90000吨年丙酮-水连续精馏塔设计化工原理课程设计(编辑修改稿)

90000吨年丙酮-水连续精馏塔设计化工原理课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

mPa  6 1 )9 6 ( 6 mD smPmD   在进料板温度下查粘度表： smP  smPa  36 )09 ( mf smPmw  43  在塔底温度下查粘度表： smP   sm P a  )00 6 ( 6 mw 化工原理课程设计 13 smPmw   精馏段液相平均粘度 sm P am  3 3 2 4 3 39。  提馏段液相平均粘度 smP a  0 . 3 3 92 0 . 2 4 m 全塔液相平均粘度 smP a 3 0 2 4 3 4  1. 塔径的计算 精馏段的体积流率计算： VVLLMM l mSLMM v msCUsmLLsmVVm a x32/0 0 0 8 3600/3600 提留段： Vs=(史密斯关联图 )图横坐标： 02 ) 34 2( 08 )( 2121 VLssVL  提留段： ) ( )( 2121 VLssVL  取板间距 TH ，板上液层高度 mhL  mhH LT  ： 查附图： smUGCCCL/)20()20(m a x2020 表观空塔气速： m a x39。 )( UU  估算塔径： 提留段： C20= Umax= m/s 化工原理课程设计 14 mUVD s 39。 39。   塔截面积： 22 1 3 0 mA T   实际塔气速： smAVU Ts /  精馏塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为：     . 2  THNZ 精精 提留段有效高度为：     2 .4  THNZ 提提 在进料板上方开一小孔，其高度为 ，故精馏塔的有效高度为： 7 . 4  提精 ZZZ ⑴ 堰长 wl 可取 wl == = ⑵ 溢流堰高度 wh 由 wh = wL hh ，选用平直堰，堰上液层高度： 3210  wnow LLEh 取用 E=1，则 mhow 0 0 6 9 0 0 0 8 6 0 011 0 0 32   取液上清液层高度 mh w  ⑶ 弓形降液管宽度 dW 和截面积 tA 由 Dlw ，查图 57（）附图得。 076 DWAA dTt。 mAmW fd  用经验公式： 提留段： D’= At= U= Lw= How= Hw= Wd== 提留段：  化工原理课程设计 15 ssL HAh Tf   故降液管设计合理。 ⑷ 降液管底隙高度 0h 比 wh 低 10mm，则： 0h = wh － =－ = 故选用凹形受液盘，深度 mmhw 5039。  塔板布置 ⑴ 塔板的分块 因为 D≥ 800mm，故塔板采用分块式，查表 53 得：塔板分 3 块。 ⑵ 边缘区宽度确定 取 mWmWW Lss 0 3 ,0 7 39。  ⑶ 开孔区面积 aA   mWDxrxrxrxAa3 6 6 6 3 ar c s i n1 8 02222   其中， 2222 7 6 5 6 3 6 6 r c s i n1 8 05 6 6 6 6 6 6 5 6 3 mAmWDraL  ⑷筛孔计算及其排列 选用δ =3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径 0d =5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3 0d =5mm 筛孔数目： 个3 9 3 72^15 1 5 8 0 0 0/1 1 5 8 0 0 0 2  tAna 开孔率：   %01 00 22  td 气体通过阀孔的气速为：   smAVU S / 化工原理课程设计 16 3 塔高的计算 塔的高度可以由下式计算： ( 2 )P T T F WZ H N S H S H H H       PH 塔顶空间（不包括头盖部分） TH 板间距 N实际板数 S人孔数 FH 进料板出板间距 wH 塔底空间（不包括底盖部分） 已知实际塔板数为 N=23 块，板间距 HT= 由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔 8 块板设 一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。 取人孔两板之间的间距  ，则塔顶空间 HP=1m，塔底空间 HW=，进料板空间高度  ，那么，全塔高度：  4 塔板结构尺寸的确定 由于塔径大于 800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。 取无效边缘区宽度 WC=35mm，破沫 区宽度 70SW mm ， 查得 堰长 mmL w 792檐长 弓形溢流管宽度 mmd 163W  弓形降液管面积 mf  降液管面积与塔截面积之比 % TfA 堰长与塔径之比  降液管的体积与液相流量之比  ，即液体在降液管中停留时间一般应大于 5s 液体在精馏段降液管内的停留时间 化工原理课程设计 17 ssL HST Tf 5310008  符合要求 液体在精馏段降液管内的停留时间 SSL HST Tf  符合要求 5 弓形降液管 采用平直堰，堰高 1w owh h h Lh 板上液层深度，一般不宜超过 6070mm owh 堰上液流高度 堰上的液流高度可根据 Francis 公式计算 owh = 32)LE(wsL E液体的收缩系数 SL 液相的体积流量 wL 堰长 精馏段 owh = E0 7 )7 9 0 . 0 0 0 8 73 6 0 0E(0 2 8 32  由  7 0 00 8 60 0)( L w sL 查手册知 E=1 则 owh =1= wh == 降液管底部离塔板距离 0h ,考虑液封，取 0h 比 wh 小 15mm 即 0h == 同理，对提馏段 化工原理课程设计 18 owh = E2 0 )6 7 9 1 2 . 9E(0 2 8 32  由  查手册得 E=1. owh =1= wh == 0h == 6 开孔区面积计算 已知 dW = 进取无效边缘区宽度 cW = 破沫区宽度 sW = 阀孔总面积可由下式计算   )xa r c s in (1 8 02A 2022a rrxrx  x= mWd 3 6 6 )1 6 ()(W2D s  r= m5 6 3 c  所以 22022a 7 6 )5 6 3 6 6 (a r c s i n5 6 8 03 6 6 6 6 6 m   7 筛板的筛孔和开孔率 因丙酮 水组分无腐蚀性，可选用 mm3 碳钢板， 取筛空直径 d0=5mm 筛空按正三角排列，孔中心距 t=3d0=3 5=15mm 筛孔数目 3 9 3 77 6 )151 1 5 8 0 0 0(1 1 5 8 0 0 0n22  t A a 开孔率 %)/( 22  dt  （在 515%范围内） 提留段： x= R= Aa=提留段。 N=2789 个 % 化工原理课程设计 19 气体通过筛孔的气速为 asAVu 0 则 精馏段 s/1 1 . 2 9 m0 . 7 6 50 . 1 0 0 70 . 8 7uJ0  提馏段 smuoT / 6 0 0 3 5  化工原理课程设计 2 六、筛板的流体力学验算 1 塔板压降 ⑴ 干板阻力 ch 计算 干板阻力 LVc cuh 2000 1 由所选用筛板 d ，查得 C     mhc 0 2 4 4 5 7 5 2 液柱 ⑵ 气体通过液层的阻力 Lh 的计算 气体通过液层的阻力 1hhL   21210 // mskgVUFsmAA VUafTsa 查图得：      0 4 0 7 5 2   owwLL hhhh ⑶ 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 mgdh L L 30 。