天津大学化工原理课程设计大作业

1 目 录 第一章 前言 1 1 1 课题来源及意义 1 1 2 精馏塔的选择依据 2 第二章 工艺设计要求 3 2 1 进料条件 3 2 2 分离要求 3 2 3 塔顶冷凝器设计要求 3 2 4 塔釜再沸器设计要求 3 2 5 接管管径设计要求 3 2 6 液体分布器设计要求 3 第三章 工艺过程设计计算 4 3 1 物料衡算 4 3 2 理论板数确定 4 3 3 精馏塔工艺条件计算 7 3 4 塔体工艺尺寸设计计算 14 3 5 塔附属结构设计计算 17 第四章 问题讨论 22 符号表 24 参考文献 25 附录 26 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 1 第一章 前言 1 1 课题来源及意义 药物生产的过程中经常会用到结晶的操作以提高产物的纯度 但是结晶操 作中的洗涤步骤却需要使用大量的溶媒 这些溶媒的处理问题就成为了工艺设 计过程中一个需要重点考量的问题 例如 在盐酸四环素药物生产过程中 需要用丙酮溶媒洗涤晶体 洗涤过 滤后产生废丙酮溶媒 其主要含大量丙酮和少量水 废丙酮溶媒的来源如下图示 盐酸 原料 发酵 四环素碱 溶解 洗涤 结晶 过滤 晶体 丁醇 母液 废丁醇溶媒 晶体盐酸四环素 结晶 过滤 溶解 洗涤 丙酮 母液 废丙酮溶媒 图 1 1 盐酸四环素生产流程示意图 废液中由于含有大量丙酮 不能直接排放到环境中 如果进行丙酮回收 既可以降低生产费用 又能使废水排放达到生产要求 因此 将废丙酮回收 降低排放废水中的丙酮含量 从而产生社会效益和经济效益 是一个很重要的 课题 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节 通过课程设 计使我们初步掌握化工设计的基础知识 设计原则及方法 学会各种手册的使 用方法及物理性质 化学性质的查找方法和技巧 掌握各种结果的校核 能画 出工艺流程 塔板结构等图形 在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性 还 要考虑生产上的安全性 经济合理性 本课程设计的主要任务是对废丙酮溶媒回收中的回收塔系统进行初步的工 艺计算 并且给出工艺设计图 1 2 精馏塔的选择依据 1 2 1 填料塔选择依据 塔设备按其结构形式基本上可以分为两类 板式塔和填料塔 板式塔为逐 板接触式汽液传质设备 它具有结构简单 安装方便 压降低 操作弹性大 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 2 持液量小等优点 同时也有投资费用较高 填料易堵塞等缺点 填料塔的基本 特点是结构简单 压力降小 传质效率高 便于采用耐腐蚀材料制造等 对于 热敏性及容易发泡的物料 更显出其优越性 过去 填料塔多推荐用于 0 6 0 7m 以下的塔径 近年来 随着高效新型填料和其他高性能塔内件的开发 以及人们对填料流体力学 放大效应及传质机理的深入研究 使填料塔技术得 到了迅速发展 塔型的选择因素很多 主要有物料性质 操作条件 塔设备的制造安装和 维修等 本设计目的是分离丙酮 水混合液 物系的处理量不大 为 792 并且物系不宜发泡 因此采用填料精馏塔 即可以保证高效的完成 1 分离任务 又可以节约设备成本 1 2 2 金属环矩鞍填料的依据 塔填料是填料塔中气液接触的基本构件 其性能的优劣是决定填料塔 操作性能的主要因素 因此 填料塔的选择是填料塔设计的重要环节 填料类型有很多 根据装填方式的不同 可分为散装填料和规整填料两大 类 散装填料根据特点不同 又可分为拉西环填料 鲍尔环填料 阶梯环填料 及弧鞍填料 矩鞍填料 环矩鞍填料等 由于金属环矩鞍填料为目前填料塔中 最常用的一类填料之一 理论数据丰富有利于本次设计 因此我们选择了金属 环矩鞍填料 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 3 第二章 工艺设计要求 2 1 进料条件 进料采用饱和液体进料 废丙酮溶媒的处理量为 19 吨 天 每天按 24 小时 计 其中原料液的组成为 表 2 1 进料组成表 组分 组成 wt 丙酮 75 水 25 2 2 分离要求 产品中水分含量 0 2 wt 残液中丙酮含量 0 5 wt 2 3 塔顶冷凝器设计要求 冷凝器采用冷却水作为冷流体 冷却水进口温度 冷却水温升25 总传热系数 600 8 10 2 2 4 塔釜再沸器设计要求 再沸器采用 0 3 的饱和水蒸气为加热介质来使塔釜釜液汽化 同时蒸 汽冷凝放出汽化热 总传热系数 400 热损失为 20 30 2 2 5 接管管径设计要求 要求气速流量控制在 10 15 液体流量控制在 0 5 1 0 计 1 1 算完管径后要圆整为标准管 2 6 液体分布器设计要求 液体分布器采用管式液体分布器 液位高度取 120 200mm 分布点密度取 220 260 点 2塔截面 小孔孔径取 3 mm 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 4 第三章 工艺过程设计计算 3 1 物料衡算 1 原料 塔顶流出液及塔釜液中丙酮质量分数 0 750 1 0 002 0 998 0 003 2 原料 塔顶流出液及塔釜液中丙酮摩尔分数 丙酮的摩尔质量为 58 08 水的摩尔质量为 18 01 1 1 0 750 58 080 750 58 08 0 250 18 01 0 482 0 998 58 080 998 58 08 0 002 18 01 0 994 0 003 58 080 003 58 08 0 997 18 01 0 001 3 原料 塔顶流出液及塔釜液的平均摩尔质量 0 482 58 08 1 0 482 18 01 37 323 1 0 994 58 08 1 0 994 18 01 57 840 1 0 003 58 08 1 0 003 18 01 18 130 1 4 物料衡算 F 1900024 791 67 1 总物料衡算 丙酮物料衡算 0 750 0 0030 998 0 003 791 67 594 35 1 0 998 0 7500 998 0 003 791 67 197 32 1 表 3 1 物料衡算表 流量 质量分数 摩尔分数流股 kg h Kmol h 丙酮 水 丙酮 水 F 791 67 21 16 0 750 0 250 0 482 0 528 D 594 35 10 28 0 998 0 002 0 994 0 006 W 197 32 10 88 0 003 0 997 0 001 0 999 进料产品量 联立求解 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 5 3 2 理论板数确定 1 气液平衡数据处理 由于给定的气液平衡数据是以摩尔分数为基准的 因此这里将气液平衡数 据转化为以质量分数为基准 表 3 2 常压下丙酮 水气液平衡数据 计算举例 以第二组数据为例 0 0500 0 0087 58 08 0 050058 08 0 0500 18 01 0 9500 0 1466 58 08 0 008758 08 0 0087 18 01 0 9913 0 0279 2 最小回流比确定 通过观察相图发现 在相图的右上角气液平衡曲线与对角线有一 尖角 并且呈下凹的趋势 因此根据此特点可以求出最小回流比 具体方法如下 丙酮质量分数 液相 丙酮质量分数 气相 y 丙酮质量分数 液相 丙酮质量分数 气相 0 0000 0 0279 0 0301 0 0394 0 0431 0 0559 0 0586 0 0625 0 0660 0 0897 0 0986 0 1137 0 1469 0 1956 0 2427 0 3230 0 0000 0 1466 0 2662 0 3655 0 4494 0 5211 0 5832 0 6374 0 6852 0 7276 0 7655 0 7996 0 8304 0 8584 0 8840 0 9074 0 4440 0 6429 0 7664 0 8846 0 9141 0 9376 0 9497 0 9594 0 9675 0 9728 0 9782 0 9836 0 9875 0 9916 0 9955 1 0000 0 9289 0 9370 0 9449 0 9525 0 9599 0 9671 0 9706 0 9741 0 9775 0 9808 0 9841 0 9874 0 9906 0 9938 0 9969 1 0000 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 6 图 3 1 丙酮 水二元物系常压气液平衡相图 图 3 2 是放大后的气液平衡相图 D 点坐标 过 D 点作气液 0 998 0 998 平衡线的切线交于 A 点 通过 ORIGIN 软件可以准确读取坐标 0 9846 0 9881 此线即为最小回流比下的操作线 其斜率有如下关系式 0 0 10 20 30 40 50 60 70 80 91 0 0 10 2 0 30 40 50 6 0 70 80 91 0y x 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 7 0 940 950 960 970 980 91 00 950 96 0 970 98 0 91 0y x AD 图 3 2 作图法求解最小回流比 1 0 998 0 98810 998 0 9846 0 7388 因此 2 85 3 操作回流比 操作回流比一般为最小回流比的 1 1 2 0 倍 故取操作回流比为最小回流比 的 1 4 倍 则操作回流比 1 4 1 4 2 85 4 00 4 气相及液相负荷 精馏段的气相及液相负荷 4 594 35 2377 4 1 1 5 594 35 2971 8 1 提馏段的气相及液相负荷 2377 4 1 791 67 3169 1 1 1 2971 8 1 5 操作线方程 精馏段 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 8 1 1 1 1 44 1 14 1 0 998 0 8 0 1996 提馏段 1 1 066 0 0002 6 理论板数及进料板位置 采用图解理论板的方法计算理论板数及进料板位置 如图 1 3 所示 在气 液平衡相图中画出两条操作线 并从塔顶点开始逐一绘出阶梯 直至达到塔釜 分离要求为止 最终确定理论板数 总理论板数为 24 块 不包括塔釜再沸器 第 21 块板为进料板 3 3 精馏塔工艺条件计算 1 填料层高度 填料层高度的计算主要有两种方法 传质单元法和等板高度法 此处采用等板高度法计算填料层高度 其基本公式为 Z 我们不妨假设选用 DN38 的金属环矩鞍填料 其等板高度为 0 431 所以 Z 0 431 24 10 344 应当注意的是 采用此法计算出的填料层高度应给其设置一个安全系数 根据设计经验 一般填料层的设计高度为 Z 1 3 1 5 选取安全系数为 1 3 Z 1 3 10 344 13 45 还应注意的是 设计得出填料层高度后 应视塔径大小及填料层高度情况 考虑是否进行分段 对于散装填料 一般推荐的分段高度值见表 1 2 表中 为分段高度与塔径之比 为允许的最大填料层高度 经过计算 精馏段填料层高度为 11 77 m 应分为两段 每段 5 9 m 表 3 3 散装填料分段高度推荐值 填料类型 填料类型 拉西环 鲍尔环 2 5 5 10 4 6 环矩鞍 阶梯环 8 15 8 15 6 6 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 9 图 3 3 图解理论板过程图 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 10 2 操作压降 精馏段压降 利用 Eckert 通用关联图计算 先计算横坐标 0 5 0 043 通过下表可以查到压降填料因子 93 4 水 985 70751 02 1 312 1 367 1 从而得到纵坐标 2 0 2 0 0364 通过查找纵坐标 可以得到对应的单位高度压降为 26 2 提馏段压降 同理 我们可到提馏段的单位高度压降为 29 2 全塔压降 全塔压降采用分段计算的方法 如前所述 整塔理论板数位 24 块 不含再 沸器 进料板为第 21 块板 因此精馏段与提馏段高度可由下式计算 故 13 45 2124 11 77 13 45 11 77 1 68 因此全塔压降为 26 11 77 29 1 68 9 811000 3 480 26 102 3 操作温度 利用 Antoine 方程计算塔顶塔釜及进料温度 丙酮和水的 Antoine 方程为 丙酮 l 16 6513 2940 46 35 93 水 l 18 3036 3816 44 46 13 运用试差法计算塔顶泡点温度 已知 泡点回流 而作图得到 760 0 994 1 0 990 设塔顶泡点温度 则丙酮合水饱和蒸气压分别为 56 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 11 752 30 123 83 760 123 83752 30 123 83 1 0123 0 9900 假 设 不成立 为了更好的求得泡点温度 这里我们利用 Excel 的 单变量求解 功能 实现了方便 快捷的完成试差过程 如图 3 4 所示 图 3 4 应用 Excel 的 单变量求解 功能计算塔顶泡点温度界面 基本操作过程如下 输入各组分的 Antoine 方程系数 B2 D3 单元格 E2 单元格为所设泡 点温度的单元格 用 Antoine 方程计算纯组分的饱和蒸汽压 如在单元格 H2 中输入公式 EXP B2 C2 E2 273 15 D2 H3 单元格输入公式 EXP B3 C3 E2 273 15 D3 输入塔顶压强值 并且在 B8 单元格中输入丙酮组分摩尔分数 x 的计算 式 E5 H3 H2 H3 打开 数据 模拟分析 单变量求解 对话框 在 目标单元格 中输 入计算 x 的单元格地址 图中 B8 单元格 目标值 中输入 x 的目标值 可变单元格 中输入待求泡点温度所在的单元格 图中 E2 单元格 点击确定 显示 单变量求解状态 界面 再点击确定 即可显示求解 的结果 塔顶泡点温度为 56 56 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 12 图 3 5 单变量求解 对话框 图 3 6 单变量求解状态 同理 改变压强或组成 x 即可求出塔底泡点温度和进料温度 进料压强 780 丙 酮 摩 尔 分数 0 482 72 75 塔底压强 733 90 丙 酮 摩 尔 分数 0 003 98 75 4 相关物性数据 利用 Aspen Plus 软件中的 Property 功能可以实现对物性数据的求取 具 体方法如下 打开 Aspen Plus 在 Component 菜单中输入物质名称 在 Method 菜单 中输入模拟物系的方法 对于丙酮 水物系这里采用 NRTL 方法 在 Property Sets 中新建一个子项目 在其中通过搜索找到混合密度 RHOMX 和混合粘度 MUMX 并设置所显示的单位 进入 Simulation 环境中 设置流股的温度 压力 组成以及流量后 单机运行 快捷键 F4 进行运算 查看结果 即有想得到的物性数据结果 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 13 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 14 图 3 7 Aspen Plus 求解物性数据截图 通过计算 塔顶上升蒸汽密度及下降液体密度和粘度 2 1373 3 751 02 3 0 23648 塔釜上升蒸汽密度及下降液体密度和粘度 1 9185 3 896 42 3 0 37625 塔釜出料密度 919 30 3 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 15 3 4 塔体工艺尺寸设计计算 1 塔径 塔径的确定运用泛点气速法 通过 Eckert 通用关联图求得泛点气速 之 后乘以一个安全系数 即为空塔气速 进而通过下式计算塔径 4 计算泛点气速时 先由气液相负荷及有关物性数据 求出横坐标 0 5 的值 然后作垂线与相应泛点线相交 再通过交点作水平线与纵坐标相交 求 出纵坐标 2 0 2值 此 时 所 对应 的 即 为 泛点气速 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 16 图 3 8 Eckert 通用关联图 A 精馏段塔径 精馏段气液质量流量分别为 2377 4 1 2971 7 1 横坐标为 2377 4 2971 7 2 1373751 02 0 5 0 043 查图 泛点线的纵坐标为 2 0 2 0 180 水 985 70751 02 1 312 故 解出 2 051 1 取安全系数为 70 即 0 70 0 70 2 051 1 436 1 计算塔径 4 2971 7 2 1373 3600 1 436 0 585 B 提馏段塔径 提馏段气液质量流量分别为 1129 7 1 931 50 1 横坐标为 1129 7 931 5 1 9185896 42 0 5 0 049 查图 的纵坐标为 2 0 2 0 175 水 975 0896 42 1 088 故 解出 2 445 1 取安全系数为 70 即 0 70 0 70 2 445 1 712 1 计算塔径 4 2971 7 1 9185 3600 1 712 0 566 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 17 综合精馏段的塔径以及相关设计标准 最终圆整塔径为 D 600 mm 校核 所选填料规格适宜 600 38 15 79 8 取 0 03 3 故最小喷淋密度 0 03 112 3 36 3 2 操作喷淋密度 U 2377 4 751 02 4 0 62 11 20 操作空塔气速 2971 7 2 1373 3600 4 0 62 1 367 1 2971 7 1 9185 3600 4 0 62 1 523 1 安全系数 1 3672 051 66 65 1 5232 445 62 29 经校核 选用 D 600 mm 合理 2 塔高 塔的高度主要包括填料层高度和塔体附属空间高度 塔体的附属空间主要 包括 塔顶空间高度 安装液体分布器和液体再分布器空间高度 塔底空 间高度 以及封头高度 塔顶空间高度 塔顶空间高度主要指填料层之上至塔上封头焊缝线的距离 这一部分空间 主要作用是将气流所携带的液滴从气相分离出来 一般取 1 2 1 5 m 但对于装 有除沫器时 可取适当小的距离 本设计中 考虑到塔顶装有除沫器 因此取塔顶空间为 1 2 m 安装液体分布器和液体再分布器空间高度 精馏段填料分为两段 需要一组液体收集器和液体再分布器 进料段需要 一个液体分布器 考虑到进料段需要适当留大一点的空间 因此 0 6 1 1 6 塔底空间高度 塔底空间高度 指塔内最下层填料到塔底封头最上端的距离 塔底空间高 度 由两部分组成 即 图中 为塔底储液高度 由于封头部分 1 2 1 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 18 也储存有液体 故 由下式计算 1 1 封 头 式中 为总储液量 为封头容积 为塔的截面积 封 头 总储液量 可用下式计算 60 式中 为塔底采出液质量流量 为塔底液停留时间 min 1 为塔釜液平均密度 3 值得注意的是 一般塔釜液停留时间为 10 15 min 若塔釜采出量大 停留 时间可缩短至 3 5 min 此外 储液量还应考虑到塔底测温传感器能处于液面之 下 塔底液面距填料底端距离 一般情况下可取 1 2 m 大塔还应当适当增加 2 此值 此外 如果塔底采用热虹吸式再沸器加热 塔底与再沸器之间有管路链 接的关系 为了方便与再沸器反塔物料的两相分离 塔底空间还应适当加大 因此 塔底空间的计算如下 塔径 D 600 mm 选用 EHA 600 封头 查标准可知其容积 值得注意的是 由于塔底采出量过小 若用虹吸式再沸器必 封 头 0 0353 3 须留有足够的塔釜液位 因此这里我们特别的设停留时间为 45 min 197 32 4560 919 30 0 1610 3 4 2 4 0 62 0 2826 2 故 1 0 1610 0 03530 2826 0 4450 2 1 1 2 0 4450 1 1 5 封头高度 塔顶塔底各选用 EHA 600 封头一个 查阅 GB T25198 2010 压力容器封头 附表 可知 EHA 600 封头的总深度为 175 mm 因此 2 0 175 0 35 塔总高度 不算裙座 综上 塔的总高度为 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 19 H 1 2 1 6 1 5 0 35 13 45 18 1 3 5 塔附属结构设计计算 1 接管管径 接管的管径一律按照化学工艺手册相关规定设计 具体公式如下 d 4 3600 式中 为流体质量流量 为流体流速 为流体平 1 1 均密度 3 进料管管径 进料流量 取流速 791 67 1 896 42 3 则进料管管径为 1 1 d 4 791 673600 1 896 42 17 7 故选用 DN20 的无缝钢管 25 3 0 塔顶回流管管径 液体回流量 取流速 2377 4 1 751 02 3 则回流管管径为 1 2 1 d 4 2377 43600 1 2 751 02 30 6 故选用 DN32 的无缝钢管 38 3 5 塔顶蒸汽出口管管径 蒸汽流量 取流速 2971 7 1 2 1373 3 则出料管管径为 15 1 d 4 2971 73600 15 2 1373 181 故选用 DN200 的无缝钢管 219 6 0 塔釜出料管管径 塔釜总采出流量 取流速 1129 7 1 919 30 3 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 20 则出料管管径为 1 1 d 4 1129 73600 1 919 30 20 8 故选用 DN25 的无缝钢管 25 2 塔釜蒸汽入口管 塔釜蒸汽流量 取流速 931 50 1 0 5708 3 则管径为 15 1 d 4 931 503600 15 0 5708 196 故选用 DN200 的无缝钢管 219 6 0 传感器接管管径 温度传感器接管选择 DN32 法兰接管 压力传感器接管选择 DN25 法兰接管 2 液体分布器 分布点密度在 范围内选取 计算分布器布液点220 260 点 2塔截面 数 这里我们取分布点密度为 260 点 2塔截面 4 2 260 4 0 62 260 73 5 74 点 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 21 按分布点几何均匀与流量均匀的原则 进行布点设计 设计结果为 主管 直径 支管直径 采用 7 根支管 支管中心距为 实 38 3 5 18 3 0 50 际分布点数 如图所示 N 73 点 图 3 10 液体分布器布液点示意图 孔流速度计算 0 2 取值范围 0 5 0 6 120 200 故 取 0 5 150 则孔流速度为 0 0 5 2 9 81 150 0 858 1 取 计算最小布液量 换算成质量流量 与最 0 3 4 20 0 小布液量对照 大于最小布液量即可 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 22 4 0 0032 73 0 858 4 425 10 4 3 1 1 593 3 1 1 593 751 02 1196 4 1 3 冷凝器计算选型 查表得 丙酮在 下的汽化潜热为 56 56 500 3600 2377 4 5003600 330 20 56 56 56 56 35 25 2 1 2 1 56 56 25 56 56 35 56 56 2556 56 35 26 24 故传热面积为 冷凝 330 20 1000600 26 24 20 97 2 故 选择 G400II 16 22 计算换热面积为 23 2 2 总传热系数的核算 冷凝 330 20 100023 2 26 24 542 41 2 600542 41 1 10 1 15 故选型合理 冷凝水用量 冷凝水 330 20 10004 17 1000 10 28507 4 再沸器计算选型 查表得 水在 下的汽化潜热为 98 75 2245 5 3600 931 50 2245 53600 581 02 133 3 98 75 34 25 故传热面积为 再沸器 0 8 581 02 10000 8 400 34 25 53 01 2 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 23 故 选择 GCH800II 10 55 计算换热面积为 58 8 2 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 24 问题讨论 1 手算的结果与 aspen 模拟得到的结果有差别 如何解释 首先 aspen 模拟时我们选用的物性数据库与手算时参考的物性数据库有差 别 因次会导致计算出的最小回流比等数值有偏差 其次 aspen 模拟时采用的是逐板计算迭代收敛的方法 它对每一块板上的 气液平衡过程的计算均采用非理想物系的方法 因此较为准确 对比手算时我 们将精馏段近似处理为塔顶情况 提馏段近似处理为进料情况而看 aspen 计 算出的最小回流比会比手算的要小 实际结果也是如此 aspen 计算出的最小 回流比 理论板数为 27 块 包含再沸器和冷凝器 而我们手算出的 2 79 结果为 理论板数为 25 块 包含再沸器 回流比相对误差 2 1 2 85 理论板数仅差一块 在误差允许范围之内 因此 手算得到的结果与 aspen 软件模拟的差异是可以接受的 计算过程 中的简化步骤也合理 2 可以发现 塔釜液除水之外仅含有少量丙酮 因此改用塔釜蒸汽 直接加热对整个塔的负荷状态和结构有何影响 直接蒸汽加热时 精馏段的操作线与之前相同 但提馏段的操作线需要重 新推导 参照 传质与分离过程 推到 1 0 0 式中 为直接加热蒸汽流量 0 根据衡摩尔流原理 故 0 0 51 38 924 84 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 25 图 4 1 直接加热提馏段理论板图示 而根据图解理论板计算出的理论板数仍为 25 块 由于没有了再沸器 因此 改变塔釜加热方式为蒸汽直接加热会时理论板数增加一块 另一方面 反观塔釜的热负荷 加热蒸汽的流量为 而924 84 饱和蒸汽的热值为 因此塔釜加热蒸汽用量相较有再沸器0 3 2204 6 的情况要小一点 由于省掉了再沸器 因此直接蒸汽加热的方式可以提高蒸汽 的利用程度 避免不必要的热损失产生 在工业实际生产过程中应当大力提倡 就本项目而言 塔釜的加热方式完全可以由直接蒸汽加热替代传统再沸器加热 方式 3 丙酮 水的物系在计算时可以当作理想物系处理么 通过观察丙酮 水物系的气液平衡图可以发现 丙酮 水体系不存在共沸组 成 因此可以看作理想物系 在计算机模拟时选用物性方法 NRTL 或 IDEAL 均可 4 计算理论板时如何计数 通常 含有再沸器的塔在图解理论板时解出的数值为含有再沸器的理论板 数 而利用 aspen 模拟得到的理论板数 由于软件设定的原因 其数值为含有 冷凝器和再沸器的理论板数 值得一提的是 在塔顶选用分凝器时 求解出的 理论板数是含有分凝器的数值 因为分凝器本身也相当于一个理论级 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 26 符号说明 英文 a 比表面积 3 2 塔截面积 2 d 接管管径 D 塔顶产品流量 1 D 塔径 F 产品进料流量 1 h 填料层分段高度 HETP 填料当量高度 H 塔高 K 换热器总传热系数 L 精馏段液相负荷 1 L 提馏段液相负荷 1 最小润湿速率 3 M 平均摩尔质量 1 理论板数 进料板数 饱和蒸汽压 q 进料热状况参数 Q 热负荷 kW r 汽化热 R 操作回流比 Rmin 最小回流比 S 总换热面积 2 泡点温度 u 流体流速 1 操作喷淋密度 3 2 最小喷淋密度 3 2 V 容积 3 V 精馏段气相负荷 1 V 提馏段气相负荷 1 W 塔釜采出液流量 1 x 液相摩尔分数 X 液相质量分数 y 气相摩尔分数 Y 气相质量分数 Z 填料层计算高度 Z 填料层设计高度 希文 气相密度 3 气相密度 3 压降填料因子 泛点填料因子 密度修正系数 粘度 全塔压降 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 27 停留时间 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 28 参考文献 1 柴诚敬 刘国维 李阿娜 化工原理课程设计 M 天津 天津科学技术出 版社 1994 10 2 贾绍义 柴诚敬 化工传质与分离过程 M 北京 化学工业出版社 2012 01 3 中国石化集团上海工程有限公司 化工工艺设计手册 第四版 M 北京 化学工业出版社 2009 08 4 时钧 汪家鼎 余国琮 陈敏恒 化学工程手册 第二版 M 北京 化 学工业出版社 1996 01 5 塔器设计手册 M 中国石化出版社 2006 06 天津大学 2011 级本科生 化工原理 课程设计报告 29 附录 附图一 填料精馏塔设计条件图 附图二 废丙酮溶媒回收过程工艺流程图