化工设备设计流程
- 工艺条件输入
- 设备设计阶段：材料选择–>结构确定–>强度计算–>施工图
- 设备制造、检验、运输、安装
- 管线仪表安装
精馏塔设计
设计步骤
- 整体工艺流程
- 进料组成、分离要求
- 工艺参数←→优化
- 流体力学计算←→塔内部件设计
- 强度计算
- 控制方案
根据流程整体工艺路线，确定分离要求，进行工艺参数计算得到回流比、进料位置、塔顶温度、塔底温度、进料组成、测线采出位置（多组分）、塔板数（板式塔）或填料高度（填料塔）等。之后再进行流体力学计算，计算出板间距、压降、塔高、塔径等参数由此选出塔板类型或填料类型等塔内部件。之后进行强度计算及校核，选出塔体壁厚及材料，最后确定控制方案。
工艺计算
- 物性估算、物料衡算
冷凝器/再沸器
- 再沸器介绍（热虹吸再沸器，强制循环再沸器，釜式再沸器，加热炉再沸器，降膜再沸器等）
- 冷凝器介绍（立式管壳式冷凝器，卧式管壳式冷凝器，锤头冷凝器，逆回流立式冷凝器）
精馏塔简捷计算
- 多组分精馏过程可采用简捷计算法，即Fenseke-Underwood-Gilliland法，但该方法有几点假设：1）恒摩尔流；2）恒相对挥发度。Mccabe-Thiele法同样也是这些假设。其中恒摩尔流可采用焓校正或焓浓图计算，相对挥发度与实际值的微弱偏离就能导致Rmin发生较大变化（见下例）。
- 以NB/EBEN二元体系为例，采用radfrac严格模拟Rmin为6.107mol/mol，Nmin约为19-20；采用DSTWU简捷计算Rmin为4.495mol/mol，Nmin为19，可见Nmin计算结果较为接近但Rmin误差较大。
- 采用焓校正(恒摩尔流假设要求塔盘上汽化量和液化量相等以维持离开该板的气/液相摩尔流量和到该板的气/液相摩尔流量相等，带来的误差源于各组分焓值差别)：使用radfrac严格模拟计算精馏夹点处（恒摩尔流区域）气液相摩尔焓，然后采用Rmin(Hv-HL)=Rmin’(Hv’-HL’)+Hv’-Hv，依据夹点处气液相焓Hv’、HL’校正得到塔顶最小回流比。随着塔板数从38增加到60和100，校正后的Rmin从4.96增加到5.16、5.30（分别为1.1、1.15和1.17倍）。
- 相对挥发度校正：通过q线-平衡线交点与塔顶产品浓度点间连线的斜率为R/(R+1)粗略计算Rmin。采用平均相对挥发度计算，泡点进料q线与平衡线交点y_F值为0.306，与PR方程计算的相平衡方程交点为0.291，相差5.3%可导致Rmin相差11.2%，变为1.127倍。对5.3进行校正后得5.97，即焓校正和相对挥发度校正一共校正1.17*1.127=1.32倍，缩小简捷法所得Rmin=4.495与严格计算6.107间差距（误差从26.4%缩小到2.3%）。
- Gilliland验证：以N=48,Nmin=19，Rmin=6.107为例，Y=0.4872，通过优化进料板可得当前塔板数、进料条件、产品要求下R最小为7.66，即X=0.1793，带入Gilliland关联式可得Ycal=0.4502，与Y值接近（误差7.5%，或通过Ycal反算N=36，与38较为接近）。
- 可注意到N/Nmin=2时R/Rmin=1.255，与经验值较为接近。
- Robin书第二版例题8.4考察了Rmin有无焓校正对塔板数的影响，对其算例而言Rmin进行1.106倍校正后对理论板影响不大。
大型精馏塔设计
目前没有标准进行明确界定，这里根据经验总结如下：
- 直径大，高度高，如直径6m以上且总高60m以上的塔器；
- 高径比大，如高径比超过30的塔器。
部分设计要求可参见《设计一个大型的精馏塔，需要注意些什么？》
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