，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∙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∙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，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，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变电所的保护装置主变压器的继电保护装置装设瓦斯保护。当变压器油箱内故障产生轻微瓦斯或油面下降时，瞬时动作于信号当产生大量的瓦斯时，应动作于高压侧断路器。装设反时限过电流保护。采用型感应式过电流继电器，两相两继电器式结线，去分流跳闸的操作方式。护动作电流整定其中，可靠系数，接线系数，继电器返回系数，电流互感器的电流比，因此动作电流为我们把所学的知识全部适用，融会贯通的项训练，是对我们能力的项综合评定，它要求我们充分发掘自身的潜力，开拓思路设计出合理适用的自动控制系统。通过这次电力系统课程设计，使我得到了很多的经验，使我学到了很多的知识，并且巩固和加深以及扩大了专业知识面，锻炼综合及灵活运用所学知识的能力，正确使用技术资料的能力。知识系统化能力得到提高,设计过程中运用了很多的知识，因此如何将知识系统化就成了关键。如本设计中用到了工厂供电的绝大多数的基础理论和设计方案，因此在设计过程中侧重了知识系统化能力的培养，为今后的工作和学习打下了很好的理论基础。动得了理论与实际相结合是很重要的，只有理论知识是远远不够的，只有把所学的理论知识与实践相结合起来，从理论中得出结论，才能真正为社会服务，从而提高自己的实际动手能力和独立思考的能力。这次课程设计，我做了大量的设计计算，包括负荷计算及短路的计算，熟悉了从事工程技术的综合运算能力，参数计算尽可能采用先进的计算方法。使我了解工厂供电设计的基本方法，了解工厂供电电能分配等各种实际问题，培养独立分析和解决实际工程技术问题的能力，同时对电力工业的有关政策方针技术规程有定的了解。在此我感谢学校给了我们的这次实践机会，让我懂得理论与实际相结合是很重要的，只有理论知识是远远不够的，只有把所学的理论知识与实践相结合起来，从理论中得出结论，才能真正为社会服务，从而提高自己的实际动手能力和独立思考的能力。因此过电流保护动作电流整定为。过电流保护动作时间的整定因本变电所为电力系统的终端变电所，故其过电流保护的动作时间倍的动作电流动作时间可整定为最短的。过电流保护灵敏度系数的检验其中，，因此其灵敏度系数为满足灵敏度系数的的要求。装设电流速断保护。利用的速断装置。速断电流的整定利用式，其中，，，因此速断保护电流为速断电流倍数整定为注意不为整数,但必须在之间电流速断保护灵敏度系数的检验利用式，其中，，因此其保护灵敏度系数为从表可知，按规定，电流保护的最小灵敏度系数为，因此这里装设的电流速断保护的灵敏度系数是达到要求的。但按和的规定，其最小灵敏度为，则这里装设的电流速断保护灵敏度系数偏低。作为备用电源的高压联络线的继电保护装置装设反时限过电流保护。亦采用型感应式过电流继电器，两相两继电器式接线，去分跳闸的操作方式。过电流保护动作电流的整定,利用式，其中，取，因此动作电流为因此过电流，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∙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∙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，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