第四章工艺计算一、物料衡算已知：生产能力（产量）6160 吨／年操作周期8000 小时／年进料组成进料含乙醇37.6%，其余为水（质量分率，下同）塔顶产品（乙醇）组成≥81.6％塔底产品（乙醇）组成≤0.5%乙醇分子量：46，水的分子量：18进料摩尔组成：乙醇，水0.809塔顶摩尔组成：乙醇，水0.366塔底摩尔组成：乙醇，水0.998804全塔总物料衡算：乙醇衡算：塔顶产品流率：求解上面的方程得：，乙醇的回收率：水的回收率（塔顶）：表格1物料衡算结果一览名称原料（FEED）馏出液（D）废液（W）摩尔分数x（乙醇）0.191 0.634 0.00196摩尔流率（kmol/h）72.041 21.544 50.4971.01.2 1.4 1.6 1.82.0 2.2 2.48101214161820222426NR/Rmin图表 1理论板数随回流比变化曲线由图可以看出，回流比增大到一定的值以后，塔板数减小的很慢了，此时依靠增大回流比来减小设备投资费用已经不值得了。
另外发现即便是N 接近恒定时实际的回流比也不是很大，再根据经验确定。
用上面确定的回流比重新计算，结果如下：表格 3回流比、理论半数验证模拟结果Minimum reflux ratio:0.42388628 Actual reflux ratio: 0.84777256 Minimum number of stages: 5.82659753 Number of actual stages:10.5148951 Feed stage:7.06415444 Number of actual stages above feed:6.06415444 Reboiler heating required: 462110.955 Watt Condenser cooling required: 442507.796 Watt Distillate temperature: 78.914069 C Bottom temperature:99.4117042 C Distillate to feed fraction: 0.298878故可以确定回流比、塔板数和进料位置的初值： (1) 塔板数：11块 (2) 回流比：0.85(3) 进料位置：第7块板进料 2. 操作型模拟计算：得到回流比、理论塔板数和进料位置的初值后，用RADFRAC 模块进行校核计算，检验是否满足分离要求。
模拟条件：(1) 选用aspen plus 的RADFRAC 模块；(2)对乙醇-水体系进行平衡分离模拟计算；(3)物性方法为NRTL；(4)饱和蒸汽进料（气相分率为零），模拟计算时塔板压降对分离的效果的影响比较小，只影响到塔顶和塔釜的温度，故可以根据经验资料设塔板压降为0.5kpa。
据此，第七块板进料，进料压力应该不小于第七块板的压力，即。
(5)理论塔板数为11（全塔效率为默认值1）；(6)塔底选择釜式再沸器，塔顶为全凝器；(7)回流比为0.85；(8)馏出液流率为21.544kmol/h；(9)第七块板进料（on stage）；(10)第一块板和第十一块板分别以liquid采出馏出液和废液；(11)塔顶压力为1atm；塔板压降为0.5kpa；模拟工艺流程图图表2Aspen模拟流程图结果如表4所示。
表格4Aspen精确模拟结果Unit D FEED WFrom RADFRAC RADFRACTo RADFRACPhase: Liquid Liquid LiquidComponent Mole FlowETHANOL KMOL/HR 13.76 13.76 0WATER KMOL/HR 7.79 58.28 50.49Component Mole FractionETHANOL 0.64 0.19 0WATER 0.36 0.81 1Mole Flow KMOL/HR 21.54 72.04 50.511Mass Flow KG/HR 774.02 1683.85 909.84Temperature C 78.89 83.86 101.35Pressure KPA 101.33 104.33 106.33 Vapor Fraction 0 0 0Liquid Fraction 1 1 1Solid Fraction 0 0 0图表3组成及温度沿塔板的分布曲线如图表3所示，分离已达到了设计要求。
故理论塔板数块，第7块板进料，回流比R=0.85。
三、全塔效率在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。
采用O’connell（奥克勒尔）法来求取总板效率。
总板效率其中：为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度；为塔顶及塔底平均温度下进料液相平均黏度，。
由上面的模拟可得：表格5各塔板上的温度及各组分的平衡常数Stage Temperature/℃K-Values ETHANOL WATER1 78.8934879 1.12801286 0.773913442 80.236699 1.41990498 0.656894193 82.7291357 2.4658672 0.576654594 86.4445968 4.34221923 0.611744295 88.4738338 5.33700236 0.649854326 89.0644619 5.58234816 0.660118667 89.2798638 5.62956101 0.662135018 96.6778951 9.79395075 0.857690919 100.159311 11.9840285 0.9669130710 101.067483 12.5208107 0.993874811 101.345939 12.6237522 0.99899929故，此时查得(1)：进料混合物的粘度用以下公式估算：由上面的表可知：所以全塔平均相对挥发度（也可以查t m下的相对挥发度）总板效率为：四、实际塔板数塔釜也起到了一个平衡级的作用，也被认为是一块理论板，则塔内实际塔板数为：取24块，其中精馏段塔板数为：取16，即第16块板进料，提馏段塔板数为8块。
13五、热量衡算根据模拟结果整理有效信息得：表格6模拟出的全塔能量衡算结果热负荷/kW 出（进）口物流温度/℃进料89.3塔顶全凝器-442.882 78.9塔底再沸器458.707 101.3一、塔径的计算塔直径的大小主要取决于处理物料的流量及操作条件，更主要是气相的流量，塔径的计算涉及塔板液流的形式，故应先预选中其液流形式。
单溢流型最常用，用于塔径和液流量不大时，这里预选用单溢流型塔板。
提馏段气相体积流量较大，故以提馏段的数据来确定塔径更为安全可靠。
液气流动参数提馏段取清液层高度为，板间距，所以液滴沉降高度查史密斯关联图得，表面张力，校正得：液泛气速。
设实际空塔气速。
气相通过的塔截面积。
塔截面积为气相流通截面积A和降液管面积A d之和。
根据经验可选取则塔截面积塔径圆整为D=0.5m。
板间距和塔径存在一定的经验关系，计算出的塔径和前面假设的板间距H T符合该关系。
实际塔截面积实际气相流通截面积实际空塔气速设计的泛点率与上面的假设相符。
由于塔径很小，选用整块式塔盘。
二、提馏段塔盘设计计算由于精馏段和提馏段液相流量差别较大，故需要分别设计计算其降液管和板间距大小及阀数，分别设计塔盘。
提馏段的设计计算时均采用提馏段的数据。
图表4所选用的弓形降液管结构示意图17bdbsrxbcl W受液区有效传质区降液管图表 5单溢流型塔板布置图1. 降液管及溢流堰尺寸 (1) 降液管尺寸选用常用的弓形降液管，由上面的设计结果得弓形降液管所占面积上面已经选定精馏段，由弓形降液管堰宽与塔径比和堰长与塔径比的关系得堰宽选用结构简单且常用的平形受液盘，选取底隙(2) 溢流堰尺寸 堰长，，查液流收缩系数图得收缩系数E=1.05。
堰上液头高度堰高由选取的清液曾高度确定液流强度，符合要求。
降液管底隙液体流速，符合一般要求。
2.浮阀数及排列方式(1)浮阀数使用F1型浮阀，重型，阀孔直径。
设阀孔动能因数，则阀孔气速阀孔个数个。
(2)排列选用的是单溢流型塔板，设入、出口安定区尺寸为，边缘区宽度。
塔盘有效传质区面积A a通过以下的公式计算：开孔面积。
阀孔按三角形错排，其孔心距用下面的方法估算：根据估算的孔间距t进行布孔，并按实际可能的情况进行调整来确定浮阀的实际个数n排孔，按图排列可得实际浮阀数为个。
19mm5Ø80mmR 250mmR 200mm图表6提馏段塔盘浮阀试排列图重新计算塔板的以下参数。
阀孔气速动能因子。
塔板开孔率。
开孔面积三、精馏段塔盘设计计算精馏段的液相流量比提馏段的小，故需要重新设计其塔盘，减小其塔板间距和降液管尺寸。
运用与上面提馏段设计计算相同的方法设计计算精馏段塔盘。
精馏段的设计计算时均采用精馏段的数据。
液气流动参数取精馏段清液层高度为，板间距，所以液滴沉降高度查史密斯关联图得，表面张力，校正得：液泛气速。
塔径全塔相同D=0.5m，。
取，则那么实际气相流通截面积：。
空塔气速。
1.降液管及溢流堰尺寸(1)降液管尺寸选用常用的弓形降液管，由上面的设计结果得弓形降液管所占面积上面已经选定精馏段，由弓形降液管堰宽与塔径比和堰长与塔径比的关系得堰宽选用结构简单且常用的平形受液盘，选取底隙(2)溢流堰尺寸堰长，，查液流收缩系数图得收缩系数21E=1.04。
堰上液头高度堰高由选取的清液曾高度确定液流强度，符合要求。
降液管底隙液体流速，符合一般要求。
2.浮阀数及排列方式(1)浮阀数使用F1型浮阀，重型，阀孔直径。
设阀孔动能因数，则阀孔气速阀孔个数个。
(2)排列选用的是单溢流型塔板，设入、出口安定区尺寸为，边缘区宽度。
塔盘有效传质区面积A a通过以下的公式计算：开孔面积。
阀孔按三角形错排，其孔心距用下面的方法估算：根据估算的孔间距t进行布孔，并按实际可能的情况进行调整来确定浮阀的实际个数n 排孔，按图排列可得实际浮阀数为个。
mm5Ø75mmØ500mmØ400mm图表7精馏段塔板浮阀试排列图重新计算塔板的以下参数。
阀孔气速动能因子。
开孔面积塔板开孔率。
四、塔高的计算塔顶第一块板距塔顶的距离；塔底最后一块板距塔底的距离；精馏段塔板间距；提馏段塔板间距；23有人孔的塔板间距；进料塔板间距；精馏段塔板数（含进料板）；提馏段塔板数（不含塔底再沸器）；裙座高度为；物料较清洁且不易结垢，可每隔8~10块板设置一个人孔，塔顶和塔釜均有人孔，故只要在精馏段和提馏段分别设置一个人孔即可。