化工原理课程设计任务书
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设计时间：
设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计
（取至南京某厂药用酒精生产现场）
设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。
2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。因沿
程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。
3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。
4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分
率）。
5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。
6．操作回流比R=（1.1——2.0）R min。
设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计
算和选型。
2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负
荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己
设计的评价。
指导教师：时间
1设计任务
1.1 任务
1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒
精生产现场）
1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。
2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。
因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。
3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，
产量为40吨/日。
4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％
(质量分率)。
5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶
采用全凝器，泡点回流。
6．操作回流比R=(1.1—2.0)
R。
min
1.1.3 设计任务
1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接
管的计算和选型。
2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡
图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条
件图。
3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总
和对自己设计的评价。
1.2 设计方案论证及确定
1.2.1 生产时日
设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。
1.2.2 选择塔型
精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列
优点：生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修[2]。因此，本设计采用筛板塔比较合适。
1.2.3精馏方式
由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式。
1.2.4 操作压力
常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益, 在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。
1.2.5加热方式
在本物系中，水为难挥发液体，选用直接蒸汽加热，可节省再沸器。
1.2.6 工艺流程
原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热，再进精馏塔，精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝，泡点回流，塔顶产品输送进乙醇贮存罐，而再沸器则加热釜液，塔釜产品流入釜液贮存罐。
2 筛板式精馏塔的工艺设计
2.1 精馏塔的工艺计算
2.1.1乙醇和水的汽液平衡组成
相对挥发度 的计算：
塔顶产品浓度为92.4%，因此，可近似看成纯乙醇溶液；同理，塔底浓度为0.02%可近似看成纯水溶液。所以，塔顶温度为乙醇沸点为78.3o C，塔底温度为水的沸点96.0o C
表2-1查[2]
书得：不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示：
② 通过试差法求出塔顶、塔底、进料处、加料板的乙醇气相组成
17
.05.95903891
.017.00.895.95--=
--进料板Y
0190
.05.95900721
.00190.00.895.95--=
--进料板X
解得 X 进料板=0.0639 Y 进料板=0.355
③计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度
计算公式为：Xa
Ya 1Xa 1Ya ）（）（α--=
顶
Y --=
--8943.03.7815.788943
.07815.015.7841.78
Y
顶
=0.8292
8943
.015.783.788943
.07472.015.7841.78--=
--顶X
X 顶=0.8094
17
.05.959617.005.95100--=
--顶Y
0190
.05.9596019
.005.95100--=
--底X
塔顶：α顶=1.123 塔底：α底=8.957 加料板：α加料板=8.063
④计算乙醇－水的平均相对挥发度：
乙醇－水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，
本设计中使用各温度下的几何平均值来表示。 α底顶αα=
=2.32
2.1.2全塔物料衡算
原料液中：设 A 组分－乙醇; B 组分－水
查[6]
书
和[7]书得:
乙醇的摩尔质量：M
乙=46.07 kg/kmol
水的摩尔质量： M
水=18.02 kg/kmol
826.002
.18/0759.007.46/9241.007
.46/9241.0=+=D x
0000782.002
.18/98.007.46/02.007
.46/02.0=+=W
x 因为入口的原料液是上游为95——96℃的饱和蒸汽冷却至90o
C 所得，因此，x F 的液相
组成就是95.5 o C 的气相组成。经查表得，95.5 o C 的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为： x F = 0.17
根据产量和所定工作时间，即日产40吨92.41%乙醇，每天24小时连续正常工作，则 原料处理量：D =
3
4010
40.51(/)24(0.826546.070.1718.02)km ol h ?=??+?
206.000000782
.0826.00000782.017.0=--=--=
W
D
W F X X
X X F
D
h kmol /196.650F =
h kmol D F W /156.14040.51196.650=-=-=
求q 值
由表2-1乙醇-水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时{90℃时}的气液相组成为：x A =0.0639 y A
=0.3554
由 F F x = L x A + V y A
和 F = L + V 得 L = 125.26（kmol/h ），
∴q = L /F = 0.6360
则：q 线方程为 y =
1
1
F x q x q q -
--= -1.747x+0.467
塔顶和塔釜温度的确定
由t-x-y 图可知: 塔顶温度t D =78.30℃，塔底温度t w = 96.00℃，
△
t=1/2(t D +t w )=87.15℃
回流比和理论塔板的确定
用内差法求得进料板的气液相组成（90℃进料）
进料板位于平衡线上,则：{
355
.00639.0====进料板进料板Y y X x q q
618.10639
.0355.0355.0826.0min =--=
--=
q
q q D x y y x R
R=1.5*R min =1.5*1.618=2.427
操作方程的确定
精馏段：h kmol D R L /318.9851.40427.2=?=?=
h kmol D R V /828.13851.40)1427.2()1(=?+=+=
提馏段：h kmol qF L L /387.223650.196*636.0318.98=+=+='
h kmol F q V V /247.67650.196*)636.01(828.138)1(=--=--='
、精镏段操作方程：
b
292.0708.0826.0*828
.13851.40828
.138318.981+=+
=
+
=
+n D n n x Xn x V D x V
L y
提镏段操作线方程：
000182
.0322.30000782
.0*247
.67140.156247
.67387.2231-=-
=
'
-
'
'=
+n w n n x Xn x V W x V L y
相平衡方程为：
n
n
n
n
n
n
n y y y y Xn x x y 32.132.2)1()1(1-=
--=
?-+=
αααα
板效率及实际塔板数的确定
（1）求αμL
平均温度 t ?=87.15 (0
C)下
μA = 0.449mpas μB =0.3281 mpas 则μL =x F μA ＋（1－x F ）μB
=0.17×0.449＋（1－0.17）×0.3281 =0.3487mpas
αμL =2.35×0.3487=0.8194 （2）求板效率E T
由αμL =0.8194，由《化工原理(下)》164页图10-20查得 E T =51%，偏低；实际工作E T 有所提高,因此取E T =70%. （3）求实际板数
由 T
T E N N 1-=
得
精馏段实际板数： N 精 =21/0.70=30（块） 提馏段实际板数： N 提 =7/0.70=10（块） 全塔板数： N=40块
2.2 精馏段物性衡算
2.2.1物料衡算
操作压强 P = 101.325
温度 t m t D =78.300C t F =900C t w =96.000C
∴t m =
15.842
90
30.782
=+=
+F
D t t C
定性组成
(1)塔顶 y 1= X D = 0.826 查平衡曲线得到 x 1=0.810 (2)进料 y f =0.355 x f =0.0639 平均分子量 m M 查附表知: (1)塔顶：M
VDm
=0.826?46.07+(1-0.826)?18.02=41.189（mol g /） M
LDm
=0.810?46.07+(1-0.810)?18.02=40.730（mol g /） (2)进料: M
VFm
=0.355?46.07+(1-0.355)?18.02=27.978（mol g /）M
LFm
=0.0639?46.07+(1-0.0639)?18.02=19.810（mol g /） 平均分子量M
Vm
=
2VFm
VDm M M +=
2
978
.27189.41+=34.584（mol g /）
M
Lm
=
2
LFM
LDM
M M
+=2
810
.19730.40+=30.270(mol g /)
平均密度m ρ 由[6]
书
和[7]书：1/LM ρ=a A /LA ρ+a B /LB ρ A 为乙醇 B 为水
塔顶：在78.30℃下：LA ρ=744.289(3/m kg ) LB ρ=972.870(3/m kg )
LMD
ρ1
=0.9241/744.289+（1-0.9241）/972.870 则LMD ρ=758.716(3/m kg )
进料:在进料温度90℃下：
LA ρ=729.9(3/m kg ) LB ρ=965.3(3
/m kg )
a A =
149.002
.18)0639.01(07.460639.007
.460639.0=?-+??
LMF
ρ1
=
3
.965)149.01(9
.729149.0-+
则LMF ρ=921.0(3/m kg )
即精馏段的平均液相密度LM ρ=(758.716+921.0)/2=839.858(3/m kg ) 平均气相密度VM ρ=RT
PM
VM
=
=+??)
15.27315.84(314.86.34325.101 1.180(3
/m kg )
液体平均粘度LM μ
液相平均粘度依下式计算：μ
μ
i
i
lm
x
lg
lg
∑=
(1)塔顶: 查[6]书和[7]书中图表求得在78.3℃下：A 是乙醇，B 是水
DA μ=0.504s mpa ?; DB μ=0.367s mpa ?;
lg L D μ=0.826?lg(0.504)+0.174?lg(0.367) 则L D μ=0.477 (s mpa ?)
(2)进料: 在90℃下：
FA μ=0.428 s mpa ?; FB μ=0.3165s mpa ?。
lg lF μ=0.0639?lg(0.428)+(1-0.0639)?lg(0.3165) 则lF μ=0.3226 (s mpa ?)
lm μ=（L D μ+lF μ）/2=（0.477+0.3226）=0.3998
液体表面张力m σ (1)塔顶: 查[6]
书
和[7]书求得在78.30℃下：
447.18=A
σ
m mN / 974.62=b σm mN /
194.26974.62174.0447.18826.0=?+?=MD σ(m mN /)
(2)进料: 在90℃下：
29.17'=A
σ
m
mN / 79.60'=b σ m mN /
01.5879.60)0639.01(29.170639.0=?-+?=MF σ(m mN /)
则 m σ=(MD σ+MF σ)/2=(26.194+58.01)/2=42.102(m mN /) 2.2.2气液体积流率的计算
由已知条件V =138.828h kmol / L =98.318h kmol / 得
S
V =
VM
VMvm ρ3600=
180.136006.34828.138??=1.131 (s m /3)
S
L =
LM
LM
LM
ρ3600=
001
.0858
.839360027.303.101=??(s m /3)
2.3 塔和塔板主要工艺尺寸计算
2.3.1 塔板横截面的布臵计算 塔径D 的计算
参考化工原理下表10-1，取板间距H T =0.45m =
L
h 0.06m
H T -L h =0.45-0.06=0.39m
两相流动参数计算如下
LV F =
Vs
Ls v
L ρρ
∴LV
F =（
131
.1001.0）（
180
.1858.839）2/1=0.0236
参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：C 20f =0.083
f C =2
.02020?
?
?
??σf C =0963.020102.42083.02
.0=?
?
?
??
u =f
5
.02
.02020???
? ??-?
?
?
??V V
L f C ρρρσ=5
.0180.1180.1858.8390963.0?
?
?
??-=2.567(s m /)
本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速
n
u
'= 0.8*u =f 0.8?2.567=2.053(s m /)
m u
Vs
D 838.0053
.214.3131.144=??=
=
'π
根据塔设备系列化规格，将D '圆整到D=1m 作为初选塔径，因此
重新校核流速u
)
(441.11
1785.0131.12
m u n =??=
实际泛点百分率为
561
.0567
.2441.1==
f
n u
u
2
2
2
785.01785.04
m D A T =?==
π
塔板详细设计 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。
因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。[4] (1)溢流装臵
取堰长w l =0.7D=0.7×1=0.7m, 选择平流溢流堰 出口堰高=w h OW L h h -,已取L h =0.06
W
h 0=2.84×310-E 3
/2)
(
w
h l L
由5.2)
(w h
l L =3.544/7
.05
.2=8.644 查化工原理下图10-48得：E=1.025
W
h 0=2.84×310-×1.025(3.544/0.7)2/3=0.00859m
=w h OW L h h -=0.06-0.00859=0.0514m
取=w h 0.06是符合的。
∴h L =h W +h OW =0.06+0.00859=0.0686m
修正后h L 对u n 影响不大,顾塔径计算不用修正. (2) 降液管宽度W d 与降液管面积A f 由w l /D=0.7查化工原理下图10-40得:
149.0=D
W d
088
.0=T
f A A
∴ d W =0.149×1=0.149m 2
2
0691.014
088.0m
A f =??
=π
(3) 降液管底隙高度h O
因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度
o
u '=0.07m/s. m
u l Ls h o
w o 024.007
.070.0001.0=?=
'?=
过小,取h o =0.04m
(4)塔板布臵 取安定区宽度W S =0.08m, 取边缘区宽度W C =0.04m
()()m
W W D x S d 271.008.0149.02
12
=+-=
--=
m
W D r C 46.004.05.02
=-=-=
??
? ?
?+-=-r x r x r x A a 1
2
22sin
1802π )(468.046.0271.0sin
46.0180
271.046.0271.022
1
2
2
2m =??
? ?
??+
-=-π
(3)筛板数n 与开孔率? 初取mm d o 6=，
0.3=o
d t 呈正三角形排列
t =3.0*6=18MM 依下式计算塔板上的开孔率?
=
?101.0)6/18(907.0/907.02
20===）（d t Aa Ao
=10.1% 则每层塔板上的开孔面积o A 为：
20473.0468.0101.0m A A a o =?==?
n =
4
2
d A π=
孔
1674006
.0*14.340473.02
=?
2.3.2 筛板能校塔流体力学校核 1板压降的校核
(1)干板压降相当的液柱高度 取板厚mm 3=δ，
5.00
.60.3==o
d δ
,查化工原理下图10-45
得:
C o =0.74
911.230473
.0131.10
0===
A V u s m/s
h c =
g 21*????
?????
? ??L v o o
C u ρρ2
=0.051???
? ?????
?
??L v o
o C u ρρ2
=
m 0748.0858.839180.174.0911.23051.02
=??
? ????? ??液柱
(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h l )/(606.10691
.01785.0131
.12
s m A A Vs u f
T a =-?=
-=
相应的气体动能因子 745
.1180
.1606.15
.05
.0=?==ρ
a a
u F
查化工原理下图10-46得：β=0.58
m h h h h L ow w l 0398.00686.058.0)(=?==+=ββ液柱 (3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ
h
δ
=
m
d L 00341.010
6858.83981.910
102.42481.943
3
=?????=
--ρσ
∴气体通过筛板压降相当的液柱高度即板压降： h p =h c +h L +h σ
m
h p 1180.000341.00398.00748.0=++=
本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 1 液沫夹带量的校核 m h h L f 1715.05.2*0686.05.2==?=
Kg Kg h H u e f T
a
v /0369.01715.045.0606.110
102.4210
7.510
7.52
.33
6
2
.36
液=??
?
??-??=
?
??? ??-?=
---σ
汽
0.0369<0.1Kg 液/Kg 气
故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。
3 溢流液泛条件的校核
溢流管中的当量清液高度可由式2
153.0???
? ??=∑
o
w S
f h
l L h 计算液体沿筛板流动时,阻
力损失很小,其液面落差?可忽略不计,即 0=?。
已知: 06.0=L h 86m , 0=?，
故降液管内的当量清液高度：
m
h h
h H f f
L d 2403.01715.0000195.000686.0=+++=++
?+=∑
乙醇-水混合液不易起泡,取φ=0.6,则降液管内泡沫层高度：
m
H H
d
fd
5.0400.06
.02403.0<===φ
不会产生溢流液泛。
液体在降液管内停留时间的校核
降液管内的停留时间 s
L H A s
d f 60.16001
.02403
.00691.0=?=
=
τ>5s
不会产生严重的气泡夹带。
4 漏液点的校核 漏液点的孔速为：
v L L o
ow h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.4-+=
=018.1/858.839)00341.00686.013.00056.0(74.04.4?-?+? =9.155(m/s ) 筛孔气速o u =
)/(911.230473.0131.10
s m A V S ==
塔板稳定系数 ()0.2~5.1612.2155
.9911.23>==
=
ow
o u u k
表明具有足够的操作弹性。
根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。
m
h
l L h
o w S
f
000195.004.07.0001.0153.0153.02
2
=?
?
?
???=???
? ??=∑
2.4 精馏段塔板负荷性能图
注:以下计算常用3
/23)
(
1084.2w
h ow l L E h -?=得)(~s ow L h ,E ~~
5
.2w
h l L 经验计算,
取E=1.0 则3
/23
)
7
.0(
0.110
84.2h ow L h ???=-=Ls
Ls 8462.07.0360010
84.23
/23
=?
?
? ????-2/3
2.4.1 过量液沫夹带线 依下式计算: v e =
σ
6
10
7.5-??
??? ??-f T
a
h H u 3.2 (2-1) 式中：a u =
f
T S
A A V -=
0691
.01785.02
-?S
V =S V 397.1
h
f
=5.2(h w +h ow )=8462.00502.0(5.2+)3
/2s
L =3
/21155.2126.0s
L +
令v e =0.1kg 液/kg 气，由σ= 42.1?103-m N /, H T =0.45m 代入式(2-1)得：0.1=
3
6
10
102.4210
7.5--??(
3
/21155.20.12645.0397.1s
L Vs
--)2.3
整理得： 3
/293.1183.1s
s L V -=
在操作范围中，任取几个s L 值，根据上式算出s V 值列于表2-3中：
2.4.2溢流液泛线
由式]2[T
w d
H h H ≤-φ
和 f f ow w d h h h h H ∑++?++= 联立求解。
(1)σh h h h L c p ++=
c h =051
.0（
o
o c u ）2（
L
v ρρ）=051.0（
o
o s A C V ）2
L
v ρρ
=051.0（0473
.074.0?s
V ）2（
858
.83918.1）=20585.0s V
l h =β
（h w +h ow ）=3
/23
/24908.00291.0)8462.00502.0(58.0s
s
L L +=+
故 h
p =20578.0s V +3
/24908.00291.0s
L ++00409.0
=20578.0s V +3
/24908.0s L + 0.0332
(2)h
d
=0.153（
h l L w s ）2=153.0（
04
.07.0?s L ）2=2
2.195s L 则：
=+)0502.045.0(6.02
0578.0s
V +3
/24908.0s L +0.0332+0.0502+0.84623
/2s L +195.22
s L
整理得： s V 2=3.19-23.13L 3
/2s -3377.16L 2s
（2-18） 取若干s L 值依(2-18)式计算s V 值，见表2-4，作出液泛线 (参见2-1图)
表2-4
2.4.3液相上限线
取液体在降液管中停留时间为5秒。 则 s L man
=
τ
f
T A H =
5
0691
.045.0?=00622.0（s m /3）
在s
L man
=00622.0s m /3处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上
它为与气体流量 V S 无关的垂直线。(参见图2-1） 2.4.4漏液线（气相负荷下限线）
由 h L =h w +h ow =0.0502+0.8462s
L 3
/2，
u ow =
o
s A V min .代入下式]2[求漏液点气速式：
u ow =4.4C o v L L h h ρρδ/]13.00056.0[-+
o
s A V min =4.4?0.74180
.1858.839]
00341.08462.00502.013
.00056.0[3
/2-++）（s L
将A o =0.0476 代入上式并整理得 =
Ao
Vs min 3.2563/2292.78206.6Ls +
V s
min
=0.1543
/2292.78026.6s
L +
据上式，取若干个s L 值计算相应s V 值，见表2-5，作漏液线 (参见图2-1)
2.4.5液相下限线 取平顶堰堰上液层高度h
ow
=6mm ，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能
保证板上液流分布均匀。 则
h ow =2.84?103-E （
w
h l L ）3/2
0.006=2.84?103-?1.01（
7
.03600Ls ）3/2
整理得： 4min ,1088.5-?=s L s m /3
在图上4min ,1088.5-?=s L s m /3处作垂线即为液相下限线。(见图2-2) 2.4.6 操作线
P 点为操作点，其坐标为：
s m V Vs h /131.13600
3==
， s m Ls /001.03
=
OP 为操作线，OP 与液泛线的交点对应气相负荷为V s,ma ；n ,与漏夜线的交点对应气相负荷为V s,min .可知：
精馏段的操作弹性=
,m ax ,m in
1.70 4.36
0.39
s s V V ==
图2-1
2.5 提馏段物性衡算
2.5.1物料衡算
操作压强 P = 101.325
温度 t m t D =78.300C t F =900C t w =96.00C
∴t m =
93
2
90
962
=+=+tf tw 0
C
定性组成
(1)塔斧 W x =0.OOO0782查相平衡图得到：W y =0.0014 (2)进料 y f =0.355 x f =0.0639
平均分子量 m M 查附表知: (1)塔斧：M
VWm
=0.0014?46.07+(1-0.0014)?18.02=18.059（mol g /） M
LWm
=0.0001?46.07+(1-0.0001)?18.02=18.02（mol g /） (2)进料: M
VFm
=0.355?46.07+(1-0.355)?18.02=27.99（mol g /）
M
LFm
=0.0639?46.07+(1-0.0639)?18.02=19.81（mol g /）平均分子量
M
Vm
=2VFm
VWm M M +=
18.0527.99
2+=23.02（mol g /）
M
Lm
=
2
LFM
LWM
M M
+=18.0219.81
2
+=18.92(mol g /)
平均密度m ρ 由式]3[：1/LM ρ=a A /LA ρ+a B /LB ρ 塔斧：查[6]书和[7]书在96.0℃下：A 乙醇 B 水
LA ρ=722.38(3/m kg ) LB ρ=961.16(3
/m kg )
LMW
ρ1
=0.0000782/722.38+(1-0.0000782)/961.16 则
LMW ρ=961.135(3/m kg )
进料:在进料温度90℃下：
LA ρ=729.9(3/m kg ) LB ρ=965.3(3
/m kg )
a A =
149.002
.18)0639.01(07.460639.007
.460639.0=?-+??
LMF
ρ1
=
3
.965)149.01(9
.729149.0-+
则LMF ρ=921.0(3/m kg )
即提馏段的平均液相密度LM ρ=(961.135+921.0)/2=941.067(3/m kg ) 平均气相密度VM ρ=
RT
PM
VM
=
）
（15.27393*314.802
.23*325.101+=0.766(3/m kg )
液体表面张力m σ
(1)塔釜: 查[6]书和[7]书得在96.0℃下：
σ=16.688m mN / B σ=58.99m mN /
σmv=0.0014*16.688+（1-0.0014）*58.99=58.930(m mN /)
(2) 进料: 查[6]
书
和[7]书得在90℃下：
29.17'=A
σ
m
mN / 79.60'
=b σ m mN /
01.5879.60)0639.01(29.170639.0=?-+?=MF σ(m mN /)
则 m σ=(M w σ+MF σ)/2=(58.930+58.01)/2=58.47（m mN /) 液体平均粘度LM μ (3)塔釜:
查[6]书和[7]书得在96.0℃下：
WA μ=0.391s mpa ?; WB μ=0.2977s mpa ?;
lg LW μ=0.0014?lg(0.391)+0.9986?lg(0.2977) 则LW μ=0.295(s mpa ?)
(4)进料:
查[6]书和[7]书得在90℃下：
FA μ=0.388 s mpa ?; FB μ=0.290s mpa ?。
lg lF μ=0.0639?lg(0.388)+(1-0.0639)?lg(0.290) 则lF μ=0.3226 (s mpa ?)
LM μ= (LW μ+LF μ)/2 = (0.295+0.3226)/2 =0.309(s mpa ?)
2.5.2气液体积流率的计算
由已知条件V =70.11h kmol / L =226.6h kmol / 得
Vs =
VM
Mvm V ρ3600=
=
766
.0*360002.23*387.670.562 (s m /3)
影响精馏塔操作的因素： 进料温度： 进料温度降低，则提馏段热负荷增加，加热蒸汽用量增加，塔顶冷凝器冷负荷减少，塔釜产品质量下降；进料温度上升，塔顶冷凝器冷负荷增加，加热蒸汽用量减少。 一般通过调整加热蒸汽量来保证回流量不变 进料量： 进料量的变化，相应的塔顶采出量、塔釜采出量及塔顶冷凝器的循环水量和再沸器的加热蒸汽量应随之改变，以保证物料平衡。 进料量要保证平衡，调节要平缓，避免大起大落。 进料组成： 轻组分增加，提馏段负荷增加，容易造成釜液中轻组分损失加大，可以减少塔顶采出量，减小回流比； 重组分增加，静馏段负荷增加，易将重组分带入塔顶，可以减少塔顶采出量，增加回流比。 塔顶采出量： 塔顶采出量应随进料量的变化而变化，以保证塔内固定的回流比，维持塔的正常操作。 如果进料不变，增加塔顶取出量，会引起回流比减小，操作压力下降，使重组分带到塔顶，引起产品不合格。减小取出量，会引起回流比增大，塔顶与塔釜压差增大，时间长了会引起液泛，从而导致塔釜产品不合格。 塔釜采出量： 通过调整塔釜采出量来控制塔釜液位； 当塔釜液排出过大时，会造成釜液面下降或排空，使通过再沸器的釜液循环量减少，从而导致传热不好，轻组分蒸不出去，使塔顶、塔釜产品均不合格。如果塔底采出量过小，会造成塔釜液面过高，严重时会超过挥发管，增加了釜液循环的阻力，造成传热不好，使釜温下降，影响操作。 回流比： 回流比增加，塔顶冷凝器循环水量和再沸器加热蒸汽用量应随之增加， 塔顶冷凝器循环水量： 塔顶冷凝器循环水量的大小会引起回流量和回流温度的变化。循环水量加大，回流量也加大，塔顶温度下降；循环水量减小，回流量也减小，塔顶温度上升。 因此循环水量要适当。 塔顶温度： 在塔顶压力一定时，塔顶温度反映了塔顶产品组成；塔顶温度随进料量的进料组成变化而变化； 通过调节回流量来调节塔顶温度，塔底温度偏低，应适当减少回流量，提高塔顶采出量；塔顶温度偏高，应适当加大回流量，减少塔顶采出量。 塔釜温度： 在塔釜压力一定时，塔釜温度反映了塔釜产品组成； 通常是改变加热釜的蒸汽量来调节釜温。加大蒸汽量，釜温上升；减少蒸汽量，釜温下降。 引起釜温波动因素有：塔压突然升高与降低、塔釜液的波动、加热蒸汽压力波动、调节阀失灵、疏水器失灵，使加热釜内冷凝液过多、塔釜和加热釜连通管堵等， 塔压： 影响塔压变化的因素有：①塔顶温度②塔釜温度②进料组成④进料量⑤回流量⑥冷剂量及冷剂压力。另外，仪表故障、设备和管道的冻堵，也可引起塔压的变化。 调节塔压的方法：再沸器蒸汽用量过大，回流量较大，塔压升高，这时应适当降低蒸汽量，以调压塔釜压力。
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
南华大学 过程控制仪表课程设计 设计题目精馏塔提馏段的温度控制系统学生XXX 专业班级自动化X X X 学号XXXXXXXXXX 指导老师XXX 2012年6月25日
目录 1.系统简介与设计目的 (2) 2.控制系统工艺流程及控制要求 (3) 3．设计方案及仪表选型 (4) 3.1控制方案的确定 (4) 3.2控制系统图、方框图 (5) 4.各个环节仪表的选型，仪表的工作原理以及性能指标 (7) 4.1检测元件 (7) 4.1.1铠装热电偶特点 (7) 4.1.2铠装热电偶主要技术参数 (7) 4.2变送器 (7) 4.2.1变送器主要技术指标 (7) 4.3调节器 (8) 4.4执行器 (8) 4.4.1电／气阀门定位器作用 (8) 5.绘制仪表盘电气接线图，端子接线图 (10)
6.仪表型号清单 (11) 7.设计总结 (12) 参考文献 (13) 1.系统简介与设计目的 精馏操作是炼油、化工生产过程中的一个十分重要的环节。精馏塔的控制直接影响到工厂的产品的质量、产量和能量的消耗，因此精馏塔的自动控制长期以 来一直受到人们的高度重视。精馏塔是一个多输入多输出的对象，它由很多级塔 板组成，在机理复杂，对控制要求又大多较高。这些都给自动控制带来一定的困难。同时各塔工艺结构特点有千差万别，这需要深入分析特性，结合具体塔的 特点，进行自动控制方案设计和研究。精馏塔的控制最终目标是，在保证产品质 量的前提下，使回收率最高，能耗最小，或使总收益最大。在这个情况为了更好 实现精馏的目标就有了提馏段温度控制系统的产生。
按提馏段指标的控制方案，当塔釜液为主要产品时，常常按提馏段指标控制。 如果是液相进料，也常采用这类方案。这是因为在液位相进料时，进料量的变化， 首先影响到塔底产品浓度，塔顶或精馏段塔板上的温度不能很好地反映浓度的变 化，所以采用提馏段控制温度比较及时。另外如果对釜底出料的成分要求高于塔 顶出料，塔顶或精馏段板上温度不能很好反映组分变化和实际操作回流比大于几 倍最小回流比时，可采用提馏段控制。提馏段温度是衡量质量指标的间接指标，而以改变再沸器加热量作为控手段的方案，就是提馏段温控。 精馏塔的控制目标是：在保证产品质量合格的前提下，使塔的回收率最高、能耗最低，即使总收益最大，成本最小。
第一章 概述 1.1 过程控制系统由哪些基本单元构成？画出其基本框图。 控制器、执行机构、被控过程、检测与传动装置、报警，保护，连锁等部件 1.2 按设定值的不同情况，自动控制系统有哪三类？ 定值控制系统、随机控制系统、程序控制系统 1.3 简述控制系统的过渡过程单项品质指标，它们分别表征过程控制系统的什么性能？ a.衰减比和衰减率：稳定性指标； b.最大动态偏差和超调量：动态准确性指标； c.余差：稳态准确性指标； d.调节时间和振荡频率：反应控制快速性指标。 第二章 过程控制系统建模方法 习题2.10 某水槽如图所示。其中F 为槽的截面积，R1，R2和R3均为线性水阻，Q1为流入量，Q2和Q3为流出量。要求： （1） 写出以水位H 为输出量，Q1为输入量的对象动态方程； （2） 写出对象的传递函数G(s)，并指出其增益K 和时间常数T 的数值。 （1）物料平衡方程为123d ()d H Q Q Q F t -+= 增量关系式为 123d d H Q Q Q F t ??-?-?= 而22h Q R ??= ， 33 h Q R ??=， 代入增量关系式，则有23123 ()d d R R h h F Q t R R +??+=? （2）两边拉氏变换有： 23 123 ()()()R R FsH s H s Q s R R ++ =
故传函为： 23232 3123 ()()()11R R R R H s K G s R R Q s Ts F s R R +=== +++ K=2323 R R R R +, T=23 23R R F R R + 第三章 过程控制系统设计 1. 有一蒸汽加热设备利用蒸汽将物料加热，并用搅拌器不停地搅拌物料，到物料达到所需温度后排出。试问： （1） 影响物料出口温度的主要因素有哪些？ （2） 如果要设计一温度控制系统，你认为被控变量与操纵变量应选谁？为什么？ （3） 如果物料在温度过低时会凝结，据此情况应如何选择控制阀的开、闭形式及控制器 的正反作用？ 解：（1）物料进料量，搅拌器的搅拌速度，蒸汽流量 （2）被控变量：物料出口温度。因为其直观易控制，是加热系统的控制目标。 操作变量：蒸汽流量。因为其容易通过控制阀开闭进行调整，变化范围较大且对被 控变量有主要影响。 （3）由于温度低物料凝结所以要保持控制阀的常开状态，所以控制阀选择气关式。控制 器选择正作用。 2. 如下图所示为一锅炉锅筒液位控制系统，要求锅炉不能烧干。试画出该系统的框图，判断控制阀的气开、气关型式，确定控制器的正、反作用，并简述当加热室温度升高导致蒸汽蒸发量增加时，该控制系统是如何克服干扰的？ 解：系统框图如下：
1.精馏塔操作及自动控制系统的改进 问：蒸汽压力突然变化时，将直接影响塔釜难挥发组分的蒸发量，使当时塔内热量存在不平衡，导致气-液不平衡，为此如何将塔釜热量根据蒸汽进料量自动调节达到相对稳定，从而保证塔内热量平衡是问题的关键。在生产过程中，各精馏塔设备已确定，塔釜蒸发量与气体流速成正比关系，而流速与塔压差也成正比关系，所以控制好塔顶、塔釜压力就能保证一定的蒸发量，而在操作中，塔顶压力可通过塔顶压力调节系统进行稳定调节或大部分为常压塔，为此，稳定塔釜压力就特别重要。于是在蒸汽进料量不变情况下，我们对蒸汽压力变化情况与塔釜压力的变化进行对比，发现两者成正比关系，而且滞后时间极小。于是将蒸汽进料量与塔釜压力进行串级操作，将塔釜压力信号传递给蒸汽流量调节阀，蒸汽流量调节阀根据塔釜压力进行自动调节，通过蒸汽进料量自动增大或减少，确保塔釜压力稳定，从而保证了精馏操作不受外界蒸汽波动的影响。 我们在讨论精馏塔的控制方式，主要分析的是工艺系统对塔的影响，公用工程几乎不对内部有制约。实际上也是如此。举例分析：蒸汽系统的压力突然变化的系数要远远小于一个精馏塔内部压力变化的系数，也就是说蒸汽系统的压力对比塔压是更趋于稳定；基于这个原因塔压的控制才可以串级控制再沸器的进入蒸汽流量。如果发现蒸汽系统的压力发生了变化，塔压基本没法和加热蒸汽流量串控了。第二塔的压差基本只是一个参考数据，一般不对塔压差进行控制。尽管塔压差过高我们要采取一定的措施。 DCS/SCS/APC等技术伴随着大容量的工业电脑的应用，投入成本逐渐下降，精馏塔的高级智能控制也成为可能，比如APC/SCS等技术，精馏产品纯度也得到保证。可是这些系统其实很脆弱，由于影响这些先进控制的外来因素的影响，DCS操作工随时都可能摘除这些控制，回到DCS的水平，进行人工干预。 问：个人认为首先蒸汽压力的波动可以直接影响釜温和塔釜压力的不稳定,同时造成塔内压差的波动,在锅炉补水或蒸汽温度变化的情况下如果不即时去调节蒸汽量来稳定塔内压差的话,很有可能造成反混和塔釜轻组分超标现象.这个和采用双温差控制的方式相仿,而且在现场操作的时候,如果蒸汽压力升高或降低,如果阀门保持同样的开度的话,蒸汽的流量会多少有加大和减少的情况,我认为公用系统的稳定是精馏系统温度的先决条件,楼上你认为如何? 你“说”的没有任何错误。可是问题出在哪里呢？ 我们以控制塔压力为例。假设塔的其它参数不变，只有供应塔底再沸的蒸汽压力在变化，假定塔压直控塔底再沸蒸汽的量或者串控塔底蒸汽的流量。因为该蒸汽压力的变化，然后塔压命令再沸器的流量控制阀做出调整，这样才能保持塔的稳定。这是可以实现的，完全没有问题。（这是一元参数变化） 然而实际的情况却不能让你这样子。 我们知道塔的进料除非你特意的控制其进料流量（有这种模式），否则任何塔的进料都是波动的，有时甚至有较大波幅（这时就产生二元参数变化），进料板一般不能变化了（除非特殊工艺，设计了多个可控进料口），设塔的进料变大了，就会出现塔的灵敏板以下温度降低，但是塔压已经正常，楼主的用塔压控制蒸汽流量的阀门关闭了，可这时塔底部温度却还低呢！ 如果有三元以上参数也变化呢？楼主的精馏塔还精馏吗？
板式精馏塔设计方案 第三节精馏方案简介 (1) 精馏塔的物料衡算； (2) 塔板数的确定： (3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算； (4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (5) 塔板主要工艺尺寸的计算； (6) 塔板的流体力学验算： (7) 塔板负荷性能图； (8) 精馏塔接管尺寸计算； (9) 绘制生产工艺流程图； (10) 绘制精馏塔设计条件图； (11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液由泵从原料储罐中引岀，在预热器中预热至84 C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至25 C后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。 第四节：精馏工艺流程草图及说明
、流程方案的选择
1. 生产流程方案的确定: 原料主要有三个组分：C2°、C3二、C3°,生产方案有两种：（见下图A , B ）如 任务书规定： 图（A ） 为按挥发度递减顺序采出，图（B ）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工 生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。 因各组分采出之 前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B ）所示方法中，除最难挥发组 分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品， 能量（热量和冷 量）消耗大。并且，由于物料的循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大， 再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故 应选用图（A ）所示的是生产方案。 2. 工艺流程分离法的选择： 在工艺流程方面，主要有深冷分离和常温加压分离法。 脱乙烷塔，丙烯精制 塔采用常温加压分离法。因为 C2, C3在常压下沸点较低呈气态采用加压精馏沸 点可提高，这样就无须冷冻设备，可使用一般水为冷却介质，操作比较方便工艺 简单，而且就精馏过程而言，获得高压比获得低温在设备和能量消耗方面更为经 济一些，但高压会使釜温增加，引起重组分的聚合，使烃的相对挥发度降低，分 离难度加大。可是深冷分离法需采用制冷剂来得到低温， 采用闭式热泵流程，将 精馏塔和制冷循环结合起来，工艺流程复杂。综合考滤故选用常温加压分离法流 程。 1、 脱乙烷塔：根据原料组成及计算：精馏段只设四块浮伐 塔板,塔顶采用分 凝器、全回流操作 2、 丙烯精制塔：混合物借精馏法进行分离时它的难易程度取决 于混合 物的沸点差即取决于他们的相对挥发度丙烷一丙烯的 C2 C3 = C3 ° iC4 W% 5.00 73.20 20.80 0.52 0.48 100 工艺特点: 原料 C 工 C 。 (A ) (B )
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。 1 23 45 k 86 79 j1 10 1112 i n 1 13 14 2 3 4 5 30 11l Ⅰ 41 40 39 审核审定批准 1：5 Ⅲ 设计制图校核职务件号 12345 6 9 7810 34 Ⅱ j3 Ⅲ 35 38 3736g h Ⅳ 33 3231 27 Ⅴ 1：5 19151312 141716 1823212022 252426ⅤI 1：5 292830 3133 323534363738 39 40 41Ⅵ 18 15 16Ⅴ f 33 m5 31 32 34 35 17 50 51m7 19 20b c a 30 29e 28 2726 a f k 1：2 Ⅵ 1：2 A、B类焊缝 j1 管口方位示意图 m1-7j4 d 25 24 2322 21b c e l g d n i j2h j3 HG20594-971 1.03设计项目设计阶段 重量（Kg） 总重322.7 94.2374.19140.62.97 5.382.364.67 0.41 精馏塔 1∶20 比例 图幅 A1 版次 引出孔 φ159×4.5法兰 PN1.0，DN40接管 DN20，L=250日期 姓名 图号或标准号 名称 基础环 筋板JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93静电接地板盖板垫板引出管 DN40排气管 φ80材料Q235-A Q235-A 数量 148单件6.72Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 2424114111 3.931.551.17毕业设计施工图 备注 21.9376181210.692.02380370.70.411.0382.3248.10.411.031.874.150.962.36118.3 310.10.411.03370.738021.032.612.2442.54总质量：27685 Kg 2901 1Q235-A GB/T3092-93回流管 DN45法兰 PN1.0，DN20筒体 φ1600×16法兰 PN1.0，DN32上封头DN1600×16接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20法兰 PN1.0，DN600接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20GB/T3092-93GB/T3092-93JB4710-92 HG20594-97HG5-1373-80JB/T4737-95进料管 DN32塔釜隔板液封盘 吊柱 GB/T3092-93HG20594-97HG20594-97HG8162-87HG20594-97GB/T3092-93GB704-88出气管 DN600扁钢 8×16气体出口挡板1Q235-A Q235-A Q235-A·F 16MnR Q235-A Q235-A·F Q235-A 组合件16MnR 1111111Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A·F 1111311450.6 法兰 PN1.0，DN45接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20下封头DN1600×16法兰 PN1.0，DN20地脚螺栓M42×4.5HG20594-97JB/T4736-95HG21515-95HJ97403224-3HG20594-97GB/T3092-93HJ97403224-7JB/T4734-95补强圈 DN450×8人孔 DN450塔盘裙座筒体 HG20594-97GB/T3092-93JB4710-92JB4710-92HG20652-1998JB/ZQ4363-86引出管 DN20引出孔 φ133×4检查孔 排净孔Q235-A Q235-A Q235-A 组合件Q235-A Q235-A 16MnR Q235-A 71751111116.944.357 Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 1111224δ=8 技术特性表 连接尺寸标准 HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG21515-95h 20l 20m1-7 n 40 450j1-4k i 204020公称尺寸 d 20f g e 322045符号b c 20600凹液面计口凹凹凹凹凹凹 出料口人孔再沸器返回口 温度计口排气管口至再沸器口紧密面 型式凹凹凹凹凹凹压力计口回流口进料口液面计口用途或名称温度计口气相出口管口表 7许用应力 MPa 焊缝接头系数腐蚀裕量 mm 全容积 m 容器类别 11 109 83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65 43 序号 21项 目0.5857.93271170指 标0.11500.027筒体、封头、法兰102 技术要求
辽宁工业大学过程控制系统课程设计（论文）题目：精馏塔温度控制系统设计 院（系）：电气工程学院 专业班级：自动化093 学号： 090302074 学生姓名：杨昌宝 指导教师：（签字） 起止时间：
课程设计（论文）任务及评语 院（系）：电气工程学院教研室：自动化 注：成绩：平时20% 论文质量60% 答辩20% 以百分制计算
摘要 随着石油化工的迅速发展，精馏操作的应用越来越广，分流物料的组分越来越多，分离的产品纯度越来越高。采用提馏段温度作为间接质量指标，它能够较直接地反映提馏段产品的情况。将提馏段温度恒定后，就能较好地确保塔底产品的质量达到规定值。所以，在以塔底采出为主要产品、对塔釜成分要求比对馏出液高时，常采用提馏段温度控制方案。由于精馏塔操作受物料平衡和能量平衡的制约，鉴于单回路控制系统无法满足精馏塔这一复杂的、综合性的控制要求，设计了基于串级控制的精馏塔提馏段温度控制系统。 精馏塔的大多数前馈信号采用进料量。当进料量来自上一工序时，除了多塔组成的塔系中可采用均匀控制或串级均匀控制外，还有用于克服进料扰动影响的控制方法前馈—反馈控制。 前馈控制是一种预测控制，通过对系统当前工作状态的了解，预测出下一阶段系统的运行状况。如果与参考值有偏差，那么就提前给出控制信号，使干扰获得补偿，稳定输出，消除误差。前馈的缺点是在使用时需要对系统有精确的了解，只有了解了系统模型才能有针对性的给出预测补偿。但在实际工程中，并不是所有的干扰都是可测的，并不是所有的对象都是可得到精确模型的，而且大多数控制对象在运行的同时自身的结构也在发生变化。所以仅用前馈并不能达到良好的控制品质。这时就需要加入反馈，反馈的特点是根据偏差来决定控制输入，不管对象的模型如何，也不管外界的干扰如何，只要有偏差，就根据偏差进行纠正，可以有效的消除稳态误差。解决前馈不能控制的不可测干扰。 前馈反馈综合控制在结合二者的优点后，可以提高系统响应速度 关键词：提馏段温度前馈-反馈串级控制
化工原理课程设计 设计题目：乙醇精馏塔 前言 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。 蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。 本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
精馏塔温度控制系统设计 The Standardization Office was revised on the afternoon of December 13, 2020
辽宁工业大学过程控制系统课程设计（论文）题目：精馏塔温度控制系统设计 院（系）：电气工程学院 专业班级：自动化093 学号： 0 学生姓名：杨昌宝 指导教师：（签字） 起止时间：
课程设计（论文）任务及评语 院（系）：电气工程学院教研室：自动化
注：成绩：平时20% 论文质量60% 答辩20% 以百分制计算 摘要 随着石油化工的迅速发展，精馏操作的应用越来越广，分流物料的组分越来越多，分离的产品纯度越来越高。采用提馏段温度作为间接质量指标，它能够较直接地反映提馏段产品的情况。将提馏段温度恒定后，就能较好地确保塔底产品的质量达到规定值。所以，在以塔底采出为主要产品、对塔釜成分要求比对馏出液高时，常采用提馏段温度控制方案。由于精馏塔操作受物料平衡和能量平衡的制约，鉴于单回路控制系统无法满足精馏塔这一复杂的、综合性的控制要求，设计了基于串级控制的精馏塔提馏段温度控制系统。 精馏塔的大多数前馈信号采用进料量。当进料量来自上一工序时，除了多塔组成的塔系中可采用均匀控制或串级均匀控制外，还有用于克服进料扰动影响的控制方法前馈—反馈控制。 前馈控制是一种预测控制，通过对系统当前工作状态的了解，预测出下一阶段系统的运行状况。如果与参考值有偏差，那么就提前给出控制信号，使干扰获得补偿，稳定输出，消除误差。前馈的缺点是在使用时需要对系统有精确的了解，只有了解了系统模型才能有针对性的给出预测补偿。但在实际工程中，并不是所有的干扰都是可测的，并不是所有的对象都是可得到精确模型的，而
精馏操作基本知识 1、何为相和相平衡： 答：相就是指在系统中具有相同物理性质和化学性质的均匀部分，不同相之间往往有一个相界面，把不同的相分别开。系统中相数的多少与物质的数量无关。如水和冰混合在一起，水为液相，冰为固相。一般情况下，物料在精馏塔内是气、液两相。 在一定的温度和压力下，如果物料系统中存在两个或两个以上的相，物料在各相的相对量以及物料中各组分在各个相中的浓度不随时间变化，我们称系统处于平衡状态。平衡时，物质还是在不停地运动，但是，各个相的量和各组分在各项的浓度不随时间变化，当条件改变时，将建立起新的相平衡，因此相平衡是运动的、相对的，而不是静止的、绝对的。比如：在精馏系统中，精馏塔板上温度较高的气体和温度较低的液体相互接触时，要进行传热、传质，其结果是气体部分冷凝，形成的液相中高沸点组分的浓度不断增加。塔板上的液体部分气化，形成的气相中低沸点组分的浓度不断增加。但是这个传热、传质过程并不是无止境的，当气液两相达到平衡时，其各组分的两相的组成就不再随时间变化了。 2、何为饱和蒸汽压？ 答：在一定的温度下，与同种物质的液态（或固态）处于平衡状态的蒸汽所产生的压强叫饱和蒸汽压，它随温度的升高而增加。众所周知，放在杯子里的水，会因不断蒸发变得愈来愈少。如果把纯水放在一个密闭容器里，并抽走上方的空气，当水不断蒸发时，水面上方气相的压力，即水的蒸汽所具有的压力就不断增加。但是，当温度一定时，气相压力最中将稳定在一个固定的数值 专业资料可编上,这时的压力称为水在该温 度下的饱和蒸汽压。
应当注意的是，当气相压力的数值达到饱和蒸汽压力的数值是，液相的水分子仍然不断地气化，气相中的水分子也不断地冷凝成液体，只是由于水的气化速度等于水蒸汽的冷凝速度，液体量才没有减少，气体量也没有增加，气体和液体达到平衡状态。所以，液态纯物质蒸汽所具有的压力为其饱和蒸汽压时，气液两相即达到了相平衡。 3、何为精馏，精馏的原理是什么？ 答：把液体混合物进行多次部分汽化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离为所要求组分的操作过程称为精馏o 为什么把液体混合物进行多次部分汽化同时又多次部分冷凝，就能分离为纯或比较纯的组分呢？对于一次汽化，冷凝来说，由于液体混合物中所含的组分的沸点不同，当其在一定温度下部分汽化时，因低沸点物易于气化，故它在气相中的浓度较液相高，而液相中高沸点物的浓度较气相高。这就改变了气液两相的组成。当对部分汽化所得蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物的浓度较气相高，而为冷凝气中低沸点物的浓度比冷凝液中要高。这样经过一次部分汽化和部分冷凝，使混合液通过各组分浓度的改变得到了初步分离。如果多次的这样进行下去，将最终在液相中留下的基本上是高沸点的组分，在气相中留下的基本上是低沸点的组分。由此可见，多次部分汽化和多次部分冷凝同时进行，就可以将混合物分离为纯或比较纯的组分。 液体气化要吸收热量，气体冷凝要放出热量。为了合理的利用热量，我们可以把气体冷凝时放出的热量供给液体气化时使用，也就是使气液两相直接接触，在传热同时进行传质。为了满足这一要求，在实践中，这种多次部分汽化 专业资料可编伴随多次部分冷凝的过程是逆 流作用的板式设备中进行的。所谓逆 流，就是因液体受热而产生的温度较高
1 / 2 ∠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1 2345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 10111213 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
塔基础知识 1：化工生产过程中, 是如何对塔设备进行定义的? 答: 化工生产过程中可提供气（或汽）液或液液两相之间进行直接接触机会，达到 相际传质及传热目的，又能使接触之后的两相及时分开，互不夹带的设备称之为塔。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。常见的、可在塔设备中完成单元操作的有精馏、吸收、解吸和萃取等，因此，塔设备又分为精馏塔、吸收塔、解吸塔和萃取塔等。 2：塔设备是如何分类的? 答：按塔的内部构件结构形式，可将塔设备分为两大类：板式塔和填料塔。按化工操作单元的特性（功能），可将塔设备分为：精馏塔、吸收塔、解吸塔、反应塔 （合成塔）、萃取塔、再生塔、干燥塔。按操作压力可将塔设备分为：加压塔、常压塔和减压塔。按形成相际接触界面的方式，可将塔设备分为：具有固定相界面的塔和流动相界面的塔。 3：什么是塔板效率?其影响因素有哪些? 答：理论塔板数与实际塔板数之比叫塔板效率，它的数值总是小于 1 。在实际 运行中，由于气液相传质阻力、混合、雾沫夹带等原因，气液相的组成与平衡状态有所偏离，所以在确定实际塔板数量时，应考虑塔板效率。系统物性、流体力学、操作条件和塔板结构参数等都对塔板效率有影响，目前塔板效率还不能精确地预测。 4：塔的安装对精馏操作有何影响? 答：：（1）塔身垂直.倾斜度不得超过1/1000, 否则会在塔板上造成死区,使塔的精馏效率下降；（2）塔板水平.水平度不超过正负2mm塔板水平度如果达不到要求, 则会造成液层高度不均匀, 使塔内上升的气相易从液层高度小的区域穿过, 使气液两相不能在塔板上达到预期的传热,传质要求. 使塔板效率降低。筛板塔尤其要注意塔板的水平要求。对于舌形塔板，浮动喷射塔板，斜孔塔板等还需注意塔板的安装位置，保持开口方向与该层塔板上液体的流动方向一致。（3）溢 流口与下层塔板的距离应根据生产能力和下层塔板溢流堰的高度而定。但必须满足溢流堰板能插入下层受液盘的液体之中，以保持上层液相下流时有足够的通道和封住下层上升蒸汽必须的液封，避免气相走短路。另外，泪孔是否畅通，受液槽，集油箱，升气管等部件的安装，检修情况都是要注意的。对于不同的塔板有不同的安装要求，只有按要求安装才能保证塔的生产效率。 5：塔设备中的除沫器有什么作用? 答：除沫器用于分离塔中气体夹带的液滴，以保证有传质效率，降低有价值的物料损失和改善塔后压缩机的操作，一般多在塔顶设置除沫器。可有效去除 3 —5um的雾滴，塔盘间若设置除沫器，不仅可保证塔盘的传质效率，还可以减小板间距。所以丝网除沫器主要用于气液分离。 6：塔器在进行设备的材料选择时, 应考虑哪些问题? 答：（1）在使用温度下有良好的力学性能,即较高的强度, 良好的塑性和冲击韧性以及较低的缺口敏感性。（2）要求具有良好的抗氢, 氮等气体的腐蚀性能。（3）要求具有较好的制造和加工性能，并具有良好的可焊性。（4）热稳定性好
Hefei University 《化工仪表及自动化》过程考核之三——设计 题目：精馏塔控制系统设计， 系别： 班级： 姓名： 学号： 教师： 日期：
目录 Hef e i Un iv ers ity (1) 化工班：《化工仪表及自动化》 (1) 过程考核之三——设计 (1) 一、概述 (3) 二、内容 (3) 三、说明 (3) 1、工作要求 (3) 2、物料 (3) 3、精馏过程的控制方案设计 (4) 四、设备选型 (5) 1、测控仪表选型 (5) 2、执行机构选型 (5) 五、总结 (5) 六、参考文献 (5)
精馏塔控制系统设计 一、概述 精馏塔是化工生产中分离互溶液体混合物的典型分离设备。它是依据精馏原理对液体进行分离，即在一定压力下，利用互溶液体混合物各组分的沸点或饱和蒸汽压不同，使轻组份（即沸点较低或饱和蒸汽压较高的组分）汽化。经多次部分液相汽化和部分气相冷凝，使气相中的轻组分和液相中的重组分浓度逐渐升高，从而实现分离的目的，满足化工连续化生产的需要。精馏塔塔釜温度控制的稳定与否直接决定了精馏塔的分离质量和分离效果，控制精馏塔的塔釜温度是保证产品高效分离，进一步得到高纯度产品的重要手段。维持正常的塔釜温度，可以避免轻组分流失，提高物料的回收率，也可减少残余物料的污染作用。影响精馏塔温度不稳定的因素主要是来自外界来的干扰。 二、内容 蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。 本文主要内容是结合课本所学仪表自动化知识，掌握测控仪表，了解二元精馏系统流程仪表的位号和特点，仔细研究二元精馏的工艺流程图，熟悉工艺流程依次设计一套完整的控制方案，使系统能对二元精馏的工艺过程进行有效地控制。 三、说明 1、工作要求 精馏塔控制系统主要分为三部分控制：塔釜温度控制精馏塔塔釜温度是产品成分的间接质量指标,要求温度检测点在系统受到干扰时温度变化灵敏,因此塔内测温点设置在灵敏板上,通过控制再沸器蒸汽流量来实现温度的稳定。 2、物料
1，液泛？ 在精馏操作中，下层塔板上的液体涌至上层塔板，破坏了塔的正常操作，这种现象叫做液泛。 液泛形成的原因，主要是由于塔内上升蒸汽的速度过大，超过了最大允许速度所造成的。另外在精馏操作中，也常常遇到液体负荷太大，使溢流管内液面上升，以至上下塔板的液体连在一起，破坏了塔的正常操作的现象，这也是液泛的一种形式。以上两种现象都属于液泛，但引起的原因是不一样的。 2，雾沫夹带？ 雾沫夹带是指气体自下层塔板带至上层塔板的液体雾滴。在传质过程中，大量雾沫夹带会使不应该上到塔顶的重组分带到产品中，从而降低产品的质量，同时会降低传质过程中的浓度差，只是塔板效率下降。对于给定的塔来说，最大允许的雾沫夹带量就限定了气体的上升速度。 影响雾沫夹带量的因素很多，诸如塔板间距、空塔速度、堰高、液流速度及物料的物理化学性质等。同时还必须指出：雾沫夹带量与捕集装置的结构也有很大的关系。虽然影响雾沫夹带量的因素很多，但最主要的影响因素是空塔速度和两块塔板之间的气液分离空间。对于固定的塔来说，雾沫夹带量主要随空塔速度的增大而增大。但是，如果增大塔板间的距离，扩大分离空间，则相应提高空塔速度。 3，液体泄漏？ 俗称漏液，塔板上的液体从上升气体通道倒流入下层塔板的现象叫泄漏。在精馏操作中，如上升气体所具有的能量不足以穿过塔板上的液层，甚至低于液层所具有的位能，这时就会托不住液体而产生泄漏。 空塔速度越低，泄漏越严重。其结果是使一部分液体在塔板上没有和上升气体接触就流到下层塔板，不应留在液体中的低沸点组分没有蒸出去，致使塔板效率下降。因此，塔板的适宜操作的最低空塔速度是由液体泄漏量所限制的，正常操作中要求塔板的泄漏量不得大于塔板上液体量的10%。泄漏量的大小，亦是评价塔板性能的特性之一。筛板、浮阀塔板和舌形塔板在塔内上升气速度小的情况下比较容易产生泄漏。4，返混现象？ 在有降液管的塔板上，液体横过塔板与气体呈错流状态，液体中易挥发组分的浓度降沿着流动的方向逐渐下降。但是当上升气体在塔板上是液体形成涡流时，浓度高的液体和浓度低的液体就混在一起，破坏了液体沿流动方向的浓度变化，这种现象较做返混现象。返混现象能导致分离效果的下降。 返混现象的发生，受到很多因素的影响，如停留时间、液体流动情况、流道的长度、塔板的水平度、水力梯度等。 5，最适宜的进料板位置确定 最适宜的进料板位置就是指在相同的理论板数和同样的操作条件下，具有最大分离能力的进料板位置或在同一操作条件下所需理论板数最少的进料板位置。 在化学工业中，多数精馏塔都设有两个以上的进料板，调节进料板的位置是以进料组分发生变化为依据的。当进料组分中的轻关键组分比正常操作较低时，应将进料板的位置向下移，以增加精馏段的板数，从而提高精馏段的分离能力。反之，进料板的位置向上移，则是为增加提馏段的板数，以提高提馏段的分离能力。总之，在进料板上进料组分中轻关键组分的含量应该小于精馏段最下一块塔板上的轻关键组分的含量，而大于提馏段最上一块塔板上的轻组分的含量。这样就使进料后不至于破坏塔内各层塔板上的物料组成，从而保持平稳操作。 6，精馏操作的影响因素 除了设备问题以外，精馏操作过程的影响因素主要有以下几个方面：塔的温度和压力（包括塔顶、塔釜和某些有特殊意义的塔板）；进料状态；进料量；进料组成；进料温度；塔内上升蒸汽速度和蒸发釜的加热量；回流量；塔顶冷剂量；塔顶采出量和塔底采出量。塔的操作就是按照塔顶和塔底产品的组成要求来对这几个影响因素进行调节。 7，进料组成的变化对精馏操作的影响 进料组成的变化，直接影响精馏操作，当进料中重组分的浓度增加时，精馏段的负荷增加。对于固定了精馏段板数的塔来说，将造成重组份带到塔顶，使塔顶产品质量不合格。