1、要求的话，则其他部分也定够满足。所以可选择塔釜上侧的塔板作为设计塔板，此外，由于该板上气液两相组成。温度均与塔釜相差甚微，故可用釜底的性质来代替该板上的气液两相性质。由于精馏段顶部的第块塔板上气液两相流量最小，取易发生严重漏夜及干堰现象，所以对塔釜上侧塔板作为设计对象设计出的结构必须保证底部第块板上的负荷性能的满足。可确定塔釜上侧塔板作为设计截面。塔釜上侧塔板物性参数的计算由液相摩尔分率，查图得气相摩尔分率。气相平均分子量液相平均分子量液相密度由式计算其中分别为苯甲苯质量分数故，塔釜上侧塔板温度可视为釜底温度，因釜底近似为纯甲苯，故温度可按计算。此时，苯甲苯蒸汽压，。塔釜上侧压强六塔内气液流量。
2、，可求得，可画线。气相负荷上限线对般常压大塔塔而言，约为。将代入泛点率两个计算公式十负荷性能图较核与结构参数推广得线为再由，代入数据，可得画线。液泛线液泛线④反映当降液管中的清夜层高度恰好等于即发生液泛时气液两相流量间的函数关系代入数据化简得通过设，代入上式计算对应的，则可得对应的坐标点，从而作出液泛线④。附表二液相负荷上限线液相负荷上限线反映当液体在降液管中停留时恰好为即将发生气沫夹带时对应液流量，由公式，可画出线。气相负荷下限线漏液线该线反映漏液量达时的气液两。
3、，这样不但会降低塔体强度，而且会增加精馏塔自身建造的成本费用。若时间充裕，可适当缩小提馏段的直径，这样便可两全其美。此为设计遗憾之。短短两周的化工原理设计即将结束，对于我们而言，经过这次设计让我们懂得只有靠自己的努力建立起的知识系统才能解决在设计以及我们即将面临的实战中发挥作用，有志者事竟成，谨以此表达对本次提供重大帮助的张洪流教授的崇高谢意,安徽理工大学课程设计论文成绩评定表学生姓名学号专业班级课程设计题目苯甲苯精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计指导教师评语成绩指导教师二八年七月十日线交点得两操作线交点，连即得由图中梯级数目知全塔理论板数为块已扣除塔釜，其中精馏段需块提馏段块。塔效率计算全塔平均。
4、计算七设计截面选择八流体物性参数计算气相密度塔釜上侧塔板体积流量液相体积流量气液体积流量塔顶第块板气体物性参数计算气相摩尔分率浮阀数及排列方式拟选型浮阀，浮阀数计算公式为个根据采用叉排时，相邻两阀中吹进气流搅拌液层的相互作用较顺排显著，鼓泡较为均匀，接触效果好，因此，浮阀在板上的排列选用叉排且为便于分块式塔板布阀采用等腰三角形排布，阀孔间距采用排间距采用。由于将对该设计进行负荷性能校核，故流体力学验算可以略去。对塔釜上侧板块进行负荷性能较核液相负荷下限线干堰线为防止干堰必须有当。
5、，以及塔顶加料板塔釜必设置人孔的原则确定。数目为，人孔直径为，人孔最小尺寸按照确定，过大会影响塔体强度并采用开孔补强来减少因开孔对塔体强度的影响。考虑到人孔的尺寸强度及进出方便等，对人孔所在的板间距进行放大到。塔釜分离空间高度塔釜分离空间高度的设定主要考虑以下几点塔釜椭圆封头液位计釜底蒸汽进口人孔及其它测量仪表等占据的高度来设定通常要求精馏塔停车后底流排放时间为左右。裙座视具体情况参照化工设备设计基础教材确定。计算和十塔设备附件设计及选用十二浮阀塔结构参数览表由和查图，，故选用单壳程偶数管程可行。选值，估算传热面积参照表，取∙。
6、按规范圆整为。故实际操作空塔气速为确定溢流方式为提高传热和传质效果，降低液面落差，减少倾向性漏液的可能性，查取塔板溢流方式选择表确定为单溢流方式。溢流装置设计溢流堰取堰长，计算堰上清液层高度，查液流收缩系数图得。则故堰高降液管底隙及凹形受液盘弓形降液管底隙高度可由经验公式确定凹形受液盘的深度选。降液管宽度及面积计算，由，查降液管面积及宽度表得校核液体在降液管中停留时间塔板布置取入出口安定区宽度，无效区宽度。塔板结构采用分块式塔板，查取塔板分块参考表得知分块数为，分别为两侧与边梁搭接的弓形板中间为便利检修。
7、壳程对流传热系数凯恩法由于换热管采用正三角形排列，故壳程苯被冷却，取∙污垢热阻参照表，管内外污垢热阻分别取为∙∙总传热系数忽略壁面热阻，则总传热系数为计∙因计需在之间，故所选换热器是合适的。设计附图清单律用绘制苯甲苯系统的关系曲线图并标注有原料液的沸点塔顶操作温度塔釜操作温度查取标记最小回流比确定及理论塔板数计算图在同个坐标系中表示精提馏段的负荷性能图并标注精提馏段的稳定操作区域及操作弹性计算点在同页面上显示两图绘制浮阀塔的总装配图包括设备主图塔板分块结构总装图精二换热器性能校核选型。
8、气相出口需设置有捕沫器。捕沫器通常是在上下带外丝扣的空筒内用金属丝网卷制充，液相摩尔分率气相平均分子量液相平均分子量液相密度，解得塔顶温度可视为，此时苯甲苯饱和蒸汽压，。故顶部压强为气相体积流量液相体积流量初估塔径为确保设计有效，应取塔内气液两相载荷最大区域为设计截面，故以塔釜上侧塔板为设计截面。初选板间距选取板上清液层高度为。则查史密式关联图得查化工工艺手册得知，时九设计截面结构参数计算甲苯苯，，由公式空塔气速取安全系数为，则有塔径。
9、计初选换热器型号由于两流体温差小于，可选用固定管板式换热器，由固定管板式换热器的标准系列，初选换热器型号为Ⅳ。主要参数如下表采用此换热器，则要求过程的总传热系数为需实∙核算压降管程压降管程流速对于钢管，取管壁粗糙度查莫狄图，得壳程压降管子为正三角形排列取折流挡板间距，则二形管式原料液预热器的选型设计初选换热器壳程流速可知，管程和壳程压降都能满足工艺要求。核算传热系数管程对流传热系数∙。
10、温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有查取化工工艺设计手册得知，时苯粘度为苯，甲苯。故在全塔平均温度下平均粘度因苯甲苯体系可近似为理想溶液，故相对挥发度可用下式计算三操作回流比确定四理论塔板数计算五实际塔板数确定故有全塔塔板效率创实际塔板数精馏段块提馏段块全塔实际塔板数为块，其中上数第块塔板为加料板。为便于调节浓度并考虑接管的方便，在块塔板处加设辅助进料管。精馏段气相摩尔流量液相摩尔流量对时提馏段有液相流量气相流量对于沸点进了的精馏过程而言，在塔底部近釜处无论气液想的流量均为最大，故易发生过量液沫夹带气泡夹带及液泛事故。同时该部位压降最大所以若该部位能满足设计。
11、设计结果选用型管式换热器，型号Ⅳ。提馏段分别在对应主图的位置绘出，进出口接管图等，参见化工设备机械基础参考文献结束语综上所述，本设计方案是符合实际的，设计结果基本可以满足江华化工厂苯甲苯分离系统的工艺要求，并且操作弹性大分离性能好造价相对较低，符合最优化生产要求。毕竟是初次设计，遇到了些难以解决的问题对于我们来说在所难免。例如，以塔釜上侧塔板为设计板面确定的塔板结构参数在向全塔推广时，靠近塔顶塔板负荷性能图中的操作点，向左偏移，这意味着精馏段易发生干堰现象。虽缩小堰长占塔径的比例但收效甚微，从而为塔设备生产安全带来隐患。其根本办法唯通过减小塔径来解决，但其结果将导致精馏段与提馏段塔径不，即异径塔。
12、相流量间的定量关系。由于漏液量为时，阀孔动能因数为，故由公式代入数据可解得画出线。综上即可作出塔釜上侧塔板负荷性能图，见设计附图。在负荷性能图中作出提馏段操作点，，基本居于④线所围成区域中间范围。操作弹性符合弹性的要求。同上在塔板结构参数不变下，作出精馏段的操作点，，该点居于所围区域内，可以满足生产要求。但略偏于线，即易干堰，可缩小堰长和塔径的比例为也即适当改观居中情况。由此可以推广至全塔。调整结构后的顶部塔板的负荷性能图见设计附图。接管规格进料管规格回流管规格顶部蒸汽排出管规格釜液排出管规格塔釜蒸汽进口管规格塔顶捕沫器与塔顶分离空间设定为拦截塔顶气相中的液滴，在塔顶。
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苯－甲苯精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计
