精馏塔的设计一：工艺设计

arben

• 问题的描述

现有苯和甲苯的混合物，流量为620lbmol/h，其中苯的含量问46mol%, 甲苯含量为54mol%, 压力为55psia，为饱和液体。设计一座精馏塔要求将苯和甲苯进行分离，苯产品中苯的含量为99mol%, 甲苯产品中甲苯的含量为98mol%。

对于双组分精馏体系，我们需要考虑的因素主要有一下几个：

1. 确定进料流率、温度、压力、组成及相态。

2. 分离要求。

3. 操作压力（必须低于混合物的临界压力）。

4. 压降（特别是在真空操作时）。

5. 回流比。

6. 理论板数和塔板效率（或等板高度）。

7. 冷凝器的类型（全凝器、分凝器或混合冷凝器）。

8. 液体回流的过冷程度。

9. 再沸器的类型。

10. 塔板类型或填料类型。

11. 塔高。

12. 进料板的位置。

13. 塔径。

14. 塔内组件和材料。

15. 进料组分的化学反应性能和热稳定性。

16. 塔的腐蚀性。

17. 毒性和可燃性。

好长一列！好多的要求！

我觉得要求多不一定是坏事，特别是对于我们初学者来说，要去就是我们努力的方向，一旦没有了要求，我们反而不知道该如何做了。

通过以后的实践和磨练，我们可以逐渐摆脱在学校总是被要求的命运，自己选择方向，自己提出要求，掌握自己的命运。

满足“自主”心理需求。

但现在，我们需要帮助，需要“脚手架”。

第一和第二个因素很容易确定，进料的条件和分离要求都给的很清楚。但在后面进行化工设计时，这可能需要自己来确定了。下面我们来确定塔的操作压力。

• 确定操作压力

塔的操作压力和温度的确定主要根据经济性的原则。操作压力越高，塔设备、回流罐的制造成本就越高。在塔顶组分确定的情况下，塔顶产品的冷凝主要在泡点下进行的，我们希望塔顶产品的泡点尽量为49°C，这样我们就可以使用最便宜的冷却水作为冷却剂了，而不必选择昂贵的制冷剂。另外还要考虑操作压力不能超过混合物的临界压力，并且确保塔内的组分不会发生不期望的副反应。

因为塔顶压力通常高于塔底压力，在初步计算时我们可以假设精馏塔全塔的压降为35kPa，冷凝器的压降为0到14kPa。根据经验，每个塔板的压降约为0.7kPa，在真空操作下每个塔板的压降约为0.35kPa。由此我们大概可以估算出塔底的压力。

塔底再沸器的组分大概是在露点温度下进行蒸发的，所以当我们知道了塔底压力和塔底组成后，塔底的温度就可以估算出来。要确保塔底的温度不能离临界温度太近，也不能高于产品的聚合或分解温度。如果塔底的温度过高，就必须想办法把温度降下来。怎么降呢？

可以通过降低操作压力，这样就可能需要采用真空精馏或者使用温度更低的冷却剂进行冷凝了。

我们可以根据下面的程序确定塔的操作压力。

精馏塔操作压力的确定程序

在确定塔压之前，我们先要大致了解塔顶和塔底产品的组成。根据分离要求，列物料衡算方程，我们很容易就确定下来了。为了显示ASPEN的 强大，我们让它来帮忙计算。

使用ASPEN时首先新建一个模拟文件，输入组分苯和甲苯，选择物性方法“PENG-ROB”或“SRK”——因为都是非极性的烃类物质，不要再选“NRTL”了。然后进入到模拟环境。

为了便于后面的分析，我们添加一个“Dupl”复制器模块，它的功能是将入口流股的条件，完完整整地复制给后面的输出流股，这样我们就不必一遍一遍地输入和修改流程模块了。

然后在选择一个“SEP2”分离模块，主要是进行物料衡算用的（在我看来是如此）。

按分离要求，输入原料流股“FEED”的条件。

提示：可以在左上角功能菜单中“Units”中将单位换成"ENG"，英制单位。这样就不用来回选择单位了。还有就是在输入苯和甲苯的摩尔分数时一定要选择“Mole-Frac”。

设置“Sep2”模块的参数。因为只有两个组分，列两个物料衡算方程，解两个未知数，输入两个已知量，塔顶苯的摩尔分数“0.99”，塔底流股中甲苯的摩尔分数“0.98”。 点击运行，查看流股的运行结果。

感觉有点弱智。好像口算也能算出来，还要麻烦ASPEN。

在SEP2|Results结果下还有一组更有用的数据，就是组分的分割率，塔顶流股“SEPTOP”中苯的回收率为0.976，甲苯为0.00840，这两个数据很有用，这里先记下来。 现在我们已经把塔顶的组成全部确定下来了：苯为0.99，甲苯为0.01。根据操作压力的确定程序，接下来我们要计算49°C下塔顶的泡点压力。

你会用ASPEN计算混合物的泡点温度吗？

当然会了。我们前面已经模拟过了对不对？

切换到“物性”环境，从Analysis功能栏中点击“Mixture”命令，设置混合物苯的量为99，甲苯的量为1，新建一个特性集“PS-1”，选择PBUB（Bubble Point Pressures），也就是泡点压力。设置温度为49°C，点击OK后在点击绿色的“Run Analysis”。

在MIX-1下查看运行的结果“Results”，泡点压力为35.3kPa，显然小于1.48MPa，所以选择“全凝器”。但是绝对压力为35.3kPa实际上比大气压还小，也就是真空状态。我们一般不会采用真空精馏的，因为真空成本有点高。所以选择常压精馏。

常压精馏也不能是1atm，要大于1atm，而是2atm。

第三步就这样被搞定了。

• 确定塔的压降

如前所述，如果我们不知道实际板数，可以先按全塔压降为35kPa，冷凝器的压降为0~14kPa进行估计。

冷凝器压降设为10kPa吧，你随意。

这样我们就可以确定塔釜的压力为2atm +35Kpa + 10kPa = 2.45atm。

根据塔釜的操作压力2.45atm，和塔釜的组成：苯为0.02，甲苯为0.98计算塔釜的泡点温度。

这下你会算了吧。

选择“PS-2”物性集的物性为“TBUB”，泡点温度，设置压力为2.45atm。我们也可以把塔底混合物的临界温度计算出来，比较一下两者的大小，混合物临界温度参数为“TCMX”。

你怎么知道这些古怪的符号的？

我也不知道，我只知道要找温度肯定跟“T”有关，要找临界参数肯定有Critical。

泡点温度为146.4°C，临界温度为318.0°C，差很多。

好像苯和甲苯也不是那么容易分解，对不对？

所以我们就不必担心有什么不好的反应发生了。当然如果是陌生的物质，你最好还是要查一查他们的化学性质。

由此，有关压力的参数我们就确定下来了。

• 确定回流比

对于常规精馏来说，我们通常先计算最小回流比，然后按1.2倍的系数取实际回流比。

现在我们就用ASPEN 中的 DISTWU模型来计算最小回流比和实际回流比。

重新切换到“模拟”环境，插入一个“DSTWU”模块，并重前面的复制器中直接连接一股进料，F2，它的条件和FEED完全一样。 设置“DSTWU”模块中回流比为“-1.2”，表示为最小回流比的1.2倍，塔顶流股中苯的回收率为0.976，甲苯回收率为0.0084，这个数据是前面用SEPT2模块计算得到的，设置塔顶压力为2atm，塔釜再沸器压力为2.45atm。

重新运行。

查看DSTWU的“Results”，可以得到最小回流比为1.86，实际回流比为2.24，最小理论板数为10.7，理论板数为21。进料板的位置为13，塔顶馏出液的采出率为0.453。

DSTWU是估算模型，如果要精确计算，需要用“Radfrac”模型。

类似地，插入一个“Radfrac”模块，连接好进出物料。

你能根据上面的数据，独自设置“Radfrac”模块的数据吗？

你能自己设置 运行结果如下： 塔顶和塔底产品的纯度都没有满足要求。你看，MT估算法算出来的结果不一定能满足要求。

现在我们要调整设计参数，使塔顶和塔底的产品纯度满足分离要求。塔压、塔顶采出量、回流比、理论板数和进料板的位置都会影响的产品的组成，那么我们该优化哪些参数？

首先塔压调整的可能性首先可以排除。不光是因为前面我们辛辛苦苦才把压力确定下来，而是降低压力的可能性几乎没有了，——按照目前的技术可以这么说。

那么塔顶产品的流量、或者塔顶产品的采出率呢？我们知道这个参数比回流比对产品组成的影响更大。现在我们不妨分析一下塔顶产品的采出率（D：F）对产品组成的影响。

怎么分析？

用灵敏度来分析。

新建一个灵敏度分析“S-1”，设D:F为自变量，变化范围为0.4~0.8。

设变量“MFBENT”为塔顶产品中苯的摩尔含量。 “MFTOUB”为塔底产品中甲苯的摩尔含量。 都填充到表格里，运行。

好像有错误，还挺严重的。

管他，先睡了。明天再说。

Good morning, everyone! new day , new life! 摆上桌面说问题，不要耶耶藏藏的。我们先看看ASPEN告诉我们昨晚发生了什么事。

“在处理输入规定的时候发生了错误，从控制面板上了解信息。”

点击OK后打开控制面板，我们发现一条关于灵敏度分析“S-1”的错误信息，提示我们S-1中的自变量没有定义，请选择其他定义初值的变量作为自变量。 你明白它想表达什么信息吗？ 问题就出在“S-1”中的自变量上。无论做什么计算，ASPEN都需要一个计算的初始值。我们将塔顶采出量“D:F”作为自变量，但是我们没有设置这样一个D:F参数，没有初始值，所以ASPEN就犯难了。 将S-1的自变量设为塔顶采出量D的摩尔流率“MOLE-D”。从前面的计算中，我们知道它的大小应该在127kmol/h左右，不妨将其变化范围取为80到150 kmol/h。

运行！

这一次就很顺利。不过从结果中可以看出，随着D的流量的增加，塔顶产品中苯的含量逐渐降低，塔底中甲苯的含量逐渐升高，但是在全部范围内，不存在一个塔顶产品流率D，既满足塔顶产品纯度的要求，又满足塔底产品纯度的要求。 所以此路不通。但这给了我们什么启示呢？

启示就是当我们想单纯提高精馏塔中某一个组分的纯度时，塔顶流率是一个非常灵敏的可调参数；但是如果我们想同时提高两个产品的纯度，最好不要用D的流量来调。

另外，在双组分精馏中，当我们给定分离要求后，塔顶流率和塔底流量可以通过物料衡算确定下来。前面我们设置的127.57kmol/h，就是非常精确的一个值，正好满足了塔顶苯的含量99%、塔底甲苯含量98%的要求。

所以现在我们把塔顶采出量D确定后不再调整。

另一个影响塔顶和塔底组成的可调参数就是塔顶液相回流比R了。根根我们所掌握的化工原理知识，当回流比增加时，塔顶产品中轻组分的含量增加，塔底产品中轻组分的含量也增加。所以通过回流比不能同时提高塔顶和塔底产品的质量。

不妨我们再用灵敏度分析来验证一下我们的猜想。

将灵敏度分析“S-1”中的自变量改为精馏塔参数“MOLE-RR”，也即是塔顶液相回流比。

重新运行。

好像错了。上面的猜想错了。

回流比增加，塔顶的轻组分含量增加，塔底重组分含量也增加。调节回流比可以同时提高塔顶和塔底产品的质量！！！

这才是正确的结论。

对于理论板数、回流比和进料板的位置的优化，我已经思考了很久了，一直找不到一个很好的方法来做。现在我有这样一个思路，来统一考虑三者对产品组成的影响。

首先我们假设在普通精馏过程，回流比的大小不影响最佳进料板的位置。为了验证这个假设是否正确，我们同样用灵敏度分析研究最佳进料板的位置。

保持回流比为2.24的设置不变，在灵敏度分析“S-1”中将自变量改为进料板的位置，因为总的塔板数为21，变化范围为2~20:

灵敏度分析的结果表明在进料板为第11块板时，产品的纯度最高。 现在我们把回流比设为1、 2、 3、 4、 到10看看还是不是这个结果。 回流比为1时，最高点不在11的位置，但11块板还在最优的范围内。 回流比为3时，最高点向下移动，但11块还在最高范围内。 回流比为4时，11块板在最佳范围内。 回流比为5时，顶部更平了。 回流比为6时， 回流比为7时， 回流比为8时， 回流比为9时， 回流比为10时。 从上面各图中我们可以总结两条规律：（1）回流比几乎不影响最佳进料板的位置；（2）回流比越大，则进料板的位置对产品的纯度影响越小。

第一条规律验证了我们前面的假设，第二条规律我们后面有机会再研究。

现在我的思路是在同时满足塔顶和塔底产品分离要求的前提下，确定不同理论板数的精馏塔中最佳进料板位置、所需要的的最小回流比和相应的设备成本、操作成本和总成本，确定最经济的理论板数。

也就是我们要对理论板数进行优化。在设计上，有两种简单的优化方式：（1）实际回流比为最小回流比的1.2倍；（2）理论板数为最小理论板数的2倍。

现在我们通过一点一点的严格计算来确定最经济的理论板数和回流比。然后比较三种设计方法相差有多大。

说干就干，现在我们把模拟文件另存为一个新的优化文件，把其中的SEP2和DSTWU模块删除，只剩下一个RADFRAC模块。

为了便于计算成本，我们设置塔顶冷凝器的冷却剂为水，温度从30升高到35°C，价格为1.4$/吨；塔底再沸器公用工程为中压蒸汽，价格为40$/吨。

这是今年化工设计大赛中给定的指导价格。

公用工程怎么设，这个任务交给你了。看好你哟！

优化方案1：理论板数为最小理论板的2倍。

根据DSTWU模块计算的结果，最小理论板数为10.7，那么实际理论板数我们就去21。从前面的计算我们知道，在这种情况下实际回流比设为最小回流比的1.2倍、也就是2.24时不能满足分离要求。从前面的优化结果可知，为了满足分离要求，此时所需的回流比为法2.84。因为进料板位置已经改为11，所以你最好再重新用灵敏度分析一下。确保最终的产品中塔顶苯含量超过99mol%，塔底甲苯含量超过98mol%。

在满足分离要求的前提下，激活ASPEN图形界面上的绿色“Economics”面板，从“Summary”标签下可以查看精馏系统的总固定投资为3391340$，若回收期设为3年，每年的固定投资为1.2M$/年。每年操作费用为10.4M$/年。

操作成本要远远高于设备投资！这个数据是不是亮瞎了你的24k钛合金（此处删去一个字）眼！

下面的优化方向应该很明确吧，增加理论板数。

搬了一下午的砖，搞了这样几个数据。把理论板数对回流比和操作成本的影响绘制成曲线，如下图所示。 从上图中可以得到什么启示？

对于我来讲，主要有这样几点：

（1）普通精馏系统的成本主要取决于其操作费用；

（2）理论板数增加，回流比和总成本都降低，但是到某个拐点上，回流比几乎不受理论板数的影响，总成本达到最小值。继续增加理论板数，则总费用开始缓慢增加；

（3）R~N曲线的拐点即是最经济的理论板数。

由此我们可以判断，当理论板数为32、进料板为值为17、回流比为2.1时为最经济的精馏塔设计。

OMG，我们又完成了一项前所未有的创举！

对于我来说是如此。以前我只知道两种优化理论板数和回流比方法：（1）设理论板数为最小理论板数的2倍；或者（2）设回流比为最小回流比的1.2倍。二者只能取其一。

从以上分析可以得知，最经济的设计年度总成本为11.1百万美元，按（1）法得到成本为13.4百万美元；按方法（2）的成本约为11.4百万美元。

看来采用R= 1.2Rmin的原则设计精馏塔是经得住考验的。

至此，我们才把第六个问题才解决了一半，还要确定塔板效率或总塔效率。

• 塔板效率或总塔效率

在进行校核计算时，可以用ASPEN根据相应的数学模型计算精馏塔的效率，这里我们把这个问题暂且搁置起来，后面再详细介绍。

• 冷凝器的类型

我们经常采用全凝器作为塔顶冷凝器，如上图（a），也就是把塔顶的蒸汽全部冷凝下来，一部分回流，另一部分作为液相产品。再者就是分凝器（上图（b）），在分凝器中冷凝的液相回流到精馏塔中，产品以汽相采出。当需要汽相产品，或者操作压力在1.5MPa到2.5MPa之间时，长采用分凝器。还有一种是混合冷凝器（上图（c）），当汽相中含有部分难以冷凝的组分，或者需要部分汽相产品、同时需要部分液相产品时采用混合冷凝器，通常是在以制冷剂作为冷却介质。

分凝器中因为仅冷凝了部分液相，假设汽液两相平衡，那么它就可以起到一次平衡分离的作用，相当于一块理论板。

思考一下：混合冷凝器可以看做是一块理论板吗？（温馨提示：好像没有那么想当然哟。）

这里的塔顶产品为苯，操作压力为2atm，不需要采用汽相作为产品，所以选择全凝器，以水为冷却介质。根据ASPEN的计算，冷凝负荷为-3224.44kW，在泡点下冷凝。

• 再沸器的类型

工业上精馏塔常用的再沸器有釜式再沸器和立式热虹吸再沸器。

在釜式再沸器中，进料从精馏塔塔釜抽出后输送至再沸器的壳程，经管内的蒸汽或其他载热体加热后部分汽化并回流至最后一块塔板下面和塔釜液面之间的空间。这样塔底产品相当于在再沸器中经过了一次平衡蒸馏的过程，相当于是一块理论板。

图（a）釜式再沸器；（b）立式热虹吸再沸器，以塔釜液体味进料；（c）立式热虹吸式再沸器，以最后一块塔板降液管内的液体为进料。 上图（b）和（c）为两种立式热虹吸再沸器的配置方式。塔底产品从塔底部引出，工艺物料进入再沸器的管程，被壳程蒸汽加热后部分汽化，换热器管内液位高度降低，低于塔釜内液面的高度，在静压差的作用下，工艺流体自然从塔釜流入换热器，所以可以不用安装进料泵。（b）从塔釜底部进料，再沸器的出口为汽液混合物，回流的液相与最后一块塔板下来的液体混合后流到塔釜，后者轻组分的含量高于回流液体中轻组分的含量，对于塔底产品来说，再沸器仅实现部分的平衡蒸馏，一般不按一块理论板对待。（c）是一种更复杂的配置，当然也更少用，再沸器的进料不是从塔釜抽出，而是从最后一块板的降液管内抽出，这样塔釜中的液相产品可以看做是从再沸器中回流的液体，在再沸器中经过了一次平衡蒸馏，所以这种配置的再沸器可以看做是一块理论板。

当（1）塔底产品含有热敏物质；（2）底部压力高；（3）传热温差小以及（4）发生严重污垢时常采用热虹吸再沸器。如果仅需要较小的静压差、或者需要经常清洗换热器、或换热器面积非常大时，可水平安装，也可以加一个进料泵改善循环过程。液体在塔釜内需要停留至少1分钟的时间，有时甚至达到5分钟或更多。据此可以设计塔釜的高度，大型的精馏塔塔釜的高度可达6m。

据此，我们选择釜式再沸器。

• 精馏塔类型的选择：板式塔或填料塔

板式塔处理负荷大、操作平稳、容易清洗和维修，在工业上使用广泛。但是在以下情况下考虑使用填料塔：

（1）塔径小于0.6m或塔高小于6m时；板式塔不方便开人孔和维修；

（2）塔内流体具有腐蚀性时；选择陶瓷或塑料填料组装的填料塔；

（3）容易起泡的流体在板式塔内容易液泛，选择填料塔；

（4）减压精馏或要求压降小的情况选择填料塔；

（5）当持液量较小时，选择填料塔。

对于苯-甲苯体系来讲，除了塔径和塔高现在还没有确定外，其他几种情况均不存在，所以我们先尝试采用板式塔。

按照前面优化后的理论板数、回流比和进料板位置重新设定Radfrac模块的参数后，运行得到结果。下面进入塔的内部构件的设计。 在“Radfrac”|“setup”|Configuration选项卡下，点击“Design and specify column internals”,进入塔内部组件的设计。
塔内部组件设计的第一步是对精馏塔进行分段，Sections。

首先要解释一下什么是分段，为什么要分段。我们都知道按照进料板的位置可以将精馏塔分为精馏段和提馏段，为什么还要分段呢？

这里的分段不仅仅指精馏段或提馏段的问题，还是由于在不同的位置上，上升蒸汽和下降液体的流量不同，如果差别大的话可能所需要的塔径、板间距、甚至精馏塔的类型也不同。分段以后要对各精馏段分别进行设计。

你可以自己通过“Add New”自己来对精馏塔分段。当然我们也可以选择让ASPEN来自动分段，这可以通过“Auto Section”来进行，Auto Section下拉选项中有“依据进料和侧引线”来分段，也可以根据“汽液流量来分段”，后者是默认选项，直接点击就OK了。
ASPEN自动把精馏塔分为了两段。两端都是筛板塔，塔板分程数都是1，板间距都是2ft（0.6m），上段塔径为1.4386m，下段塔径为1.4504m。

如果你自己对精馏塔分段，注意塔板数是从第二块板到最后一块板。

现在我们的模式是“interactive sizing”，交互式设计。也就是不能单靠ASPEN设计了，你要教ASPEN如何设计。

ASPEN默认冷凝器为第一块塔板，所以分段是从第二块塔板开始的。因为最后一块塔板是再沸器，所以到倒数第二块板结束。中间不能由重叠、也不能有间断的情况。

根据前面的描述，当塔径超过0.6m时选择板式塔，所以ASPEN已经给我们选择好了，两段都是板式塔。

• 塔板类型的选择

塔板的类型有很多中，比如常见的筛孔板、泡罩塔板、浮阀塔板，当然还有很多新型的性能较好的塔板。需要注意的是，新型的塔板性能和数据大部分都没有公开，掌握在制造商手里，模拟就比较困难。如果你的科研团队开发了新型的塔板，你对它们的性能数据就比较清楚，那么在设计时可以采用，否则就不能使用了。

ASPEN里也有很多塔板，ASPEN应该具有使用权。如果你对它们很了解的话也可以使用。

我们这里选择最常用、最简单、成本最低、当然数据也是最完整的的塔板——筛孔板，就像ASPEN给我们推荐的一样。

• 塔板上的溢流程数（Tray Details Number of Passes）

塔板上的溢流程数有单溢流、U型溢流、双流型、四流型和阶梯流型，多流型的设置是为了减少液体在塔板上水平流动的长度，降低液面高度差，提高传质的效率。流程越多，结构越复杂。一般原则是优选流程少的布置。当塔径小于2m时一般选用单流型，大于2.2m时才考虑采用双流型，大于3.4m时考虑使用三流型。或者考虑溢流堰的溢流负荷，当溢流负荷超过60m3/(m·h）时，就可以考虑增加流程数了，堰板上液体最大流动负荷，不能超过115m3/(m·h），也就是在单位溢流堰长度上每小时通过的液体量最多为115m3。

这里塔径在1.5m左右，不到2m，所以按ASPEN选择的流型：单流型。

• 板间距，Tray Spacing

板间距是指两个相邻塔板之间的垂直距离。板间距一般在200mm到900mm之间。板间距越大，则精馏塔越高，塔径就可以相应减小；反之则塔径增大，塔高降低。大多数板间距为600mm，低温精馏塔板间距一般设为200~300mm。Aspen采用了最长用的数据2ft，我们把它圆整到600mm。

同样上下两段塔径比较接近，这里把上下两段塔径圆整到1.5m。

更改后重新运行，点击下面的“View Hydraulic plots”查看水力学运行结果。 查看每一块塔板的水力学曲线，幸运的是所有塔板上的操作点都在中间的鼓泡区，并且都不靠近液泛线、漏液线、最大和最小堰板负荷线。

通常设计时要求操作点在液泛线的80%以下。这也是满足的，否则就有黄色的警告。

最下面塔板上液体量最多，也没有达到降液管液泛点的80%。堰板上的液体流量的负荷强度，也没有超过设置60~115m3/(m·h)，ASPEN给你的设计开了绿灯。

到目前为止，你问问自己，你到底理解没有理解，堰板上液体流量负荷强度这个概念？在《化工设计手册》上，这个概念称为堰板强度。

现在我们准备探索塔板上更详细的秘密，Follow me，don't fall out. 在“CS-1”Geometry页面内，我们了解一下筛孔板的结构和尺寸。上面给出了该段塔板的起始编号，目前进行的状态是进行“Interactive sizing”采用的是筛孔板。塔板的上流程数为1。 这里我们要确定孔径、Hole area/Active area 之比，和塔板的厚度。

先了解一下塔板上的布置吧。上一个降液管下面所对应的塔板区域为受液区，也就是接受上面降液管下降液体的区域。另外一侧的塔板上还要设置本塔板的降液管，这部分区域称为降液区。一般情况下两者之间大小相等，但是有些设计为了提高降液管内液体层的高度，会将降液管设计成倾斜形式的，这种情况下受液区的面积会小于降液区的面积，如下图所示： 在受液区的内侧位置一般不开孔，防止汽体从里钻上来后直接冲到上面的降液管内，阻碍降液管内液体的顺畅地流动。同时在右边降液管的跟前也会留出一小块区域不开孔，防止下面钻上来的汽体直接被裹到降液管内，重新又回到下一层塔板上。这两块靠近受液区和降液区的小区域，称为安定区。安定区的宽度一般设为50~100mm。

塔板周边需要固定、组装塔板，所以也无法开孔，这块区域的宽度约为30~50mm。

剩下中间的开阔地即是开孔区了。但这里还有两个概念：active area和net area。

active area直译为活动区，国内习惯称为鼓泡区（bubbling area），指的是塔板面积上除过受液区和降液区之外的所有面积，包括开孔区、安定区和边缘区，如下图：

Net Area 是指塔板上除过受液区以外的所有区域。 概念清楚了以后现在我们来看看上面几个参数应该怎么设置。

首先是孔径。小孔径一般范围在4.76~6.35mm，孔径越小当然传质性能和水力学性能越好，当然加工的时候比较费劲，成本也相对较高。大孔径在12.7mm到19.0mm范围内，相对来讲传质性能要差些，好处是成本低、并且不太容易堵住。

ASPEN是按12.7mm（3/4 in）设计的，后面如果我们发现塔板的水力学性能或者传质性能不能满足要求时再进行修改。

Hole area/Active area， 开孔面积与鼓泡区面积之比。 通常这个值的范围在5~16%之间，开孔面积越小、则塔板效率更高，操作弹性比也越大，但塔的压降也会增加。塔的操作压力决定了塔板压降的大小，所以这个值调整的范围很小，一般推荐值为5~10%，真空操作下为10~16%。当开孔率小于5%后，孔与孔之间的距离过大，塔板上容易形成明显的液体的流动，降低塔板的分离效率；当然这又可以通过增加孔径进行弥补。一般孔间距不应该超过2.5in(6.35cm)。另一方面，如果开孔面积超过鼓泡面积的16%时，可能会造成漏液和雾沫夹带同时存在的情况，常用的设计方程将不再适合。

ASPEN将开孔面积/鼓泡面积设为10%，中规中矩，不大不小。除非必要，不作调整。

Deck Thickness：塔板厚度，一般3mm，目前也没有调整的必要。

这里可以设置堰板的长度和堰板上下位置距离边缘处的宽度。

在《化工工艺设计手册》中，堰板的长度一般按0.66D来取，也就是塔径的0.66倍。ASPEN是按0.7倍来取。

堰板长度的确定原则有两个：（1）堰板上沿流体的流动负荷不超过60m3/(m·h）；（2）降液管内液体的停留时间大于3~5s。在全国大学生化工设计大赛中，要求降液管内液体的停留时间不小于4s。

从“Hydraulic Plots”图中，我们可以观察每一块塔板上的溢流堰上沿的流动负荷（流动强度）都在60m3/(m·h），以下，所以我们目前的设计满足第一个设计原则。 观察每块板上的计算结果，我们发现，降液管内液体的停留时间都在3s以上，但都没有达到4s。如果我们想提高液体在降液管内的停留时间，该如何修改溢流堰的长度？

当然是降低溢流堰的长度了。溢流堰长度降低、降液管的横截面积也会降低，那么降液管内的停留时间应该会增加。

不妨试一试，现在将溢流堰的长度改为0.9m，运行一下观察结果。

实际上当我们降低溢流堰长度以后，降液管的横截面积是减小了，但是降液管内液体的停留时间也减小了，没有按照我们的预期增加，调整方向反了。 停留时间的计算公式为： 《化工工艺设计手册（上）》（第五版） 停留时间与降液管的面积成正比，所以如果我们想提高τ的大小，应该增大堰板的长度，提高降液管面积。

现在我们把堰长提高到1.2m，试试结果。

效果明显。 但我们发现，对于CS-2段，堰板长度提高到1.2m以后，降液管内液体的停留时间也仅是2s左右，这主要是下面提馏段液体量较多的原因。

从降液管内液体停留时间的计算公式可以看出，因为液体量无法调整，能调整的就是降液管的面积和板间距。现在堰板的长度已经达到了塔径的1.2m/1.5m=0.8——通常设计时这个比值一般在0.5~0.8，所以我们不好意思再继续增加堰板长度了，否则降液管的面积比鼓泡区还大，别人不说，咱们自己也觉得怪怪的。

剩下能调整的参数就是板间距了。对于直径为1.5m的精馏塔来说，板间距为0.6m已经算是不小了，——通常当塔径小于1.5m时板间距一般取0.2m~0.4m！

现在面临一个困难的抉择即是：停留时间太小，要么提高板间距、要么增大塔径。不想改也要改！

如果要我选择的话，我选择增加板间距，这样上下两段塔还是可以保持相同的直径，至于这种设计合不合理，我也不清楚（抱歉 的表情）。

现在我把板间距提高到0.8m：

运行结果显示停留时间还不超过3s。

无语。

最后一个绝招了：把降液管底部间隙尺寸从默认的30mm降为20mm，这样应该会让液体在降液管内停留更长一些时间吧。

但是需要注意的是，这个间隙大小不能太小了，最小也就是20到25mm，否则就容易堵塞。并且要求液体在通过这个出口时流速最好和降液管内的流速大致相等，不能超过0.4m/s。

从运行结果中可以看出，虽然停留时间已经提高到3s以上了，但是底隙的出口速度已经达到0.6m/s以上了。此方案不太合适。 最后一次挣扎，参数如上图，结果如下表。 两个参数都满足要求了。但如果你要问这样设置合不合适，我的答案是：I am not sure。 观察每块塔板上的水力学曲线，看看操作点是不是在合适的操作区范围内。

好像没大问题。

查看塔的水力学性能数据，我们发现在第二块板和第31块板的操作点已经超过最高液泛点的80%了，所以我还需要做出调整。 将塔径调整到1.6m后运行，观察运行结果。 在逐板“by tray”观察每一块塔板上的水力学数据时，这里有三个重要的参数要注意：

（1）jet flood：液泛因子，在化工设计中要求每一块塔板上的液泛因子在60%~80%之间。

（2）%Downcomer backup（Aerated）：有汽体状态下降液管内液体层高度与板间距之比，这个值要求在20%~50%之间。

（3）side downcomer residence time: 降液管内液体的停留时间，在化工设计中要求不小于4s。在《化工工艺设计手册》中有关降液管内停留时间的要求还有系统的发泡性能有关，对于低发泡或中等发泡系统要求为3~5s；对于易发泡或严重发泡系统，要求5~7s。常见的系统的发泡性，如下表。

Question：如何判断一个体系的发泡性能？

对上述三个参数影响的塔板参数有塔径、板间距、降液管面积（堰板长度）和降液管底隙大小，当参数不合要求时，尝试调节，观察调节结果，直到满足要求为止。

所以这就是所谓的“交互式设计”。

不管怎么样，我终于把三个参数同时搞定了。调整后的结果： CS-1：液泛因子：60~80%内；降液管内液体高度与板间距之比：20~50%内；降液管内停留时间超过了5s。虽然有点大，但是满足要求了。 这是CS-1段的设计尺寸。 CS-2：液泛因子：60~80%内；降液管内液体高度与板间距之比：20~50%内；降液管内停留时间超过了4~5s。Just perfect! CS-2段的结构参数。 在平衡计算一切很完美后，我们准备进入到速率计算阶段。 改成“Rate-Based”计算模式后，ASPEN马上就红脸了。 在CS-1和CS-2两段塔内件几何设计中也将计算模式切换为“rating”。 在“rate-based Setup”中将Rate based modeling都勾上。

现在，大家都能够心平气和地坐下，好好讨论问题了。运行！

在Rate- Based Report|Properties Option下面的内容都勾上，虽然目前对我们来书这些传递性能都没什么用。 把“Efficiency Options”下面的Murphree efficiencies和tray efficiencies两项都勾上，这才是我们想要的数据。我们知道在“Equilibrium”计算模式下，所有的塔板都是按理论板计算的，不考虑塔板效率的问题，但是实际由于传递性能的影响，所有塔板都不可能完全处于平衡状态，需要计算塔板效率，从而确定实际板数。 在速率计算模式下，所有的塔板都不再是理论板了，原来32块理论板在回流比为2.1的条件下，可以完成分离要求，但现在如果转化为实际板为32，还是按2.1的回流比来操作，应该达不到分离要求。不信，你来看： 原来塔顶苯的纯度为99%以上，塔底甲苯的纯度为98%以上，现在都在96%了。因此我们按照塔板效率确定实际板数。 因为前面我们已经在“rate-based report”中已经勾选了计算板效率，所以在“Efficiencies and HETP”中就可以查看每块塔板的效率，不用自己亲自算了。

在“Tray Efficiency”页面下，精馏段的板效率大概在0.74，提馏段的板效率大概在0.82，相差还不小。有些细心的同学发现，提馏段效率高，是不是进料的影响，如果我把进料板的位置往上提，比如放到14块板上，那么14到17块板的效率不也提高了吗，这样会不会再一定程度上提高分离效果。

答案是进料板位置的变化会影响到塔板的效率，同样分离效果也会变化。但是效率提高可能会提高分离程度，也可能会降低分离程度，如果你不信的话，不妨试一试了。 精馏塔塔板效率为0.74，精馏段有17块理论板，那么精馏段的实际板数为17/0.74 = 23块；提馏段效率为0.82，提馏段理论板数为（31-17-1）=13块理论板，则提馏段实际板数为13/0.82=16，总板数为16+23=39。将精馏塔总的塔板数设为39，进料板为设为24，重新运行，结果发现，还未达到分离要求： 这里你可以继续增加塔板数，也可以适当调整进料板位置，进一步提高分离结果。我们保持39块板不变，通过灵敏度分析，当进料板位置在22时，分离程度最高：塔顶苯为98.3%，塔底甲苯为97.4%。仍未达到分离要求。 你可以继续增加理论板数，直到最终的产品合格为止。但现在我觉得现在的板数已经足够多了，因为我知道工业上相同的原料和产品只用了34块板就完成了分离任务。 另外，我们的操作压力稍微偏高了一些，本来稍微高于1atm，比如设为1.2atm就可以。现在我们设置的操作压力为2atm。操作压力越高，那么体系就越难分离，这也是造成我们的板数较多的原因。

无论怎么怎么说我们都是要满足分离要求的。现在既然不想通过提高板数来满足分离要求，那么只能通过提高回流比了。

你可以通过灵敏度分析来确定满足分离要求的回流比。当回流比从原来的2.1提高至2.6时，产品的纯度终于再一次满足要求：

好了，在速率计算模式下，当塔板数为39、进料板位置为22，回流比改为2.3时。产品合格。 仍然按两段设计精馏塔，精馏段的塔板数从2-21，提馏段塔板数从22到38。 观察每块板的水力性能曲线，No Problem！ 每块板的液泛因子、停留时间和降液管内液体层高度与板间距之比，在要求范围内。

Perfect！

下面就是对塔板参数进行圆整和微调了，圆整后的精馏段塔板参数： 圆整后的提馏段塔板参数： 重新观察分离结果：水里负荷曲线、塔板上的三个参数。 同样完美。

至此，精馏塔的工艺设计就完成了，剩下就是要考虑：

15. 进料组分的化学反应性能和热稳定性。
16. 塔的腐蚀性。
17. 毒性和可燃性。

苯和甲苯性质比较稳定，在200°C以内的温度下不会发生反应，也不会分解，同样没有腐蚀性。

有关毒性和可燃性的研究，我们在精馏塔设计之二：结构设计中基于考虑。