1、 摘 要在全球范围内,煤炭资源要比石油资源丰富很多。因此，煤化工的发展必将成为石油化工的重要补充和替代领域。萘是最基本的稠环芳烃，是重要的有机化工原料。1821 年从煤焦油中发现萘，1821 年从煤焦油中分离出纯萘。直到现在，煤焦油依然是萘化合物的主要来源。萘在煤焦油中的含量为 815，它的含量与炼焦温度及热解产物在炭化室顶部空间的停留时间有关。生产工业萘的方法很多，有单炉单塔、单炉双塔、双炉双塔、四炉四塔、Brodie 连续结晶法及间歇蒸馏工艺。考虑到本设计年处理煤焦油为 30 万吨，因此本设计采用的是双炉双塔连续精馏工艺流程，所选原料馏分为已洗两混馏分。在设计过程中对工艺系统所使用的主体设
2、备初馏塔、圆筒立管式管式炉、原料与工业萘换热器及工业萘汽化冷凝冷却器进行选型，同时进行校核计算。关键词 萘 煤焦油 初馏塔 圆筒立管式管式炉 原料与工业萘换热器 IAbstractCoal resources than the rich oil resources in the world. Therefore, the development of coal chemical industry will certainly become an important complementary and alternative areas of the petrochemical industry
3、.Naphthalene is the most basic polycyclic aromatic hydrocarbons, but also an important organic chemical raw materials. Naphthalene from coal tar in 1821, 1821 isolated pure naphthalene from coal tar. Until now, the coal tar is still the main source of naphthalene compounds. Naphthalene in coal tar c
4、ontent of 8% to 15% of its content and coking temperature and pyrolysis products related to space in the top of the coking chamber residence time.Production of industrial naphthalene, a single tower with a single furnace, a single furnace Twin Towers, Twin Towers double oven, four furnaces and four
5、towers, Brodie, continuous crystallization and batch distillation process. This design taking into account the processing of coal tar to 30 million tons, this design uses a dual furnace continuous distillation towers process fraction of raw materials to wash the two mixed fractions. Distillation col
6、umn in the design process - the beginning of the main equipment used in process systems, cylindrical riser tube furnace, raw materials and industrial naphthalene, heat exchangers and industrial naphthalene vaporized condensate cooler selection, while checking calculation .Key words naphthalene Coal
7、tar Primary tower Cylinder stand tube tube furnace Raw materials and industrial naphthalene heat exchangerII目 录摘 要 .IAbstract.II第 1 章 概述 11.1 本设计的目的和意义 .11.2 产品质量指标、市场需求、价位 .21.2.1 产品质量指标 21.2.2 市场需求、价位 31.3 产品组成、产率及物性参数 .3第 2 章 工艺论证 42.1 国内外工艺论证 .52.1.1 双炉双塔工业萘连续精馏流程 52.1.2 四炉四塔连续蒸馏流程 72.1.3 间歇蒸馏工艺
8、 92.1.4 Brodie 连续结晶法 102.2 主要设备 112.2.1 塔的选型 .112.2.2 工业萘汽化冷凝冷却器 .122.2.3 工业萘转鼓结晶机 .132.2.4 管式加热炉 .132.2.5 酚油冷凝冷却器 .142.3 本章小节 14第 3 章 工艺详述 .153.1 工艺流程的选择 153.2 本设计工艺参数列表 183.3 双炉双塔工艺的操作制度 183.4 工艺存在问题及解决方法 19第 4 章 工艺计算 .204.1 初馏塔的物料衡算 204.1.1 原料处理量 .20III4.1.2 原料组成及各组分的含量 .204.1.3 初馏塔物料衡算 .214.2 初馏
9、塔操作条件的确定 234.2.1 初馏塔的进料状态 .234.2.2 初馏塔的加热方式 .234.2.3 初馏塔操作压力 .234.2.4 初馏塔操作温度的确定 .244.3 初馏塔所需要的理论板的层数及回流比 284.3.1 最小理论塔板数 .284.3.2 最小回流比 .294.3.3 实际塔板数 .294.3.4 加料板位置的确定 .304.4 初馏塔的热平衡计算 314.4.1 输入热量 .314.4.2 输出热量 .324.5 初馏塔 浮阀塔主体工艺的计算 334.5.1 精馏段、提馏段工艺条件的计算 .334.5.2 塔板工艺尺寸的计算 .354.5.3 塔板流体学验算 .414.
10、5.4 塔板负荷性能图 .444.5.5 浮阀塔工艺设计计算结果 .52第 5 章 其他设备选型及计算 .545.1 管式炉的计算数据 545.1.1 初馏塔管式炉的计算数据 .545.1.2 精馏塔管式炉的计算数据 .565.2 原料换热器 585.2.1 计算条件 .585.2.2 热量衡算 .585.2.3 换热面积 .595.3 工业萘汽化冷凝冷却器 605.4 设备一览表 61第 6 章 非工艺部分 .636.1 设计条件的确定 63IV6.1.1 自然环境 .636.1.2 气象等条件 .636.2 平面布置原则 646.2.1 布置原则 .646.2.2 厂区布置 .656.3
11、公用工程 666.3.1 蒸气 .666.3.2 供电 .666.3.3 供水 .666.3.4 煤气 .676.3.5 排水排废 .676.4 人员定位 676.5 安全环保、消防及绿化 68第 7 章 经济效益评估 .697.1 经济概算 697.1.1 征地费 .697.1.2 建筑费 .697.1.3 设备费 .697.2 成本核算 717.3 经济效益评估 72结束语 .73致 谢 74参考文献 75VContentsSummary.IAbstractIIChapter 1 Overview11.1 The purpose and significance of this desig
12、n 11.2 Product quality indicators, demand, price21.3 Products. Yield physical parameters 3Chapter 2 Technology argumentation .42.1 Domestic and international technology demonstration52.2 Major equipment 112.3 This chapter summarizes14Chapter 3 Processes detailed in .153.1 Technological Process153.2
13、List of process parameters.183.3 Operating system183.4 Processes problems and solutions .19Chapter 4 Process calculation.204.1 The beginning of distillation tower material balance 204.2 Operating conditions of the primary tower 234.3 The of theoretical plates of storeys and the reflux ratio 284.4 Th
14、ermal balance calculation .314.5 The calculation of the valve tower theme process.33Chapter 5 Equipment selection and calculation 545.1 Calculations of the tube furnace 545.2 Raw material heat exchanger.585.3 Industrial naphthalene vaporized condensate cooler.605.4 Equipment list 61Chapter 6 Non-pro
15、cesses part.636.1 The design conditions 636.2 Layout principles646.3 The public works66VI6.4 Personnel positioning 676.5 Safety and environmental protection, fire and green.68Chapter 7 Economic evaluation .697.1 The economic estimates 697.2 Costing717.3 Economic evaluation.72Conclusion 73Acknowledge
16、ments .74References 750第 1 章 概述1.1 本设计的目的和意义现代经济的高速发展，促使了能源消耗量的不断增加。尤其是近些年石油价位的持续上涨，更是促使煤化工工业的迅速发展，煤化工产品的生产量亦是大幅提高。同时，各行业对煤化工产品质量要求也更加严格，从而满足各行业对煤化工产品日益增长的需求。在焦油蒸馏操作过程中，原料焦油经一段脱水、脱盐后在二段经过管式炉一次汽化，在二段蒸发器内闪蒸，切出沥青和二蒽油等重质组分。焦油轻质组分进入馏分塔，主要切取轻油、三混油和一蒽油馏分，进而提取萘、洗油、酚、蒽油等产品。萘是有机化学工业的重要来源，是煤焦油中含量最多（占煤焦油的 815）
17、。在原料馏分中含有复杂的各种组分，有酸性（主要是酚类）中性及碱性，为了提高工业萘的产品质量及提取这些产品，需要碱洗和酸洗。一般来说，生产工业萘的主要杂质为硫茚（1.72.6） 、酚类（0.10.2） 、吡嘧啶类（0.10.2）及中性油等。萘基本用于生产染料及有机颜料中间体，其中最大的品种是 2-萘酚和 H酸。我国染料产量占全球总产量的三分之一左右。它广泛用于合成纤维、橡胶、农药、炸药及染料等部门。洗油中的成分中含有甲基萘、联苯、笏、氧笏等组分，常用洗涤吸收煤气中的苯族烃和从中提取酚类化合物、甲基萘、二甲基萘、联苯等产品。11.2 产品质量指标、市场需求、价位1.2.1 产品质量指标萘集中度的指
18、标是用来衡量焦油蒸馏系统操作好坏的重要标准，工业萘质量标准如所示:表 1-1 工业萘质量标准指标名称 优等品 一等品 合格品外观 白色，允许带微红或微黄粉末、片状结晶结晶点， 78.3 78.0 77.5不挥发物， 0.04 0.06 0.08灰分， 0.01 0.01 0.02本次设计针对近几年的萘集中度，所定萘集中度95。为了达到目标，需要严格控制以下几点：进料量要均匀稳定，原料水分稳定并小于 0.5。操作中尽量避免停泵换槽。初馏塔和精馏塔稳定排放，保持塔底液位稳定，排放量不宜频繁改换一般为原料量的 2025。若排放量过少，塔底液位上升，造成物料和热量不平衡；反之亦然。严格控制初馏塔温度。
19、若塔顶、塔底温度偏低，则酚油切割不尽，影响精馏塔操作；若温度偏高，酚油中萘含量增加，堵塞酚油管道，一般由初馏塔切割的酚油含萘量应小于 1015。严格控制精馏塔温度。从精馏塔塔顶切割工业萘中的萘含量应大于95，从塔底侧线切割而得到低萘洗油中含萘量应小于 5，从塔底排除的残油含萘量应小于 2。21.2.2 市场需求、价位2012 年国庆节后，煤焦油首当其冲全面上扬，外盘国际原油已是迅速窜升。紧接着，工业萘、洗油、粗酚全面上扬，煤焦油加工企业获得前所未有的喜人局面。面对 1600 元/吨以上的原料价格，煤焦油加工企业看到喜人的形势，有资金实力的企业纷纷积极采购原料，生产积极性提高。但由于节能减排效应
20、的渗透，焦化厂煤炭价格上扬造成成本增加，限产情况在节后有所增加，受制于煤焦油产量偏少，工业萘产出严重紧缺，货紧价扬的局面形成，一路推高非常自然。表 1-2 国内各区域工业萘价格表1.3 产品组成、产率及物性参数本产品主要组成物为工业萘。其余产品也有硫茚（1.72.6） 、酚类（0.10.2） 、吡嘧啶类（0.10.2）及中性油等，产品种类达 30 多种。分子式：C 10H8 工业萘的分子量是 128.17，有特殊气味,易挥发。空气中最高允许浓度为10ppm，它的熔点是 80.1,沸点 217.9, 自燃点 526, 属于二级易燃固体。地区 10 月上旬 10 月中旬 10 月下旬 增幅东北 5
21、586 5632 5793 2.16%华北 5689 5828 5893 2.11%华东 5594 5768 5971 3.93%西北 5370 5556 5688 3.39%西南 5650 5713 6032 3.96%中南 5638 5744 5825 1.95%3第 2 章 工艺论证综述煤化工发展简史，煤焦油是焦油加工的龙头，其技术水平影响着焦油馏分的质量，并且对煤焦油馏分的后续工艺有着重要的影响。目前国内外的焦油蒸馏工艺较多，其质量控制指标也不同，生产工业萘的方法也不相同。工业萘是采用精馏方法将含萘馏分进行分馏，提取出产品工业萘。按操作流程可把精馏方式分为间歇式和连续式两种工艺流程。间
22、歇蒸馏主要应用于小规模生产或某些有特殊要求的场合。按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏（闪蒸） 、精馏和特殊精馏等。当一般较易分离的的物系或对分离要求不高时，可采用简单蒸馏或闪蒸，较难分离的可采用精馏，很难分离的或用普通精馏方法不能分离的可采用特殊精馏。工业中以精馏的应用最为广泛。按操作压强可分为常压、加压或减压精馏，在一般情况下，多采用常压精馏。蒸馏应用十分广泛，因此它是分离过程中最重要单元操作之一。(1) 平衡蒸馏平衡蒸馏是一种单级蒸馏操作。当在单级釜内进行平衡蒸馏时，釜内液体混合物被部分气化，并使气相与液相处于平衡状态，然后将气液两相分开。这种操作既可以间歇又可以连续方式进行。(2) 简单
23、蒸馏简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。简单蒸馏中，混合液在蒸馏釜中受热后部分气化，产生的蒸汽随即进入冷凝器中冷凝，冷凝液不断流入接受器中，作为馏出液产品。当馏出液平均组成或釜残4液组成降至某规定值后，即停止蒸馏操作。简单蒸馏多用于混合液的初步分离。(3) 精馏精馏是由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。而平衡蒸馏和简单蒸馏仅进行一次部分气化和部分冷凝的过程，故只能部分分离液体混合物。要使混合物中的组分得到几乎完全的分离，必须进行多次部分气化和部分冷凝的过程。这也是目前工业上普遍采用精馏分离的原因所在
24、。2.1 国内外工艺论证2.1.1 双炉双塔工业萘连续精馏流程图 2-1 双炉双塔工业萘连续精馏流程图51管式炉；2管式炉；3初馏塔；4精馏塔；5酚油冷凝冷却器；6原料与工业萘换热器；7工业萘汽化冷凝冷却器；8油水分离器；9-酚油回流槽；10工业萘回流槽；11工业萘贮槽；12转鼓结晶机；13洗油冷却器；14原料泵；15酚油回流泵；16工业萘回流泵；17初馏塔热油循环泵；18精馏塔热油循环泵；19工业萘装袋自动称量装置；20原料槽；21中间槽；22酚油槽所谓双炉双塔，是指该流程中采用了两台管式炉、一座精馏塔、一座初馏塔。采用的原料馏分为已洗萘洗混合馏分（含萘 60%-65%） 。碱洗后经静置脱水
25、，由原料泵 14 从原料槽 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的萘蒸汽尽兴热交换使温度升至 200，再进入初馏塔 3。原料在初馏塔中得出不分离，是靠管式炉 1 提供热量产生沿塔上升的蒸汽，靠冷凝冷却器 5，油水分离得到的酚油作回流进行分馏的，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85，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，冷凝液中的酚油则从分离器上部满流入酚油回流槽 9，由初馏塔回流泵 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
26、油槽 22，送洗涤供需回收加工。原料中所含的萘油和洗油馏分以液态混入热循环油，一起入初馏塔底贮槽，再由初馏塔循环油泵 17 抽出，一部打入初馏塔管式炉 1，被燃料燃烧加热至270-275部分气化，再回到初馏塔下部，供作初馏塔的热量，另一部分热量打入精馏塔 4。精馏塔中的萘油、洗油混合馏分靠管式炉 1 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，经换热器 6 进行热交换后，在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被精馏塔回流泵 16 抽出（回流比为 23） ，打入精馏塔 4 的顶部，以控制塔顶温度。其余工业萘从
27、回流槽上部满流入工业6萘贮槽 11，再放入转鼓结晶机 12，便得到含萘95%的工业萘。流入精馏塔底贮槽的残油为 245250温度，被精馏塔循环泵抽出，一部分打入精馏塔管式炉 1，被加热至 275282部分气化后，又回入精馏塔内部，供作精馏的热量。多余的另一部分残油打入洗油冷却器 13，被水冷却后的洗油放入油库。随着焦油加工的集中化和大型化趋向，工业萘加工业相应的采用大型化和连续化精馏工艺。双炉双塔连续精馏工艺适合年处理 30Wt 左右的焦油精制车间工业萘。双炉双塔工业萘连续精馏流程的优点有：从初馏塔切取酚油，从精馏塔顶取含萘95%的工业萘及低萘洗油，精制率达 90%左右，而且操作简便，操作稳定
28、性好。另外，初馏塔和精馏塔循环加热，来控制塔底温度。两座塔的塔顶温度均靠调节回流量来控制，初馏、精馏互不干扰。但凡是所选工艺不可能不存在缺点，双炉双塔工艺也不例外。双炉双塔工艺流程的缺点则是：但某些因素不稳定时，需花费几个小时，甚至更长时间来调节双炉、双塔物料平衡、温度恒定。双炉双塔比单炉单塔、单炉双塔设备多，维修费用大，能耗高，投资量大。该种工艺工艺成熟，在我国应用大为广泛。2.1.2 四炉四塔连续蒸馏流程当原料的处理量在百万吨以上的情况下，就需要选用四炉四塔连续蒸馏装置。据我所知，四川攀枝花钢铁集团某化工厂就选用此设备技术。7图 2-2 四炉四塔工业萘蒸馏工艺简图1-已洗原料泵；2-萘换热
29、器；3-工业萘汽化器；4-萘油中间槽；5-萘油回流槽；6-萘转鼓结晶机；7-萘油回流泵；8-萘初馏塔；9-酚油冷却器；10-酚油槽；11-酚油回流泵；12-萘初馏塔循环泵；13-萘初炉；14-萘精馏塔；15-萘精馏塔循环泵；16-萘精炉；17-甲基萘塔；18-甲基萘塔循环泵；19-甲基萘炉；20-甲基萘冷却器；21-甲基萘回流柱；22-甲基萘回流柱；23-工业萘塔；24-工业萘循环泵；25-工业萘炉；26-萘馏分冷却器；27-萘馏分回流柱；28-工业萘馏分塔回流泵其工艺流程是已洗三混馏分及萘溶剂油经原料泵送往换热器，与从工业萘精馏塔顶部出来的萘蒸汽换热后，进入工业萘初馏塔。从工业萘初馏塔顶采出
30、的酚油馏分经冷凝冷却后进入酚油槽，一部分酚油经酚油回流泵送至工业萘初馏塔顶部打回流。初馏塔底部热油经油循环泵抽出，一部分送入初馏塔管式炉加热后返回初馏塔底部，另一部分经热油循环泵出口支管送入工业萘精馏塔，精馏塔顶部采出萘蒸汽换热器换热后，一部分进入萘油成品高置槽，经转鼓结晶制片，装袋得到工业萘产品，一部分进入萘油回流高置槽，经萘油回流泵送至萘精馏塔顶部用于精馏塔回流。8萘精馏塔底部热油经精馏塔热油循环泵抽出，一部分送至精馏塔管式炉加热后循环返回精萘塔底底部供热，另一部分热油经精馏塔热油循环泵的出口支管经洗油冷却器进入甲基萘塔第 19 层理论板。甲基萘塔底部压力为0.12MPa，塔顶采出甲基萘馏
31、分经冷凝冷却到 105110后进入回流柱，一部分送往甲基萘塔顶回流，另一部分进入 423#甲基萘槽。甲基萘塔底部分洗油经热油循环泵送入甲基萘管式炉加热后一部分循环返回甲基萘塔，另一部分送入工业萘塔第 2738 层理论板，塔底压力0.12MPa，从萘塔第 17 层理论板采出萘馏分，采出的温度为 285.7，液相出料。萘馏分送往苊馏分槽，经结晶离心生产 96的精萘。主要的控制参数如下：工业萘初馏塔塔底液位与初馏塔底部采出量串级调节；工业萘初馏塔塔顶温度与酚油回流量的串级调节；工业萘初炉出口温度与煤气流量的串级调节；工业萘精馏塔塔底液位与精馏塔底部采出量串级调节；工业萘精馏塔塔顶温度与萘油回流量的串
32、级调节；工业萘精炉出口温度与煤气流量的串级调节；甲基萘炉出口温度与煤气流量的串级调节。攀枝花钢铁集团该化工企业，采用了由传统三型表迁移到 DCS 系统控制，使用了 ABB+AC800F 调节系统将温度控制电控制达到 1，很好的满足了生产控制的需求，而且四炉四塔的处理量比双炉双塔更大，效率大大提高，只是设备需求更多，投资更大，适用范围不广泛。2.1.3 间歇蒸馏工艺! H&工艺流程与其他产品间歇蒸馏相似，脱酚含萘馏分用泵装入间歇蒸馏釜内，用煤气或其他燃料加热升温，按沸点范围顺序切取各馏分。9馏分蒸气由釜顶进入蒸馏柱，经分凝器、冷凝冷却器以液相进入计量槽，然后进入各贮槽。蒸馏完毕，放出残油。液体工
33、业萘放入转鼓结晶机切片包装。这种流程适合于小规模生产和原料含萘高的条件，一般与年加工量 1 万吨的焦油加工厂配套，原料含萘不宜低于 65%。该流程工业萘质量不易控制、萘的提取率低，中间馏分占原料的 35%，需配入原料重蒸，能耗高，故很少采用。 2.1.4 Brodie 连续结晶法此法是上世纪 70 年代澳大利亚联合碳化物公司研发的一种连续多级分步结晶技术；这种技术在生产精萘的同时，还有相当数量的工业萘产品。因硫茚含量的不同，二者产量的比例不同。一般精萘占 2030，工业萘产品占有 7080。这种工艺的优点是处理量大，质量稳定，自动化程度高，基本不存在污染环境的问题。该工艺的缺点是，Brodie
34、 方法要求设备投资量相当大，能耗与其他工艺相比是最高的，所以应用范围不广。Brodie 连续结晶过程原理是在单一设备中，使熔体连续的流向冷端，晶体移向热端，液固两相对流传质。在对流过程中反复的熔融、结晶，相当于多次进行液固平衡，最终从两端导出纯态产品和含杂质的晶析油。过程在形式上类似于填料塔精馏。该工艺最关键的设备是精萘机，精萘机是由两段横管和一段立管组成，横管及立管的轴向由热端到冷端均形成一定的温度梯度；两横管的横断面傻瓜沿径向由轴到管壁也形成了一定的温度梯度。各段温度梯度严格控制在 0.5以内，相应的设备和操作人员素质要求较高。由萘精机出来的晶析油和精馏塔出来的轻重馏分含萘约 80，而且量
35、很大，占生产 95工业萘原料量的 43左右。102.2 主要设备2.2.1 塔的选型板式塔种类繁多，目前最常用的塔型是浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。表 2-1 泡罩塔、筛板塔、浮阀塔的比较泡罩塔 浮阀塔 筛板塔优点 操作弹性大，在负荷变动较大时仍能保持较高的效率；无泄漏；液气比的范围大；不易堵塞，能适应多种介质。处理量大，比泡罩塔提高2040；操作弹性大；塔板效率高，一般比泡罩塔高 15左右；与泡罩塔相比，具有生产能力大，约为 2040；塔板效率高（1015） ；压力降低（3050）缺点 在于结构复杂、造价高、安装维修及气相压力降较大塔径可达 10m，塔高达 83m，塔板数有数百块之多，造价不菲。小
36、孔径筛板易堵塞，不宜处理脏的、黏性大和带有固体粒子的料液。小结 长期的实践使它比任何塔型的经验都丰富，在工业上仍浮阀能够随着气速的增减在相当宽广的气速范围萘自由筛板塔也是很早出现的一种板式塔，性能好；只是对黏11有一定的实用价值。 调节、升降，保持稳定操作。性和带有固体粒子的料液易堵塞小孔。根据设计要求，按每年正常工作 300 天，每天开动设备 24h 计算，原料处理量每年为 30 万吨。由于产品流量大，为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；产品属于二级易燃固体，带有固体粒子。所以，本设计工业萘初馏塔和精馏塔选用了浮阀塔。2.2.2 工业萘汽化冷凝冷却器图 2-3 工业萘汽化
37、冷凝冷却器示意图2.2.2.1 汽化冷凝冷却器的原理工业萘结晶点为 77.5以上，温度控制不当或冷却后温度波动，易结晶成固体。工业萘的冷凝冷却不易直接用温度低的冷水冷却，而是用热水冷却。12此过程是利用热水吸收工业萘热量汽化成水蒸气。由于水汽化潜热大大高于水的升温热和汽化温度的稳定，保持工业萘冷凝冷却后温度稳定在 100105。从而保证工业萘冷却过程中不会因过度冷却而析出结晶，堵塞设备。这就是汽化冷凝冷却器的原理。2.2.2.2 汽化冷凝冷却器的结构工业萘汽化冷凝冷却器分为上、下两段，上段为汽化水汽冷凝段，下段为工业萘蒸汽的冷凝冷却和冷凝水的汽化段。上、下两段都是固定管板式列管式换热器。2.2
38、.2.3 汽化冷凝冷却器的优点既利用了水的汽化潜热，又利用水温升高的显热。这样就可以利用较小的水量进行工业萘的冷凝冷却。此外，由于采用了水的汽液两态的转变分开进行的设备，使供水设备无需采用高压水泵，从而简化了流程，由于水和水蒸汽的闭路循环系统中，不需要经常补充新鲜水，因此不易产生水垢。2.2.3 工业萘转鼓结晶机转鼓结晶机是工业萘生产的重要设备，高温液态萘在内腔喷淋冷却的转鼓外表面冷却结晶形成固态，经对侧刮刀的刮削，形成粉状或片状固态产品。它由切片装置、刮刀及调节装置、料盘及加热系统、水冷却系统、机架、电机及传动系统组成。转鼓结晶机有两种型号：直径（m） 1.2 0.8长（m） 1.2 0.8
39、生产能力（t/h) 1.21.6 0.5转鼓的转速可由三组皮带轮更换选用，分别为5r/min，10r/min，15r/min。为了改善萘升华损失及操作环境，当连续放料时，可停止供蒸汽或少供蒸汽。132.2.4 管式加热炉通常萘蒸馏采用的加热炉有圆筒立管式加热炉和螺旋管式加热炉。对流段炉水平安装，采用光管或翅片管。辐射段管炉有两种类型，立管和螺旋型管。我国大都采用的是圆筒立管式加热炉。圆筒立管式加热炉的结构为辐射炉管立式排列，用弯头连接，弯头多，压力损失较大，而且辐射段上中下温度不均匀，所以加热均匀性比螺旋管式加热炉较差。但立管式炉便于维修和更换，施工也比螺旋管方便，从而得到广泛的应用。2.2.
40、5 酚油冷凝冷却器冷凝冷却器是一个采用两节列管式换热器，生产时冷却水走管内，萘蒸汽以 185-195的温度从器顶进入管间，换热后再以 8085的温度从器底呈液体流出。冷却水从器底进入，器上部以 4050温度流出。2.3 本章小节本次设计主体设备之一-在初馏塔和精馏塔的选型上使用了浮阀塔；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；双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统的其他主要设备-使用了原料与工业萘换热器、转鼓结晶机、圆筒立管式加热炉等。14第 3 章 工艺详述3.1 工艺流程的选择目前生产工业萘的方法很多，有单炉单塔连续精馏流程、单炉双塔连续精馏流程、双炉双塔连续精馏流程、双
41、釜双塔工业萘蒸馏工艺、三炉三塔以及四炉四塔工业萘蒸馏工艺还有间歇蒸馏工艺。本设计题目为年处理 30 万吨焦油精制车间工业萘工段初步设计，考虑到处理量、设备投资问题及所选参考文献，所有资料均证明了双炉双塔工业萘连续精馏工艺更适合本设计。在上部分已经详细说明了双炉双塔连续精馏的工艺流程。从焦油蒸馏中所得到的含萘较高的馏分均可作为生产工业萘的原料，不管哪种馏分，均含有酸性组分、碱性组分、中性组分等。其中有的沸点与萘的沸点相近，精馏时易混入工业萘中而影响产品质量。为保证工业萘的质量，在精馏前都需要进行碱洗和酸洗处理。碱洗反应 R-OH+NaOH=R-ONa+H 2O15表 3-1 含萘馏分质量及组成蒸
42、馏试验含酚%馏分含吡啶碱%含萘%密度：（20）kg/l初馏点 230前（）240 前（）270前（）干点（）2.95 1萘油馏分 2.670 1.01-1.03 245 2602.9-3.32萘洗二混馏分 55-65 1.032 217-219 75-85 275-2826.0-8.03酚萘洗三混馏分45-50210-215 30-45 75-90 2905 4轻酚萘洗四混馏分37-43185-195 62-66 92-95 280-285含萘馏分的不同，在生产工业萘时的精制率也会略有不同。萘洗混合馏分的精制率为 96%97%，萘油馏分的可达 97%以上，酚萘洗三混馏分的约为 94%95%。工
43、业上最常用的是已洗萘洗二混馏分或已洗酚萘洗三混馏分，事实上三混馏分作为原料的的产率最好，考虑到与其他组员不重复的原因，本设计选择了二混馏分作为原料。16下图为本设计所选定的双炉双塔工业萘连续精馏，其流程为图 3-1 本设计所选定的双炉双塔工业萘连续精馏图1管式炉；2管式炉；3初馏塔；4精馏塔；5酚油冷凝冷却器；6原料与工业萘换热器；7工业萘汽化冷凝冷却器；8油水分离器；9-酚油回流槽；10工业萘回流槽；11工业萘贮槽；12转鼓结晶机；13洗油冷却器；14原料泵；15酚油回流泵；16工业萘回流泵；17初馏塔热油循环泵；18精馏塔热油循环泵；19工业萘装袋自动称量装置；20原料槽；21中间槽；22
44、酚油槽173.2 本设计工艺参数列表已洗萘洗二混馏份项目与指标初馏系统 精馏系统原料含萘量，% 60-65原料水分，% 0.5原料温度， 75-90管式炉出口温度， 270-275 275-282塔顶温度， 190 217-219塔底温度， 240 245-250酚油冷却器出口温度， 75-85工业萘汽化冷凝冷却器出口温度， 100-110回流比 18 2管式炉煤气耗量(m 3/h) 292.5 866.83.3 双炉双塔工艺的操作制度开车前的准备工作要严格进行；如检查水、电、汽、煤气系统是否符合开车的调节和要求。正常停车时，通知泵停止进料，炉降温灭火等。紧急停车时，停电或加热炉炉管泄漏，设备
45、严重泄漏应立即熄灭，用蒸汽清扫初馏塔、精馏炉炉管（扫气要密切观察管路压力缓慢递增） ，其他按正常停车处理。按照操作技术规程，控制好温度、压力、流量、液位等指标。18进料量要均匀稳定，保证系统物料平衡，操作要保持稳定。有规律的进行工业萘样品结晶点的测定，经常检查冷凝冷却器的温度，及时调节供水量；每小时按规定做好各岗位的原始数据记录。3.4 工艺存在问题及解决方法设备的运行，往往会由于各式各样的原因使其不可能持续运转下去，这里面就包含着人为、非人为因素。若实际生产中出现问题，我们又应该如何去解决？工业萘热油泵的出口处发生泄漏，该当如何处理?若工业萘热油泵的出口处发生泄漏，应该先分析泄露点的大小。倘
46、若发现泄露点比较小，假如是垫片漏，用蒸汽吹扫着进行试紧；若是管线有漏点，用蒸汽吹扫着，按正常停车处理。倘若发现泄漏点较大时，烟气迷漫整个泵房时，应立即在配电室将泵房内的电源关掉，以免电源给油气打火；并且关闭塔底出口阀门，停止管式炉加热，并向其内部吹入消防蒸汽，按紧急停车处理。管式炉炉温突然升高，该当如何处理?管式炉炉温突然升高，可能是以下几种原因造成的。若是热油泵环泵出故障，则换备用泵，及时修复，备用泵也无法使用时，紧急停车，不得延误；若是仪表失灵，应该检查原因，及时处理；若是泵的驱动电机跳闸，应该开启备用泵，对跳闸者，查明原因，修复待用。突然停水,该如何处理？突然停水，会造成塔温突然升高，炉
47、温突变。对此需要降低炉温，加大回流量，清扫回流管路，供水恢复后系统还原。 另外，向炉膛通入消火蒸汽降温，并对炉管清扫。 19第 4 章 工艺计算4.1 初馏塔的物料衡算4.1.1 原料处理量根据生产设计任务要求年处理 30Wt，按照每年工作日为 300 天，每天设备工作 24h，则可计算原料每小时处理量为：hkg/420324104.1.2 原料组成及各组分的含量切取的萘洗二混馏分为原料，其中有 21的馏分为已洗馏分，即420000.21=8820kg/h；其中主要是中性组分约为 90左右，其余是碱性、酸性组分。由书籍资料可确定数据分析，列于表 4-1 中表 4-1 已洗萘洗二混馏分中性组分的
48、组成组分 质量 摩尔分数 Kg/h Kmol/h 相对分子量1，3,5-三甲苯 0.02 0.017 1.764 0.0147 1201,2,3-三甲苯 0.05 0.042 4.41 0.037 120四甲苯 0.50 0.373 44.1 0.329 134茚 0.29 0.25 25.6 0.22 116邻、对甲酚 0.25 0.2 22.05 0.17 108四氢化萘 5.05 4.6 445.41 4.13 132萘 63.13 49.3 5568 43.5 12820续表 4-1 已洗萘洗二混馏分中性组分的组成组分 质量 摩尔分数 Kg/h Kmol/h 相对分子量硫茚 1.36
49、1 120 0.89 134甲基萘 4.14 2.9 365.2 2.58 142甲基萘8.30 5.9 743.2 5.16 1422,6-二甲基萘 2.18 1.4 192.2 1.23 156联苯 1.80 1.2 158.8 1.03 1541,2-二甲基萘 0.26 0.17 22.93 0.15 1561,5-二甲基萘 0.35 0.22 30.87 0.20 1561,6-二甲基萘 1.39 0.9 122.6 0.79 156苊 5.97 5.01 526.6 3.42 154苊烯 0.23 0.15 20.3 0.133 152氧笏 2.19 1.46 193.2 1.28 150笏 0.56 0.4 49.4 0.37 135合计 100 8820 65.644.1.3 初馏塔物料衡算按照表
