年产1500吨工业苊的工艺设计样本.doc

本科毕业设计

题目：
年产1500吨工业苊工艺设计

专题：
苊结晶过程控制

专 业：
应用化学
班 级：
应化BG101
姓 名：
杨军
学 号：
09

指导老师：
李靖
论文共 62 页，其中：专题 4页，译文 7 页

年产1500吨工业苊工艺设计

汉字摘要
此次设计关键进行年产1500吨工业苊车间设计。采取双炉双塔生产过程含有连续性比较强，稳定性好、产率高等特点。
全文共六章，分章叙述了苊塔工艺部分和非工艺部分。并对物料，塔尺寸等进行具体计算。
首先对设计所选工艺研究背景、目标、意义进行简单叙述,然后对工艺部分进行着重讨论和计算，这一部分先简单介绍原料和产品，进行生产方法选择，工艺步骤简单介绍,和装置特点。着重进行计算，其中包含物料衡算、热量衡算和工艺尺寸计算。
计算部分对初馏塔物料及热量进行了衡算，还计算了最小回流比、最小理论板数、理论板数及实际板数、加料板位置确实定等等。在浮阀塔工艺尺寸计算方面我做了大量计算，包含浮阀塔汽液相负荷、塔径计算、塔高计算等。除苊塔外并依据苊塔要求对冷凝器进行了选型及计算。
最终对非工艺部分进行叙述。

关键词：苊 ,工艺 ,结晶

Abstract
The design is mainly carried 1500 tons of industrial acenaphthene workshop design.Double oven twin production process continuity and strong,good stability,high
yield and other characteristics.
This dissertation consists of six chapters, expounds the craft part and Non- craft part respectively. And calculate the material ,size of tower detailedly.
First, expounding background, purpose, significance of the selected process .then focusing on the craft part to discuss and calculate. The first part of the brief introduction of raw materials and products, choice of production , a simple process , and the device features. Stresse calculating, including the material balance, energy balance and size of the calculation.
I feature some of Acenaphthene tower of materials and energy for the balance, calculate the minimum return ratio, the minimum number of plate theory, theory of plate number and the actual number plates, feeding location of the board determined, and so on. Tap float valve in terms of size and I did a lot of calculation, including the steam valve tower liquid load, the tower diameter, the overflow devices, valve tray layout, a high tower。Except the Acenaphthene tower I have Design the condenser for the Acenaphthene tower .
Finally, Expounds the Non- craft part facilities
Keywords: Acenaphthene ， Technology ，Crystallization

目 录
1 绪论 1
2 工业苊生产工艺评述 2
2.1 中国制取工业苊工艺路线 2
2.2 国外制取工业苊工艺路线 3
2.3 工艺叙述部分 4
2.3.1工艺选择 4
2.3.2工艺特点 5
2.3.3存在问题 5
2.3.4工艺步骤 7
3 工艺计算 9
3.1 设计依据 9
依据设计题目：年产1500吨工业苊工艺设计题目要求相关要求 9
苊塔设计项目提议书 9
3.2 设计范围 9
3.3设计规模和产品 9
3.3.1规模 9
3.3.2产品品种、数量和质量 9
3.3.3设计任务和设计能力 10
3.3.4原料组成 10
3.4 苊塔计算依据 11
3.5物料衡算 12
3.6 塔板层数及回流比计算 13
3.6.1最小数 13
3.6.2最小回流比 14
3.6.3理论板数及实际板数 15
3.6.4加料板位置确实定 15
3.6.5侧线以上最小回流比 16

3.6.6侧线以上理论板数及实际板数 17
3.7热平衡计算 17
3.8冷凝器计算 19
4 设备计算及选型 22
4.1 浮阀塔板工艺尺寸计算 22
4.1.1汽、液相负荷 22
4.1.2 塔径计算 25
4.1.3 塔高 27
4.2冷却结晶计算 28
4.2.1冷却结晶物料衡算 28
4.2.2冷却结晶热量衡算 28
5 苊结晶过程控制（专题部分） 30
5.1工业结晶 30
5.2产品介绍 30
5.3苊结晶原理 31
5.4苊结晶动力学研究 31
5.5搅拌对结晶影响 31
5.6温度影响 32
5.7结论 32
6 非工艺部分 33
6.1工艺部署 33
6.2公用工程 34
6.3安全防火和环境保护及工业卫生 36
6.4自控水平和关键控制方案 37
6.5建厂条件和厂址方案 39
6.6采暖和通风 41
6.7环境保护及安全卫生 42
结论 44
致谢 45
参考文件 46
附录 47

1 绪论
苊是一个关键化工原料，关键用于合成染料，尤其是高级有机染料、涂料、合成树脂、工程塑料和橡胶防老剂，制造耐高温聚酰亚胺和聚苯并咪唑二酮树脂，用作制造宇宙飞船降落伞纤维等。苊只要来自于煤焦油，煤焦油洗油馏分中富含苊约为15％左右。相关苊精馏和精制，有不少文件，但多数停留在研究阶段。从工业化应用来看，先经过精馏，将苊浓度提升到60％以上，然后再经过冷却结晶、离心处理得到95％以上工业苊，这是一个简单实用工艺。
现在，中国外洗油中提取工业苊生产方法关键是采取“双炉双塔”或“三炉三塔”从煤焦油洗油中提取萘馏分，然后将浓度为50％~60％苊馏分装入结晶机内，经过结晶、过滤后得到94.38％~96.55％固态产品工业苊。
中国生产苊单位有鞍钢化工总厂、上海焦化厂、攀钢焦化厂、宝钢化工企业、太钢焦化厂、武钢焦化厂和石家庄焦化厂等。
中国产品熔点大多约91℃，纯度约94％。德国生产工业苊纯度为97％~98％。前苏联生产工业苊熔点不低于91℃，灰分≤2％，水分≤3.0％，试剂苊熔点不低于92.3℃，纯度≥98％，沸点为276~277.5℃，灼烧残留物≤0.1％。
工业苊产品在中国外市场容量全部很大，产品应用前景宽广。尤其是多年来，伴随中国经济快速发展。中国缺口将越来越大。所以，借鉴国外焦油加工工艺，开发符合国情工业苊制取工艺很关键。

2 工业苊生产工艺评述
2.1中国制取工业苊工艺路线
中国生产工艺路线技术特点是以洗油为原料从中提取工业苊，生产工艺有很多个，每种工艺各具特色，但有一个共同点就是首先经过精馏方法使洗油粗分离，使欲分离苊得到富集，然后再分别进行深加工，可得到工业苊产品。
中国生产苊单位有鞍钢化工总厂、上海焦化厂、攀钢焦化厂、宝钢化工企业、太钢焦化厂、武钢焦化厂和石家庄焦化厂等。中国产品熔点大约为91℃，纯度约为94％。
中国攀钢焦化厂用工业萘装置从洗油中提取工业苊。原料洗油经换热后进入工业萘装置，在初馏塔顶采出轻质洗油。一部分塔底残油进入管式炉循环加热以提供能量，一部分进入精馏塔。在精馏塔顶采出苊馏分，塔底残油循环加热并排出部分重质洗油。然后，再将所得含苊50％-60％苊馏分装入结晶机内，装料温度控制在90-95℃。开始结晶时冷却速度为3-5℃/h,当冷却温度靠近结晶点时，冷却速度降至1-2℃/h,预防形成过多细小晶核而使馏分变成糊状，以致无法进行离心操作。第一遍放料温度为35-40℃，第二遍放料温度为30-35℃。苊馏分经结晶机结晶，再经离心机分离后，所得成品工业苊组成及结晶点见表2.1该步骤特点是安全可靠、调整方便、操作弹性大。
表 2.1 成品工业苊组成及结晶点
序号
苊含量（干基）/％
灰分％
水分％
结晶点％
1
96.02
0.015
3.0
89.8
2
94.38
0.006
2.6
90.7
3
96.55
0.0265
2.55
89.7
平均
95.65
0.016
2.7
90.07

武汉科技大学采取分步结晶法逐步除去杂质而得到高纯度苊。结晶器分为上下两段，上段为结晶段，长10000mm，下段为保温段，长100mm。结晶管中心为气体导入管，其下部为气体喷嘴，刚好在保温段中部，防阻塞。气体导入管中部设有支架，把气体导入管固定在结晶管中心，确保其垂直并预防晶体融化时发生滑落。
试验结果显示，间歇（发汗）分步结晶作用显著，采取发汗时经5级结晶可得到纯度为97.5％苊，苊回收率为54.0％；不发汗时经8级结晶才能得到纯度为96.2％苊，苊回收率为56.0％。
2.2国外制取工业苊工艺路线
德国生产工业苊纯度为97％-98％。前苏联生产工业苊熔点不低于91℃，灰分≤2％，水分≤3.0％，试剂苊熔点不低于92.3℃，纯度≥98％，沸点为276-277.5℃，灼烧残留物≤0.1％。
日本新日铁化学研究所BMC法。日本新日铁化学研究所研制开发了以煤焦油洗油作为原料，经过将蒸馏和塔内结晶工序相结合（BMC）方法制取苊工艺过程。具体方法是将含有苊16.8％、萘18.3％、甲基萘6.3％、氧芴21.0％、芴10.4％及其它部分组分洗油在32块理论塔板塔内于回流比12-15条件下进行分离制取苊馏分。所得到苊馏分中苊最高浓度不超出63％。然后，将此馏分在设有3个搅拌器和3个区段（冷却、净化和熔融）立式塔内用结晶法净化，最终得到关键物质含量不少于99％苊油。油中含苊5.6％-43.5％，氧芴15.4％-24.5％，其它组分39.0％-49.1％。结晶精制时使用装置是该企业独自开发可用于工业生产BMC装置。该工艺特点是塔容积小，所以达成稳定状态所需要时间短。
德国从洗油馏分中分离苊工艺。德国从洗油馏分中分离苊工艺包含：用双甘醇做萃取剂萃取蒸馏馏分，得到馏出液和釜底残液。然后用重结晶法从流出馏分中分离出联苯和吲哚，而将釜底残液进行二次蒸馏，方便将苊馏分和氧芴馏分分离开来，再用结晶法从苊馏分中提取工业苊。
总而言之 ，中国工业苊加工技术和工艺还停留在较低水平，部分新技术还没有完全工业化，产品品种少，质量也难以和国外相抗衡。相反，国外同类厂在这方面己远远走在我们前面，新技术新工艺快速工业化，产品种类齐全，并形成了规模效益。所以，我们要借鉴国外优异经验，结合自己实际情况，开发和研究适合本身特点洗油加工工艺，以实现效益最大化，从而推进焦化事业发展。

2.3工艺叙述部分
2.3.1工艺选择
苊塔原料起源于甲基萘塔塔底，正常生产状态下，其组成改变不大。设计要求提取轻质洗油，苊馏分，及中质洗油，其中中质洗油为回收车间提供作为吸苯溶剂。
表 2.2 洗油馏分中质量分数
组分名称
在洗油馏分中
质量分数%
组分名称
在洗油馏分中
质量分数
水
1
二甲基萘馏分
14.85
萘馏分
12
苊馏分
19
甲基萘馏分
23.51
氧芴馏分
14.22
吲哚
1
芴馏分
10.73
联苯
3.69
—
—
能够看出，在组成中，中性组分总和占到了90%,其它组分中喹啉系居多。以前面叙述中可知，洗油馏分是多组分恒沸系统，同时又是多组分低共熔系统，尤其哇琳类等碱性物质和其它中性物质更易形成共沸物，影响馏分切取质量。所以喹啉类等碱性物质含量虽少，但必需除去。中国脱喹啉盐基方法全部是在洗油蒸馏前加酸洗工序，造成洗涤处理量大，脱除效果不好。为此，我们对洗油馏分进行了蒸馏试验，以下是一组蒸馏数据，从数据能够看出喹啉类等碱性物质集中在萘油和甲基萘馏分中，假如将洗涤工序安排在蒸馏工序后洗涤原料为萘油和洗油馏分，则可大大降低洗涤工序工作量。同时还能够看出中质洗油含1一甲基萘,2一甲基萘和二甲基萘总和大于70%,满足吸苯溶剂质量要求。苊馏分组成也符合传统结晶离心法生产工业苊质量要求。甲基萘馏分经酸洗脱喹啉类物质后，其组成怎样。下表中洗油馏分蒸馏试验数据

表 2.3 洗油馏分蒸馏试验数据
馏分
名称
萘
喹啉
异喹啉
吲哚
1—甲
2—
甲
甲基萘
联苯
苊
氧芴
芴
萘馏分
70
74
1.5
1.2
3.4
15
—
—
—
—
—
甲基萘馏分
1.6
85
3.4
3.2
15
46
17
—
—
—
—
中质洗油
—
—
0.3
0.5
1.2
3.3
67
13
5.6
—
—
苊馏分
—
—
—
0.3
0.3
1.2
34
5.1
64
19
1.3
残液
—
—
—
—
—
—
—
—
4.5
23
45

双炉双塔甲基萘工业苊系统，实现了连续、稳定生产。原料处理量1380.0KG／h，在进入甲基萘塔轻馏分组成改变范围不大前提下，甲基萘塔和工业苊塔工况波动小，稳定性强，两塔均可确保60一120％操作弹性。关键馏分关键组分为：甲基萘含量>t70％，达成了一级产品质量要求；中质洗油二甲基萘含量
为54％，含萘量低于l％，是洗苯优质原料；苊馏分含苊量控制在60％左右。工业苊塔和甲基萘塔全塔压降全部小于O．1 atm。
2.3.2工艺特点
1. 原料适应范围广不仅可加工洗油，而且可加工其它萘油和甲基萘油。
2. 原料处理量大，因为使用高效填料产品纯度高，其中甲基萘纯度可达成56%以上。
3.甲基萘油以汽相形式采出，可预防甲基萘油乳化。
4.混合分蒸馏和填料精馏塔均采取负压蒸馏，可降低系统温度和对材质要求，以确保系统顺利生产。另外，可充足利用装置自产蒸汽和温水，以降低装置耗能。
2.3.3存在问题
该套系统开工后，运行基础正常，但部分地方还存在问题，和设计要求有差距，具体有以下几点:
(1)因为设计时是根据7200小时，处理量1037.7kg／h进行设备设计，而在生产组织时因为处理负荷较大，进入甲基萘塔原料洗油达1380.0 kg／h，造成回流泵负荷过大，再加之甲基萘塔顶温度一流量串级调级装置参数整定不理想。所以，操作时必需在确保甲基萘塔顶温度一流量串级调级装置稳定运行同时，处理量不宜超出 kg／hr；

(2)当进入工业苊塔苊馏分组成改变较大时，该塔表现出较大波动趋势(采出量、热负荷等)，其关键波动原因是：既要确保侧采组分指标合格，又要兼顾塔顶、侧线、塔釜采出量。有时要较大大幅度地调整回流比。所以在该塔调整控制方面尤其要加以重视。应在手动控制稳定后在打自动控制，不要盲目迷信自动控制优越性。同时在操作中应加强对迸料组份含苊量分析，视组分改变情况立即调整进料口位置；

(3)应将工业苊结晶残油返回工业苊塔蒸馏，不仅能够有效提升苊收率，也有利于改善塔稳定性和降低能耗。

苊通常提取方法是将洗油脱萘、脱酚、脱吡啶和脱水后，用60块塔板精馏塔精馏，切取大于270℃馏分，将此馏分再用60块塔板精馏塔精馏，切取270-280℃苊馏分（也可用70块塔板精馏塔进行连续精馏，以从第42块塔板引出馏程为268-282℃苊馏分），然后冷却、结晶、分离得到纯度99％工业苊。
现在，中国外从洗油中提取工业苊生产方法关键是采取“双炉双塔”或“三炉三塔”从煤焦油洗油中提取萘馏分，然后将浓度为50％-60％苊馏分装入结晶机内，经过结晶、过滤后得到94.38-96.55％固态产品工业苊。
工艺步骤以下

2.3.4工艺步骤
由洗油原料槽来经过加热静止脱水原料洗油，经过洗油原料泵进入萘塔管式炉对流段预热，在此甲热到200度左右进入萘塔，萘塔热油泵从萘塔塔底抽出油品进入萘塔管式炉辐射段，加热升温至300再次进入萘塔使油气蒸发。
塔顶采出萘馏分经过气化冷凝器后进入萘塔回流槽，萘塔回流泵从萘塔回流槽往塔顶打回流控制塔顶温度，萘塔回流槽满流至萘馏分槽。
侧线切取甲基萘馏分经过冷凝冷却器冷却后进入甲基萘馏分槽，作为间歇蒸馏生产甲基萘馏分原料。
苊塔原料从萘塔塔底热油泵出口采出，经过冷却后进入油库苊塔原料槽。
由苊塔原料槽来经过加热静置脱水苊塔原料油，经过苊塔原料泵进入苊塔管式炉对流段预热，在此加热到200左右进入苊塔。苊塔热油从人塔塔底抽出油品进入苊塔管式炉辐射段加热至310再次进入苊塔使油气蒸发。
经过冷凝冷却器冷却后进入苊塔回流槽，苊塔回流泵从塔顶采出中质洗油苊塔回流槽往塔苊馏分定时定量放入苊结晶顶打回流控制塔顶温度，苊塔回流槽满流至中质洗油槽。苊从馏分中结晶出来，形成结晶液放入苊离心分离机中，进行给料和甩干脱洗油后将工业苊卸除。经计量包装后入库。
重质洗油从苊塔塔底热油泵出口采出，经过冷却后进入油库重质洗油槽。
甲基萘馏分经过洗涤器洗涤脱喹啉后进入间歇蒸馏釜中。炉内使用煤气加热，釜内甲基萘馏分加热至250，按沸点顺次切取初馏分，前馏分，主馏分和后馏分，馏分蒸汽由釜顶进入间歇蒸馏塔中，各馏分经过冷凝冷却器冷却后进入馏分槽中，釜底残油送入甲基萘油槽中。
酸性喹啉经过分解器分离后进入间歇蒸馏釜，经过釜加热，按沸点范围顺次切取初馏分、前馏分、主馏分（工业喹啉）和后馏分，馏分蒸汽由釜顶进入间歇蒸馏塔，各馏分经过冷凝冷却器冷却后进入各馏分槽中。釜底残液进入釜渣槽中。
采出含95%以上甲基萘一级品装桶，低于95%甲基萘二级品装桶入库，采出含95%以上喹啉一级品装桶入库，萘油馏分、中质洗油、重质洗油等产品可由各储槽装车外运。
各设备储槽放散烟气均集中至排气洗净塔中，经洗油洗涤后排放，来自油库新洗油储存于排气洗净塔内，由洗油泵送至排气洗净塔顶部喷洒洗涤，废洗油定时送往油库洗油原料槽，并补充新洗油。

3 工艺计算
3.1设计依据
依据设计题目：年产1500吨工业苊工艺设计设计题目要求相关要求。
苊塔设计项目提议书       
洗油是一个复杂混合物，富含喹啉、异喹啉、吲哚、α-甲基萘、β-甲基荼、联苯、二甲基荼、苊、氧芴和芴等宝贵有机化工原料。50年代中国就开始洗油加工利用，但至今为止对洗油加工利用还是很单一，效益不甚理想，产品副加值也不高，造成洗油资源极大浪费。所以，我们需要合理地综合利用这一宝贵资源。
　　本项设计将吸收国际上煤焦油集中加工厂经验，满足经济规模要求，达成高起点、高新技术目标，实现年处理1500工业苊工段工艺。该项目扩大企业调整企业产品结构，增强企业经济实力，增加企业发展后劲，提升企业经济效益。不管从技术成熟度、市场分析、经济评价、收益指标全部含有很好前景。
3.2设计范围
苊塔工段内区域设计及水、电、汽、煤气、总图及运输等配套设施。
3.3设计规模和产品
3.3.1规模
依据任务书要求，此次设计规模为年处理1500吨工业苊工艺设计。年工作日300天。
3.3.2产品品种、数量、和质量

表3.1 产品品质、数量、质量

产品名称
产品数量 WT
产品质量指标
备注
1
轻质洗油
0.39
含萘≥6%
生产工业萘原料
2
苊馏分
0.905
含萘≥60%；
含二甲基萘≤25%
含氧芴≥15%
优级品含萘〈5%；
含甲基萘≥75%
3
中质洗油
0.57
含苊≤8%

3.3.3设计任务和设计能力
本设计任务是完成洗油工段后蒸馏塔生产工序物料、热量衡算，进而进行主体设备和隶属设备选型。还包含塔顶冷凝器，管式炉计算及选型等。
原料为焦油洗油。
关键产品：轻质洗油（萘、联苯、二甲基萘、苊），苊馏分（二甲基萘、苊、氧芴），中质洗油（苊、氧芴、芴、甲基芴等）
设计能力：本车间设计能力为年处理洗油1万吨，年工作日300天。苊塔年处理量为4935.6吨。
3.3.4原料组成
后塔苊油原料组成

表3.2 后塔苊油原料组成
组分名称
沸点范围
分子量
质量分数 /%
质量流量kg/h
摩尔流量kmol/h
摩尔分数/%
甲基萘
169.2
120
1.36
35.5
0.25
1.52
联苯
181~182.57
116
5.61
146.3
0.95
5.78
二甲基萘
191.5
108
24.72
645.11
4.14
25.18
苊
196.85
134
25.87
871.25
5.66
34.43
氧芴
205~207
132
22.31
582.28
3.47
21.11
芴
218
128
11.51
300.46
1.81
11.01
甲基芴
221~222
134
1.10
28.8
0.16
0.97
累计
—
—
100
2609.7
16.44
100.00

3.4 苊塔计算依据
苊油处理量 9663.7吨/年 收率60％
年平均工作日 300天/年
年产工业苊1500吨收率60％，所以需含苊25.87％苊油9663.7吨.

表3.3原料组成
组分名称
沸点范围
分子量
质量分数 /%
质量流量kg/h
摩尔流量kmol/h
摩尔分数/%
α-甲基萘
244.7
142.19
10.09
135.43
0.88
9.94
联苯
255.2
154.21
10.5
140.93
0.91
10.28
二甲基萘
261~271.1
156.22
16.13
216.49
1.39
15.71
苊
278
154.21
25.87
347.22
2.25
25.42
氧芴
287
134
19.36
259.85
1.94
21.92
芴
297.9
166.22
14.61
196.09
1.18
13.33
甲基芴
298
180
1.36
18.25
0.10
1.13
β-甲基萘
241.1
142
2.08
27.92
0.20
2.26
累计
—
—
100
1342.18
8.85
100.00
3.5 物料衡算
对于苊塔精馏过程，采取关键组分法进行计算。在苊塔中依据工艺过程要求，假定塔顶采出量为x. kmol/h， 侧线采出量为y kmol/h，塔底采出量为z kmol/h由工艺要求可列：
1、1342.18 =x + y + z
2、0.65y + 0.06x+1.03z =266
3、0.3y+0.65x=216.49
联立可解出x = 110.62 y = 481.96 z = 749.6
本设计工艺要求为塔顶苊含量大于6%，二甲基萘大于60％， 侧线苊含量为60% 、二甲基萘含量小于30%、 氧芴含量小于10% ，塔底苊含量小于3%。可得出以下数表

表3.4 苊塔物料平衡列于表
组分名称
塔 顶
侧 线
塔 底
摩尔流量kmol/h
摩尔分数 %
kmol/h
摩尔分数 %
kmol/h
摩尔分数 %
α-甲基萘
0.88
35.34
—
—
—
—
联苯
0.91
36.55
—
—
—
—
二甲基萘
0.46
18.47
0.93
28.01
—
—
苊
0.04
1.61
2.03
61.14
0.16
5.30
氧芴
—
—
0.36
10.84
1.58
52.32
芴
—
—
—
—
1.18
39.07
甲基芴
—
—
—
—
0.10
3.31
β-甲基萘
0.2
8.03
—
—
—
—
累计
2.49
100.0
3.32
100.00
3.02
100.00

3.6塔板层数及回流比计算
3.6.1最小数
假设以侧线采出塔板为分界板即塔顶和侧线为塔顶部分，塔底不变。可得出以下数据表格。

表3.5 数据表格
板上
摩尔流量
摩尔分数
板下
摩尔流量
摩尔分数
α-甲基萘
0.88
15.15
苊
0.16
5.3
β-甲基萘
0.20
3.44
—
—
—
联苯
0.91
15.66
氧芴
1.58
52.32
二甲基萘
1.39
23.92
芴
1.18
39.07
苊
2.07
35.63
甲基芴
0.1
3.31
氧芴
0.36
6.20
总计
3.02
100.00
总计
5.81
100.00
—
—
—

用芬斯克方程计算理论板数[3]
在塔顶温度260℃，苊对氧芴相对挥发度
在塔底温度310℃，苊对氧芴相对挥发度

=lg（）/lg=lg（）/lg1.28=16.36
3.6.2最小回流比
用柯尔本法计算最小回流比
==3.71
—进料层温度下轻关键组分对重关键组分相对挥发度
通常适宜回流比大致为最小回流比1.2~2倍
操作回流比R=1.6 Rm =1.6
3.6.3 理论板数及实际板数
用简捷法即吉利兰关联图计算所需理论板数

由吉利兰关联图查得：

图 3.1 吉利兰关联图
得 得N=24.16
塔板效率取0.5 则=
因为现在采取泵送冷回流，且并未完全按沸点进料，故部分塔板受换热影响板效率，而且考虑到生产上进料位置选择，原料性质波动等原因，故实际板数取N=50层，给生产上留有余地。
3.6.4加料板位置确实定
近似估算加料板位置，可采取下列经验式:
lg lg[（
lg lg[（（
又
解得，
板效率为 ：49.31％
精馏段实际板数： 取23层
提馏段实际板数： 取29层
则加料板位置为从上往下数23层塔板或从下往上取29层塔板。

假设以侧线为塔底，塔顶不变那么可得到以下数据表格
表3.6 数据表格
塔顶
摩尔流量
摩尔分数
侧线
摩尔流量
摩尔分数
α-甲基萘
0.88
35.34
α-甲基萘
—
—
β-甲基萘
0.2
8.03
β-甲基萘
—
—
联苯
0.91
36.55
联苯
—
—
二甲基萘
0.46
18.47
二甲基萘
0.93
28.01
苊
0.04
1.61
苊
2.03
61.14
氧芴
—
—
氧芴
0.36
10.84
总计
2.49
100.00
总计
3.32
100.00
用芬斯克方程计算理论板数[3]

N=lg（）/lg=lg（）=1.40
3.6.5最小回流比（侧线以上）
用柯尔本法计算最小回流比
==0.77
—进料层温度下轻关键组分对重关键组分相对挥发度为2.15
通常适宜回流比大致为最小回流比1.2~2倍
操作回流比R=1.8 Rm =1.8
3.6.6理论板数及实际板数
用简捷法即吉利兰关联图计算所需理论板数

由吉利兰关联图查得：

图3.2吉利兰关联图
得 得=3.
塔板效率取0.5 则=
因为现在采取泵送冷回流，且并未完全按沸点进料，故部分塔板受换热影响板效率，而且考虑到生产上进料位置选择，原料性质波动等原因，故实际板数取N=10层，给生产上留有余地。
总而言之所设计苊塔共有塔板数为50+10=60块
3.7热平衡计算
塔底残油量： 749.6kg/h
进入苊塔馏份 1342.18kg/h
侧线抽出量 481.96kg/h
冷回流比（对产品） 3
塔顶回流量 110.623=331.86kg/h
塔顶温度 252℃
塔底残油温度 300℃
侧线抽出物温度 280℃
原料入塔温度 200℃
回流入塔温度 80℃
㈠输入热量
1．苊油带入热量Q1=1342.18×0.42×200×4.17=470138.8104KJ/h
0.42—萘馏份在20~220℃之间平均比热（℃）
2. 回流带入热量 Q2=331.86×0.43×80×4.17=47604.65328KJ/h
0.416—酚油在20~50℃之间平均比热（℃）
3. 塔底循环油经过管式炉加热补充热量
输入总热量：

㈡输出热量
1. 塔顶轻质洗油及回流油气带出热量
Q11=(110.62+331.86)×0.43×（252+200)=86000.4128
0.43—洗油在20 ~200℃间平均比热℃
81.5 —洗油在塔顶条件下汽化潜热
2. 塔底重质洗油带出热量
Q22=749.6+×0.44×300×4.17=412609.824
0.44—重质洗油在20~250℃间平均比热同初馏塔℃
3.侧线苊馏分带出热量
Q33=481.96×0.435×280×4.17=244790.3758

将以上计算结果列于下表：
表3.7 苊塔热平衡
输 入
输 出
项目

项目

洗油馏份带入热量
470138.81

回流带出热量
86000.41
酚油回流带入热量
47604.65
塔底萘洗油带出热量
412609.82
循环油补充热量
225657.15
塔表面损失热量
244790.38
总计
743400.61
总计
743400.61

注：热平衡单位换成 。
3.8冷凝器计算
物性数据
洗油油汽 水

W/(m·℃)
kJ/(kg·℃) kJ/(kg·℃)
kJ/kg
轻质洗油油汽进口温度：℃ 冷凝水进口温度：℃
轻质洗油油汽出口温度：℃ 冷凝水出口温度：℃
1. 其平均温度差计算：℃
中

2. 计算热负荷：

苊用量：kg
3. 初定℃
估算传热面积：

4. 管内给热系数计算：
苊质量流速：

雷诺数：G2== =

令

5. 管外给热系数计算：
苊油汽质量流速：
G1=
查图得：
6. 计算总传热系数K：

K在工艺要求范围内。符合要求
7. 核实传热面积：
A = = 60.28 ㎡

在要求范围内，符合要求。

4 设备计算及选型
4.1浮阀塔板工艺尺寸计算
4.1.1汽.液相负荷
已知：进料量（苊油）采出量：110.62
侧线抽出量：481.96
残油量（苊油）W=749.6
回流比R=3
温度
塔顶温度 252℃ 塔底温度300℃ 侧线 280 ℃ 进料温度 200℃
压力
塔顶压力5KP 塔底压力 40KP 侧线压力 15KP
进料板上压力 30KP
塔内汽液相流量分布以下

V L
n
F n+1 D
m W
m+1
1.精馏段
塔顶出来汽体量：
V=D×(R+1)=110.62×（3+1）=442.48
塔顶进入冷回流量： L=RD=110.62×3=331.86
塔内汽相负荷：
式中q—回流状态参数
—塔顶气体温度 —回流温度
r—洗油汽化潜热
20~300℃间洗油平均比热 0.43

则塔内汽相负荷：