化工原理课程设计-废丙酮溶媒回收塔系统初步工艺计算及设计

目录第一章前言…………………………………………………11.1课题来源及意义……………………………………………11.2精馏塔的选择依据……………………………………………2第二章要求…………………………………………32.1进料条件……………………………………………………32.2分离要求……………………………………………………32.3塔顶冷凝器设计要求………………………………………32.4塔釜再沸器设计要求……………………………………32.5接管管径设计要求………………………………………32.6液体分布器设计要求……………………………………3第三章工艺过程设计计算……………………………………43.1物料衡算…………………………………………………43.2理论板数确定……………………………………………43.3精馏塔工艺条件计算……………………………………73.4塔体工艺尺寸设计计算…………………………………143.5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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，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792kg∙h-1，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。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252.2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25℃，冷却水温升8~10℃，总传热系数600W/m2∙℃2.4塔釜再沸器设计要求再沸器采用0.3MPa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400W/m2∙℃，热损失为20%~30%2.5接管管径设计要求要求气速流量控制在10~15m∙s-1，液体流量控制在0.5~1.0m∙s-1，计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：∆H=120~200mm分布点密度取：220~260点/m2塔截面小孔孔径取：3mm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。XF=0.750XD=1-0.002=0.998XW=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58.08kg∙kmol-1；水的摩尔质量为18.01kg∙kmol-1xF=0.750/58.080.750/58.08+0.250/18.01=0.482xD=0.998/58.080.998/58.08+0.002/18.01=0.994xW=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。MF=0.482×58.08+1-0.482×18.01=37.323kg∙kmol-1MD=0.994×58.08+1-0.994×18.01=57.840kg∙kmol-1MW=0.003×58.08+1-0.003×18.01=18.130kg∙kmol-1（4）物料衡算F=1900024=791.67kg∙h-1总物料衡算F=D+W丙酮物料衡算XF∙F=XD∙D+XW∙WD=XF-XWXD-XWF=0.750-0.0030.998-0.003×791.67=594.35kg∙h-1W=XD-XFXD-XWF=0.998-0.7500.998-0.003×791.67=197.32kg∙h-1表3-1物料衡算表流股流量质量分数摩尔分数kg/hKmol/h丙酮水丙酮水F791.6721.160.7500.2500.4820.528D594.3510.280.9980.0020.9940.006W197.3210.880.0030.9970.0010.9993.2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-水气液平衡数据丙酮质量分数液相x丙酮质量分数气相y丙酮质量分数液相x丙酮质量分数气相y0.00000.02790.03010.03940.04310.05590.05860.06250.06600.08970.09860.11370.14690.19560.24270.32300.00000.14660.26620.36550.44940.52110.58320.63740.68520.72760.76550.79960.83040.85840.88400.90740.44400.64290.76640.88460.91410.93760.94970.95940.96750.97280.97820.98360.98750.99160.99551.00000.92890.93700.94490.95250.95990.96710.97060.97410.97750.98080.98410.98740.99060.99380.99691.0000计算举例（以第二组数据为例）y=0.0500x=0.0087Y=58.08×0.050058.08×0.0500+18.01×0.9500=0.1466X=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。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0.998,0.998；过D点作气液平衡线的切线交于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：图3-2作图法求解最小回流比RminRmin+1=0.998-0.98810.998-0.9846=0.7388因此Rmin=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：R=1.4Rmin=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：L=RD=4×594.35=2377.4kg∙h-1V=R+1D=5×594.35=2971.8kg∙h-1提馏段的气相及液相负荷：L‘=L+qF=2377.4+1×791.67=3169.1kg∙h-1V'=V-1-qF=2971.8kg∙h-1（5）操作线方程精馏段：yn+1=RR+1xn+1R+1xD=44+1xn+14+1×0.998=0.8xn+0.1996提馏段：yn+1=L+qFL+qF-Wxn-WL+qF-WxW=1.066xn-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=HETP∙NT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=10.344m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'=1.3~1.5Z选取安全系数为1.3，Z'=1.3×10.344=13.45m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h/D为分段高度与塔径之比，hmax为允许的最大填料层高度。经过计算，精馏段填料层高度为11.77m，应分为两段，每段5.9m。表3-3散装填料分段高度推荐值填料类型h/Dhmax/m填料类型h/Dhmax/m拉西环鲍尔环2.55~10≤4≤6环矩鞍阶梯环8~158~15≤6≤6（2）操作压降①精馏段压降利用Eckert通用关联图计算。先计算横坐标：WLWVρVρL0.5=0.043通过下表可以查到压降填料因子Φp=93.4ψ=ρ水ρL=985.70751.02=1.312，u=1.367m∙s-1从而得到纵坐标：u2ΦpψgρVρLμL0.2=0.0364通过查找纵坐标，可以得到对应的单位高度压降为∆PD=26mmH2O/m②提馏段压降同理，我们可到提馏段的单位高度压降为∆PW=29mmH2O/m③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：ZD=Z'NFNTZW=Z'-ZD故ZD=13.45×2124=11.77mZW=13.45-11.77=1.68m因此全塔压降为：∆P=∆PDZD+∆PWZW=26×11.77+29×1.68×9.811000=3.480kPa=26.102mmHg（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：lnpAommHg=16.6513-2940.46TK-35.93水：lnpWommHg=18.3036-3816.44TK-46.13运用试差法计算塔顶泡点温度。已知：pD=760mmmHg，xD=0.994，泡点回流，而作图得到x1=0.990设塔顶泡点温度tD=56℃，则丙酮合水饱和蒸气压分别为：pAo=752.30mmHgpWo=123.83mmHgx=p-pWopAo-pWo=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：①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。②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))”。③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)”。④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）。⑤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℃。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pF=780mmHg，丙酮摩尔分数xF=0.482，tF=72.75℃塔底压强pW=733.90mmHg，丙酮摩尔分数xW=0.003，tF=98.75℃（4）相关物性数据利用AspenPlus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：①打开AspenPlus，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）。②在PropertySets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。③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。图3-7AspenPlus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ρV,D=2.1373kg∙m3ρL,D=751.02kg∙m3μL,D=0.23648mPa∙s塔釜上升蒸汽密度及下降液体密度和粘度ρV,W=1.9185kg∙m3ρL,W=896.42kg∙m3μL,W=0.37625mPa∙s塔釜出料密度ρW=919.30kg∙m33.4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uF，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。D=4Vsπu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WLWVρVρL0.5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u2ΦψgρVρLμL0.2值。此时所对应的u即为泛点气速uF。图3-8Eckert通用关联图A.精馏段塔径精馏段气液质量流量分别为WL,D=2377.4kg∙h-1WV,D=2971.7kg∙h-1横坐标为2377.42971.7×2.1373751.020.5=0.043查图，泛点线的纵坐标为u2ΦψgρV,DρL,DμL,D0.2=0.180，ψ=ρ水ρL=985.70751.02=1.312故，解出uF,D=2.051m∙s-1取安全系数为70%，即uD=0.70uF,D=0.70×2.051=1.436m∙s-1计算塔径D=4×2971.7/2.1373/3600π×1.436=0.585mB.提馏段塔径提馏段气液质量流量分别为WL,W=1129.7kg∙h-1WV,W=931.50kg∙h-1横坐标为1129.7931.5×1.9185896.420.5=0.049查图，的纵坐标为u2ΦψgρV,WρL,WμL,W0.2=0.175，ψ=ρ水ρL=975.0896.42=1.088故，解出uF,W=2.445m∙s-1取安全系数为70%，即uW=0.70uF,W=0.70×2.445=1.712m∙s-1计算塔径D=4×2971.7/1.9185/3600π×1.712=0.566m综合精馏段的塔径以及相关设计标准，最终圆整塔径为D=600mm。校核D/d=600/38=15.79>8，所选填料规格适宜。取LWmin=0.03m3/m∙h故最小喷淋密度Umin=LWmina=0.03×112=3.36m3/m2∙h操作喷淋密度：U=2377.4/751.02π/4×0.62=11.20>Umin操作空塔气速：uD=(2971.7/2.1373)/3600π/4×0.62=1.367m∙s-1uW=(2971.7/1.9185)/3600π/4×0.62=1.523m∙s-1安全系数uDuD,F=1.3672.051=66.65%uWuW,F=1.5232.445=62.29%经校核，选用D=600mm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HD、安装液体分布器和液体再分布器空间高度HF、塔底空间高度HB、以及封头高度HC。①塔顶空间高度HD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1.2~1.5m。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HD=1.2m。②安装液体分布器和液体再分布器空间高度HF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HF=0.6+1=1.6m③塔底空间高度HB塔底空间高度HB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HB由两部分组成，即HB=h1+h2。图中h1为塔底储液高度，由于封头部分也储存有液体，故h1由下式计算：h1=V-V封头/AT式中：V为总储液量；V封头为封头容积；AT为塔的截面积。总储液量V可用下式计算：V=W∙θ60ρW式中：W为塔底采出液质量流量，kg∙h-1；θ为塔底液停留时间，min；ρW为塔釜液平均密度，kg∙m3。值得注意的是，一般塔釜液停留时间为10~15min；若塔釜采出量大，停留时间可缩短至3~5min；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h2一般情况下可取1~2m，大塔还应当适当增加此值。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=600mm，选用EHA600封头，查标准可知其容积V封头=0.0353m3值得注意的是，由于塔底采出量过小，若用虹吸式再沸器必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45min。V=197.32×4560×919.30=0.1610m3AT=π4D2=π4×0.62=0.2826m2故h1=0.1610-0.03530.2826=0.4450mh2=1mHB=h1+h2=0.4450+1≈1.5m④封头高度HC塔顶塔底各选用EHA600封头一个，查阅GB/T25198-2010《压力容器封头》附表，可知EHA600封头的总深度为175mm，因此HC=2×0.175=0.35m⑤塔总高度（不算裙座）综上，塔的总高度为H=HD+HF+HB+HC+Z'=1.2+1.6+1.5+0.35+13.45=18.1m3.5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=4Ws3600πuρ式中：Ws为流体质量流量，kg∙h-1；u为流体流速，m∙s-1；ρ为流体平均密度，kg∙m-3。①进料管管径进料流量Ws,F=791.67kg∙h-1,ρF=896.42kg∙m-3，取流速u=1m∙s-1，则进料管管径为：dF=4×791.673600π×1×896.42=17.7mm故选用DN20φ25×3.0的无缝钢管。②塔顶回流管管径液体回流量Ws,R=2377.4kg∙h-1，ρF=751.02kg∙m-3，取流速u=1.2m∙s-1，则回流管管径为：dR=4×2377.43600π×1.2×751.02=30.6mm故选用DN32φ38×3.5的无缝钢管。③塔顶蒸汽出口管管径蒸汽流量Ws,D=2971.7kg∙h-1，ρV,D=2.1373kg∙m-3，取流速u=15m∙s-1，则出料管管径为：dD=4×2971.73600π×15×2.1373=181mm故选用DN200φ219×6.0的无缝钢管。④塔釜出料管管径塔釜总采出流量Ws,W=1129.7kg∙h-1，ρW=919.30kg∙m-3，取流速u=1m∙s-1，则出料管管径为：dW=4×1129.73600π×1×919.30=20.8mm故选用DN25φ25×2的无缝钢管。⑤塔釜蒸汽入口管塔釜蒸汽流量Ws,B=931.50kg∙h-1，ρV,W=0.5708kg∙m-3，取流速u=15m∙s-1，则管径为：dB=4×931.503600π×15×0.5708=196mm故选用DN200φ219×6.0的无缝钢管。⑥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（220~260点/m2塔截面）范围内选取，计算分布器布液点数。这里我们取分布点密度为260点/m2塔截面。n=π4D2∙260=π4×0.62×260=73.5≈74点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φ38×3.5，支管直径φ18×3.0，采用7根支管，支管中心距为50mm，实际分布点数N=73点，如图所示。图3-10液体分布器布液点示意图孔流速度计算：u0=φ2g∆H取值范围φ=0.5~0.6∆H=120~200mm故，取φ=0.5∆H=150mm则孔流速度为u0=0.5×2×9.81×150=0.858m∙s-1取d0=3mm，计算最小布液量Ls=π/4d02Nu0，换算成质量流量Ws，与最小布液量对照，大于最小布液量即可。Ls=π4×0.0032×73×0.858=4.425×10-4m3∙s-1=1.593m3∙h-1Ws=Lsρ=1.593×751.02=1196.4kg∙h-1>F（3）冷凝器计算选型查表得，丙酮在56.56℃下的汽化潜热为500kJ/kg。Q=WVrh3600=2377.4×5003600=330.20kWT:56.56℃→56.56℃t:35℃←25℃∆tm=∆t2-∆t1ln∆t2∆t1=56.56-25-56.56-35ln56.56-2556.56-35=26.24℃故传热面积为：S冷凝=QK∆tm=330.20×1000600×26.24=20.97m2故，选择G400II-16-22，计算换热面积为23.2m2。总传热系数的核算：K'=QS冷凝∆tm=330.20×100023.2×26.24=542.41W/m2∙℃KK'=600542.41=1.10<1.15故选型合理。冷凝水用量：W冷凝水=Qcpc∆t=330.20×10004.17×1000×10=28507kg/h（4）再沸器计算选型查表得，水在98.75℃下的汽化潜热为2245.5kJ/kg。Q=WVrh3600=931.50×2245.53600=581.02kW∆tm=T-t=133.3-98.75=34.25℃故传热面积为：S再沸器=Q/0.8K∆tm=581.02×10000.8×400×34.25=53.01m2故，选择GCH800II-10-55，计算换热面积为58.8m2。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Rmin=2.79，理论板数为27块(包含再沸器和冷凝器)，而我们手算出的结果为Rmin=2.85，理论板数为25块（包含再沸器），回流比相对误差2.1%，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：ym+1'=WV0xm'-WV0xW式中：V0为直接加热蒸汽流量根据衡摩尔流原理，V0=V'。故V0=51.38kmol/h=924.84kg/h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924.84kg/h，而0.3MPa饱和蒸汽的热值为2204.6kJ/kg，因此塔釜加热蒸汽用量相较有再沸器的情况要小一点。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。符号英文a——比表面积，m3/m2AT——塔截面积，m2d——接管管径，mmD——塔顶产品流量，kg∙h-1D——塔径，mF——产品进料流量，kg∙h-1h——填料层分段高度，mHETP——填料当量高度，mH——塔高，mK——换热器总传热系数L——精馏段液相负荷，kg∙h-1L’——提馏段液相负荷，kg∙h-1LWmin——最小润湿速率，m3/m∙hM——平均摩尔质量，kg∙kmol-1NT——理论板数NF——进料板数po——饱和蒸汽压，mmHgq——进料热状况Q——热负荷，kWr——汽化热，kJ/kgR——操作回流比Rmin——最小回流比S——总换热面积，m2tb——泡点温度，℃u——流体流速，m∙s-1U——操作喷淋密度，m3/m2∙hUmin——最小喷淋密度，m3/m2∙hV——容积，m3V——精馏段气相负荷，kg∙h-1V’——提馏段气相负荷，kg∙h-1W——塔釜采出液流量，kg∙h-1x——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，mZ’——填料层设计高度，m希文ρV——气相密度，kg∙m-3ρL——气相密度，kg∙m-3Φp——压降填料因子ΦF——泛点填料因子ψ——密度修正系数μ——粘度，mPa∙s∆P——全塔压降，mmHgθ——停留时间，min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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