双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统设计

1、双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统设计摘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10.8万吨已洗酚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统。下面的设计过程将对工业萘的双炉双塔连

2、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：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Designoftwo-furnacetowerscontinuousdistillationprocessofindustrialnaphthaleneAbstractNaphtheneisthemajoraromaticindustrialrawmaterialsinorganicchemistryindustry,widelyusedinproductionofsyntheticfiber,ru

3、bber,resins,dyesandtheproductionofexplosives,pesticidesandotherindustrialsectors,asthefinenaphthaleneisproducedbyrefiningindustrynaphthalene.Atpresent,inaccordancewiththeexceptionofafewmanufacturersneedtoproducethefinenaphthalene,mostmanufacturershaveproductionofindustrialnaphthaleneproducts,awidera

4、ngeofindustrialusesandthelargedemandsofthenaphthalenemakeitparticularlyimportanttoefficientproduction.Industrialnaphthaleneproductionistheuseofnaphthalenedistillationmethodforfinenaphthaleneofnaphthalenedistillates.Thecommondistillationmethodisdividedintotwo,thatareintermittentandcontinuousprocess.T

5、hewayofdistillationwillbedecidedbythehandlingcapacityofrawmaterials,andthissetofdesignChoosesthecontinuousproductionprocesssupportingthedevicesproducingthematerialswhichwillbeusedforthehandlingcapacityof10,800tonsmixedthreefractions:washedphenol、naphthaleneandwashedoil,thatis,two-furnacetowerscontin

6、uousdistillationprocessofindustrialnaphthalene.Thefellowingdesignprocesswillfocusonadetaileddescriptionoftwo-furnacetowersnaphthalenecontinuousdistillationprocessandthemainequipmentusedinthesystem-theprimaryindustrialnaphthalenedistilledtowerandindustrialnaphthalenevaporizationcondensationcoolercond

7、uctsacomprehensiveSelectionandVerificationcalculation.Keywords:industrialnaphthalene;two-furnacetowerscontinuousdistillationprocessofindustrialnaphthalene;primarydistillationtowerfortheindustrialnaphthalene;industrynaphthalenevaporizationcondensationcooler VII目录TOC o 1-5 h z摘要IABSTRACTII HYPERLINK l

8、 bookmark4 第一章引言1 HYPERLINK l bookmark6 1.1概述1 HYPERLINK l bookmark8 1.2设计依据6 HYPERLINK l bookmark10 1.3技术来源6 HYPERLINK l bookmark12 1.4设计任务及要求6 HYPERLINK l bookmark14 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7 HYPERLINK l bookmark22 2.1初馏塔的选型7 HYPERLINK l bookmark24 2.2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

9、初馏塔物料平衡8 HYPERLINK l bookmark26 2.3初馏塔操作条件的确定9 HYPERLINK l bookmark28 2.3.1操作压力9 HYPERLINK l bookmark32 2.3.2操作温度10 HYPERLINK l bookmark47 2.3.3进料状态13 HYPERLINK l bookmark49 2.3.4加热方式13 HYPERLINK l bookmark51 2.4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13求最小回流比Rmin142.4.3求实际塔板数142.4.4加料板位置的确定15 HYPERLINK l

10、bookmark59 2.5初馏塔Fl型浮阀（重阀）精馏塔主题工艺尺寸的计算16 HYPERLINK l bookmark61 塔径16 HYPERLINK l bookmark67 塔高18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20 HYPERLINK l bookmark91 2.6塔板布置及浮阀数目与排列21 HYPERLINK l bookmark121 2.7塔板流体力学验算23 HYPERLINK l bookmark123 2.7.1干板阻力232.7.2板上充气液层阻力232.7.3液体表面

11、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26 HYPERLINK l bookmark135 2.8塔板负荷性能图272.8.1雾沫夹带线27 HYPERLINK l bookmark137 2.8.2液泛线272.8.3液相负荷上限线28 HYPERLINK l bookmark168 2.8.4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（Fl型浮阀塔）工艺设计计算结果30 HYPERLINK l bookmark2

12、10 初馏塔塔体及裙座的强度和稳定校核32材料的选择32筒体和封头壁厚计算32塔体的强度和稳定校核32裙座的强度和稳定校核33 HYPERLINK l bookmark258 各接管尺寸的确定及相应的开孔补强计算34 HYPERLINK l bookmark260 进料管34釜残液出料管37 HYPERLINK l bookmark324 回流液管37塔顶馏出物蒸气上升管382.10.5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39 HYPERLINK l bookmark344 工业萘汽化冷凝冷却器的工作原理39 HYPERLINK l boo

13、kmark346 工业萘汽化冷凝冷却器的结构及工作流程39 HYPERLINK l bookmark348 工业萘汽化冷凝冷却器的关键操作参数及设计条件39 HYPERLINK l bookmark350 3.4筒体校核403.4.1筒体的校核计算40 HYPERLINK l bookmark352 3.4.2水压试验41 HYPERLINK l bookmark362 3.5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44 HYPERLINK l bookmark386 3.6法兰的选型及

14、校核（以管箱法兰为例）453.6.1垫片的选型与校核453.6.2螺栓的选型与应力校核46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）53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64 HYPERLINK l bookmark585 3.9工业萘汽化冷凝冷却器附件（折流板）的选型64 HYPERLINK l bookmark587 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

15、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冷却器67 HYPERLINK l bookmark595 4.1转鼓结晶机67 HYPERLINK l bookmark597 4.2管式加热炉67 HYPERLINK l bookmark599 4.3酚油冷凝冷却器68 HYPERLINK l bookmark601 第五章双炉双塔生产工业萘的主要操作过程69 HYPERLINK l bookmark603 5.1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69 HYPERLINK l bookmark605 双炉双塔生产工业萘的

16、停车操作过程70 HYPERLINK l bookmark607 5.2.1正常停车705.2.2紧急停车与暂时停车70 HYPERLINK l bookmark609 双炉双塔生产工业萘的正常操作过程71 HYPERLINK l bookmark611 5.4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5-1）72 HYPERLINK l bookmark613 结束语73参考文献74设计说明书（论文）MicrosoftWurd9.2.,902KE戒炉茨塔工灶荼连续精请工艺系蛛设计1?177KEAutoCAD閣形73KB致谢76折疣板加AutdCAll閣形&WG78阳X装配團切Au

17、toCAD图形DWGj226阳 第一章引言1.1概述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77.5r，萘含量不小于95.13%,其他指标符合国家质量指标GB670086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

18、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15%17%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），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

19、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10.8万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3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、1,2,4-三甲苯、对甲酚、茚等组分作为酚油

20、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、0-甲基萘、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）：ErfioonorT110T1J1T2412初21+TKL1塔L11S19二回就槽190-2001C218r100-110r2752匸TF2：-I亡一油水分离器30351C15-V-A】、低禁齢器倔蔡洗油槽低蔡

21、胡器_加技蠢呵tre换热器冷凝器/结晶机原料泵00-0r:1匕ILI原料假产品iaitWK11图1-1双炉双塔工业萘连续精馏工艺流程1初馏塔管式炉；2精馏塔管式炉；3初馏塔；4精馏塔；5酚油冷凝冷却器；6工业萘换热器；7工业萘汽化冷凝冷却器；8酚油油水分离器；9酚油回流槽；10工业萘回流槽；11工业萘高置槽；12转鼓结晶机；13低萘洗油冷却器；14原料油泵；15酚油回流泵；16工业萘回流泵；17初馏塔循环油泵；18精馏塔循环油泵；19低萘洗油泵；20原料油槽；21酚油槽；22低萘洗油槽；23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

22、以经碱洗后温度为8090的已洗酚萘洗三混馏分作为原料，经静置脱水后，由原料油泵14从原料油槽20中抽出，打入原料与工业萘换热器6，与从精馏塔4顶部来的温度为218的萘蒸汽进行换热交换使温度升至210215，再进入初馏塔3。原料在初馏塔中的初步分馏，是靠初馏塔管式炉1提供热量产生沿塔上升的蒸汽，原料中所含的酚油以190200气态从初馏塔顶部逸出，进入酚油冷凝冷却器5被水冷凝冷却至3035，再进入酚油油水分离器8，冷凝液中的分离水从分离器底部排入酚水槽（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9，由酚油回流泵15抽出，打入初馏塔3的顶部，以控制塔顶温度，其余酚油从回流槽上部满流入酚

23、油槽21，送洗涤工序回收加工。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17抽出，一部分打入初馏塔管式炉1，被燃料燃烧加热至270275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230235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2循环加热而进行分馏，其中的萘以218的气态从精馏塔顶部逸出，经工业萘换热器6进行热交换后，再进入工业萘汽化冷凝冷却器7被水冷却至100110，以液态进入工业萘回流槽10，部分工业萘由回流槽底部被工业萘回流泵16抽出，打入精馏塔4的顶部，以控制塔顶温度，其余工业萘从回流槽上部满流入

24、工业萘高置槽11，再放入转鼓结晶机12，便得到含萘95%的工业萘。流入精馏塔底储糟的残油为245250温度，被精馏塔热油循环泵抽出，一部分打入精馏塔管式炉2，被加热至275282部分气化后，又回入精馏塔内部，供做精馏的热量。多余的另一部分残油则打入低萘洗油冷却器13，被水冷却后的洗油放入油库（流程简化图如图1-2所示）。三混谓分（含蔡4諏）初谓丁疣段2101CX初慵塔塔顶190200lCr初酚油I热回疣比2030）H初慵炉f出口淙度270-27510）塔底为洗油产品亠雜点供.塔顶2181C95%T业蔡（含蔡5駆1；下）”f热回疣比为小畀精谓炉（出口温度2901C）图1-2双炉双塔工业萘连续精馏

25、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1-3管式炉出口温度控制原理方框图TUI，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1-4所示）。图

26、1-4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0.5%，为了减少水分，操作中尽量避免停泵换槽

27、。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20%25%。若排放量过少，塔底液位上升，会造成物料和热量不平衡；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95%，从塔底侧线切割而得低萘洗油中含萘量应小于5%，从塔底排出的残油含萘量应小于2%。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

28、做出相应的理论校核计算。技术来源目前，双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统的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。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300天，每天开动设备24小时计算，年原料处理量为10.8万吨年。具体工艺过程为饱和液体进料（泡点进料）下的双炉双塔连续精馏工艺系统。第二章双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统主体设备之初馏塔初馏塔的选型根据设计要求下的生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，年原料处理量为10.8万吨/年，由于产品粘度较小，流量较大，为减

29、少造价，降低生产过程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）。初馏塔全塔物料衡算原料处理量已洗酚萘洗三混馏分15000kg/h。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：组分分子式1，2，4三甲苯CH912茚CH98对甲酚CHO78四氢化萘CH1012萘CH108硫杂茚CHS86二甲酚CHO810喹啉CHN970甲基萘CH1110二甲基醇CH1212苊CH1210合计沸点/c相对分子质量日.质量161.21021.29181.81162.81191.51080.152071323.45

30、21812852.27231.51341.222251220.19237.51290.4024314224.6726315610.672731542.94100表2-1已洗酚萘洗三混馏分的组成含量/%摩尔分数kg/hkmol/h1.36193.51.533.244213.640.18522.50.2083.495173.9254.5784061.31.36183.51.530.2128.80.2360.415600.46523.543702.726.19.15160010.252.554412.8710015000112.12.2.3初馏塔物料平衡按表2-1所列原料组成，取四氢化萘为轻关键组分

31、，萘为重关键组分，则：原料中X=3.49%（四氢化萘摩尔分数）；X=54.5%（萘摩尔分数）。TOC o 1-5 h z1f2f借鉴相关资料可设：轻关键组分在馏出物中的浓度为0.32（摩尔分数）轻关键组分在釜残液中的浓度为0.01（摩尔分数）对轻关键组分：0.32P+0.01W二112.1x0.0349（2-1）根据总物料衡算：P+W二112.1（2-2）求解得：馏出物量P=9kmol/h釜残液量W=103.1kmol/h馏出物中含四氢化萘量：9x0.32=2.88kmol/h馏出物中含萘量：9(1.53+3.64+0.208+2.88)=0.742kmol/h沸点低于四氢化萘的各组分可以认为

32、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：原表2-2初馏塔的物料平衡表釜残液（塔底产品）料摩尔分数/%馏出物（塔顶产品）组分kmol/hkmol/h摩尔分数/%kmol/h摩尔分数/%1,2,4-三甲苯1.531.361.5317.000茚3.643.243.6440.400对甲酚0.2080.1850.2082.3100四氢化萘3.923.492.8832.01.041.0萘61.354.50.7428.2460.55858.74硫杂茚1.531.36001.531.484二甲酚0.2360.21000.236

33、0.229喹啉0.4650.415000.4650.451卩-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、1,2,4-三甲苯、对甲酚、茚等组分作为酚油馏分蒸出。初馏塔残油富集了萘及沸点比萘高的组分，如硫杂茚、二甲酚、喹啉、卩-甲基萘、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。初馏塔操作条件的确定2.

34、3.1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102.6kPa；塔底气相压力为x9.8x104Pa（绝压）。2.3.2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n个组分的混合物的精馏过程，设塔顶蒸气组成为：y,y,y,y；同yTOC o 1-5 h z123ni达成平衡的液相组成为：x,x,x,x；各组分在塔顶状态下的纯态蒸气压为：123npo,po,po,po；塔顶操作总压为p，则可以列出各组分的相对平衡方程式：123npy=pox;py=pox;py=pox(2-3)111222nnn因为相平衡常数：.2-4)K=Y/X=po/p

35、1111所以po=pY/X=pK;po=pY/X=pK;po=pY/X=pK11112222nnnn对任一组分由上式可得：y/po=x/piii对于n组分系统来说，则有下列关系：xx1+2+x1+n=pp2-5)所以2-6)1p二i“pio上式即为n组分混合物的气相等温线方程式。当搭顶馏出物组成均为已知时，根据塔顶总压p及塔顶蒸气组成，就可以利用气相等温线方程式，用下述方法来确定塔顶温度。由上式得：1=0筠pi=1pio等式两边各乘以萘在塔顶温度下的蒸气压p，即得:N=2X+丄+丄厶Pp1op2oponpN亠+丄+ppopopo12n-pNpNpN根据相平衡常数和相对挥发度的定义，即得：K二y

36、i+y2+2ndyi(2-7)naaaa12ni=1i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p下，设一塔顶温度t/r；查出馏出物中各种组分在所设定温度下的纯态蒸气压po,po,po,po；123nIII计算各组分的a及(y/a)值，并求出工(y/a);.皿求出在所设条件下萘的相平衡常数K=p/p;NNV.分析计算结果：如Kn=(yfa)或误差在5%以内，可认为所设塔顶温度可以采用；若误差超过5%，则需再另设塔顶温度，重新进行上述全部计算过程。一般需进行34次试差计算。设塔顶温度为195r，则本计算最后试差结果见表2-3：表2-3设塔顶温度为195r时的试差结果馏出物的组成y

37、poay，a1，2，4-三甲苯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0.0824440工(y/a)二0.56381.000.0824p-1=779yi.1poi=1i在195r时，萘的平衡常数K二440:779二0.5648N0.5648-0.5638=0.001误差在5%以内，则Kn与工a)值近似相等，所以塔顶温度为195r是适宜的。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n个组分的混合物的精馏过程，设塔底液相组成：x,x,x

38、,x；塔底操作压123n力为p，则可根据液相等温线方程式来确定塔底温度。1=ax+ax+K1122Nin+axax或nniii=1N十n乙axiii=12-8)上式即为n个组分的混合物的液相等温线方程式。利用此方程式，即可按试差法求得塔底温度，如下：I.在已知的塔底操作压力p下，设塔底温度为t/C;II.查出塔底残液中各组分在所设温度下的纯态蒸气压po,po,po,po；123nIII计算各组分的相对挥发度a及ax值，并求出工(ax)；.W.求出在所设塔底温度条件下萘的相平衡常数K=p/p；NNV.分析计算结果：如K=1S(ax)或误差在5%以内，可认为所设塔底温度可以采用；如误差超过NJ5%

39、，则需再另设塔底温度，重新进行上述全部计算过程。一般需进行34次试差计算。设塔底温度为240C,则本计算最后试差结果见表2-4：表2-4设塔底温度为240C时的试差结果釜残液的组成xpoaax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0.004518100.6350.002860-甲基萘0.25325950.4660.11799二甲基醇0.09945000.3920.03896苊0.027843400.8670.0241工(ax)=0.7998

40、(2-9)p=pox=999(2-10)iii=1在240C温度下，萘的相平衡常数K=1275:999=1.276N而1/工(ax)=1/0.7998=1.251.276-1.25二0.026误差在5%之内，则K、1,辽（x）两值近似相等，所以可认为所设塔底温度是适N丿宜的。通过以上计算可得：初馏塔塔顶温度为195，塔底温度为240。2.3.3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

41、体进料方式。2.3.4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270275，再返回初馏塔底，以油循环方式供给初馏塔热量。初馏塔所需理论塔板层数及回流比的确定2.4.1求最小理论塔板数根据物料平衡数据可知：x=0.32（轻关键组分在馏出物中的浓度）；x=0.01（轻关键组分在釜残液中的1p1w浓度）；x二0.0824

42、（重关键组分在馏出物中的浓度）；x二0.5874（重关键组分在釜2p2w残液中的浓度）。a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a二5s，故降液管尺寸可用。2.5.6降液管底隙高度2-28)7LLh=h=S-03600luluW0W0取降液管底隙处液体流速u二0.228ms,u的一般经验数值为0.070.25m/s。00=0.045m0.01h=00.98x0.228塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F二11，则阀孔气速为:0=F几叮=11/362=5.78ms2-29)每层塔板上浮阀个数：N=-Y-d2u4001.27x4兀x0.0392x5.78二1842-30

43、)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W二0.21m，选取无效边缘区宽度W二0.05m，破沫区宽度W二0.075m，采用dcsF1型重阀（如图2-7所示），重量为33g，阀孔直径d为39mm。0图2-7F-1型重阀由于塔直径大于900mm，故需采用分块式塔板结构，查表确定需分为四块（其中两块弓形板、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，浮阀的排列方式对分块式塔板应采用等腰三角形叉排。现按t=75mm、t=65mm的等腰三角形叉排方式画出浮阀排列草图，见图2-8及图2-9。IIni图2-8塔板布置图图2-9浮阀排列草

44、图由图可知阀孔数为180个，重新核算以下参数：阀孔气速：VS冗d2N4o1.27x4兀x0.0392x180二5.91ms2-31)动能因数：2-32)F=5.9叽362=11.24动能因数在912之间，合适。塔板开孔率：2-33)0825申二Uu二x100%二13.96%05.91开孔率在10%14%之间，合适。塔板流体力学验算2.7.1干板阻力“5心=5344二0-047m液柱L2-34)2.7.2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e=0.5。0则h=eh=0.5x0.07=0.035m液柱（2-35）l0L液体表面张力所造成的阻力由表面张力

45、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。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：h=h+h+h=0.047+0.035=0.082m液柱（2-36）pclb则单板压降：AP=hpg=0.082x734x9.81=590Pa（2-37）ppL（如下图2-10所示为塔板阻力示意图）图2-10塔板阻力示意图2.7.5淹塔（降液管液泛）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：H0(H+h),图2-11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）：h二0.082m液柱p液体通过降液管

46、的压头损失，因不设进口堰，故可按下式计算，即h二0.153d(LSIlhW0二0.153x0.01丫、0.98x0.045丿-0.008m液柱2-38)前已选定板上液层高度为：h-0.070mL贝UH二0.082+0.070+0.008二0.16md取降液管中泡沫层相对密度0=0.5，前已选定板间距H二0.45m,h二0.039m。TW贝有：0(H+h)=0.5x(0.45+0.039)=0.245mTW可见H5s2-39)可见，液体中所夹带的气体能够被释出（如下图2-12所示）。lid图2-12降液管内液体停留时间示意图2.7.6雾沫夹带验算泛点率泛点率：V+1.36LZSp-psLLVKC

47、Ax100%2-40)Fb板上液体流经长度：VsP-PF二L-X100%0.78KCAFT2-41)2-42)2-43)Z二D-2W二1.4-2x0.21二0.98mLd板上液流面积：A=A-2A=1.54-2x0.139=1.26m2bTf查得泛点负荷因数C二0.141，物性系数K二1.0。F将以上数据代入：*21.27x+1.36x0.01x0.98F二734-畑x100%二57.8%1.0 x0.141x1.261.27xF二一0.78x1.0 x0.141x1.543.62(734-3.62x100%二52.8%对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，上两式计算出的泛点

48、率都在80%以下，故可知本设计中的雾沫夹带量能够满足豊0.1kg（液）；kg（气）的要求。2.7.7严重漏液校核当阀孔的动能因数F低于5时将会发生严重漏液，前面已计算出F二11.24，可见00不会发生严重漏液。图2-13塔板漏液示意图塔板负荷性能图2.8.1雾沫夹带线泛点率：VSF=Pv+1.36LZP-pSLLVKCAFb2-44)按泛点率为80%计算如下：3.62一+1.36Lx0.98=0.801.0 x0.141x1.26J734-3.62整理得：0.07V+1.33L=0.142SSV二2.03-19.0LSS的V值列于下表2-5中。据此，可做出雾沫夹带线(1)S由上式知雾沫夹带线为

49、直线，则在操作范围内任取两个L值，依上式计算出相应S如图2-14所示)。表2-50.00082.010.01251.792.8.2液泛线由下式可确定液泛线：0(H+h)=h+h+h=h+h+hTWPLdclb忽略式中h，将各项代入上式可得：b+h+hLd2-45)(LSUh丿W0因物系一定，塔板结构尺寸一定，则H、T0(H+h)=5.34TWPU2i+0.153P2gL+(1+)0h+2-84W1000已3600L)Sl丿Wh、Wh、0l、WP、P、&及0等均为VL0定值，而u与V又有如下关系，即0S2-46)VS-d2N40式中阀孔数N与孔径d亦为定值，因此可将上式简化成V与L的如下关系式:

50、0SSaV2二bcLdL23(2-47)SSS其中：a二1.91x105衆=皿105x心2二00291b=(H+h)-1.5h=0.5x(0.45+0.039)1.5x0.039=0.186TWW0.1530.153c=78.6712h20.982x0.0452W0d=(1+8)E0.667丄=(1+0.5)x0.667x1=1.01401230.9823W将计算出的a、b、c、d之值代入上式方程并整理可得：V2=6.392703.4L234.85L23SSS在操作范围内任取若干个L值，依上式算出相应的V值列于下表2-6中。据表中数SS据做出液泛线(2)(如图2-14所示)。表2-60.012

51、52.020.00082.472.8.3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35s。依下式知液体在降液管内停留的时间为：2-48)3600AHt二f_T=6.255s5sLh以t二5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则(L)maxAHf50.139x0.455=0.0125m3：s2-49)求出上限液体流量L值（常数）。在V-L图上液相负荷上限线为与气体流量V无SSSS关的竖直线（3）（如图2-14所示）。2.8.4漏液线对于F1型重阀，依F=u=5计算，则u又知V二仝d2Nu，S400兀5d2N40VPV00甲V0以F二5作为规定气体最小负荷的标准，则0（V）=-d2

52、NuTOC o 1-5 h zSmin400兀，F=d2Ne=2-50）40PV兀53.62=x0.0392x180X4=0.565m3s据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）（如图2-14所示）。2.8.5液相负荷下限线取堰上液层高度h=0.006m作为液相负荷下限条件，依h的计算式计算出L的OWOWS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（5）（如图2-14所示）。10003600（L）23Smin=0.006mlW2-51）取E=1，则（L）Smin（0.006x1000丫2、2.84x1丿lW3600（0.006x1000）32284J0.98x3600=0.0

53、008m3：s2.8.6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2-14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P（设计点），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。按照固定的液气比，可分别从图中的A、B两点读得气相负荷的上、下限为（V）=1.767m3；s、（V）=0.565m3s，进而可求得该初馏塔的操作弹性。TOC o 1-5 h zSmaxSmin（V）1.7672-52)操作弹性=fSWax=3.13（V厂0.565Smin2.8.7初馏塔（F1型浮阀塔）工艺设计计算结果现将以上全部的初馏塔工艺设计计算结果汇

54、总列于表2-7：表2-7初馏塔(F1型浮阀塔)工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径Dm1.40塔咼Zm37.39板间距H*m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速U(ms)0.825溢流堰长l/mW0.98溢流堰咼h.mW0.039板上液层咼度hm0.07降液管底隙高度hjm0.045浮阀数N个180等腰三角形叉排阀孔气速uj(m/s)5.91阀孔动能因数F011.24临界阀孔气速Ug/(mJs)5.78孔心距t：m0.075指同一横排的孔心距排间距m0.065指相邻二横排的中心线距离单板压降人行/戶。590液体在降液管内停留时间s6.255降液管内清液层咼度H/m0.16泛点率

55、Fi%57.8气相负荷上限(V)/，(m3s)Smax1.767雾沫夹带控制气相负荷下限(V)/(m3s)Smin0.565漏液控制操作弹性3.13 1 初馏塔塔体及裙座的强度和稳定校核2.9.1材料的选择初馏塔筒体和上、下封头材料均选用16MnR（r=345MPa,o=170MPa）裙座选S用16MnRC=170MPa）。S2.9.2筒体和封头壁厚计算根据设计任务书给出的已知条件：设计压力p二1.8MPa，对接焊缝系数0二0.85，筒体壁厚附加量C二2mm；又前已算出塔径D=1400mm，则筒体壁厚：pD2-53)2-54)1.8X1400小=+22X170X0.85-1.8=11.77mm

56、取S=14mm又知圭寸头壁厚附加量C=2mm，取载荷组合系数K=1.1,则封头壁厚：PDK+Cbl0-0.5p1.8X1400X1.1=+22x170 x0.85-0.5x1.8=11.62mm取S=14mm（上封头），S=18mm（下封头）hh2.9.3塔体的强度和稳定校核对于本设计中初馏塔的圆筒形塔体，不计入附加量的壁厚S=12mm，则由设计压力（内压）弓I起的轴向应力r为：2-55)b=巴=】8X1400二52.5MPa14S4X12塔体与裙座衔接处截面的面积A=39818.34mm2，此截面以上塔体部分的质量ama二50000kg，该截面处的垂直地震力Fa二2000N，则由轴向载荷引起

57、的轴向应力为:vmagFa50000 x9.820002-56)v二一=12.3MPaA39818.34a在正常操作状态和停工状态下，取出其中风弯矩和地震弯矩与偏心弯矩组合后的大者，即Ma二1500MPa，又该截面的抗弯断面系数W二18.632（依据塔径与壁厚查阅max相关手册可得），则由最大弯矩引起的轴向应力为Ma15002-57)b二max二二80.5MPaW18.632a综上所述，塔体在该截面的组合轴向应力是上述三项轴向应力的总和，即b二52.512.3+80.5二120.7MPaa在正常操作和停工状态下，当组合应力为正值时，应满足bKbt0，其中K为a载荷组合系数，取K二1.1,Q二0

58、.85，则Kbl0二1.1X170X0.85二158.95MPab二120.7MPa158.95MPaa故可知塔体的强度及稳定性在本设计的已知条件下满足要求（即可保证其组合轴向应力不超过许用值）。2.9.4裙座的强度和稳定校核裙座承受着弯矩和轴向载荷的联合作用。因此也必须保证其组合轴向应力不超过许用值。一般先参照塔体选取适当的裙座壁厚，然后计算各危险截面的组合轴向应力，并根据计算结果调整壁厚，使其满足强度和轴向稳定条件。由于大部分塔设备的裙座一般不会太高，通常取同一厚度，因此裙座的危险截面在裙座底部、裙座人孔或最大管线引出孔处。背风（或地震）侧裙座底部截面的组合轴向应力b0为:mogFoMob

59、0=vmaxAoWo_250051000 x9.8_200039818.3418.632_119.83MPab0_119.83MPaKb_187MPa由上可见在正常操作和停工状态下，裙座底部的组合轴向应力能够满足b0D，补强圈在有效补强范围内。补强圈厚度为：A1347.46=4=11.5mmD-d250-1332-76)考虑钢板负偏差并经圆整，取补强圈名义厚度为14mm。2.10.2釜残液出料管釜残液平均密度：P二468.2kgm3(查阅相关手册可得)w釜残液的体积流量：7WM103.1x137“/L=l=0.0084m3/s(2-77)sw3600p3600 x468.2w取适宜的输送速度u

60、=1.5m/s，则w/|4x0.0084d=.=0.084m(2-78)w计1.5兀经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格：Q89x8mm(无需另行补强)实际管内流速：2-79)u=4X00084=1.8m/sw兀x0.07722.10.3回流液管回流液酚油的平均密度：P广186.22kgm3(查阅相关手册可得)回流液体积流量：LML=iSl3600Pl9x(1+0.39)x1173600 x186.22=0.0022m3/s2-80)利用回流泵将酚油抽到初馏塔顶部进行回流，选取适宜的回流速度u=0.5m/s，那lf4x0.0022cmud=0.075m(2-81)/计0.5兀经圆整