏段操作线斜率R/(R+1)增大，则精馏段操作线远离平
衡线。使得精馏塔内各板传质推动力
及
增大，使各板分离能力
提高。 （绿线）
为此，完成相同分离要求，所需理论板数将会减少，由13块减为10块理论 板。然而由于R的增加导致塔内气、液两相流量增加，从而引起再沸器热 流提高。从而使精馏
V=(R+1)D
进料线方程
在进料板上，同时满足精馏段和提馏段的物料衡算，故两操作 线的交点落在进料板上。当q为定值，改变塔操作为回流比时， 两操作线交点轨迹即q线。联立两操作线方程式 和 解得交点q 的坐标为
x 联立以上两式消去 D 得q线方程
xf
当塔顶蒸气全部被冷凝时，则
有：
由于冷凝器全凝，无分离能力， 不计为理论板，则以塔顶计第 一块理论板。因 由工艺所 规定，故 为已知。
成
时结束。此时梯级数N
（含再沸器）为所求的理论塔板数N，
跨过两操作线交点的板为最佳进料
板
。
进料位置的选择 在适宜位置进料，完成规定分离要求所需塔板数会减少。对给定理论板时，
精馏塔设计图(参考)
40 HG20652-1998 排净孔
2
39 JB4710-92
检查孔
1 Q235-A
38 JB4710-92
引出孔 φ133×4 1 Q235-A
37 GB/T3092-93 引出管 DN20
1 Q235-A
36 HG20594-97 法兰 PN1.0，DN20 1 Q235-A
35 HJ97403224-7 裙座筒体
筒体、封头、法兰 170 0.58 1 57.9327
50
16 15
Ⅴf
14
13
12 11 10
i 9
8
j1
7
6
k 5
4 3 2 1
35
34
33 29 30
32 m5
31
30
31 5
4
3
2
32
1
Ⅳ
33
g
h
n
34
Ⅲ
35
j3
36
Ⅱ
37
38
l
39
40 41
Ⅰ
m7
51
50 平台一
49
48
47
46
45
44
43
排气管 φ80
4 Q235-A
8
HG20594-97
法兰 PN1.0，DN40 1 Q235-A
7
GB/T3092-93 引出管 DN40
1 Q235-A
6 JB4710-92
引出孔 φ159×4.5 1 Q235-A
5
静电接地板
1
Q235-A
4
垫板
24 Q235-A
3
盖板
精馏塔的设计（毕业设计）
精馏塔的设计（毕业设计）精馏塔尺⼨设计计算初馏塔的主要任务是分离⼄酸和⽔、醋酸⼄烯，釜液回收的⼄酸作为⽓体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸⼄烯和⽔经冷却后进⾏相分离。
塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压⼒4kPa。
由于浮阀塔塔板需按⼀定的中⼼距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀⽚，其结构⽐泡罩塔简单，⽽且⽣产能⼒⼤，效率⾼，弹性⼤。
所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选⽤F1型重阀。
在⼯艺过程中，对初馏塔的处理量要求较⼤，塔内液体流量⼤，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液⾯落差，改善⽓液分布状况。
4.2.1 操作理论板数和操作回流⽐初馏塔精馏过程计算采⽤简捷计算法。
（1）最少理论板数N m系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，⼀般按Fenske ⽅程[20]求取。
式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或⽓相）中的摩尔分数；x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数；αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度；N m——系统最少平衡级（理论板）数。
塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度：由式（4－9）得最少理论板数：初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较⼩，则最少理论板数：。
（2）最⼩回流⽐最⼩回流⽐，即在给定条件下以⽆穷多的塔板满⾜分离要求时，所需回流⽐R m，可⽤Underwood法计算。
此法需先求出⼀个Underwood参数θ。
求出θ代⼊式（4－11）即得最⼩回流⽐。
式中——进料（包括⽓、液两相）中i组分的摩尔分数；c——组分个数；αi——i组分的相对挥发度；θ——Underwood参数；——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。
进料状态为泡点液体进料，即q=1。
取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以利⽤试差法解得θ=0.9658，并代⼊式（4－11）得（3）操作回流⽐R和操作理论板数N0操作回流⽐与操作理论板数的选⽤取决于操作费⽤与基建投资的权衡。
精馏塔设计说明书(最全)
引言塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。
本设计的目的是分离苯—甲苯的混合液，故选用板式塔。
设计方案的确定和流程说明1.塔板类型精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。
浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率较高。
本设计采用浮阀塔板。
2. 加料方式加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。
故本设计采用泵直接加料。
3. 进料状况进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。
对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段和提馏段塔径基本相等，制造方便。
故本设计采用泡点进料。
4. 塔顶冷凝方式苯和甲苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。
塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。
5. 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。
本设计所需塔板数较多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。
6. 加热方式加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。
直接蒸气加热在一定回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。
故本设计采用间接蒸气加热方式。
7. 操作压力苯和甲苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。
精馏塔的设计及选型
精馏塔的设计及选型目录精馏塔的设计及选型 (1)目录 (1)1设计概述 (1)1.1工艺条件 (1)1.2设计方案的确定 (1)2塔体设计计算 (3)2.1有关物性数据 (3)2.2物料衡算 (6)2.3塔板数的确定 (6)2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (10)2.5塔体工艺尺寸的设计计算 (13)2.6塔板工艺尺寸的设计计算 (17)2.7塔板流体力学验算 (21)2.8负荷性能图 (25)2.9精馏塔接管尺寸计算 (31)3精馏塔辅助设备的设计和选型 (36)3.1原料预热器的设计 (36)3.2回流冷凝器的设计和选型 (39)3.3釜塔再沸器的设计和选型 (44)3.4泵的选择 (47)3.5筒体与封头 (48)1设计概述1.1工艺条件（1）生产能力：2836.1kg/d（料液）（2）工作日：250天，每天4小时连续运行（3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。
所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88%（下同）（4）产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5.16%即每天生产99%的丙酮905.54kg。
（5）进料温度：泡点（6）加热方式：间接蒸汽加热（7）塔顶压力：常压（8）进料热状态：泡点（9）回流比：自选（10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压）（11）单板压降≤0.7kPa1.2设计方案的确定（1）、精馏方式及流程：在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。
母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。
化工原理水-乙醇连续精馏塔设计
【设计计算】（一）设计方案的确定本设计任务为分离乙醇和水的混合物。
对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。
本设计采用泡点进料，将原料液经过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送入储罐。
该物系属不易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍，塔釜采用直接加热蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
（二）工艺计算1、物料衡算：原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数如下。
M A =46kg/kmol （乙醇） M B =18kg/kmol （水）x F =18/60.046/40.046/40.0+=0.21x D =18/08.046/92.046/92.0+=0.82又M F =M A ×x F +（1-x F ）×M B=46×0.21+(1-0.21)×18=23.88 M D =0.82×46+(1-0.82)×18=40.96 ∴ q n.D =18)82.01(4682.0)24330/(1078.1⨯-+⨯⨯⨯=55.48kmol/hη=F D x q x q F n D n ⨯⨯..=21.0.82.048.55⨯⨯F qn =0.99∴ q n.F =218.82kmol/hq n.D /q n.F =（x F -x W ）/(x D -x W )即 55.48/218.82=wwx x --82.021.0∴ x w =0.00295q n.F ×x F =q n.D +q n.w ×x w218.82×0.21=55.48×0.82+q n.w ×0.00295 ∴ q n.w =155.46kmol2、R min 的确定0.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.000.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00yx246810246810图1乙醇—水体系为非理想体系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与q 线的交点尚未落在平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图1。
精馏塔的设计及选型
精馏塔的设计及选型目录精馏塔的设计及选型 (1)目录 (1)1设计概述 01。
1工艺条件 01.2设计方案的确定 02塔体设计计算 (1)2.1有关物性数据 (1)2。
2物料衡算 (3)2.3塔板数的确定 (4)2。
4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (8)2。
5塔体工艺尺寸的设计计算 (11)2。
6塔板工艺尺寸的设计计算 (14)2.7塔板流体力学验算 (18)2。
8负荷性能图 (22)2.9精馏塔接管尺寸计算 (27)3精馏塔辅助设备的设计和选型 (31)3.1原料预热器的设计 (32)3.2回流冷凝器的设计和选型 (34)3。
3釜塔再沸器的设计和选型 (38)3.4泵的选择 (40)3。
5筒体与封头 (41)1设计概述1.1工艺条件(1)生产能力：2836。
1kg/d（料液）（2）工作日：250天，每天4小时连续运行（3）原料组成:35.12％丙酮，64.52％水,杂质0。
35％，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去,所以可以忽略。
所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35。
12%丙酮，水64.88％(下同)（4)产品组成：馏出液99%丙酮溶液,回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5。
16%即每天生产99％的丙酮905.54kg.(5）进料温度:泡点(6)加热方式：间接蒸汽加热(7）塔顶压力：常压（8）进料热状态:泡点（9)回流比:自选（10)加热蒸气压力:0。
5MPa(表压）(11)单板压降≤0。
7kPa1.2设计方案的确定（1）、精馏方式及流程:在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离,且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质,因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式.母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内,塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底,一部分连续采出,采出部分可用于给原料液预热。
化工原理复习2021(下册)选择题答案版
化工原理复习2021（下册）选择题答案版化工原理复习题（下册）吸收与精馏一.选择题1.吸收操作的依据是（ B ）。
A.挥发度差异B.溶解度差异C.温度差异D.密度差异2.在逆流吸收塔中，增加吸收剂用量，而混合气体的处理量不变，则该吸收塔中操作线方程的斜率会____A_____。
A.增大B.减小C.不变D.不能确定3.在吸收系数的准数关联式中，反映物性影响的准数是（ B ） A.ShB.ReC.CaD.Sc 4.已知SO2水溶液在三种温度t1、t2、t3下的亨利系数分别为E1=0.35kPa、E2=1.1kPa、E3=0.65kPa则（ A ）A.t1t2 C.t3 t25.在吸收塔中，随着溶剂温度升高，气体在溶剂中的溶解度将会（ C ）。
A.增加B.不变C.减小D.不能确定 6.下述说明中正确的是（ D ）。
A.用水吸收氨属液膜控制B.常压下用水吸收二氧化碳属难溶气体的吸收，为气膜阻力控制C.用水吸收氧属难溶气体的吸收，为气膜阻力控制D.用水吸收二氧化硫为具有中等溶解度的气体吸收，气膜阻力和液膜阻力都不可忽略7.下述说法错误的是（ B ）。
A.溶解度系数H很大，为易溶气体B.亨利系数E值很大，为易溶气体C.亨利系数E值很大，为难溶气体 D.相平衡系数m值很大，为难溶气体 8.扩散系数D是物质重要的物理性质之一，下列各因数或物理量与扩散系数无关的是（ D ）A.扩散质和扩散介质的种类B.体系的温度C.体系的压力D.扩散面积 9.吸收塔的操作线是直线，主要基于如下原因（D ）。
A 物理吸收B 化学吸收C 高浓度物理吸收D 低浓度物理吸收 10.吸收操作的作用是分离（ A ）。
A 气体混合物B 液体混合物C 互不相溶的液体混合物D 气液混合物 11.通常所讨论的吸收操作中，当吸收剂用量趋于最小用量时，则下列那种情况正确（ D ）。
A. 回收率趋向最高B. 吸收推动力趋向最大C. 操作最为经济D. 填料层高度趋向无穷大12根据双膜理论，吸收质从气相主体转移到液相主体整个过程的阻力可归结为（ C ）。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
摘要
关键 词
为 了能够一次 精馏就得到高纯 度塔 釜产品 乙酸苄 酯 ， 设计 了一 套采用 塔 釜汽相 出料 并使 用高 效 不锈钢 丝 网波纹
精馏 精馏塔 填料 乙 酸 苄 酯
填 料 的 连续 精 馏 塔 。
１ 前言
的塔 顶轻 组份 产 品 ， 往难 以得 到 高 纯 度 的塔 釜 重 往 在 香料 、 工 、 药 等 工业 中 ， 常 要通 过精 馏 组 份 产 品 。
对药 材形 体大 小 无 严 格 的预 处 理 要 求 ， 几 乎是 实 这 施 连 续 和间歇 逆 流之 间 存在 一 定 的技 术与经 济 的差
提 供稳 定 的保 温用 高 效 率 热 源 ， 提 取 罐 均设 搅 拌 各 器 除二级 设互 为备 用 罐 ， 一级 由 自卸料 式 离 心 每 分离机 、 提取 罐 和 药 浆 通 过 管 道 联 接 而 成 。每 一 级
维普资讯
医 药 工程 设 计 杂 志
Ｐ ａｍ ｃｕｉａ ＆ Ｅ ｇｎｅｉｇＤ ｓ ｎ２ ０ ＇ （ ） ｈｒ ａｅ ｔ ｌ ｃ ｎ ｉｅｒ ｅｉ ０ ２， ５ ｎ ｇ ｊ
２ １ 设 备流 程说 明 ．
因连 续逆 流 对药 材 物性 和形 体 大小 的要 求 远 远
提取 液 则经 管道 逆 向排 人相 关 提取 罐 中或作 为浓 提
取 液送 至蒸 发装 置 。 ２ ２ 操 作程 序说 明 ． （） １ 同时开启 一 、 级 的 药 浆泵 和离 心 机 ， 三 三 将 级 离心 机分 离 出 的药材 和提 取 液分别 送 人二 级备 用 提取 罐 中 ， 提 取 液 作 为 中 间 产 品 送 蒸 发装 置 。一 而 级 离心 机分 离 出 的提 取 液 和药材 分别 送 入二 级备 用
间歇逆 流 最传 统 的操 作 方 法是 利 用提取 罐 底 的
过 滤 板和 管道 阀门切 换操 作 。过 滤 时 间较 长而 影 响 设 备 利用 率 ， 后 的废 药 渣 只能 利 用 提取 罐 下 部 出 最 渣 门现场 排渣 ， 带 热 汽 水 的 出渣 势 必 给 生产 现场 夹 环 境 产生 极恶 劣 影 响。 用抽 滤 方法 对 液 固分离 较难
器。
本 间 歇 三 级 四罐 式 多 级 逆 流 提 取 机 已 申请 专
利。
收 稿 日期 ：０ ２— ６— ８ ２ ０ ０ ２
（） ５ 到一 、 两 级 达 到 停 留时 间时 ， 复 前 述 １ 三 重
—
４的操 作程 序
３ 结束 语
采 用 塔 釜 汽 相 出料 的 连 续 精 馏 塔 的设 计
１４—１３ ／ ／ 。药渣 自动 排 出操 作 场 地 ， 离 后 药 材 中 分 夹 带提 取 液很 少 ， 能 大 大 提 高 设 备 效 率 和提 取 效 故
率。
罐搅 拌 器使 之进行 正 常 提取操 作 。
（） ３ 开启 已达 到 停 留 时 间 的 三 级 提 取 罐 （ 备 非 用） 的药 浆泵 和 离 心 机 ， 离 出 的 药 材 逆 向送 一 级 分
出入 。考 虑到 间歇逆 流 可完 全 避开 药材 物性 和形体
规格的障碍 ， 故不能坐等客观条件改善后再进行 中
药提取 现 代化 努 力 ， 是 值 得 研 究 先 间 歇 后 连 续 的 还 方针 ， 早争 取 几年 时 间将 中药 生 产 的能 耗 降下来 ， 少
浪费 一些 宝 贵 的 中药 材 资源 。
本 设 备 流程 中设 二 个 互 为 备 用 的二 级 罐 ， 级 一 和二级 共 用一 台离 心分 离 机 ， 过 一 台共 用 的 ６ 通 ０一 Ｉ０Ｃ 温饱 和蒸 汽 发生 器 ， 四台提 取 罐加 热夹 套 Ｏ ￣低 向
高 于 目前 的单 罐 提 取 ， 部 分 中药 厂 已长 期 习惯 于 大
分 得完 善 ， 药材 中 夹带 提取 液 会 降 低 提 取 效 率 本
设 备流 程 的液 固分离 时 间可 缩短 到 滤板 过 滤 时间 的
提取 罐 中 ， 材则 作 为废 药 渣排 出操 作场 地 。 药
（） ２ 关闭 一 、 级 搅 拌 器 而 开 启 二 级 备 用 提 取 三
的中药 材 和提取 液 混合 物 经药 浆泵 和管 道输 入 自卸 料式 离 心机 ， 离 出 的药 材 或 药渣 经 管 道 逆 向排 人 分 相 关提 取罐 中或 作 为 废 渣 排 出操 作 场 地 ， 离 出 的 分
距 ， 在 最重 要 的节 能 和 提高 效 率 等 方 面 并 无较 大 但
提取罐 中 ， 分离 出 的提取 液 则送 人三 级 提取 罐 中。 而 （ ） 以在 操 作 第 ３程 序 的 同时 ， ４可 向一 级 提 取
罐 中加入 已预 热 的规 定 量 水 ， 三 级 提取 罐 中 加入 给 规定重 量 中 药 材 ， 后 开 启 一 、 级 提 取 罐 的 搅 拌 然 三
我们 希 望 间歇 逆 流早 日为 中药 生产 现代 化 作 贡 献， 以弥补 连续 逆 流 多 年 来 难 推 广 实 施 所 带来 的损 失 ， 寄希 望 于在推 广 间歇 逆 流过 程 中 ， 也 对各 种 单味 或 复方 中药 材有 感 性 认 识 ， 一 些 适 合 于连 续 逆流 将 的中药 生产 推荐 改 用连 续逆 流 。
来分离产品并提高其纯度 ， 而精馏通 常得 到纯度高 产 品 ， 往 先进行 一 次 精馏 ， 沸 点 低 于所 需 产 品 沸 往 将
维普资讯
陕药 Ｉ 设计杂志 ： 程
Ｐ ａｍ ｃｕｉａ ＆ Ｅ ｇ ｅｒ ｇＤ ｓ ｎ２ ０ ，３ ５） ｈ ｒ ａｅｔ ｌ ｃ ｎｉ ｅｉ ｅｉ ０ ２ ２ （ ｎ ｎ ｇ