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
(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; y3=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 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 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。 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 化工原理实验报告 ————————————————————————————————作者：————————————————————————————————日期: ? 实验一 伯努利实验 一、实验目的 1、熟悉流体流动中各种能量和压头的概念及相互转化关系,加深对柏努利方程式的理解。 ２、观察各项能量(或压头)随流速的变化规律。 二、实验原理 1、不可压缩流体在管内作稳定流动时,由于管路条件（如位置高低、管径大小等)的变化,会引起流动过程中三种机械能——位能、动能、静压能的相应改变及相互转换。对理想流体,在系统内任一截面处，虽然三种能量不一定相等,但能量之和是守恒的(机械能守恒定律）。 2、对于实际流体，由于存在内磨擦,流体在流动中总有一部分机械能随磨擦和碰撞转化为热能而损失。故而对于实际流体,任意两截面上机械能总和并不相等，两者的差值即为机械损失。 3、以上几种机械能均可用U 型压差计中的液位差来表示，分别称为位压头、动压头、静压头。当测压直管中的小孔(即测压孔）与水流方向垂直时,测压管内液柱高度(位压头）则为静压头与动压头之和。任意两截面间位压头、静压头、动压头总和的差值，则为损失压头。 4、柏努利方程式 ∑+++=+++f h p u gz We p u gz ρ ρ2222121122 式中: 1Z 、2Z ——各截面间距基准面的距离 (ｍ） 1u 、2u ——各截面中心点处的平均速度（可通过流量与其截 面积求得） (m/s) 1P 、2p ——各截面中心点处的静压力(可由Ｕ型压差计的液位 差可知) （Pa ） 对于没有能量损失且无外加功的理想流体，上式可简化为 ρ ρ2 2 22121122p u gz p u gz + +=++ 测出通过管路的流量,即可计算出截面平均流速ν及动压g 22 ν，从而可得到各截面测管水头和总水头。 三、实验流程图 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 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 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 1.洞道干燥实验及干燥特性曲线的测定 （1）什么是恒定干燥条件？本实验装置中采用了哪些措施来保持干燥过程在恒定干燥条件下进行？ 答：恒定干燥条件指干燥介质的温度、湿度、流速及与物料的接触方式，都在整个干燥过程中均保持恒定。 本实验中所采取的措施：干燥室其侧面及底面均外包绝缘材料、用电加热器加热空气再通入干燥室且流速保持恒定、湿物的放置要与气流保持平行。 （2）控制恒速干燥速率阶段的因素是什么？降速的又是什么？ 答：①恒速干燥阶段的干燥速率的大小取决于物料表面水分的汽化速率，亦取决定于物料外部的干燥条件，所以恒定干燥阶段又称为表面汽化控制阶段。 ②降速阶段的干燥速率取决于物料本身结构、形状和尺寸，而与干燥介质的状态参数关系不大，故降速阶段又称物料内部迁移控制阶段。 （3）为什么要先启动风机，再启动加热器？实验过程中干湿球温度计是否变化？为什么？如何判断实验已经结束？ 答：①让加热器通过风冷慢慢加热，避免损坏加热器，反之如果先启动加热器，通过风机的吹风会出现急冷，高温极冷，损坏加热器； ②理论上干、湿球温度是不变的，但实验过程中干球温度不变，但湿球温度缓慢上升，估计是因为干燥的速率不断降低，使得气体湿度降低，从而温度变化。 ③湿毛毡恒重时，即为实验结束。 （4）若加大热空气流量，干燥速率曲线有何变化？恒速干燥速率，临界湿含量又如何变化？为什么？ 答：干燥曲线起始点上升，下降幅度增大，达到临界点时间缩短，临界点含水量降低。因为加快了热空气排湿能力。 （5）毛毡含水是什么性质的水分？ 毛毡含水有自由水和平衡水，其中干燥为了除去自由水。 （6）实验过程中干、湿球温度计是否变化？为什么？ 答：实验结果表明干、湿球温度计都有变化，但变化不大。 理论上用大量的湿空气干燥少量物料可认为符合定态空气条件。定态空气条件：空气状态不变（气流的温度t、相对湿度φ）等。干球温度不变，湿球温度不变。 绝热增湿过程，则干球温度变小，湿球温度不变。 （7）什么是恒定干燥条件？本实验装置中采用了哪些措施来保持干燥过程在恒定干燥条件下进行？ 答：①指干燥介质的温度、湿度、流速及与物料的接触方式，均在整个干燥过程中保持恒定；②本实验中本实验用大量空气干燥少量物料，则可以认为湿空气在干燥过程温度。湿度均不变，再加上气流速度以及气流与物料的接触方式不变。所以这个过程可视为实验在在恒定干燥条件下进行。 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 ） 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： 1 化工原理实验试卷 注意事项：1.考前请将密封线内填写清楚； 2. 所有答案请直接答在试卷上； 3 ?考试形式：闭卷； 4. 本试卷共四大题，满分100分，考试时间90分钟。 一、填空题 1. 在阻力实验中，两截面上静压强的差采用倒U形压差计测定。 2. 实验数据中各变量的关系可表示为表格，图形和公式. 3. 影响流体流动型态的因素有流体的流速、粘度、温度、尺寸、形状等 4. 用饱和水蒸汽加热冷空气的传热实验，试提出三个强化传热的方案（1）增加空 气流速（2）在空气一侧加装翅片（3）定期排放不 凝气体。 5. 用皮托管放在管中心处测量时，其U形管压差计的读数R反映管中心处的静压头。 6. 吸收实验中尾气浓度采用尾气分析装置测定，吸收剂为稀硫酸，指示剂为甲基红。 7. 在精馏实验数据处理中需要确定进料的热状况参数q值，实验中需要测定进料量、进料温度、进料浓度等。 8. 干燥实验操作过程中要先开鼓风机送风后再开电热器，以防烧坏加热丝。 9. 在本实验室中的精馏实验中应密切注意釜压，正常操作维持在，如果达到?， 可能出现液泛，应减 少加热电流（或停止加热），将进料、回流和产品阀关闭，并作放空处理，重新开始实验。 10. 吸收实验中尾气浓度采用尾气分析装置测定，它主要由取样管、吸收盒和湿式体积流量计组成的，吸收剂为稀硫酸，指示 剂为甲基红。 11. 流体在流动时具有三种机械能：即①位能，②动能，③压力能。这三种能量可以互相转换。 12. 在柏努利方程实验中，当测压管上的小孔（即测压孔的中心线）与水流方向垂直时，测压管内液柱高度（从测压孔算起） 为静压头，它反映测压点处液体的压强大小；当测压孔由上述方位转为正对水流方向时，测压管内液位将因此上升，所增加的液 位高度，即为测压孔处液体的动压头，它反映出该点水流动能的大小。 13. 测量流体体积流量的流量计有转子流量计、孔板流量计和涡轮流量计。 14. 在精馏实验中，确定进料状态参数q需要测定进料温度，进料浓度参数。 15. 在本实验室的传热实验中，采用套管式换热器加热冷空气，加热介质为饱和水蒸汽，可通过增加空气流量达到提高传热系 数的目的。 16. 在干燥实验中，要先开风机，而后再打开加热以免烧坏加热丝。 17. 在流体流动形态的观察实验中，改变雷诺数最简单的方法是改变流量。 18. （1）离心泵最常用的调节方法是出口阀门调节；（2）容积式泵常用的调节方法是旁路调节。 19. 在填料塔流体力学特性测试中，压强降与空塔气速之间的函数关系应绘在双对 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 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 化工原理筛板塔精馏实 验报告 标准化管理部编码-[99968T-6889628-J68568-1689N] 筛板塔精馏实验 一．实验目的 1．了解筛板精馏塔及其附属设备的基本结构，掌握精馏过程的基本操作方法。 2．学会判断系统达到稳定的方法，掌握测定塔顶、塔釜溶液浓度的实验方法。 3．学习测定精馏塔全塔效率和单板效率的实验方法，研究回流比对精馏塔分离效率的影响。 二．基本原理 1．全塔效率E T 全塔效率又称总板效率，是指达到指定分离效果所需理论板数与实际板数的比值： E E=E E?1 E 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＝10。2．图解法求理论塔板数N T 以回流比R写成的精馏段操作线方程如下： y E+1= E + E E+ 1 + E E 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； x D ——塔顶溜出液的液体组成，摩尔分数； R——泡点回流下的回流比。 提馏段操作线方程如下： E E+1= E′ E′? E E? E E′? E E y m+1 ——提馏段第m+1块塔板上升的蒸汽组成，摩尔分数； x m ——提馏段第m块塔板下流的液体组成，摩尔分数； x W －塔底釜液的液体组成，摩尔分数； L'－提馏段内下流的液体量，kmol/s； W－釜液流量，kmol/s。 加料线（q线）方程可表示为： E= E E?1 E? E E E?1 其中， E=1+E EE(E E?E E) E E q——进料热状况参数； r F ——进料液组成下的汽化潜热，kJ/kmol； t S ——进料液的泡点温度，℃； t F ——进料液温度，℃； c pF ——进料液在平均温度 (tS tF ) /2 下的比热容，kJ/（kmol℃）； x F ——进料液组成，摩尔分数。 （1）全回流操作 在精馏全回流操作时，操作线在y－x图上为对角线，如图1所示，根据塔顶、塔釜的组成在操作线和平衡线间作梯级，即可得到理论塔板数。 图1 全回流时理论塔板数确定 （2）部分回流操作 部分回流操作时，如图2，图解法的主要步骤为： A.根据物系和操作压力画出相平衡曲线，并画出对角线作为辅助线； B.在对角线上定出a点(xD，xD)、f点(xF，xF)和b点(xW，xW)； C.在y轴上定出yC＝xD/(R+1)的点c，连接a、c作出精馏段操作线； D.由进料热状况求出q，过点f作出斜率为q/（q-1）的q线交精馏段操作线于点d，连接点d、b作出提馏段操作线； E.从点a开始在平衡线和精馏段操作线之间画阶梯，当梯级跨过点d时，就改在平衡线和提馏段操作线之间画阶梯，直至梯级跨过点b为止； G.所画的总阶梯数就是全塔所需的理论踏板数（包含再沸器），跨过点d的那块板就是加料板，其上的阶梯数为精馏段的理论塔板数。 图2 部分回流时理论板数的确定 本实验料液为乙醇水溶液，釜内液体由电加热器产生蒸汽逐板上升，经与各板上的液体传质后，进入盘管式换热器壳程，冷凝成液体后再从集液器流出，一部分作为回流液从塔顶流入塔内，另一部分作为产品馏出，进入产品贮罐；残液经釜液转子流量计流入釜液贮罐。 1流体阻力测定实验 实验目的 1）掌握流体流经直管和阀门时阻力损失的测定方法，通过实验了解流体流动中能量损失的变化规律。 2 ）测定直管摩擦系数入与雷诺准数Re的关系，将所得的入~Re方程与经验公式比较。 3 ）测定流体流经阀门时的局部阻力系数E。 4 ）学会倒U形差压计、差压传感器、涡轮流量计的使用方法。 5 ）观察组成管路的各种管件、阀门，并了解其作用。 基本原理 流体在管内流动时，由于粘性剪应力和涡流的存在，不可避免地要消耗一定的机械能，这种机械能的消耗包括流体流经直管的沿程阻力和因流体运动方向改变所引起的局部阻力。 1）沿程阻力 流体在水平等径圆管中稳定流动时，阻力损失表现为压力降低，即 h f 仏上厘（1 —1） 影响阻力损失的因素很多，尤其对湍流流体，目前尚不能完全用理论方法求解，必须通 过实验研究其规律。为了减少实验工作量，使实验结果具有普遍意义，必须采用因次分析方法将各变量组合成准数关联式。根据因次分析，影响阻力损失的因素有， （1）流体性质：密度P、粘度卩； （2）管路的几何尺寸：管径d、管长I、管壁粗糙度￡； （3）流动条件：流速卩。 可表示为： p f (d,l,,,u,)(1—2)组合成如下的无因次式： p 2 (du I J d ,—)(1—3) u d p du I u2 (,—)? d d 2 du 令( , d )/ (1 — 4) 则式（1 —1）变为： 2 h f P 1u(1 - 5) d2 式中，入称为摩擦系数。层流（滞流）时，入=64/R e；湍流时入是雷诺准数R e和相对粗糙度的函数，须由实验确定。 2) 局部阻力 局部阻力通常有两种表示方法，即当量长度法和阻力系数法。 (1)当量长度法 流体流过某管件或阀门时，因局部阻力造成的损失，相当于流体流过与其具有相当管径 长度的直管阻力损失，这个直管长度称为当量长度，用符号le表示。这样，就可以用直管 阻力的公式来计算局部阻力损失，而且在管路计算时.可将管路中的直管长度与管件、阀门的当量长度合并在一起计算，如管路中直管长度为I,各种局部阻力的当量长度之和为le，则流体在管路中流动时的总阻力损失h f为 I leu2 h f(1 —6) d 2 (2)阻力系数法\ 流体通过某一管件或阀门时的阻力损失用流体在管路中的动能系数来表示，这种计算局 部阻力的方法，称为阻力系数法。 即 2 . u h f (1 —7) 2 式中，E――局部阻力系数，无因次；u 在小截面管中流体的平均流速，m/ s。 由于管件两侧距测压孔间的直管长度很短?引起的摩擦阻力与局部阻力相比，可以忽略不计。因此h f'直可应用柏努利方程由压差计读数求取。 实验装置与流程 1)实验装置 实验装置如图1 —1所示。主要由水箱、管道泵，不同管径、材质的管子，各种阀门和管件，转子流量计等组成。第一根为粗糙管，第二根为光滑管。第三根不锈钢管，装有待测闸阀，用于局部阻力的测定。 1、水箱 2、管道泵 3、5、6、球阀 4、均压环7、系统排水阀8闸阀9、流量调节阀 10、排污水阀11倒U形差压计12、不锈钢管13、粗糙管14、光滑管15、转子流量计16、导压管17、温度计18、进水阀化工原理实验
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