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1 目 錄 第一章 前言 1 1 1 課題來源及意義 1 1 2 精餾塔的選擇依據(jù) 2 第二章 工藝設計要求 3 2 1 進料條件 3 2 2 分離要求 3 2 3 塔頂冷凝器設計要求 3 2 4 塔釜再沸器設計要求 3 2 5 接管管徑設計要求 3 2 6 液體分布器設計要求 3 第三章 工藝過程設計計算 4 3 1 物料衡算 4 3 2 理論板數(shù)確定 4 3 3 精餾塔工藝條件計算 7 3 4 塔體工藝尺寸設計計算 14 3 5 塔附屬結構設計計算 17 第四章 問題討論 22 符號表 24 參考文獻 25 附錄 26 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 1 第一章 前言 1 1 課題來源及意義 藥物生產(chǎn)的過程中經(jīng)常會用到結晶的操作以提高產(chǎn)物的純度 但是結晶操 作中的洗滌步驟卻需要使用大量的溶媒 這些溶媒的處理問題就成為了工藝設 計過程中一個需要重點考量的問題 例如 在鹽酸四環(huán)素藥物生產(chǎn)過程中 需要用丙酮溶媒洗滌晶體 洗滌過 濾后產(chǎn)生廢丙酮溶媒 其主要含大量丙酮和少量水 廢丙酮溶媒的來源如下圖示 鹽酸 原料 發(fā)酵 四環(huán)素堿 溶解 洗滌 結晶 過濾 晶體 丁醇 母液 廢丁醇溶媒 晶體鹽酸四環(huán)素 結晶 過濾 溶解 洗滌 丙酮 母液 廢丙酮溶媒 圖 1 1 鹽酸四環(huán)素生產(chǎn)流程示意圖 廢液中由于含有大量丙酮 不能直接排放到環(huán)境中 如果進行丙酮回收 既可以降低生產(chǎn)費用 又能使廢水排放達到生產(chǎn)要求 因此 將廢丙酮回收 降低排放廢水中的丙酮含量 從而產(chǎn)生社會效益和經(jīng)濟效益 是一個很重要的 課題 化工原理課程設計是培養(yǎng)學生化工設計能力的重要教學環(huán)節(jié) 通過課程設 計使我們初步掌握化工設計的基礎知識 設計原則及方法 學會各種手冊的使 用方法及物理性質(zhì) 化學性質(zhì)的查找方法和技巧 掌握各種結果的校核 能畫 出工藝流程 塔板結構等圖形 在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性 還 要考慮生產(chǎn)上的安全性 經(jīng)濟合理性 本課程設計的主要任務是對廢丙酮溶媒回收中的回收塔系統(tǒng)進行初步的工 藝計算 并且給出工藝設計圖 1 2 精餾塔的選擇依據(jù) 1 2 1 填料塔選擇依據(jù) 塔設備按其結構形式基本上可以分為兩類 板式塔和填料塔 板式塔為逐 板接觸式汽液傳質(zhì)設備 它具有結構簡單 安裝方便 壓降低 操作彈性大 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 2 持液量小等優(yōu)點 同時也有投資費用較高 填料易堵塞等缺點 填料塔的基本 特點是結構簡單 壓力降小 傳質(zhì)效率高 便于采用耐腐蝕材料制造等 對于 熱敏性及容易發(fā)泡的物料 更顯出其優(yōu)越性 過去 填料塔多推薦用于 0 6 0 7m 以下的塔徑 近年來 隨著高效新型填料和其他高性能塔內(nèi)件的開發(fā) 以及人們對填料流體力學 放大效應及傳質(zhì)機理的深入研究 使填料塔技術得 到了迅速發(fā)展 塔型的選擇因素很多 主要有物料性質(zhì) 操作條件 塔設備的制造安裝和 維修等 本設計目的是分離丙酮 水混合液 物系的處理量不大 為 792 并且物系不宜發(fā)泡 因此采用填料精餾塔 即可以保證高效的完成 1 分離任務 又可以節(jié)約設備成本 1 2 2 金屬環(huán)矩鞍填料的依據(jù) 塔填料是填料塔中氣液接觸的基本構件 其性能的優(yōu)劣是決定填料塔 操作性能的主要因素 因此 填料塔的選擇是填料塔設計的重要環(huán)節(jié) 填料類型有很多 根據(jù)裝填方式的不同 可分為散裝填料和規(guī)整填料兩大 類 散裝填料根據(jù)特點不同 又可分為拉西環(huán)填料 鮑爾環(huán)填料 階梯環(huán)填料 及弧鞍填料 矩鞍填料 環(huán)矩鞍填料等 由于金屬環(huán)矩鞍填料為目前填料塔中 最常用的一類填料之一 理論數(shù)據(jù)豐富有利于本次設計 因此我們選擇了金屬 環(huán)矩鞍填料 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 3 第二章 工藝設計要求 2 1 進料條件 進料采用飽和液體進料 廢丙酮溶媒的處理量為 19 噸 天 每天按 24 小時 計 其中原料液的組成為 表 2 1 進料組成表 組分 組成 wt 丙酮 75 水 25 2 2 分離要求 產(chǎn)品中水分含量 0 2 wt 殘液中丙酮含量 0 5 wt 2 3 塔頂冷凝器設計要求 冷凝器采用冷卻水作為冷流體 冷卻水進口溫度 冷卻水溫升25 總傳熱系數(shù) 600 8 10 2 2 4 塔釜再沸器設計要求 再沸器采用 0 3 的飽和水蒸氣為加熱介質(zhì)來使塔釜釜液汽化 同時蒸 汽冷凝放出汽化熱 總傳熱系數(shù) 400 熱損失為 20 30 2 2 5 接管管徑設計要求 要求氣速流量控制在 10 15 液體流量控制在 0 5 1 0 計 1 1 算完管徑后要圓整為標準管 2 6 液體分布器設計要求 液體分布器采用管式液體分布器 液位高度取 120 200mm 分布點密度取 220 260 點 2塔截面 小孔孔徑取 3 mm 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 4 第三章 工藝過程設計計算 3 1 物料衡算 1 原料 塔頂流出液及塔釜液中丙酮質(zhì)量分數(shù) 0 750 1 0 002 0 998 0 003 2 原料 塔頂流出液及塔釜液中丙酮摩爾分數(shù) 丙酮的摩爾質(zhì)量為 58 08 水的摩爾質(zhì)量為 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 塔頂流出液及塔釜液的平均摩爾質(zhì)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 總物料衡算 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 質(zhì)量分數(shù) 摩爾分數(shù)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 進料產(chǎn)品量 聯(lián)立求解 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 5 3 2 理論板數(shù)確定 1 氣液平衡數(shù)據(jù)處理 由于給定的氣液平衡數(shù)據(jù)是以摩爾分數(shù)為基準的 因此這里將氣液平衡數(shù) 據(jù)轉化為以質(zhì)量分數(shù)為基準 表 3 2 常壓下丙酮 水氣液平衡數(shù)據(jù) 計算舉例 以第二組數(shù)據(jù)為例 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 最小回流比確定 通過觀察相圖發(fā)現(xiàn) 在相圖的右上角氣液平衡曲線與對角線有一 尖角 并且呈下凹的趨勢 因此根據(jù)此特點可以求出最小回流比 具體方法如下 丙酮質(zhì)量分數(shù) 液相 丙酮質(zhì)量分數(shù) 氣相 y 丙酮質(zhì)量分數(shù) 液相 丙酮質(zhì)量分數(shù) 氣相 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 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 6 圖 3 1 丙酮 水二元物系常壓氣液平衡相圖 圖 3 2 是放大后的氣液平衡相圖 D 點坐標 過 D 點作氣液 0 998 0 998 平衡線的切線交于 A 點 通過 ORIGIN 軟件可以準確讀取坐標 0 9846 0 9881 此線即為最小回流比下的操作線 其斜率有如下關系式 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 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 7 0 940 950 960 970 980 91 00 950 96 0 970 98 0 91 0y x AD 圖 3 2 作圖法求解最小回流比 1 0 998 0 98810 998 0 9846 0 7388 因此 2 85 3 操作回流比 操作回流比一般為最小回流比的 1 1 2 0 倍 故取操作回流比為最小回流比 的 1 4 倍 則操作回流比 1 4 1 4 2 85 4 00 4 氣相及液相負荷 精餾段的氣相及液相負荷 4 594 35 2377 4 1 1 5 594 35 2971 8 1 提餾段的氣相及液相負荷 2377 4 1 791 67 3169 1 1 1 2971 8 1 5 操作線方程 精餾段 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 8 1 1 1 1 44 1 14 1 0 998 0 8 0 1996 提餾段 1 1 066 0 0002 6 理論板數(shù)及進料板位置 采用圖解理論板的方法計算理論板數(shù)及進料板位置 如圖 1 3 所示 在氣 液平衡相圖中畫出兩條操作線 并從塔頂點開始逐一繪出階梯 直至達到塔釜 分離要求為止 最終確定理論板數(shù) 總理論板數(shù)為 24 塊 不包括塔釜再沸器 第 21 塊板為進料板 3 3 精餾塔工藝條件計算 1 填料層高度 填料層高度的計算主要有兩種方法 傳質(zhì)單元法和等板高度法 此處采用等板高度法計算填料層高度 其基本公式為 Z 我們不妨假設選用 DN38 的金屬環(huán)矩鞍填料 其等板高度為 0 431 所以 Z 0 431 24 10 344 應當注意的是 采用此法計算出的填料層高度應給其設置一個安全系數(shù) 根據(jù)設計經(jīng)驗 一般填料層的設計高度為 Z 1 3 1 5 選取安全系數(shù)為 1 3 Z 1 3 10 344 13 45 還應注意的是 設計得出填料層高度后 應視塔徑大小及填料層高度情況 考慮是否進行分段 對于散裝填料 一般推薦的分段高度值見表 1 2 表中 為分段高度與塔徑之比 為允許的最大填料層高度 經(jīng)過計算 精餾段填料層高度為 11 77 m 應分為兩段 每段 5 9 m 表 3 3 散裝填料分段高度推薦值 填料類型 填料類型 拉西環(huán) 鮑爾環(huán) 2 5 5 10 4 6 環(huán)矩鞍 階梯環(huán) 8 15 8 15 6 6 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 9 圖 3 3 圖解理論板過程圖 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 10 2 操作壓降 精餾段壓降 利用 Eckert 通用關聯(lián)圖計算 先計算橫坐標 0 5 0 043 通過下表可以查到壓降填料因子 93 4 水 985 70751 02 1 312 1 367 1 從而得到縱坐標 2 0 2 0 0364 通過查找縱坐標 可以得到對應的單位高度壓降為 26 2 提餾段壓降 同理 我們可到提餾段的單位高度壓降為 29 2 全塔壓降 全塔壓降采用分段計算的方法 如前所述 整塔理論板數(shù)位 24 塊 不含再 沸器 進料板為第 21 塊板 因此精餾段與提餾段高度可由下式計算 故 13 45 2124 11 77 13 45 11 77 1 68 因此全塔壓降為 26 11 77 29 1 68 9 811000 3 480 26 102 3 操作溫度 利用 Antoine 方程計算塔頂塔釜及進料溫度 丙酮和水的 Antoine 方程為 丙酮 l 16 6513 2940 46 35 93 水 l 18 3036 3816 44 46 13 運用試差法計算塔頂泡點溫度 已知 泡點回流 而作圖得到 760 0 994 1 0 990 設塔頂泡點溫度 則丙酮合水飽和蒸氣壓分別為 56 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 11 752 30 123 83 760 123 83752 30 123 83 1 0123 0 9900 假 設 不成立 為了更好的求得泡點溫度 這里我們利用 Excel 的 單變量求解 功能 實現(xiàn)了方便 快捷的完成試差過程 如圖 3 4 所示 圖 3 4 應用 Excel 的 單變量求解 功能計算塔頂泡點溫度界面 基本操作過程如下 輸入各組分的 Antoine 方程系數(shù) B2 D3 單元格 E2 單元格為所設泡 點溫度的單元格 用 Antoine 方程計算純組分的飽和蒸汽壓 如在單元格 H2 中輸入公式 EXP B2 C2 E2 273 15 D2 H3 單元格輸入公式 EXP B3 C3 E2 273 15 D3 輸入塔頂壓強值 并且在 B8 單元格中輸入丙酮組分摩爾分數(shù) x 的計算 式 E5 H3 H2 H3 打開 數(shù)據(jù) 模擬分析 單變量求解 對話框 在 目標單元格 中輸 入計算 x 的單元格地址 圖中 B8 單元格 目標值 中輸入 x 的目標值 可變單元格 中輸入待求泡點溫度所在的單元格 圖中 E2 單元格 點擊確定 顯示 單變量求解狀態(tài) 界面 再點擊確定 即可顯示求解 的結果 塔頂泡點溫度為 56 56 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 12 圖 3 5 單變量求解 對話框 圖 3 6 單變量求解狀態(tài) 同理 改變壓強或組成 x 即可求出塔底泡點溫度和進料溫度 進料壓強 780 丙 酮 摩 爾 分數(shù) 0 482 72 75 塔底壓強 733 90 丙 酮 摩 爾 分數(shù) 0 003 98 75 4 相關物性數(shù)據(jù) 利用 Aspen Plus 軟件中的 Property 功能可以實現(xiàn)對物性數(shù)據(jù)的求取 具 體方法如下 打開 Aspen Plus 在 Component 菜單中輸入物質(zhì)名稱 在 Method 菜單 中輸入模擬物系的方法 對于丙酮 水物系這里采用 NRTL 方法 在 Property Sets 中新建一個子項目 在其中通過搜索找到混合密度 RHOMX 和混合粘度 MUMX 并設置所顯示的單位 進入 Simulation 環(huán)境中 設置流股的溫度 壓力 組成以及流量后 單機運行 快捷鍵 F4 進行運算 查看結果 即有想得到的物性數(shù)據(jù)結果 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 13 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 14 圖 3 7 Aspen Plus 求解物性數(shù)據(jù)截圖 通過計算 塔頂上升蒸汽密度及下降液體密度和粘度 2 1373 3 751 02 3 0 23648 塔釜上升蒸汽密度及下降液體密度和粘度 1 9185 3 896 42 3 0 37625 塔釜出料密度 919 30 3 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 15 3 4 塔體工藝尺寸設計計算 1 塔徑 塔徑的確定運用泛點氣速法 通過 Eckert 通用關聯(lián)圖求得泛點氣速 之 后乘以一個安全系數(shù) 即為空塔氣速 進而通過下式計算塔徑 4 計算泛點氣速時 先由氣液相負荷及有關物性數(shù)據(jù) 求出橫坐標 0 5 的值 然后作垂線與相應泛點線相交 再通過交點作水平線與縱坐標相交 求 出縱坐標 2 0 2值 此 時 所 對應 的 即 為 泛點氣速 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 16 圖 3 8 Eckert 通用關聯(lián)圖 A 精餾段塔徑 精餾段氣液質(zhì)量流量分別為 2377 4 1 2971 7 1 橫坐標為 2377 4 2971 7 2 1373751 02 0 5 0 043 查圖 泛點線的縱坐標為 2 0 2 0 180 水 985 70751 02 1 312 故 解出 2 051 1 取安全系數(shù)為 70 即 0 70 0 70 2 051 1 436 1 計算塔徑 4 2971 7 2 1373 3600 1 436 0 585 B 提餾段塔徑 提餾段氣液質(zhì)量流量分別為 1129 7 1 931 50 1 橫坐標為 1129 7 931 5 1 9185896 42 0 5 0 049 查圖 的縱坐標為 2 0 2 0 175 水 975 0896 42 1 088 故 解出 2 445 1 取安全系數(shù)為 70 即 0 70 0 70 2 445 1 712 1 計算塔徑 4 2971 7 1 9185 3600 1 712 0 566 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 17 綜合精餾段的塔徑以及相關設計標準 最終圓整塔徑為 D 600 mm 校核 所選填料規(guī)格適宜 600 38 15 79 8 取 0 03 3 故最小噴淋密度 0 03 112 3 36 3 2 操作噴淋密度 U 2377 4 751 02 4 0 62 11 20 操作空塔氣速 2971 7 2 1373 3600 4 0 62 1 367 1 2971 7 1 9185 3600 4 0 62 1 523 1 安全系數(shù) 1 3672 051 66 65 1 5232 445 62 29 經(jīng)校核 選用 D 600 mm 合理 2 塔高 塔的高度主要包括填料層高度和塔體附屬空間高度 塔體的附屬空間主要 包括 塔頂空間高度 安裝液體分布器和液體再分布器空間高度 塔底空 間高度 以及封頭高度 塔頂空間高度 塔頂空間高度主要指填料層之上至塔上封頭焊縫線的距離 這一部分空間 主要作用是將氣流所攜帶的液滴從氣相分離出來 一般取 1 2 1 5 m 但對于裝 有除沫器時 可取適當小的距離 本設計中 考慮到塔頂裝有除沫器 因此取塔頂空間為 1 2 m 安裝液體分布器和液體再分布器空間高度 精餾段填料分為兩段 需要一組液體收集器和液體再分布器 進料段需要 一個液體分布器 考慮到進料段需要適當留大一點的空間 因此 0 6 1 1 6 塔底空間高度 塔底空間高度 指塔內(nèi)最下層填料到塔底封頭最上端的距離 塔底空間高 度 由兩部分組成 即 圖中 為塔底儲液高度 由于封頭部分 1 2 1 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 18 也儲存有液體 故 由下式計算 1 1 封 頭 式中 為總儲液量 為封頭容積 為塔的截面積 封 頭 總儲液量 可用下式計算 60 式中 為塔底采出液質(zhì)量流量 為塔底液停留時間 min 1 為塔釜液平均密度 3 值得注意的是 一般塔釜液停留時間為 10 15 min 若塔釜采出量大 停留 時間可縮短至 3 5 min 此外 儲液量還應考慮到塔底測溫傳感器能處于液面之 下 塔底液面距填料底端距離 一般情況下可取 1 2 m 大塔還應當適當增加 2 此值 此外 如果塔底采用熱虹吸式再沸器加熱 塔底與再沸器之間有管路鏈 接的關系 為了方便與再沸器反塔物料的兩相分離 塔底空間還應適當加大 因此 塔底空間的計算如下 塔徑 D 600 mm 選用 EHA 600 封頭 查標準可知其容積 值得注意的是 由于塔底采出量過小 若用虹吸式再沸器必 封 頭 0 0353 3 須留有足夠的塔釜液位 因此這里我們特別的設停留時間為 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 封頭高度 塔頂塔底各選用 EHA 600 封頭一個 查閱 GB T25198 2010 壓力容器封頭 附表 可知 EHA 600 封頭的總深度為 175 mm 因此 2 0 175 0 35 塔總高度 不算裙座 綜上 塔的總高度為 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 19 H 1 2 1 6 1 5 0 35 13 45 18 1 3 5 塔附屬結構設計計算 1 接管管徑 接管的管徑一律按照化學工藝手冊相關規(guī)定設計 具體公式如下 d 4 3600 式中 為流體質(zhì)量流量 為流體流速 為流體平 1 1 均密度 3 進料管管徑 進料流量 取流速 791 67 1 896 42 3 則進料管管徑為 1 1 d 4 791 673600 1 896 42 17 7 故選用 DN20 的無縫鋼管 25 3 0 塔頂回流管管徑 液體回流量 取流速 2377 4 1 751 02 3 則回流管管徑為 1 2 1 d 4 2377 43600 1 2 751 02 30 6 故選用 DN32 的無縫鋼管 38 3 5 塔頂蒸汽出口管管徑 蒸汽流量 取流速 2971 7 1 2 1373 3 則出料管管徑為 15 1 d 4 2971 73600 15 2 1373 181 故選用 DN200 的無縫鋼管 219 6 0 塔釜出料管管徑 塔釜總采出流量 取流速 1129 7 1 919 30 3 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 20 則出料管管徑為 1 1 d 4 1129 73600 1 919 30 20 8 故選用 DN25 的無縫鋼管 25 2 塔釜蒸汽入口管 塔釜蒸汽流量 取流速 931 50 1 0 5708 3 則管徑為 15 1 d 4 931 503600 15 0 5708 196 故選用 DN200 的無縫鋼管 219 6 0 傳感器接管管徑 溫度傳感器接管選擇 DN32 法蘭接管 壓力傳感器接管選擇 DN25 法蘭接管 2 液體分布器 分布點密度在 范圍內(nèi)選取 計算分布器布液點220 260 點 2塔截面 數(shù) 這里我們?nèi)》植键c密度為 260 點 2塔截面 4 2 260 4 0 62 260 73 5 74 點 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 21 按分布點幾何均勻與流量均勻的原則 進行布點設計 設計結果為 主管 直徑 支管直徑 采用 7 根支管 支管中心距為 實 38 3 5 18 3 0 50 際分布點數(shù) 如圖所示 N 73 點 圖 3 10 液體分布器布液點示意圖 孔流速度計算 0 2 取值范圍 0 5 0 6 120 200 故 取 0 5 150 則孔流速度為 0 0 5 2 9 81 150 0 858 1 取 計算最小布液量 換算成質(zhì)量流量 與最 0 3 4 20 0 小布液量對照 大于最小布液量即可 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 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 冷凝器計算選型 查表得 丙酮在 下的汽化潛熱為 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 故傳熱面積為 冷凝 330 20 1000600 26 24 20 97 2 故 選擇 G400II 16 22 計算換熱面積為 23 2 2 總傳熱系數(shù)的核算 冷凝 330 20 100023 2 26 24 542 41 2 600542 41 1 10 1 15 故選型合理 冷凝水用量 冷凝水 330 20 10004 17 1000 10 28507 4 再沸器計算選型 查表得 水在 下的汽化潛熱為 98 75 2245 5 3600 931 50 2245 53600 581 02 133 3 98 75 34 25 故傳熱面積為 再沸器 0 8 581 02 10000 8 400 34 25 53 01 2 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 23 故 選擇 GCH800II 10 55 計算換熱面積為 58 8 2 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 24 問題討論 1 手算的結果與 aspen 模擬得到的結果有差別 如何解釋 首先 aspen 模擬時我們選用的物性數(shù)據(jù)庫與手算時參考的物性數(shù)據(jù)庫有差 別 因次會導致計算出的最小回流比等數(shù)值有偏差 其次 aspen 模擬時采用的是逐板計算迭代收斂的方法 它對每一塊板上的 氣液平衡過程的計算均采用非理想物系的方法 因此較為準確 對比手算時我 們將精餾段近似處理為塔頂情況 提餾段近似處理為進料情況而看 aspen 計 算出的最小回流比會比手算的要小 實際結果也是如此 aspen 計算出的最小 回流比 理論板數(shù)為 27 塊 包含再沸器和冷凝器 而我們手算出的 2 79 結果為 理論板數(shù)為 25 塊 包含再沸器 回流比相對誤差 2 1 2 85 理論板數(shù)僅差一塊 在誤差允許范圍之內(nèi) 因此 手算得到的結果與 aspen 軟件模擬的差異是可以接受的 計算過程 中的簡化步驟也合理 2 可以發(fā)現(xiàn) 塔釜液除水之外僅含有少量丙酮 因此改用塔釜蒸汽 直接加熱對整個塔的負荷狀態(tài)和結構有何影響 直接蒸汽加熱時 精餾段的操作線與之前相同 但提餾段的操作線需要重 新推導 參照 傳質(zhì)與分離過程 推到 1 0 0 式中 為直接加熱蒸汽流量 0 根據(jù)衡摩爾流原理 故 0 0 51 38 924 84 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 25 圖 4 1 直接加熱提餾段理論板圖示 而根據(jù)圖解理論板計算出的理論板數(shù)仍為 25 塊 由于沒有了再沸器 因此 改變塔釜加熱方式為蒸汽直接加熱會時理論板數(shù)增加一塊 另一方面 反觀塔釜的熱負荷 加熱蒸汽的流量為 而924 84 飽和蒸汽的熱值為 因此塔釜加熱蒸汽用量相較有再沸器0 3 2204 6 的情況要小一點 由于省掉了再沸器 因此直接蒸汽加熱的方式可以提高蒸汽 的利用程度 避免不必要的熱損失產(chǎn)生 在工業(yè)實際生產(chǎn)過程中應當大力提倡 就本項目而言 塔釜的加熱方式完全可以由直接蒸汽加熱替代傳統(tǒng)再沸器加熱 方式 3 丙酮 水的物系在計算時可以當作理想物系處理么 通過觀察丙酮 水物系的氣液平衡圖可以發(fā)現(xiàn) 丙酮 水體系不存在共沸組 成 因此可以看作理想物系 在計算機模擬時選用物性方法 NRTL 或 IDEAL 均可 4 計算理論板時如何計數(shù) 通常 含有再沸器的塔在圖解理論板時解出的數(shù)值為含有再沸器的理論板 數(shù) 而利用 aspen 模擬得到的理論板數(shù) 由于軟件設定的原因 其數(shù)值為含有 冷凝器和再沸器的理論板數(shù) 值得一提的是 在塔頂選用分凝器時 求解出的 理論板數(shù)是含有分凝器的數(shù)值 因為分凝器本身也相當于一個理論級 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 26 符號說明 英文 a 比表面積 3 2 塔截面積 2 d 接管管徑 D 塔頂產(chǎn)品流量 1 D 塔徑 F 產(chǎn)品進料流量 1 h 填料層分段高度 HETP 填料當量高度 H 塔高 K 換熱器總傳熱系數(shù) L 精餾段液相負荷 1 L 提餾段液相負荷 1 最小潤濕速率 3 M 平均摩爾質(zhì)量 1 理論板數(shù) 進料板數(shù) 飽和蒸汽壓 q 進料熱狀況參數(shù) Q 熱負荷 kW r 汽化熱 R 操作回流比 Rmin 最小回流比 S 總換熱面積 2 泡點溫度 u 流體流速 1 操作噴淋密度 3 2 最小噴淋密度 3 2 V 容積 3 V 精餾段氣相負荷 1 V 提餾段氣相負荷 1 W 塔釜采出液流量 1 x 液相摩爾分數(shù) X 液相質(zhì)量分數(shù) y 氣相摩爾分數(shù) Y 氣相質(zhì)量分數(shù) Z 填料層計算高度 Z 填料層設計高度 希文 氣相密度 3 氣相密度 3 壓降填料因子 泛點填料因子 密度修正系數(shù) 粘度 全塔壓降 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 27 停留時間 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 28 參考文獻 1 柴誠敬 劉國維 李阿娜 化工原理課程設計 M 天津 天津科學技術出 版社 1994 10 2 賈紹義 柴誠敬 化工傳質(zhì)與分離過程 M 北京 化學工業(yè)出版社 2012 01 3 中國石化集團上海工程有限公司 化工工藝設計手冊 第四版 M 北京 化學工業(yè)出版社 2009 08 4 時鈞 汪家鼎 余國琮 陳敏恒 化學工程手冊 第二版 M 北京 化 學工業(yè)出版社 1996 01 5 塔器設計手冊 M 中國石化出版社 2006 06 天津大學 2011 級本科生 化工原理 課程設計報告 29 附錄 附圖一 填料精餾塔設計條件圖 附圖二 廢丙酮溶媒回收過程工藝流程圖