单炉双塔连续精馏的工艺流程毕业论文.doc

目 录 I 111 单炉双塔连续精馏的工艺流程毕业论文单炉双塔连续精馏的工艺流程毕业论文 目 录 摘 要 I ABSTRACT II 引 言 V 1 文献综述 1 1 1 煤焦油加工工艺 1 1 1 1 煤焦油的发展现状 1 1 1 2 煤焦油加工技术的发展方向 2 1 1 3 煤焦油产品深加工的发展方向 3 1 1 4 我国煤焦油加工业业目前存在的主要问题 3 1 2 工业萘的生产简介及发张前景 3 1 2 1 工业萘的发展概况 4 1 2 2 工业萘蒸馏技术 5 1 3 精馏法制萘工艺 6 1 3 1 单炉双塔连续精馏的工艺流程 6 1 3 2 单炉单塔流程 7 1 3 3 双炉双塔流程 8 1 3 4 精馏法制萘工艺 10 2 设计内容 11 2 1 工艺流程的选择 11 2 2 物料衡算 11 2 2 1 计算依据 11 2 2 2 初馏塔物料衡算 11 2 2 3 精馏塔物料衡算 13 目 录 II 2 3 塔的工艺计算 16 2 3 1 初馏塔的工艺计算 16 2 3 2 精馏塔的工艺计算 21 2 4 塔的工艺负荷计算 25 2 4 1 初馏塔工艺负荷计算 25 2 4 2 精馏塔工艺负荷的计算 28 2 5 塔尺寸的计算 31 2 5 1 初馏塔尺寸的计算 31 2 5 2 精馏塔尺寸的计算 34 2 6 塔板工艺尺寸计算 36 2 6 1 初馏塔塔板主要工艺尺寸的计算 36 2 6 2 精馏塔塔板主要工艺尺寸的计算 39 2 7 塔板流体力学验算 42 2 7 1 初馏塔塔板流体力学的验算 42 2 7 2 精馏塔塔板流体力学的验算 51 2 8 机械校核 61 2 8 1 初馏塔机械校核 61 2 9 热量衡算 74 2 9 1 初馏塔酚油冷凝冷却器 74 2 9 2 工业萘与原料换热器 75 2 9 3 工业萘汽化冷凝冷却器 76 2 9 4 管式炉的设计 78 2 10 设备一览表 81 2 11 非工艺条件 82 2 11 1 土建设计条件 82 2 11 2 采暖通风设计条件 83 2 11 3 供电设计条件 84 2 11 4 给排水设计条件 84 2 11 5 分析化验条件 84 目 录 III 结 论 86 参考文献 87 致 谢 89 附 录 90 河北联合大学化学工程学院 IV 引 言 我国是以煤为主导能源的国家 同时也是目前世界上最大的煤炭生产和消 费国 而石油和天然气相对短缺 煤除了直接用作燃料外 还可以通过各种化 学加工生成多种有用的化学品 即这种煤的加工业为煤化工 当今煤化工重要 的三大加工途径为煤干馏 煤气化 煤液化 煤焦油是煤干馏的产物之一 焦油化学至今已有三百年的历史 1822 年英 国建立世界上第一个煤焦油蒸馏加工厂 由此奠定了有机化学工业的基础 煤 焦油蒸馏分离可以得到轻油 酚油 萘油 洗油 蒽油和沥青 其中以萘油为 原料制取工业萘及进一加工成精萘有良好的发展前景 萘在焦油中的含量约是 7 10 是一种十分重要的有机化工原料 主要用于生产苯酐 各种萘酚 萘 胺 减水剂等 是生产合成树脂 增塑剂 橡胶防老剂 表面活性 合成纤维 染料 农药 医药和香料等的原料 工业萘的生产方法主要是精馏 其中连续 精馏又有常压双炉双塔 单炉单塔和单炉双塔 加压单炉双塔等 目前应用最 广的是双炉双塔连续精馏工艺 此外 生产 95 工业萘的原料也由窄馏分 即萘 油馏分 和四混馏分 轻 酚 萘 洗 发展到现在的三混馏分 酚 萘 洗 和两 混馏分 萘 洗 等 为最大限度增加萘油产量 选择合适的工艺流程尤为重要 本设计从能耗的角度出发采用单炉双塔工艺流程 河北联合大学 XXX 学院 0 1 文献综述 1 1 煤焦油加工工艺 我国煤化工的支柱仍然是焦化 伴着钢铁的发展进程 迫切需要对其他炼 焦化学产品进行回收利用 生产附加值更高的产品 煤焦油是炼焦工业煤热解 生成的粗煤气中的产物之一 煤焦油是煤在干馏和汽化过程中获得的液体产品 其产量约占装炉煤气的 3 4 在常温常压下其产品呈黑色粘稠液状 炼焦 生产的高温煤焦油密度较高 密度通常在 1 160 1 220g cm3之间 闪点 100 具有特殊臭味 煤焦油中的很多化合物是塑料 合成纤维 合成橡胶 农药 医药 耐高温材料及国防工业的贵重原料 也有一部分多环化合物是石油化工 所不能生产或替代 目前 我国煤焦油主要用来加工生产轻油 酚油 萘油及 改质沥青等 再经深加工后制取苯 酚 萘 芴等多种化工原料 产品数量众 多 用途十分广泛 工业萘是煤焦油中提取的重要的化工产品之一 提高工业萘收率 改进工 业萘质量是焦化厂提高经济效益的重要途径之一 提高工业萘收率的途径是制 定合理的焦油蒸馏和工业萘蒸馏工艺制度 降低酚油 洗油中含萘量 提高混 合份中萘集中度 减少萘在焦油其他馏份中的损失的过程 本设计围绕单炉双 塔的工艺来进行设计 1 1 1 煤焦油的发展现状 煤焦油是煤干馏和气化过程中获得的具有刺激性臭味 呈黑色或黑褐色的 粘稠状液体产物 作为炼焦的化工副产品 煤焦油产率约占炼焦干煤的 3 4 是一种组分复杂的有机混合物 所含有机物可达上万种 仅目前查明的就有 500 多种 其中蒽 苊 芘等一些化工产品具有不可替代性 全球萘需求约 100 万 t 其中 90 来自煤焦油 作为原料的精蒽 生产炭素电极的沥青 咔唑 喹 啉 噻吩 它们几乎全部来自煤焦油 我国是一个缺油 少气 而煤炭资源相对丰富的国家 煤炭在能源结构中 的比例长期以来一直维持在 70 左右 预计在未来的 50 年中 仍将占据主导地 位 近年来 由于国际油价节节攀升 煤化工越来越显示出优势 在我国 几 乎所有大中型城市都建有焦化厂 在提供煤气的同时 副产煤焦油 目前国内 主要的煤焦油加工企业的主要产品为 轻重苯 酚 萘 洗油 蒽油 沥青 古马隆树脂等 但不少焦化厂由于产量不大 往往不加工或者只进行非常简单 的加工 致使资源浪费严重 煤焦油加工工业作为区域经济发展的重要支柱产 1 文献综述 1 业已经形成 目前我国大型煤焦油加工企业有 50 家 已形成一定规模的产业基 础和存量优势 特别是大型煤焦化企业 如北京炼焦化学厂 鞍山钢铁公司 上海宝山钢铁公司 攀枝花钢铁公司 马鞍山钢铁公司 武汉钢铁公司等 已 基本完成原始积累 煤焦油年加工能力达 300 万吨 产量达 120 万吨 成为我 国化学工业发展的重要行业 1 1 2 煤焦油加工技术的发展方向 国内外成熟的焦油蒸馏工艺 就蒸馏塔的操作压力而言 主要分为 减压 蒸馏 常压蒸馏和常减压蒸馏三大类 减压蒸馏 焦油在常压下进行脱水 然后无水焦油在馏分塔内进行减压蒸 馏 此工艺的优点为 煤气耗量低 余热利用充分 萘集中度较高 负压操作 可以有利于环保 此工艺的缺点为 由于增加了一套真空装置 减压蒸馏对设 备的要求较为严格 装置的投资高 并且真空系统易腐蚀 常减压蒸馏 焦油脱水在常压下进行 馏分根据沸点和产量不同进行常压 和减压蒸馏 该工艺优点为 常压与减压蒸馏相结合 节省能源 萘油馏分中 萘集中度高 馏分分割较细 利于后续深加工产品的分离和提取 处理规模可 以较大 缺点为 常减压蒸馏比其他两种焦油蒸馏工艺增加了蒸馏塔的数量 并且减压塔负压操作对设备要求较高 常压蒸馏 常压蒸馏指焦油在脱水塔和沥青塔内脱水 然后再馏分塔内按 照三混或者两混切取馏分 操作在常压下进行 此工艺的主要优点为投资小 设备维护量小 操作简单 但是产品品质较低 切取馏分时 萘油中萘集中度 较低 蒸馏塔消耗的煤气量较以上两种高 随着国外煤焦油深加工技术的不断推广 以上几种工艺在国内均有企业使 用 焦油蒸馏所获馏分的洗涤技术指的是碱洗脱酚或酸洗脱喹啉装置 可分别 获得酚盐与硫酸喹啉 一般是先脱酚 后脱喹啉 也可只脱酚 不脱喹啉 原 料则根据焦油蒸馏切取馏分不同而异 有窄馏分 宽馏分之分 洗涤工艺可间 歇或连续操作 洗涤设备有空气搅拌 机械搅拌 泵混合 静态混合器 喷射 混合器等型式 后两种洗涤器较先进 洗涤效果好 便于连续操作与自动控制 碱洗脱酚的主要控制因素有用碱浓度 洗涤温度 分离时间 洗涤的级数等 各馏分的洗涤要求馏分含酚小于 0 5 宝钢引进的是全连续碱洗脱酚工艺 碱 液浓度较低 为 8 10 轻油 酚油均为一段脱酚 脱酚效率分别为 38 和 88 其轻油脱酚对酚钠盐起到净化的作用 萘油则采用三段脱酚 脱酚效 率 79 脱酚设备采用静态混合器 另外 只对脱酚酚油与甲基萘油分别进行 河北联合大学 XXX 学院 2 连续酸洗脱喹啉 加酸浓度为 30 39 效率分别为 38 5 和 52 2 设备也 采用静态混合器 1 1 3 煤焦油产品深加工的发展方向 新材料的不断发展是社会进步的标志之一 20 世纪塑料材料的出现和发展 给人类的生活带来了革命性的变化这些新型高聚物材料的单体大多数是从一环 到三环的芳香类化合物 如萘 酚 蒽 菲 咔唑等 这些都不易从石油组分 中合成 而煤焦油中的衍生物是以芳香结构为特征的 用它们可以比较简单地 转化为高价值的新型材料 毋用质疑 制备新材料是今后煤焦油深加工产品的 一个重要发展方向 煤焦油下游产品在医药 染料方面有着广泛的应用 甲基萘用亚硫酸氢钠 等氧化制得的亚硫酸氢钠甲萘醌 别名维生素 K3 可作为合成维生素 Kl 和维 生素 K2 的原料和饲料添加剂 1 8 一萘二甲酐是染料中间体 可生产荧光染料 荧光增白剂和其他荧光物质 类似含有芳环的医药 染料中间体很多都可以由 煤焦油提取物来合成 随着医药 染料工业的不断发展 煤焦油分离组分的需求 量越来越大 必然成为煤焦油深加工的一个重要发展方向 1 1 4 我国煤焦油加工业业目前存在的主要问题 目前 我国焦油加工企业一是生产规模小 2004 年统计的 37 家大中型加 工企业的焦油加工量仅为 308 万吨 平均 8 万吨多一点 山西省煤焦油加工企 业 43 家 年加工能力在 5 万吨以上的仅有 13 家 年加工能力 200 万吨左右 二是产品少 高附加值产品更少 国内从煤焦油加工中提取的主要化工产品仅 有 20 余种 大多数焦油加工企业受规模 技术和资金的限制 只能生产少量的 轻油 酚油 工业萘 洗油 蒽油及沥青等几种低端产品 此外 国内煤焦油 加工装置的装备水平 自控水平较低 主要原因是 一 过多考虑项目投资额 为节省投资不愿购入高水平装备 二 高温运转设备 耐腐蚀材质 高温高粘 度介质的检测仪表等不能找到合适的国内生产厂家 三是即使引进国外先进的 设备 后续的维修水平也跟不上 另外一个值得关注的动向是 目前国内出现了煤焦油加工装置盲目建设的 趋势 据卫正义介绍 我国现有焦油年加工能力为 540 万吨 在建加工能力 425 万吨 而拟建的加工能力达到 377 万吨 投产后合计年加工能力达到 1340 万吨 如果在建 拟建的项目全部建成投产 焦油加工能力将是现有焦油产量 的两倍多 焦油加工能力面临严重过剩 新建项目应慎重审批 建设 1 文献综述 3 1 2 工业萘的生产简介及发张前景 萘是最基本的稠环芳烃 是重要的有机化工原料 主要用于合成苯酐 萘酚 甲基酚 乙基酚 萘酐 酸 减水剂 分散剂 2 6 二烷基萘 2 6 萘二甲酸 聚萘二甲酸乙二醇酯 PEN 等 萘按生产原料不同分为煤焦油 萘和石油萘 目前无论国内外 煤焦油萘都占大多数 来源于煤焦油的萘 占 焦油的 10 12 英国及西欧一些国家有 93 的萘来源于焦油生产 它是在 1819 年发现并于 1821 年从热解的煤焦油中分离出的较纯固体 在石油炼制过 程中 利用催化裂化 重整等馏分为原料 经过加氢精制 催化脱烷基 脱氢 等工艺也可获得萘 通称石油萘 石油萘通常先从石油裂解 C10 中采用萃取及 吸附的方法提取 最后用溶剂吸收洗涤或升华结晶法提纯 石油萘硫含量低 更适合于生产精萘 精甲基萘等 萘最初主要作为卫生球及制造农药的原料 第一次世界大战中 首先被德 国用来生产邻苯二甲酸酐 苯酐 由于苯酐是重要的有机化工原料 需求量巨 大 因而很快成为萘的最大用户并造成了 20 世纪四五十年代焦油萘的供不应求 20 世纪 60 年代 美国开发了石油萘生产技术 由于石油萘含硫低 纯度高 其供应量 美国最高年产量曾达到 17 万 t 最高时占美国生产苯酐耗萘总量的 40 以 上 石油萘的出现在当时一方面冲击了煤焦油萘的市场 但另一方面也促进了 煤焦油萘精制技术的进步 20 世纪后半叶开发了加氢脱硫精制技术及一些先进 的结晶法技术 20 世纪 70 年代 以邻二甲苯代替萘气相催化氧化制造苯酐的 工艺开发成功且在当时具有一定的技术经济竞争力 用邻二甲苯为原料生产的 苯酐 产量最高时曾达到世界苯酐总产量的 80 但由于石油萘成本高 邻二 甲苯也易受国际市场石油价格波动的影响 以致其在苯酐制造上不能完全代替 煤焦油萘 从长期看 苯酐生产将以焦油萘 石油萘及邻二甲苯三者为原料并 存 1 2 1 工业萘的发展概况 我国萘的供应来源包括自产和进口两种渠道 2003 年我国消费的工业萘约 80 由国内自产 约 20 来自进口 我国现有 60 多家工业萘生产企业 总生产 能力在 37 40 万 t a 2001 年工业萘产量约为 21 万 t 2003 年产量约为 31 5 万 t 其中 95 以上采用煤焦油为原料 大多数企业是冶金系统的焦化厂 生产 规模较大的企业有上海宝钢化工有限公司 鞍钢实业化工公司 武汉钢铁集团 焦化有限责任公司 首都钢铁公司焦化厂 攀枝花钢铁集团煤化工公司 北京 焦化厂 上海焦化厂等 我国石油萘生产企业主要有上海金环石油萘开发有限 河北联合大学 XXX 学院 4 公司 山东齐隆化工股份有限公司 江苏华伦化工有限公司 吉化高碳醇厂 常熟市联邦化工有限公司 辽阳化纤化工实验二厂等 多年来 由于我国煤焦 油加工业的发展滞后于工业萘市场需求的发展 导致国产工业萘不能满足国内 需求 每年需要大量进口工业萘 根据国家海关总署的统计 自 1996 年以来 工业萘进口量逐年增加 1996 2004 年 年均增长率高达 20 以上 此外 我 国每年还进口一些精萘 我国进口工业萘主要来自日本和俄罗斯联邦 分别占 30 以上 还有乌克兰 西班牙 哈萨克斯坦 捷克等 我国很少出口工业萘 及精萘 最多的年份也才出口 300 多 t 近几年我国工业萘消费量逐年增长 2000 年表观消费量约为 25 4 万 t 2001 年上升到 29 万 t 2003 年继续增长 达 到 41 万 t 我国已成为全球最大的萘消费国 2003 年消费量约占全球总消费量 的 39 1 2 2 工业萘蒸馏技术 目前 大规模的工业萘生产装置多采用管式炉加热连续精馏法 管式炉加 热连续精馏法制取工业萘 有双炉双塔 单炉双塔 单炉单塔三种流程 双炉双塔蒸馏工艺有两台蒸馏塔和两台加热炉组成 即在初馏塔内切取酚 油馏份 在精馏塔内切取工业萘和甲基萘油馏份 两台蒸馏塔分别有两台加热 炉供热 该工艺工业萘产品质量稳定 酚油 甲基萘油含萘低 萘的收率较高 操作稳定 易于控制 但投资大 单炉单塔蒸馏工艺有一台蒸馏塔和一台加热炉组成 工业萘由蒸馏塔的侧 线采出 蒸馏塔由加热炉供热 该工艺设备简单 投资少 由于在一台蒸馏塔 内要同时保证酚油 工业萘和甲基萘油三种产品质量都合格 所以比双炉双塔 工艺难于调节 适用于原料含萘较高的情况 单炉双塔蒸馏工艺由两台蒸馏塔和一台加热炉组成 即在初馏塔切取酚油 馏份 在精馏塔切取工业萘和甲基萘油馏份 两台蒸馏塔由一台加热炉供热 该工艺由一台加热炉控制两台蒸馏塔塔底温度 操作难度较大 上述工艺流程均具有各自的特点 适用于不同的场合 一班来说煤焦油加 工企业对萘产品的质量要求比较严 而且萘产品是大宗产品 保证工业萘的质 量和收率 将直接关系到工程的经济效益 生产萘的原料油主要是馏程为 210 230 的萘油馏分 为满足制取工业 萘的要求 萘油馏分须经酸洗 碱洗 脱酚以防止酚与萘之间通过氢键缔合 同时 回收酚 喹啉类产品 对一些中 小规模工厂 当不回收喹啉时 仅有碱洗一种工 序 工业上一般采用精馏法生产工业萘 精馏法生产工业萘处理量大 萘回收率高 且对原料萘油要求不高 因而广泛用于中国 日本 美国 俄罗斯等国家 精馏 1 文献综述 5 法有好多种流程 如连续和间歇 常压和减压等 连续精馏又有常压双炉双塔 单 炉单塔和单炉双塔 加压单炉双塔等类型 这些工艺都具有各自的特点 主要从 投资 能耗 方便操作方面加以区别 目前应用最广的是双炉双塔连续精馏工 艺 由于精馏法生产工业萘主要缺点之一是能耗较高 有专家认为工业萘精馏采用 单炉单塔是发展的方向 且应采用高效填料塔以提高经济效益 另外 生产 95 工业萘的原料也有不同 窄馏分 即萘油馏分 四混馏分 轻 酚 萘 洗 三 混馏分 酚 萘 洗 两混馏分 萘 洗 等 为最大限度增加萘油产量 对中 小 规模工厂 将萘油馏分切取到 三混馏分 酚油 萘油 洗油 中 以三混馏分为原 料制取工业萘 萘的收率有所提高 大规模生产要求尽量提高萘油馏分的萘集中 度 以优化工业萘制取工艺 以含萘馏分为原料采用精馏法制取工业萘的工艺有双炉双塔连续精馏 单 炉单塔连续精馏和单炉双塔加压连续精馏等工艺 工业萘的质量指标也因工艺 不同而不同 按其质量指标可分为优等品 一等品和合格品 1 3 精馏法制萘工艺 精馏法生产工业萘处理量大 萘回收率高 且对原料萘油要求不高 因而 广泛用于中国 日本 美国 俄罗斯等国家 精馏法有多种流程 如连续和间 歇 常压和减压等 连续精馏又有常压双炉双塔 单炉单塔和单炉双塔 加压 单炉双塔等类型 这些工艺都具有各自的特点 主要从投资 能耗 方便操作 等方面加以区别 目前应用最广的是双炉双塔连续精馏工艺 主要设备是两座 管式加热炉和两座精馏塔 由于精馏法生产工业萘主要缺点之一是能耗高 有专家认为工业萘精馏采用单炉单塔的发展方向 且应用高效填料塔以提高经 济效益 精馏法生产工业萘是一种比较新的工艺 它需设备投资少 处理量大 对原料要求不高 可以用洗油也可以用混合馏分作为原料 精馏法生产工业萘 有许多优点 在我国以得到普遍推广 技术上也有不少创兴 以含萘馏分为原 料采用精馏法制取工业萘的工艺有双炉双塔连续精馏 单炉单塔连续精馏和单 炉双塔加压连续精馏等工艺 工业萘的质量指标也因工艺不同而不同 按其质 量指标可分为优等品 一等品和合格品 随着微机的应用 单炉 单塔连续精 馏工艺有发展前途 单炉 双塔常压连续精馏工艺的特点是 一个管式炉向两 个塔的塔底提供热量 管式炉的面积分配尤为重要 两个塔顶的温度仍靠各自 的回流量来控制 两个塔底的温度控制则靠调节管式炉 如 煤气量 空气量 二次空气量 烟道翻板等 来实现 河北联合大学 XXX 学院 6 1 3 1 单炉双塔连续精馏的工艺流程 因采用的原料馏分不同 各厂具备的条件不同 单炉双塔加工工艺有所不 同 对于以萘油馏分为原料 且有氮气供给条件的加工厂所用工艺流程 其特 点是 精馏塔 萘塔 在加压条件下操作 以萘蒸汽冷凝冷却器作为初馏塔的 再沸器 被称之为双效精馏 脱酚后萘油经换热器3 4后进入初馏塔1 由初馏塔顶逸出的酚油气经初馏 塔的第一冷缩器5 将热量传递给锅炉给水使其产生蒸汽 冷凝液在经初馏塔 第二凝缩器6而进入初馏塔回流槽2 在此 大部分作为回流返回初馏塔塔顶 少部分经冷却后作脱酚的原料 初馏塔底液体被分成两条路 一部分用泵送入萘塔12 另一部分用循环油 泵11送入重沸器8 与萘塔顶逸出的蒸汽换热后赶回初馏塔 以供初馏塔热量 为了利用萘塔顶萘蒸汽的热量 萘塔采用加压操作 压力是靠调节阀自动 调节加入系统内的氮气量和向系统外排出的气体量而实现的 从萘塔顶逸出的 萘蒸汽经初馏塔重沸器8 冷却后入萘回流槽17 在此 一部分送到萘塔顶作回 流 另一部分送入第二换热器4和甲基萘油冷却器20冷却后作为产品排入贮槽 回流槽的未凝气体排入排气冷却器冷却后 用压力调节阀减压至接近大气压 再经过安全阀喷出器凝缩器15而进入排气洗净塔 在萘塔排气冷却器16冷凝的 萘液流入回流槽 萘塔底的甲基萘油 一部分与初馏原料换热 再经冷却排入贮槽 另外大 部分通过加热炉加热后返回萘塔 供给精馏塔所必需的热量 图 1 1 单炉双塔加压连续精馏流程 1 初馏塔 2 初馏塔回流液槽 3 第一换热器 4 第二换热器 5 初馏塔第一凝缩器 6 初馏塔第二凝缩器 7 冷凝器 8 重沸器 9 初馏塔回流泵 10 初馏塔底抽出泵 11 初馏塔重沸器循环泵 12 萘塔 13 加热 1 文献综述 7 炉 14 萘塔底液油抽出泵 15 安全阀喷出气凝缩器 16 萘塔排气冷却器 17 萘塔回流也槽 18 萘塔回 流泵 19 工业萘冷却器 20 甲基萘油冷却器 1 3 2 单炉单塔流程 已洗的萘油 洗油混合分在原料槽 1 中间加热至 80 90 再静置脱水 然 后由原料泵 2 抽出送入管式炉 3 的第一组炉管中预热至 240 250 从第 26 曾 塔盘进入精馏塔 4 塔顶气相温度控制在 199 201 塔顶逸出的气体经酚油冷 凝冷却器 5 冷凝冷却后进入油水分离器 6 与水分离后的分又进入回流槽 7 所 得含酚 10 一下 含萘 35 以下的酚油从回流槽底部用酚油回流泵 9 进行塔顶 回流 从油水分离器 6 的地步间歇排出少量的酚油和水至酚油槽 8 酚油槽中积累 的油水混合物倒油泵倒入洗涤器脱水后 既得酚油 再将其与焦油蒸馏所得的 酚油混合脱酚 脱酚后的精酚油送往油库酚油成品槽 塔底的洗油用热油循环泵 15 抽出 经管式炉 3 的第二组炉管加热到 297 300 后打回塔内 从热油循环泵 15 的出口分出一部分洗油 经冷却器 16 冷却 后通过计量槽 17 流入洗油油库 成品洗油含萘量应小于 10 供粗苯工段煤气 洗苯用 从工业萘精馏塔的第 46 层塔盘侧线采出温度为 219 含萘大于 95 的液 体工业萘 经工业萘汽化冷凝冷却器 10 冷却至 120 左右 流入工业萘贮槽 11 在经转鼓结晶机 12 冷却结晶 即可得到白色片状结晶 工业萘 开停工时 塔内油及水可从塔底放至地下放空槽 工业萘不合格时 可由汽化冷凝冷 却器后窥视镜切换至中间槽 中间槽中的油可用倒油泵倒回原料槽处理 图 1 2 单炉单塔生产工业萘精馏流程 河北联合大学 XXX 学院 8 1 原料槽 2 原料泵 3 管式炉 4 工业萘精馏塔 5 馏分冷凝冷却器 6 油水分离器 7 酚油回流槽 8 酚油槽 9 酚油回流泵 10 工业萘汽化冷凝冷却器 11 工业萘贮槽 12 转鼓结晶机 13 工业萘装袋自动 称量装置 14 中间槽 15 热油循环泵 16 洗油冷却器 17 洗油计量槽 1 3 3 双炉双塔流程 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 经碱洗后温度为 80 90 的原料 经静置脱水后 由原料泵 2 从原料槽 1 中抽出 打入原料与工业萘换热器 3 与从精馏塔 5 顶部来的温度为 218 的萘蒸汽尽兴 热交换使温度升至 210 215 再进入初馏塔 4 原料在初馏塔中得出不分离 是靠管式炉 6 提供热量产生沿塔上升的蒸汽 靠冷凝冷却器 9 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 9 被水冷凝冷却至 30 35 再进入酚油油水分离器 10 冷凝液中的分离水从分离器底部排入酚水 槽 用来等待脱酚 冷凝液中的酚油则从分离器上部满流入酚油回流槽 11 由回流泵 12 抽出 打入初馏塔 4 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 13 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 一起流入初馏塔底贮 槽 再由初馏塔热油循环油泵 7 抽出 一部打入初馏塔管式炉 6 被燃料燃烧 加热至 265 270 部分气化后 再回到初馏塔下部 供作初馏塔的热量 另一部 分则以 230 235 的温度打入精馏塔 5 精馏塔中的萘油 洗油混合馏分靠管式炉 6 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 3 进行热交换后 在进入工业 萘汽化冷凝冷却器 14 被水冷却至 100 110 以液态进入工业萘回流槽 15 不分工业萘由回流槽底被工业萘回流泵 16 抽出 打入精馏塔 5 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贮槽 17 再放入转鼓结晶机 18 便得到含萘 95 的工业萘 流入精馏塔底贮槽的残油为 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 6 被加热至 275 282 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 20 被水冷却后的洗油放入油库 1 文献综述 9 图 1 3 双炉双塔工业萘连续精馏过程 1 原料槽 2 原料泵 3 原料与工业萘换热器 4 初馏塔 5 精馏塔 6 管式炉 7 初馏塔热油 循环泵 8 精馏塔热油循环泵 9 酚油冷凝冷却器 10 油水分离器 11 酚油回流槽 12 酚油回流 泵 13 酚油槽 14 工业萘汽化冷凝冷却器 15 工业萘回流槽 16 工业萘回流泵 17 工业萘贮槽 18 转鼓结晶机 19 工业萘装袋自动称量装置 20 洗油冷却器 21 洗油计量槽 22 中间槽 1 3 4 精馏法制萘工艺 萘油馏分由高置槽加入结晶机 结晶终了后将粗萘结晶和油一起放至螺旋 输送机 再经螺旋给料机加入间歇式离心机中进行过滤和干燥 为了使结晶与 油分离 物料在离心机内约需操作 10min 将大部分油排出后在不停离心机的 情况下 再用热水或蒸汽洗涤结晶 以洗去萘结晶表面的油分 离心后的产品 中纯萘含量约 80 90 脱晶萘油中含萘量应小于 30 水分应小于 2 5 由离心机卸出的萘为灰黄色散状物质 尚含有 10 15 的油分 为进一步 浓缩 采用压榨的方法 压榨过程可使结晶紧密 将含油分压出 进行压榨之前先将萘油结晶送入带搅拌机的料斗内 在其中间接蒸汽加热 到 50 55 并混合均匀在此温度下压榨 油黏度不大 易于分离 同时可以 最大限度的脱出萘中含的有害物质硫杂茚 但该温度下油中溶有 40 50 的萘 故以压榨及排出的油用泵送至高位槽 进行第二次结晶 离心 压榨 离心分 离所得的萘油仍含萘 30 35 为提高萘回收率将二遍萘油脱酚后打入焦油中 物质结晶分离法在许多场合下比其它化学工艺的分离方法优越 此外当需 要高纯度的最终产品或当净化热不稳定性物质时 使用结晶法更有利 但由于 其耗能大 设备笨重 因此结晶法的使用受到限制 河北联合大学化学工程学院 10 2 设计内容 2 1 工艺流程的选择 本课题为年处理 12 万吨焦油加工厂工业萘制取工段的初步设计 本设计采 用单炉双塔的生产工艺流程 即该工艺采用一个管式炉两个蒸馏塔 初馏塔保 持近常压操作 精馏塔也常压操作以便将萘塔塔顶的萘蒸汽冷凝热作为初馏塔 原料液的加热源达到回收废热 节省能耗的目的 该工艺是将煤焦油中各种流程含萘较高的馏分作为原料 该设计采用已洗 酚萘洗三混馏分作为原料 在初馏塔内加热经过精馏在塔顶分出酚油 塔顶温 度控制在 190 左右 然后将塔底的萘洗混合馏分在精馏塔内加热在塔顶分出 萘产品 塔底的洗油作为管式炉的一部分热源 管式炉的其余热量由该厂的煤 气供给 单炉双塔的工艺路线与双炉双塔生产工艺相比 工艺流程简单 减少了设 备 减少了能量消耗 但操作要求较高 此工艺既需要保证工业萘合格又要降 低洗油含萘量 萘的回收率比单炉单塔高 流程比较成熟 生产稳定 已被普 遍采用 单炉双塔操作工艺要求进料量稳定 且原料水分不大于0 5 要严格控制 塔顶塔底温度 塔顶采出的萘含量不小于95 塔底洗油中含萘量不大于2 2 2 物料衡算 2 2 1 计算依据 采用已洗酚萘洗混合馏分作为原料 连续精馏制取工业萘全年工作日 330 天 每日工作时间 24h 三班制 由于以三混馏分制取萘的质量指标范围为 95 98 工业产品 该工艺 取精馏塔蒸出萘的回收率大于 95 原料处理量 由于焦油蒸馏塔式工艺切取 3 混馏分产率为 18 23 该工 艺取 21 因此 原料处理量 8 1 221 3181 82 330 24 kg h 2 设计内容 11 2 2 2 初馏塔物料衡算 原料组成见表 1 其中已洗酚萘洗三混馏分中萘含量 54 5 按照表 1 计 算各组分的质量处理量与摩尔处理量 取四氢化萘为轻关键组分 萘为重关键组分 则 原料进料量 摩尔分数 摩尔分数 3 49 f X 54 50 f X 该工艺假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 在残液中的浓度为 0 01 摩尔分数 表表 2 12 1 已洗三混馏分的组成已洗三混馏分的组成 组分分子式 沸点 相对分 子质量 质量分 数 摩尔分 数 质量处理 量 kg h 摩尔处理 量 kmol h 1 2 4 三甲苯C9H12161 21201 221 3638 82 0 32 茚C9H8181 81162 813 2489 41 0 77 对甲酚C7H8O2021080 150 1854 77 0 04 四氢化萘C10H122071323 4443 49109 58 0 83 萘C10H821812852 254 51660 91 12 98 硫杂茚C8H6S221 51341 2221 3638 88 0 29 二甲酚C8H10O2251220 1920 216 11 0 05 喹啉C9H7N237 51290 40 41512 73 0 10 甲基萘C11H10241 114224 823 54789 09 5 56 二甲基萘C12H12269 215610 629 15337 91 2 17 苊C12H102781542 942 5593 55 0 61 合计 100 00 1003181 76 23 71 设 塔顶馏出物的流量为 D 釜液为 W 则物料平衡关系式为 23 71DW 0 320 0123 71 0 0349DW 解得 塔顶馏出物物量 釜液量 1 903Dkmol h 21 807Wkmol h 表表 2 22 2 初馏塔的物料平衡初馏塔的物料平衡 原料馏出物残液 组分kmol h摩尔分数 kmol h摩尔分数 kmol h摩尔分数 1 2 4 三甲苯0 32 1 360 32316 97 茚0 77 3 240 77140 51 对甲酚0 04 0 1850 0442 32 四氢化萘0 83 3 490 609320 218 1 00 萘12 98 54 50 1568 212 8258 92 硫杂茚0 29 1 36 0 290 1 33 二甲酚0 05 0 21 0 050 0 23 河北联合大学化学工程学院 12 喹啉0 10 0 415 0 099 0 45 甲基萘5 56 23 54 5 557 25 54 二甲基萘2 17 9 15 2 166 9 95 苊0 61 2 55 0 607 2 79 合计23 71 1001 90310021 807100 馏出物中含四氢化萘的量 1 903 0 320 609kmol h 馏出物中含萘的量 1 9030 3230 771 0 0440 6090 156kmol h 釜液中萘的量 12 9760 15612 82kmol h 沸点低于四氢化萘的各组分可以认为全部蒸出 沸点高于萘的各种馏分可 以认为全部留在残液中 即严格满足清晰分割 则初馏塔的物料平衡见表 2 2 2 3 精馏塔物料衡算 由于 甲基萘含量多且与萘含量接近故取萘为轻关键组分 甲基萘为重 关键组分 该工艺要求提取含萘量大于 95 的产品 因此规定残液中轻关键组 分含量为 2 摩尔分数 重关键组分在馏出液中含量为 0 3 摩尔分数 表表 2 32 3 精馏塔原料组成精馏塔原料组成 组分分子式沸点 相对分 子质量 质量分 数 质量处理 量 kg h 摩尔处理 量 kmol h 摩尔分 数 四氢化萘C10H122071320 98 28 78 0 22 1 00 萘C10H821812855 66 1640 96 12 82 58 92 硫杂茚C8H6S221 51341 32 38 86 0 29 1 33 二甲酚C8H10O2251220 21 6 10 0 05 0 23 喹啉C9H7N237 51290 43 12 77 0 10 0 45 甲基萘C11H10241 114226 77 789 09 5 56 25 54 二甲基萘C12H12269 215611 46 337 90 2 17 9 95 苊C12H102781543 17 93 48 0 61 2 79 合计 100 00 2947 94 21 81 100 令萘原料组成相对挥发度分别为查相关资料知相对挥发度数据为 4511 1 24 1 0 93 0 86 0 59 0 56 0 39 0 2 4 5 6 7 8 9 10 11 由于进料量为 21 81kmol h 从相对挥发度可以看出硫杂茚 二甲酚 喹啉 为中间组分 初定馏出液和釜液的分配比进行物料衡算 表表 2 42 4 物料衡算表物料衡算表 组分进料馏出液 di 釜液 wi 四氢化萘0 22 0 22 萘12 82 12 82 0 02W0 02W 硫杂茚0 29 0 25 0 04 2 设计内容 13 二甲酚0 05 0 038 0 012 喹啉0 10 0 01 0 09 甲基萘5 56 0 003D5 56 0 003D 二甲基萘2 17 2 17 苊0 61 0 61 合计21 81 DW 物料衡算式为 0 22 12 820 020 250 380 01 0 003WDD 0 020 040 120 095 560 0032 170 61WDW 解得 20 879Dkmol h 8 701Wkmol h 由此得 5 12 646dkmol h 5 0 174wkmol h 9 0 0626dkmol h 9 5 497wkmol h 根据芬斯克方程知 59 59 m 5 9 12 6460 0626 lg lg 0 1745 497 15 11 1 00 lg lg 0 56 dd ww N 由值求中间组分的馏出量的釜液量 m N 15 11 96 6 99 615 11 96 99 0 06260 93 0 29 5 4970 56 0 279 0 06260 93 1 1 5 4970 56 m m N N d f w dkmol h d w 6 0 290 2790 011wkmol h 15 11 97 7 99 715 11 97 99 0 06260 86 0 05 5 4970 56 0 044 0 06260 86 1 1 5 4970 56 m m N N d f w dkmol h d w 7 0 050 0440 006wkmol h 河北联合大学化学工程学院 14 15 11 98 8 99 815 11 98 99 0 06260 59 0 10 5 4970 56 0 0024 0 06260 59 1 1 5 4970 56 m m N N d f w dkmol h d w 8 0 100 00240 0976wkmol h 由于与初定值偏差较大 故直接迭代重做物料衡算见表 2 5 表表 2 52 5 物料衡算表物料衡算表 组分进料馏出液 di 釜液 wi 四氢化萘0 22 0 22 萘12 82 12 82 0 02W0 02W 硫杂茚0 29 0 2790 011 二甲酚0 05 0 0440 006 喹啉0 10 0 00240 0976 甲基萘5 56 0 003D5 56 0 003D 二甲基萘2 17 2 17 苊0 61 0 61 合计21 81 DW 物料衡算式为 0 22 12 820 020 2790 0440 00240 003WDD 0 020 011 0 0060 09765 560 0032 170 61WDW 解得 13 2333Dkmol h 8 5866Wkmol h 因此 5 12 6483dkmol h 5 0 1717wkmol h 9 0 0397dkmol h 9 5 5203wkmol h 根据芬斯克方程知 59 59 m 5 9 12 64830 0397 lg lg 0 17175 5203 15 926 1 00 lg lg 0 56 dd ww N 由值求中间组分的馏出量的釜液量 m N 2 设计内容 15 15 926 96 6 99 615 926 96 99 0 03970 93 0 29 5 52030 56 0 278 0 03970 93 1 1 5 52030 56 m m N N d f w dkmol h d w 6 0 290 2780 012wkmol h 15 926 97 7 99 715 926 97 99 0 03970 86 0 05 5 52030 56 0 043 0 03970 86 1 1 5 52030 56 m m N N d f w dkmol h d w 7 0 050 0430 007wkmol h 15 926 98 8 99 815 926 98 99 0 03970 59 0 10 5 52030 56 0 0016 0 03970 59 1 1 5 52030 56 m m N N d f w dkmol h d w 8 0 100 00160 0984wkmol h 偏差较小故最终物料衡算得到的物料平衡列于表 2 6 表表 2 62 6 精馏塔的物料平衡精馏塔的物料平衡 原料馏出物残液 组分 数量 kmol h 摩尔分数 数量 kmol h 摩尔分数 数量 kmol h 摩尔分数 四氢化萘0 22 1 00 0 221 66 萘12 82 58 92 12 648395 60 0 17172 00 硫杂茚0 29 1 33 0 2782 10 0 0120 14 二甲酚0 05 0 23 0 0430 33 0 0070 08 喹啉0 10 0 45 0 00160 01 0 09841 15 甲基萘5 56 25 54 0 03970 30 5 520364 32 二甲基萘2 17 9 95 2 17 25 24 苊0 61 2 79 0 61 7 07 合计21 81 100 00 13 2306100 00 8 5824100 00 2 3 塔的工艺计算 2 3 1 初馏塔的工艺计算 1 塔操作条件的确定 1 操作压力的确定 由于初馏塔为近常压操作 因此设塔顶压力为 102 6kPa 塔底气相压为 河北联合大学化学工程学院 16 137 3kPa 绝压 2 操作温度的确定 塔顶温度 塔顶温度的确定采用泡点法 对于这几种组分设塔顶蒸汽组成 1 2 4 三甲苯 1 茚 2 对甲酚 3 四氢化萘 4 萘 5 硫杂茚 6 二甲酚 7 喹 啉 8 甲基萘 9 二甲基萘 10 苊 11 分别为 与 1211 yyy 成平衡的液相组成为 各组分在塔顶下物质的饱和蒸 1211 yyy 1211 xxx 气压为 塔顶操作总压力 000 1211 PPP P 根据拉乌尔定律列出相平衡关系式为 000 1112221111 11 PyP xPyP xPyP x 由于相平衡常数 故 因此 对任一组分而言 i i y K x 0 ii i yp K xP 0 ii i yx pP 对于 11 种组分 11 1211 110 1 0 1 11 i ii i i i yxxx P ypPPPP p 选萘为基准 设萘在塔顶温度下的蒸汽压为即得 N P 11 0 1 NiN i i Py P Pp 根据相平衡常数定义 20 0 exp s ii iiii ii PP yP K xPRT 对于本工艺视气相为理想气体 液相为理想溶液 则而相对挥发度 0 i i p K P 的定义 0 ii NN Kp KP 令 则 因此由于沸点高于萘的组分全部蒸出 N N P K P 0 i i N P P 11 1 i N i i y K 因此 35124 12345 N yyyyy K 表表 2 72 7 塔顶组成塔顶组成 2 设计内容 17 组分 0 i P y y 1 2 4 三甲苯 166 483 237 0 1697 0 0524 茚 121 192 356 0 4051 0 1719 对甲酚 73 341 426 0 0232 0 0163 四氢化萘 66 551 294 0 3200 0 2473 萘 51 431 000 0 0820 0 0820 合计 1 0000 0 5699 采用试差法确定塔顶的温度 由于对于双塔工艺塔顶蒸汽温度控制在 190 200 初塔顶温度为 190 在 190 下对应的塔顶个组分的饱和蒸汽压 分别为 0 1 166 48PkPa 0 2 121 19PkPa 0 3 73 34PkPa 0 4 66 5PkPa 个组分的 取以萘为基准 去其 则各组分的及其 0 5 51 43PkPa 1 值列于表 7 y 由于萘在 190 下相平衡常数 而 51 43 0 5013 102 6 N K 0 5699 i i y 且偏高因此设塔顶温度为 195 则用同样的方法进行试差 i N i y K i i y 结果见表 2 8 表表 2 82 8 塔顶组成塔顶组成 组分 0 i P y y 1 2 4 三甲苯 187 43 184 0 1697 0 0524 茚 136 622 321 0 4051 0 1719 对甲酚 84 861 442 0 0232 0 0163 四氢化萘 75 861 289 0 3200 0 2473 萘 58 851 000 0 0820 0 082 合计 1 0000 0 5699 而萘在 195 下相平衡常数 误差为 58 85 0 5736 102 6 N K 0 5699 i i y 在允许范围内 因此塔顶温度为 195 0 57360 5699 100 0 65 0 5736 塔底温度 根据 液相等温线方程来确定塔底温度 设塔底压力为 P 由于 0000 1122 1 n nnii i PP xP xP xP x 河北联合大学化学工程学院 18 选萘为基准 设萘在塔底温度下的蒸汽压力为 则用除上式即可得 N P N P 000 1122 nn NNNN P xP xP xP PPPP 将液相视为理想溶液 气相为理想气体 则 1 NN P KP 根据相对挥发度的定义 0 i i N P P 因此上式可简化为 1 122 1 nn N xxx K 对于该工艺确定塔底温度时 445511 11 1 N xxx K 同样采用试差法确定塔底温度 设塔底温度为 235 即 508 15K 将 235 下的及值列于表 2 9 xx 表表 2 92 9 塔底组成塔底组成 组分名称x 0 i P x 四氢化萘0 0100 184 41 1 250 0 0125 萘0 5882 147 52 1 000 0 5882 硫杂茚0 0133 135 55 0 919 0 0122 二甲酚0 0023 125 42