工业萘精馏毕业设计说明书

1、双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统设计双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统设计摘摘 要要精萘是有机化学工业主要的芳香族原料，广泛应用于生产合成纤维、橡胶、树脂、染料以及制取炸药、农药等工业部门,是一种重要的化工原料。而精萘又是经过对工业萘的精制得到的，目前，除少数厂家根据需要生产精萘外,大部分厂家均生产工业萘产品，广泛的用途及用量使工业萘的高效生产显得尤为重要。工业萘生产是采用精馏方法将含萘馏分进行分馏，提取出工业萘产品.精馏方式分为间歇式和连续式两种工艺流程。原料年处理量决定精馏方式，本套设计将采用与年原料处理量为万吨已洗酚10.8萘洗三混馏分装置相配套的连续式生产工艺，即双炉双塔工业萘连续精馏工艺系

2、统.下面的设计过程将对工业萘的双炉双塔连续式精馏工艺流程进行详细的叙述并对工艺系统中所使用的主体设备工业萘初馏塔和工业萘汽化冷凝冷却器进行全面的设计选型及校核计算。关键词：关键词：工业萘；双炉双塔连续精馏工艺；工业萘初馏塔；工业萘汽化冷凝冷却器Design of twofurnace towers continuous distillation process of industrial naphthalene AbstractNaphthene is the major aromatic industrial raw materials in organic chemistry indust

3、ry， widely used in production of synthetic fiber, rubber， resins， dyes and the production of explosives， pesticides and other industrial sectors，as the fine naphthalene is produced by refining industry naphthalene. At present, in accordance with the exception of a few manufacturers need to produce t

4、he fine naphthalene, most manufacturers have production of industrial naphthalene products, a wide range of industrial uses and the large demands of the naphthalene make it particularly important to efficient production。 Industrial naphthalene production is the use of naphthalene distillation method

5、 for fine naphthalene of naphthalene distillates。 The common distillation method is divided into two,that are intermittent and continuous process。 The way of distillation will be decided by the handling capacity of raw materials,and this set of design Chooses the continuous production process suppor

6、ting the devices producing the materials which will be used for the handling capacity of 10,800 tons mixed three fractions： washed phenol naphthalene and washed oil， that is， two-furnace towers continuous distillation process of industrial naphthalene。 The fellowing design process will focus on a de

7、tailed description of twofurnace towers naphthalene continuous distillation process and the main equipment used in the system - the primary industrial naphthalene distilled tower and industrial naphthalene vaporization condensation cooler conducts a comprehensive Selection and Verification calculati

8、on. Key words: industrial naphthalene； twofurnace towers continuous distillation process of industrial naphthalene； primary distillation tower for the industrial naphthalene; industry naphthalene vaporization condensation cooler目 录摘 要.IABSTRACT.II第一章 引 言.11。1 概述 .11.2 设计依据 .61。3 技术来源 .61。4 设计任务及要求 .

9、6第二章 双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统主体设备之一初馏塔.72.1 初馏塔的选型 .72.2 初馏塔全塔物料衡算 .72.2。1 原料处理量.72。2。2 原料组成及各组分的含量.72.2.3 初馏塔物料平衡.82.3 初馏塔操作条件的确定 .92。3.1 操作压力.92.3。2 操作温度.102.3.3 进料状态.132。3。4 加热方式.132。4 初馏塔所需理论塔板层数及回流比的确定 .132。4.1 求最小理论塔板数.132.4.2 求最小回流比 Rmin.142.4.3 求实际塔板数.142。4.4 加料板位置的确定.152.5 初馏塔F1 型浮阀（重阀）精馏塔主题工艺尺寸的计算

10、.162.5。1 塔径.162.5.2 塔高.182.5.3 溢流装置单溢流弓形降液管的堰长.192.5.4 弓形降液管的出口堰高.192。5.5 弓形降液管宽度和面积.202。5。6 降液管底隙高度.202.6 塔板布置及浮阀数目与排列 .212.7 塔板流体力学验算 .232.7。1 干板阻力 .232。7.2 板上充气液层阻力.232.7。3 液体表面张力所造成的阻力.232。7。4 气体通过浮阀塔板的压强降(单板压降）.232。7.5 淹塔（降液管液泛)校核.242。7.6 雾沫夹带验算泛点率.252。7。7 严重漏液校核.262。8 塔板负荷性能图 .272.8.1 雾沫夹带线.27

11、2.8。2 液泛线.272.8。3 液相负荷上限线.282。8.4 漏液线.292。8。5 液相负荷下限线.292.8。6 初馏塔的塔板负荷性能图及操作弹性.302.8.7 初馏塔（F1 型浮阀塔）工艺设计计算结果.302。9 初馏塔塔体及裙座的强度和稳定校核 .322。9。1 材料的选择.322.9.2 筒体和封头壁厚计算.322。9.3 塔体的强度和稳定校核.322.9.4 裙座的强度和稳定校核.332.10 各接管尺寸的确定及相应的开孔补强计算 .342.10。1 进料管.342.10。2 釜残液出料管.372。10。3 回流液管.372.10.4 塔顶馏出物蒸气上升管.382。10。5

12、 循环热油蒸气进口管.38第三章 双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统主体设备之二工业萘汽化冷凝冷却器.393。1 工业萘汽化冷凝冷却器的工作原理 .393。2 工业萘汽化冷凝冷却器的结构及工作流程 .393。3 工业萘汽化冷凝冷却器的关键操作参数及设计条件 .393.4 筒体校核 .403.4。1 筒体的校核计算.403。4.2 水压试验.413.5 管箱的选型与校核 .423.5。1 封头的选型及校核计算.423。5。2 管箱法兰的选型标准.433.5。3 垫片的选型及应力校核.443.5.4 等头双头螺栓的选型.443。6 法兰的选型及校核（以管箱法兰为例) .453。6。1 垫片的选型与校核

13、.453。6。2 螺栓的选型与应力校核.463。6.3 法兰的选型及应力校核计算（以管箱法兰为例）.483。7 管板及热管的选型与校核 .533.7。1 管板（管板的厚度及布管圆直径的确定）.533.7.2 换热管（管子的排列方式及管间距的确定).563。8 应力校核 .593。8。1 管板组合应力校核.593。8.2 换热管拉脱应力的校核计算.623.8。3 壳程圆筒轴向应力校核.643。9 工业萘汽化冷凝冷却器附件（折流板）的选型 .643.10 工业萘汽化冷凝冷却器各接管的尺寸及相应的开孔补强结果 .66第四章 双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统的其它主要设备转鼓结晶机、管式加热炉及酚油冷凝

14、冷却器.674.1 转鼓结晶机 .674。2 管式加热炉 .674.3 酚油冷凝冷却器 .68第五章 双炉双塔生产工业萘的主要操作过程.695.1 双炉双塔生产工业萘的开车操作过程 .695.1。1 开车前的准备.695.1。2 开工和正常操作.695.2 双炉双塔生产工业萘的停车操作过程 .705.2。1 正常停车.705。2.2 紧急停车与暂时停车.705.3 双炉双塔生产工业萘的正常操作过程 .715。4 双炉双塔生产工业萘过程中的不正常现象及其处理办法（见表 51） .72结束语.73参 考 文 献.74致 谢 .76第一章第一章 引引 言言1.1 概述概述萘是有机化学工业主要的芳香族

15、原料，广泛应用于生产合成纤维、橡胶、树脂、染料以及制取炸药、农药等的工业部门。萘的资源主要来自焦化萘和石油萘，就其质量来说石油萘大大超过目前的焦化萘，但从资源量上来说，焦化萘具有优异条件。目前,除少数厂根据需要生产精萘外，大部分厂均生产工业萘产品.工业萘一般是指结晶点不小于，萘含量不小于，其他指标符合国家77.595.13%质量指标的萘产品。我国生产的工业萘主要用于生产苯酐,再以苯酐为原料670086GB制取各种纤维、塑料、增塑剂、树脂和油漆，例如,聚酯树脂和聚酯纤维、塑料薄膜形成物和橡胶增塑剂、清漆和磁漆的醇酸树脂等。含萘馏分富集焦油中的萘是作为工业萘生产的原料。在原料馏分中含有极复杂的多种

16、组分,有酸性（主要是酚类）中性及碱性(吡啶碱类） ，每类组分又都含有多种单一组分。为了提高工业萘产品质量及提取这些产品,原料馏分在精馏时，需要进行碱洗和酸洗。为了脱除酚类化合物，需要进行碱洗，为了脱除吡啶碱类需要用浓度为的硫酸进行酸洗。由于目前工业萘大部分用于制取邻苯二甲酸酐（苯酐） ，15% 17%随着苯酐生产工艺的改进，含有少量不饱和化合物的工业萘,对苯酐产品质量及催化剂性能均无不良影响。因此，现在许多焦化厂都用只经碱洗的原料馏分提取工业萘。工业萘生产是采用精馏方法将含萘馏分进行分馏，提取出产品工业萘.精馏方式分为间歇式和连续式两种工艺流程。原料年处理量决定精馏方式，与年处理量为万10.8

17、吨原料焦油馏分装置相配合的工业萘精馏装置采用连续式生产工艺.以焦油蒸馏提取出的含萘馏分作为工业萘生产原料，到完成工业萘的生产过程，一般分为 个阶段，即原料的预处理,初馏和精馏。原料的预处理即将含萘馏分在馏分3洗涤工段中用碱液或酸液进行化学洗涤处理，脱除原料中的酚类或吡啶类化合物，经化学处理后的馏分称为已洗萘油馏分或已洗萘洗二混馏分或已洗酚萘洗三混馏分。这些已洗馏分均可作为工业萘生产的原料进入初馏装置进行精馏.本套设计是将原料已洗酚萘洗三混馏分中比萘轻的较低沸点组分,如四氢化萘、三甲苯、对甲酚、茚等12 4，组分作为酚油馏分蒸出。初馏塔残油富集了萘及沸点比萘高的组分,如硫杂茚、二甲酚、喹啉、甲基

18、萘、二甲基醇、苊等化合物.初馏残油作为精馏阶段的原料,在萘精馏段，采出工业萘产品，并将比萘重的组分作为精馏残油产品,称为低萘洗油。随着焦油加工的集中化和大型化趋向，工业萘加工工艺也相应采用大型化和连续精馏工艺流程.我国大多采用双炉双塔式工业萘连续精馏工艺流程。双炉双塔工业萘连续精馏工艺流程（如图 1-1 所示）：图图 11 双炉双塔工业萘连续精馏工艺流程双炉双塔工业萘连续精馏工艺流程1初馏塔管式炉初馏塔管式炉;2精馏塔管式炉；精馏塔管式炉；3初馏塔；初馏塔；4精馏塔精馏塔;5酚油冷凝冷却器；酚油冷凝冷却器；6工业萘工业萘换热器换热器;7工业萘汽化冷凝冷却器；工业萘汽化冷凝冷却器；8-酚油油水分

19、离器；酚油油水分离器；9-酚油回流槽；酚油回流槽；10工业萘回流槽；工业萘回流槽；11工业萘高置槽；工业萘高置槽；12转鼓结晶机转鼓结晶机;13-低萘洗油冷却器；低萘洗油冷却器；14原料油泵；原料油泵；15酚油回流泵；酚油回流泵；16-工业萘工业萘回流泵回流泵;17初馏塔循环油泵；初馏塔循环油泵；18精馏塔循环油泵；精馏塔循环油泵；19低萘洗油泵；低萘洗油泵；20原料油槽；原料油槽；21-酚油槽酚油槽;22低萘洗油槽；低萘洗油槽；23残油（低萘洗油）冷却器残油（低萘洗油）冷却器所谓双炉双塔，是指该流程中采用了两台管式炉、两座精馏塔（初馏塔和精馏塔） 。该工艺是以经碱洗后温度为的已洗酚萘洗三混馏

20、分作为原料，经静置脱80 90水后，由原料油泵从原料油槽中抽出，打入原料与工业萘换热器，与从精馏塔14206顶部来的温度为的萘蒸汽进行换热交换使温度升至，再进入初馏塔4218210 215.3原料在初馏塔中的初步分馏，是靠初馏塔管式炉 提供热量产生沿塔上升的蒸汽，1原料中所含的酚油以气态从初馏塔顶部逸出,进入酚油冷凝冷却器 被水冷190 2005凝冷却至，再进入酚油油水分离器 ,冷凝液中的分离水从分离器底部排入酚30 358水槽(以待脱酚),冷凝液中的酚油则从分离器上部满流入酚油回流槽 ，由酚油回流泵9抽出，打入初馏塔 的顶部，以控制塔顶温度，其余酚油从回流槽上部满流入酚油153槽，送洗涤工序

21、回收加工。21原料中所含的已洗酚萘洗三混馏分以液态混入热循环油，一起流入初馏塔底储槽，再由初馏塔热油循环泵抽出,一部分打入初馏塔管式炉 ，被燃料燃烧加热至171部分气化后,再回到初馏塔下部,供做初馏的热量，另一部分则以270 275230 235的温度打入精馏塔。4精馏塔中的已洗酚萘洗三混馏分靠精馏塔管式炉循环加热而进行分馏,其中的萘2以的气态从精馏塔顶部逸出，经工业萘换热器进行热交换后，再进入工业萘汽2186化冷凝冷却器被水冷却至，以液态进入工业萘回流槽，部分工业萘由7100 11010回流槽底部被工业萘回流泵抽出，打入精馏塔的顶部，以控制塔顶温度，其余工164业萘从回流槽上部满流入工业萘高

22、置槽,再放入转鼓结晶机,便得到含萘的工111295%业萘。流入精馏塔底储糟的残油为温度,被精馏塔热油循环泵抽出，一部分打245 250入精馏塔管式炉，被加热至部分气化后，又回入精馏塔内部，供做精馏2275 282的热量。多余的另一部分残油则打入低萘洗油冷却器,被水冷却后的洗油放入油库13（流程简化图如图 12 所示)。 图图 12 双炉双塔工业萘连续精馏工艺流程简化示意图双炉双塔工业萘连续精馏工艺流程简化示意图双炉双塔工业萘实际生产流程中典型的控制环节： TRB，TRR：分别为对通入工业萘初馏管式炉和精馏管式炉煤气流量的调节，目的是控制管式炉物料的出口温度，同时也为了稳定塔底温度。该环节采用串

23、级控制，炉膛温度为内环,物料出口温度为外环（如图 1-3 所示)。 图图 13 管式炉出口温度控制原理方框图管式炉出口温度控制原理方框图 TU1，TU2：分别为初馏塔顶温度调节和精馏塔顶温度调节，通过调节塔顶回流量来调节顶部温度，合适的塔顶和塔底温度有利于塔内传质和传热过程的顺利进行。 LR1，LR2：分别为初馏塔低液位调节和精馏塔底液位调节，通过合适的液位调节，可防止塔底液位过高而淹塔或液位过低中断蒸馏过程的进行(如图 14 所示）。图图 14 双炉双塔工业萘实际生产流程中的主控画面双炉双塔工业萘实际生产流程中的主控画面该工艺流程的特点是：采用两座管式炉分别为初馏塔和精馏塔循环油加热,以控制

24、塔底的温度。两座塔的塔顶温度均靠调节其回流量来控制，有各自独立的温度制度，故操作方便，易控制,初馏、精馏操作相互不干扰.但原料质量与组分的稳定性，初馏和精馏过程中物料流动的稳定性及平衡和温度控制的稳定是工业萘双炉双塔工艺正常运行的重要条件。当因某一因素不稳定而造成两塔操作紊乱时，需要花上几个小时的时间进行调整，建立双炉、双塔的物流平衡和使温度稳定。为了稳定管式炉的操作和工业萘的质量，需注意以下几点： 进料量要均匀稳定。 原料水分稳定并小于，为了减少水分,操作中尽量避免停泵换槽.0.5% 初馏塔和精馏塔残液应连续稳定排放，保持塔底液位稳定，排放量不宜频繁改变，一般为原料量的。若排放量过少，塔底液

25、位上升，会造成物料和热量20% 25%不平衡；反之亦然。 严格控制初馏塔温度。若塔顶、塔底温度偏低，则酚油切割不尽，影响精馏塔操作，若塔顶、塔底温度偏高，则酚油中含萘量增加，既降低了萘的精制率,又容易堵塞酚油管道，一般由初馏塔切割的酚油含萘量应小于.10% 15% 严格控制精馏塔温度。从塔顶切割工业萘中萘含量应大于，从塔底侧线切95%割而得低萘洗油中含萘量应小于，从塔底排出的残油含萘量应小于。5%2%1。2 设计依据设计依据本设计依据于教科书及煤化工专业相关参考文献的设计实例，对所提出的题目进行实际工艺分析并做出相应的理论校核计算.1.3 技术来源技术来源目前，双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统的

26、设计方法大多以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏是最常采用的，我们此次所做的校核计算也采用严格计算法。1.4 设计任务及要求设计任务及要求将已洗酚萘洗三混馏分作为精馏工业萘的原料。按年工作日天，每天开动设备300小时计算，年原料处理量为。具体工艺过程为饱和液体进料(泡点进料）2410.8万吨年下的双炉双塔连续精馏工艺系统。第二章第二章 双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统主体设备之一双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统主体设备之一-初馏塔初馏塔2.1 初馏塔的选型初馏塔的选型根据设计要求下的生产任务，若按年工作日天，每天开动设备小时计算,年30024原料处理量为，由于产品粘度较小

27、,流量较大，为减少造价，降低生产过程10.8万吨年中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，则工业萘初馏塔和精馏塔宜选用浮阀塔（F1 型浮阀（重阀）塔） 。2。2 初馏塔全塔物料衡算初馏塔全塔物料衡算2。2。1 原料处理量原料处理量已洗酚萘洗三混馏分。15000/kg h2.2.2 原料组成及各组分的含量原料组成及各组分的含量为计算塔板数，根据相关资料确定的,非现场实际分析数据,列于表 2-1 中：表表 21 已洗酚萘洗三混馏分的组成已洗酚萘洗三混馏分的组成含 量/组 分分子式沸点/相对分子质量质量摩尔分数hkg /hkmol/三甲苯12 4，129HC161.21021。291。36193。

28、51.53茚89HC181。81162。813.244213.64对甲酚OHC87191。51080。150.18522。50。208四氢化萘1210HC2071323。453。495173.92萘810HC21812852。2754.5784061.3硫杂茚SHC68231。51341.221.36183。51。53二甲酚OHC1082251220。190。2128。80。236喹啉NHC79237。51290.400。415600。465甲基萘1011HC24314224。6723。543702.726.1二甲基醇1212HC26315610.679.15160010。25苊1012HC2

29、731542。942.554412.87合计-10010015000112。12.2.3 初馏塔物料平衡初馏塔物料平衡按表 21 所列原料组成,取四氢化萘为轻关键组分，萘为重关键组分,则:原料中（四氢化萘摩尔分数)；（萘摩尔分数） 。13.49%fX254.5%fX借鉴相关资料可设：轻关键组分在馏出物中的浓度为（摩尔分数）0.32 轻关键组分在釜残液中的浓度为（摩尔分数）0.01对轻关键组分： (21）0.320.01112.1 0.0349PW根据总物料衡算: （2-2） 112.1PW求解得：馏出物量9/Pkmol h 釜残液量103.1/Wkmol h馏出物中含四氢化萘量：9 0.322

30、.88/kmol h馏出物中含萘量：91.533.640.2082.880.742/kmol h沸点低于四氢化萘的各组分可以认为全部被蒸出，沸点高于萘的各种馏分可以认为全部留在釜残液中（实际上也接近此种情况） ，则可以列出初馏塔的物料平衡表，见表 2-2：表表 2-2 初馏塔的物料平衡表初馏塔的物料平衡表原 料馏出物（塔顶产品）釜残液（塔底产品）组分/kmol h摩尔分数/%/kmol h摩尔分数/%/kmol h摩尔分数/%三甲苯12 4，1.531.361.5317.000茚3.643。243。6440。400对甲酚0.2080.1850.2082。3100四氢化萘3。923.492.88

31、32.01。041.0萘61.354.50.7428.2460。55858.74硫杂茚1.531。36001。531。484二甲酚0.2360。21000.2360。229喹啉0。4650.415000.4650。451甲基萘26.123.540026.125。32二甲基醇10.259。150010.259。94苊2。872。55002.872.784合计112。11009100103。1100在初馏塔的初馏过程中，将原料已洗酚萘洗三混馏分中比萘轻的较低沸点组分，如四氢化萘、三甲苯、对甲酚、茚等组分作为酚油馏分蒸出。初馏塔残油富集12 4，了萘及沸点比萘高的组分,如硫杂茚、二甲酚、喹啉、甲基萘

32、、二甲基醇、苊等化合物。初馏残油作为精馏阶段的原料，在萘精馏段，采出工业萘产品，并将比萘重的组分作为精馏残油产品,称为低萘洗油。2.3 初馏塔操作条件的确定初馏塔操作条件的确定2.3.1 操作压力操作压力查阅相关工业萘精馏的操作指标可设塔顶操作压力为；塔底气相压力为102.6kPa(绝压)。41.4 9.8 10 Pa2。3。2 操作温度操作温度 塔顶温度 塔顶温度不是任意选定的，而是由塔顶馏出物的组成和塔顶总压决定的.对于具有个组分的混合物的精馏过程，设塔顶蒸气组成为：；同n123,ny yyy达成平衡的液相组成为:；各组分在塔顶状态下的纯态蒸气压为：iy123,nx x xx；塔顶操作总压

33、为，则可以列出各组分的相对平衡方程式:123,oooonppppp (2-3)111222;ooonnnpyp x pyp xpyp x因为相平衡常数: （24）1111/oKYXpp所以 11112222/;/;/ooonnnnppYXpKppYXpKppYXpK对任一组分由上式可得：/oiiiypxp对于组分系统来说,则有下列关系：n (25)1211i ninoiiyxxxppppp所以 （2-6）11i nioiipyp上式即为组分混合物的气相等温线方程式。n当搭顶馏出物组成均为已知时,根据塔顶总压及塔顶蒸气组成，就可以利用气相p等温线方程式,用下述方法来确定塔顶温度。由上式得： 11

34、i nioiiypp等式两边各乘以萘在塔顶温度下的蒸气压，即得:Np1212NNNnNooonpy py py pPppp或 1212NnooonNNNpyyyppppppp根据相平衡常数和相对挥发度的定义，即得： （27)12112i nniNiniyyyyK综上所述,可按下述试差法确定塔顶温度。 在已知的塔顶操作压力下,设一塔顶温度；p/ t。 查出馏出物中各种组分在所设定温度下的纯态蒸气压;123,oooonpppp. 计算各组分的及值，并求出；yy. 求出在所设条件下萘的相平衡常数；NNKpp. 分析计算结果:如或误差在以内,可认为所设塔顶温度可以采用；若误差超过，NKy5%5%则需再

35、另设塔顶温度，重新进行上述全部计算过程。一般需进行次试差计算。3 4设塔顶温度为，则本计算最后试差结果见表 2-3：195表表 23 设塔顶温度为设塔顶温度为时的试差结果时的试差结果195馏出物的组成yopy三甲苯12 4，0.17014003.180.0535茚0。40410202.320。174对甲酚0.02318601.940.0119四氢化萘0。3205801.320.242萘0。08244401.000。08240.5638y11i nioiipyp779在时，萘的平衡常数195440 7790.5648NK0.56480.56380.001误差在以内，则与值近似相等,所以塔顶温度为

36、是适宜的。5%NKy195 塔底温度塔底温度也不是任意选定的，而是由塔底的液相组成和塔底的总压决定的，对于具有个组分的混合物的精馏过程，设塔底液相组成：；塔底操作n123,nx x xx压力为，则可根据液相等温线方程式来确定塔底温度.p 或 （2-8）1 12211i nnniiiNxxxxK11Ni niiiKx上式即为个组分的混合物的液相等温线方程式。n利用此方程式,即可按试差法求得塔底温度,如下：。 在已知的塔底操作压力下，设塔底温度为；p/ t。 查出塔底残液中各组分在所设温度下的纯态蒸气压；123,oooonpppp。 计算各组分的相对挥发度及值，并求出；xx。 求出在所设塔底温度条

37、件下萘的相平衡常数；NNKpp。 分析计算结果:如或误差在以内，可认为所设塔底温度可以采用；如误差超过1NKx5%，则需再另设塔底温度，重新进行上述全部计算过程。5%一般需进行次试差计算。3 4设塔底温度为，则本计算最后试差结果见表 2-4:240表表 24 设塔底温度为设塔底温度为时的试差结果时的试差结果240釜残液的组成xopx四氢化萘0.01016131.2650.01265萘0。587412751。000。5874硫杂茚0.0148411900.930。0138二甲酚0.0022911250.880。00202喹啉0.004518100.6350。00286甲基萘0。25325950。

38、4660.11799二甲基醇0.09945000。3920。03896苊0.027843400.8670.0241 （2-9)0.7998x (2-10）1999i noiiipp x在温度下,萘的相平衡常数2401275 9991.276NK而11 0.7998 1.25x1.276 1.250.026误差在之内，则、两值近似相等，所以可认为所设塔底温度是适5%NK1x宜的。通过以上计算可得:初馏塔塔顶温度为,塔底温度为。1952402.3.3 进料状态进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料(泡点进料）时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外,饱和液

39、体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易,为此，本次设计中采取饱和液体进料方式。2.3。4 加热方式加热方式原料在初馏塔中的初步分离，是靠初馏管式炉提供热量产生沿塔上升的蒸气,使原料中所含的酚油以气态的形式从初馏塔顶部逸出.酚油蒸气经过冷凝冷却器冷却和油水分离器分出油和水后，分离水排入酚水处理系统，酚油进入回流槽，大部分酚油作初馏塔回流，少量从回流槽满流入酚油成品槽。初馏塔底已脱除酚油的萘洗油用热油泵送往初馏管式炉加热至，再返回初馏塔底，以油循环方式供给初馏塔热量。270 2752。4 初馏塔所需理论塔板层数及回流比的确定初馏塔所需理论塔板层数及回

40、流比的确定2.4。1 求最小理论塔板数求最小理论塔板数根据物料平衡数据可知：（轻关键组分在馏出物中的浓度） ；（轻关键组分在釜残液中10.32px10.01wx的浓度） ；(重关键组分在馏出物中的浓度） ；（重关键组分在20.0824px20.5874wx釜残液中的浓度）.为轻关键组分四氢化萘在塔顶和塔底温度下相对挥发度的平均值。平均 （211）平均1.32 1.2651.292根据芬斯克方程可以计算得到最小理论板数为： （212）min0.320.5874lg0.08240.01121.2lg1.292N 所以最小理论塔板数，取块.min21.2 120.2N 212。4.2 求最小回流比求

41、最小回流比 Rmin根据前述的物料数据可知：；.10.32px10.0349fx20.0824px20.545fx根据恩得伍特方程计算最小回流比为： （213）min10.320.08241.29230.71.292 1 0.03490.545R2。4。3 求实际塔板数求实际塔板数根据经验数值 min1.1 2RR操作回流比取为 min1.271.27 30.739RR则 （2-14)min3930.70.207511 39RRR再查吉利兰关联图（如图 2-1 所示）求得实际塔板数为： （查图表资料所得) （2-15) min110.391NNN121.20.391NN则34N 取塔板效率，则

42、初馏塔的实际塔板数为：0.5层，取为层。34 0.568N实72图图 21 吉利兰关联图吉利兰关联图2.4。4 加料板位置的确定加料板位置的确定为近似地估计最适宜的加料板位置，在饱和液体进料的情况下,可采用如下经验公式计算确定。若精馏段及提馏段所需的理论塔板数分别为和（包括塔釜)，则：nmm （2-16）22112lg0.206lgfwfpxxnWmPxx又有：1nmN 两式联立求解，即可确定初馏塔加料板位置。将有关数据分别代入以上两式得：2103.10.5450.01lg0.206lg90.03490.0824nm 134nm 解得：；。19n 16m 精馏段实际塔板数为:层。19 0.53

43、8则加料板位置为从上向下数第层塔板,或从下向上数第层.38352.5 初馏塔初馏塔F1F1 型浮阀型浮阀( (重阀）精馏塔主题工艺尺寸的计算重阀）精馏塔主题工艺尺寸的计算2.5.1 塔径塔径以下数据(根据前面已经计算得出的物料数据及查阅相关煤焦油蒸馏方面的资料手册可计算得出的数据）为设计任务书给出的已知条件：全塔气相平均流量：31.27SVms全塔气相平均密度：33.62Vkg m全塔液相平均流量：30.01SLms全塔液相平均密度:3734Lkg m物系表面张力：（萘的沸点 为42.50.10342.50.103 21820.05tmN mt)218欲求出塔径应先计算出适宜的空塔速度。由于适

44、宜的空塔气速,因(0.6 0.8)fuu此，需先计算出最大允许气速即液泛气速.fu 液泛气速按下式计算： (2-17）LVfVuC式中可由史密斯关联图（见图 2-2）查得，液泛动能参数为： C (2-18)0.017340.1121.273.62SLSVLV取板间距，取板上液层高度，则关联图中参数值为：0.45THm0.07Lhm0.450.070.38TLHhm根据以上数值，由史密斯关联图查得.200.08C图图 22 史密斯液泛关联图史密斯液泛关联图因物系表面张力，很接近，故无需校正，即20.05mN m20mN m,则200.08CC （2-19）7343.620.081.1363.62

45、LVfVuCm s取安全系数为,则适宜空塔速度为:0.750.75 1.1360.852um s塔径 （2-20)44 1.271.3780.852SVDmu按标准塔径尺寸圆整，取.1.4Dm则实际塔截面积： （221）2221.41.5444TADm实际空塔速度： （2-22）1.27 1.540.825STuVAm s安全系数:，在范围间,故合适.0.825 1.1360.726fu u 0.6 0.8图图 23 单溢流型塔板单溢流型塔板图图 2-4 板式塔结构及塔内的气液流动板式塔结构及塔内的气液流动2。5.2 塔高塔高塔的高度可以由下式计算: （223)(2)PTTFWSZHNS HS

46、HHHH实已知实际塔板数为层，板间距，由于料液较清洁，无需经常72N实0.45THm清洗，故可取每隔块板设一个人孔，则人孔的数目为： 12S （2-24）721512S 取人孔两板之间的间距，又取塔顶空间(包括上封头高），0.5THm0.84PHm塔底空间(塔底设有油槽），进料板空间高度，裙座高度，2.2WHm0.6FHm2SHm那么，全塔高度：0.84(7225) 0.455 237.39Zm 2。5.3 溢流装置溢流装置单溢流弓形降液管的堰长单溢流弓形降液管的堰长选用单溢流弓形降液管（如下图 25 所示）,不设进口堰。取堰长，即。0.7WlD0.7 1.40.98Wlm图

47、图 2-5 单溢流的液流型式单溢流的液流型式2。5。4 弓形降液管的出口堰高弓形降液管的出口堰高 （225）WLOWhhh采用平直堰，堰上液层高度可依下式计算,即OWh （226）232.841000hOWWLhEl近似取，又，1E 0.98Wlm336000.01 360036.0hSLLm h则 22332.8436.00.00284 10.03110000.98hOWWLhEml （如下图 26 所示为塔板水力学性能图）0.070.0310.039WLOWhhhm图图 2-6 塔板水力学性能示意图塔板水力学性能示意图2.5。5 弓形降液管宽度和面积弓形降液管宽度和面积因为 0.7WlD

48、则由弓形降液管的结构参数图查得：,0.09fTAA 0.15dWD 因此,弓形降液管所占面积:20.09 1.540.139fAm弓形降液管宽度：0.15 1.40.21dWm验算液体在降液管的停留时间： （2-27）0.139 0.456.2550.01fTSA HsL由于停留时间，故降液管尺寸可用。5s2.5.6 降液管底隙高度降液管底隙高度 （228）0003600hSWWLLhl ul u取降液管底隙处液体流速，的一般经验数值为。00.228um s0u0.07 0.25/m s00.010.0450.98 0.228hm2.6 塔板布置及浮阀数目与排列塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动

49、能因子，则阀孔气速为:011F （229）00113.625.78VuFm s每层塔板上浮阀个数: （230）22001.27 41840.0395.784SVNd u按所设定的尺寸画出塔板，并在塔板的鼓泡区内依排列方式试排，确定出实际的阀孔数.已知，选取无效边缘区宽度，破沫区宽度,采用0.21dWm0.05cWm0.075sWm型重阀(如图 2-7 所示)，重量为，阀孔直径为。1F33g0d39mm图图 27 F1 型重阀型重阀由于塔直径大于,故需采用分块式塔板结构，查表确定需分为四块（其中两900mm块弓形板、通道板和矩形板各一块） 。考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，浮阀的

50、排列方式对分块式塔板应采用等腰三角形叉排.现按、75tmm的等腰三角形叉排方式画出浮阀排列草图，见图 28 及图 29。65tmm图图 28 塔板布置图塔板布置图图图 2-9 浮阀排列草图浮阀排列草图由图可知阀孔数为个，重新核算以下参数:180阀孔气速： （231）02201.27 45.910.0391804SVum sd N动能因数： (232)05.913.6211.24F 动能因数在之间，合适。9 12塔板开孔率： (233）00.825100%13.96%5.91u u开孔率在之间,合适。10% 14%2。7 塔板流体力学验算塔板流体力学验算2。7。1 干板阻力干板阻力 (234)2

51、203.62 5.915.345.340.04722 9.81 734VcLuhmg液柱2。7.2 板上充气液层阻力板上充气液层阻力本设备用来对酚萘洗三混馏分进行初馏,液相为碳氢化合物，可取充气系数.00.5则 （235)00.5 0.070.035lLhhm液柱2.7。3 液体表面张力所造成的阻力液体表面张力所造成的阻力 由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略不计。2。7.4 气体通过浮阀塔板的压强降（单板压降气体通过浮阀塔板的压强降（单板压降) 根据以上的计算结果可得,与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为: （236）0.0470.0350.082pclh

52、hhhm液柱则单板压降： (237）0.082 734 9.81590ppLPhgPa（如下图 210 所示为塔板阻力示意图）图图 2-10 塔板阻力示意图塔板阻力示意图2.7.5 淹塔（降液管液泛淹塔（降液管液泛)校核校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度：,dTWHHh。dPLdHhhh图图 211 塔板液泛示意图塔板液泛示意图与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度（前已算出）：0.082phm液柱液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故可按下式计算，即 (238)2200.010.1530.1530.0080.98 0.045SdWLhml h液柱前已选定板上液层高度为

53、：0.070Lhm则 0.0820.0700.0080.16dHm取降液管中泡沫层相对密度 ，前已选定板间距 ,。0.50.45THm0.039Whm则有：0.50.450.0390.245TWHhm可见 ，符合防止淹塔的要求.dTWHHh同时应保证液体在降液管内的停留时间大于,才能使得液体所夹带气体的释3 5s出.为此需进行液体在降液管内停留时间的校核，对于本设计有： (2-39)0.139 0.456.25550.01fTSA HssL可见，液体中所夹带的气体能够被释出（如下图 2-12 所示） 。图图 212 降液管内液体停留时间示意图降液管内液体停留时间示意图2。7。6 雾沫夹带验算雾

54、沫夹带验算泛点率泛点率泛点率: (240） 1.36100%VSSLLVFbVL ZFKC A及 （2-41）100%0.78VSLVFTVFKC A板上液体流经长度： （242)21.42 0.210.98LdZDWm 板上液流面积： （2-43）221.542 0.1391.26bTfAAAm 查得泛点负荷因数 ，物性系数 .0.141FC 1.0K 将以上数据代入:3.621.271.36 0.01 0.987343.62100%57.8%1.0 0.141 1.26F及 3.621.277343.62100%52.8%0.78 1.0 0.141 1.54F对于大塔，为避免过量雾沫夹带

55、，应控制泛点率不超过，上两式计算出的泛80%点率都在以下,故可知本设计中的雾沫夹带量能够满足的要80% 0.1Vekgkg液气求.2.7。7 严重漏液校核严重漏液校核当阀孔的动能因数低于 时将会发生严重漏液，前面已计算出，可见0F5011.24F 不会发生严重漏液。图图 2-13 塔板漏液示意图塔板漏液示意图2。8 塔板负荷性能图塔板负荷性能图2。8。1 雾沫夹带线雾沫夹带线泛点率： （244）1.36VSSLLVFbVL ZFKC A按泛点率为计算如下：80%3.621.360.987343.620.801.0 0.141 1.26SSVL整理得： 0.071.330.142SSVL或 2.

56、03 19.0SSVL由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，依上式计算出相应SL的值列于下表 25 中。据此，可做出雾沫夹带线（如图 214 所示） 。SV 1表表 253SLm s0.00080.01253SVm s2.011.792.8。2 液泛线液泛线由下式可确定液泛线： （2-45)TWPLdclLdHhhhhhhhhh忽略式中，将各项代入上式可得：h22 3200036002.845.340.153121000VSSTWWLWWuLLHhhEgl hl因物系一定,塔板结构尺寸一定，则、及等均为THWh0hWlVL0定值，而与又有如下关系，即0uSV （2-46）0204

57、SVud N式中阀孔数与孔径亦为定值,因此可将上式简化成与的如下关系式:N0dSVSL （247）222 3SSSaVbcLdL其中:55222222002 32 33.621.91 101.91 100.0291734 18050.0391.5 0.0390.1860.1530.15378.670.980.0451110.6671 0.50.6671.0140.98VLTWWWWaNbHhhcl hdEl将计算出的、 、之值代入上式方程并整理可得：abcd222 36.392703.434.85SSSVLL在操作范围内任取若干个值，依上式算出相应的值列于下表 2-6 中。据

58、表中SLSV数据做出液泛线（如图 214 所示）. 2表表 2-63SLm s0.00080.01253SVm s2.472.022.8。3 液相负荷上限线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.依下式知液体在降液管3 5s内停留的时间为： (2-48）36006.2555fThA HssL以作为液体在降液管中停留时间的下限，则5s （249） 3max0.139 0.450.012555fTSA HLms求出上限液体流量值（常数） 。在图上液相负荷上限线为与气体流量SLSSVL无关的竖直线（如图 214 所示） 。SV 32.8。4 漏液线漏液线对于型重阀，依计算，则.1

59、F005VFu05Vu又知，则得。2004SVd Nu2054SVVd N以作为规定气体最小负荷的标准，则05F （250） 200min200234450.03918043.620.565SVVd NuFd Nms 据此做出与液体流量无关的水平漏液线（如图 2-14 所示）. 42。8.5 液相负荷下限线液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依的计算式计算出0.006OWhmOWh的下限值，依此做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线（如图SL 5214 所示). (251） 2 3min36002.840.0061000SWLEml取,则1E 3 2min3 230.0

60、06 10002.84 136000.006 10000.982.8436000.0008WSlLms2。8.6 初馏塔的塔板负荷性能图及操作弹性初馏塔的塔板负荷性能图及操作弹性由塔板负荷性能图可以看出：图图 214 初馏塔塔板负荷性能图初馏塔塔板负荷性能图 设计任务规定的气、液负荷下的操作点(设计点） ，处在适宜操作区内的适中P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. 按照固定的液气比，可分别从图中的、两点读得气相负荷的上、下限为AB、，进而可求得该初馏塔的操作弹性。 3max1.767SVms 3min0.565SVms操作弹性 (2-52） maxmin1.7673