雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝系統(tǒng)設計

1、雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝系統(tǒng)設計摘要精萘是有機化學工業(yè)主要的芳香族原料，廣泛應用于生產(chǎn)合成纖維、橡膠、樹脂、染料以及制取炸藥、農(nóng)藥等工業(yè)部門，是一種重要的化工原料。而精萘又是經(jīng)過對工業(yè)萘的精制得到的，目前，除少數(shù)廠家根據(jù)需要生產(chǎn)精萘外，大部分廠家均生產(chǎn)工業(yè)萘產(chǎn)品，廣泛的用途及用量使工業(yè)萘的高效生產(chǎn)顯得尤為重要。工業(yè)萘生產(chǎn)是采用精餾方法將含萘餾分進行分餾，提取出工業(yè)萘產(chǎn)品。精餾方式分為間歇式和連續(xù)式兩種工藝流程。原料年處理量決定精餾方式，本套設計將采用與年原料處理量為10.8萬噸已洗酚萘洗三混餾分裝置相配套的連續(xù)式生產(chǎn)工藝，即雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝系統(tǒng)。下面的設計過程將對工業(yè)萘的雙爐雙塔連

2、續(xù)式精餾工藝流程進行詳細的敘述并對工藝系統(tǒng)中所使用的主體設備工業(yè)萘初餾塔和工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器進行全面的設計選型及校核計算。關鍵詞：工業(yè)萘；雙爐雙塔連續(xù)精餾工藝；工業(yè)萘初餾塔；工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器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目錄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設計依據(jù)6 HYPERLINK l bookmark10 1.3技術來源6 HYPERLINK l bookmark12 1.4設計任務及要求6 HYPERLINK l bookmark14 第二章雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝系統(tǒng)主體設備之一初餾塔7 HYPERLINK l bookmark22 2.1初餾塔的選型7 HYPERLINK l bookmark24 2.2初餾塔全塔物料衡算72.2.1原料處理量72.2.2原料組成及各組分的含量72.2.3

9、初餾塔物料平衡8 HYPERLINK l bookmark26 2.3初餾塔操作條件的確定9 HYPERLINK l bookmark28 2.3.1操作壓力9 HYPERLINK l bookmark32 2.3.2操作溫度10 HYPERLINK l bookmark47 2.3.3進料狀態(tài)13 HYPERLINK l bookmark49 2.3.4加熱方式13 HYPERLINK l bookmark51 2.4初餾塔所需理論塔板層數(shù)及回流比的確定132.4.1求最小理論塔板數(shù)13求最小回流比Rmin142.4.3求實際塔板數(shù)142.4.4加料板位置的確定15 HYPERLINK l

10、bookmark59 2.5初餾塔Fl型浮閥（重閥）精餾塔主題工藝尺寸的計算16 HYPERLINK l bookmark61 塔徑16 HYPERLINK l bookmark67 塔高18溢流裝置單溢流弓形降液管的堰長192.5.4弓形降液管的出口堰高192.5.5弓形降液管寬度和面積202.5.6降液管底隙高度20 HYPERLINK l bookmark91 2.6塔板布置及浮閥數(shù)目與排列21 HYPERLINK l bookmark121 2.7塔板流體力學驗算23 HYPERLINK l bookmark123 2.7.1干板阻力232.7.2板上充氣液層阻力232.7.3液體表面

11、張力所造成的阻力232.7.4氣體通過浮閥塔板的壓強降（單板壓降）232.7.5淹塔（降液管液泛）校核242.7.6霧沫夾帶驗算泛點率252.7.7嚴重漏液校核26 HYPERLINK l bookmark135 2.8塔板負荷性能圖272.8.1霧沫夾帶線27 HYPERLINK l bookmark137 2.8.2液泛線272.8.3液相負荷上限線28 HYPERLINK l bookmark168 2.8.4漏液線292.8.5液相負荷下限線292.8.6初餾塔的塔板負荷性能圖及操作彈性302.8.7初餾塔（Fl型浮閥塔）工藝設計計算結(jié)果30 HYPERLINK l bookmark2

12、10 初餾塔塔體及裙座的強度和穩(wěn)定校核32材料的選擇32筒體和封頭壁厚計算32塔體的強度和穩(wěn)定校核32裙座的強度和穩(wěn)定校核33 HYPERLINK l bookmark258 各接管尺寸的確定及相應的開孔補強計算34 HYPERLINK l bookmark260 進料管34釜殘液出料管37 HYPERLINK l bookmark324 回流液管37塔頂餾出物蒸氣上升管382.10.5循環(huán)熱油蒸氣進口管38第三章雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝系統(tǒng)主體設備之二工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器39 HYPERLINK l bookmark344 工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器的工作原理39 HYPERLINK l boo

13、kmark346 工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器的結(jié)構及工作流程39 HYPERLINK l bookmark348 工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器的關鍵操作參數(shù)及設計條件39 HYPERLINK l bookmark350 3.4筒體校核403.4.1筒體的校核計算40 HYPERLINK l bookmark352 3.4.2水壓試驗41 HYPERLINK l bookmark362 3.5管箱的選型與校核423.5.1封頭的選型及校核計算423.5.2管箱法蘭的選型標準433.5.3墊片的選型及應力校核443.5.4等頭雙頭螺栓的選型44 HYPERLINK l bookmark386 3.6法蘭的選型及

14、校核（以管箱法蘭為例）453.6.1墊片的選型與校核453.6.2螺栓的選型與應力校核46法蘭的選型及應力校核計算（以管箱法蘭為例）483.7管板及熱管的選型與校核533.7.1管板（管板的厚度及布管圓直徑的確定）53換熱管（管子的排列方式及管間距的確定）563.8應力校核593.8.1管板組合應力校核593.8.2換熱管拉脫應力的校核計算623.8.3殼程圓筒軸向應力校核64 HYPERLINK l bookmark585 3.9工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器附件（折流板）的選型64 HYPERLINK l bookmark587 工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器各接管的尺寸及相應的開孔補強結(jié)果66第四章雙爐雙塔

15、工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝系統(tǒng)的其它主要設備轉(zhuǎn)鼓結(jié)晶機、管式加熱爐及酚油冷凝冷卻器67 HYPERLINK l bookmark595 4.1轉(zhuǎn)鼓結(jié)晶機67 HYPERLINK l bookmark597 4.2管式加熱爐67 HYPERLINK l bookmark599 4.3酚油冷凝冷卻器68 HYPERLINK l bookmark601 第五章雙爐雙塔生產(chǎn)工業(yè)萘的主要操作過程69 HYPERLINK l bookmark603 5.1雙爐雙塔生產(chǎn)工業(yè)萘的開車操作過程695.1.1開車前的準備695.1.2開工和正常操作69 HYPERLINK l bookmark605 雙爐雙塔生產(chǎn)工業(yè)萘的

16、停車操作過程70 HYPERLINK l bookmark607 5.2.1正常停車705.2.2緊急停車與暫時停車70 HYPERLINK l bookmark609 雙爐雙塔生產(chǎn)工業(yè)萘的正常操作過程71 HYPERLINK l bookmark611 5.4雙爐雙塔生產(chǎn)工業(yè)萘過程中的不正?，F(xiàn)象及其處理辦法（見表5-1）72 HYPERLINK l bookmark613 結(jié)束語73參考文獻74設計說明書（論文）MicrosoftWurd9.2.,902KE戒爐茨塔工灶荼連續(xù)精請工藝系蛛設計1?177KEAutoCAD閣形73KB致謝76折疣板加AutdCAll閣形&WG78陽X裝配團切Au

17、toCAD圖形DWGj226陽 第一章引言1.1概述萘是有機化學工業(yè)主要的芳香族原料，廣泛應用于生產(chǎn)合成纖維、橡膠、樹脂、染料以及制取炸藥、農(nóng)藥等的工業(yè)部門。萘的資源主要來自焦化萘和石油萘，就其質(zhì)量來說石油萘大大超過目前的焦化萘，但從資源量上來說，焦化萘具有優(yōu)異條件。目前，除少數(shù)廠根據(jù)需要生產(chǎn)精萘外，大部分廠均生產(chǎn)工業(yè)萘產(chǎn)品。工業(yè)萘一般是指結(jié)晶點不小于77.5r，萘含量不小于95.13%,其他指標符合國家質(zhì)量指標GB670086的萘產(chǎn)品。我國生產(chǎn)的工業(yè)萘主要用于生產(chǎn)苯酐，再以苯酐為原料制取各種纖維、塑料、增塑劑、樹脂和油漆，例如，聚酯樹脂和聚酯纖維、塑料薄膜形成物和橡膠增塑劑、清漆和磁漆的醇酸

18、樹脂等。含萘餾分富集焦油中的萘是作為工業(yè)萘生產(chǎn)的原料。在原料餾分中含有極復雜的多種組分，有酸性（主要是酚類）中性及堿性（吡啶堿類），每類組分又都含有多種單一組分。為了提高工業(yè)萘產(chǎn)品質(zhì)量及提取這些產(chǎn)品，原料餾分在精餾時，需要進行堿洗和酸洗。為了脫除酚類化合物，需要進行堿洗，為了脫除吡啶堿類需要用濃度為15%17%的硫酸進行酸洗。由于目前工業(yè)萘大部分用于制取鄰苯二甲酸酐（苯酐），隨著苯酐生產(chǎn)工藝的改進，含有少量不飽和化合物的工業(yè)萘，對苯酐產(chǎn)品質(zhì)量及催化劑性能均無不良影響。因此，現(xiàn)在許多焦化廠都用只經(jīng)堿洗的原料餾分提取工業(yè)萘。工業(yè)萘生產(chǎn)是采用精餾方法將含萘餾分進行分餾，提取出產(chǎn)品工業(yè)萘。精餾方式分為

19、間歇式和連續(xù)式兩種工藝流程。原料年處理量決定精餾方式，與年處理量為10.8萬噸原料焦油餾分裝置相配合的工業(yè)萘精餾裝置采用連續(xù)式生產(chǎn)工藝。以焦油蒸餾提取出的含萘餾分作為工業(yè)萘生產(chǎn)原料，到完成工業(yè)萘的生產(chǎn)過程，一般分為3個階段，即原料的預處理，初餾和精餾。原料的預處理即將含萘餾分在餾分洗滌工段中用堿液或酸液進行化學洗滌處理，脫除原料中的酚類或吡啶類化合物，經(jīng)化學處理后的餾分稱為已洗萘油餾分或已洗萘洗二混餾分或已洗酚萘洗三混餾分。這些已洗餾分均可作為工業(yè)萘生產(chǎn)的原料進入初餾裝置進行精餾。本套設計是將原料已洗酚萘洗三混餾分中比萘輕的較低沸點組分，如四氫化萘、1,2,4-三甲苯、對甲酚、茚等組分作為酚油

20、餾分蒸出。初餾塔殘油富集了萘及沸點比萘高的組分，如硫雜茚、二甲酚、喹啉、0-甲基萘、二甲基醇、苊等化合物。初餾殘油作為精餾階段的原料，在萘精餾段，采出工業(yè)萘產(chǎn)品,并將比萘重的組分作為精餾殘油產(chǎn)品,稱為低萘洗油。隨著焦油加工的集中化和大型化趨向，工業(yè)萘加工工藝也相應采用大型化和連續(xù)精餾工藝流程。我國大多采用雙爐雙塔式工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝流程。雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝流程（如圖1-1所示）：ErfioonorT110T1J1T2412初21+TKL1塔L11S19二回就槽190-2001C218r100-110r2752匸TF2：-I亡一油水分離器30351C15-V-A】、低禁齢器倔蔡洗油槽低蔡

21、胡器_加技蠢呵tre換熱器冷凝器/結(jié)晶機原料泵00-0r:1匕ILI原料假產(chǎn)品iaitWK11圖1-1雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝流程1初餾塔管式爐；2精餾塔管式爐；3初餾塔；4精餾塔；5酚油冷凝冷卻器；6工業(yè)萘換熱器；7工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器；8酚油油水分離器；9酚油回流槽；10工業(yè)萘回流槽；11工業(yè)萘高置槽；12轉(zhuǎn)鼓結(jié)晶機；13低萘洗油冷卻器；14原料油泵；15酚油回流泵；16工業(yè)萘回流泵；17初餾塔循環(huán)油泵；18精餾塔循環(huán)油泵；19低萘洗油泵；20原料油槽；21酚油槽；22低萘洗油槽；23殘油（低萘洗油）冷卻器所謂雙爐雙塔，是指該流程中采用了兩臺管式爐、兩座精餾塔（初餾塔和精餾塔）。該工藝是

22、以經(jīng)堿洗后溫度為8090的已洗酚萘洗三混餾分作為原料，經(jīng)靜置脫水后，由原料油泵14從原料油槽20中抽出，打入原料與工業(yè)萘換熱器6，與從精餾塔4頂部來的溫度為218的萘蒸汽進行換熱交換使溫度升至210215，再進入初餾塔3。原料在初餾塔中的初步分餾，是靠初餾塔管式爐1提供熱量產(chǎn)生沿塔上升的蒸汽，原料中所含的酚油以190200氣態(tài)從初餾塔頂部逸出，進入酚油冷凝冷卻器5被水冷凝冷卻至3035，再進入酚油油水分離器8，冷凝液中的分離水從分離器底部排入酚水槽（以待脫酚），冷凝液中的酚油則從分離器上部滿流入酚油回流槽9，由酚油回流泵15抽出，打入初餾塔3的頂部，以控制塔頂溫度，其余酚油從回流槽上部滿流入酚

23、油槽21，送洗滌工序回收加工。原料中所含的已洗酚萘洗三混餾分以液態(tài)混入熱循環(huán)油，一起流入初餾塔底儲槽，再由初餾塔熱油循環(huán)泵17抽出，一部分打入初餾塔管式爐1，被燃料燃燒加熱至270275部分氣化后，再回到初餾塔下部，供做初餾的熱量，另一部分則以230235的溫度打入精餾塔4。精餾塔中的已洗酚萘洗三混餾分靠精餾塔管式爐2循環(huán)加熱而進行分餾，其中的萘以218的氣態(tài)從精餾塔頂部逸出，經(jīng)工業(yè)萘換熱器6進行熱交換后，再進入工業(yè)萘汽化冷凝冷卻器7被水冷卻至100110，以液態(tài)進入工業(yè)萘回流槽10，部分工業(yè)萘由回流槽底部被工業(yè)萘回流泵16抽出，打入精餾塔4的頂部，以控制塔頂溫度，其余工業(yè)萘從回流槽上部滿流入

24、工業(yè)萘高置槽11，再放入轉(zhuǎn)鼓結(jié)晶機12，便得到含萘95%的工業(yè)萘。流入精餾塔底儲糟的殘油為245250溫度，被精餾塔熱油循環(huán)泵抽出，一部分打入精餾塔管式爐2，被加熱至275282部分氣化后，又回入精餾塔內(nèi)部，供做精餾的熱量。多余的另一部分殘油則打入低萘洗油冷卻器13，被水冷卻后的洗油放入油庫（流程簡化圖如圖1-2所示）。三混謂分（含蔡4諏）初謂丁疣段2101CX初慵塔塔頂190200lCr初酚油I熱回疣比2030）H初慵爐f出口淙度270-27510）塔底為洗油產(chǎn)品亠雜點供.塔頂2181C95%T業(yè)蔡（含蔡5駆1；下）”f熱回疣比為小畀精謂爐（出口溫度2901C）圖1-2雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾

25、工藝流程簡化示意圖雙爐雙塔工業(yè)萘實際生產(chǎn)流程中典型的控制環(huán)節(jié)：TRB,TRR：分別為對通入工業(yè)萘初餾管式爐和精餾管式爐煤氣流量的調(diào)節(jié)，目的是控制管式爐物料的出口溫度，同時也為了穩(wěn)定塔底溫度。該環(huán)節(jié)采用串級控制，爐膛溫度為內(nèi)環(huán)，物料出口溫度為外環(huán)（如圖1-3所示）。圖1-3管式爐出口溫度控制原理方框圖TUI，TU2:分別為初餾塔頂溫度調(diào)節(jié)和精餾塔頂溫度調(diào)節(jié)，通過調(diào)節(jié)塔頂回流量來調(diào)節(jié)頂部溫度，合適的塔頂和塔底溫度有利于塔內(nèi)傳質(zhì)和傳熱過程的順利進行。LR1,LR2：分別為初餾塔低液位調(diào)節(jié)和精餾塔底液位調(diào)節(jié)，通過合適的液位調(diào)節(jié),可防止塔底液位過高而淹塔或液位過低中斷蒸餾過程的進行（如圖1-4所示）。圖

26、1-4雙爐雙塔工業(yè)萘實際生產(chǎn)流程中的主控畫面該工藝流程的特點是：采用兩座管式爐分別為初餾塔和精餾塔循環(huán)油加熱，以控制塔底的溫度。兩座塔的塔頂溫度均靠調(diào)節(jié)其回流量來控制，有各自獨立的溫度制度，故操作方便，易控制，初餾、精餾操作相互不干擾。但原料質(zhì)量與組分的穩(wěn)定性，初餾和精餾過程中物料流動的穩(wěn)定性及平衡和溫度控制的穩(wěn)定是工業(yè)萘雙爐雙塔工藝正常運行的重要條件。當因某一因素不穩(wěn)定而造成兩塔操作紊亂時，需要花上幾個小時的時間進行調(diào)整，建立雙爐、雙塔的物流平衡和使溫度穩(wěn)定。為了穩(wěn)定管式爐的操作和工業(yè)萘的質(zhì)量，需注意以下幾點：進料量要均勻穩(wěn)定。原料水分穩(wěn)定并小于0.5%，為了減少水分，操作中盡量避免停泵換槽

27、。初餾塔和精餾塔殘液應連續(xù)穩(wěn)定排放，保持塔底液位穩(wěn)定，排放量不宜頻繁改變，一般為原料量的20%25%。若排放量過少，塔底液位上升，會造成物料和熱量不平衡；反之亦然。嚴格控制初餾塔溫度。若塔頂、塔底溫度偏低，則酚油切割不盡，影響精餾塔操作，若塔頂、塔底溫度偏高，則酚油中含萘量增加，既降低了萘的精制率，又容易堵塞酚油管道，一般由初餾塔切割的酚油含萘量應小于10%15%。嚴格控制精餾塔溫度。從塔頂切割工業(yè)萘中萘含量應大于95%，從塔底側(cè)線切割而得低萘洗油中含萘量應小于5%，從塔底排出的殘油含萘量應小于2%。設計依據(jù)本設計依據(jù)于教科書及煤化工專業(yè)相關參考文獻的設計實例，對所提出的題目進行實際工藝分析并

28、做出相應的理論校核計算。技術來源目前，雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝系統(tǒng)的設計方法大多以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續(xù)精餾是最常采用的，我們此次所做的校核計算也采用嚴格計算法。設計任務及要求將已洗酚萘洗三混餾分作為精餾工業(yè)萘的原料。按年工作日300天，每天開動設備24小時計算，年原料處理量為10.8萬噸年。具體工藝過程為飽和液體進料（泡點進料）下的雙爐雙塔連續(xù)精餾工藝系統(tǒng)。第二章雙爐雙塔工業(yè)萘連續(xù)精餾工藝系統(tǒng)主體設備之初餾塔初餾塔的選型根據(jù)設計要求下的生產(chǎn)任務，若按年工作日300天，每天開動設備24小時計算，年原料處理量為10.8萬噸/年，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減

29、少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，則工業(yè)萘初餾塔和精餾塔宜選用浮閥塔（F1型浮閥（重閥）塔）。初餾塔全塔物料衡算原料處理量已洗酚萘洗三混餾分15000kg/h。原料組成及各組分的含量為計算塔板數(shù)，根據(jù)相關資料確定的，非現(xiàn)場實際分析數(shù)據(jù)，列于表2-1中：組分分子式1，2，4三甲苯CH912茚CH98對甲酚CHO78四氫化萘CH1012萘CH108硫雜茚CHS86二甲酚CHO810喹啉CHN970甲基萘CH1110二甲基醇CH1212苊CH1210合計沸點/c相對分子質(zhì)量日.質(zhì)量161.21021.29181.81162.81191.51080.152071323.45

30、21812852.27231.51341.222251220.19237.51290.4024314224.6726315610.672731542.94100表2-1已洗酚萘洗三混餾分的組成含量/%摩爾分數(shù)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初餾塔物料平衡按表2-1所列原料組成，取四氫化萘為輕關鍵組分

31、，萘為重關鍵組分，則：原料中X=3.49%（四氫化萘摩爾分數(shù)）；X=54.5%（萘摩爾分數(shù)）。TOC o 1-5 h z1f2f借鑒相關資料可設：輕關鍵組分在餾出物中的濃度為0.32（摩爾分數(shù)）輕關鍵組分在釜殘液中的濃度為0.01（摩爾分數(shù)）對輕關鍵組分：0.32P+0.01W二112.1x0.0349（2-1）根據(jù)總物料衡算：P+W二112.1（2-2）求解得：餾出物量P=9kmol/h釜殘液量W=103.1kmol/h餾出物中含四氫化萘量：9x0.32=2.88kmol/h餾出物中含萘量：9(1.53+3.64+0.208+2.88)=0.742kmol/h沸點低于四氫化萘的各組分可以認為

32、全部被蒸出，沸點高于萘的各種餾分可以認為全部留在釜殘液中（實際上也接近此種情況），則可以列出初餾塔的物料平衡表，見表2-2：原表2-2初餾塔的物料平衡表釜殘液（塔底產(chǎn)品）料摩爾分數(shù)/%餾出物（塔頂產(chǎn)品）組分kmol/hkmol/h摩爾分數(shù)/%kmol/h摩爾分數(shù)/%1,2,4-三甲苯1.531.361.5317.000茚3.643.243.6440.400對甲酚0.2080.1850.2082.3100四氫化萘3.923.492.8832.01.041.0萘61.354.50.7428.2460.55858.74硫雜茚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合計112.11009100103.1100在初餾塔的初餾過程中，將原料已洗酚萘洗三混餾分中比萘輕的較低沸點組分，如四氫化萘、1,2,4-三甲苯、對甲酚、茚等組分作為酚油餾分蒸出。初餾塔殘油富集了萘及沸點比萘高的組分，如硫雜茚、二甲酚、喹啉、卩-甲基萘、二甲基醇、苊等化合物。初餾殘油作為精餾階段的原料,在萘精餾段,采出工業(yè)萘產(chǎn)品,并將比萘重的組分作為精餾殘油產(chǎn)品,稱為低萘洗油。初餾塔操作條件的確定2.

34、3.1操作壓力查閱相關工業(yè)萘精餾的操作指標可設塔頂操作壓力為102.6kPa；塔底氣相壓力為x9.8x104Pa（絕壓）。2.3.2操作溫度塔頂溫度塔頂溫度不是任意選定的，而是由塔頂餾出物的組成和塔頂總壓決定的。對于具有n個組分的混合物的精餾過程，設塔頂蒸氣組成為：y,y,y,y；同yTOC o 1-5 h z123ni達成平衡的液相組成為：x,x,x,x；各組分在塔頂狀態(tài)下的純態(tài)蒸氣壓為：123npo,po,po,po；塔頂操作總壓為p，則可以列出各組分的相對平衡方程式：123npy=pox;py=pox;py=pox(2-3)111222nnn因為相平衡常數(shù)：.2-4)K=Y/X=po/p

35、1111所以po=pY/X=pK;po=pY/X=pK;po=pY/X=pK11112222nnnn對任一組分由上式可得：y/po=x/piii對于n組分系統(tǒng)來說，則有下列關系：xx1+2+x1+n=pp2-5)所以2-6)1p二i“pio上式即為n組分混合物的氣相等溫線方程式。當搭頂餾出物組成均為已知時，根據(jù)塔頂總壓p及塔頂蒸氣組成，就可以利用氣相等溫線方程式，用下述方法來確定塔頂溫度。由上式得：1=0筠pi=1pio等式兩邊各乘以萘在塔頂溫度下的蒸氣壓p，即得:N=2X+丄+丄厶Pp1op2oponpN亠+丄+ppopopo12n-pNpNpN根據(jù)相平衡常數(shù)和相對揮發(fā)度的定義，即得：K二y

36、i+y2+2ndyi(2-7)naaaa12ni=1i綜上所述，可按下述試差法確定塔頂溫度。在已知的塔頂操作壓力p下，設一塔頂溫度t/r；查出餾出物中各種組分在所設定溫度下的純態(tài)蒸氣壓po,po,po,po；123nIII計算各組分的a及(y/a)值，并求出工(y/a);.皿求出在所設條件下萘的相平衡常數(shù)K=p/p;NNV.分析計算結(jié)果：如Kn=(yfa)或誤差在5%以內(nèi)，可認為所設塔頂溫度可以采用；若誤差超過5%，則需再另設塔頂溫度，重新進行上述全部計算過程。一般需進行34次試差計算。設塔頂溫度為195r，則本計算最后試差結(jié)果見表2-3：表2-3設塔頂溫度為195r時的試差結(jié)果餾出物的組成y

37、poay，a1，2，4-三甲苯0.17014003.180.0535茚0.40410202.320.174對甲酚0.02318601.940.0119四氫化萘0.3205801.320.242萘0.0824440工(y/a)二0.56381.000.0824p-1=779yi.1poi=1i在195r時，萘的平衡常數(shù)K二440:779二0.5648N0.5648-0.5638=0.001誤差在5%以內(nèi)，則Kn與工a)值近似相等，所以塔頂溫度為195r是適宜的。塔底溫度塔底溫度也不是任意選定的，而是由塔底的液相組成和塔底的總壓決定的，對于具有n個組分的混合物的精餾過程，設塔底液相組成：x,x,x

38、,x；塔底操作壓123n力為p，則可根據(jù)液相等溫線方程式來確定塔底溫度。1=ax+ax+K1122Nin+axax或nniii=1N十n乙axiii=12-8)上式即為n個組分的混合物的液相等溫線方程式。利用此方程式，即可按試差法求得塔底溫度，如下：I.在已知的塔底操作壓力p下，設塔底溫度為t/C;II.查出塔底殘液中各組分在所設溫度下的純態(tài)蒸氣壓po,po,po,po；123nIII計算各組分的相對揮發(fā)度a及ax值，并求出工(ax)；.W.求出在所設塔底溫度條件下萘的相平衡常數(shù)K=p/p；NNV.分析計算結(jié)果：如K=1S(ax)或誤差在5%以內(nèi)，可認為所設塔底溫度可以采用；如誤差超過NJ5%

39、，則需再另設塔底溫度，重新進行上述全部計算過程。一般需進行34次試差計算。設塔底溫度為240C,則本計算最后試差結(jié)果見表2-4：表2-4設塔底溫度為240C時的試差結(jié)果釜殘液的組成xpoaax四氫化萘0.01016131.2650.01265萘0.587412751.000.5874硫雜茚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溫度下，萘的相平衡常數(shù)K=1275:999=1.276N而1/工(ax)=1/0.7998=1.251.276-1.25二0.026誤差在5%之內(nèi)，則K、1,遼（x）兩值近似相等，所以可認為所設塔底溫度是適N丿宜的。通過以上計算可得：初餾塔塔頂溫度為195，塔底溫度為240。2.3.3進料狀態(tài)雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料（泡點進料）時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設計中采取飽和液

41、體進料方式。2.3.4加熱方式原料在初餾塔中的初步分離，是靠初餾管式爐提供熱量產(chǎn)生沿塔上升的蒸氣，使原料中所含的酚油以氣態(tài)的形式從初餾塔頂部逸出。酚油蒸氣經(jīng)過冷凝冷卻器冷卻和油水分離器分出油和水后，分離水排入酚水處理系統(tǒng)，酚油進入回流槽，大部分酚油作初餾塔回流，少量從回流槽滿流入酚油成品槽。初餾塔底已脫除酚油的萘洗油用熱油泵送往初餾管式爐加熱至270275，再返回初餾塔底，以油循環(huán)方式供給初餾塔熱量。初餾塔所需理論塔板層數(shù)及回流比的確定2.4.1求最小理論塔板數(shù)根據(jù)物料平衡數(shù)據(jù)可知：x=0.32（輕關鍵組分在餾出物中的濃度）；x=0.01（輕關鍵組分在釜殘液中的1p1w濃度）；x二0.0824

42、（重關鍵組分在餾出物中的濃度）；x二0.5874（重關鍵組分在釜2p2w殘液中的濃度）。a為輕關鍵組分四氫化萘在塔頂和塔底溫度下相對揮發(fā)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取降液管底隙處液體流速u二0.228ms,u的一般經(jīng)驗數(shù)值為0.070.25m/s。00=0.045m0.01h=00.98x0.228塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因子F二11，則閥孔氣速為:0=F幾叮=11/362=5.78ms2-29)每層塔板上浮閥個數(shù)：N=-Y-d2u4001.27x4兀x0.0392x5.78二1842-30

43、)按所設定的尺寸畫出塔板，并在塔板的鼓泡區(qū)內(nèi)依排列方式試排，確定出實際的閥孔數(shù)。已知W二0.21m，選取無效邊緣區(qū)寬度W二0.05m，破沫區(qū)寬度W二0.075m，采用dcsF1型重閥（如圖2-7所示），重量為33g，閥孔直徑d為39mm。0圖2-7F-1型重閥由于塔直徑大于900mm，故需采用分塊式塔板結(jié)構，查表確定需分為四塊（其中兩塊弓形板、通道板和矩形板各一塊）?？紤]到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，浮閥的排列方式對分塊式塔板應采用等腰三角形叉排。現(xiàn)按t=75mm、t=65mm的等腰三角形叉排方式畫出浮閥排列草圖，見圖2-8及圖2-9。IIni圖2-8塔板布置圖圖2-9浮閥排列草

44、圖由圖可知閥孔數(shù)為180個，重新核算以下參數(shù)：閥孔氣速：VS冗d2N4o1.27x4兀x0.0392x180二5.91ms2-31)動能因數(shù)：2-32)F=5.9嘰362=11.24動能因數(shù)在912之間，合適。塔板開孔率：2-33)0825申二Uu二x100%二13.96%05.91開孔率在10%14%之間，合適。塔板流體力學驗算2.7.1干板阻力“5心=5344二0-047m液柱L2-34)2.7.2板上充氣液層阻力本設備用來對酚萘洗三混餾分進行初餾，液相為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)e=0.5。0則h=eh=0.5x0.07=0.035m液柱（2-35）l0L液體表面張力所造成的阻力由表面張力

45、導致的阻力一般來說都比較小，所以一般情況下可以忽略不計。氣體通過浮閥塔板的壓強降（單板壓降）根據(jù)以上的計算結(jié)果可得，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨葹椋篽=h+h+h=0.047+0.035=0.082m液柱（2-36）pclb則單板壓降：AP=hpg=0.082x734x9.81=590Pa（2-37）ppL（如下圖2-10所示為塔板阻力示意圖）圖2-10塔板阻力示意圖2.7.5淹塔（降液管液泛）校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度：H0(H+h),圖2-11塔板液泛示意圖與氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨龋ㄇ耙阉愠觯篽二0.082m液柱p液體通過降液管

46、的壓頭損失，因不設進口堰，故可按下式計算，即h二0.153d(LSIlhW0二0.153x0.01丫、0.98x0.045丿-0.008m液柱2-38)前已選定板上液層高度為：h-0.070mL貝UH二0.082+0.070+0.008二0.16md取降液管中泡沫層相對密度0=0.5，前已選定板間距H二0.45m,h二0.039m。TW貝有：0(H+h)=0.5x(0.45+0.039)=0.245mTW可見H5s2-39)可見，液體中所夾帶的氣體能夠被釋出（如下圖2-12所示）。lid圖2-12降液管內(nèi)液體停留時間示意圖2.7.6霧沫夾帶驗算泛點率泛點率：V+1.36LZSp-psLLVKC

47、Ax100%2-40)Fb板上液體流經(jīng)長度：VsP-PF二L-X100%0.78KCAFT2-41)2-42)2-43)Z二D-2W二1.4-2x0.21二0.98mLd板上液流面積：A=A-2A=1.54-2x0.139=1.26m2bTf查得泛點負荷因數(shù)C二0.141，物性系數(shù)K二1.0。F將以上數(shù)據(jù)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%對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%，上兩式計算出的泛點

48、率都在80%以下，故可知本設計中的霧沫夾帶量能夠滿足豊0.1kg（液）；kg（氣）的要求。2.7.7嚴重漏液校核當閥孔的動能因數(shù)F低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算出F二11.24，可見00不會發(fā)生嚴重漏液。圖2-13塔板漏液示意圖塔板負荷性能圖2.8.1霧沫夾帶線泛點率：VSF=Pv+1.36LZP-pSLLVKCAFb2-44)按泛點率為80%計算如下：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。據(jù)此，可做出霧沫夾帶線(1)S由上式知霧沫夾帶線為

49、直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個L值，依上式計算出相應S如圖2-14所示)。表2-50.00082.010.01251.792.8.2液泛線由下式可確定液泛線：0(H+h)=h+h+h=h+h+hTWPLdclb忽略式中h，將各項代入上式可得：b+h+hLd2-45)(LSUh丿W0因物系一定，塔板結(jié)構尺寸一定，則H、T0(H+h)=5.34TWPU2i+0.153P2gL+(1+)0h+2-84W1000已3600L)Sl丿Wh、Wh、0l、WP、P、&及0等均為VL0定值，而u與V又有如下關系，即0S2-46)VS-d2N40式中閥孔數(shù)N與孔徑d亦為定值，因此可將上式簡化成V與L的如下關系式:

50、0SSaV2二bcLdL23(2-47)SSS其中：a二1.91x105衆(zhòng)=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將計算出的a、b、c、d之值代入上式方程并整理可得：V2=6.392703.4L234.85L23SSS在操作范圍內(nèi)任取若干個L值，依上式算出相應的V值列于下表2-6中。據(jù)表中數(shù)SS據(jù)做出液泛線(2)(如圖2-14所示)。表2-60.012

51、52.020.00082.472.8.3液相負荷上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s。依下式知液體在降液管內(nèi)停留的時間為：2-48)3600AHt二f_T=6.255s5sLh以t二5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則(L)maxAHf50.139x0.455=0.0125m3：s2-49)求出上限液體流量L值（常數(shù)）。在V-L圖上液相負荷上限線為與氣體流量V無SSSS關的豎直線（3）（如圖2-14所示）。2.8.4漏液線對于F1型重閥，依F=u=5計算，則u又知V二仝d2Nu，S400兀5d2N40VPV00甲V0以F二5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則0（V）=-d2

52、NuTOC o 1-5 h zSmin400兀，F(xiàn)=d2Ne=2-50）40PV兀53.62=x0.0392x180X4=0.565m3s據(jù)此做出與液體流量無關的水平漏液線（4）（如圖2-14所示）。2.8.5液相負荷下限線取堰上液層高度h=0.006m作為液相負荷下限條件，依h的計算式計算出L的OWOWS下限值，依此做出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線（5）（如圖2-14所示）。10003600（L）23Smin=0.006mlW2-51）取E=1，則（L）Smin（0.006x1000丫2、2.84x1丿lW3600（0.006x1000）32284J0.98x3600=0.0

53、008m3：s2.8.6初餾塔的塔板負荷性能圖及操作彈性由塔板負荷性能圖可以看出：圖2-14初餾塔塔板負荷性能圖設計任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點P（設計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。按照固定的液氣比，可分別從圖中的A、B兩點讀得氣相負荷的上、下限為（V）=1.767m3；s、（V）=0.565m3s，進而可求得該初餾塔的操作彈性。TOC o 1-5 h zSmaxSmin（V）1.7672-52)操作彈性=fSWax=3.13（V廠0.565Smin2.8.7初餾塔（F1型浮閥塔）工藝設計計算結(jié)果現(xiàn)將以上全部的初餾塔工藝設計計算結(jié)果匯

54、總列于表2-7：表2-7初餾塔(F1型浮閥塔)工藝設計計算結(jié)果項目數(shù)值及說明備注塔徑Dm1.40塔咼Zm37.39板間距H*m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速U(ms)0.825溢流堰長l/mW0.98溢流堰咼h.mW0.039板上液層咼度hm0.07降液管底隙高度hjm0.045浮閥數(shù)N個180等腰三角形叉排閥孔氣速uj(m/s)5.91閥孔動能因數(shù)F011.24臨界閥孔氣速Ug/(mJs)5.78孔心距t：m0.075指同一橫排的孔心距排間距m0.065指相鄰二橫排的中心線距離單板壓降人行/戶。590液體在降液管內(nèi)停留時間s6.255降液管內(nèi)清液層咼度H/m0.16泛點率

55、Fi%57.8氣相負荷上限(V)/，(m3s)Smax1.767霧沫夾帶控制氣相負荷下限(V)/(m3s)Smin0.565漏液控制操作彈性3.13 1 初餾塔塔體及裙座的強度和穩(wěn)定校核2.9.1材料的選擇初餾塔筒體和上、下封頭材料均選用16MnR（r=345MPa,o=170MPa）裙座選S用16MnRC=170MPa）。S2.9.2筒體和封頭壁厚計算根據(jù)設計任務書給出的已知條件：設計壓力p二1.8MPa，對接焊縫系數(shù)0二0.85，筒體壁厚附加量C二2mm；又前已算出塔徑D=1400mm，則筒體壁厚：pD2-53)2-54)1.8X1400小=+22X170X0.85-1.8=11.77mm

56、取S=14mm又知圭寸頭壁厚附加量C=2mm，取載荷組合系數(shù)K=1.1,則封頭壁厚：PDK+Cbl0-0.5p1.8X1400X1.1=+22x170 x0.85-0.5x1.8=11.62mm取S=14mm（上封頭），S=18mm（下封頭）hh2.9.3塔體的強度和穩(wěn)定校核對于本設計中初餾塔的圓筒形塔體，不計入附加量的壁厚S=12mm，則由設計壓力（內(nèi)壓）弓I起的軸向應力r為：2-55)b=巴=】8X1400二52.5MPa14S4X12塔體與裙座銜接處截面的面積A=39818.34mm2，此截面以上塔體部分的質(zhì)量ama二50000kg，該截面處的垂直地震力Fa二2000N，則由軸向載荷引起

57、的軸向應力為:vmagFa50000 x9.820002-56)v二一=12.3MPaA39818.34a在正常操作狀態(tài)和停工狀態(tài)下，取出其中風彎矩和地震彎矩與偏心彎矩組合后的大者，即Ma二1500MPa，又該截面的抗彎斷面系數(shù)W二18.632（依據(jù)塔徑與壁厚查閱max相關手冊可得），則由最大彎矩引起的軸向應力為Ma15002-57)b二max二二80.5MPaW18.632a綜上所述，塔體在該截面的組合軸向應力是上述三項軸向應力的總和，即b二52.512.3+80.5二120.7MPaa在正常操作和停工狀態(tài)下，當組合應力為正值時，應滿足bKbt0，其中K為a載荷組合系數(shù)，取K二1.1,Q二0

58、.85，則Kbl0二1.1X170X0.85二158.95MPab二120.7MPa158.95MPaa故可知塔體的強度及穩(wěn)定性在本設計的已知條件下滿足要求（即可保證其組合軸向應力不超過許用值）。2.9.4裙座的強度和穩(wěn)定校核裙座承受著彎矩和軸向載荷的聯(lián)合作用。因此也必須保證其組合軸向應力不超過許用值。一般先參照塔體選取適當?shù)娜棺诤瘢缓笥嬎愀魑ｋU截面的組合軸向應力，并根據(jù)計算結(jié)果調(diào)整壁厚，使其滿足強度和軸向穩(wěn)定條件。由于大部分塔設備的裙座一般不會太高，通常取同一厚度，因此裙座的危險截面在裙座底部、裙座人孔或最大管線引出孔處。背風（或地震）側(cè)裙座底部截面的組合軸向應力b0為:mogFoMob

59、0=vmaxAoWo_250051000 x9.8_200039818.3418.632_119.83MPab0_119.83MPaKb_187MPa由上可見在正常操作和停工狀態(tài)下，裙座底部的組合軸向應力能夠滿足b0D，補強圈在有效補強范圍內(nèi)。補強圈厚度為：A1347.46=4=11.5mmD-d250-1332-76)考慮鋼板負偏差并經(jīng)圓整，取補強圈名義厚度為14mm。2.10.2釜殘液出料管釜殘液平均密度：P二468.2kgm3(查閱相關手冊可得)w釜殘液的體積流量：7WM103.1x137“/L=l=0.0084m3/s(2-77)sw3600p3600 x468.2w取適宜的輸送速度u

60、=1.5m/s，則w/|4x0.0084d=.=0.084m(2-78)w計1.5兀經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64),規(guī)格：Q89x8mm(無需另行補強)實際管內(nèi)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廣186.22kgm3(查閱相關手冊可得)回流液體積流量：LML=iSl3600Pl9x(1+0.39)x1173600 x186.22=0.0022m3/s2-80)利用回流泵將酚油抽到初餾塔頂部進行回流，選取適宜的回流速度u=0.5m/s，那lf4x0.0022cmud=0.075m(2-81)/計0.5兀經(jīng)圓整