1、“.....再通过阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。本流程采用间接蒸汽加热，使用水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器全凝器冷却器出来的液体温度分别在和左右，可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。本设计的多数接管管径取大，为了能使塔有定操作弹性，允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管径。次进行部分汽化和冷凝，因此，热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有被有效的利用。加热方式精馏段通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。若待分离的物系为种组分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加热的方式。但当在塔顶轻组分回收率定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，可使得釜残液中的轻组分浓度降低，所需的理论塔板数略有增加，且物系在操作温度下黏度不大有利于间接蒸汽加热。因此，本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量。因此......”。

2、“.....热能的利用精馏的原理是多凝水的稀释作用，可使得釜残液中的轻组分浓度降低，所需的理论塔板数略有增加，且物系在操作温度下黏度不大种组分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加热的方式。但当在塔顶轻组分回收率定时，由于蒸汽冷部分内容简介段的塔径相同，设计制造均比较方便。因此，本设计选择泡点进料。加热方式精馏段通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。若待分离的物系为种组分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加热的方式。但当在塔顶轻组分回收率定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，可使得釜残液中的轻组分浓度降低，所需的理论塔板数略有增加，且物系在操作温度下黏度不大有利于间接蒸汽加热。因此，本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量。热能的利用精馏的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此，热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有被有效的利用。塔顶蒸气冷凝放出常用化工单元设备设计第二版，李功样编大量的热量......”。

3、“.....不可能直接用来作塔釜的热源。但可作低温热源，或通入废热锅炉产生低压蒸气，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度再用于加热釜液。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。因此本设计利用釜残液的余热预热原料液至泡点。回流方式泡点回流易于控制，设计和控制时比较方便，而且可以节约能源。但由于实验中的设计需要，所需的全凝器容积较大须安装在地面，因此回流至塔顶的回流液温度稍有降低，在本设计中为设计和计算方便，暂时忽略其温度的波动。因此，本设计选用泡点回流。实验方案的说明本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换，同时完成进料液的预热和釜液的冷却，经过热量与物料衡算，设想合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点，且低温的釜液直接排放也不会造成热污染。原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽，再通过阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。本流程采用间接蒸汽加热，使用水作为冷却剂......”。

4、“.....从预热器全凝器冷却器出来的液体温度分别在和左右，可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。本设计的多数接管管径取大，为了能使塔有定操作弹性，允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管径。常用化工单元设备设计第二版，李功样编，板式塔的工艺计算物料衡算通过全塔物料横算，可以求出精馏产品的流量组成和进料流量组成之间的关系。将各个质量分数转化为摩尔分数各个相对摩尔质量各个摩尔流量由年处理量，天有效工作日，可得进料液流量为由物料衡算式可算出产品流量和釜残液流量代入得解得由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点......”。

5、“.....且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。对于定的分离任务而言，应选择适宜的回流比。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。适宜图理论板和回流比关系图确定回流比的方法为先求出最小回流比，根据经验取操作回流比为最小回流比的倍，为了节能，回流比倾向于取较小的值，有人建议取的倍。考虑到原始数据和设计任化工原理修订版下册，夏清编务，本方案取，即求最小回流比的方法有作图法和解析法，本设计使用作图法。根据附录表乙醇水溶液体系的平衡数据在坐标纸上绘出平衡曲线，并画出对角线。表乙醇水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的含量摩尔分数汽相中乙醇的含量摩尔分数液相中乙醇的含量摩尔分数汽相中乙醇的含量摩尔分数些不正常曲线，具有下凹的部分。当操作线与线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切。对于此种情况下的求法是由点......”。

6、“.....再由切线的斜率或截距求。由于乙醇水溶液平衡曲线属于不平衡曲线，因此，过点，向平衡曲线做切线，读出与轴的交点为如附图所示，然后由下式进行计算操作线的确定精馏段操作曲线方程精馏段操作线方程提馏段操作曲线方程提馏段操作线方程化工原理修订版下册，夏清编确定理论板层数理论板层数的计算方法有图解法逐板计算法和简捷法。本设计方案中使用图解法，由于精馏段和提馏段操作曲线方程的确定，可在平衡曲线上做阶梯，所画出的阶梯数就是所需理论板层数包含再沸器。如附图所示由图可知，精馏段塔板层数，确定全塔效率和实际塔板层数塔板总效率与物系性质塔板结构及操作条件都有密切的关系，由于影响因素很多，目前尚无精确的计算方法。目前，塔板效率的估算方法大体分为两类。类是较全面的考虑各种传质和流体力学因素的影响，从点效率出发......”。

7、“.....奥康奈尔，方此线时，表明雾沫夹带现象严重，雾沫夹带量过大，使板效率严重下降，而此时的雾沫夹带量般大于液气。令可容许的雾沫夹带最大量为气其中即由上述关系可做得气相负荷上限线，如图之曲线。液相负荷下限线若操作的液相负荷低于液相负荷下限线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，气液接触不良，易产生干吹偏流等现象，导致塔板效率的下降。对于平直堰，通常按堰上液层高度作为最小液体负荷的下限考虑，故液相负荷下限线方程为其中为流量收缩系数，般可取计算。液相负荷下限线表示出为保证板上液体均匀分布的最低液相负荷，它是条与纵轴平行的竖直线。由上述关系可做得液相负荷下限线，如图之曲线液相负荷上限线若操作的液相负荷高于液相负荷上限线时，表明液体量过大，此时......”。

8、“.....进入降液管内的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，使塔板效率下降了。以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式故据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线液泛线当降液管排液能力不足，液体仍不断加入，降液管内液位上升至上层塔板溢流堰顶，影响上层塔板的排液，导致塔板上积液增加直至淹塔，这现象称为液泛。发生液泛时气体通过塔板的压降急剧上升，出塔气体大量带液，正常操作受到破坏。可见正常操作的塔设备不允许发生液泛。若操作的气液负荷超过液泛线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内需维持定的液层高度。令再由联立得忽略，将与和与的关系代入上式，得式中将有关数据代入，得故由上述关系可做得液相负荷下限线，如图之曲线。图负荷性能图附图......”。

9、“.....在负荷性能图上可看出所设计的塔板是否有足够的操作弹性气相负荷上限与下限之比，结构是否合理，是否需要调整及如何调整。对于回流比定即为定值的精馏过程，由设计条件和可定出操作点，过原点点和点便可画出该设计条件下的操作线。由图可以看出设计点位于正常操作区的适中位置，表明该塔板对气液负荷的波动具有较好的适应能力操作线交严重漏液线于点，过量雾沫夹带线于点。由此可见，此塔操作负荷上下限受严重漏夜线和过量雾沫夹带线的控制。分别从图中可求得该塔的操作弹性。......”。