/W 冷29607凝2 器/W 塔 0.6 径/m 288073 283410 280230 277867 276009 274503 273245 272174 0.6 0.6 0.6 0.6 0.6 0.6 0.6 0.6
在matlab中运行程序中运行如下程序： %Program“economicis”
ìonomics for distillation column
%Given Qr,Qc and number of trays,calculate TAC %for standard column
%using SI units (m,k,MW)
%Cost of energy=￥10 per 10^6 KJ
ur=2.32;uc=1.393;dtr=58.85;dtc=33.9;costenergy=40; stage column
Nt=18;d=0.6;qr=0.307;qc=0.283 L=nt*2*1.2*0.61
Shell=17640*(d^1.066)*(L^0.802)
Ar=qr*1.055*2.54e6/3600/.7457/(dtr*ur);ac=qc*1.055*2.54e6/3600/.7457/(dtc*uc); Hx=7296*(ar^0.65+ac^0.65);
Energy=qr*costenergy*3600*24*365/1000; Capital=shell+hx; Tac=energy+capital/3;
Nt+1,ac,ar,shell,hx,energy,capital,tac
得如下结果：
理论18 19 20 21 22 23 24 25 26 板 回流1.483 1.416 1.377 1.351 1.331 1.316 1.303 1.293 1.284 比 再沸320 312 307 304 302 300 298 297 296 器/Kw 冷凝296 288 283 280 278 276 274 273 272 器/Kw 塔径0.6 0.6 0.6 0.6 0.6 0.6 0.6 0.6 0.6 /m 塔高23.42 24.89 26.35 27.82 29.82 30.74 32.21 33.67 35.14 9
/m Ac/m2 6.23 6.10 5.99 5.92 5.89 5.84 5.80 5.78 5.76 Ar/m2 2.34 2.29 2.25 2.23 2.21 2.20 2.18 2.16 2.14 Shell/8.98 9.43 9.88 10.32 10.91 11.17 11.60 12.02 12.44 ￥106 Hx/2.56 2.52 2.50 2.37 2.47 2.45 2.44 2.44 2.43 ￥106 Energy12.8 12.48 12.28 12.16 12.08 12.00 11.92 11.88 11.84 ￥106 Capital11.54 11.95 12.38 12.69 13.38 13.42 14.04 14.46 14.87 ￥106 TCA16.65 16.46 16.51 16.39 16.54 16.47 16.60 16.70 16.80 ￥106
至此，我们总算是找到了回流比最优值。但是值得注意的是，从上表可以看出，此设备的处理量小，塔径就低，所以设备费低。在能源费日益上涨的今天，回流比应该尽量选小。当然我所采用的计算数据多来自网上或者参阅资料整理而出，也许并不可靠，但是这对于一次学生课程设计而言我认为是可以的。 下面我们在理论板为21，回流比为1.351下对此塔进行严格计算。
四、精馏塔的严格计算：
4.1进料板位置的确定：
首先我们要做的是确定精馏塔的进料板位置，上表所得出的再沸器热负荷是过程模拟软件通过Kirkbride公式确定的最佳进料板位置后得出的。即
NRNS??z=??H,Fz????L,F??xL,B????x??H,B??B????????D????20.206
NR+Ns=21
联立解得，得最佳精馏段15块，提留段6块。这也和软件计算的在精馏
段14.7下再沸器负荷最小相符合。
另外一个需要的说明的是气、液相流量的问题。我们知道塔径的确定实际上是根据整个精馏塔的最大气流量处来确定的，整个精馏塔实际上是非恒摩尔状态。现在我们查看逐级计算的模拟结果后，知道塔顶处的气流量最大：LV1=817.70m3/h Lh2=1.26m3/h 而在进料板附近，液相流量达到最大：LV2=1.542m3/h Lh2=742.82m3/h
4.2确定板间距HT：
10
由D=600mm,根据一般资料，塔板间距应该在0.4m左右，但我觉得碳氢化合物的充气系数较高，若设置成0.4m容易出现淹塔现象。况且投资成本不会随间距的增高带来太大付出，而停工一天的损失却远高于此。所以我设计间距为0.61m。
4.3计算塔高H： 对于精馏塔
塔顶空间: Hd=1.5m 塔底空间: Hb=1.5m 人孔数S: 每6块板设置一人孔 S?N6?396?6.5?7个
进料口处板间距: Hf=1.0m 开设人孔处板间距 Hg=0.8m
塔高（不包括封头和裙座高），考虑到进料口与人孔在同一位置.
H=（N -2）? 0.5-7 ?×HT +1.5×2+S×0.8+1 =31×0.61+3+7×0.8+1 =28.51m
4.4溢流装置
选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下： 4.4.1出口堰
堰长Lw 对单溢流可取Lw=( 0.6~0.8) D 取 Lw=0.6D=0.6×600=360mm
堰上溢流强度I=Lh/Lw=3.5 m3/m.h <（100～130m3/m.h)；溢流堰长度Lw合适 4.4.2堰高hL
根据《化工原理》?4?下册公式3—5 hL =hw+how 前面已取hL=60mm
采用平直堰,根据《化工原理》?4?下册公式3—6
how2.84ELh3?() 1000lw2取E=1,所引起的误差不大. Lh2=0.00043m3/s
2.84?10.00043?36003how?()?8.13mm10000.3611
2
取how=10mm
hw=hL-how=60-10=50mm
因为堰高一般在0.03～0.05之间 所以取hw=40mm 修正hL=hw+how=40+20=60mm。
修正后hL对计算 umax 影响 不大，所以塔径的计算不用修正。
4.4.3 弓形溢流管的宽度Wd及面积Af 根据《化工原理》?4?下册图3—12求Wd, Af
AfWd0.36?0.055 因为 ??0.6由图查得?0.11 AD0.6DTlwWd=0.11×0.6=0.066m=66mm 塔截面积AT??4D2??4?0.62?0.2826m2
Af=0.055×0.2826=0.0155m2
根据《化工原理》?4?下册公式3—10验算降液管内液体的停留时间θ,
??AfHTLh?0.0155?0.610.00043?22s
停留时间θ>5s 故降液管尺寸可用.
4.4.4 降液管底隙高度ho
根据《化工原理》下册公式3—11 ho?取降液管底隙处液体流速u，o=0.25m/s 则
ho?0.000430.36?0.25?0.0048m?4.8mmLh2lwu，o
取ho=10mm
4.5 塔板布置
因为塔盘的直径在800mm以内，所以采用整块式塔板。 4.5.1各区尺寸
破沫区高度Ws D<1.5m Ws=60～75mm 取Ws=60mm 无效区宽度Wc Wc=30mm 4.5.2浮阀的数目及其排列
12
阀孔直径d0 d0=39mm
取阀孔功能因子Fo=11, 根据《化工原理》?4?下册公式3—14a 查模拟结果，取气体速度最小处，
uo?Fo?v?111.15?8.32m/s
根据《化工原理》?4?下册公式3—15计算每层板上的阀孔数N
N?Vs?uo0.227?22.85 ?8.32?4d20?4??0.039?2 对于整块式塔板，对采用正三角形叉排，孔心距t为75-125mm。我们用CAD作图后得出N=26个。
按N=26重新核算孔速及阀孔动能因数:
uo?0.227?7.32m/s
2?4 Fo?7.32?1.15?9.67
?(0.039)?26阀孔动能因数变化不大,仍在9～12范围内. 塔板开孔率=(dD)N?(20.0390.6)?26?100％?10.99％2
开孔率为10.99% ，在10%～14%范围内，符合要求。
4.6浮阀塔的流体力学验算
4.6.1 气相通过浮阀塔板的压强降
根据《化工原理》?4?下册式3-19a计算塔板压降，即
hp?hc?hl?h?13