工业萘精馏毕业设计说明书

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
Design of two-furnace towers continuous distillation process of industrial
naphthalene
Abstract
Naphthene is the major aromatic industrial raw materials in organic chemistry industry, 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 the 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 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 supporting 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 detailed description of two-furnace 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 calculation.
Key words:industrial naphthalene; two-furnace towers continuous distillation process of industrial naphthalene; primary distillation tower for the industrial naphthalene; industry naphthalene vaporization condensation cooler
目录
摘要 (I)
ABSTRACT ................................................................................................................................... I I 第一章引言 . (1)
1.1概述 (1)
1.2设计依据 (6)
1.3技术来源 (6)
1.4设计任务及要求 (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 (7)
2.1初馏塔的选型 (7)
2.2初馏塔全塔物料衡算 (7)
2.2.1 原料处理量 (7)
2.2.2 原料组成及各组分的含量 (7)
2.2.3 初馏塔物料平衡 (8)
2.3初馏塔操作条件的确定 (10)
2.3.1 操作压力 (10)
2.3.2 操作温度 (10)
2.3.3 进料状态 (14)
2.3.4 加热方式 (14)
2.4初馏塔所需理论塔板层数及回流比的确定 (14)
2.4.1 求最小理论塔板数 (14)
2.4.2 求最小回流比Rmin (15)
2.4.3 求实际塔板数 (15)
2.4.4 加料板位置的确定 (16)
2.5初馏塔——F1型浮阀（重阀）精馏塔主题工艺尺寸的计算 (17)
2.5.1 塔径 (17)
2.5.2 塔高 (19)
2.5.3 溢流装置——单溢流弓形降液管的堰长 (20)
2.5.4 弓形降液管的出口堰高 (20)
2.5.5 弓形降液管宽度和面积 (21)
2.5.6 降液管底隙高度 (22)
2.6塔板布置及浮阀数目与排列 (22)
2.7塔板流体力学验算 (24)
2.7.1干板阻力 (24)
2.7.2 板上充气液层阻力 (24)
2.7.3 液体表面张力所造成的阻力 (24)
2.7.4 气体通过浮阀塔板的压强降(单板压降) (24)
2.7.5 淹塔（降液管液泛）校核 (25)
2.7.6 雾沫夹带验算——泛点率 (27)
2.7.7 严重漏液校核 (27)
2.8塔板负荷性能图 (28)
2.8.1 雾沫夹带线 (28)
2.8.2 液泛线 (29)
2.8.3 液相负荷上限线 (30)
2.8.4 漏液线 (30)
2.8.5 液相负荷下限线 (31)
2.8.6 初馏塔的塔板负荷性能图及操作弹性 (31)
2.8.7 初馏塔（F1型浮阀塔）工艺设计计算结果 (32)
2.9初馏塔塔体及裙座的强度和稳定校核 (33)
2.9.1 材料的选择 (33)
2.9.2 筒体和封头壁厚计算 (33)
2.9.3 塔体的强度和稳定校核 (34)
2.9.4 裙座的强度和稳定校核 (35)
2.10各接管尺寸的确定及相应的开孔补强计算 (36)
2.10.1 进料管 (36)
2.10.2 釜残液出料管 (39)
2.10.3 回流液管 (39)
2.10.4 塔顶馏出物蒸气上升管 (40)
2.10.5 循环热油蒸气进口管 (40)
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 41 3.1工业萘汽化冷凝冷却器的工作原理 (41)
3.2工业萘汽化冷凝冷却器的结构及工作流程 (41)
3.3工业萘汽化冷凝冷却器的关键操作参数及设计条件 (42)
3.4筒体校核 (43)
3.4.1 筒体的校核计算 (43)
3.4.2 水压试验 (44)
3.5管箱的选型与校核 (45)
3.5.1 封头的选型及校核计算 (45)
3.5.2 管箱法兰的选型标准 (46)
3.5.3 垫片的选型及应力校核 (47)
3.5.4 等头双头螺栓的选型 (47)
3.6法兰的选型及校核(以管箱法兰为例) (48)
3.6.1 垫片的选型与校核 (48)
3.6.2 螺栓的选型与应力校核 (49)
3.6.3 法兰的选型及应力校核计算（以管箱法兰为例） (51)
3.7管板及热管的选型与校核 (56)
3.7.1 管板（管板的厚度及布管圆直径的确定） (56)
3.7.2 换热管（管子的排列方式及管间距的确定） (60)
3.8应力校核 (63)
3.8.1 管板组合应力校核 (63)
3.8.2 换热管拉脱应力的校核计算 (67)
3.8.3 壳程圆筒轴向应力校核 (69)
3.9工业萘汽化冷凝冷却器附件（折流板）的选型 (69)
3.10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 (71)
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冷却器 (72)
4.1转鼓结晶机 (72)
4.2管式加热炉 (72)
4.3酚油冷凝冷却器 (73)
第五章双炉双塔生产工业萘的主要操作过程 (74)
5.1双炉双塔生产工业萘的开车操作过程 (74)
5.1.1 开车前的准备 (74)
5.1.2 开工和正常操作 (75)
5.2双炉双塔生产工业萘的停车操作过程 (75)
5.2.1 正常停车 (75)
5.2.2 紧急停车与暂时停车 (76)
5.3双炉双塔生产工业萘的正常操作过程 (76)
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） (77)
结束语 (79)
参考文献 (80)
致 (82)
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77.5℃，萘含量不小于95.13%，其他指标符合国家质量指标670086
GB 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、124-
，，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、β-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）：
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）。

该工艺是以经碱洗后温度为80~90℃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210~215℃，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190~200℃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30~35℃，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270~275℃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230~235℃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100~110℃，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245~250℃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275~282℃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）。

图1-2 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
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1-4所示）。

图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：
①进料量要均匀稳定。

②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。

③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。

④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%。

⑤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%。

1.2 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做出相应的理论校核计算。

1.3 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。

1.4 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一——初馏塔2.1 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）。

2.2 初馏塔全塔物料衡算
2.2.1 原料处理量
已洗酚萘洗三混馏分15000/
kg h。

2.2.2 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2-1 已洗酚萘洗三混馏分的组成
组 分
分子式
沸点/℃
相对分子质量
含 量/%
质量
摩尔分数 h kg /
h kmol /
124-，，三甲苯
129H C 161.2 102 1.29 1.36 193.5 1.53 茚 89H C 181.8 116 2.81 3.24 421 3.64 对甲酚 O H C 87 191.5 108 0.15 0.185 22.5 0.208 四氢化萘 1210H C 207 132 3.45 3.49 517 3.92 萘 810H C
218 128 52.27 54.5 7840 61.3 硫杂茚 S H C 68 231.5 134 1.22 1.36 183.5 1.53 二甲酚 O H C 108 225 122 0.19 0.21 28.8 0.236 喹啉
N H C 79 237.5 129 0.40 0.415 60 0.465 β-甲基萘
1011H C
243 142 24.67 23.54 3702.7 26.1 二甲基醇 1212H C 263 156 10.67 9.15 1600 10.25 苊 1012H C
273 154 2.94 2.55 441 2.87 合计
——
——
——
100
100
15000
112.1
2.2.3 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，萘为重关键组分，则：
原料中1 3.49%f X =（四氢化萘摩尔分数）；254.5%f X =（萘摩尔分数）。

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：
0.320.01112.10.0349P W +=⨯ （2-1）
根据总物料衡算：
112.1P W += （2-2）
求解得：馏出物量9/P kmol h = 釜残液量103.1/W kmol h =
馏出物中含四氢化萘量：90.32 2.88/kmol h ⨯=
馏出物中含萘量：()9 1.53 3.640.208 2.880.742/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2-2 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/%
124-，，三甲苯
1.53 1.36 1.53 17.0 0 0 茚 3.64 3.24 3.64 40.4 0 0 对甲酚 0.208 0.185 0.208
2.31 0 0 四氢化萘
3.92 3.49 2.88 32.0 1.04 1.0 萘 61.3 5
4.5 0.742 8.24 60.558 58.74 硫杂茚 1.53 1.36 0 0 1.53 1.484 二甲酚 0.236 0.21 0 0 0.236 0.229 喹啉
0.465 0.415 0 0 0.465 0.451 β-甲基萘
26.1 23.54 0 0 26.1 25.32 二甲基醇
10.25
9.15
10.25
9.94
苊 2.87 2.55 0 0 2.87 2.784 合计
112.1
100
9
100
103.1
100
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、124-，，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、β-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。

2.3 初馏塔操作条件的确定
2.3.1 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
41.49.810Pa ⨯⨯（绝压）。

2.3.2 操作温度
① 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：123,,,,n y y y y ；同i
y 达成平衡的液相组成为：123,,,
,n x x x x ；各组分在塔顶状态下的纯态蒸气压为：
123,,,
,o o o o
n p p p p ；塔顶操作总压为p ，则可以列出各组分的相对平衡方程式：
111222;;;o o
o
n n n py p x py p x py p x === （2-3）
因为相平衡常数：
1111//o
K Y X p p == （2-4） 所以 11112
222/;/;;/o o
o
n n n n p pY X pK p pY X pK p pY X pK ======
对任一组分由上式可得：//o i i i y p x p = 对于n 组分系统来说，则有下列关系：
12
1
1
i n i n o i i y x x x p p p
p p
===+++
=∑
（2-5） 所以
1
1
i n
i o
i i p y p ===
∑
（2-6）
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： 11i n i
o i i
y p p ===∑
等式两边各乘以萘在塔顶温度下的蒸气压N p ，即得：
1212
N N N
n N
o o o n
p y p y p y p P p p p =+++ 或
12
12N n
o o
o n N N
N
p y y y p p p p
p p p =+++
根据相平衡常数和相对挥发度的定义，即得：
1
2
1
12
i n
n
i
N i n
i
y y y y K αααα===
+
++
=∑
（2-7）
综上所述，可按下述试差法确定塔顶温度。

Ⅰ. 在已知的塔顶操作压力p 下，设一塔顶温度/t ℃；
Ⅱ. 查出馏出物中各种组分在所设定温度下的纯态蒸气压123,,,
,o o o
o n p p
p p ；
Ⅲ. 计算各组分的α及()y
α值，并求出()y α∑；
Ⅳ. 求出在所设条件下萘的相平衡常数N N K p p =； Ⅴ. 分析计算结果：
如()N K y α=∑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3~4次试差计算。

设塔顶温度为195℃，则本计算最后试差结果见表2-3：
表2-3 设塔顶温度为195℃时的试差结果
馏出物的组成
y
o p
α
y
124-，，三甲苯
0.170 1400 3.18 0.0535 茚 0.404 1020 2.32 0.174 对甲酚 0.0231 860 1.94 0.0119 四氢化萘 0.320 580 1.32 0.242 萘
0.0824
440
1.00
0.0824
()0.5638y α=∑
1
1
i n
i
o
i i p y p ===
∑
=779
在195℃时，萘的平衡常数4407790.5648N K ==
0.56480.56380.001-=
误差在5%以内，则N K 与()y α∑值近似相等，所以塔顶温度为195℃是适宜的。

② 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：123,,,,n x x x x ；塔底操作压
力为p ，则可根据液相等温线方程式来确定塔底温度。

112211
i n
n n i i i N
x x x x K αααα===+++=∑ 或 1
1
N i n
i i
i K x
α===
∑ （2-8）
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 ℃；
Ⅱ. 查出塔底残液中各组分在所设温度下的纯态蒸气压123,,,
,o o o
o n p p p p ；
Ⅲ. 计算各组分的相对挥发度α及x α值，并求出
()x α∑；
Ⅳ. 求出在所设塔底温度条件下萘的相平衡常数
N N K p p =； Ⅴ. 分析计算结果：
如()1
N K x α=∑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
5%，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3~4次试差计算。

设塔底温度为240℃，则本计算最后试差结果见表2-4：
表2-4 设塔底温度为240℃时的试差结果
釜残液的组成 x
o p
α
x α
四氢化萘 0.010 1613 1.265 0.01265 萘 0.5874 1275 1.00 0.5874 硫杂茚 0.01484 1190 0.93 0.0138 二甲酚 0.00229 1125 0.88 0.00202 喹啉
0.00451 810 0.635 0.00286 β-甲基萘
0.2532 595 0.466 0.11799 二甲基醇 0.0994 500 0.392 0.03896 苊
0.02784
340
0.867
0.0241
()0.7998x α=∑ （2-9）
1999i n
o i i
i p p x
====∑ （2-10）
在240℃温度下，萘的相平衡常数1275 1.276N K == 而()110.7998 1.25x α==∑
1.276 1.250.026-=
误差在5%之内，则N K 、()1x α∑两值近似相等，所以可认为所设塔底温度是适宜的。

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270~275℃，再返回初馏塔底，以油循环方式供给初馏塔热量。

2.4 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：
1
0.32 p
x=（轻关键组分在馏出物中的浓度）；
1
0.01 w
x=（轻关键组分在釜残液中的
浓度）；
2
0.0824 p
x=（重关键组分在馏出物中的浓度）；
2
0.5874 w
x=（重关键组分在釜残液中的浓度）。

α
平均
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。

α
平均
1.292
==（2-11）
根据芬斯克方程可以计算得到最小理论板数为：
min
0.320.5874
lg
0.08240.01
121.2
lg1.292
N
⎡⎤
⎛⎫⎛⎫
⎪⎪
⎢⎥
⎝⎭⎝⎭
⎣⎦
+==（2-12）
所以最小理论塔板数min 21.2120.2N =-=，取21块。

2.4.2 求最小回流比Rmin
根据前述的物料数据可知：
10.32p x =；10.0349f x =；20.0824p x =；20.545f x =。

根据恩得伍特方程计算最小回流比为：
min 10.320.08241.29230.7
1.29210.03490.545R ⎛⎫
=-⨯= ⎪-⎝⎭ （2-13） 2.4.3 求实际塔板数
根据经验数值 ()min 1.1~2R R =
操作回流比取为 min 1.27 1.2730.739R R ==⨯=
则
min
3930.7
0.20751139R R R --==++
（2-14） 再查吉利兰关联图（如图2-1所示）求得实际塔板数为：
()()
min 110.391N N N +-+=+（查图表资料所得）
（2-15） ()121.2
0.391N N +-=+
则34N =
取塔板效率0.5η=，则初馏塔的实际塔板数为：
340.568N ==实层，取为72层。

图2-1 吉利兰关联图
2.4.4 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n 和m （m 包括塔釜），则：
22112lg 0.206lg f w f p x x n W m P x x ⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎢⎥= ⎪⎪ ⎪ ⎪⎪⎢⎥⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣⎦
（2-16） 又有：1n m N +-=
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：
2103.10.5450.01lg 0.206lg 90.03490.0824n m ⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎛⎫=⨯⨯⎢⎥ ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎢⎥⎣⎦
134n m +-=
解得：19n =；16m =。

精馏段实际塔板数为：190.538=层。

则加料板位置为从上向下数第38层塔板，或从下向上数第35层。

2.5 初馏塔——F1型浮阀（重阀）精馏塔主题工艺尺寸的计算
2.5.1 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：31.27S V m s = 全塔气相平均密度：33.62V kg m ρ= 全塔液相平均流量：30.01S L m s = 全塔液相平均密度：3734L kg m ρ= 物系表面张力：42.50.10342.50.10321820.05t mN m σ=-=-⨯=（萘的沸点t 为218℃）
欲求出塔径应先计算出适宜的空塔速度。

由于适宜的空塔气速(0.6~0.8)f u u =，因此，需先计算出最大允许气速即液泛气速f u 。

液泛气速按下式计算：
f u = （2-17） 式中C 可由史密斯关联图（见图2-2）查得，液泛动能参数为：
0.112== （2-18） 取板间距0.45T H m =，取板上液层高度0.07L h m =，则关联图中参数值为：
0.450.070.38T L H h m -=-=
根据以上数值，由史密斯关联图查得200.08C =。

图2-2 史密斯液泛关联图
因物系表面张力20.05mN m σ=，很接近20mN m ，故无需校正，即200.08C C ==，则
734 3.620.08 1.1363.62
L V f V u C m s ρρρ--=== （2-19） 取安全系数为0.75，则适宜空塔速度为：
0.75 1.1360.852u m s =⨯=
塔径
'44 1.27 1.3780.852
S V D m u ππ⨯===⨯ （2-20） 按标准塔径尺寸圆整，取 1.4D m =。

则实际塔截面积：
2221.4 1.5444T A D m ππ=
=⨯= （2-21）
实际空塔速度： 1.271.540.825S T u V A m s === （2-22）
安全系数：0.8251.1360.726f u u ==，在0.6~0.8范围间，故合适。

图2-3 单溢流型塔板
图2-4 板式塔结构及塔内的气液流动
2.5.2 塔高
塔的高度可以由下式计算：
'
(2)P T T F W S Z H N S H SH H H H =+--++++实
（2-23）。