乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案

吉林化工学院化工原理课程设计题目乙醇---丙醇二元物系筛板精馏塔设计教学院化学与制药工程学院专业班级学生姓名学生学号指导教师计海峰2013年06月21日课程设计任务书1、设计题目：乙醇----丙醇二元物系筛板精馏塔设计2、工艺操作条件(1) 加料量为： 100kmol/h (2) 加料状态： 泡点进料(3) 分离要求： 进 料 组 成441.0x =f 馏出液组成x d =0.941 釜 液 组 成x w =0.031 （以上均为摩尔分率） 加料热状况 q=1.0(4) 操作压力： 常压atm P 1=（绝压），单板压降≤0.7KPa (5) 回流比： min (1.1 2.0)R R =- 3、设计任务：（1） 完成该精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算。

（2） 画出带控制点的工艺流程图(2号图纸)、精馏塔工艺条件图(2号图纸)。

（3） 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

目录摘要 (1)绪论 (2)1.精馏塔概述 (2)2.仪器的使用 (3)第 1 章设计方案 (4)1.1 装置流程的确定 (4)1.2 操作压力的选择 (4)1.3 进料状况的选择 (4)1.4 加热方式的选择 (4)1.5 回流比的选择 (5)第 2 章工艺计算 (6)2.1 物料衡算 (6)2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (6)2.1.2 物料衡算原料处理量 (6)2.1.3 平均相对挥发度 (7)2.1.4 回流比的确定 (7)2.2热量衡算 (8)2.2.1 加热介质的选择 (8)2.2.2 冷却剂的选择 (8)2.2.3 比热容及汽化潜热的计算 (8)2.2.4热量衡算 (8)2.3 理论塔板数的计算 (9)2.3.1精馏塔的气、液相负荷 (9)2.3.2求操作线方程 (9)2.3.3用逐板法计算理论层板数 (10)第 3 章板式塔主要工艺尺寸的计算 (13)3.1 塔的工艺条件及物性数据计算 (13)3.1.1平均摩尔质量计算 (13)3.1.2平均密度计算 (14)3.1.3液相表面张力计算 (15)3.1.4精馏塔负荷计算 (16)3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (17)3.2.1.塔径的计算 (16)3.2.2.精馏塔有效高度的计算 (17)3.3.塔板的工艺尺寸计算 (18)3.3.1.溢流装置计算 (18)3.3.2.塔板布置 (20)3.4.筛板的流体力学验算 (21)3.4.1.塔板压降 (21)3.4.2.液面落差 (22)3.4.3.液沫夹带 (22)3.4.4.漏液 (23)3.4.5.液泛 (23)3.5.塔板负荷性能图 (24)3.5.1.漏液线 (24)3.5.2.液沫夹带线 (24)3.5.3.液相负荷下限 (25)3.5.4.液相负荷上限 (26)3.5.5.液泛线 (26)3.5.6.负荷性能图及操作弹性 (27)3.6 塔总体高度计算 (28)3.6.1 塔体结构 (28)3.6.2 塔总体高度计算 (29)第 4 章辅助设备及选型 (32)4.1精馏塔的附属设备 (32)4.2精馏塔的接管 (32)本章符号说明英文字母 (34)筛板塔的工艺设计计算结果汇总表............... .. (36)参考文献 (37)结束语 (38)摘要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，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。

筛板式精馏设计性实验摘要：在常压操作条件下，利用筛板塔对乙醇-正丙醇体系进行了实验研究，采用间歇精馏与连续精馏结合的方法，通过实验用工程模拟的方法通过模拟测定精馏塔中测定乙醇-正丙醇体系混合液在全回流状态下和部分回流比的状况下的操作状况，考察这些参数对精馏过程的影响，从而计算塔板效率和总板效率，最终得以提高塔板效率,并根据实验提出了创新性建议。

关键词：筛板式精馏塔；乙醇-正丙醇体系；全回流；理论塔板数；全塔效率；Abstract:The experiment was carried out in ethanol-n-propanol system at normal pressure by using sieve-tray. When adopt the method of combination of continuous distillation and batchdistillation , this experiment with engineering simulation method through the simulation of the column was ethanol-n-propanol system mixture in all the backflow state of the operation status, then calculates tower board efficiency and general board efficiency, and analyzes the main factors of influence veneer efficiency, finally able to improve the efficiency of the tray.Also, some innovative proposals were presented for the experiment.Keywords: Sieve-tray; Ethanol-n-propanol System ; Total reflux; Theoretical tower number plate; The tower efficiency;前言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或称的主要单元，板式精馏塔为主要形式。

三、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力5200吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：乙醇含量18% （wt%）;温度：25C ;压力：100kPa；泡点进料;分离要求：塔顶馏出液中乙醇含量95% （wt%）;塔釜乙醇含量1% （wt% 操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.8Rn四、进度安排摘要精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。

本设计的题目是乙醇- 正丙醇二元物系浮阀精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的乙醇和不易挥发的正丙醇，采用连续精馏的流程。

本设计要求提供了一定的工艺参数和工艺操作条件，在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，再沸器工艺设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，塔盘结构图和设计说明书。

依此设计内容，将本设计书分为四章；第一章为绪论，介绍了乙醇和正丙醇的气液平衡数据和物理化学性质；第二章为精馏塔工艺尺寸设计计算；第三章为板式塔主要尺寸设计计算；第四章为辅助设备设计计算.关键词：乙醇-正丙醇浮阀塔连续精馏目录摘要 (2)第1 章绪论 (4)1.1设计方案 (4)第2 章精馏塔的工艺计算 (7)2.1原料液的相关物性数据 (7)2.2物料衡算 (17)2.3 理论板数的计算 (19)2.4 全塔效率的估算 (21)2.5 实际板数和实际加料位置的确定 (22)第3 章精馏塔主要工艺尺寸的设计 (23)3.1 塔的工艺条件及物性数据 (23)3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 (28)第4 章附属设备及接管的选取 (40)4.1 原料预热器的设计 (40)4.2塔顶冷凝器热负荷及冷却水用量 (41)4.3塔底再沸器热负荷及水蒸气用量 (42)4.4 主要接管尺寸的选取 (43)符号说明 (45)结束语 (50)参考文献 (51)附录 (52)1. 简易流程图 (52)2.浮阀塔板孔数与排列图 (53)3.乙醇-正丙醇浮阀精馏塔生产工艺流程图（CAD） (54)4.乙醇-正丙醇浮阀精馏塔生产工艺流程图（手工图） (55)第1 章绪论1.1 设计方案根据生产任务，若按工作日300天，每天开动设备24 小时计算，产品流量为708kg/h, 由于产品黏度较小，流量较大，原料为液态混合液，乙醇- 丙醇在常温下的密度相近，但它们的沸点存在一定得差异，且正丙醇- 乙醇这一混合溶液不是热敏性物料, 沸点又不高，故选用连续精馏方式进行分离。

设计题目：年产量4.6万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计1．设计任务物料组成：乙醇30%、正丙醇70%（摩尔分数）；产品组成:塔顶乙醇含量>=99%，塔底釜液丙醇含量>=99%；操作压力：101.325kPa(塔顶绝对压力)；加热体系：间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；冷凝体系：冷却水进口温度25℃，出口温度45℃；热量损失：设备热损失为加热蒸汽供热量的5％；料液定性：料液可视为理想物系；年产量（乙醇）：4.6万吨；工作日：每年工作日为265天，每天24小时连续运行；进料方式：饱和液体进料，q值为1；塔板类型: 浮阀塔板。

厂址选地：巢湖2．设计方案蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。

连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，本课程设计中年产量大（46000吨/年），所以采用连续蒸馏的方式。

蒸馏过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸馏。

本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作，塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小。

由任务书给定，工艺流程设计：原料液的走向考虑到蒸气压力对设备要求等各方面的影响，选用的蒸气压力为 5kg f /cm 2冷凝水的走向:换热器内物料走壳程，冷却水走管程33.1 物料衡算已知数据：乙醇的摩尔质量M A =46.07kg/kmol, 正丙醇摩尔质量M B =60.1kg/kmolX w =0.01 X d =0.99 X f =0.30D=46000×1000×0.99÷（265×24×46.07×0.99）=156.99Kmol/h FX F =DX D +WX W （1） F=D+W （2）联立求出：F=1125.28Kmol/h W=976.25Kmol/h3.2 摩尔衡算原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量4．塔体主要工艺尺寸4.1 塔板数的确定4.1.1 塔板压力设计常压操作，即塔顶气相绝对压力p=110.925 kPa预设塔板压力降：6.0 kPa估计理论塔板数：18估计进料板位置：12塔底压力：Pw=101.325+0.6×18 =112.125 kPa进料板压力：P逆=101.325+0.6×12 =108.525 kPa 精馏段平均压力:Ｐm=104.925kPa4.1.2 塔板温度计算温度（露点）－气相组成关系式：温度（露点）-气相组成关系式：(1)温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇：(2)丙醇：(3)各层塔板压力计算公式：(4)塔顶：已知乙醇的气相组成y为产品组成0.99，操作压力为常压，则通过联立（1）、（2）、(3)由计算机绘图可求得操作温度及组分饱和蒸汽压；塔底：已知乙醇组成0.01，通过联立（2）、（3）、(4)并由计算机绘图可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压。

化工原理课程设计任务书设计题目：乙醇一一水筛板式精懈塔的设计设计条件：・常压：P=0. 92atm（绝压）；•原料来自粗镭塔，为95°C〜96°C饱和蒸汽，由于沿途热损失，进精憾塔时，原料温度约为90°C；•塔顶浓度为含乙醇92.41% （质量分率）的酒精，产量为25吨/天；•塔釜为饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于0. 034% （质量分率）；•塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比：R二（1. 1一2. 0）乂汰。

设计任務：1.完成该精憎塔工艺设计（包括塔顶冷凝器及进出口管路的设计与选型）。

2.画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精镭塔工艺条件图。

3.写出该精谓塔设计说明书，包括设计结果汇总及设计评价。

试针目感:W06耳吃R至2006年1月摘要 (1)引言 (2)第一章绪论 (3)§1」设计背景 (3)1.1.1发酵法. (3)1.1.2乙烯水合法. (4)1.1.3英他方法. (4)§1.2设计方案 (4)§ 1.3设计思路 (5)§1.4选塔依据 (6)第二章精馅塔的工艺设计 (7)§2.1全塔工艺设计计算 (7)2.1.1产品浓度的计算和进料组成确定 (7)2.1.2 q线方程的确定: (9)2.1.3平均相对挥发度的计算. (10)2.1.4最小回流比和适宜回流比的选取 (10)2.7.5物料衡算. (10)2.1.6精懈段和提懈段操作线 (11)2.1.7逐板法确泄理论板数. (11)2.1.8全塔效率、 (12)2.1.9实际塔板数及实际加料位置 (13)第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算 (14)§3.1塔的工艺条件及物性数据计算 (14)3丄1操作压强P (14)3丄2操作温度T. (14)3丄3塔内各段气、液两相组分的平均分子量 (14)3.1.4精懈段和提懈段各组分的密度. (15)3.1.5液体表而张力的计算. (16)3.L6液体粘度Pm (16)3.17气液负荷计算. (17)§ 3.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 (17)3.2.1 塔径 D (17)322液流形式、降液管及溢流装宜等尺寸的确定 (19)3.1.4筛孔数n及开孔率＜p (20)3.15塔有效高度乙 (21)3.1.6塔高的计算. (21)§3.3筛板塔的流体力学校核 (22)3.3.1板压降的校核. (22)3.3.2液沫夹带量e\，的校核. (23)3.3.3溢流液泛条件的校核. (24)3.3.4液体在降液管内停留时间的校核. (24)3.3.5漏液点的校核. (25)§3.4塔板负荷性能图 (26)3.4.1液相负荷下限线 (26)3.4.2液相负荷上限线 (26)343漏液线（气相负荷下限线） (26)3.4.4过量液沫夹带线（气相负荷上限线） (27)3.4.5溢流液泛线 (28)3.4.6塔气液负荷性能图. (30)第四章塔的附属设备的计算 (33)§4.1塔顶冷凝器设计计算 (33)4.1.1确定设计方案. (33)4.1.2确定物性数据. (33)4.1.3热负荷Q的计算. (33)4.1.4传热而积的计算. (33)4. 1. 5换热器工艺结构尺寸 (34)4.1.5核算总传热系数K。

第一部分设计任务书1、题目：酒精连续精馏板式塔的设计2、原始数据：乙醇－水混合物,含乙醇 37 %质量,温度 25 ℃;产品：馏出液含乙醇 94 %质量,温度 35 ℃;塔底：塔底液含乙醇 %质量生产能力：日产酒精指馏出液 11500 kg;热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽,其绝对压强为 300 kPa;3、任务：确定精馏的流程,绘出流程图,标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置;精馏塔的工艺设计和结构设计：选定塔板型,确定塔径、塔高及进料板的位置；选择塔板的结构型式、确定塔板的结构尺寸；进行塔板流体力学的计算包括塔板压降、淹塔的校核及雾沫夹带量的校核等;作出塔的操作性能图、计算其操作弹性;确定与塔身相连的各种管路的直径;计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量,确定每个换热器的传热面积并进行选型,若采用直接蒸汽加热,需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸;其它;4、作业份量：设计说明书一份,说明书内容见化工过程及设备设计的绪论,其中设计说明结果概要一项具体内容包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热交换面积、单位产品热交换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却水用量、单位产品冷却水用量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等;塔装配图1号图纸；塔板结构草图35×35计算纸；工艺流程图35×50计算纸〕第二部分确定设计方案1、设计方案的确定(1)塔板类型：选用F1型重浮阀塔.浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点,而且操作弹性大,操作灵活,板间压降小,液面落差小, 浮阀的运动具有去污作用,不容易积垢堵塞,操作周期长,结构简单,容易安装,操作费用较小,其制造费用仅为泡罩塔的60%～80%；又由于F1型浮阀塔结构简单,制造方便,节省材料,性能良好；另外轻阀压降虽小,但操作稳定性差,低气速时易漏液;综上所述,选择F1型重阀浮阀塔;(2)操作压力：常压精馏对于乙醇－水体系,在常压下已经是液态,且乙醇－水不是热敏性材料,在常压下也可成功分离,所以选用常压精馏;因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加,尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用,而且由于真空下气体体积增大,需要的塔径增加,因此塔设备费用增加;综上所述,选择常压操作;(3)进料状态：泡点进料进料状态有五种,如果选择泡点进料,即q=1时,操作比较容易控制,且不受季节气温的影响,此外,泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同,设计和制造时比较方便;(4)加热方式：间接蒸汽加热蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热,设置再沸器;直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水,由于蒸汽的不断通入,对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下,塔底残液中易挥发组分的浓度应较低,因而塔板数稍有增加,成本增加,故采用间接加热;(5)热能利用方式：选择适宜回流比,塔釜残液作为原料预热热源适宜的回流比应该通过经济核算来确定,即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比;确定回流比的方法为：先求出最小回流比R m in,根据经验取操作回流比为最小回流比的－倍,考虑到原始数据和设计任务,本方案取,即：R＝m in；采用釜液产品去预热原料,可以充分利用釜液产品的余热,节约能源;(6)回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源;2、工艺流程图第三部分 设计计算过程1、工艺条件和物性参数计算将质量分数换算成摩尔分数0.1869F x = 0.8597D x = 0.000235W x =理论塔板数的求取最小回流比因为是泡点进料,所以q=1;作平衡线和q 线的关系图,并作平衡线的切线与q 线交于点,,则最小回流比：min 0.85970.39622.2140.39620.1869D x y R y x '--===''-- 01020304050607080901000102030405060708090100y (m o l /%)x(mol/%)1.2.2 实际回流比取最小回流比的倍,则min 1.5 3.32R R =⨯=1.2.3 物料衡算W D F Wx Dx Fx += W D F +=D=h W=h F=h D=s W=s F=s (1) 精馏段液相流量：L 3.3211.38937.8/kmol h =⨯= 气相流量：V 3.32111.38949.2/kmol h =+⨯=（） 2 提馏段液相流量：137.811152.4590.3/L L F kmol h '=+⨯=+⨯= 气相流量：49.2/V V kmol h '==1.2.4 操作线方程(1) 精馏段方程：0.76860.1989y x =+ (2) 提馏段方程： 1.8350.0001961y x =-1.2.5 图解法计算理论塔板数1020304050607080901000102030405060708090100y (m o l /%)x(mol/%)22图解法得理论塔板数为26.9125.9T N =-=1.3 全塔效率T E1.3.1 由下图可确定塔顶、进料、塔釜温度分别为： 78.29D t =℃83.55F t =℃W t =99.93℃0510152025303540455055606570758085909510080859095100T (℃)x(mol/%)1.3.2 由平衡曲线可得塔顶、进料、塔底汽液相摩尔分数：1.3.3 全塔平均相对挥发度1 塔顶的相对挥发度：y / 1.199(1)/(1)D DD D D x y x α==--2 进料的相对挥发度：/ 4.634(1)/(1)F FF F F y x y x α==--3 塔釜的相对挥发度：/13.101(1)/(1)W WW W W y x y x α==--全塔平均相对挥发度：31.199 4.175D F W ααα===1.3.4 全塔平均粘度1 塔顶粘度：0.4275D mPa s μ=2 塔底粘度：0.2797W mPa s μ=3 进料粘度：0.3510F mPa s μ= 全塔平均粘度：0.3475D F W mPa s μμμ==1.3.5 全塔效率为：0.2450.2450.49()0.49(4.1750.3475)0.4473T E αμ--==⨯⨯=1.4 实际塔板数实际全塔效率取理论全塔效率的倍,即⨯ 25.9420.63T P T N N E =≈块精馏段为35块,进料板为第36块,提馏段为7块1.5 塔的工艺条件与物料数据计算1.5.1 平均分子量的计算1 塔顶：D x = D y =气相：,0.85974610.859718 42.0716g/mol V D M =⨯+-⨯=（） 液相：,0.83634610.83631841.4164g/mol L D M =⨯+-⨯=（） 2 进料：F x = F y =气相：,0.51584610.51581832.4424g/mol V F M =⨯+-⨯=（） 液相：,0.18694610.18691823.2332g/mol L F M =⨯+-⨯=（） 3 塔釜：W x = W y =气相：,0.003074610.003071818.0860/V W M g mol =⨯+-⨯=()液相：(),0.00023546 1 0.0002351818.0066g/mol L W M =⨯+-⨯= 精馏段平均分子量：气相：M =(42.0716+32.4424)2=37.257g/mol V ÷ 液相：L M 41.416423.2332)/232.3248g/mol +==( 提馏段平均分子量气相：V M 32.442418.0860)/225.2642g/mol '+==( 液相：L M 23.233218.0066/220.6199g/mol '+==()平均密度的计算(1) 液相：塔顶：水ρ液＝3/cm g 乙醇ρ液＝3/cm g,L D ρ=×＋1－×＝3/cm g＝3/m kg进料： 水ρ液＝3/cm g 乙醇ρ液＝3/cm g,L F ρ=×＋1－×＝3/cm g＝9323/m kg塔釜：水ρ液＝3/cm g 乙醇ρ液＝3/cm g,L W ρ=×＋1－×＝3/cm g＝3/m kg精馏段平均液相密度：L ρ=+932/2=3/m kg 提馏段平均液相密度：L ρ'=932+/2=3/m kg(2) 气相：查表224传热传质过程设备设计塔顶：,V D ρ=3/m kg 进料：,V F ρ=3/m kg 塔釜：,V W ρ=3/m kg精馏段气相平均密度: V ρ=+/2=3/m kg提馏段气相平均密度：V ρ'=+/2=3/m kg(3) 表面张力塔顶：62.4σ水＝mN/m ＝乙醇σmD σ=×＋1－×＝m进料：＝水σm ＝乙醇σmF σ＝×＋1－×＝m塔釜：＝水σ mN/m ＝乙醇σmW σ=×＋1－×＝ mN/m精馏段平均表面张力：σ=+/2= mN/m 提馏段平均表面张力：σ'=+/2= mN/m(4) 气液相负荷量 精馏段: 37.832.32483600850.63600L L L L M q ρ⨯⨯==⨯⨯=3/m sV 49.237.2573600 1.13953600V V V M q ρ⨯⨯==⨯⨯= 3/m s提馏段：90.320.6199952.736003600L L L L M q ρ''⨯⨯'==⨯'⨯=3/m sV 49.225.26420.696536003600V V V M q ρ''⨯⨯'==⨯'⨯=3/m s 2、 板式塔的主要工艺尺寸计算2.1塔径D2.1.1 求空塔气速u2.1.1.1精馏段：(1) 0.50.50.000399850.60.02440.4468 1.1395L L V V q q ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫== ⎪⎪⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭(2) 取板间距T H =,板上清液层高度为l h =则分离空间T H -l h = (3) 查图得负荷系数：20C =,则C=20C 0.220σ⎛⎫ ⎪⎝⎭=⨯0.238.420⎛⎫⎪⎝⎭=(4) max u可取安全系数,则u=max u =⨯ m/s 提馏段0.50.50.000543952.7(1)0.49570.6965l L V v Q Q ρρ⎛⎫⎛⎫''⎛⎫ ⎪⎪= ⎪ ⎪⎪''⎝⎭⎝⎭⎝⎭=2取板间距T H =,板上清液层高度为l h =则分离空间T H -l h = 3 查图得负荷系数： 20C =,则C=20C 0.220σ⎛⎫ ⎪⎝⎭=⨯0.255.720⎛⎫⎪⎝⎭=4max u=可取安全系数,则u=max u =⨯ m/s精馏段空塔气速小于提馏段,所以选择精馏段的空塔气速计算塔径2.1.2 塔径0.655=m 圆整取D=,则实际空塔气速为u= m/s塔的截面积：2220.250.250.70.3847T A D m ππ=⨯⨯=⨯⨯=2.2 溢流装置采用单溢流、弓形降液管,不设进口堰; 2.2.1 堰长取 w l =2.2.2 w l =⨯0.525m 出口堰高w h =L ow h h -选用平直堰,堰上液层高度ow h 由下式计算ow h =2/32.841000h w L E L ⎛⎫⎪⎝⎭近似取E=,则 ow h =2.2.3 故 w h = 降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由0.750wl D=查化工设计手册 得dW D =,f TA A = 故 d W == f A =()24D π=2m停留时间 f T sA H L τ== >5s 符合要求2.2.4 降液管底隙高度 h ο2.3h ο=w h =塔板布置及浮阀数目及排列阀孔数取阀孔动能因子 F ο=10 孔速 精馏段： u ο=提馏段：u ο'浮阀数 精馏段：n=24s V d u οπ=20.44680.0399.3684π⨯=40个提馏段n=24s V d u οπ'=20.49570.03911.9824π⨯=35个塔板布置取无效区宽度 c W = 安定区宽度 s W =开孔区面积212sin 180a x A R R π-⎡⎤=⎢⎥⎣⎦R=2c DW -=0.29m x=()2d D W Ws -+=0.16m故 a A=210.1620.29sin 1800.29π-⎡⎤⎢⎥⎣⎦= 精馏段：阀孔总面积：000.44689.368V Q A u ===t d === 提馏段：阀孔总面积：000.495711.982V Q A u ''=='=t d '=== 浮阀排列方式采用等边三角形叉排 实际布置如下：精馏段 37个 提馏段 33个2.3.3 验证气速及阀孔动能因素及开孔率由实际浮阀个数可知,实际阀孔中气体速度为： 精馏段：01204VQ u d Nπ== 01F u =提馏段：02204V Q u d N π'==02F u =阀孔动能因素在9~12的范围内精馏段塔板开孔率为：2024100%4d N D πφπ=⨯=%提馏段塔板开孔率为：2024100%4d N D πφπ=⨯=%均在 10%-14%之间,符合要求;3、 塔板流体力学校核阻力计算气相通过浮塔板的压力降,由下式计算p c f h h h h σ=++3.1.1 干板阻力临界孔速：11.825073.1c v u ρ⎛⎫=⎪⎝⎭精馏段：111.8251.825073.173.11.1395c v u ρ⎛⎫⎛⎫== ⎪⎪⎝⎭⎝⎭=<0u =∴阀全开25.342V c L u h gορρ==21.139510.115.342850.69.81⨯⨯⨯=m 液柱 提馏段：111.8251.825073.173.10.6965c v u ρ⎛⎫⎛⎫==⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭=>0u '=∴阀全开25.342V c L u h gορρ==20.696512.585.342952.79.81⨯⨯⨯= 3.1.2 液层阻力x ο取充气系数数 οε=,有3.1.3 f h =οεL h =⨯m 液柱液体表面张力所造成阻力x ο此项可以忽略不计;3.1.4 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：精馏段：p h =+= 常板压降p p L P h g ρ∆==⨯⨯a P a P 符合设计要求; 提馏段：p h =+=常板压降p p L P h g ρ∆==⨯⨯a P 符合设计要求;3.2 淹塔为了防止淹塔现象了生,要求控制降液管中清液层高度符合()d T w H H h φ≤+,其中 d p L d H h h h =++精馏段：由前计算知 p h =,按下式计算d h =2s w L l h ο⎛⎫ ⎪⎝⎭=20.0003990.5250.038⎛⎫⎪⨯⎝⎭= 板上液层高度 L h =,得：d H =++=提馏段：由前计算知 p h =,d h =2s w L l h ο⎛⎫ ⎪⎝⎭=20.0005430.5250.038⎛⎫ ⎪⨯⎝⎭=d H =++=取φ=,板间距为,w h =, 有φ()T w H h +=⨯+=由此可见：d H <φ()T w H h +,符合要求;3.3 雾沫夹带浮阀塔可以考虑泛点率,参考化学工程手册;泛点率F b⨯100%L l =D-2d W =⨯b A T A f A ⨯式中L l ——板上液体流经长度,m;b A ——板上液流面积,2m ； F C ——泛点负荷系数, K ——特性系数,取. 精馏段：泛点率=% <70%,符合要求提馏段：泛点率=% <70%,符合要求4、 塔板负荷性能图雾沫夹带线按泛点率=70%计F b⨯100%=70%100%70%=将上式整理得V q +L q =泛液线通过式d p l d H h h h =++以及式p c f h h h h σ=++得 p L d h h Φ++T w （H +h ）=h =c f L d h h h h H σ++++ 由此确定液泛线方程;ΦT w （H +h ）=2200036005.370.153()(1)2L v L L w w wu q q h g l h l 2/3ρ2.84+++ε[+⋅E()]ρ⋅100022236005.37 1.13950.153() 1.50.044850.629.810.5250.0580.5250.039374V L L q q q π2/3⎛⎫ ⎪⨯⨯2.84⨯1.03++[+()] ⎪⨯⨯⨯1000 ⎪⨯⨯⎝⎭=ΦT w （H +h ）=简化上式得关系方程如下：222/30.188165.010.15830.131V L L q q q ++=液相负荷上限线求出上限液体流量L q 值常数 以降液管内停留时间τ=4s 则 3,max 0.0310.350.0027/4f TL A H q m s ⨯===τ漏液线对于1F 型重阀,由06F u ==,计算得0u =2200044V q d n u d n ππ=⋅⋅=⋅ 则23,min 0.7850.039370.207/V q m s =⨯⨯=液相负荷下限线取堰上液层高度ow h = 根据ow h 计算式求L q 的下限值,min 2.840.00571000L wq E l 2/3[]= =,min 36002.841.030.005710000.525L q 2/3[]= 取E=3,min 0.000316/L q m s =经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出;如0.00000.00050.00100.00150.00200.00250.00300.00350.00.10.20.30.40.50.60.70.80.9q VqLP由塔板负荷性能图可以看出： ① 在任务规定的气液负荷下的操作点 P,设计点,处在适宜的操作区内;② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制,操作下限由漏液控制; ③ 按固定的液气比,求出操作弹性K,即 K=,max ,mins s V V =0.5790.351= 5、 主要接管尺寸计算进料管已知：F=s, F t =℃, 进料液的密度：F ρ=932,进料由泵输入塔中,适宜流速为～s;取进料流速为s,则进料管内径：d ==选取钢管253mm φ⨯ 校核设计流速220.38851.5/(0.0250.0032)93244Fu m sd ππρ===⨯-⨯⨯因此设备适用; 回流管已知：37.841.421565.68/0.4349/L kg h kg s =⨯==,3769.2/L kg m ρ=采用泵输送回流液,适宜流速为～s取回流液流速u=s,则回流管内径为：0.0219d m ===选取钢管Φ32×; 校核设计流速：20.43491.15/(0.0320.00352)769.24u m sπ==⨯-⨯⨯因此设备适用;釜液出口管已知：0.2054/W kg s =,3973.4/W kg m ρ=,釜液出口管一般的适宜流速为～s;取釜液流速u=s,则釜液出口管内径为：0.0183d m ==选取钢管Φ25×3mm; 校核设计流速,20.20540.745/(0.0250.0032)973.44u m s π==⨯-⨯⨯因此设备适用;塔顶蒸汽管已知：30.389/V m s =,蒸汽管一般适宜流速为15～25m/s. 取蒸汽管流速为u=24m/s,则塔顶蒸汽管管口内径为：0.144d m ===选取钢管Φ159×; 校核设计流速：20.38922.03/(0.1590.00452)4u m s π==⨯-⨯经校核,设备适用;塔釜蒸汽管已知： 30.418/V m s '=,蒸汽管一般适宜流速为15～25m/s. 取蒸汽管流速为u=20m/s,则塔釜蒸汽管管口内径为：0.163d m ===选取钢管Φ194×6mm; 校核设计流速：20.41816.08/(0.1940.0062)4u m s π==⨯-⨯经校核,设备适用;6、塔的辅助设备设计塔顶全凝器 全凝器设计：已知：塔顶蒸气流量V = Kg/s ；蒸气汽化潜热：0.94840.2210.942321929kJ /kgm r =⨯+-⨯=（）则：0.575929534.18/C m Q V kJ s γ===⨯=取水进口温度为25℃,水的出口温度为45℃,查得：3989.7/kg m ρ=水1.174/(p c kJ kg =⋅水C)取安全系数为,则1.1 4.174(4525)C Q W =⨯⨯-水7.039/W kg s =水()()78.34578.34578.325/ln 42.578.325m t C -⎛⎫⎡⎤∆=---= ⎪⎣⎦-⎝⎭取K=700 ,则实际传热面积为C A =()()321.1/ 1.1534.1810/70042.519.75m Q k t m ⨯∆=⨯⨯⨯=取流速为2/u m s = 选择Φ25× mm,并设单程管数为N则2447.0392/0.02989.7s i I i L V V u m s A d n n πρπ⨯====⨯⨯⨯水 N=12单根管长：19.75120.025L π=⨯⨯=21m选用管长L=6m ,则需 4个管程,总管数为4⨯12=48根;查传热传质过程设备设计,可选用固定管板式换热器型号：Φ25×,L=6m,壳径为325mm,管程为4,总管数为40根,每程10根,中心管排数n=9; 即型号：6BEM 325 1.018.5425----- 全凝器校核：1 管内传热系数：()23447.039 2.265/0.0210989.7Re /2.265989.70.02/0.61151073317Pr / 4.1740.6115/0.6318 4.04s i I i L i i i L p V V u m s A d n u d c πρπρμμλ-⨯====⨯⨯⨯==⨯⨯⨯===⨯=水0.80.40.80.40.63180.023Re Pr 0.02373317 4.040.02i i ih d λ=⨯⨯=⨯⨯⨯= 2 管间传热系数：323378.29,0.427510,0.225/(),958.810/,769.2/D W L t C Pa s W m s KJ kg kg mμλγρ-=︒=⨯⋅=⋅=⨯=14322/3132342/330.7250.225769.29.81958.8100.7251727.890.0250.42751042.5o o g h n d t λργμ-⎛⎫= ⎪∆⎝⎭⎛⎫⨯⨯⨯⨯== ⎪⨯⨯⨯⨯⎝⎭3 壁面污垢系数：Rso= 2m ℃/w Rsi= 2m ℃/w 4 总传热系数：111252510.0001720.000172915.89908.220201727.8o o so si i ii o d d K R R h d d h --⎛⎫=+++ ⎪⋅⎝⎭⎛⎫=++⨯+= ⎪⨯⎝⎭5 理论面积：31.1534.181015.1915.842.5P m Q A K t ⨯⨯===∆⨯6 裕度：100%C PCA A A -⨯=%>15%,故可用 冷却器取水进口温度为25℃,水的出口温度为40℃；塔顶全凝器出来的有机液质量分率94%的乙醇溶液D=s ；温度为℃,降至35℃;按产品冷却前后的平均温度查算比热：()10.94 2.74810.94 4.1822.834/()2.8340.133178.33516.33/pD D D P P pD D C X C X C KJ Kg K Q C D dt KJ s=⨯+-⨯=⨯+-⨯=⋅=⨯⨯=⨯⨯-=酒水（）（）所用水量：()()/16.33/ 4.174150.261Pm M Q C dt =⨯=⨯=水水水kg/s取总传热系数K=450=2m ℃()()78.34078.3403525/ln 21.073525m t -⎛⎫⎡⎤∆=---= ⎪⎣⎦-⎝⎭℃ A=()()2/16.33/0.45021.07 1.722m Q k t m ⨯∆=⨯=取安全系数,则A=2m可选型号为：3159 1.6 2.5125BEM ----- 6.3 再沸器已知：塔顶蒸汽流量：V '=49.218.0860.247/3600kg s ⨯=;用300kPa 饱和蒸汽加热, 查得该蒸汽的汽化热为m r =kg,温度为℃;Q =×=W 蒸汽×,得饱和蒸汽用量W 蒸汽= kg/s;133.699.933.7m t C ∆=-=︒取K=1000 W/m 2K;321.1538.22 1.11017.57100033.7m Q A m K t ⨯⨯===∆⨯可选型号 1.5600 6.120138BEM ----- 进料预热器和塔釜残液冷凝器：进料组成为37%质,温度为25℃,流量为 / s,要求预热到℃;先用塔釜残液预热,然后再用蒸汽预热到℃;1 用塔釜残液预热,塔釜残液组成为%质,温度℃,可视为纯水,冷却到35℃排放,流量为 / s;进料液： 4.20(10.37) 3.0760.37 3.784pm c =⨯-+⨯= /(kJ kg ⋅C)4.178c =p 水 /(kJ kg ⋅C)3.7840.3385(25)0.20544.178(99.9335)Pm Q C F t t =∆=⨯⨯-=⨯⨯-吸收 t =C()()99.9368.599.9368.53525/ln 18.713525m t C -⎛⎫⎡⎤∆=---=︒ ⎪⎣⎦-⎝⎭取总传热系数K=1200 W/m 2K;33.7840.3385(68.525)10/() 2.518.711200m A Q K t ⨯⨯-⨯=⨯∆==⨯2m可选用型号为2219 2.5 3.7125BEM -----2 再用300kPa 的饱和蒸汽将进料由℃加热至℃,用300kPa 饱和蒸汽加热, 查得该蒸汽的汽化热为m r =kg,温度为℃;4.196(10.37) 2.9770.37 3.745pm c =⨯-+⨯= /(kJ kg ⋅C)0.3385 3.745(83.5568.5)2172.8Q W =⨯⨯-=⨯ W 蒸汽=kg/s()()133.668.5133.668.5133.683.55/ln 57.25133.683.55m t C -⎛⎫⎡⎤∆=---=︒ ⎪⎣⎦-⎝⎭取总传热系数K=400 W/m 2K;30.008782172.810/()0.8457.25400m A Q K t ⨯⨯=⨯∆==⨯2m可选型号为2159 1.6 1.6125BEM ----- 第四部分 设计结果一览表以精馏段为例第五部分参考文献1.邹华生,钟理,伍钦,赖万东. 传热传质过程设备设计. 华南理工大学出版社2. 邹华生,钟理,伍钦. 流体力学与传热 . 华南理工大学出版社. 20043. 赵军,张有忱,段成红. 化工设备机械基础 . 化学工业出版社5. 化工原理课程设计 . 清华大学出版社.19946. 陈锦昌. 计算机工程制图 .华南理工大学出版社.20057. 化工设备结构图册编写组. 化工设备结构图册 .上海科学技术出版社.1978第六部分感想在这个课程设计过程当中,我们综合地运用了我们所学习过的流体力学,传热,传质,分离等方面的化工基础知识,运用电脑计算机技术加以配合,设计了一款可应用于设计生产当中的酒精连续精馏浮阀塔;这次的课程设计内容包括工艺流程的设计,塔板结构的设计,数据的校验;目的主要是使我们对化学工艺原理有一定的感性和理性认识；对酒精精馏等方面的相关知识做进一步的理解；培养和锻炼我们的思维实践能力,使我们的理论知识与实践充分地结合,做到不仅具有专业知识,而且还具有较强的实践能力,能自主分析问题和解决问题;课程设计更多的是要我们去学会运用理论知识思考;好多东西看起来十分简单,一看结构图都懂,但它在实际设计中就是有许多要注意的地方,有些东西也与你的想象不一样,我们这次的课程设计就是要我们跨过这道实际和理论之间的鸿沟;在设计的过程当中,有很多数据设计出来不一定能如人意,有些要反复试算很多遍,很能考验耐性;有些人可能会为了美观或省事而在图上面改数据或者采用跟计算不一致的画法,但是本人认为,应当实事求是,该是怎样的就怎么样;毕竟这是一个训练的过程,如果我们都不抱着实事求是的态度的话,那么这个训练的意义就没有那么大了;整个计算和画图的过程绝大部分数据都是有书可查,有标准可参照的,在零件书或者是金属材料书上面都有完整的各部分参数怎么选取的图例;譬如设计塔附件管的时候材料与零部件上面都外管和内管的尺寸都是有严格的要求的,不是随便随手画的,因此作为设计者我们也应当按照规定的标准,严格的按图绘画;此次课程设计收获很大;。

目录化工原理设计任务书 (1)摘要 (2)第1章绪论 (3)1.2 设计流程 (3)1.2 设计思路 (4)第2章塔板的工艺设计 (5)2.1 精馏塔全塔物料衡算 (5)2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系 (5)2.2.1 温度的确定 (5)2.2.2 密度的计算 (6)2.2.3 混合液体表面张力的计算 (7)2.2.4 混合液混合物的粘度计算 (8)2.2.5 相对挥发度 (9)2.3 理论塔板的计算 (9)2.3.1 理论塔板数的确定 (9)2.3.2 实际塔板数 (11)2.3.2.1 精馏段 (11)2.3.2.2 提馏段 (11)2.4 塔径的初步设计 (12)2.4.1 气液相体积流量计算 (12)2.4.1.1 精馏段 (12)2.4.1.2 提馏段 (12)2.4.2 操作压力计算 (12)2.4.3 塔径的计算与选择 (13)2.4.3.1 精馏段 (13)2.4.3.2 提馏段 (13)2.5 溢流装置 (14)2.5.1 溢流堰长 (14)W与降液管的面积f A (14)2.5.2 弓形降液管的宽度d2.5.3 降液管底隙高度 (15)2.6 塔板布置 (15)2.6.2 塔板的分布 (15)2.6.2 浮阀数目与排列 (15)2.6.3.1 精馏段 (15)2.6.3.2 提馏段 (16)第3章塔板的流体力学计算 (18)3.1 汽相通过浮阀塔板的压降 (18)3.1.1 精馏段 (18)3.1.1.1 干板阻力 (18)3.1.1.2 板上充气液层阻力 (18)3.1.1.3 液体表面张力所造成的阻力 (18)3.1.2 提馏段 (18)3.1.2.1 干板阻力 (18)3.1.2.2 板上充气液层阻力 (18)3.1.2. 2 液体表面张力所造成的阻力 (18)3.2 淹塔 (18)3.3 雾沫夹带 (19)3.4 塔板负荷性能图 (20)3.4.1 雾沫夹带线 (20)3.4.2 液泛线 (21)3.4.3 液相负荷上限线 (22)3.4.4 漏液线 (22)3.4.5 液相负荷下限线 (22)3.4.6 操作弹性 (23)第4章塔总高度计算 (24)4.1 塔顶封头 (24)4.2 塔顶空间 (24)4.3 塔底空间 (24)4.4 人孔 (24)4.5 进料板处板间距 (24)4.6 裙座 (24)第5章塔的接管 (25)5.1 进料管 (25)5.2 回流管 (25)5.3 塔底出料管 (25)5.4 塔顶蒸汽出料管 (25)5.5 塔底蒸汽进气管 (26)5.6 设计结果汇总 (27)结语 (28)参考文献 (29)主要符号说明 (30)附录 (32)化工原理设计任务书一、设计题目：乙醇----丙醇连续浮阀式精馏塔的设计二、任务要求：设计一连续浮阀精馏塔以分离乙醇—丙醇具体工艺参数如下：原料加料量F＝100kmol/h进料组成x F＝0.318馏出液组成x D＝0.938釜液组成x w＝0.038塔顶压力p＝100kpa单板压降≤0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。

乙醇_水连续精馏筛板塔的设计说明乙醇-水连续精馏筛板塔的设计是为了分离乙醇和水这两种具有相似沸点的液体，旨在提高分离效率和产品纯度。

以下是该塔的设计说明，包括设计原理、操作参数及优化措施。

一、设计原理：乙醇-水连续精馏筛板塔的设计基于质量传递和相互溶解的原理，通过不同的工艺参数，使得乙醇和水分别在各自的汽液平衡条件下达到浓缩和净化的目的。

二、操作参数：1.塔盘布局：筛板塔通常采用倾斜式布局，乙醇-水连续精馏塔的塔盘数量和布局需要根据实际情况来确定。

常见的布局方式有竖直反流、倾斜面反流和倾斜织布式等。

2.进料方式：乙醇-水混合物通过一些塔板上的进料口进入塔中，一般采用均匀分布的喷淋器进行进料，以确保混合物能够均匀地覆盖整个塔板面积。

3.塔底回流比：为了提高塔的分离效率和稳定性，需要调整乙醇-水混合物的塔底回流比，一般控制在10-100之间，具体数值取决于乙醇和水的性质以及产品纯度的要求。

4.塔顶压力：塔顶压力的选择对塔的分离效率和产量有重要影响。

过高的顶压可能导致乙醇的损失，而过低的顶压则会影响分离效果。

三、优化措施：为了提高乙醇-水连续精馏筛板塔的分离效率和产品纯度，可以采取以下优化措施：1.适当增加塔盘数量：增加塔盘数量可以增加物质在塔中的停留时间，有利于乙醇和水的分离。

2.优化塔盘布局：选择合适的塔盘布局，使得气液流动均匀、阻力小，有利于提高分离效果。

3.控制塔底回流比：根据乙醇和水的性质和产品纯度要求，选择适当的塔底回流比，以提高分离效率并减少乙醇的损失。

4.精确控制塔顶和塔底温度：通过控制塔顶和塔底温度的变化，可以调整两种液体在塔中的沸点差异，提高分离效果。

5.使用适当的填料：填料是影响乙醇-水连续精馏筛板塔性能的重要因素，选择适当的填料可以提高传质效率和阻力噪声比。

6.操作控制：严格控制进料流量、塔顶流量和塔底回流比，合理调整操作参数，以达到最佳的分离效果和产品纯度。

总结：乙醇-水连续精馏筛板塔的设计是为了分离乙醇和水这两种具有相似沸点的液体。

一设计任务书 (2)二塔板的工艺设计 (3)（一）设计方案的确定 (3)（二）精馏塔的物料衡算 (3)1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 (3)2. 物料衡算 (4)(三)物性参数的计算 (4)1.操作温度的确定 (5)2. 密度的计算 (5)3.混合液体表面力的计算 (11)4.混合物的粘度 (12)5.相对挥发度 (14)(四)理论板数及实际塔板数的计算 (15)1.理论板数的确定 (15)2.实际塔板数确定 (18)(五)热量衡算 (19)1.加热介质的选择 (19)2. 冷却剂的选择： (19)3.比热容及汽化潜热的计算 (19)(六)塔径的初步设计 (25)1.汽液相体积流量的计算 (25)2.塔径的计算与选择 (26)(七)溢流装置 (29)1.堰长 (29)2.弓形降液管的宽度和横截面积 (30)3.降液管底隙高度 (31)4.塔板分布 (31)5. 浮阀数目与排列 (32)（八)汽相通过浮阀塔板的压降 (35)1.精馏段 (35)2.提馏段 (36)（九)淹塔 (37)1.精馏段 (37)2.提馏段 (38)（十)雾沫夹带 (38)（十一)塔板负荷性能图 (40)1.雾沫夹带线 (40)2.液泛线 (41)3.液相负荷上限线 (43)4.漏液线 (43)5.液相负荷下限线 (44)三、塔总体高度计算 (47)1.塔顶封头 (47)2.塔顶空间 (47)3.塔底空间 (48)5.进料板处板间距 (48)6.裙座 (48)四、塔的接管 (50)1.进料管 (50)2.回流管 (50)3.塔底出料管 (51)4.塔顶蒸汽出料管 (51)5.塔底蒸汽管 (51)五、塔的附属设备设计 (52)1.冷凝器的选择 (52)2.再沸器的选择 (53)六、参考文献.............................................................. . (54)七、设计评述.............................................................. . (55)一、设计任务书【设计题目】分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计【设计条件】进料：乙醇含量35%（质量分数，下同），其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量90%；塔底乙醇含量0.01%生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年工7200小时操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强1.03atm(绝压)；泡点进料；R=5【设计计算】塔板的工艺设计（一）设计方案的确定本设计的任务是分离乙醇-正丙醇混合液。

酒精连续精馏板式塔的设计
1.塔的结构设计：
a.塔底：包括进料管、底座和底部排液装置。

b.塔体：由多段塔板组成，每个塔板上有一定数量的孔穴。

c.塔顶：包括顶盖、冷凝器和回流液分配器。

2.塔板设计：
塔板是酒精连续精馏塔中最重要的部分，其设计直接影响到塔的分离效果。

常用的塔板设计包括：
a.孔板设计：塔板上的孔穴决定了液体和气体的流动方式，常见的孔板设计包括穿孔板和热堆积孔板。

b.孔板间距：塔板之间的间距应根据物料的性质和工艺要求确定，通常在4-6英寸之间。

c.孔板开孔率：孔板的开孔率决定了塔板上液体和气体的接触程度，一般在15-30%之间。

3.运行参数设计：
a.进料速率：进料速率的大小影响塔板上酒精和水的浓度分布，通常需要进行实验确定最佳进料速率。

b.温度和压力：塔板上的温度和压力会影响酒精和水的汽液相平衡，设计时需要根据物料的性质确定最佳工作温度和压力。

c.冷凝器功率：冷凝器的功率决定了酒精和水的回流率，需要根据产品要求确定合适的冷凝器功率。

4.设备选型：
在酒精连续精馏板式塔的设计中，还需要考虑设备的选型。

常见的设备包括进料泵、冷凝器、回流泵等，选型时需要考虑设备的性能和操作参数，以满足工艺要求。

总之，酒精连续精馏板式塔的设计是一个综合考虑结构设计、塔板设计、运行参数设计和设备选型的过程。

通过合理设计和优化选择，可以实现高效的酒精分离与提纯。