《化工原理课程设计》报告
10000kg/h 甲醇~水
精馏装置设计
一、概述 (4)
1.1 设计依据 (4)
1.2 技术来源 (4)
1.3 设计任务及要求 (4)
二、计算过程 (5)
1 设计方案及设计工艺的确定 (5)
1.1 设计方案 (5)
1.2.设计工艺的确定 (5)
1.3、工艺流程简介 (5)
2. 塔型选择 (6)
3. 操作条件的确定 (6)
3.1 操作压力 (6)
3.2 进料状态 (6)
3.3加热方式的确定 (7)
3.4 热能利用 (7)
4. 有关的工艺计算 (7)
4.1精馏塔的物料衡算 (10)
4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (10)
4.1．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (11)
4.1.3物料衡算 (11)
4.2 塔板数的确定 (11)
4.2.1 理论板层数NT的求取 (11)
4.2.3 热量衡算 (13)
4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15)
4.3.1 操作压力的计算 (15)
4.3.2 操作温度的计算 (15)
4.3.3 平均摩尔质量的计算 (16)
4.3.4 平均密度的计算 (16)
4.3.5 液相平均表面张力的计算 (18)
4.3.6 液体平均粘度的计算 (18)
4.4 精馏塔的塔底工艺尺寸计算 (19)
4.4.1塔径的计算 (19)
4.4.2 精馏塔有效高度的计 (20)
4.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (20)
4.5.1溢流装置的计算 (20)
4.5.2 塔板布置 (22)
4.6 筛板的流体力学验算 (25)
4.6.1 塔板压降 (25)
4.6.2 液面落差 (26)
4.6.3 液沫夹带 (27)
4.6.4 漏液 (27)
4.6.5 液泛 (28)
4.7 塔板负荷性能图 (28)
4.7.1、液漏线 (28)
4.7.2、液沫夹带线 (29)
4.7.3、液相负荷下限线 (30)
4.7.4、液相负荷上限线 (30)
4.7.5、液泛线 (30)
5.热量衡算 (33)
5.1塔顶换热器的热量衡算 (34)
5.2塔底的热量计算 (34)
5.3、热泵的选型 (37)
5.4、塔底料液和热蒸气预热进料液 (37)
5.5、水蒸汽加热进料液 (38)
三、辅助设备的计算及选型 (39)
（一）、管径的选择 (39)
1、加料管的管径 (39)
2、塔顶蒸汽管的管径 (39)
3、回流管管径 (39)
4、料液排出管径 (40)
（二）、泵的选型 (40)
1、原料液进入精馏塔时的泵的选型 (40)
2、塔顶液体回流所用泵的型号 (40)
(三)、储罐选择 (41)
1、原料储槽 (41)
2、塔底产品储槽 (41)
3、塔顶产品储槽 (41)
四、费用的计算 (42)
（一）设备费用的计算 (42)
1、换热器费用的计算 (42)
2、精馏塔的费用计算 (43)
泵的费用 (43)
储槽费用 (43)
输送管道费用 (44)
分液槽费用 (45)
（二）操作费用的计算 (45)
1、热蒸汽的费用 (45)
2、冷却水的费用 (45)
3、泵所用的电费 (45)
4、总费用 (45)
参考文献 (46)
主要符号说明 (47)
对本设计的评述 (50)
一、概述
塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。
精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。
1.1 设计依据
本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。
1.2 技术来源
目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。
1.3 设计任务及要求
原料：甲醇~水溶液，10000kg/h
甲醇含量：48.50%(质量分数)，
设计要求：塔顶甲醇的含量不小于97%(质量分数)
塔底甲醇的含量不大于2%(质量分数)
已知条件：
操作压力：4kPa（塔顶表压）
进料热状况：泡点（q=1）
回流比：自选
单板压降：<=0.7kPa
全塔效率：ET=52%
二、计算过程
1 设计方案及设计工艺的确定
1.1 设计方案
本课程设计的任务是分离甲醇—水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。本设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点状态后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点状态下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
1.2.设计工艺的确定
工艺流程图
1.3、工艺流程简介
连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．
原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液充分逆流接触并进行多次热量和质量的交换，从而利用溢流液把上升的蒸汽逐步冷凝下来，使重组分在液相中浓缩，同时使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高继而在塔顶得到较纯的轻组分，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷
凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品．
2. 塔型选择
塔的类型选择板式塔，板式塔的主要构件有塔体，塔板及气液进、出口、平台、塔顶吊住、栅板等的选择。
根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10000kg/h，由于本设计中产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率提高传质效率，选用浮阀塔板。浮阀塔板结构简单，即在塔板上开若干个孔，在每个孔的上方装上可以上下浮动的阀片，阀片有三条腿，插入阀空后将各底角转九十度定位，形成限制阀片上升高度和防止被气体吹走的凸肩。操作时，浮阀可随上升气量的变化自动调节开度，当气量较小时，阀片的开度亦较小，从而可使气体能以足够的气速通过环隙，避免过多的漏液，当气量较大时，阀片浮起，开度增大，使塔板上开孔部分的气速不随气体负荷变换而大幅度的变化，同时气体从阀门下水平吹出加强了气液接触，从而提高了传质效率。浮阀塔板的优点是生产能力大，塔板压降小，操作弹性大，气液接触状态良好，塔板结构简单，安装容易，塔板效率高，液面梯度小，使用周期长等。
3. 操作条件的确定
3.1 操作压力
其中塔顶压力：P（进）=101.3+4=105.3kPa
进料口的压力：P(进)=105.3+0.7*N(精)
塔底压力: P(釜)=105.3+0.7*Ne
3.2 进料状态
虽然进料方式有多种，但是泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料
3.3加热方式的确定
本设计使用于沸点相近的组分的分离，其塔顶塔底的温差不大。蒸汽加热，就是把塔顶蒸汽加压升温，使其返回用作本身的再沸热源，回收期冷凝体热。其优点是可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只须安装鼓泡管，不须安置宠大的传热面。这样在设计费用上可节省许多。
3.4 热能利用
精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化，即将每次得到的气相再部分冷凝已得到纯度更高的气相，将每次得到的液相部分汽化以得到易挥发组分更低，难挥发组分更高的液相。与此同时也存在着一个大问题：热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用，这是在正常情况下。塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，若在冷凝器和再沸器之间加一个热泵，把塔顶中的产品加压，加到与再沸器一样的压强，这就可以利用苯的冷凝热用在再沸器中。另外，还可以将热量至于加料出。
4. 有关的工艺计算
主要基础数据
苯和甲苯的物理性质
(4)甲醇—水的液相密度ρL
（6）液体黏度μL
有表（3）数据绘制作如图—甲苯等压曲线4—1（t-x图)
图4-1 甲醇-甲甲醇的等压曲线
4.1精馏塔的物料衡算
4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。
甲醇的摩尔质量M甲醇=32.04g/mol
水的摩尔质量M水=18.02kg/mol
表1 甲醇和水的物理性质
X F=0.485/32.04/(0.485/32.04+0.515/18.02)=0.342
同理可求得：X D=0.97/32.04/(0.97/32.04+0.03/18.02)=0.948
X w=0.02/32.04/(0.02/32.04+0.98/18.02)=0.0113
4.1．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
原料液的平均摩尔质量：
M F=0.342*32.04+(1-0.342)*18.02=22.787g/mol
塔顶的平均摩尔质量
M D=O.948*32.04+（1-0.948）*18.02=31.270g/mol
塔底的平均摩尔质量
M W=0.0113*32.04+(1-0.0113)*18.02=18.159g/mol
4.1.3物料衡算
原料处理量F=10000/22.787=438.5965kmol/h
总物料衡算438.5965=D+W
甲醇的物料衡算438.5965*0.342=0.948D+0.0113W
联立解得D=154.8271kmol/h
W=283.7694kmol/h
由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2。
表2 原料液、馏出液与釜残液的流量
4.2 塔板数的确定
4.2.1 理论板层数NT的求取
甲醇—水属理想体系，可采用逐板计算求理论板数。
（详见附录一 1.1~2.0 Rmin下的理论塔板数的求取）
①由课本查得甲醇—水体系的相对挥发度α=4.454（详见《化学工程基础》主编林爱光清华大学出版社141页）
图4-2 气液平衡曲线
②求最小回流比及最佳回流比的确定
采用泡点进料x q=x f=0.342则有气液平衡方程y q=α*x/(1+(α-1)* x q求得y q=0.698
故最小回流比为
Rmin=x-y
y x
q
D
q q
==0.700
当R=1.1Rmin=0.77044（详见附录二最佳回流比的确定）③塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算
L=RD=0.77044 *154.8271=119.285kmol/h
V=(R+1)D=(0.77044+1)*154.8271=274.112kmol/h
L’=L+F=119.285+438.5965=557.881 kmol/h
V’=V=274.112 kmol/h
④求操作线方程
精馏段操作线方程
y=L
V
x+
D
V
Xd=(119.285/274.112)*x+(154.8271/274.112)*0.948=0.435x+0.535
提馏段操作线方程为
y=
L'
V
x-
W
V
x w=（557.881/274.112 ）
*x-(283.7694/274.112 )*0.0113=2.035x-0.0117
⑤计算法求理论塔板数 总理论板层数 Nt=14（包括再沸器）
进料板位置 Nf=6 4.2.2 实际板层数的求取
精馏段实际板层数 N 精 =5/0.52=9.615≈10 提馏段实际层数 N 提 =9/0.52=17.308≈18
4.2.3 热量衡算
本设计采用压缩式热泵回收塔顶蒸汽热量，用于塔底釜液的再沸用热。塔顶苯蒸汽一部分（L ）先经过冷凝器回流到塔顶，而剩余的D 产品先经过换热器由水蒸气加热，再经过经过热泵装置后变成更高温度下的气体。此时高温蒸汽流过再沸器中热交换器降温，使再沸器中的液体温度升高，流出的苯蒸气用于其它地方，通过用其放出热量的同时也降低了其自身的温度，达到冷凝的目的。对于塔釜流出的高温液W 我们用其降温时释放的热量用于加热原进料液，从而达到预热原料和冷凝W 产品的作用。
(1)塔顶换冷凝器的热量衡算
L=119.285kmol/h （因难挥发组分在塔顶的含量很少，我们可近似按甲醇的热量计算）。在塔顶温度为65.440C 时查的甲醇的汽化热为3.4253KJ/kmol,水进出换热器的的温度分别为250C 和350C 。则塔顶L 蒸汽所具的热量
Q=CpM=3.4253*40.322*78.11=1.239*106kJ/h 热流体T/0C 82.65- 82.65 冷流体T/0C 25-35
2
1
2
1ln t
t t t KA φ?-???= 总的传热系数K 可取600W/(m2*k)（见《化学工程基
础》，林爱光）
A=78.67 m2
取冷却水进出换热器的温度分别为250C 和350C ，则冷凝器冷凝介质水的消耗量为Wc=Q/C*(t1-t2)=1.239*106/4.187*(35-25)=29587kg/h;
（2)热泵热量衡算
选压缩式热泵的制热系数为6，（见附表），功率P 我们取100kw 则热泵所提供的热量为Q1=6*100*3600=2.16*106 KJ (3)塔底再沸器的热量衡算
●采用热泵将塔顶产品的冷凝的热负荷与塔釜再沸器中的热负荷结合起来，根据热泵的工作原理可知，这在很大程度上减少了再沸器所需的水蒸气，我们假
设再沸器输出温度为120.2，塔底的温度已知为119.68摄氏度。则再沸器所需要的热负荷：
Q=M甲苯*V’*r+M甲苯* V’*Cp* (120.22-119.68)
= 92.13*69.836*393.33+92.13*69.836*136.071*(120.22-119.68)
=2.69*106 KJ
假设苯蒸气出再沸器时的120.22摄氏度，由Q=Cp苯*M苯*D*（T2-120.2）通过内差法可得出Cp=117.649kj/kmol,可计算出
T2=120.22+P Q
C*M*D=120.320C
苯蒸气出再沸器后的温度由上面可知为120.2摄氏度，假设经过冷凝器后所得产的温度为40摄氏度,查的苯在80.1摄氏度时的比热容为Cp=，由Q’=Cp苯*M苯*D*（120.22-40）=1.947*29.514*78.11*80.22
=276846.584kJ/h
对于冷凝器，设水温又25摄氏度升为35摄氏度，设K=120
热流体T/0C 120.22-40 冷流体T/0C 25-35
有Q’=
21
2
1
ln
t t
t
t
KA?-?
?
?
=120*A*
(120.22-35)-(40-25)
120.22-35
Ln
40-25计算得A=51.272m
有热泵提供的热量Q1=Cp苯*M苯*D*(T1-T2)
T1=T2+
Q1
C**
p M D=122.2750C
对于塔顶的上方热换器。有塔顶的温度T D
=82.650C,则塔顶
蒸汽通过热换器所需要的热量为Q=Cp苯*M苯*D苯*（T1-T D
）,通过试差
法得Cp=117.649KJ/kg,则
Q2=117.649*78.11*29.514*(122.275-82.65)=1.075*
7
10KJ/h;
热流体T/0C 25-35 冷流体T/0C 82.65-122.275
有Q2=
21
2
1
ln
t t
t
t
KA?-?
?
?
则A=4732m
(4)原料预热器热量衡算
塔釜流出的残釜液的温度在120摄氏度，原料液泡点温度在96.95摄氏度，这样可以在塔釜与进料板之间加一个换热器，将残幅液冷凝时放出的热量用在加热原料液。
原料液T/0C 20-96.95 残幅液T/0C 119.78-20
原料液所需热量：
Q1=Cp*M*F*(t1-t2)=0.422*4.187*58.75*85.106*(96.95-20)=619817.102kJ/h 残幅液提供的热量：
Q2=Cp*M*W*(T1-T2)=354.64*91.801*29.236*(119.78-20)=9.487*107kJ/h 则可以用再沸器的热负荷来预热原料液
选取总传热系数K=120w/(m2*k)，由公式
2
12
1
ln t
t t t KA φ-= 得：
t
199.78Ln ln t 61981776.952**3.6*)99.7876.9812012A t t K ??Φ==
=?-?-（47.322
m
4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4.3.1 操作压力的计算
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 每层板的压降 △P=0.7kpa
进料板压力 P F =105.3+0.7*19=118.6kpa 塔底压力 Pw=105.3+0.7*39=132.6kpa
精馏段平均压力 Pm=（105.3+118.6）/2=111.95kpa 提馏段平均压力 Pw=（118.6+132.6）/2=125.6kpa
4.3.2 操作温度的计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算会泡点温度，其中甲醇—水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程如下：
塔顶压力 P D =105.3kpa
x= B A
A B A B
P-P 105.3-P =P -P P -P =0.948 LgP A =9.02194-1206.350t 220.237+ LgP B =9.07824- 1343.943
t 219.377+
试差得:塔顶温度 t d =65.44℃ 同理可得：进料温度 t f =77.11℃ 塔底温度 t w =99.35℃
精馏段平均温度t m =（65.44+77.11）/2=71.28℃ 提馏段平均温度 t m =（77.11+99.35）/2=88.23℃ 4.3.3 平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量计算
由X D =Y 1=0.948由平衡曲线得：
X 1=0.803
Mvdm=0.948*32.04+(1-0.948)*18.02=31.309kg/kmol Mldm=0.803*32.04+(1-0.803)*18.02=29.282kg/kmol 进料板平均摩尔质量的计算 由逐板计算得：y f =0.690 x f =0.333
Mvfm=0.690*32.04+(1-0.690)*18.02=27.690kg/kmol Mldm=0.333*32.04+(1-0.333)*18.02=22.688 kg/kmol 塔底平均摩尔质量的计算
由逐板计算得：y w =0.0158 x w =0.0036
Mvwm=0.0158*32.04+(1-0.0158) *18.02=18.242kg/kmol Mlwm=0.0036*32.04+(1-0.0036)*18.02=18.070 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量：
Mvm=(31.309+27.690)/2=29.500kg/kmol Mlm=(29.282+22.688)/2=25.985kg/kmol 提馏段平均摩尔质量：
Mvm=(27.690+18.242)/2=22.966kg/kmol Mlm=(22.688+18.070)/2=20.379kg/kmol
4.3.4 平均密度的计算
①气相平均密度的计算
有理想气体状态方程计算，即
精馏段Pvm= PmM vm
RTm
=108.665*29.500/
(8.314*(71.278+273.15)=1.119kg/3m
提馏段Pvm==PmM vm
RTm
=114.723*22.966/(8.314*(88.23+273.15)=0.877kg/3m
②液相平均密度方程计算
液相平均密度依下式计算，即
1/ρlm=∑αi/ρi
塔顶液相平均密度的计算：
由T d=65.44℃，A(甲醇),B(水)查手册得
ρA=746.64kg/3mρB=980.26 kg/3m
ρldm=1/(0.879/746.64+0.121/980.26)
=768.826 kg/3m
进料液相平均密度的计算
由T f=77.11℃，查手册得
ρA =736.60kg/3mρB =973.53kg/3m
αA=0.333*32.04/(0.333*32.04+0.667*18.02)=0.470
ρlfm=
1
A/A+(1-A)/B αραρ=
1/(0.470/736.60+0.530/973.53)=845.646kg/3m
塔底液相平均密度的计算
由Tw=99.35℃，查手册得
ρA =716.58kg/3mρB =958.85kg/3m
αA =0.0036*32.04/(0.0036*32.08+0.9964*18.02)=0.006
ρlwm=
1
/+(1-)/
B
A A A
αραρ=
1/(0.006/716.58+0.994/958.85)=956.783kg/3m
精馏段的平均密度
ρlm=（768.826+845.646）/2=807.236kg/3m
提馏段的平均密度
ρlm=（845.646+956.783）/2=901.214kg/3m
4.3.5 液相平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算
σlm=Σxiσi
塔顶平均液相表面张力的计算
由T d=65.44℃，查手册得
σA=16.71mN/m σB =65.22mN/m
σldm=0.803σA +0.197σB
=0.803*16.71+0.197*65.22=26.250 mN/m 进料平均液相表面张力的计算
由T f=77.11℃，查手册得
σA =15.371mN/m σB =63.120mN/m
σlfm=0.333σA +0.667σB
=0.333*15.371+0.667*63.120=47.223mN/m 塔底平均液相表面张力的计算
由T W=99.35℃，查手册得
σA =12.872mN/m σB =58.923mN/m
σlwm=0.003σA+0.997σΒ
=0.003*12.872+0.997*58.923=58.757mN/m 精馏段平均液相表面张力
σlm=（26.250+47.223）/2=36.737mN/m
提馏段平均液相表面张力
σlm=（47.223+58.757）/2=52.990 mN/m
4.3.6 液体平均粘度的计算
液相平均粘度依下式计算，即
Lgμlm=Σxilgμi
塔顶液相平均粘度的计算
由T d=65.44℃，查手册得
μA=0.323mPa·s μΒ=0.435 mPa·s
lgμldm=0.803μA +0.197μΒ
=0.803*0.323+0.197*0.435
μldm=2.214 mPa·s
进料液相平均粘度的计算
由T f=77.11℃，查手册得
μA=0.285mPa·s μB=0.371mPa·s
lgμlfm=0.333μA +0.667μB
=0.333*0.285+0.667*0.371
μlfm=2.119mPa·s
塔底液相平均粘度的计算
由T W=99.35℃，查手册得
μA =0.227mPa·s μB =0.286mPa·s
lgμlwm=0.004μA+0.996μΒ
=0.004*0.227+0.996*0.286
μlwm=1.931mPa·s
精馏段液相平均粘度
μlm =（2.214+2.199）/2=2.206mPa·s
提馏段液相平均粘度
μlm =（2.199 +1.931）/2=2.065 mPa·s
4.4 精馏塔的塔底工艺尺寸计算4.4.1塔径的计算
精馏段气液相体积流率为
Vs=
VMvm
3600vm
ρ=274.112*29.500/3600/1.120=2.00653m/s
Ls=
LMlm
3600lm
ρ=119.285*25.985/3600/807.236=0.0011
3
m/s
取板间距Ht=0.40m，板上液层高度h l=0.06m，则
Ht-hl=0.40-0.06=0.34m
查史密斯关联图C20=0.067（化学工程基础267页）
C=C20
0.2
20
l
σ
??
?
??
=0.0752
μmax=0.0752*[(807.236-1.119)/1.119]1/2=2.019m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为
μ=0.7μmax=0.7*2.019=1.413m/s
D= [(4*2.006/(3.14/1.413)1/2]=1.345m
按标准塔径圆整后为D=1.4m
塔截面积为㎡
At=п2D/4=П*1.4*1.4/4=1.54㎡
实际空塔气速为
μ=2.006/1.54=1.304 m/s
4.4.2 精馏塔有效高度的计
为方便塔的检修，塔壁上应开设若干人孔。
开设人孔的位置为；塔顶空间、塔底空间各开一个，其他人孔的位置则根据下列原则确定：物料清洁，不需要经常清洗时，每隔6—8块塔板设一个人孔；物料脏污，需经常清洗时，则每隔3—4块塔板设置一个人孔。
设计时定为每7块板开一孔，则：
孔数S=实际塔板/7=28/7≈4
在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m
实际塔高可按公式计算：
H=Hd+(N-1-1-S)*HT+Hb+Hf+S*HT’
H=(NT-1-1-S)*0.4+0.6*S+1.2+1.3+2.5
=（28-1-1-4）*0.4+0.6*4+1.2+1.3+2.5=10.6
式中：H——塔高(不包括上封头和裙座高)，m；
Hd一塔顶空间高，m
Hb——塔底空间高，m
HT——板间距，m
N——实际塔板效(不包括加热釜)；
Hf——进料孔处板间距，m;
S——手孔或人孔效(不包括塔顶、塔底空间所开入孔);
HT’——开设手孔、人孔处板间距，m。
其中，Hd一般取1.2～1.5m，不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，减少出场汽体中液摘的夹带量。塔底空间Hb具有中间贮槽作用，一般釜液最好能在塔底有10～15min的停留时间。因此，Hb可按残液量和塔径进行计算．也可取经验值。常取Hb＝1.3～2m。进料孔处板间距兑决定于进科孔的结构型式及进料状况。为减少液沫夹带，Hf要比HT大，常取Hf＝1.2～1. 4m。开设手孔、人孔处塔板间距HT’，视手孔、人孔大小而定，一般取HT’≥600mm.
4.5 塔板主要工艺尺寸的计算
4.5.1溢流装置的计算
因塔径D=1.4m，可选用单溢流工形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：