萃取精馏法分离醋酸-水模拟设计.doc

浙江科技学院本科毕业设计

浙 江 科 技 学 院
本 科 毕 业 设 计
(2016届)

题 目 萃取精馏法精制醋酸工艺过程设计
学 院 生化/轻工学院
专 业 化学工程与工艺
班 级 化工121
学 号 5120420023
学生姓名 吕轶
指导教师 刘赫扬
完成日期 2016年5月21日

浙江科技学院毕业设计（论文）、学位论文
版权使用授权书

本人 吕轶 学号 5120420023 声明所呈交的毕业设计（论文）、学位论文《萃取精馏法精制醋酸工艺过程设计》，是在导师指导下进行的研究工作及取得的研究成果。除了文中特别加以标注和致谢的地方外，论文中不包含其他人已经发表或撰写过的研究成果，与我一同工作的人员对本研究所做的任何贡献均已在论文中作了明确的说明并表示谢意。
本毕业设计（论文）、学位论文作者愿意遵守浙江科技学院关于保留、使用学位论文的管理办法及规定，允许毕业设计（论文）、学位论文被查阅。本人授权 浙江科技学院 可以将毕业设计（论文）、学位论文的全部或部分内容编入有关数据库在校园网内传播，可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存、汇编毕业设计（论文）、学位论文。（保密的学位论文在解密后适用本授权书）

论文作者签名： 导师签名：

签字日期：2016年5月21日 签字日期：2016年5月21日 

萃取精馏法精制醋酸工艺过程设计
学生姓名：吕轶 指导教师：刘赫扬
（浙江科技学院生物与化学工程学院/轻工学院）

摘 要：
本文在介绍醋酸-水体系分离方法的基础上，以NMP（N-甲基吡咯烷酮）作为萃取剂，对醋酸-水溶液萃取精馏过程进行研究分析，利用软件Aspen Plus 进行萃取精馏过程的模拟，得出的数据代入Exchanger Design and Rating对换热器进行设计选型。用SW6-2011对塔设备进行壁厚的设计，最后对其做经济分析。
模拟计算时，物性方法选用NRTL，规定醋酸溶液的进料浓度为60%、流率为550kmol/h，精馏塔选择Radfrac模块，主要研究了醋酸-水精馏塔的理论塔板数、回流比、进料位置、萃取剂用量对精馏过程的影响。得到了精馏操作的较佳条件：回流比2.59、理论塔板数41、醋酸原料进料位置26、萃取剂进料位置5，萃取剂用量160kmol/h、平均塔径为2.47m、有效塔高20m。并对分离前的除杂精馏塔和分离后的萃取剂回收塔也进行了较详细的设计。最后比较萃取精馏和普通精馏的投资和操作能耗。发现萃取精馏法分离醋酸和水的能耗和分离效果都优于普通精馏法，是一种工业上最有发展前景的醋酸-水分离方法。

关键词：萃取精馏；NMP；醋酸；水；Aspen Plus

I

The Design Method of Extractive Distillation Refining Acetic Acid Process

Student’ s name: Lv Yi Advisor:Liu Heyang
（School of Biological and Chemical Engineering/School of Light Industry, Zhejiang University of Science & Technology）

Abstract:
This paper introduces the acetic acid/water system on the basis of separation methods, NMP as extractant, Research and analysis the extractive distillation process of acetic acid aqueous solution, using the extractive distillation process simulation software Aspen Plus, The data in Exchanger Design and Rating of heat Exchanger Design selection.Then use SW6-2011 of tower equipment for the design of wall thickness, Finally make economic analysis on it.
In the simulation calculation, the physical property method using NRTL, feed concentration of 60% acetic acid solution, flow rate of 550 kmol/h, choose Radfrac rectification column, mainly studies the theory of acetic acid-water column plate number, reflux ratio and feed position, the influence of the extraction agent dosage on distillation process. Got the better conditions of distillation operation, reflux ratio of 2.59, the theoretical plate number 41, acetic acid raw material feeding position 26, feeding position 5 extraction agent, extraction agent 160 kmol/h, the average diameter of 2.47 m, 24 m high tower effectively. And after the separation in the distillation and separation of the extractant recycling tower also has carried on the detailed design. Finally comparing extractive distillation and general distillation of investment and operating energy consumption. Found extractive distillation to separate acetic acid and water and separation effect is better than that of ordinary distillation method, energy consumption is one of the most promising on industrial acetic acid/water separation method.

Keywords：Extractive distillation；NMF；Acetic acid；Water；Aspen Plus
II

浙江科技学院本科毕业设计

目 录
中文摘要 I
英文摘要 II
目 录 III
1．总论 1
1.1 醋酸介绍 1
1.2 研究内容 1
2．化工工艺与系统 2
2.1 醋酸-水分离方法比选 2
2.2 本文拟选用的分离分案 2
3．工艺优化 3
3.1 萃取剂的初步选择 3
3.2 除杂精馏塔的设定 3
3.2.1 理论板的设定 4
3.2.2 回流比和塔顶流率的设定 4
3.2.3 进料位置的设定 5
3.3 醋酸-水精馏塔的设定 5
3.3.1 理论板的设定 5
3.3.2 回流比和塔顶流率的设定 6
3.3.3 进料位置的设定 7
3.4 萃取剂回收塔的设定 7
3.4.1 理论板的设定 7
3.4.2 回流比和塔顶流率的设定 8
3.4.3 进料位置的设定 8
3.5 萃取剂用量对能耗的影响 9
3.6 进料温度对分离效果的影响 9
4．物料/能量平衡 11
4.1 物料衡算 11
4.1.1 物料衡算的原理和法则 11
4.1.2 物料衡算过结果 11
4.2 能量衡算 13
4.2.1 能量衡算的原理和准则 13
4.2.2 热量衡算结果 14
5．设备的选型/设计 16
5.1 过程设备的基本要求 16
5.2 精馏塔的设定 16
5.2.1 精馏塔塔型的选择 16
5.2.2 精馏塔全塔效率的估算 19
5.2.3 精馏塔的塔径设定 19
5.2.4 精馏塔塔高的计算 19
5.2.5 精馏塔模拟结果与分析 19
5.3 换热器的设计 24
5.3.1 换热器类型简介 24
5.3.2 换热流股信息 25
5.3.3 选型示例 25
5.3.4 换热器选型结果一览表 37
5.4 塔体强度校核 37
6．车间布置 51
6.1 概述 51
6.2 平立面布置图 51
7．经济分析 54
7.1 设备购置费 54
7.1.1 塔设备 54
7.1.2 换热器 54
7.2 公用工程费 55
7.2.1 原材料及辅助材料费 55
7.3 财务分析 55
8．环境影响评价 56
8.1 三废处理 56
8.1.1 废气 56
8.1.2 废水 56
8.1.3 废渣 56
9．总结与展望 57
致 谢 58
参考文献 59
附 件：
1 工艺流程图
2 车间平立面布置图

V

1 总论
1.1 醋酸介绍
醋酸是一种重要的化工原料，纯醋酸是无色液体，有刺激性气味，常压下沸点为117.9℃，熔点16.6℃，易溶于水，醇类，醚类等。不溶于二硫化碳，有强腐蚀性，对皮肤有刺痛感，属二级有机酸性腐蚀物品。醋酸是氧化反应的良好溶剂，也是有机合成工业的重要原料，用于合成乙酐，乙酸乙酯，卤代醋酸等；还可用来生产醋酸盐，如醋酸锰，醋酸钴，醋酸锌等金属的盐，广泛用作催化剂、衣物染色以及皮革制造业中的助剂；也可以用来生产药物，如阿司匹林等；在食品行业中，醋酸可以用作酸化剂、增香剂和香料。在醋酸使用过程中，往往需要将醋酸进行提纯、精制后作为反应原料或溶剂，而醋酸生产中往往会混有一部分水。因此找到一种高效廉价的醋酸-水分离方法尤为关键[1]。
1.2 研究内容
比较各种萃取剂的分离效果和成本，选择一种最合适的萃取剂。然后用Aspen Plus模拟醋酸-水分离工艺过程，得到理论板数、回流比、进料位置、塔径、塔高等参数。将得到参数代入Exchanger Design and Rating对换热器进行设计选型。用软件SW6-2011对精馏塔进行壁厚设计和强度校核。最后对该工艺进行经济分析。
60

2 化工工艺与系统
2.1 醋酸-水分离方法比选
普通精馏法：技术成熟，工艺简单，但常压下醋酸和水的相对挥发度很小，接近与1。所以用普通精馏法分离醋酸和水所需的理论塔板数和回流比较大，能耗较高，生产利润低，不适合工业大规模生产[2]。
共沸精馏法：是在原有的醋酸-水体系中加入了夹带剂。提高了醋酸和水的相对挥发度，改善了待分离组分间的气液平衡关系。夹带剂能和水形成新的共沸物。在塔顶一起蒸出。在塔底则蒸出醋酸。常用的夹带剂有醋酸丙酯，醋酸乙酯，二氯乙烷，适合醋酸浓度较高时的精馏。
萃取精馏法：是在原料液中加入高沸点的萃取剂，破坏了原有的共沸体系，且增大了原有组分间的相对挥发度，萃取剂不与任何组分形成共沸物。常用的萃取剂有N-甲基乙酰胺，二甲基苯胺，N-甲酰吗啉，N-甲基吡咯烷酮等。在塔顶蒸出水，塔底得到醋酸和萃取剂，萃取剂可以通过精馏进一步回收利用。由于萃取精馏时萃取剂是在塔釜流出，不需气化冷凝。相比共沸精馏法它所需的能耗较低，具有更好的发展前景[3]。
2.2 本文拟选用的分离分案
醋酸-水体系的分离过程中，由于醋酸和水的相对挥发度接近于1，因此用普通精馏分离时需要较大的回流比和理论塔板数，且能耗和设备造价也比较高。而共沸精馏和萃取精馏都是比较成熟的工艺，在工业上也得到广泛的应用。当醋酸浓度较高时，宜采用共沸精馏，醋酸浓度较低时采用萃取精馏。但共沸精馏时，夹带剂和水都要从塔顶蒸发，而萃取精馏只需蒸发水，因此萃取精馏能耗相对较低。故本论文采用萃取精馏法[4]。

3 工艺优化
3.1 萃取剂的初步选择
在萃取精馏中，加入萃取剂是为了增大醋酸和水的相对挥发度，从而降低所需的理论塔板数，减小回流比。在萃取剂流量相同的条件下，各种萃取剂的分离效果如表1所示
表1 各萃取剂对比图
萃取剂
达到99%纯度
所需的塔板数
该塔板数下的
最小回流比
沸点（℃）
毒性
价格（元/吨）
N-甲基吡咯烷酮
41
2.59
203
微毒
15000
N-甲基乙酰胺
38
2.71
206
微毒
65000
二甲基苯胺
40
2.68
193
高毒
19900
N-甲酰吗啉
49
2.65
240
无毒
28000
萃取剂的选择对萃取精馏过程的影响很大，选择一种合适的萃取剂尤为重要。萃取剂的选择原则：
1. 与醋酸互溶但与水不互溶。能增大水和醋酸的相对挥发度。
2. 不易挥发，精馏时和醋酸一起在塔釜流出。
3. 易于回收，不与醋酸形成共沸物。
4. 具有较小的汽化潜热，价格低廉，来源广泛，无毒无害，热稳定性好和腐蚀性小等特性。
相比之下N-甲基吡咯烷酮的性能较好价格又低廉，因此选择N-甲基吡咯烷酮为萃取剂[5]。
3.2 除杂精馏塔的设定
本文采用Aspen Plus软件对工艺过程进行模拟分析，物性方法用NRTL，规定醋酸溶液的进料浓度为60%、流率为550kmol/h，精馏塔选择Radfrac模块，主要研究了醋酸-水精馏塔的理论塔板数、回流比、进料位置、萃取剂用量对精馏过程的影响。主要研究内容如下：
（1）比较各种萃取剂的萃取效果，选择一种最合适的萃取剂。
（2）对精馏塔的理论塔板数，回流比，原料和萃取剂进料位置进行模拟和设定，从而获得对醋酸-水体系精馏过程中对实际生产有指导意义的参数。
（3）利用萃取精馏模拟计算的基础数据，对萃取精馏塔进行初步的工艺设计，确定精馏塔的塔径，板间距，塔板效率等参数[6]。
3.2.1 理论板的设定
用简单分离DSTWU模块模拟塔1分离后纯度为99.9%时理论塔板数和所需的最小回流比的关系。得到图1曲线。

图1 塔1中理论塔板数和回流比关系图
当塔板数为10的时候曲线变的平稳，增加塔板数不能明显降低回流比。所以塔1的理论塔板数设定为10块。
3.2.2 回流比和塔顶流率的设定
然后对塔1进行回流比的设计规定，规定精馏塔的塔顶和塔釜分离纯度为99.9%，计算该条件下的最小回流比和塔顶产品流率。得到回流比为4.71，塔顶流率为48.2kmol/h。如图2所示。

图2 塔1回流比和塔顶流率设计结果
3.2.3 进料位置的设定
进料位置在萃取精馏过程中也是一个重要的参数，进料位置的不同，分离效果和能耗也就不同，先对除杂塔进行分析，用得到的进料位置和塔釜热负荷数据作图，如图3所示。

图3 塔1加料板位置对能耗的关系图
发现加料板位置为4时能耗最低，因此选择此处为原料液的进料位置。
3.3 醋酸-水精馏塔的设定
3.3.1 理论板的设定
首先对萃取精馏塔进行塔板数设定，用简单分离DSTWU模块模拟分离后塔顶和塔釜产物纯度都为99.9%时理论塔板数和所需的最小回流比的关系。得到图4曲线。

图4 塔2中理论塔板数和回流比关系图
当塔板数为41的时候曲线变的平稳，增加塔板数不能明显降低回流比。所以塔2的塔板数设定为41块。
3.3.2 回流比和塔顶流率的设定
然后对萃取精馏塔进行设计规定，塔顶和塔釜分离纯度为99.9%，如图5所示。

图5 塔2回流比和塔顶流率设计结果
从表中结果看出该塔板数下最小回流比为2.59，塔顶产品流率为208.54kmol/h。
3.3.3 进料位置的设定
对萃取精馏塔的原料和萃取剂进料位置和萃取精馏塔釜热负荷关系作图，如图6所示。

图6 塔2原料和萃取剂进料位置和能耗关系图
发现原料进料位置为26，萃取剂进料位置为5的时候能耗最少，所以选择原料进料位置为26，萃取剂进料位置为5。
3.4 萃取剂回收塔的设定
3.4.1 理论板的设定
首先用简单分离DSTWU模块模拟塔3分离后塔顶和塔釜产物纯度都为99.9%时理论塔板数和所需的最小回流比的关系，得到如图7曲线。

图7 塔3中理论塔板数和回流比关系图
发现当理论塔板数为15的时候曲线变的平稳，增加塔板数不能明显降低回流比。所以塔3的理论塔板数设定为15块。
3.4.2 回流比和塔顶流率的设定
再对塔3回收塔进行设计规定，塔顶和塔釜分离纯度为99.9%，如图8所示。

图8 塔3回流比和塔顶流率设计结果
从表中数据看出该塔板数下最小回流比为0.226，塔顶产品流率为342.67kmol/h。
3.4.3 进料位置的设定
对塔3的进料位置和塔釜热负荷作图，如图9所示。

图9 塔3进料位置和能耗关系图
发现加料板位置为12时能耗最少，因此选择此处为进料位置。
3.5 萃取剂用量对能耗的影响
萃取剂的用量将影响萃取精馏的效果和设备能耗，这次实验分析了达到相同分离效果，萃取精馏塔和萃取剂回收塔的塔釜热负荷之和与萃取剂加入量的关系，得到如图10所示。

图10 萃取剂用量和能耗关系图
从图10可以看出萃取剂用量为140kmol/h时萃取精馏塔和回收塔总能耗最少，所以萃取剂用量为140kmol/h最合适。
3.6 进料温度对分离效果的影响
在精馏过程中进料温度通常会发生波动，从而对精馏分离效果造成影响，给产品的控制带来困难。在回流比为4.7，塔板数为10的条件下，用Aspen Plus 对塔1进料温度和塔釜醋酸摩尔分率做灵敏度分析，如图11所示。

图11 塔1进料温度对分离效果的影响图
观察后发现随着进料温度的提高，塔釜醋酸的摩尔分率越来越低，这与普通精馏时变化规律一致，都是由于进料热状态发生变化，从而改变了原有精馏塔的分离效率。因此，在精馏过程中需要控制好进料温度 不要让其发生较大的波动 从而能够对其进行较好的控制和操作。

4 物料/能量平衡
4.1 物料衡算
4.1.1 物料衡算的原理和法则
物料衡算是在质量守恒定律的基础上，对物料的平衡进行衡算。物料平衡是指“在单位时间内进入系统的全部物料质量与离开该系统的全部物料质量再加上损失掉的和积累起来的物科质量相等”。进行物料衡算时，先必须确定衡算的体系。对于已经达到稳定的体系，通常满足以下关系：
（进料量之和）-（出料量之和）=（系统累积量）
当系统中有化学反应时可表示为：
（进料量之和）-（出料量之和）+（消耗量）-（生成量）=（系统累积量）
利用以上两个关系，可以对整个工艺系统或子系统进行物料衡算[7]。
4.1.2 物料衡算过结果
表2 塔1物料衡算表
流股参数
流股名称
0101
0102
0103
Mole Flow kmol/hr

CH3OH
38.8669504
38.1097145
0.75723599
C3H6O2
9.98600008
9.98599421
5.87E-06
H2O
209.843102
0.10894947
209.734152
CH3COOH
340.722203
1.25E-06
340.7222
Temperature, C
56.7
118.9
100
Pressure, bar
1
1.38
1.5
Vapor Frac
0
0
0
Mole Flow, kmol/hr
48.2
551.21
599.42
Mass Flow, kg/hr
1962.84
24263.92
26226.76
Volume Flow, cum/hr
2.42799082
26.9971794
28.8380362
Enthalpy, MMkcal/hr
-3.1921046
-50.618296
-53.953437
塔1物料衡算如上表2所示，表中数据看出塔1符合物料守恒。
表3 塔2物料衡算表
流股参数
流股名称
0103
0104
0105
0106
Mole Flow kmol/hr

CH3OH
0.75723599
0
0.75723597
1.50E-08
H2O
2.10E+02
0
207.716142
2.01801022
CH3COOH
340.722202
0
0.0618998
340.660302
C3H6O2
5.87E-06
0
5.87E-06
3.29E-17
C5H9NO-D2
0
160.000001
0.00052806
159.999473
Temperature C
118.886554
110
98.9577606
141.672484
Pressure bar
1.37999997
1.21589997
0.99999997
1.42418244
Vapor Frac
0
0
0
0
Mole Flow kmol/hr
551.213597
160.000001
208.535812
502.677785
Mass Flow kg/hr
24263.9238
15861.2161
3770.09795
36355.0421
Volume Flow cum/hr
26.9971794
16.6531976
4.10933668
38.8394878
Enthalpy MMkcal/hr
-50.618296
-9.5870063
-13.948441
-45.958954
塔2物料衡算如上表3所示，表中数据看出塔2符合物料守恒。

表4 塔3物料衡算表
流股参数
流股名称
0106
0107
0108
Temperature C
141.672484
114.03756
2.07E+02
Pressure bar
1.42418244
0.89999998
1.08999997
Vapor Frac
0
0.00E+00
0
Mole Flow kmol/hr
502.677785
342.672574
160.005211
Mass Flow kg/hr
36355.0421
20494.3416
15860.7004
Volume Flow cum/hr
38.8394878
21.563111
18.4855545
Enthalpy MMkcal/hr
-4.60E+01
-3.68E+01
-8.8041391
Mole Flow kmol/hr

CH3OH
1.50E-08
1.50E-08
9.72E-19
H2O
2.01801022
2.01800994
2.86E-07
CH3COOH
340.660302
340.633891
0.0264109
C3H6O2
3.29E-17
0
0
C5H9NO-D2
159.999473
0.02067328
159.9788
塔3物料衡算如上表4所示，表中数据看出塔3符合物料守恒。
4.2 能量衡算
4.2.1 能量衡算的原理和准则
工程依据化工设计中关于热量衡算的基本思想和要求，遵循基本规范与实际
工艺相结合的原则，进行热量衡算书的编制。其中一个主要依据是热量平衡方程：
åQin = åQout +åQl
其中，
åQin——表示输入设备热量的总和；
åQout——表示输出设备热量的总和；
åQl——表示损失热量的总和。
对于连续系统：
Q + W = ∑Hout - ∑Hin
其中，
Q——设备的热负荷。
W——输入系统的机械能。
∑Hout——离开设备的各物料焓之和。
∑Hin——进入设备的各物料焓之和。
在进行全厂热量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化
学反应释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设计工作[7]。
4.2.2 热量衡算结果
表5 塔1流股焓变计算表
流股参数
流股名称
0101
0102
0103
Temperature K
373.149994
329.929341
392.036548
Pressure N/sqm
150000
100000
138000
Vapor Frac
0
0
0
Mole Flow kmol/hr
599.418256
48.2046592
551.213597
Mass Flow kg/hr
26226.7611
1962.83725
24263.9238
Volume Flow cum/sec
0.00801056
0.00067444
0.00749921
Enthalpy MMkcal/hr
-53.953437
-3.1921046
-50.618296
设备焓变(Gcal/hr)
进料焓(Gcal/hr)
出料焓(Gcal/hr)
偏差(Gcal/hr)
0.14303751
53.953437
53.8104006
1.11E-06
塔1的热量衡算如上表5所示，表中数据可知该设备符合热量守恒。

表6 塔2流股焓变计算表
流股参数
流股名称
0103
0104
0105
0106
Temperature K
392.036548
383.149994
372.107754
414.822478
Pressure N/sqm
138000
121590
100000
142418.248
Vapor Frac
0
0
0
0
Mole Flow kmol/hr
551.213597
160.000001
208.535812
502.677785
Mass Flow kg/hr
24263.9238
15861.2161
3770.09795
36355.0421
Volume Flow cum/sec
0.00749921
0.00462588
0.00114148
0.01078874
Enthalpy MMkcal/hr
-50.618296
-9.5870063
-13.948441
-45.958954
设备焓变(Gcal/hr)
进料焓(Gcal/hr)
出料焓(Gcal/hr)
偏差(Gcal/hr)

0.29791721
60.2053023
59.907395
9.91E-06

塔2的热量衡算如上表6所示，表中数据可知该设备符合热量守恒。
表7 塔3流股焓变计算表
流股参数
流股名称
0106
0107
0108
Temperature K
414.822478
387.187554
480.116798
Pressure N/sqm
142418.248
90000
109000
Vapor Frac
0
0
0
Mole Flow kmol/hr
502.677785
342.672574
160.005211
Mass Flow kg/hr
36355.0421
20494.3416
15860.7004
Volume Flow cum/sec
0.01078874
0.00598975
0.00513487
Enthalpy MMkcal/hr
-45.958954
-36.779539
-8.8041391
设备焓变(Gcal/hr)
进料焓(Gcal/hr)
出料焓(Gcal/hr)
偏差(Gcal/hr)
0.37472969
45.958954
45.5836781
5.4621E-04
塔3的热量衡算如上表7所示，表中数据可知该设备符合热量守恒。

5 设备的选型/设计
5.1 过程设备的基本要求
设备工艺设计是工程设计的基础。化工设备从工艺设计的角度可以分为两类：一类是标准设备或定型设备，如泵、压缩机、换热器、储罐等，是成批、成系列生产的设备，可以从厂家的产品目录或手册中查到其规格及型号，直接从设备生产厂家购买；另一类是非标设备或非定型设备，如反应器、塔、蒸发器等， 是根据工艺要求、通过工艺计算及设备专业设计人员设计的特殊设备，然后由有资格的厂家制造[8]。
5.2 精馏塔的设定
5.2.1 精馏塔塔型的选择
塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节。选择时考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备性能，以及塔设备的制造、安装、运转和维修等。
精馏塔分为板式塔和填料塔，板式塔和填料塔都是常用的精馏塔型，各有各的特点，在精馏塔的设计前，选择合适的塔型是必要的。充分了解和掌握各塔型的特点，精馏操作的具体条件和要求，是做出合理选择的基础。有时候为完成某个分离任务，板式塔和填料塔都可以采用，这时往往需要经过详细的对比后，对其经济性进行分析，板式塔的塔型也有很多，最早在工业上应用的有泡罩塔（1813年）和筛板塔（1832年），随着石油化学工业的发展，先后又出现了很多新塔型，如浮阀塔、舌形塔、浮动喷射塔、波纹筛板塔、双孔径筛板塔、斜孔筛板塔、多降液管筛板塔等。以下几种是常用的板式塔[9]。
(1)泡罩塔:
泡罩塔是最早应用于生产的塔板之一，因其操作性能稳定，所以一直到20世纪40年代还在板式塔中占绝对优势，特别适用于容易堵塞的物系。泡罩塔板操作稳定，塔板效率也高，但结构复杂，造价高，塔板阻力大等缺点。液流通过塔板的液面落差较大，因而容易使气流分布不均而导致气、液接触不良。
(2)筛板塔:
筛板塔也是最早出现的塔板之一，目前它在国内已大量推广应用，特别是在美国其比例大于了下面介绍的浮阀塔。筛板塔的优点是构造简单、造价低，此外也能稳定操作，板效率也较高。
(3)浮阀塔:
浮阀塔是在20世纪40~50年代才发展起来的，目前使用广泛，仍然是综合性能最好的塔板。尤其在国内，浮阀塔板的应用占有重要的地位，获得普遍好评。具有气液接触时间长、雾沫夹带少、良好的操作弹性和较高的塔板效率等优点。浮阀塔又分为圆盘型浮阀、条型浮阀、船型浮阀、以及固定阀。
(4)舌形塔:
舌形塔属于喷射型。因舌形孔是将塔板冲压而成的斜孔，故气流上升时是从斜孔中喷射而出，液流方向与气流方向一致，可以消除塔板上液面落差，有利于气流均匀分布。固定舌形塔板加工方便、造价低、通量大、塔板阻力较小。缺点是气、液接触时间短，塔板效率不高。
(5)浮动喷射塔:
浮动喷射塔是我国自行开发的一种新型塔板。整块板由彼此相叠的百叶窗式浮动板片组成，浮动板片被支撑后能自由转动一个角度（20°~30°），当气流上升时板片张开，气流则斜向吹出。这类塔板特点是阻力小，处理量大，在炼油和化工生产上已获得良好的效果[10]。

现将板式塔和填料塔的主要特点比较，列表说明，如下表8所示：
表8 板式塔与填料塔的比较
项目
板式塔
填料塔
备注
每块理论塔板压降
约1kPa
散装填料约0.3kPa
规整填料约0.15kPa
板式塔的压降高
压降小是填料塔的主要优点
分离效率
分离效率比较稳定，大型塔效率会更高些
规整填料的分离效率比板式塔高，散装填料和板式塔差不多
填料塔的分离效率受液体分布影响大，预测比较难，可靠性不如板式塔
处理能力和操作弹性
操作弹性大
处理能力比板式塔大
由于填料塔的压降低，在低压下操作可以使相对挥发度有所上升，填料塔的液体分布器弹性较小
对操作压力高的适应性
很适合，有较高的效率，并且液量大也易处理
不少场合发现效率明显下降，尤其是规整填料，压降小，优点几乎无意义，处理能力下降较大，>2MPa时宜用板式塔
压力大，液量又大，易引起气相严重返混，填料塔中两相分离困难
对腐蚀性物料的适应性
必须用耐腐蚀材料制作，往往比较困难，价格较高
易用陶瓷之类耐腐蚀材料制作，较合适。

大直径塔
很合适，造价低
填料费用上升很大，而且气液分布均较难

中间换热
易实现
较难实施

塔的检查
容易
较困难，规整填料几乎不可能

对比后发现筛板塔结构简单，操作容易，适合本次实验的研究，因此选用筛板塔进行设计。
5.2.2 精馏塔全塔效率的估算
本文选择用筛板塔进行设计，查阅资料后，初步设定为单溢流，板间距500mm，发泡因子为1，塔顶压力为101.325kPa，每块板压降1kPa，然后估算全塔效率，回流比为2.59时，塔顶和塔釜的平均温度t=(99.96+141.67)/2=120.81。此温度下水与醋酸的相对挥发度α=1.88，醋酸和水在此温度下的液相粘度分别为0.4121cP和0.2611cP，进料组成中醋酸和水的摩尔分率分别为0.381和0.619。
μL= 0.4121*0.381+0.619*0.2611 =0.319cP。
α*μL= 1.88*0.319 =0.5997cP。
查O’Connell关联图得回流比2.59 时精馏塔全塔效率ET=0.6。
5.2.3 精馏塔的塔径设定
塔径的设定用Pack Sizing模块，以塔2为例，由于塔2塔板数比较多，因此本次实验分三段设计，第一段为塔顶到萃取剂进料板，第二段为萃取剂进料板到原料进料板，第三段为原料进料板到塔底。三段得到的塔径数据分别为1.82m、2.31m、2.9m。然后用同样的方法对塔1和塔3进行设定，得到的结果为塔1塔径1.15m；塔3塔径1.61m。
再用Tray Rating进行校对：（1）观察其最大液泛因子是否<0.8；（2）最大降液管液位/板间距应在0.2~0.5之间；（3）降液管液体停留时间要大于4秒[12]。
5.2.4 精馏塔塔高的计算
精馏塔的塔高主要与板间距有关，而板间距又与塔径有关，塔径越大板间距越大，筛板塔的板间距一般为200mm~500mm，于是设定塔1塔2塔3的板间距分别为300mm、500mm、350mm。最后根据板间距算出板式塔有效高度H1=9*0.3=2.7m；H2=40*0.5=20m；H3=14*0.35=4.9m。
5.2.5 精馏塔模拟结果与分析
上文中用Tray Sizing模块对板式塔的塔径和板间距做出了合理的设定，把它们代入到Tray Rating模块校对。
（1）先对塔1