经过计算，可以在操作范围内，任意取若干个值，依式可算出相应的值，列于下表中。

表关系表液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于。

依据求出上限液体流量值常数，图上液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。

留时间的下限，则作为液体在降液管中停以漏液线取阀孔动能因数，作为控制漏液量的操作下限，此式，漏液量接近。

计算，则型重阀，依据对于又知那么式中均为已知数，由此式可以求出气相负荷的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏液线。

以作为规定气体最小负荷的标准，则④液相负荷下限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依资料提供的计算计算出的下限值，依次作为液相负荷下限线，该线是与气相流量无关的竖直线。

，则取根据此，可分别作出塔板负荷性能图上的④共五条线，由塔板负荷性能图可以看出任务规定的气液负荷下的操作点，处在适宜操作区内的适中位置。

塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

按照固定的气液比，查出塔板的气相负荷上限。

浮阀塔工艺设计计算结果现将计算结果总汇列于表中。

表浮阀塔工艺设计计算结果项目提馏段数值及说明精馏段备注塔径，板间距，空塔气速，塔板型式单溢流弓形降液管单溢流弓形降液管分块式塔板堰长，堰高，板上液层高度，降液管底隙高度，浮阀数，个等腰三角形叉排阀孔气速，阀孔动能因数临界阀孔气速孔心距，指同横排酚孔心距排间距，指相邻二横排的中心线距离续表浮阀塔工艺设计计算结果项目提馏段数值及说明精馏段备注单板压降，液体在降液管内停留时间降液管内清液层高度，泛点率，气相负荷上限雾沫夹带控制气相负荷下限漏液控制操作弹性第章其他设备选型及计算管式炉的计算数据本设计采用的是双炉双塔工艺，也是说存在精馏塔管式炉和初馏塔管式炉，下面介绍初馏塔管式炉的计算初馏塔管式炉的计算数据已知进入初馏塔的已洗萘洗混合馏分为冷回流比塔顶酚油量含塔顶回流量为塔底萘油洗油量塔顶酚油温度塔底萘洗油温度已洗混合馏分入塔温度回流入塔温度输入热量已洗二混馏分代入的热量，已知，二混馏分在间的比热为。

则酚油回流代入的热量，已知酚油在之间的平均比热，为。

则塔底循环油，通过管式炉加热炉补充热量。

④输入的总热量输出热量塔顶酚油及回流汽油汽带出的热量，已知酚油在间的比热为酚油在塔顶条件下的汽化潜热为。

塔底萘洗油带出的热量，萘油洗油在之间的平均比热为，则塔表面散失的热量联合给热系数同馏分塔的计算，即，初馏塔直径为，塔高，保温层厚经验值，则塔的散热表面积保温层外表面平均温度为，而哈尔滨空气年平均温度基础散热量为表面散热量的，则全塔散热量输出总热量为因为热量守恒，所以取管式炉的热效率η则管式炉的总热量为初馏塔管式炉的煤气消耗及选型管式炉消耗的煤气量，之中为焦炉煤气的热值，故选用台有效热值为万的圆筒型管式炉。

精馏塔管式炉的计算数据已知进入精馏塔的萘洗油量为冷回流比塔顶工业萘量塔顶回流量为塔底萘油洗油量塔顶洗油量塔底萘洗油温度萘洗入塔温度回流入塔温度输入热量萘洗代入的热量，已知萘洗油在间的平均比热为。

则回流代入的热量，已知酚油在之间的平均比热，为。

则塔底循环油，通过管式炉加热炉补充热量。

经过计算，得知输入的总热量为输出热量塔顶工业萘及回流洗油带出的热量，已知工业萘在间的平均比热为工业萘的蒸发潜热为。

洗油带出的热量，洗油在之间的平均比热为塔表面散失的热量由于本设计选用的是双炉双塔连续精馏，假设两塔的散热表面积样，则保温层外表面平均温度为，而哈尔滨空气年平均温度基础散热量为表面散热量的，则全塔散热量输出总热量为因为热量守恒，所以取管式炉的热效率η，则管式炉的总热量为精馏塔管式炉的煤气消耗及选型管式炉消耗的煤气量，之中为焦炉煤气的热值，因而选用台有效热值为万的圆筒型管式炉。

原料换热器原料用原料泵送至原料换热器，在原料换热器中原料被的萘蒸汽加热，由原来的换热到，萘蒸汽被冷凝，由原来的气态变为的气液混合物，原料吸收了萘蒸汽的汽化潜热。

计算条件精馏塔顶出来的工业萘气体，先进入换热器与已洗二混馏分换热，然后再进入汽化冷凝冷却器，换热器中的温度制度为工业萘蒸气量工业萘蒸气温度已洗混合馏分量已洗二混馏分入口温度已洗混合馏分出口温度热量衡算工业萘蒸气放出的热量计算后，得已洗二混馏分量已洗二混馏分升高的温度，经过计算得④平均温度萘蒸汽，已洗馏分，←温度差，因为冷热端温差之比小于，所以用下式求平均温差。

已洗混合馏分吸收的热量换热面积其中，为换热系数为已洗二混馏分吸收的热量。

考虑到负荷的波动，般安全系数为冷凝操作安全系数为，则换热面积为。

管壳式换热器总体结构有固定板管式换热器浮头式换热器形管式换热器。

其各自特点见下表。

表管壳式换热器的结构特点名称优点缺点固定板管式换热器结构简单而紧凑，制造成本低壳程不能用机械方法清洗，检查困难浮头式换热器便于清洗，管束的热变形不会受到壳体的约束，消除了热应力结构复杂，金属消耗量大，造价高形管式换热器弥补了浮头式换热器结构复杂的缺点管内的清洗较为困难综合上述，为了减少清洗管内所造成的损耗，所以选用台浮头式换热器。

工业萘汽化冷凝冷却器换热面积是工业萘冷凝冷却器的主要参数之，换热面积的大小直接取决于换热管束的规格，尺寸和数量。

冷凝冷却器下段管程介质为冷却水，壳程介质为工业萘蒸气冷凝冷却器上段管程介质为冷却水，壳程介质为水蒸气。

最常用的换热管是，管间距为，若采用三角形排列，在各种公称直径壳体内的排管数及每米长管束的换热面面积列于表。

表每米长换热管束，的传热面面积公称直径排管数目长传热面由查得，冷凝器公称直径选其材料为，钢板标准为。

设备览表本次设计所选题目是年处理万吨焦油精制车间工业萘工段初步设计，该设计采用的主体设备如下表所示。

表设备览表编号名称规格数量备注初馏塔，板间距管式炉原料换热器酚油冷凝冷却器残油冷凝冷却器酚油油水分离器洗油冷凝冷却器