2500kta常减压装置减压塔设计方案

1 2500减压装置减压塔设计方案 国内外发展现状 由于我国的原油性质与国外的主要原油有较大的不同，并考虑到我国能源紧张的情况，我国原油蒸馏装置在改进工艺技术，尽量提高轻油拔出率，改进产品质量和降低能耗等方面采取了不少措施，取得了较显著的效果。主要有以下几点： 腐蚀 抑制原油蒸馏装置中设备和管线腐蚀的主要方法是：对低温的塔顶以及塔顶油气馏出线上的冷凝冷却系统采取化学防腐措施，即“一脱三注” 深度电脱盐、注氨、注缓蚀剂和注碱性水。 高拔出率与分馏精确度 原油通过蒸馏得到的各馏分 油的总和与原油处理量之比叫做总拔出率。减压系统当生产裂化原料时，对馏分组成要求不严，对馏分油只要求起残炭和重金属含量要少，在此前提下应尽可能提高拔出率。 提高原油拔出率主要是提高减压塔的拔出率，或提高原油的切割深度。在减压拔出率上，国内与国外相比存在一定差距。我国原油减压渣油实沸点的切割温度一般多为 520 左右，即减压蒸馏最多只能拔出沸点在 540 以前的馏分。而国外采用深度的切割技术，已将减压渣油的切割温度设在 565 ，有的减压蒸馏的切割温度甚至设在 600 以上。 在相同的气化温度下，真空度愈高 ，则油品气化率愈高，塔的拔出率也就愈高。提高拔出率主要从几个方面着手：完善和提高干式减压蒸馏技术，这是提高拔出率的重要途径；优化操作方案，搞好平稳操作；开展强化蒸馏的试验（即通过向油中加入某种添加剂，改变油的分散状态，以此来提高拔出率）等。 约能量降低消耗 在原油加工能耗中，原油常减压蒸馏装置所占的比例从 1980 年的 降到2500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 2 目前的 10%以下。这几年中，通过调整换热流程，提高原油换热温度（最高达 300以上）；降低加热炉排烟温度，控制过剩空气系数等方法提高加热炉热效率（有的高达 90%以上 ）；发展干式减压蒸馏，降低蒸汽用量；强化低温位热源回收利用，提高热回收率；优化操作，控制最佳回流比；推广调速电机，新型保温材料，磁化节油器等新技术，使常减压蒸馏装置的水、电、气、燃料油（气）的能耗大幅度降低。 馏装置的轻烃回收 回收烯烃不仅是石油资源合理利用的需要，也是加工轻质含硫原油实际生产操作的要求。目前蒸馏装置的轻烃回收一般采用两种方法：一是与催化裂化装置联合回收轻烃，其最大优点是蒸馏装置无需增加新的设备；二是采用提压操作回收轻烃，选用初馏塔 常压组成三塔工艺流程是合理可行的。 原油一次加工能力即原油蒸馏装置的处理能力常被视为一个国家炼油工业发展水平的标志。 1997 年我国的原油加工能力已达到 200Mt/a，居世界第四位， 2010 我国将新增炼油能力 1 亿吨。 压精馏塔的工艺特征 对减压塔的基本要求是在尽量避免油料发生分解反应的条件下尽可能多地拔出减压馏分油。做到这一点的关键在于提高汽化段的真空度，为了提高汽化段的真空度，除了需要有一套良好的塔顶抽真空系统外，一般还采取以下几种措施： （ 1） 减低从汽化段到塔顶的流动压降，主要依靠减少塔板数和降低气相通过每层塔板的压降。通常在减压 塔的两个侧线馏分之间只设 35 块精馏塔板 就能满足分馏的要求。为了降低每层塔板的压降，减压塔内应采用压降较小的塔板，常用的有舌型塔板、网孔塔板、筛板等。近年来，国内外已有部分地或全部用各种型式的填料以进一步降低压降。例如在减压塔操作时，每层舌形塔板的压降约为 矩鞍环（英特洛克斯）填料时每米填料层高的压降约 每米填料高的分离能力约相当于 理论塔板。 （ 2） 降低塔顶油气馏出管线的流动压降。为此，现代减压塔塔顶都不出产品，塔顶管线只供抽真空设备抽出不凝气之用，以减少通过塔顶馏出 管线的气体量。因为减压塔顶没有产品馏出，故只采用塔顶循环回流而不采用塔顶冷回流。 3 （ 3） 一般的减压塔塔底汽提蒸汽用量比常压塔大，其主要目的是降低汽化段中的油气分压。从总的经济效益来看，减压塔的操作压力与汽提蒸汽用量之间有一个最优的配合关系，在设计时必须具体分析。近年来，少用或不用汽提蒸汽的干式减压蒸馏技术有较大的发展。 （ 4）缩短渣油在减压塔内的提留时间。塔底减压渣油是最重的物料，如果在高温下提留时间过长，则其分解、缩合等反应会进行得比较显著。其结果，一方面生成较多的不凝气使减压塔的真空度下降；另一方面会造 成塔内结焦。因此，减压塔底部的直径常常缩小以缩短渣油在塔内的提留时间。 （ 5）减压塔处理的油料比较重、黏度比较高，而且还可能含有一些表面活性物质。加之塔内的蒸气速度又相当高，因此蒸气穿过塔板上的液层时形成泡沫的倾向比较严重。为了减少携带泡沫，减压塔内的板间距比常压塔大。加大板间距同时也是为了减少塔板数。此外，在塔的进料段和塔顶都设计了很大的气相泡沫空间，并设有泡沫网等设施。 由于上述各项工艺特征，从外形来看，减压塔比常压塔显得粗而短。此外，减压塔的底座较高，塔底液面与塔底油抽出泵入口之间的高差在 10右 ，这主要是为了给热油泵提供足够的灌注头。3 设计方案确定 案论证 根据生产任务不同 ， 减压塔可分为润滑油型和燃料油型两种 。然而 燃料型减压塔的汽 、 液相负荷分布与常压塔或润滑油型减压塔有很大不同 ，而 润滑油型减压塔的分馏精确度的要求与原油常压分馏塔差不多，故它的设计计算也与常压塔大致相同。 所以在选取减压塔的设计类型时 ， 我选润滑油型减压塔做为设计对象 ， 这样可以方便于后面与常压塔有关的计算 。 根据设计任务书，拟订设计内容，现简单介绍板式塔的设计， 综述如下： 板式塔的设计包括设计方案确定、工艺计算、 塔体和塔板主要尺寸设计、流体力2500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 4 学的验算与操作负荷性能图、主要接管尺寸和辅助设备的选择。 式塔的工艺计算 在板式塔设计方案确定后首先要进行工艺计算，工艺计算内容包括物料衡算、热量衡算和全塔气液负荷分布计算等。 式塔主要尺寸设计 工艺计算完成后，要进行板式塔板主要尺寸设计，首先根据具体操作条件和物性参数确定采用塔型，然后对该塔型的塔径及塔板结构进行设计，具体方法参考有关塔板结构设计专著，其步骤为： （）确定已知工艺条件：操作温度及压力、气液相负荷、气液相密度等； （）设计塔径； （）设计堰参数：确定流型、降液管及堰尺寸； （）孔径、孔数与布置：选择合理的孔径及孔数、对孔布置。 体力学的验算与操作负荷性能图 流体力学的验算与操作负荷性能图目的在于校验各项工艺尺寸已确定了的塔板，在设计任务规定的气液相负荷下能否正常操作，以便决定是否需要对有关的工艺尺寸进行必要的调整。塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液相负荷内有一稳定的操作范围，越出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作，将出现各种不正常的流体力学的界限，用曲线表示出来便是操作负荷性能图。流体力学的验算与确定操 作负荷性能图步骤为： （） 漏夜计算：计算漏夜点，并计算其稳定性； （） 计算塔板压降； （） 校核液泛情况； （） 计算液体夹带量； （） 确定操作负荷的允许上下限。 设计方案确定 5 艺流程概述 图 1 原油常减压蒸馏装置流程示意图 典型的原油常减压蒸馏装置是以精馏塔和加热炉为主体而组成的所谓管式蒸馏装置。经过脱盐、脱水的原油（一般要求原油含水小于 含盐小于 10）由泵输送，流经一系列换热器，与温度较高的蒸馏产品换热，再经管式加热炉被加热至370 左右，此时原油的一部分已汽化，油气和未汽化的油一起经过转油线进入一个精馏塔。 此塔在接近大气压力之下操作，故称常压（精馏）塔，相应的加热炉就称作常压（加热）炉。原油在常压塔里进行精馏，从塔顶馏出汽油馏分或重整原料油，从塔侧引出煤油和轻、重柴油等侧线馏分。塔底产物称作常压重油，一般是原油中沸点高于 350 的重组分，原油中的胶质、沥青质等也都集中在其中。为了取得润滑油料和催化裂化原料，需要把沸点高于 350 的馏分从重油中分离出来。如果继续在常压下进行分离，则必须将在重油加热至四五百度以上，从而导致重油，特别是其中的胶质、沥青质等不安定组分发生严重的分解、缩合等化学反应。这不仅会降低产品的 质量，而且会加剧设备的结焦而缩短生产周期。为此，将常压重油在减压条件下进行蒸馏，温度条件限制在 420 以下。减压塔的残压一般在 右或更低，它是由塔顶的抽真空系统造成的。从减压塔顶逸出的主要是裂化气、水蒸气以及少量的油气，馏分油则从侧线抽出。减压塔底产品是沸点很高（约 500 以上）的减压渣油，原油中绝大部分的胶质、沥青质等都集中于其中。减压渣油可作锅炉燃料、焦化原料，也可以进一步加工成高黏度润滑油、沥青或催化裂化原料 。2500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 6 4 参数的确定 表 4原始数据润滑油馏分的性质 油品 馏出体积 相对 分子量 密度 收率 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 减顶 90 135 159 191 204 241 267 136 一 200 258 275 300 313 320 331 237 二 357 367 384 397 416 424 447 336 三 422 441 450 454 463 480 490 436 底 396 494 885 均沸点的计算 积平均沸点 减顶： 5=186 同理，减一线： ，减二线： ，减三线： 氏蒸馏 10%90%馏分的曲线斜率 减顶：斜率 S=(90%馏出温度 出温度 )/（ 90=（ 241： 二线： 三线： 立方平均沸点 根据 S，由石油炼制工程图 3得立方平均沸 点 校正值 表 4立方平均沸点 名称 S 正值 正值 tm 顶 186 一线 92 二线 96 减三线 56 性因数 K 根据石油炼制与石油化工计算方法图表集表 1得各分馏产品的密度校正参数的确定 7 值，由石油炼制工程图 3得 K 表 4特性因数 K 名称 d 1/ 1 K 减顶 一线 二线 三线 衡汽化温度 以 下为各段平衡汽化温度计算 : 顶段 表 4减顶平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度 90 135 159 191 204 241 267 恩氏蒸馏温差 45 24 32 13 37 26 恩氏蒸馏 10%斜率 =（ 204（ 70=石油炼制工程图 7得 平衡汽化 50%点 0%点 =衡汽化 50%点 =19185 由石油炼制工程图 7得 表 4减顶平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 平衡汽化温差 4 17 6 20 15 平衡汽化温度 54 168 185 191 211 226 一线 表 4减一线平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度 200 258 275 300 313 320 331 恩氏蒸馏温差 58 17 25 13 7 11 恩氏蒸馏 10%斜率 =（ 313（ 70=石油炼制工程图 7得 平衡汽化 50%点 0%点 =+9 2500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 8 平衡汽化 50%点 =300+9=309 由石油炼制工程图 7得 表 4减一线平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 平衡汽化温差 32 3 6 5 平衡汽化温度 96 309 315 320 减二线 表 4减二线平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度 357 367 384 397 416 424 447 恩氏蒸馏温差 10 17 13 19 8 23 恩氏蒸馏 10%斜率 =（ 416（ 70=石油炼制工程图 7得 平衡汽化 50%点 0%点 =+27 平衡汽化 50%点 =397+27=424 由石油炼制工程图 7得 表 4减二线平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 平衡汽化温差 平衡汽化温度 09 24 36 减三线 表 4减三线平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度 422 441 450 454 463 480 490 恩氏蒸馏温差 19 9 4 9 17 10 恩氏蒸馏 10%斜率 =（ 463（ 70=石油炼制工程图 7得平衡汽化 50%点 0%点 =+5 平衡汽化 50%点 =454+5=459 由石油炼制工程图 7得 5000kt/a 常减压装置减压塔设计 9 表 4减三线平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 平衡汽化温差 7 平衡汽化温度 446 453 59 462 71 压 10的平衡汽化温度 顶 参考 石油炼制工程 图 7常压平衡 汽化温度换算成 10的平衡汽化数据，其结果如下表： 表 4减顶 10的平衡汽化温度 项目 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 平衡汽化温差 4 17 6 20 15 常压平衡汽化温度 54 168 185 191 211 226 10平衡汽化温度 1 45 62 68 88 103 同理可计算出减一线、减二线、减三线的相关数据，汇总如下表： 表 4减一线、减二线、减三线 10的平衡汽化温 度 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 减顶 1 45 62 68 88 103 减一线 41 154 160 165 二线 45 60 72 三线 272 279 85 288 97 5 减压塔的工艺计算 压塔的物料平衡 表 5减压塔的物料平衡 油品 重量产率 w% 处理量 104 kg/h h 进料 250* f 率 197343 顶 656 一线 3437 二线 3125 158 减三线 3 28750 500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 10 减底 9375 定 塔板数 根据同类减压塔的经验数据，确定塔板数为 19 层 减顶 减一线 5 层 减一线 减二线 4 层（含第一中段循环回流） 减二线 减三线 4 层（含第二中段循环回流） 减三线 过汽化油 3 层 进料段以下 3 层 塔计算草图 图 2 精馏塔计算草图将塔体、塔板、进料及产品进出口、中段循环回流位置、汽提返塔位置、塔底汽提点等绘成草图。以后的计算结果如操作条件和物料流量等可以陆续填入图中。这样的计算草图可使设计计算对象一目了然，便于分析计算结果的规律性，避免漏算重算，容易发现错误，因而是很有用的。 板压力及塔板压降 对于 润滑油 型塔板，由于塔板数较少 ，国内一般维持塔顶残压为 40空度为 710720层塔板压降为 层破沫网 2 令塔顶真空度为 720压为： 40压塔的工艺计算 11 减一线抽出板 (第 5 层 )残压： 40+5二线抽出板（第 9 层）残压： 三线抽出板（第 13 层）残压： 9.5 化段（第 16 层下）残压： =66 底残压： 70.5 转油线压力降为 262.2 加热炉出口压力 =66+28.6 提蒸气用量 侧线产品和塔底残油都用过热水蒸气汽提，使用温度为 420 ，压力 过热水蒸气。 参考石油炼制工程图 7表 7汽提蒸气用量如下： 表 5汽提蒸气用量 蒸气用量（对产品） % kg/h h 减一线 2% 二线 2% 三线 2% 底 3% 计 侧线温度及塔顶温度的求定 由蒸馏装置的操作参数取进料温度为 390 ，取塔底温度比进料温度低 7 ，则塔底温度为 383 ，参考同类型装置的经验数据，假设塔顶及各侧线温度为： 减顶： 75 减一线： 170 减二线： 280 减三线： 298 塔的热平衡 其中过汽化油量 =1973432%=h 表 5全塔的热平衡 物料 流 率 kg/h 密 度kg/ 度 焓 kJ/ 量106kJ/相 液相 2500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 12 入 方 减 顶 2656 90 1264 一线 13437 90 1248 二线 53125 90 1235 三线 28750 90 1223 底 99375 90 1005 汽化油 390 1187 提蒸气 420 3316 计 方 减顶 2656 5 523 一线 13437 70 419 二线 53125 80 712 三线 28750 98 888 底 99375 83 984 提蒸气 75 2634 计 塔回流热 出入 6 流方式及回流热分配 塔顶回流油品温度为 60 ，使用两个中段回流，第一个位于减一线与减二线之间（ 59 层），第二个位于减二线与减三线之间（ 913 层）。 回流热分配如下： 塔顶回流取热 20% 0 第一中间段回流取热 45% 1 第二中间段回流取热 35% 2 线及塔顶温度的校核 三线抽出板下的热平衡数据 表 5减三线抽出板下的热平衡数据 物 料 流 率 kg/h 密 度kg/ 度 焓 kJ/ 量 106kJ/ 方 气相 液相 进料 197343 390 提蒸气 420 3316 回流 L 98 653 653L 减压塔的工艺计算 13 合计 出 方 减顶 2656 98 992 一线 13437 98 976 二线 53125 98 952 三线 28750 98 928 底 99375 83 984 提蒸气 298 3072 回流 L 98 971 971L 合 计 = 则： L=111164kg/h=111164/440 h =h 减三线抽出板上的气相总量： k m o l / h 7 1 8 . 5 61 6 5 . 6 32 5 2 . 6 56 5 . 9 41 5 8 . 1 15 6 . 7 01 9 . 5 3 减三线内回流油气分压： 考 石油炼制工程 图 7常压平衡汽化数据换算成 的平衡数据，其结果如下 表 5将常压平衡汽化数据换算成 的平衡数据 项目 0% 10% 30% 50% 平衡汽化温差 7 常压平衡汽化温度 446 453 59 平衡汽化温度 10 以上求得的在 ，与原假设的 298 很接近，故假设正确。 二线的 温度校核 表 5减二线抽出板下的平衡数据 物 料 流 率 kg/h 密 度 kg/ 度 焓 kJ/ 量106kJ/ 方 气相 液相 进料 197343 390 提蒸气 420 3316 回流 L 80 703 703L 合 计 2500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 14 出 方 减顶 2656 80 963 一线 13437 80 946 二线 53125 80 929 三线 28750 98 754 底 99375 83 984 提蒸气 280 3156 回流 L 80 929 929L 合 计 = 则： L=h=00 h =h 减二线抽出板上的气相总量： h 减二线内回流油气分压： 考 石油炼制工程 图 7常压平衡汽化数据换算成 的平衡数据，其结果如下 表 5将常压平衡汽化数据换酸为 的平衡汽化温度数据 项目 0% 10% 30% 50% 平衡汽化温差 压平衡汽化温度 09 24 平衡汽化温度 86 以上求得的在 ，与原假设的 280 很接近，故假设正确。 一线的温度校核 表 5减一线抽出板下的平衡数据 物 料 流 率 kg/h 密 度kg/ 度 焓 kJ/ 量106kJ/ 方 气相 液相 进料 197343 390 提蒸气 420 3316 回流 L 70 364 364L 合计 6 减压塔的工艺计算 15 出 方 减顶 2656 70 691 一线 13437 70 419 二线 53125 80 712 三线 28750 98 888 底 99375 83 984 提蒸气 170 2821 回流 L 70 691 691L 合计 6 = 则： L=h=28.8 h =h 减 一线抽出板上的气相总量： h 减一线内回流油气分压： 考 石油炼制工程 图 7常压平衡汽化数据换算成 的平衡数据，其结果如下 表 5将常压平衡汽化数据换算成 的平衡数据 项目 0% 10% 30% 50% 平衡汽化温差 32 3 6 常压平衡汽化温度 96 309 平衡汽化温度 12 以上求得的在 减一线的泡点温度为 ，与原假设的 170 很接近，故假设正确。顶温度校核 原定塔顶 冷凝回流 温度为 60 ，其焓值为 1591 塔顶温度为 75 ，回流汽油蒸气的焓值为 5232 塔顶冷回流量： 3 0 120 h 塔顶油气量： hk m 塔顶水蒸气流量： hk m o l / 塔顶油气分压： m m H 塔顶温度应该是减顶油在其油气分压下的露点温度，在平衡汽化坐标纸上作出减顶油2500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 16 在 10平衡汽化 100%的 图，由图可读出在 ，与原假设的 75 很接近，故假设正确。6 全塔气液负荷分布图 1 层塔板上的气液负荷 表 6第 1 层塔板上的气液负荷数据 物 料 流 率 kg/h 密 度 kg/ 度 焓 kJ/ 量106kJ/ 方 气相 液相 进料 197343 390 提蒸气 420 3316 回流 L 5 193 193L 合 计 出 方 减顶 2656 4 565 一线 13437 70 419 二线 53125 80 712 三线 28750 98 754 底 99375 83 984 蒸气 94 2663 顶取热 中段 中段 回流 L 4 653 合 计 6 = 6 则： hm o 气相总量 hk m o 一线抽出板的气液负荷 L =h 气相总量 V=h 5 层板上的气液负荷 表 6第 5 层板上的气液负荷数据 全塔气液负荷分布图 17 物 料 流 率 kg/h 密 度 kg/ 度 焓 kJ/ 量106kJ/ 方 气相 液相 进料 197343 390 提蒸气 420 3316 回流 L 70 406 406L 合 计 6 出 方 减顶 2656 79 一线 13437 45 二线 53125 80 712 三线 28750 98 754 底 99375 83 984 蒸气 874 中段 中段 回流 L 45 745L 合 计 6 6 = 6 则： hk m o 4 07/ 4 07 气相总量 hk m o 二线抽出板的气液负荷 L =h 气相总量 V=h 9 层板上的气液负荷 表 6第 9 层板上的气液负荷数据 物 料 流 率 kg/h 密 度 kg/ 度 焓 kJ/ 量106kJ/ 方 气相 液相 进料 197343 390 提蒸气 420 3316 回流 L 80 703 703L 2500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 18 合 计 出 方 减顶 2656 80 888 一线 13437 80 879 二线 53125 80 862 三线 28750 98 754 底 99375 83 984 蒸气 280 3228 中段 回流 L 80 864 864L 合 计 6 = 6 则： hk m o 5 5 96 3/1 5 5 96 3 气相总量 hk m o 71 5 三线抽出板的气液负荷 L =h 气相总量 V=h 13 层板上的气液负荷 表 6第 13 层板上的气液负荷数据 物 料 流 率 kg/h 密 度 kg/ 度 焓 kJ/ 量106kJ/ 方 气相 液相 进料 197343 390 提蒸气 420 3316 回流 L 00 703 703L 全塔气液负荷分布图 19 合 计 出 方 减顶 2656 00 1013 一线 13437 00 992 二线 53125 00 980 三线 28750 00 971 底 99375 83 984 蒸气 300 3094 回流 L 00 982 982L 合 计 = 则： hk m o 5 84 2/ 5 84 2 气相总量 hk m o 2500kt/a 常减压装置减压塔设计 第 页 (共 32 页 ) 20 液相负荷分布图 减压塔的气液相负荷分布图01002003004005006007008009001 5 9 13塔板数气相负荷液相负荷图 3 减压塔的汽液相负荷分布图 7 减压塔的工艺尺寸 压塔上段的计算 取上段气液负荷最大的减一线抽出板来进行上段直径及其它的计算： 塔气速 u 最大空塔气速 3600m a x 31 / 6 3/ 2 8 9 8 0 3 9 取塔盘间距 00查设计计算图表 9 340K 全塔气液负荷分布图 21 3600m a x = 2 0 53 6 0 03 4 0 根据设计经验，乘以一定的安全系数 即 m a x)，这里取 空塔气速 a x 压塔上段的塔径计算 s4 气体流速 43 6 0 04 8 2 8 9 5 3 s4 = 44 按标准圆整， D=可见这里的 D 与础化学工程表 10经验关系相符。 定板间距 800 板上清夜层高度 板结构 流程数选择