真空精馏塔设计说明书
本科生毕业设计
年产15000吨马来酸二甲酯项目真空精馏塔设计说明书
学院化工学院
专业化学工程与工艺
年级2010级
姓名杨豪帆
指导教师张国亮李阳于涛
2014年2 月20日
摘要
马来酸二甲酯是一种重要的有机化工原料。为了满足经济发展对马来酸二甲酯的需求，开展了此年产15000吨马来酸二甲酯项目，本设计中，对真空分离塔进行了工艺设计、结构设计和强度设计校核。在工艺设计中，涉及了塔径、塔高、填料层高度及压降的计算。在结构设计中，对塔设备的内件、支座、接管及附件等进行选型和设计。除此之外，本设计叙述了过程控制方案和开停车方案并给出设备的管道仪表流程简图。对温度、压力、原料配比、通气速率、反应时间等因素进行了敏感性分析。考虑到对环境和社会的影响，还进行了HAZOP分析和环境影响评价，形成了一份较为完整的设计。
关键词：真空分离塔，工艺设计，过程控制，分析。
ABSTRACT
Dimethyl maleate is an important organic chemical raw material. This design focuses on the Dimethyl maleate project with annual production of 15000t, which includes process design, structural design and verification of strength design of vacuum separation tower. In the design of process, involving the calculations of diameter and height of tower, packed bed height and pressure drop. In the structural design，we design and select the internal equipment, bearings, and accessories of the tower. In addition, the design describes the way of process control and gives the Piping and instrumentation diagram, as well as the sensitivity analysis of temperature, pressure, material ratio, aeration rate, reaction time and other factors. Considering the impact on the environment and society, a HAZOP analysis and environmental impact assessment are also involved,
Keyword: vacuum separation tower, process design, process control, analysis
目录
第一章初步设计条件 (1)
1.1概述 (1)
1.2设计条件与物性参数 (1)
1.2.1设计条件 (1)
1.2.2物性数据 (2)
第二章模拟计算 (4)
第三章设计方法说明 (6)
3.1综述 (6)
3.2塔设备的工艺设计 (6)
3.2.1塔径的计算 (6)
3.2.2填料层高度计算及分段 (8)
3.2.3填料层压降计算 (8)
3.2.4塔高的计算 (9)
3.3塔设备的结构设计 (9)
3.3.1填料支承装置 (9)
3.3.2填料压紧装置 (10)
3.3.3液体分布装置与液体收集及再分布装置 (10)
3.3.4除沫器 (11)
3.3.5裙座 (11)
3.3.6接管 (11)
3.3.7人孔 (12)
3.3.8法兰设计 (12)
3.3.9保温层设计 (12)
3.3.10吊耳 (15)
3.4塔设备的强度设计和稳定校核 (15)
3.4.1塔壁和封头壁厚设计 (15)
3.4.2质量载荷计算 (16)
3.4.3自振周期计算 (17)
3.4.4风载荷和风弯矩的计算 (17)
3.4.5地震设计 (19)
3.4.6偏心弯矩计算 (22)
3.4.7塔体的强度与稳定校核 (22)
3.4.8裙座的计算 (24)
第四章过程控制 (25)
4.1控制方案概述 (25)
4.2 管道仪表流程图 (26)
4.3开停工方案 (27)
4.3.1真空分离塔开车方案 (27)
4.3.2真空分离塔停车方案 (27)
第五章敏感性技术分析 (28)
5.1回流比对产品浓度影响的灵敏度分析 (28)
5.2进料温度对产品浓度影响的灵敏度分析 (28)
5.3进料位置对产品浓度影响的灵敏度分析 (29)
5.4回流比对釜液产量影响的灵敏度分析 (29)
第六章安全、环境因素分析 (30)
6.1安全、环境因素分析 (31)
6.2 HAZOP分析 (32)
参考文献 (33)
附录计算举例 (34)
1.塔径计算 (34)
2.填料层高度计算及分段 (34)
3.填料层压降计算 (35)
4.法兰设计 (35)
5.塔高计算 (35)
6.塔壁和封头壁厚设计计算 (35)
7.质量载荷计算 (37)
8.裙座的计算 (38)
9.各接管的设计 (38)
第一章初步设计条件
1.1 概述
本项目为年产15000吨马来酸二甲酯工艺，本文设计精馏工段真空分离塔设备，用于将反应工序所得粗马来酸二甲酯产品提纯，塔顶产品为马来酸二甲酯产品，该馏分为最终所获得产品；塔底馏分为未转换的马来酸单甲酯，该馏分经进料泵送至酯化塔的中部继续精制以获得马来酸二甲酯产品，并在中间加入十二烷基苯磺酸。根据可行性研究报告结论，本设备应采用连续精馏形式，塔设备型式选用填料塔，塔内填料使用CY700金属丝网波纹规整填料，回流方式为内回流，分布器采用槽盘式分布器。选定轻关键组分为马来酸二甲酯，重关键组分为未转化的马来酸单甲酯，由于马来酸二甲酯熔点低沸点高，受高温易分解，故采用减压精馏以降低操作温度，塔顶操作压力为-0.08MPa(G)。
根据本设备的设计要求及工艺总物料衡算结果，可确定对本设备详细设计各项条件。
1.2 设计要求与物性参数
1.2.1 设计要求
对本设备设计选取轻关键组分为马来酸二甲酯，重关键组分为马来酸单甲酯，总物料衡算结果如下表所示。
进料出料
塔顶塔釜
摩尔流量kmol/h 13.6675 13.5500 0.1175
体积流量m3/h 1.9352 1.892 0.01516
质量流量kg/h 1939.893 1924.607 15.286 顺酐0 0 0
甲醇0 0 0
马来酸单甲酯15.591 0.309 15.282
马来酸二甲酯1920.262 1920.258 0.004 水 4.040 4.040 0
1.2.2 物性数据
第二章模拟计算
使用Aspen Plus软件进行真空分离塔模拟计算，选用NRTL作为物性计算方法。使用RadFrac模型进行严格计算。使用Vary-Design功能优化计算得出理论板数、馏出量、回流比等初步设计参数，并将该初步设计数据作为进一步设计的依据。模拟计算结果如下：（表格做成三线表）
Stage Temperature Pressur
e
Heat
duty
Liquid
from
Vapor from
K MPa kW kmol/hr kmol/hr
1 423.499 0.0
2 -308.39
7
21.38683 0
2 424.9091 0.0207 0 8.108416 21.38683
3 425.9366 0.021
4 0 8.064623 21.35842
4 426.9497 0.0221 0 8.019898 21.31462
5 427.9595 0.0228 0 7.974171 21.2699
6 428.9712 0.0235 0 7.927149 21.22417
7 429.9899 0.0242 0 7.878588 21.17715
8 431.0202 0.0249 0 7.828327 21.12859
9 432.0653 0.0256 0 7.776342 21.07833
10 433.1268 0.0263 0 7.722784 21.02634
11 434.2039 0.027 0 7.668003 20.97278
12 435.2928 0.0277 0 7.613465 20.918
13 436.7643 0.0284 0 17.00733 17.00325
14 441.5796 0.0291 0 16.66189 16.7702
15 450.8181 0.0298 0 16.45597 16.42475
16 462.3579 0.0305 0 16.62683 16.21883
17 470.8571 0.0312 0 16.90256 16.3897
18 475.2181 0.0319 0 17.06927 16.66542
19 477.3145 0.0326 0 17.14689 16.83214
20 478.5204 0.0333 0 17.18591 16.90975
21 479.4105 0.034 0 17.211 16.94877
22 480.1876 0.0347 0 17.23125 16.97387
23 480.9194 0.0354 242.777
6
0.237135 16.99412
气相摩尔
组成
液相摩尔组成
Sta ge
Sta
ge
MMM DMM WATER MMM DMM WATER
10.00026
9
0.985
567
0.014
163
1
0.00093
6
0.998
473
0.000
591
20.00093
6
0.998
473
0.000
591
20.0032
0.996
775
2.46E
-05
30.00179
6
0.997
829
0.000
376
30.00612
0.993
864
1.57E
-05
40.00289
7
0.996
729
0.000
373
4
0.00983
9
0.990
145
1.57E
-05
50.00429
3
0.995
333
0.000
374
5
0.01451
3
0.985
471
1.58E
-05
60.00603
7
0.993
588
0.000
375
6
0.02030
3
0.979
681
1.59E
-05
70.00818
5
0.991
439
0.000
376
7
0.02735
7
0.972
627
1.60E
-05
80.01078
8
0.988
836
0.000
376
8
0.03579
3
0.964
191
1.60E
-05
90.01388
1
0.985
741
0.000
377
90.04567
0.954
314
1.61E
-05
100.017480.9820.000100.056960.943 1.61E
1423782022-05
110.02156
6
0.978
055
0.000
379
11
0.06953
4
0.930
45
1.62E
-05
120.02608
2
0.973
538
0.000
38
12
0.08313
1
0.916
853
1.62E
-05
130.03637
8
0.963
569
5.30E
-05
13
0.11309
5
0.886
903
2.23E
-06
140.10055
5
0.899
442
2.26E
-06
14
0.27272
1
0.727
279
8.65E
-08
150.26222
2
0.737
778
8.77E
-08
15
0.54007
6
0.459
924
2.76E
-09
160.53335
3
0.466
647
2.80E
-09
16
0.78699
9
0.213
001
6.93E
-11
170.78391
9
0.216
081
7.03E
-11
17
0.92013
2
0.079
868
1.48E
-12
180.91899
7
0.081
003
1.51E
-12
18
0.97273
8
0.027
262
2.96E
-14
190.97235
5
0.027
645
3.01E
-14
19
0.99099
9
0.009
001
5.79E
-16
200.99087
4
0.009
126
5.87E
-16
20
0.99705
8
0.002
942
1.13E
-17
210.99701
8
0.002
982
1.14E
-17
21
0.99904
1
0.000
959
2.20E
-19
220.99902
9
0.000
971
2.23E
-19
22
0.99968
7
0.000
313
4.32E
-21
23
0.99968
5
0.000
315
4.38E
-21
23
0.99989
8
0.000
102
8.52E
-23液相质量组成
Stage
MMM DMM WATER
10.0008450.9990817.39E-05
20.002890.997107 3.07E-06
30.0055280.99447 1.97E-06
40.008890.991108 1.96E-06
50.0131190.986879 1.98E-06
60.0183630.981635 1.99E-06
70.0247610.975237 2.00E-06
80.0324230.967575 2.01E-06
90.041410.958588 2.02E-06
100.0517050.948293 2.03E-06
110.0631950.936803 2.03E-06
120.0756530.924345 2.04E-06 130.1032240.896775 2.82E-07 140.2528910.747109 1.11E-08 150.514560.48544 3.64E-10 160.7693310.2306699.39E-12 170.9122760.087724 2.04E-13 180.9698870.030113 4.09E-15 190.9900380.0099628.01E-17 200.9967420.003258 1.56E-18 210.9989380.001062 3.05E-20 220.9996540.000346 5.98E-22 230.9998870.000113 1.18E-23
第三章 设计方法说明
3.1 综述
由Aspen 软件模拟结果得到塔板数、回流比、馏出量等重要工艺设计参数，作为填料塔详细工艺设计计算依据，计算项目包括塔的工艺设计和塔的机械设计，机械设计是在工艺设计的基础上进行。
塔的工艺设计计算项目包括塔径、塔高、填料层高度及分段要求等。 塔的机械设计计算项目包括塔设备的强度设计和稳定校核及塔设备的结构设计。
塔设备的强度设计和稳定校核一般应包括如下内容： (1) 按设计压力和设计温度确定塔体的壁厚； (2) 根据塔设备设置地区，考虑其风载荷和地震载荷；
(3) 按照不同工况下多种载荷联合作用的情况对塔设备各处应力加以控制； (4) 按不同工况下的载荷，计算地脚螺栓座各部分几何尺寸； (5) 当塔设备筒节采用法兰连接时，还应计算设备法兰的当量压力； (6) 必要时计算由管道推力或悬挂重物在塔体上引起的局部应力； 塔设备的结构设计包括塔体及附件的结构设计和塔内件的结构设计，
3.2 塔设备的工艺设计 3.2.1 塔径的计算[1]
填料塔的直径是根据适宜的空塔气速与气相体积流量，按下式求出：
式中气相体积流量由Aspen 软件模拟结果给定，由此可见，计算塔径的核心问题是确定空塔气速。
(1) 空塔气速的确定
确定空塔气速的方法包括泛点气速法、气相动能因子（F 因子）法及气相负荷因子（Cs 因子）法。这里选用泛点气速法来确定空塔气速。
泛点气速是填料塔操作气速的上限，填料塔的操作空塔气速必须小于泛点气速，操作空塔气速与泛点气速之比称为泛点率。
对于规整填料，其泛点率的经验值为
泛点率的选择主要考虑填料塔的操作压力和物系的发泡程度两方面的因素。
D =
s V u /0.6~0.95F u u =
由于本设备为减压操作，应取较低的泛点率。
填料的泛点气速可用贝恩(Bain)—霍根(Hougen)关联式进行计算，即
式中 ——泛点气速，m/s ；
——重力加速度，9.81 m/s 2；
——填料总比表面积，m 2/m 3；
——填料层空隙率，m 3/m 3；
、——气相、液相密度，kg/m 3；
——液体粘度，mPa·s ；
、——液相、气相的质量流量，kg/h ；
、——关联常数。
本设备采用规整填料——CY700金属丝网波纹填料，其关联常数、的值分别为0.30和1.75。
由贝恩(Bain)—霍根(Hougen)关联式得到泛点气速，再乘以泛点率即得空塔气速。
(2) 塔径的计算与圆整
用气相体积流量以及空塔气速可计算得到塔径。
计算出塔径后，还应该按塔径系列标准进行圆整。圆整后，再核算操作空塔气速与泛点率。
(3) 液体喷淋密度的验算
填料塔的液体喷淋密度是指单位时间、单位塔截面上液体的喷淋量，其计算式为
式中 ——液体喷淋密度，m 3/(m 2·h)； ——液体喷淋量，m 3/h ；
——填料塔直径，m 。
为使填料能获得良好的润湿，塔内液体喷淋量应不低于某一极限值，此极限值称为最小喷淋密度，以表示。
对于规整填料，其最小喷淋密度可从有关填料手册中查得，设计中，通常取
。实际操作时采用的液体喷淋密度应大于最小喷淋密度。若采用的液体喷淋密度小于最小喷淋密度，则需进行调整，重新计算塔径。
1/41/8
20.213lg V V F L L L
V L u a w A K g w ρρμερρ??
????????=-?? ? ? ? ???????????
F u g 1a εV ρL ρL μL w V w A K A K 2
0.785h
L U D =U h L D min U min 0.2U =
3.2.2 填料层高度计算及分段[1]
采用等板高度法计算填料层高度的基本公式为
(1) 理论板数的计算
理论板数由Aspen 软件模拟结果得出。 (2) 等板高度的计算
等板高度与许多因素有关，不仅取决于填料的类型和尺寸，而且受系统物性、操作条件及设备尺寸的影响。填料在一定条件下的值可从有关填料手册中查得。
计算出填料层高度以后，还应留出一定的安全系数。根据设计经验，填料层的设计高度一般为
式中 ——设计时的填料高度，m ；
——工艺计算得到的填料层高度，m ；
(3) 填料层的分段
塔内液体沿填料层流动的过程中，有逐渐向塔壁方向集中的趋势，形成壁流效应，造成填料层气液分布不均匀，使传质效率降低。为避免这一现象，在设计中，每隔一定的填料层高度，需要将填料层分段，设置液体收集再分布装置，使液体重新分布。
对于规整填料，填料层分段高度可以按下式确定：
式中 ——规整填料分段高度，m ；
——规整填料的等板高度，m 。
3.2.3 填料层压降计算[1]
填料层压降通常由单位高度填料层的压降表示。设计时，根据有关参数，由通用关联图（或压降曲线）先求得每米填料层的压降值，然后再乘以填料层高度，即得出填料层的压力降。
规整填料的压降通常关联成以下形式
式中 ——每米填料层高度的压力降，Pa/m ；
——空塔气速，m/s ；
——气体密度，kg/m 3；
T Z HETP N =?HETP (1.2~1.5)Z Z '=Z 'Z (15~20)h HETP =h HETP /P Z
?(P
Z βα?=/P Z ?u v ρ
、——关联式参数，可从有关填料手册中查得。
或可从有关填料手册中查规整填料压降曲线（曲线）得到。
3.2.4 塔高的计算[2]
填料塔的高度，包括填料层高度，喷淋装置、再分布器、气液进出口所需的高度，底部及顶部空间高度、人孔高度以及支座高度等部分。
填料塔的塔主体高度即填料层高度；塔的顶部空间高度一般取1.2~1.5m ，顶部空间内可设置除沫装置；塔的底部空间高度要根据釜液流量及塔径求得，以保证釜液的停留时间在3~5min ；支座高度由釜液出口管尺寸以及与出料管相连的再沸器或出料泵高度确定。
3.3 塔设备的结构设计[2][3] 3.3.1 填料支承装置
填料支承装置的作用是支承塔内填料，对保证填料塔的操作性具有重大作用。纵使填料本身的通过能力很大，如果支撑装置设计不当，液泛仍将提前到来，使塔的生产能力降低。因此设计合理的支承结构是非常重要的。
对填料支承装置的基本要求是：有足够的强度以支承填料的重量；提供足够大的自由截面。尽量减小气液两相的流动阻力；有利于液体的再分布；耐腐蚀性能好；便于用各种材料制造以及安装拆卸方便等。
早期的填料支承板采用多孔板结构，经改进后，采用焊接圆环支承板、金属网支承板及常用的栅板结构。对于规整填料，通常选用栅板型支承装置，本设备选用格栅板作为填料支承装置。格栅板是用扁钢条和扁钢圈焊接而成，结构简单、制造方便，自由截面较大、金属耗用量较小，而得到较普遍的应用。设计时为防止在填料支承装置处压降过大甚至发生液泛，要求填料支承装置的自由截面积应大于75%。
格栅板的结构尺寸需根据下列因素确定：塔径、填料层高度、格栅板加工制造及安装拆卸。塔径较小时采用整块式格栅板，塔径较大时宜用分块式格栅板。对于分块式格栅板，每块宽度为300~400mm ，重量不超过700N ，一边从人孔进行拆卸。不管是否分块，均需将格栅板搁置在焊接于塔壁的支持圈。对于塔径D ≥900mm 的栅板，当介质温度≤250℃时，栅板使用Q235-A 或Q235-AF 钢制造时，能支承的填料层高度与塔径有关。扁钢圈高度一般取栅条高度的2/3。此外，各分块之间的间距改用定距环保证，以便于格栅板的装拆。对于栅条要进行强度校核，来确定其厚度等尺寸。栅板条的强度计算，系取其组成栅板较长的栅板条作为强度计算的对象，计算方法是略去填料对于塔壁的摩擦阻力，将栅板条作为
αβ/F P Z ?—
受均布载荷的简支梁来计算。
3.3.2 填料压紧装置
为防止在上升气流的作用下填料床层发生松动或跳动，需在填料层上方设置填料压紧装置。填料压紧装置包括填料压板和床层限制板两种，根据不同的填料材质来选用，对陶瓷填料需安装填料压板，对金属或塑料填料需安装床层限制板。在结构上填料压紧装置有压紧栅板、压紧网板、属压紧器等不同类型。对于本设备所采用的CY700金属丝网波纹规整填料，应采用栅板型床层限制板，但由于波纹填料表面平整，可用座框把液体分布装置直接放置在填料表面上，从而既免受气流干扰，又可省去床层限制板。。
3.3.3 液体分布装置与液体收集及再分布装置
填料塔在操作时，在任一横截面上，保证气液的均匀分布都是十分重要的。对于任一装填完毕的填料塔，气速的分布是否均匀，主要取决于液体分布的均匀程度。实际上，液体初始不良分布，相当于损失了一段填料高度。因此，液体在塔顶的初始均匀喷淋，是保证填料塔达到预期分离效果的重要条件。
为了使液体初始分布均匀，原则上应增加单位面积上的喷淋点数。但由于结构的限制，不可能将喷淋点设计的很多。同时，如果喷淋点数过多，势必每一股液流的流量过小，也难以保证均匀分配。不同的填料对液体均匀分布的要求也有差别。波纹填料效率较高，故对液体均布要求也较苛刻，可依波纹填料的效率高低及液量大小，按每20~50cm3塔截面设置一个喷淋点。
任何程度的壁流都会降低效率，因此在靠近塔壁的10%塔径区域内，所分布流量不应超过总液量的10%。液体分布装置的安装位置，通常须高于填料层表面150~300mm。以提供足够的自由空间，让上升气流不受约束地穿过。但对于本设备，由于波纹填料精馏塔在真空下操作，喷淋密度小，又要有足够的喷淋点数，以致每股液流流量很小，又因真空操作时气速高，细股的喷淋液流会受上升气流的干扰，无规则地洒在填料层表面上，影响了初始均匀分布。因此可利用波纹填料表面平整的特性，用座框把分布装置直接放置在填料表面上，从而既免受气流干扰，又可省去床层限制板。
液体分布装置种类多样，有喷头式、盘式、管式、槽式及槽盘式等。工业应用以管式、槽式、槽盘式为主。其中槽盘式分布器兼有集液、分液及分气三种作用，结构紧凑，气液分布均匀，阻力较小，操作弹性高达10:1，适用于各种液体喷淋量。本设备即采用槽盘式液体分布器，不仅可用于初始液体分布，还可作为液体收集及再分布装置，依据可拆型槽盘气液分布器标准HG/T 21585.1—1998进行设计，选用型号为HG/T 21585.1—1998 LL—09S—I。
3.3.4 除沫器
当空塔气速较大，塔顶溅液现象严重，以及工艺过程不允许出塔气体夹带雾滴的情况下，设置除沫器，可减少液体的夹带损失，确保气体的纯度，保证后续设备的正常操作。
常用的除沫装置有折板除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器等。其中，丝网除沫器具有比表面积大，重量轻，空隙率大以及使用方便等优点。尤其是它具有除沫效率高，压力降小的特点，从而成为一种广泛使用的除沫装置。除沫器型式一般是根据所分离的液滴直径、要求的捕沫效率及给定的压力降来确定。本设备选用丝网除沫器，依据丝网除沫器标准（HG/T 21618—1998）进行设计。3.3.5 裙座
塔体常用裙座支承，裙座结构有两种型式，一般为圆筒形，当需增加裙座筒体断面积惯性矩或者需减小混凝土基础顶面的正应力时，采用圆锥形。裙座较其他支座的结构性能好，连接处产生的局部应力也最小，是塔设备的主要支座形式。
本设备裙座选用圆筒形支座结构；裙座材料选用Q235-A；裙座与塔体的连接采用焊接，焊接接头采用对接型式，裙座筒体外径与塔釜封头的外径相等，连接焊缝采用全焊透的连续焊，且与塔釜封头外壁圆滑过渡；地脚螺栓座采用外螺栓座结构，共设12个地脚螺栓。
3.3.6 接管
根据各个接管所在位置、通过的物料状态的不同，设定不同的允许流速（或通过工程经验公式估算），在已知流量要求的条件下即可求得接管管径。接管长度按照下表确定：
表3-1接管长度h/mm
公称直径DN 不保温接管长保温设备接管长适用公称压力PN/MPa
≤15 80 130 ≤4.0 20~50 100 150 ≤1.6
70~350
150 200 ≤1.6
70~500 ≤1.0
釜液从塔底流出时，会形成漩涡使塔釜液面不稳定，且能带走气体，故在塔釜液出口管前装设防涡流挡板，如下图所示。
图3-1 防涡流挡板
3.3.7 法兰设计
(1) 容器法兰
本设备塔体与封头间需通过容器法兰进行联接，选用甲型平焊法兰，依据标准JB/T 4701—2000进行选用设计。
(2) 管法兰
塔体各接管均采用管法兰联接，根据钢制管法兰（PN 系列）标准HG/T 20592—2009进行选用设计
3.4 塔设备的强度设计和稳定校核[4]
本设备为自支承式塔设备，在一定压力下操作，属于压力容器范畴。除与一般的压力容器承受的相同载荷外，还有侧向载荷，即风载荷、地震载荷和重量载荷、偏心载荷等。故必须考虑设备在多种载荷联合作用下的安全运行，对多种工况下、多种载荷的联合作用进行验算，以确保设备有足够的强度和稳定性。
3.4.1 塔壁和封头壁厚设计
(1) 壁厚的计算和校核
参考钢制压力容器标准GB150—1998，根据已知工艺条件确定设计压力与设计温度，选定材料为Q235-A ，按照外压圆筒设计方法需通过查图计算壁厚，步骤如下：
a) 对于的圆筒，假设，令，计算和的
值；
b) 在几何参数计算图的左方找到
值，过此点沿水平方向右移与
/20o n D δ≥n δe n C δδ=-/o L D /o e D δ/o L D
线相交（遇中间值用内插法），若值大于,则用查图，若值小于,则用查图； c) 过此交点沿垂直方向下移，在图的下方得到系数A ； d) 按照所选材料，选用厚度计算图，在图的下方找到系数A ；
若A 值落在设计温度下材料线的右方，则过此点垂直上移，与设计温度下的材料线相交（遇中间值用内插法），再过此交点水平方向右移，在图的右方得到系数B ，并按下式计算许用外压力：
若所得A 值落在设计温度下材料的左方，则用下式计算许用外压力：
e)
应大于或等于，否则须再假设名义厚度，重复上述计算，直到大于且接近于为止
f ） 本设备以内压进行压力试验，采用液压试验。 压力试验试验压力为：
液压试验应力校核条件：
(2) 封头壁厚计算和校验
本设备采用减压操作，为外压容器。塔顶、塔釜采用标准椭圆形封头，材质为Q235-A 。封头壁厚设计步骤如下：
a ） 假设，令，定出，为椭圆形封头的当量球壳外半径，；
b ） 用下式计算系数A ：
c ） 按照所选材料，选用厚度计算图，在图的下方找到系数A ；
若A 值落在设计温度下材料线的右方，则过此点垂直上移，与设计温度下的材料线相交（遇中间值用内插法），再过此交点水平方向右移，在图的右方得到系数B ，并按下式计算许用外压力：
/o e D δ/o L D 50/50
o L D =/o L D 0.05/0.05o L D =[]p []/o e
B
p D δ=
[]p []23(/)
o e AE
p D δ=
[]p c p n δ[]p c p 1.25T p p =()
=
0.92T i e T s e
p D δσσφδ+≤n δe n C δδ=-/o e R δo R 0.9o o R D =00.125
(/)
e A R δ=
[]/o e
B
p R δ=
若所得A 值落在设计温度下材料的左方，则用下式计算许用外压力：
d ） 应大于或等于，否则须再假设名义厚度，重复上述计算，直到
大于且接近于为止
3.4.2 质量载荷计算
设备操作时的质量
设备的最大质量（水压试验时）
设备最小质量
式中 m 1——塔体和裙座质量，kg m 2——内件质量，kg m 3——保温层材料质量，kg m 4——平台及扶梯质量，kg m 5——操作时塔内物料质量，kg m a ——人孔，法兰，接管等附件质量，kg m e ——偏心质量，kg
m w ——液压试验时塔内充满液体的质量，kg
3.4.3 自振周期计算
在地震和风载荷计算中，均要求引用塔设备的基本参数——自振周期。 等径、等厚度塔设备的基本自振周期按下式计算：
式中 ——基本振型自振周期，s
——塔设备高度，mm
——塔设备的操作质量，kg
——设计温度下材料的弹性模量，MPa
——设备有效壁厚，mm
——塔设备内径，mm
[]p []2
0.0833(/)o e E
p R δ=
[]p c p n δ[]p c p 012345a e m m m m m m m m =++++++max 1234w a e m m m m m m m m =++++++min 12340.2a e m m m m m m m =++++
+3
190.3310T -=1T H 0m t E e δi D
丙酮水连续精馏塔设计说明书吴熠
课程设计报告书丙酮水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院 专业化学工程与工艺 学生姓名吴熠 学生学号 指导教师江燕斌 课程编号 课程学分 起始日期
目录 \ "" \ \ \
第部分设计任务书 设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计 设计条件 在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮水混合物。生产能力和产品的质量要求如下： 任务要求(工艺参数)： .塔顶产品(丙酮)：, (质量分率) .塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率) .原料中丙酮含量：质量分率(*) .原料处理量：根据、、返算进料、、、 .精馏方式：直接蒸汽加热 操作条件： ①常压精馏 ②进料热状态q=1 ③回流比R=3R min ④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强 冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计 ⑤单板压降≯ 设计任务 .确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。 .计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置 .塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。 .作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。 .塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。
第部分设计方案及工艺流程图 设计方案 本设计任务为分离丙酮水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。 工艺流程图
精馏塔设计
精馏塔设计 目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32)
§ 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后 记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压） 安装地点：大连 §2 概述 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应
精馏塔设计流程
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
设备选型-精馏塔设计说明书
第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔
填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液
设计任务书
乙醇—水混合液精馏分离筛板精馏塔 课程设计任务书 一、设计参数 ①年处理量：⑥年实际生产天数： ②料液初温：⑦精馏塔塔顶压力： ③料液组成：⑧冷却水进口温度： ④塔顶产品组成：⑨饱和水蒸气压力： ⑤塔底釜液组成：⑩厂址：无锡地区。 （组成：摩尔分数；压力：绝压表示） 二、设计内容 ①设计方案的确定及工艺流程的组 织与说明： ⑥塔的工艺计算结果汇总一览表：②精馏过程的工艺计算：⑦辅助设备的设计或选型计算： ③塔和塔板主要工艺结构参数的设计计算：⑧带控制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制： ④塔内流体力学性能的计算与校核：⑨对本设计的评述或对有关问题的 分析与讨论： ⑤塔板结构简图和塔板负荷性能图 的绘制： ⑩编制课程设计说明书。 具体要求与实施步骤 1.工艺设计方案的确定 ①组织工艺流程并确定工艺条件：包括加料方式及加料状态，塔顶蒸汽冷凝方式，塔釜釜液加热方式，塔顶、塔底产品的出料状态，塔顶、塔底产品的冷却方式和具体要求。 ②精馏工艺计算物料衡算确定各物料流量和组成，以一般原则确定回流比（尽可能取整数）。精馏塔实际板数：在座标纸上作图图解计算得到全塔理论板数以及精馏段好提馏段各自理论板数。根据全塔效率，求得全塔、精馏段、提馏段的实际板数，确定加料板位置。
2.精馏塔设备的设计 ①塔板结构设计和流体力学计算。 ②绘制塔板负荷性能图：精馏段或提馏段某块塔板的负荷性能图。 ③有关具体机械结构和塔体附件的设计和选型。 接管规格：根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。 全塔高度：包括上、下封头，裙座高度。 3. 附属设备的设计和选型 ①加料泵和加料管规格选型：加料泵以每天工作3小时计（每班1小时）。大致估计一下加料管路上的管件和阀门。 ②高位槽、贮槽容量和位置：高位槽以每班计一次加满为基准再加一定裕量来确定其容积。贮槽容积按加满一次可以生产7~10天计算确定。 ③换热器选型：对原料预热器、塔底再沸器、塔顶产品冷却器等进行选型。 ④塔顶冷凝器设计选型：根据换热量、回流管内流速、冷凝器高度，对塔顶冷凝器进行选型设计。 4. 编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐述设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术经济上的论证和评价。 应按设计程序列出计算公式和计算结果。对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。 设计说明书应附有1）乙醇-水汽液平衡图（图面中含汽液平衡局部放大图、负荷性能图、塔板筛孔布置图，75×50cm规格图纸）；2）带控制点工艺流程图（A2图纸，手工作图）；3）塔体结构简图（A2图纸，手工作图）。 5. 注意事项 ①写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源； ②每项设计结束后，列出计算结果明细表； ③设计说明书要求字迹工整，装订成册上交。
精馏塔的设计计算方法
各位尊敬的评委老师、领导、各位同学： 上午好！ 这节课我们一起学习一下精馏塔的设计计算方法。 二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：第一种是设计型，主要是根据分离任务确定设备的主要工艺尺寸；第二种是操作型，主要是根据已知设备条件，确定操作时的工况。对于板式精馏塔具体而言，前者是根据规定的分离要求，选择适宜的操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数；而后者是根据已有的设备情况，由已知的操作条件预计分离结果。 设计型命题是本节的重点，连续精馏塔设计型计算的基本步骤是：在规定分离要求后（包括产品流量D、产品组成x D及回收率η等），确定操作条件（包括选定操作压力、进料热状况q及回流比R等），再利用相平衡方程和操作线方程计算所需的理论塔板数。计算理论塔板数有三种方法：逐板计算法、图解法及简捷法。本节就介绍前两种方法。 首先，我们看一下逐板计算法的原理。 该方法假设：塔顶为全凝器，泡点液体回流；塔底为再沸器，间接蒸汽加热；回流比R、进料热状况q和相对挥发度α已知，泡点进料。 从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，且y1=x D。 根据理论塔板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与上升的蒸汽组成y1符合平衡关系，所以可根据相平衡方程由y1 求得x1。 从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与第一层塔板下降的液体组成x1符合操作关系，故可用根据精馏段操作线方程由 x1求得y2。 按以上方法交替进行计算。 因为在计算过程中，每使用一次相平衡关系，就表示需要一块理论塔板，所以经上述计算得到全塔总理论板数为m块。其中，塔底再沸器部分汽化釜残夜，气液两相达平衡状态，起到一定的分离作用，相当于一块理论板。这样得到的结果是：精馏段的理论塔板数为n-1块，提馏段为m－n块，进料板位于第n板上。 逐板计算法计算准确，但手算过程繁琐重复，当理论塔板数较多时可用计算机完成。 接下来，让我们看一下计算理论塔板数的第二种方法——图解法的原理。 图解法与逐板计算法原理相同，只是用图线代替方程，以图形的形式求取
精馏塔设计指导书
简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。 1 全塔物料衡算求产品流量与组成 （1）常规塔 全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 F χ F = D χ D + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F D x F x η= 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： W D W F x x x x F D --= (2) 直接蒸汽加热 总物料 * 0F S D W +=+ 易挥发组分 * * 00F D W F x S y D x W x +=+ 式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ； χ * W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 2 计算最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 m in D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) m in m in (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+= =+--- 基础数据：气液相平衡数据
3 确定操作回流比 m i n (1.1~2.0)R R = 4 计算精馏段、提馏段理论板数 ① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 ② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += = -? ? 因 11 1 D n n x R y x R R += + ++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += = -? ? 因 11W n n x R y x R R +'+= - ' ' 蒸汽回流比(1)(1)(1) (1) V R D q F D F R R q W W W W +--'== =+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C D V D L Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI W I FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 23 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38 211( ) 1r V V r T H H T -?=?-
板式精馏塔设计任务书
板式精馏塔设计任务书 1、概述 1.1 精馏单元操作的简介 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，精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。 1.2 精馏塔简介 精馏塔是一圆形筒体，塔装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。 简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。 1.3 苯-甲苯混合物简介 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。 1.4设计依据 本设计依据《化工原理课程设计》的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。 1.5 技术来源
直接蒸汽加热填料精馏塔设计指导书
简单填料精馏塔设计 设计任务：规定F 、xF 、xD 、xW ，设计出能完成分离任务的板式精馏塔 1. 回流比 ● 最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - (1) 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min 0(1)(1)e e W y R D qF L V R D q F x x -+==+--- (2) 所需基础数据：气液相平衡数据 丙酮-水 xi = [0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相丙酮平衡浓度 yi = [0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0]; % 汽相丙酮平衡浓度 ti=[ 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ];%平衡温度 甲醇-水 xi = [0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相甲醇平衡浓度 yi = [0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00]; % 汽相甲醇平衡浓度 ti=[ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 ];%平衡温度 ● 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 2 全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 F S D W +=+ (3) F D W Fx Dx Wx =+ (4) 其中 (1)(1)S V R D q F ==+-- (5) W L RD qF ==+ (6) 联立式(3)、式(4)得： F W D W x qx D F x Rx -=+ (7)
精馏塔工艺工艺设计方案计算
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）
化工原理课程设计说明书-板式精馏塔设计
前言 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。 【精馏塔设计任务书】 一设计题目 精馏塔及其主要附属设备设计 二工艺条件
苯-甲苯分离精馏塔设计任务书示例
附件1 化工与制药学院 课程设计任务书 专业班级学生姓名 发题时间：2012 年 6 月18 日 一、课题名称 苯-甲苯连续板式精馏塔的设计 二、课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量） 1.文献资料： 【1】陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编，化工原理。北京：化学工业出版社。2000.02 【2】贾绍义，柴诚敬编。化工原理课程设计。天津：天津大学出版社。2003.12 【3】华东理工大学化工原理教研室编。化工过程开发设计。广州：华南理工大学出版社。 1996.02 【4】刘道德编。化工设备的选择与设计。长沙：中南大学出版社。2003.04 【5】王国胜编。化工原理课程设计。大连：大连理工大学出版社。2005.02 【6】化工原理课程设计指导/任晓光主编。北京：化学工业出版社，2009，01. 2.仪器设备：板式精馏塔 3.指导老师： 三、设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等） 1设计一连续板式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率= 28% 原料处理量：质量流量= 5 t/h 产品要求：塔顶含苯的质量分率：98.5% 塔底含苯的质量分率：1% 塔板类型: 浮阀塔板 2工艺操作条件：塔顶压强为3kPa(表压)，单板压降<0.7kPa，塔顶全凝，泡点回流，R =（1.2~2）Rmin。 3 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或 观测所需的主要仪表与装置； 4 精馏塔的工艺计算与结构设计： 1）物料衡算确定理论板数和实际板数；（采用计算机编程） 2）按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整； 3）确定塔板和降液管结构； 4）按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核；（采用计算机编程）
甲醇精馏塔设计说明书
设计条件如下： 操作压力：105.325 Kpa（绝对压力） 进料热状况：泡点进料 回流比：自定 单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压） 全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇- 水混合物。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，将原料液通过预热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2 倍。塔釜采用间接蒸气加热，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 甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取 甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） 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（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675） 故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h
板式精馏塔设计书.doc
板式精馏塔设计任务书4-3 一、设计题目： 苯―甲苯精馏分离板式塔设计 二、设计任务及操作条件 1、设计任务：生产能力（进料量） 6万吨／年 操作周期 7200 小时／年 进料组成 48.0％（质量分率，下同） 塔顶产品组成 98.0％ 塔底产品组成 3.0% 2、操作条件 操作压力常压 进料热状态泡点进料 冷却水 20℃ 加热蒸汽 0.19MPa 3、设备型式筛板塔 4、厂址安徽省合肥市 三、设计内容： 1、概述 2、设计方案的选择及流程说明 3、塔板数的计算(板式塔) ( 1 ) 物料衡算; ( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅; ( 3 ) 回流比的选择; ( 4 ) 理论板数和实际板数的计算; 4、主要设备工艺尺寸设计 ( 1 ) 塔内气液负荷的计算; ( 2 ) 塔径的计算; ( 3 ) 塔板结构图设计和计算； ( 4 )流体力学校核； ( 5 )塔板负荷性能计算； ( 6 )塔接管尺寸计算； ( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。 5、辅助设备选型与计算 6、设计结果汇总 7、工艺流程图及精馏塔装配图 8、设计评述
目录 1、概述 (3) 1.1 精馏单元操作的简介 (3) 1.2 精馏塔简介 (3) 1.3 苯-甲苯混合物简介 (3) 1.4设计依据 (3) 1.5 技术来源 (3) 1.6 设计任务和要求 (4) 2、设计计算 (4) 2.1确定设计方案的原则 (4) 2.2操作条件的确定 (4) 2.2.1操作压力 (4) 2.2.2进料状态 (5) 2.2.3加热方式的选择 (5) 2.3设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 2.4板式精馏塔的简图 (6) 2.5常用数据表： (6) 3、计算过程 (8) 3.1 相关工艺的计算 (9) 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9) 3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (9) 3.1.3 物料衡算 (9) 3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定 (9) 3.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (10) 3.1.6逐板法求理论塔板数 (10) 3.1.7精馏塔效率的估算 (12) 3.1.8实际板数的求取 (12) 3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 3.2.1操作压力计算 (12) 3.2.2操作温度计算 (13) 3.2.3平均摩尔质量计算 (13) 3.2.4平均密度计算 (14) 3.2.5液体平均表面张力计算 (15) 3.2.6液体平均粘度计算 (16) 3.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算 (17) 3.3.1 塔内气液负荷的计算 (17) 3.3.2 塔径的计算 (17) 3.3.3 精馏塔有效高度的计算 (19) 3.4 塔板结构尺寸的计算 (19) 3.4.1 溢流装置计算- (19) 3.4.2塔板布置 (21) 3.5筛板的流体力学验算 (23) 3.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算 (23) 3.5.2液面落差 (24)
乙醇-水精馏塔设计说明
符号说明：英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 A f---- 降液管的截面积, m2 A T----塔的截面积 m C----负荷因子无因次 C20----表面力为20mN/m的负荷因子 d o----阀孔直径 D----塔径 e v----液沫夹带量 kg液/kg气 E T----总板效率 R----回流比 R min----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol t m----平均温度℃ g----重力加速度 9.81m/s2 F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) h l----进口堰与降液管间的水平距离 m h c----与干板压降相当的液柱高度 m h f----塔板上鼓层高度 m h L----板上清液层高度 m h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m h ow----堰上液层高度 m h W----溢流堰高度 m h P----与克服表面力的压降相当的液注高度m H-----浮阀塔高度 m H B----塔底空间高度 m H d----降液管清液层高度 m H D----塔顶空间高度 m H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m H T----塔板间距 m l W----堰长 m Ls----液体体积流量 m3/s N----阀孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数 u----空塔气速 m/s V s----气体体积流量 m3/s W c----边缘无效区宽度 m W d----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 m 希腊字母 θ----液体在降液管停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面力N/m φ----开孔率无因次 X`----质量分率无因次 下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的 m----精馏段 n-----提馏段 D----塔顶 F-----进料板 W----塔釜
化工原理课程设计精馏塔详细版模板
重庆邮电大学 化工原理课程设计任务书 专业: 班级: 姓名: 学号: 设计时间: 设计题目: 乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 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
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
精馏塔仿真指导书
精馏塔单元仿真实训指导书 目录 一、工艺流程说明 (1) 1、工艺说明 (1) 2、本单元复杂控制方案说明 (2) 3、设备一览 (2) 二、精馏单元操作规程 (2) 1、冷态开车操作规程 (2) 2、正常操作规程 (3)
3、停车操作规程 (4) 4、仪表一览表 (6) 三、事故设置一览 (7) 四、仿真界面 (9) 附：思考题 (11) 一、工艺流程说明 1、工艺说明 本流程是利用精馏方法，在脱丁烷塔中将丁烷从脱丙烷塔釜混合物中分离出来。精馏是将液体混合物部分气化，利用其中各组分相对挥发度的不同，通过液相和气相间的质量传递来实现对混合物分离。本装置中将脱丙烷塔釜混合物部分气化，由于丁烷的沸点较低，即其挥发度较高，故丁烷易于从液相中气化出来，再将气化的蒸汽冷凝，可得到丁烷组成高于原料的混合物，经过多次气化冷凝，即可达到分离混合物中丁烷的目的。 原料为67.8℃脱丙烷塔的釜液(主要有C4、C5、C6、C7等)，由脱丁烷塔(DA-405)的第16块板进料(全塔共32块板),进料量由流量控制器FIC101控制。灵敏板温度由调节器TC101通过调节再沸器加热蒸汽的流量,来控制提馏段灵敏板温度，从而控制丁烷的分离质量。 脱丁烷塔塔釜液（主要为C5以上馏分）一部分作为产品采出，一部分经再沸器(EA-418A、B)部分汽化为蒸汽从塔底上升。塔釜的液位和塔釜产品采出量由LC101和FC102组成的串级控制器控制。再沸器采用低压蒸汽加热。塔釜蒸汽缓冲罐（FA－414）液位由液位控制器LC102调节底部采出量控制。 塔顶的上升蒸汽（C4馏分和少量C5馏分）经塔顶冷凝器（EA-419）全部冷凝成液体，该冷凝液靠位差流入回流罐（FA-408）。塔顶压力PC102采用分程控制：在正常的压力波动下，通过调节塔顶冷凝器的冷却水量来调节压力，当压力超高时，压力报警系统发出报警信号，PC102调节塔顶至回流罐的排气量来控制塔顶压力调节气相出料。操作压力 4.25atm (表压)，高压控制器PC101将调节回流罐的气相排放量，来控制塔内压力稳定。冷凝器以冷却水为载热体。回流罐液位由液位
甲醇与水填料精馏塔的设计任务书
甲醇与水填料精馏塔的设计任务书-----------------------作者：
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食品工程原理课程设计说明书 甲醇、水填料精馏塔的设计 姓名： 学号： 班级： 指导老师：
目录 一、设计任务书 (3) 二、设计方案简介 (3) 三、工艺计算 (5) 1．基础物性数据 (5) （1）液相物性的数据 (5) （2）气相物性数据 (5) （3）气液相平衡数据 (5) （4）物料衡算 (6) 2．填料塔的工艺尺寸的计算 (7)
（1）塔径的计算 (7) （2）填料层高度计算 (9) （3）填料塔附属高度及总高计算 (11) （4）填料层压降计算 (11) （5）液体分布器简要设计 (12) （6）吸收塔接管尺寸计算 (13) 四、设计一览表 (13) 五、主要符号说明 (14) 六、参考文献 (15) 七、附图……………………………………………………………………………
食品工程原理课程设计任务书 设计题目：分离甲醇-水混合物的填料精馏塔 第一章流程的确定和说明 一、加料方式 加料方式有两种，高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可 以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。但由于多了高位槽， 建设费用相应增加，采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影 响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控 制原理较复杂，且设备操作费用高。本次实验采用高位槽加料。 二、进料状况 进料状况一般有冷夜进料、泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分 离有利，节省加料费用。但冷液进料受环境影响较大，对于地区来说，存在较大温差，冷 液进料会增加塔底蒸汽上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方 便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流 假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，股精馏段和提馏段塔径基本相等，制造 上较为方便。 三、塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶
精馏塔的设计(毕业设计)讲义
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。