精 馏 试 题
标记的题目为考试不作要求。
一、填空题
1、蒸馏是分离 均相液体混合物 的一种方法。
2、蒸馏是利用溶液中各组分相对挥发度(或沸点)的差异的差异, 使各组分得到分离。
3、精馏过程是利用组分多次部分汽化和_部分冷凝__的原理进行完成的。
4、在总压为101.3Kpa ，温度为95℃下，苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为
Kpa P A 7.1550=、Kpa P B 3.630=，则平衡时苯的液相组成为x =_0.41____，气液组成为y =__0.63____，相对挥发度α=____2.46_____。
5、溶液中两组分_挥发度 之比，称为相对挥发度，理想溶液中相对挥发度 等于两纯组分的饱和蒸汽压 之比。
6、溶液被加热到鼓起第一个气泡时的温度称为 泡点 温度。
7、按操作压力不同，蒸馏分为常压蒸馏、 加压蒸馏 和减压蒸馏。
8、气相混合物被冷却到有第一滴液滴析出时的温度称为 露点 温度。
9、表示任意两块相邻塔板之间蒸汽组成和回流液之间的关系式，称为_操作线方程。
10、对于二元理想溶液, 若轻组分含量越高, 则泡点温度 越低 。
11、对于二元理想溶液, 若重组分含量 越低 ，则泡点温度越低。
12、精馏塔求理论塔板，通常有__逐板法___和____图解法_____。
13、回流是维持精馏塔连续而稳定操作的__必要条件 __，没有回流整个操作将__无法操作 __。
14、确定回流比的原则是使__操作费用___和___设备投资费用 __之和为最小。
15、对于二元理想溶液，相对挥发度大, 说明该物系 容易分离 。
16、根据经验，回流比常取最小回流比的__（1.1~2）倍 ___。
17、对于二元理想溶液，α大, 说明该物系 容易分离 。
18、对于二元理想溶液，x y -图上的平衡曲线离对角线越近, 说明该物系不容易分离 。
19、精馏塔泡点进料时， 1=q _______，冷液体进料时， 1 q _____。
20、精馏塔的操作线方程是依据____恒摩尔流 _____假设得来的。
21、精馏塔的精馏段是__轻 ____组分增浓，提馏段则是___重 ____组分增浓。
22、某连续精馏塔中，若精馏段操作线方程的截距等到于零，则精馏段操作线斜率 等于__1 _______，提馏段操作线斜率等于___1 _______，回流比等于___∞，______，馏出液等于___0，______，回流液量等于__0 _______。
23、在相同的外压及温度下, 沸点越低的物质 容易 挥发。
24、完成一个精馏操作的两个必要条件是塔顶液相回流和 塔底气相回流 。
25、为完成精馏操作，需要在塔顶设置 冷凝器 。
26、某二元理想物系的相对挥发度为2.5，全回流操作时，已知塔内某板理论板的 气相组成为0.625，则下层塔板的气相组成为_0.4 _______。
27、精馏塔设计时，若工艺要求一定，减少需要的理论板数，回流比应_增加____， 蒸馏釜中所需的加热蒸汽消耗量应___增加__，所需塔径应_增加__，操作费和设资费的总设资将是急速下降至一最低点后又上升的变化过程。
28、为完成精馏操作，需要在塔底设置 再沸器 。
29、全回流时，塔顶产品量为___0_____，塔底产品量为____0______，进料量为 ___0____，回流比为___∞______，理论塔板数____最少________，全回流适用的场合通常是____开车____阶段。
30、精馏塔的塔底温度总是____高于_______塔顶温度，其原因一是 塔顶的
易挥发组分的含量高； ，二是________塔底的压力高于塔顶____。
31、某精馏塔操作时，若保持进料量及组成、进料热状况和塔顶蒸汽量不变，增加 回流比，则此时塔顶产品的组成D x __增加_______，塔底产品组成W x __增加____，塔顶产品量___减少______，精馏段液气比V L _____增加_____。
32、设计一精馏塔时, 回流比选的大，则塔板数 少 。
33、塔设备通常有__板式塔_______和______填料塔 ______两类。
34、精馏操作中, 回流比的上限称为 全回流 ，回流比的下限称为 最小回流比 。
35、板式塔的类型有__泡罩塔____、___浮阀塔____、____筛板塔_____等。
36、将板式塔中的泡罩塔、浮阀塔、筛板塔相比较，操作弹性最大的是__浮阀塔__， 造价最昂贵的是_泡罩塔___，单板压降最小的是__筛板塔___。
37、精馏操作中，全回流时塔顶的产品量为 零 。
38、板式塔不正常操作现象有____3_____种，它们分别是____漏液_____、____液沫夹带___、_____液泛_____；
39、精馏操作中，再沸器相当于一块 理论板 。
40、为了便于塔设备内部附件的安装、修理、防腐、检查和清洗，往往要开设 ____人孔______或_____手孔_______。
41、用图解法求理论板层数时， 一个梯级 代表一层理论板。
42、对于正在操作中的精馏塔，若加大操作回流比，则塔顶产品浓度会 提高 。 43、在精馏、吸收等设备中，通常在设备的顶部设有__除沫装置_____，用于
分离出口气中___夹带的液沫和液滴________，以提高产品质量，减少液沫损
失。
44、精馏塔中一般都装有视镜，用来____观察设备内部和用作液面指示镜____。
45、为了防止发生__液泛________，降液管内清液层高度及停留时间应符合一定的要求。
46、气液两相呈平衡状态时，气液两相温度___相等___，但气相组成___大于___液相组成。
47、气液两相组成相同时，则气相露点温度__大于_______液相泡点温度。
48、在精馏过程中，增大操作压力，则物系的相对挥发度__下降______，塔顶温度 ____升高_____，塔釜温度___升高_______，对分离过程_____不利__________。
49、所谓理论板是指该板的气液两相____互成平衡_________，且塔板上___液相组成均匀一致_______。
50、某精馏塔的精馏段操作线方程为24.075.0+=x y ，则该精馏塔的操作回流比为 ___3=R _________，馏出液组成为____96.0=D x _________。
51、精馏塔有____5____种进料热状态，其中___冷液体______进料q 值最大，进料温度F t ____小于_____泡点温度b t 。
52、在塔短期停料时，往往也用__全回流操作_____来保持塔的良好操作状况。
53、精馏塔要维持稳定的操作，应当做到三个平衡，即 物料平衡、 、 热量平衡、 、 汽液平衡 。
54、精馏塔的操作中出现塔顶温度不稳定，其原因可能是 釜温太高，回
流液温度不稳，回流管不畅，压力波动，回流比小 。 55、精馏塔的操作中釜温及压力出现不稳，其原因可能是蒸汽压力不稳，加热
器漏，疏水器不畅通 。
56、用连续精馏塔在常压下分离二元理想混合物。据图回答以下问题？
（1）、精馏段操作线方程
为
___36.062.0+=x y _____
______提馏段操作线方程
为
___0284.071.1-=x y ___
____；
（2）、进料状况为 ___气液混合物___，q 为
___58.0=q ______，q 线
方程为
___93.038.1+-=x y ___；
（3）、进料组成=F x 0.39 ，塔顶=D x 0.95 ， 塔釜W x =0.04_____；
（4）、回流比=R __1.64_____，最小回流比=min R __1.22______；
（5）、若塔顶产物h kmol D 30=，则回流量为h kmol L 2.49=，h kmol F 78=，
（6）、全回流时∞=R ，min N =____5______；
（7）、总理论塔板数为____8_____，精馏段理论塔板数为____4________ 。若总板 效率为%50=T E ，则所需实际塔板数为______14_____。
（8）、精馏段第二块板上的气、液相组成为____()85.0,59.0____________。
（9）、提馏段第二块板上的气、液相组成为_____()43.0,16.0___________。
57、多次部分汽化，在__气__相中，可提到高纯度的___易____挥发组分；多次部分冷
凝，在___液_ 相中，可得到高纯度的 难 挥发组分。
58、工业上精馏装置，由 精馏 塔、 冷凝 器、 再沸 器等构成。
59、一般将精馏塔分为二段，加料板以上称为 精馏 段，加料板以下称为提馏 段，加料板属于___提馏___ 段。
60、在整个精馏塔内，各板上易挥发组分浓度由上而下逐渐__下降____，在某板上的浓
度与料中浓度__相同____ 或__相近___时，料液就由此引入。
61、塔底几乎是纯 重 组分，整个塔内的温度由上而下逐渐__升高____。
62、塔顶的_液体___回流与塔底的_蒸汽__回流是精馏塔得以稳定操作的必要条件。 63、通过全塔物料衡算，可求得进料和塔顶、塔底产品的___量____与__组成
__之间的关系。
二、判断题
1、最小回流比状态下的理论塔板数为最少理论塔板数。……………………（ ╳ ）
2、精馏塔中，为了提高塔顶产品纯度，可提高塔顶温度。…………………（ ╳ ）
3、减压操作可以提高物料沸点。………………………………………………（ ╳ ）
4、同一温度下，不同液体的饱和蒸汽压不同。…………………………………（ √ ）
5、在精馏塔内任意一块理论板，其气相露点温度大于液相泡点温度。……（ ╳ ）
6、在理想的两组分溶液中，组分A 和B 的相对挥发度1=α的混合溶液不能用普通 精馏的方法分离。………………………………………………………………………（ √ ）
7、根据恒摩尔流假设，精馏塔内气、液两相的摩尔流量一定相等………… （ ╳ ）
8、蒸馏操作的依据是物系中组分间的沸点的差异……………………………（ √ ）
9、当分离要求和回流比一定时，进料的q 值越大，所需总理论板数越多。…（ ╳ ）
10、精馏段操作线方程4.0
=x
y，绝不可能。…………………………（）
65
.0+
11、x
y-图中对角线上任何一点的气液组成都相等。…………………………（√）12、在x
y-图中，任何溶液的平衡线都在对角线上方。………………………（╳）
13、没有回流，任何蒸馏操作都无法进行。……………………………………（╳）
14、精馏塔的操作线方程式是通过全塔物料衡算得出来的。…………………（╳）
15、q线方程式是通过进料板热量衡算得到的。………………………………（╳）
16、习惯上把精馏塔的进料板划为提馏段。……………………………………（√）
17、间接加热的蒸馏釜相当于一块理论板。……………………………………（√）
18、在精馏塔中，每一块塔板上的汽、液相都能达到平衡。……………………（╳）
19、精馏操作中，以最小回流比时的理论塔板数为最少。……………………（╳）
20、精馏塔的实际回流比都比最小回流比大。…………………………………（√）
21、精馏塔的板间距不会影响分离效果。………………………………………（╳）
22、由于乙醇和水能够形成共沸物，所以不能用精馏的方法制无水乙醇。…（√）
23、间歇蒸馏只有提馏段，而没有精馏段。…………………………………（）
24、分离液体混合物时，精馏比简单蒸馏较为完全。………………………（）
25、精馏塔分为精馏段、加料板、提馏段三个部分。…………………………（╳）
26、塔顶冷凝器中的冷凝液既可全部作为产品，也可部分回流至塔内。……（╳）
27、全塔物料衡算时，各流量和组成既可采用摩尔流量和摩尔分数，
也可采用质量流量的质量分数。……………………………………………（√）
28、精馏塔中理论板实际上是不存在的。………………………………………（√）
29、实现规定的分离要求，所需实际塔板数比理论塔板数多。………………（√）
30、采用图解法与逐板法求理论塔板数的基本原理完全相同。………………（√）
31、平衡线和操作线均表示同一塔板上气液两相的组成关系。………………（╳）
32、板式塔内以塔板作为气液两相接触传质的基本条件。……………………（√）
33、安装出口堰是为了保证气液两相在塔板上有充分的接触时间。…………（√）
34、降液管是塔板间液流通道，也是溢流液中所夹带气体分离的场所。……（√）
35、降液管与下层塔板的间距应大于出口堰的高度。…………………………（╳）
36、在塔的操作中应先充氮置换空气后再进料。………………………………
（）
37、在塔的操作中应先停再沸器，再停进料。………………………………（╳）
三、选择题
1、蒸馏是分离（B）混合物的单元操作。
A 气体；
B 液体；
C 固体；
D 刚体。
2、在二元混合液中，（A）的组分称为易挥发组分。
A 沸点低；
B 沸点高；
C 沸点恒定；
D 沸点变化。
3、在二元混合液中，沸点高的组分称为（ D ）组分。
A 可挥发；
B 不挥发；
C 易挥发；
D 难挥发。
4、（ A ）是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件之一。
A 液相回流；
B 进料；
C 侧线抽出；
D 产品提纯。
5、在（ C ）中溶液部分气化而产生上升蒸气，是精馏得以连续稳定操作的一个必不可少条件。
A 冷凝器；
B 蒸发器；
C 再沸器；
D 换热器。
6、（ C ）的作用是提供塔顶液相产品及保证有适宜的液相回流。
A 冷凝器；
B 蒸发器；
C 再沸器；
D 换热器。
7、在精馏塔中，原料液进入的那层板称为（ C ）。
A 浮阀板；
B 喷射板；
C 加料板；
D 分离板。
8、在精馏塔中，加料板以下的塔段（包括加料板）称为（ B ）。
A 精馏段；
B 提馏段；
C 进料段；
D 混合段。
9、（ C ）是指离开这种板的气液两相相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀的。
A 浮阀板；
B 喷射板；
C 理论板；
D 分离板。
10、精馏的操作线为直线，主要是因为（ D ）
A 、理论板假设；
B 、理想物系；
C 、塔顶泡点回流；
D 、恒摩尔流假设。
11、精馏段操作线方程表示的是（ B ）之间的关系。
A 、n n x y 与 ；
B 、n n x y 与1+ ；
C 、1+n n x y 与 ；
D 、11-+n n x y 与
12、精馏段操作线与y 轴的交点坐标为（ D ）
A 、（0，1+R R ）；
B 、（0，D x R R 1+） ；
C 、（0，11+R ） ；
D 、（0，D x R 1
1+） 13、提馏段操作线经过对角线上的点是（ C ）
A 、（F F x x ,）；
B 、（D D x x ,）；
C 、（W W x x ,）；
D 、以上都不对
14、二元溶液连续精馏计算中，进料热状况的变化将引起以下线的变化（ A ）
A 、提馏段操作线与q 线；
B 、平衡线；
C 、平衡线与精馏段操作线；
D 、平衡线与q 线 。
15、实现精馏操作的根本手段是（ C ）
A 、多次汽化；
B 、多次冷凝 ；
C 、多次部分汽化和多次部分冷凝
16、精馏塔（ C ）进料时，0＜q ＜ 1。
A 、冷液体
B 、饱和液体
C 、气、液混合物
D 、饱和蒸汽
17、在y-x 图中，平衡曲线离对角线越远，该溶液越是（ B ）
A 、难分离；
B 、易分离；
C 无法确定分离难易；
D 、与分离难易无关。
18、在精馏塔内，压力和温度变都比较小，计算中通常可以取塔底和塔顶相对挥发度的（ ）平均值作为整个塔的相对挥发度的值。
A 、对数；
B 、算术；
C 、几何。
19、相对挥发度为（ B ）的溶液，都可以用普通蒸馏方法分离。
A 、等于1 ；
B 、小于1和大于1 ；
C 、只有小于1。
20、两组分物系的相对挥发度越小，则表示分离该物系（ B ）
A 、容易；
B 、困难；
C 、完全；
D 、不完全。
21、化工生产中，精馏塔的最适宜回流比是最小回流比的（ B ）倍。
A 、1.5~2.5 ；
B 、1.1~2 ；
C 、2~2.5
22、水蒸汽蒸馏时，混合物的沸点（ ）
A 、比低沸点物质沸点高；
B 、比高沸点物质沸点高；
C 、比水沸点低；
D 、比水沸点高
23、精馏操作中，回流比越大，分离效果（ A ）
A 、越好；
B 、越差；
C 、没变化；
D 、难确定
24、降低精馏塔的操作压力，可以（ B ）
A 、降低操作温度，改善传热效果
B 、降低操作温度，改善分离效果
C 、提高生产能力，降低分离效果
D 、降低生产能力，降低传热效果
25、增大精馏塔塔顶冷凝器中的冷却水量，可以（ A ）塔顶压力。
A 、降低；
B 、提高；
C 、不改变。
26、操作中的精馏塔，若选用的回流比小于最小回流比，则（ D ）
A 、不能操作；
B 、D x 、W x 均增加；
C 、
D x 、W x 均不变； D 、D x 减少，W x 增加
27、用精馏塔完成分离任务所需理论板数为8（包括塔釜），若全塔效率为50%，则塔内实际板数为（ C ）
A 、16层 ；
B 、12层 ；
C 、14层 ；
D 、无法确定
28、精馏塔的设计中，若进料热状态由原来的饱和蒸汽进料改为饱和液体进料，其他条件维持不变，则所需理论板数（ B ）
A 、增加；
B 、减少 ；
C 、不变 ；
D 、不确定
29、对于饱和蒸汽进料，则L '（ A ）L ，V '（ B ）V 。
A 、= ；
B 、﹤；
C 、﹥ ；
D 、不确定
30、对理论板的叙述错误的是（ D ）
A 、板上气液两相呈平衡状态；
B 、实际上不可能存在；
C 、是衡量实际塔板分离效率的一个标准；
D 、比实际塔板数多。
31、关于q 线叙述错误的是（ D ）
A 、是两操作线交点的轨迹；
B 、其斜率仅与进料状况有关；
C、与对角线的交点仅有进料组成决定；
D、能影响两操作线的斜率。
32、最小回流比是指（D）
A、回流量接近于零；
B、在生产中有一定应用价值；
C、不能用公式计算；
D、是一种极限状态，可用来计算实际回流比
33、塔板上造成气泡夹带的原因是（C）
A、气速过大；
B、气速过小；
C、液流量过大；
D、液流量过小
34、精馏塔的下列操作中先后顺序正确的是（B ）
A、先通加热蒸汽再通冷凝水；
B、先全回流再调节回流比；
C、先停再沸器再停进料；
D、先停冷却水再停产品产出
四、问答题
1、什么是蒸馏操作？
蒸馏是分离液体混合物的单元操作。利用混合物中各组分间挥发度不同的性质，通过加入或取出热量的方法，使混合物形成气液两相，并让它们相互接触进行质量传递，致使易挥发组分在气相中增浓，难挥发组分在液相中增浓，实现混合物的分离，这种操作统称为蒸馏。
2、蒸馏和精馏有何区别？
蒸馏是这种单元操作的总称，精馏是其中一类，具体地说蒸馏按其操作方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊蒸馏等。简单蒸馏和平衡蒸馏适用于易分离物系或分离要求不高的场合；精馏适用于难分离物系或对分离要求较高的场合；特殊精馏适用于普通精馏难以分离或无法分离的物系。工业生产中以精馏的应用最为广泛。蒸馏和精馏的根本区别是精馏具有回流，因此精馏称为具有回流的蒸馏。
3、如何选定蒸馏操作压强？
操作压强对物系的相平衡及蒸馏操作经济性等都有影响，压强是由经济衡算或比较来加以确定的。简而言之，蒸馏按其操作压强可分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。工业生产中多采用常压蒸馏。对在常压下物系的沸点较高，或在高温下易发生分解、聚合等现象的物系（即热敏性物系），常采用减压蒸馏。对常压下物系的沸点在室温以下的混合物或为气态混合物，则采用加压蒸馏。
4、何谓挥发度与相对挥发度？
气相中某一组分的蒸汽压和它在与气相平衡的液相中的摩尔分率之比称为该组分的挥发度。两个组分之间的挥发度之比称为相对挥发度。
5、什么是回流？精馏操作过程中回流有什么作用？
在精馏操作中，将一部分塔顶馏出液返回塔内的过程称之为回流。
在精馏操作中，回流的第一个作用是为第一块塔板提供轻组分和下降液体，维持塔
板上气液平衡，保持部分汽化的液体维持一定水平，防止像简单蒸馏那样轻组分越蒸越少，不能连续进行。回流的第二个作用就是实现部分冷凝的冷却剂，由于有塔顶回流和各层塔板下降的液体存在，才能使上升蒸汽实现部分冷凝。
6、什么是全回流操作？主要应用？
精馏塔塔顶上升蒸汽经全凝器冷凝后，冷凝液全部回流至塔内，称为全回流。全回流时回流比为无限大。
全回流操作主要应用在：精馏塔的开工阶段，开工时采用全回流操作，既可减少精馏塔的稳定时间，又可降低不合格产品的采出量；精馏塔的实验研究，如塔板效率的测定，塔性能的测定等。
7、何谓理论板？理论塔板数是如何求取的？
理论板：离开这一块的气液相组成满足平衡关系的块。
求法：逐板法、图解法、简捷法。
8、精馏塔为什么要设蒸馏釜或再沸器？
精馏过程是一个传质、传热同时进行的过程，蒸馏釜或再沸器则是为传热提供热源，为传质提供上升蒸汽，并逐个通过每层塔板进行气液相接触，以完成部分汽化和部分冷凝，保证精馏操作的正常进行。没有蒸馏釜或再沸器，蒸馏操作将无法进行。
9、什么位置为适宜的进料位置？为什么？
跨过两操作线交点的梯级所对应的位置即为适宜的进料位置。此时所需的理论塔板数为最少。
10、q值的物理意义是什么？不同进料状态下的q值怎样？
汽化千摩尔原料液所需的热量与原料液的千摩尔汽化潜热之比值。
饱和液体：g=1；饱和蒸汽: g=o；气液混合物：0＜g＜1；过冷液体：g＞1；过热蒸汽g＜0。
11、为使恒摩尔流假设成立，精馏过程须满足什么条件？
恒摩尔汽化流：在塔的精馏段内，从每一块塔板上上升的蒸汽的摩尔（千）流量皆相等，提馏段也是如此，但两段的蒸汽流量不一定相等。
恒摩尔溢流：在塔的精馏段内，从每一块塔板上下降的液体的摩尔（千）流量皆相等，提馏段也是如此，但两段的液体流量不一定相等。
精馏过程须满足以下条件：各组分的摩尔汽化潜热相等；汽液接触时，因温度不同而交换的显热可以忽略；塔设备保温良好，热损失可以忽略。
五、计算题
1、将含24%（摩尔百分数，下同）易挥发组分的某液体混合物送入一连续精馏塔中。要求馏出液含95%易挥发组分, 釜液含3%易挥发组分。送至冷凝器的蒸气量为 850 kmol/h ，流入精馏塔的回流液为670 kmol/h 。求：
（1）每小时能获得多少kmol 的馏出液?
（2）回流比为多少?
（3）塔底产品量?
解：（1）h kmol L V D D L V 180670850=-=-=+=，
（2）72.3180670===D L R
（3）W D F +=，W D F W x Dx Fx +=
即：W F +=180，()03.018018095.024.0?-+?=F F
解得：h kmol F 6.788=，h kmol W 6.6081806.788=-=
2、每小时将15000 kg 含苯40%（质量%，下同）和甲苯60%的溶液在连续精
馏塔中进行分离，要求釜残液中含苯不高于2%，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%。求馏出液和釜残液的流量和组成，以摩尔流量和摩尔流率表示。（苯的分子量为78，甲苯的分子量为92）
解：进料组成 44.092
6078407840=+=F x 釜残液组成 0235.092
98782782=+=W x 原料液的平均分子量 k m o l kg M F 8.859256.07844.0=?+?=
进料量 h k m o l F 1758.8515000==
由题意 971.0=F D Fx Dx
所以 44.0175971.0??=D Dx （a ）
全塔总物料衡算为 175=+W D （b ）
全塔苯的衡算为 44.01750235.0?=+W Dx D （c ）
联立式a 、b 、c ，解得 h k m o l W 95=
h k m o l D 80=
935.0=D x
3、氯仿（CHCl 3）和四氯化碳（CCl 4）的混合物在一连续精馏塔中分离。馏出
液中氯仿的浓度为0.95（摩尔分率），馏出液流量为50 h kmol ，平均相对挥发度6.1=α，回流比2=R 。求：
（1）塔顶第二块塔板上升的气相组成；
（2）精馏段各板上升蒸气量V 及下降液体量L （以h kmol 表示）。
氯仿与四氯化碳混合液可认为是理想溶液。
4、在一常压连续精馏塔中，分离某理想溶液，原料液浓度为0.4,塔顶馏出液为
0.95（均为易挥发组份的摩尔分率）。回流比为最小回流比的1.5倍，q =1.2。操作条件下溶液的相对挥发度为2，塔顶采用全冷器，泡点回流。试计算由第二块理论板上升的气相组成？
解： 已知：2=α；95.0=D x ；2.1=q ；min 5.1R R =
相平衡关系：()x
x x x y 11211+=-+=αα， q 线方程：261
2.14.012.12.111-=---=---=x x q x x q q y F 相平衡关系和q 线方程联合求解得：434.0=q x ，606.0=q y
回流比：3434
.0606.0606.095.05.15.1min =--?=--==q q q
D x y y x R R 精馏段操作线方程：2375.075.04
95.04311+=+?=++?+=x x R x x R R y D 95.01==D x y ，95.01121
11=+=
x x y ， 解得：905.01=x 916.02375.0905.075.02375.075.012=+?=+=x y
5、有某平均相对挥发度为3的理想溶液，其中易挥发组份的组成为60%（摩尔分率，以下相同）的料液于泡点下送入精馏塔。要求馏出液中易挥发组份的组成不小于90%，残液中易挥发组份的组成不大于2%。求(1)每获kmol 1馏出液时原料液用量？(2)此时min R 又为多少？
解：(1)已知：3=α，6.0=F x ，9.0=D x ，02.0=w x ，1=q 。
相平衡关系：()x
x x x y 21311+=-+=αα， D W F +=， 1+=W F ， 9.0102.006?+?=?w F ，
联立求解得：Kmol F 52.1=。
(2)最小回流比：1=q ，q F x x ==6.0，
818.06
.0.2106.3213=+=+=x x y q 。 376.06
.0818.0818.09.0min =--=--=
q q q D x y y x R 。 6、一连续精馏塔分离二元理想混合溶液，在精馏塔的精馏段内，其某层塔板上的气液相组成分别为0.83和0.70，相邻上层塔板上的液相组成为0.77，而相邻下层塔板上的气相组成为0.78（以上均为轻组分A 的摩尔分率，下同）。塔顶为泡点回流，进料为饱和液体，其组成为0.46，若已知塔顶和塔底的产量之比为2/3。试求精馏段和提馏段的操作线方程？ 解：1
1+++=R x x R R y D 得： 1
77.0183.0++?+=R x R R D 170.0178.0++?+=
R x R R D 解得：5.2=R ，98.0=D x
则精馏段操作线方程为：5
.398.05.35.211+?=+++=x R x x R R y D 280.0714.0+=x y
已知：泡点进料，1=q ，46.0=F x ，2=W D ，则W D 3
2= W D F += W W D F 3
5=+= W D F W x Dx Fx += W Wx W W +?=?98.03
246.035 得：113.0=W x
W W D D R F L L 310'=
++?=+=
提馏段操作线方程：
113.0310310310.'''?-?--??=---=W W W x W
W W W L x W x W L L y w 048.0428.1-=x y
7、用一精馏塔分离二元理想混合物，已知3=α，进料浓度为3.0=F x ，进料量为h kmol 2000，泡点进料。要求塔顶浓度为0.9，塔釜浓度为0.1（以上均为摩尔分率）。求塔顶、塔釜的采出量，若min 2R R =，写出精馏段和提馏段的操作线方程？
解： 1、W D F += W D +=2000
W D F W x Dx Fx += 1.09.03.02000?+?=?W D
联立求解，得： h kmol D 500= h kmol W 1500=
()x
x x x y 2131-1 +=+=αα，3.0=x ，3.0=q x ，5.0=q y 。 3.1min =--=
q q q
D x y y x R ， 6.2=R 。 11+++=
R x x R R y D 。 25.0722.0+=x y ， 083.083.1-=x y
答：精馏塔的塔顶和塔釜采出量分别为h kmol 500和 h k m o l 1500。两段的操作线方程为 25.0722.0+=x y 和 083.083.1-=x y 。
8、连续精馏塔的操作线方程有：精馏段：205.075.0+=x y ；提馏段：
020.025.1-=x y ，试求泡点进料时，原料液、馏出液、釜液组成及回流比？
解：由 205.075.0+=x y
得：
75.01=+R R ， 3=R 205.01
=+R x D 82.0=D x 020.025.1-=x y
020.025.1-=W W x x 08.0=W x
205.075.0+=x y ，020.025.1-=x y
020.025.1205.075.0-=+F F x x ，45.0=F x
答：泡点进料时，原料液的组成为45.0，馏出液的组成为0.82，釜液组成为0.08，回流比为3。
12、某连续精馏操作中，已知操作线方程为：
精馏段：263.0723.0+=x y
提馏段：0187.025.1-=x y
若原料液于露点温度下进入精馏塔中，求原料液、馏出液和残液的组成及回流比。
解：由精馏段操作线方程 D x R x R R y 1
11+++= 723.01
=+R R ，得 R = 2.61； 263.01
1=+D x R ，得 95.0=D x 将提馏段操作线方程与对角线方程x y =联立 ，
???=-=x
y x y 0187.025.1 解得07.0=x ，即 07.0=W x 将两操作线方程联立
???-=+=0187
.025.1263.0723.0x y x y 解得535.0=x ，65.0=y 因是露点进料，0=q ，q 线水平，两操作线交点的纵坐标即是进料浓度，
∴65.0=F x
9、今有含苯40%和甲苯60%(摩尔百分数，下同)的混合液, 欲用精馏塔分离出含苯95%的塔顶产品。进料为饱和液体, 塔内平均相对挥发度为2.5。若操作回流比取为最小回流比的1.5倍, 写出精馏段操作线方程。此溶液可视为理想溶液。
解：因是泡点进料，F q x x =
由相平衡方程 ()()625.04
.01-.5214.05.21-1 =?+?=+=q q q x x y αα 最小回流比 44.14.0625.0625.095.0=--=--=
q q q
D min x y x x R 回流比 16.244.15.15.1min =?==R R
精馏段操作线方程 3.0684.0116.21116.216.2+=+++=
x x y
10、在常压连续操作的精馏塔是分离含苯0.45（摩尔分率，下同）的苯﹣甲苯混合液。要求馏出液组成为0.97，釜残液组成为0.03。操作条件下物系的平均相对挥发度为
2.48。试分别计算饱和液体进料和饱和蒸汽进料时的最小回流比？
解：饱和液体进料：45.0==F q x x
相平衡关系为：()x
x y 11.-+=αα ，x x y 48.1148.2+=。 最小回流比：36.145.067.067.097.0min =--=--=
q q q D x y y x R 饱和蒸汽：45.0==F q y y
相平衡关系为：()x
x y ?-+=11.αα ，x x y 48.1148.2+= 由45.048.1148.248.1148.2=?+?=+=q q q
q
q x x x x y ，则248.0=q x 最小回流比：57.2248
.045.045.097.0min =--=--=q q q
D x y y x R 答：饱和液体进料时的最小回流比为1.36；饱和蒸汽进料时的最小回流比为 2.57。
11、用一常压连续精馏塔分离苯﹣甲苯混
合液，原料液于泡点下进入塔内，其流量
为150 kmo1／h ，其中含苯为0.5，塔顶
馏出液含苯为0.9，塔底釜残液含苯为0.l
（以上均为摩尔分率）。回流比为2，塔
顶采用全凝器，间接蒸汽加热。试求
（1）精馏段操作线方程；
（2）用图解法确定所需理论塔板数并确定加料板位置。 解：操作线方程
3
.032
11
11+=+++=+n D n n x x R x R R
y
理论塔板数为4块，加料位置在第二
块板上。
文献综述 前言 本人的毕业设计为《2万t/a醋酸酐生产工艺设计》，目前来看，全球醋酐的生产和消费量为330万吨。其中亚洲早已是醋酐生产能力最大的地区[1]。而就中国而言，国内乙酸酐行业存在的问题是行业整体水平较低、生产规模小、合成技术落后、开工率偏低,从发展趋势看，醋酐市场的发展潜力巨大，为满足我国国内市场的消费与需要[2]，醋酸酐的生产必将成为今后炙手可热的发展趋势。因此本文的叙述对今后国内外醋酐的发展具有一定的意义。 本文根据目前国内外学者对乙酸酐的合成生产的研究成果，借鉴他们的成功经验，将其进行整理总结，并在其发展趋势，现有缺陷，选择原因等加以个人想法。所取文献给与本文有很大的参考价值。本文主要查阅进几年有关乙酸酐生产技术及前景的文献期刊。
醋酸酐是一种重要的有机化工原料，其蒸气与空气形成爆炸性混合物遇明火、高热能引起燃烧爆炸。与强氧化剂可发生反应健康危害吸入后对有刺激作用引起咳嗽、胸痛、呼吸困难。眼直接接触可致灼伤蒸气对眼有刺激性。皮肤接触可引起灼伤[3]。主要用于制造醋酸纤维素、醋酸纤维漆、醋酸塑料、不燃性电影胶片、香烟过滤嘴和塑料制品等。此外在医药上可用于制备合霉素、地巴唑、阿斯匹林等；在染料工业中用于生产分散深蓝HGL、分散大红S- SWEL、分散黄棕S- 2REC 等；在香料工业中用于生产香豆素、乙酸龙脑酯、葵子麝香、乙酸柏木酯、乙酸松香酯、乙酸苯乙酯、乙酸香叶酯等。此外，醋酸酐还可用于制备漂白剂、乙酰化剂、脱水剂和聚合反应的引发剂等，用途十分广泛[4]。 1 醋酸酐的生产技术进展 目前，工业化的醋酐生产方法主要有醋酸热裂解法、乙醛氧化法和醋酸甲酯羰基合成法3 种[5]。 1.1醋酸裂解法 醋酸裂解法又称乙烯酮法, 是以醋酸为原料,磷酸铝为催化剂或乙酸甲酯在高温下反应制得乙酸酐。整个工艺过程分两步进行, 首先是气相醋酸裂解生成乙烯酮, 然后醋酸和乙烯酮经吸收生产粗酐,经精馏提纯制得成品乙酸酐。 该法的最大缺点是生产工艺流程复杂、副反应多、能耗大, 但由于技术成熟、生产的安全性高、对在醋酸裂解部分醋酸的质量要求并不高、可以使用其它装置和本身回收的醋酸, 因此在国外早期建设的装置应用该法, 目前我国仍普遍采用。 其中醋酸裂解的产物乙烯酮是一种重要的中间体, 它可以用于生产农药、食品防腐剂等, 这种产物在羰基化的工艺中不会出现, 因此, 该工艺的裂解部分是很有生命力的[3、6]。其反应流程如下： 1.2乙醛氧化法 乙醛氧化法分两步反应完成，首先乙烯在PdCl、CuCI催化剂的作用下，在温度为100～150℃、压力为0．3MPa的条下反应氧化生成乙醛；乙醛在醋酸锰
在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B
F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h
∠1∶１０ 设计数量 职务姓名日期制图校核审核审定批准 比例 图幅 1∶20 A1 版次 设计项目设计阶段 毕业设计施工图 精馏塔 重量（Kg） 单件总重备注 件号 图号或标准号 名称 材料12345基础环 筋板盖板垫板静电接地板14824241Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A·F 16MnR Q235-A 6 789 10 111213 14151617JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97HG5-1373-80引出孔 φ159×4.5引出管 DN40法兰 PN1.0，DN40排气管 φ80接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20液封盘 塔釜隔板筒体 φ1600×16进料管 DN32法兰 PN1.0，DN32吊柱 111411111111 6.723.931.55322.7 94.2374.19140.62.97 5.382.364.67 1.170.411.0321.9376181210.69 2.02380Q235-A·F Q235-A 1111111311177511组合件16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 45Q235-A·F Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 组合件Q235-A 111111224Q235-A 16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 1819202122232425 2627282930313233343536 3738394041 扁钢 8×16HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93HG8162-87JB/T4737-95HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93JB/T4736-95HG21515-95HJ97403224-3HJ97403224-7JB/T4734-95JB4710-92JB4710-921Q235-A HG20652-1998JB/ZQ4363-86上封头DN1600×16接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20出气管 DN600法兰 PN1.0，DN600接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20气体出口挡板回流管 DN45法兰 PN1.0，DN45补强圈 DN450×8人孔 DN450塔盘接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20下封头DN1600×16裙座筒体 法兰 PN1.0，DN20引出管 DN20引出孔 φ133×4检查孔 排净孔地脚螺栓M42×4.5GB704-88370.70.411.0382.3248.10.411.031.874.150.962.36118.3 310.10.411.03370.738021.032.612.2442.540.6 16.944.3δ=8 1 40 6 23 45 41 39 38 37789 10 1112 3635 34 33 3213 14 31 15 1630 2917 28 2726 25 24 2318 19 202122 a b c d e f i g h j1 k l n m5 m7 Ⅵ Ⅴ Ⅳ Ⅲ Ⅱ Ⅰ 技术要求 1、本设备按GB150-1998《钢制压力容器》和HG20652-95《钢制化工容器制造技术要求》进行 制造、试验和验收，并接受劳动部颁发《压力容器安全技术监察规程》的监督；2、焊条采用电弧焊，焊条牌号E4301； 3、焊接接头型式及尺寸，除图中标明外，按HG20583-1998规定，角焊缝的焊接尺寸按较薄板 厚度，法兰焊接按相应法兰中的规定； 4、容器上A、B类焊缝采用探伤检查，探伤长度20%； 5、设备制造完毕后，卧立以0.2MPa进行水压试验； 6、塔体直线允许度误差是H/1000，每米不得超过3mm，塔体安装垂直度允差是最大30mm； 7、裙座螺栓孔中心圆直径允差以及相邻两孔或任意两弦长允差为2mm； 8、塔盘制造安装按JB1205《塔盘技术条件》进行； 9、管口及支座方位见接管方位图。 技术特性表 管口表 总质量：27685 Kg e m1-7a f i g h j2n j4 l j3 k j1 b c d j3 序号 项 目指 标11 109 87654 3 21设计压力 MPa 设计温度 ℃工作压力 MPa 工作温度 ℃工作介质主要受压元件许用应力 MPa 焊缝接头系数腐蚀裕量 mm 全容积 m 容器类别 0.11500.027102 筒体、封头、法兰1700.58157.9327符号公称尺寸连接尺寸标准紧密面 型式用途或名称b c d e f g h i j1-4k l m1-7n 2060020453220202020402045040 HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97 HG21515-95凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹 温度计口气相出口压力计口回流口进料口液面计口液面计口温度计口排气管口至再沸器口出料口人孔再沸器返回口 313028263335373929 2732 3436 38404142 43 444546 474849 505125 24 2322 21201918 1716 151******** 8 7654 32114m6 m7 m5 m4 m3 m2 m1 1 2 3 4 5 30 31 32 33 3435 5051管口方位示意图 A、B类焊缝 1：2 整体示意图1：2 Ⅵ Ⅴ 1：5 1：5 Ⅳ A B B向 A向 Ⅲ 1：5 Ⅱ 1：5 Ⅰ 1：10 平台一 平台二 357 2901
4.2.2 醋酐工艺流程说明 4.2.2.1 流程概述 本装置以醋酸为原料经裂解、吸收、蒸馏、回收工序，制得醋酐产品。 a) 醋酸裂解工序 醋酸裂解工序流程示意图见图4.2-1。 b) 乙烯酮吸收工序 乙烯酮吸收工序流程示意图见图4.2-2。 ①乙烯酮的吸收 由裂解炉产生的乙烯酮气体和废气首先进入第一吸收塔（T-201）底部，与塔顶部喷淋的醋酸，醋酐的混合液逆向接触，使大部分乙烯酮被吸收生成醋酐，塔底出来的粗醋酐浓度为85wt%，进入粗醋酐贮罐中。
图4.2-1 醋酸裂解工艺流程示意图
第一吸收塔吸收液从粗醋酸酐罐(V-301)下部用第一吸收塔循环液泵(P-201)与来自第二吸收塔底部的循环液一起打入第一吸收塔循环冷却器经工业冷却带走反应热后进入第一吸收塔顶部。 第一吸收塔操作真空度：640mmHg；操作温度：35～40℃。 在第一吸收塔中未被吸收的乙烯酮气体，连同废气从塔顶出来进入第二吸收塔底部，与从塔顶喷淋下来的吸收液逆向接触，在第二吸收塔中，乙烯酮气体几乎全部被吸收掉，生成的粗醋酐及醋酸混合液与第一吸收塔循环液合并，同时取出一部分作为循环液进入第二吸收塔循环液泵(P-202)作循环吸收液用。 来自蒸馏系统吸收的醋酸与来自醋酸高位槽(V-401)的冰醋酸根据第一吸收塔排出的粗醋酐的浓度加入到第二吸收塔循环液中。循环液泵打入第二吸收塔冷却器(E-202)用工业水冷却到25℃左右进入第二吸收塔顶部作喷淋吸收液用。 ②尾气洗涤 由第二吸收塔顶部出来的尾气在洗涤塔(T-203)中用循环洗涤液贮槽(V-201)中的水洗涤其中的醋酸蒸汽。洗涤液用循环泵(P-203)输送经冷却器用冷冻盐水冷却后进入洗涤塔。洗涤液循环使用，当稀醋酸浓度提高到20%后，将此醋酸用循环液泵打至稀醋酸回收工序稀醋酸贮槽。 由洗涤塔顶出来的尾气，再经尾气洗涤塔用水洗涤，然后，进入水环真空泵，分离罐，经液封槽进入裂化炉作燃料之用。 尾气洗涤塔的废水经液封槽放入下水，控制废水含酸小于0.09wt%操作温度20℃。 裂化、吸收系统所需要的真空度，全部由水环真空泵(P-204)提供。
多效蒸馏水机的特点与应用 摘要：阐述多效蒸馏水机的基本机器结构，工作原理，工作流程，通过分析蒸发和冷凝的相变过程中的的热量吸收和释放变化，依据注射用水在制备总过程中是由水（原料水）到水（注射水）的过程，无相变的情况，说明多效蒸馏水机充分利用相变释放的能量的特点实现节能以及在实际生产中的应用。 主题词：多效；一次蒸汽；蒸发与冷凝；相变；能量消耗；节能应用正文： 注射用水制备系统是注射剂生产的关键系统。注射用水是注射剂日常生产过程中不可缺少的组成部分，在房间和设备清洗，容器、工器具、胶塞、洁净服清洗，药液配制等都需要用到大量的注射用水，因此分析注射用水的制备系统特点和注射用水制备过程中应做到尽可能节能就变得十分有必要了。多效蒸馏水机是目前应用最为广泛的注射用水制备系统的关键设备。多效蒸馏水机采用高温高压操作，确保稳定生产无热原注射用水。多效蒸馏水机所生产的蒸馏水，完全满足现行美国药典、欧洲药典、日本药典和中国药典中关于注射用水的要求。 1 . 多效蒸馏水机的机器结构、工作原理与工作流程 1.1 多效蒸馏水机的机器结构 多效蒸馏水机主要由蒸发器、预热器、冷凝器、电气自动控制部分组成。蒸发器采用垂直列管降膜蒸发原理，为确保蒸馏水质量，蒸
发器内装有特殊的汽水分离装置（分螺旋离心分离式及丝网除沫式两种）离心分离器的作用是除去蒸汽中的液滴示。 1.2 多效蒸馏水机的工作原理 多效蒸馏水机依据各效蒸发器之间工作压力不同，第一效产生的纯蒸汽可以作下一效的加热蒸汽（一效加热蒸汽为锅炉蒸汽）如此经过多效的换热蒸发，原料水被充分汽化，各效产生的纯蒸汽则在换热过程中被冷却为蒸馏水，从而达到节约加热蒸汽和冷却水的目的。 1.3工作流程 合格的原料水（注1）由多级泵增压后经流量计进入冷凝器进行热交换，再依次进入各效预热器，经热交换后温度可以达到比各效蒸发器加热蒸汽低10 ~15℃，然后进入一效蒸发器经料水分配器喷射在加热管内壁，使料水在管内成膜状流动，被来自锅炉的蒸汽加热汽化（垂直列管降膜蒸发），产生夹带水滴的二次蒸汽，从加热管下端进入汽水分离装置，被分离的纯蒸汽进入下一效，未被蒸发的原料水进入下一效，重复上述过程，其余各效工作流程与第一效相同。唯有第一效蒸发器的加热蒸汽是来自锅炉，因而该效的冷凝水不能作为蒸馏水（注2）用，应排回锅炉房或作它用，其余各效的冷凝水是由纯蒸汽冷凝，热源已经丢掉，故可成为合格蒸馏水。另外，末效的蒸剩水，因为夹带全部料水中的杂质和热源，必须作为污水排放或另作它用；末效产生的纯蒸汽进入冷凝器后，同来自各效的冷凝水汇合冷却，经排除不溶性气体后，成为蒸馏水，温度可达到92~99℃。同时
一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。 （二）操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压） 2.进料热状况：饱和蒸汽进料 3.回流比：R=2R 4.单板压降不大于 min （三）设计内容 设备形式：筛板塔 设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行 厂址：青藏高原大气压约为的远离城市的郊区 设计要求 1.设计方案的确定及流程说明 2.塔的工艺计算 3.塔和塔板主要工艺尺寸的确定 （1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学验算 （3）塔板的负荷性能图绘制 （4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制 4、塔的工艺计算结果汇总一览表 5、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 （四）基础数据
1.组分的饱和蒸汽压 p（mmHg） i 2.组分的液相密度ρ（kg/m3） 3.组分的表面张力σ（mN/m） 4.液体粘度μ（mPas） 常数
二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分） （一）设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。 典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵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）。 （二）全塔的物料衡算 1.料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 kg/kmol 和kmol =+= 6 .112/39.011.78/61.011 .78/61.0F x 2.平均摩尔质量 3.料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：
所谓羰基合成醋酐就是指醋酸甲酯与CO进行羰基合成过程。根据羰基合成所处的状态可分为液相法和气相法，反应的起始原料可以是甲醇（直接法），也可以是醋酸甲酯（间接法）。以甲醇为原料生产醋酐有两条路线，一是甲醇与醋酸先酯化，然后醋酸甲酯羰基化生产醋酐；二是醋酸甲酯羰基化生产醋酐，部分醋酐产品与甲醇反应提供原料醋酸甲酯。 液相羰化法依斯曼柯达公司采用反应蒸馏工艺制造醋酐。醋酸（含水量小于0．5％）与甲醇在塔式反应器内进行酯化反应，生成的醋酸甲酯产品直接由塔顶蒸出，用硫酸作催化剂。自羰化工序循环的醋酸进入反应蒸馏塔的上部，新鲜的由塔底部进入，两种反应物料逆向流动，酯化反应蒸发在每块板上进行。由于反应蒸馏在每个塔板上蒸发除去醋酸甲酯，这就大大促进了酯化反应，提高了转化率。原料甲醇和酯化反应生成的水与产物醋酸甲酯形成共沸物，如醋酸甲酯95％与水5％；醋酸甲酯81％与水19％（均为质量分数）。原料醋酸也是萃取剂，又可以把剩余的共沸物中的甲醇反应掉。因此产品很容易提纯。这种反应蒸
馏技术要比其它类型酯化技术先进合理，国内也有很多单位在研究。在反应区塔盘上的停留时间的选择是很重要的参数，它直接影响到萃取的效率，这些逆流塔盘可以是高效的金属丝网、泡罩塔和逆流的槽式塔盘，均具有较长的停留时间，可达到24h。产品纯度非常之高，转换率也很高，反应产物与反应物分子比较接近化学当量。反应段的温度控制在65～85℃之间、塔的操作压力为大气压，催化剂硫酸浓度为95％～98％ （质量分数），在塔的萃取蒸馏段的底部进入，与醋酸的质量比为0．01，反应物的停留时间随硫酸浓度增加而增加。由于反应物是高腐蚀性的，所以塔的再沸器需要特种材料。反应蒸馏的塔顶冷凝器采用部分冷凝，冷凝液回流进塔，未冷凝的气相醋酸甲酯供给羰基化反应工序。回流比控制在1．5～1．7，回流比超过2．0时转化率会迅速下降。 反应产物与H2／CO物质的量比有密切相关，氢的比例增大，羰化产率也增大。因为H2能使［Rh（CO）2I4］-还原为具有活性的［Rh（CO） I2］-，但过高的H2浓度会增加副产物醋酸乙烯，一般原料CO中含 2 H22％～7％，可以增加催化剂的活性与寿命。在羰化工序中来自酯化工序的醋酸甲酯与等当量的碘甲烷混合进入进料罐中，用泵将催化剂复合物经进料预热器将物料温度升到180℃，然后将此液相物料从反应器（带有搅拌器）上部进入反应器，操作压力2．45MPa，反应气体（主要是CO和少量H2）由循环压缩机打循环，以保持催化剂的活性。反应转换率为75％，选择性大于95％，反应温度以循环的反应液通过废热锅炉来控制。未反应气体通过冷凝后除去冷凝液，由循环压缩机压入反应器内。反应产物经控制后进入带有夹套的闪蒸器中，闪蒸器压力降至
精馏塔的控制要求 2.1 质量指标 混合物分离的纯度是精馏塔控制的主要指标。在精馏塔的正常操作中，产品质量指标就必须符合预定的要求，即保证在塔底或塔顶产品中至少有一种组分的纯度达到规定的要求，其他组分也应保持在规定的范围内，因此，应当取塔底或塔顶产品的纯度作为被控变量。但是，在线实时监测产品纯度有一定的困难，因此，大多数情况下是用精馏塔内的“温度和压力”来间接反应产品纯度。 对于二元精馏塔，当塔压恒定时，温度与成分之间有一一对应的关系，因此，常用温度作为被控变量。对于多元精馏塔，由于石油化工过程中精馏产品大多数是碳氢化合物的同系物，在一定的塔压下，温度与成分之间仍有较好的对应关系，误差较小。因此，绝大多数精馏塔当塔压恒定时采用温度作为间接质量指标。 2.2 平稳操作 为了保证精馏塔的平稳操作，首先必须尽可能克服进塔之前的主要可控扰动，同时缓和一些不可控的主要扰动，例如，对塔进料温度进行控制、进料量的均匀控制、加热剂和冷却剂的压力控制等。此外，塔的进出物料必须维持平衡，即塔顶馏出物与塔底采出物之和应等于进料量，并且两个采出量的变化要缓慢，以保证塔的平稳操作。另外，控制塔内的压力稳定，也是塔平衡操作的必要条件之一。 2.3 约束条件 为了保证塔的正常、平稳操作，必须规定 某些变量的约束条件。例如，对塔内气体流速 的限制，塔内气体流速过高易产生液泛，流速 过低会降低塔板效率；再沸器的加热温差不能 超过临界值的限制等。 3精馏塔的温度控制 精馏塔控制最直接的质量指标是产品的组分，但产品组分分析周期长，滞后严重，因而温度参数成了最常用的控制指标，即通过灵敏板进行控制[3]。 3.1 精馏段温度控制
第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。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。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）
(1)精馏塔全塔物料衡算 1确定塔顶、塔底物料量及组成 有全塔物料衡算式W D F Wx Dx Fx W D F ?? ?+=+= 联立得：D=81.08h kmol ，W=29.92h kmol 汇总列表如下： F/（h kmol D/h kmol W/h kmol F x D x W x 111 81.08 29.92 0.712 0.96 0.04 2.确定塔板数 查表得，常压下甲醇的沸点b T =64.6℃，乙醇的沸点b T =78.3℃，在65～78℃之间甲醇和乙醇的平衡数据如下图示： 温度T(℃) 甲醇液相摩尔分数x 甲醇气相摩尔分数y 65 0.9202 0.9532 66 0.8362 0.8998 67 0.7575 0.8455 68 0.6837 0.7906 69 0.6142 0.7349 70 0.5488 0.6787 71 0.4638 0.5991 72 0.3846 0.5180 73 0.3108 0.4357 74 0.2417 0.3521 75 0.1781 0.2639 76 0.1161 0.1819 77 0.0589 0.0955 78 0.0049 0.0082 不同温度下甲醇的气、液相组成：（图）t-x-y （图）
进料状态方程：1 1---= q x x q q y F 在x -y 图上画出q 线，764.0=q x ，851.0=q y 2529.1764 .0851.0851 .096.0min =--= --= q q q D x y y x R 取5.225.122min =?==R R 精馏段操作线方程：2743.07143.01 1+=+++=x R x x R R y D 提溜段操作线方程：0048.01195.1-=-+--++= x x W qF L W x W qF L qF L y W 利用t -x -y 图查得： 塔顶温度：65=D t ℃ 塔底温度：3.77=W t ℃ 进料温度：6.67=F t ℃ 712 3 .778.642=+=+= 底顶平t t t ℃ 在71℃下查《化工数据手册》并利用内差法求取： s mPa cp LA ?==303.00303.0μ，s mPa cp LB ?==519.0519.0μ 。 查y x t --图，71=t ℃时：51.0,375.0==A A y x )375.01(519.0375.0303.0)1(-?+?=-+=A LB A LA L x x μμμ s mPa cp ?==438.0438.0 根据公式： B A p p =α求顶α，底α 在65℃时： 1.7646446.115787.215=== 顶顶 顶B A p p α 在3.77℃时： 1.686738.5336 1245.332=== 底底 底B A p p α
醋酐生产工艺介绍 想了解醋酐生产工艺吗？今天我到好多网站上都没有找到，忽然想起好久之前注册的万客化工网，或许会有吧，没想到还真让我找到了，呼呼~~ 生产工艺 工业化的醋酐生产工艺有三种：乙醛氧化法、乙烯酮法和醋酸甲酯羰基化。 1.1 乙醛氧化法 乙醛氧化法技术来源为加拿大Sha Winigan化学公司。生产工艺如下：乙醛和氧在60℃、101 kPa或70℃、600-700kPa条件下进行氧化反应，用氧气或空气作氧化剂，以醋酸乙酯为溶剂，醋酸钴为催化剂，醋酸铜为促进剂。乙醛与氧气(过量约1%-2%)反应首先生成过氧醋酸，过氧醋酸再与乙醛反应生成醋酐和醋酸。在此条件下，乙醛转化率为95%，醋酐及醋酸产率的质量比为56：44。醋酐的总收率为70%-75%。通过改变工艺条件，可以提高醋酐的产率。反应方程式为： CH3CHO+O2→CH3COOOH； CH3COOOH+CH3CHO→CH3COOOCH(OH) CH3(单过氧醋酸酯)； CH3COOOCH(OH)CH3→(CH3CO)2O+H2O； CH3COOOCH(OH)CH3→2CH3COOH。 每吨醋酐消耗乙醛1.165 t，标准状态空气2300 m3。乙醛氧化法流程简单，工艺成熟，但腐蚀严重，消耗较高，已逐渐被淘汰。在国外已被醋酸甲酯羰基化和乙烯酮法所替代。我国上海化学试剂总厂这种装置已经处于停产状态。 1.2 乙烯酮法 乙烯酮法按照原料不同又可以分为：醋酸法和丙酮法。 1.2.1 醋酸法 醋酸法技术来源为德国Wacher化学公司。生产工艺如下：第一步，醋酸在700-750℃、10-20kPa的压力及0.2%-0.3%磷酸三乙酯(按醋酸质量计)作催化剂的条件下，裂解脱水制成乙烯酮，醋酸转化率约为85%-90%，对乙烯酮的选择性(物质的量计)约为90%-95%。反应方程式为： CH3COOH→CH2=C=O+H2O+147 kJ/mol。 第二步是液体乙酸吸收乙烯酮生成醋酐，经精馏提纯制得成品醋酐，乙烯酮的转化率约100%。反应方程式为： CH3COOH+CH2=C=O→(CH3CO)2O+62.8kJ/mol。 该生产工艺是德国Wacher化学公司开发成功的，并于1936年实现工业化。现有两种生产流程： 其一，为塔式流程。用4个填料塔进行合成与分离。每吨醋酐的消耗定额为，醋酸1.35t，催化剂1.5-2kg，氨0.7-1.0kg，回收醋酸100-160kg。 其二，为液环泵流程。以液环泵为反应及吸收设备。该流程十分简单，正在取代塔式流程。每吨产品的消耗定额为，醋酸1.22 t，裂解率75%，合成收率96%。 1.2.2 丙酮法
精馏塔的控制 12.1 概述? 精馏是石油、化工等众多生产过程中广泛应用的一种传质过程，通过精馏过程，使混合物料中的各组分分离，分别达到规定的纯度。 ?分离的机理是利用混合物中各组分的挥发度不同（沸点不同），使液相中的轻组分（低沸点）和汽相中的重组分（高沸点）相互转移，从而实现分离。 ?精馏装置由精馏塔、再沸器、冷凝冷却器、回流罐及回流泵等组成。 精馏塔的特点精馏塔是一个多输入多输出的多变量过程，内在机理较复杂，动态响应迟缓、变量之间相互关联，不同的塔工艺结构差别很大，而工艺对控制提出的要求又较高，所以确定精馏塔的控制方案是一个极为重要的课题。而且从能耗的角度，精馏塔是三传一反典型单元操作中能耗最大的设备。 一、精馏塔的基本关系 （1）物料平衡关系总物料平衡： F=D+B (12-1) 轻组分平衡：F z f =D x D +B x B (12-2) 联立（12-1）、（12-2）可得： （2）能量平衡关系 在建立能量平衡关系时，首先要了解分离度的概念。所谓分离度s 可用下式表示： 回流泵 冷凝器 气液分离器 精馏塔 进料 再沸器 釜液 馏出液 冷剂 热剂 B,x B D,x D F,z F L L B L D V B D f D B B f D x x x z F D x x z D F x --= +-=)((12-3) ) 1()1(D B B D x x x x s --=(12-5)
可见，随着s 的增大，x D 也增大，x B 而减小，说明塔系统的分离效果增大。影响分离度s 的因素很多，如平均相对挥发度、理论塔板数、塔板效率、进料组分、进料板位置，以及塔内上升蒸汽量V 和进料F 的比值等。对于一个既定的塔来说： 式（12-6）的函数关系也可用一近似式表示： 或可表示为： 式中β为塔的特性因子由上式可以看到，随着V /F 的增加，s 值提高，也就是x D 增加， x B 下降，分离效果提高了。由于V 是由再沸器施加热量来提高的，所以该式实际是表示塔的能量对产品成分的影响，故称为能量平衡关系式。由上分析可见， V /F 的增加，塔的分离效果提高，能耗也将增加。 对于一个既定的塔，包括进料组分一定，只要D /F 和V /F 一定，这个塔的分离结果，即 x D 和x B 将被完全确定。也就是说，由一个塔的物料平衡关系与能量平衡关系两个方程式， 可以确定塔顶与塔底组分待定因素。 上述结论与一般工艺书中所说保持回流比一定，就确定了分离结果是一致的。二、精馏塔的控制要求精馏塔的控制目标是，在保证产品质量合格的前提下，使塔的总收益（利润）最大或总成本最小。具体对一个精馏塔来说，需从四个方面考虑，设置必要的控制系统。 （1）产品质量控制； （2）物料平衡控制； （3）能量平衡控制； （4）约束条件控制（液泛限、漏液限、压力限、临界温差限等）。 防止液泛和漏液，可以塔压降或压差来监视气相速度。三、精馏塔的主要干扰因素精馏塔的主要干扰因素为进料状态，即进料流量F 、进料组分z f 、进料温度T f 或热焓F E 。 此外，冷剂与热剂的压力和温度及环境温度等因素，也会影响精馏塔的平衡操作。 所以，在精馏塔的整体方案确定时，如果工艺允许，能把精馏塔进料量、进料温度或热焓加以定值控制，对精馏塔的操作平稳是极为有利的。 12.3 精馏塔被控变量的选择 通常，精馏塔的质量指标选取有两类：直接的产品成分信号和间接的温度信号。 一、采用产品成分作为直接质量指标 成分分析仪表的制约因素： ①分析仪表的可靠性差； ②分析测量过程滞后大，反应缓慢； ③成分分析针对不同的产品组分，品种上较难一一满足。 二、采用温度作为间接质量指标 )(F V f s =(12-6) s F V ln β=) 1()1(ln D B B D x x x x F V --=β(12-7) (12-8)
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。一般按R/R m=1.2～1.5的关系求出R，再根据Gilliland关联[20]求出N0。 取R/R m=1.2，得R=26.34，则有： 查Gilliland图得 解得操作理论板数N0=51。 4.2.2 实际塔板数 （1）进料板位置的确定 对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。
醋酐工艺流程及特点 1 生产工艺 工业化的醋酐生产工艺有三种：乙醛氧化法、乙烯酮法和醋酸甲酯羰基化。 1.1 乙醛氧化法 乙醛氧化法技术来源为加拿大Sha Winigan化学公司。生产工艺如下：乙醛和氧在60℃、101kPa或70℃、600-700kPa条件下进行氧化反应，用氧气或空气作氧化剂，以醋酸乙酯为溶剂，醋酸钴为催化剂，醋酸铜为促进剂。乙醛与氧气(过量约1%-2%)反应首先生成过氧醋酸，过氧醋酸再与乙醛反应生成醋酐和醋酸。在此条件下，乙醛转化率为95%，醋酐及醋酸产率的质量比为56：44。醋酐的总收率为70%-75%。通过改变工艺条件，可以提高醋酐的产率。反应方程式为： CH3CHO+O2→CH3COOOH； CH3COOOH+CH3CHO→CH3COOOCH(OH) CH3(单过氧醋酸酯)； CH3COOOCH(OH)CH3→(CH3CO)2O+H2O； CH3COOOCH(OH)CH3→2CH3COOH。 每吨醋酐消耗乙醛1.165t，标准状态空气2300m3。乙醛氧化法流程简单，工艺成熟，但腐蚀严重，消耗较高，已逐渐被淘汰。在国外已被醋酸甲酯羰基化和乙烯酮法所替代。我国上海化学试剂总厂这种装置已经处于停产状态。 1.2 乙烯酮法 乙烯酮法按照原料不同又可以分为：醋酸法和丙酮法。 1.2.1 醋酸法 醋酸法技术来源为德国Wacher化学公司。生产工艺如下：第一步，醋酸在700-750℃、10-20kPa的压力及0.2%-0.3%磷酸三乙酯(按醋酸质量计)作催化剂的条件下，裂解脱水制成乙烯酮，醋酸转化率约为85%-90%，对乙烯酮的选择性(物质的量计)约为90%-95%。反应方程式为： CH3COOH→CH2=C=O+H2O+147kJ/mol。 第二步是液体乙酸吸收乙烯酮生成醋酐，经精馏提纯制得成品醋酐，乙烯酮的转化率约100%。反应方程式为：
精馏塔常用的一些控制方案 塔的作用是在同一个设备中进行质量和热量的交换，是石油化工装置非常重要的设备。塔的型式有板式塔（泡罩塔、浮阀塔、栅板塔等）、填料塔（高效填料、常规填料、散装填料、规整填料等）、空塔。塔由筒体和内件组成。 蒸馏塔由精馏段和提馏段组成，进料口以上是精馏段，进料口以下是提馏段。 精馏塔的控制方案主要从塔压、釜温、顶温、塔釜液面四个方面来说明： 1．精馏操作中塔压的控制调节方法 塔的压力是精馏塔主要的控制指标之一。任何一个精馏塔的操作，都应当把塔压控制在规定的指标内，以相应地调节其它参数。塔压波动过大，就会破坏全塔的物料平衡和气液平衡，使产品达不到所要求的质量。所以，许多精馏塔都有其具体的措施，确保塔压稳定在适宜范周内。 对于加压塔的塔压，主要有以下三种调节方法 （1）塔顶冷凝器为分凝器时，塔压一般是靠气相采出量来调节的，如图6-1所示。在其它条件不变的情况下，气相采出量增大，塔压下降，气相采出量减小，塔压上升。
（2）塔顶冷凝器为全凝器时，塔压多是靠冷剂量的大小来调节，即相当于调节回流液温度，如图6-2所示。在其它条件不变的前提下，加大冷剂量，则回流液的温度降低，塔压降低，若减少冷剂量，回流液温度上升，塔压上升。 （3）热旁通(浸没式)法调节塔压。 对于常压塔的压力控制，主要有以下三种方法 （1）对塔顶压力在稳定性要求不高的情况下，无需安装压力控制系统，应当在精馏设备（冷凝器或回流罐）上设置一个通大气的管道，以保证塔内压力接近于大气压。 （2）对塔顶压力的稳定性要求较高或被分离的物料不能和空气接触时，塔顶压力的控制可采用加压塔塔压的控制方法，如图6-1、图6-2。
LD3000-6S型（PID全自动）多效蒸馏水机使用维修说明书 江苏华东净化设备有限公司 1、作用及用途
本机是一种以去离子水为原料水，用蒸汽加热的并流降膜式多效蒸发型蒸馏水制取设备，具有结构紧凑、外形美观大方、节能效果好、操作简便易行、开机启动快、运行稳定可靠等优点，该机生产的蒸馏水水质好，符合《中华人民共和国药典》（2010版）中“注射用水”的各项规定。是制药企业制取“注射用水”的理想设备。 2、多效蒸馏水机的的主要结构及工作原理 本机主要由六个列管式降膜蒸发器，蒸发器内装有特殊的汽水分离装置，六个列管式双程原料水通道的预热器、两个原料水四流程通道的冷凝器、两个可分体式机架组成。六个蒸发器在后排并列一排，六个预热器在前排并列一排，两个冷凝器横向上下排列在预热器的上方，使得整体布置合理、有序、美观大方。 本机采用了并流降膜式多效蒸发工艺流程，依据各效蒸发器之间的工作压力差，使能量逐级降阶七次使用，达到了节省能源蒸汽、纯化水和不用冷却水的理想效果。另一方面，在每个蒸发器中均装有重力沉降、螺旋扰流、高效丝网三级除雾分离装置，使得产出的蒸馏水水质更好，这一点是目前国内外其他类型的多效蒸馏水机根本无法相比的，既本机所生产的蒸馏水的内毒素含量＜0.125EU/mL。 工艺流程如下： 原料水（纯化水）由多级泵经流量计送入冷凝器管程通过管壁对壳程的来自末效的二次纯蒸汽进行冷凝操作而自身却被加热，之后便顺次进入弟六、五、四、三、二、一预热器管程被壳程的汽凝水再行加热，出第一预热器后进第一效蒸发器料水分布器，被均匀的分布淋洒在蒸发管的内壁面上端，料水成膜状液流沿着蒸发管内壁面由上向下流淌，在流淌过程中不断接受通过管壁传给的一次蒸汽汽化潜热而不断的蒸发，未被蒸发的料水流到器底被效间压力差动力送入第二效蒸发器的料水分布器中再次进行如上工作，依此类推乃至末效，末效未被蒸发的料水（既称“浓缩水”）