苯乙苯精馏塔原料液预热器的国内外现状和发展趋势怎么样？
4一、列管换热器选型设计的一般步骤1、根据换热任务，本着能量综合利用的原则选择合适的加热剂或冷却剂；2、确定基本数据（包括两流体的流量、进出口温度、定性温度下的有关物性等）；3、确定流体在换热器内的流动空间；4、根据两流体的温度差和流体类型，以及t不小于0。 8的原则，确定换热器的结构形式；5、计算换热器的热负荷及传热平均温度差；6、查表选取总传热系数K选，根据传热基本方程初步算出传热面积并以此作为选择换热器型号的依据；通常在估算面积时，需结合热损失、技改挖潜等加放10~25%的裕度系数。 即/(1。1~1。25)mQSKt=譊估选7、按所选换热器的公称传热面积应接近估算面积的原则...全部
4一、列管换热器选型设计的一般步骤1、根据换热任务，本着能量综合利用的原则选择合适的加热剂或冷却剂；2、确定基本数据（包括两流体的流量、进出口温度、定性温度下的有关物性等）；3、确定流体在换热器内的流动空间；4、根据两流体的温度差和流体类型，以及t不小于0。
8的原则，确定换热器的结构形式；5、计算换热器的热负荷及传热平均温度差；6、查表选取总传热系数K选，根据传热基本方程初步算出传热面积并以此作为选择换热器型号的依据；通常在估算面积时，需结合热损失、技改挖潜等加放10~25%的裕度系数。
即/(1。1~1。25)mQSKt=譊估选7、按所选换热器的公称传热面积应接近估算面积的原则，查标准列管换热器规格表，初选换热器规格；8、校核压降；根据初选设备的情况，计算管、壳程流体的压降是否合理。
若压降不符合要求，则需重新选择其它型号的换热器，直至压降满足要求为止。9、传热性能校核；先计算出所选设备的实际传热系数K计，再由传热基本方程求出所需传热面积S需，最后将S需与换热器的实际换热面积S实比较，若S实/S需在1。
1～1。25之间，则认为合理，否则需另选K选，重复步骤6~9，直至符合要求为止。该校核过程也可以在求出所选设备的实际传热系数K计后，用传热基本方程式计算出完成换热任务所需的传热系数需K，即/mQKSt=譊需实若K实/K需在1。
1～1。25之间，则认为合理。二、浮阀式精馏塔的工艺设计的一般步骤1、分析拟分离混合物系，确定蒸馏方案；2、根据确定的精馏方案，进行工艺参数计算（包括操作温度、产品流量、操作回流比、塔板数、精提馏段气液相流量的确定等）；3、选择设计截面，查取该截面上气液两相流体的物性参数；4、进行塔板工艺尺寸设计（包括设定板上清液层高度，选取板间距，初估塔径，选择塔板溢流方式，进行溢流装置设计，确定浮阀数等。
为减少返工，5暂不进行塔板分块结构设计——即在估出塔径和浮阀数后，直接查取工程手册中的标准塔板结构，看该塔径塔板能否容纳计算出的浮阀数，若能容纳，即可进行下一步骤）；5、绘制塔板的负荷性能图，并在全塔范围内推广、调整塔板结构参数、操作弹性；6、用最终确定的精、提馏段塔板结构参数进行塔板分块；7、标准附件设计（包括进出口接管规格、人孔、裙座等）。
三、设计说明书要求（一）设计说明书内容要求1、目录2、任务书3、前言（不少于1500字，内容包括：设计目的及意义、成果展望、设计指导思想、数据的来源及先进性论证、鸣谢等）；4、设计内容（按统一格式分栏显示内容，包括步骤名称、计算内容及结果、备注——引用公式及参数的来源）；5、设计结果一览表（将换热器、浮阀塔的结构参数及技术特性列表）；6、结束语（不少于500字，内容包括：对设计的自我评价、存在哪些设计问题及解决方法、设计心得体会）。
（二）附图1、用AutoCAD绘制理论塔板数计算图、系统操作温度计算图（t－x－y关系曲线）、精提馏段的负荷性能图各一张；2、用AutoCAD绘制精馏塔的装配图（包括塔体剖面图、塔板分块结构图、进出口接管图）一张。
（三）其它1、设计说明书一律用计算机打印，体式见后页；3、说明书与附图装入档案袋，并在袋面填入明细。设计进度安排表周次一二三四五19浮阀式精馏塔的工艺设计20标准列管换热器选型浮阀塔装配图绘制编写设计说明书前言届此，拟为威名化工厂苯-甲笨混合液分离系统进行的专项设计。
众所周知，苯与甲苯都是重要的化工原料，苯-甲苯混合溶液的分离技术一直是一个重要的课题。如何获得较大的生产率，较大的经济效益，较高的安全系数和设计方案的较强可操作性仍然是技术难题。本设6计正是以优化的理念进行估算设计核算力求达到较高要求而进行的方案设计。
苯甲苯溶液的分离原理：首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。
塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。苯-甲苯混合溶液分离主体拟采用浮阀式精馏塔，精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装臵，其核心为精馏塔。
常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一、生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二、效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。
三、流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四、有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。
五、结构简单，造价低，安装检修方便。六、能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。新型的浮阀式精馏塔结合了泡罩塔和筛板塔的优点，具有结构简单，制造方便，造价低，生产能力大，设备维护维修方便等的优点。
加上阀片的采用自动适应进气量，据有较大的操作弹性；上升气流水平进入液层，增加了气夜的接触时间，从而增加了塔的操作效率。故浮阀式精馏塔是现在化工蒸馏过程中广泛使用塔型之一，显然本设计也不例外。另外，苯-甲苯的混合液的分离器即原料预热器拟选用U形管换热器。
换热器是化工及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。换热器可分为混合式、间壁式、蓄热式和中间载热体式四大类。实际上很难去进行混合式换热器的设计，而蓄热式和中间载体式都具有较高的操作成本。
另一方面为便于废热利用，考虑到使用的普遍性，具有单位体积设备的传热面积同时传热效果等方面故本设计中采用间壁式换热器。具体的间壁式换热器分为1)带膨胀节的固定管板式换热器，2)浮头式换热器,3)U形管式换热器。
在本设计中鉴于U形的优点：结构简单，造价低廉，壳程易清洗，热补偿范围宽，易于维修，便于加工。通常化工厂的机械车间即能制造等优点，并且管程流体苯-甲苯不易结垢。鉴此，本设计过程中的原料预热器选用标准U形管式换热器。
采用本设计方案进行苯-甲苯料液分离处理，进料液流量为12000kg/h，按一年320个工作日计算，年处理料液能力可达近10万吨，馏出产量达标为（质量分数95%的苯）为3。3万吨/年，釜液（质量分数95%的甲苯）产量6。
7万吨/年，可实行电脑自动化控制，扣除生产操作费用和塔的折旧费用，工人工资，工厂租金等开支任可创造可观的经济利润。为确保设计的合理性，在本设计过程中，设计人员采用了最新化工工程标准及数据。以气液相负荷最大的近釜塔板为设计板面，并将设计结果通过流体力学验算、负荷性能校核加以分析并推广至全塔，从而对浮阀式精馏塔的塔结构进行精确定位。
此外，在设计中赋予了一定的裕度，因此在一定程度上物料的进料流量及塔内的气液两相流量均具有一定的可调性，大大减少化工生产过程中事故发生的概率，减少由于事故发生所造成的损失。此外，设计在满足工艺要求的前提下力求降低生产成本，以确保系统的最优化，设计方案的可操作性强计正是以优化的理念进行估算设计核算力求达到较高要求而进行的方案设计。
苯甲苯溶液的分离原理：首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。
塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。苯-甲苯混合溶液分离主体拟采用浮阀式精馏塔，精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装臵，其核心为精馏塔。
常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一、生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二、效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。
三、流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四、有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。
五、结构简单，造价低，安装检修方便。六、能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。新型的浮阀式精馏塔结合了泡罩塔和筛板塔的优点，具有结构简单，制造方便，造价低，生产能力大，设备维护维修方便等的优点。
加上阀片的采用自动适应进气量，据有较大的操作弹性；上升气流水平进入液层，增加了气夜的接触时间，从而增加了塔的操作效率。故浮阀式精馏塔是现在化工蒸馏过程中广泛使用塔型之一，显然本设计也不例外。另外，苯-甲苯的混合液的分离器即原料预热器拟选用U形管换热器。
换热器是化工及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。换热器可分为混合式、间壁式、蓄热式和中间载热体式四大类。实际上很难去进行混合式换热器的设计，而蓄热式和中间载体式都具有较高的操作成本。
另一方面为便于废热利用，考虑到使用的普遍性，具有单位体积设备的传热面积同时传热效果等方面故本设计中采用间壁式换热器。具体的间壁式换热器分为1)带膨胀节的固定管板式换热器，2)浮头式换热器,3)U形管式换热器。
在本设计中鉴于U形的优点：结构简单，造价低廉，壳程易清洗，热补偿范围宽，易于维修，便于加工。通常化工厂的机械车间即能制造等优点，并且管程流体苯-甲苯不易结垢。鉴此，本设计过程中的原料预热器选用标准U形管式换热器。
采用本设计方案进行苯-甲苯料液分离处理，进料液流量为12000kg/h，按一年320个工作日计算，年处理料液能力可达近10万吨，馏出产量达标为（质量分数95%的苯）为3。3万吨/年，釜液（质量分数95%的甲苯）产量6。
7万吨/年，可实行电脑自动化控制，扣除生产操作费用和塔的折旧费用，工人工资，工厂租金等开支任可创造可观的经济利润。为确保设计的合理性，在本设计过程中，设计人员采用了最新化工工程标准及数据。以气液相负荷最大的近釜塔板为设计板面，并将设计结果通过流体力学验算、负荷性能校核加以分析并推广至全塔，从而对浮阀式精馏塔的塔结构进行精确定位。
此外，在设计中赋予了一定的裕度，因此在一定程度上物料的进料流量及塔内的气液两相流量均具有一定的可调性，大大减少化工生产过程中事故发生的概率，减少由于事故发生所造成的损失。此外，设计在满足工艺要求的前提下力求降低生产成本，以确保系统的最优化，设计方案的可操作性强7本设计是有陈昱明，杨二康，刘尧，杨生民四人分工：苯-甲苯精馏塔的工艺设计，列管式料液预热器的选型设计，作图、誊稿校对。
一、苯-甲苯精馏塔的工艺设计本设计核算由陈昱明、杨二康完成，包括：（一）精馏方案的确定；（二）产品流量的计算；（三）操作回流比的确定；（四）理论塔板数计算；（五）实际塔板数计算；（六）塔内气液相流量计算；（七）设计截面选择；（八）流体物性参数计算；（九）设计截面结构参数计算；（十）负荷性能图校核与结构参数推广；（注：若精馏段塔径不满足校核要求，适当改变精馏段塔径，为异径塔）（十一）浮阀塔结构参数一览表二、列管式料液预热器的选型设计本设计核算由刘尧独立完成。
包括：（一）初选换热器：a）。基本数据的查取，b)流径的选择，c)热负荷的计算，d)传热温度差计算，e)选K值，估算传热面积，f)初选换热器型号；（二）换热器性能校核:g)核算压降,h）核算传热系数。
（三）校验换热器是否满足要求，若不能做相应的管径调整，重复（一）（二）步骤，直至满足要求为止。三、作图、誊稿校对此过程由陈昱明、杨生民绘制填写。图表包括：（图-1）苯-甲苯系统的t-x-y关系曲线图，（图-2）最小回流比确定及理论塔板数计算图（x-y相图），（图-3）精、提馏段的负荷性能图，（图-4）绘制浮阀塔的总装配图；（附表一）苯-甲苯的y－x30组关系数据(附表二)Ls-Vs线，(附表三)浮阀塔结构参数一览表，(附表四)换热器型号主要参数。
本设计由陈昱明，杨二康，刘尧，杨生民分工协作完成。经过多次核算校正，力求理论数据准确。在设计过程中得到了张洪流教授的指导和帮助，同时对于在设计中给予帮助的同学，在此一并表示感谢！由于时间仓促，加之设计人员的水平有限，另在浮阀塔的装配图中少部分数据缺失及诸多不可预见性因素，难免有设计的缺陷和不足之处，衷心希望各位专家老师的批评指正，使设计更趋完美。
11（五）实际塔板数确定（图-2）最小回流比确定及理论塔板数计算图1、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80。1110。695。352mt ?℃查取《化工工艺设计手册》得知，95。
35℃时苯粘度为0。267cPm=苯，0。275cPm=甲苯。故在全塔平均温度下平均粘度：0。4910。2670。5090。2750。271Lm=??cP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：00ABppa=故有101。
3/392。597Da==237。7/101。32。346Wa==2。5972。3462。468DWaaa=??全塔塔板效率0。2450。2450。49()0。491。1(2。4680。271)59。
477TLEkam--==创?﹪12（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2、实际塔板数精馏段＝5/0。59477≈9块提馏段＝5/0。59477≈9块全塔实际塔板数为18块，其中下数第10块塔板为加料板。
为便于调节浓度并考虑接管的方便，在11块塔板处加设辅助进料管。收起
