萘煤焦油双炉双塔

摘要众所周知，煤炭资源的储量在全球范围内比石油资源的更加丰富。在未来，煤化工行业的发展，将成为石油化工的替代和补充领域中的重要角色。作为重要的化工有机原料，萘这种最基本的、普遍的稠环芳烃在1821年从煤焦油中发现，同年从中分离出来。直到科技发达，工业产业健全的今天，用煤焦油提取萘依旧是萘的主要来源。萘在煤焦油中的含量为8％~15％，炼焦温度及热解产物在炭化室顶部空间的停留时间是萘在煤焦油中含量的主要影响因素。生产工业萘的方法很多。本设计为年处理煤焦油38万吨，因此，本设计选用已洗三混馏分为处理原料，采用双炉双塔连续精馏工艺流程。在本设计过程中，对工艺系统所使用的主体设备，如初馏塔，精馏塔，原料换热器，泵等设备进行了计算，选型和校核；同时还进行厂区的布置以及经济核算。关键词：萘煤焦油双炉双塔

AbstrackGlobally,coalresourcesaremoreabundantthanoilresources.Therefore,thedevelopmentofcoalchemicalindustryisboundtobecomeanimportantsupplementandalternativefieldofpetrochemicalindustry.Naphthaleneisthemostbasicpolycyclicaromatichydrocarbonandanimportantchemicalorganicrawmaterial.Naphthalenewasfoundincoaltarin1821,andpurenaphthalenewasseparatedfromcoaltarinthesameyear.Untilnow,coaltarisstillthemainsourceofnaphthalenecompounds.Thecontentofnaphthaleneincoaltaris8%~15%,whichisrelatedtocokingtemperatureandresidencetimeofpyrolysisproductsinthetopspaceofcarbonizationchamber.Therearemanywaystoproduceindustrialnaphthalene.Consideringthattheannualtreatmentcapacityofcoaltarinthisdesignis300000tons,thedoublefurnaceanddoubletowercontinuousdistillationprocessisadoptedinthisdesign,andtheselectedrawmaterialfractionisthewashedthreemixedfraction.Inthedesignprocess,themainequipmentusedintheprocesssystem-primarydistillationtower,distillationtower,rawmaterialheatexchanger,pumpandotherequipmentarecalculated,selectedandchecked.Keywords:naphthalenecoaltardoublefurnacedoubletower

目录7923_WPSOffice_Level1第1章绪论 725046_WPSOffice_Level21.1本设计的目的和意义 716739_WPSOffice_Level21.2产品质量指标、市场需求、价位 825046_WPSOffice_Level31.2.1产品的质量指标 816739_WPSOffice_Level31.2.2产品的市场需求及价位 821838_WPSOffice_Level21.3产品组成、物性参数 912173_WPSOffice_Level21.4本设计的地点和气候条件 925046_WPSOffice_Level1第2章工艺论证 115564_WPSOffice_Level22.1国内外生产工艺路线论证 118088_WPSOffice_Level22.2主要设备的论证 1721838_WPSOffice_Level32.2.1初馏塔与精馏塔选型 1712173_WPSOffice_Level32.2.2工业萘汽化冷凝冷却器 195564_WPSOffice_Level32.2.3工业萘转鼓结晶机 208088_WPSOffice_Level32.2.4管式加热炉 2015161_WPSOffice_Level32.2.5酚油冷凝冷却器 2016739_WPSOffice_Level1第3章工艺详述 2115161_WPSOffice_Level23.1工艺选择 2112646_WPSOffice_Level23.2工艺原理 2121922_WPSOffice_Level23.3操作制度 2228379_WPSOffice_Level23.4工艺参数 22726_WPSOffice_Level23.5工艺改进 2321838_WPSOffice_Level1第4章工艺计算 255024_WPSOffice_Level24.1.原料处理量 2530721_WPSOffice_Level24.2原料组成及各组分含量 2520430_WPSOffice_Level24.3物料衡算和能量衡算 2612646_WPSOffice_Level34.3.1物料衡算 2621922_WPSOffice_Level34.3.2能量衡算 2812173_WPSOffice_Level1第5章设备计算 307691_WPSOffice_Level25.1初馏塔精馏模拟 3028379_WPSOffice_Level35.1.1参数的模拟及优化 30726_WPSOffice_Level35.1.2初馏塔塔径的计算及水力学校核 3617686_WPSOffice_Level25.2精萘塔精馏计算机模拟 385024_WPSOffice_Level35.2.1参数的模拟及优化 3830721_WPSOffice_Level35.2.2精萘塔塔径的计算及水力学校核 448865_WPSOffice_Level25.3精馏结果分析 4714892_WPSOffice_Level25.3泵及换热器选型 4920430_WPSOffice_Level35.3.1泵选型 497691_WPSOffice_Level35.3.2换热器选型 5210872_WPSOffice_Level25.4设备一览表 5417686_WPSOffice_Level35.4.1塔设备选型一览表 548865_WPSOffice_Level35.4.2泵设备选型一览表 545564_WPSOffice_Level1第6章非工艺部分 557801_WPSOffice_Level26.1车间布置 5514892_WPSOffice_Level36.1.1厂址选择的基本标准 5510872_WPSOffice_Level36.1.2车间布置 5530393_WPSOffice_Level26.2公用工程 567801_WPSOffice_Level36.2.1蒸汽 5630393_WPSOffice_Level36.2.2供电 572141_WPSOffice_Level36.2.3供水 577863_WPSOffice_Level36.2.3煤气 582141_WPSOffice_Level26.3排水排废 587863_WPSOffice_Level26.4废水、废气、噪音处理 5927274_WPSOffice_Level26.4人员定位 5927274_WPSOffice_Level36.4.1生产班制 5918521_WPSOffice_Level36.4.2劳动定员 598088_WPSOffice_Level1第7章经济效益评估 6118521_WPSOffice_Level27.1经济概算 6124903_WPSOffice_Level37.1.1征地费 6123778_WPSOffice_Level37.1.2建筑费 6116013_WPSOffice_Level37.1.3设备费 6124903_WPSOffice_Level27.2年总成本核算 6225861_WPSOffice_Level31、单耗 6229798_WPSOffice_Level32、能耗（预估） 6320054_WPSOffice_Level33、加工费 6314074_WPSOffice_Level34、设备维护折旧费用 6311682_WPSOffice_Level35、车间成本： 6315391_WPSOffice_Level36、工厂管理费 6327831_WPSOffice_Level37、工厂成本： 6327765_WPSOffice_Level38、销售费用： 631943_WPSOffice_Level39、销售成本： 6323605_WPSOffice_Level310、年销售税金： 6313568_WPSOffice_Level311、年销售利润： 6326924_WPSOffice_Level312、年所得税： 6325390_WPSOffice_Level313、年纯利润： 6423778_WPSOffice_Level27.3经济效益评估 6431501_WPSOffice_Level32、投资利润率：1/2.57×100%=38.9% 6415161_WPSOffice_Level1结束语 6516013_WPSOffice_Level2致谢 6612646_WPSOffice_Level1参考文献 67

第1章绪论1.1本设计的目的和意义现代经济，不断地快速发展，促使了不断增加的能源消耗量。尤其是在这两年受经济影响石油价位的持续上涨，因此促使煤化工行业的快速发展，煤化工产品的生产量亦是逐年升高。同时，各行各业对煤化工产品质量要求也愈来愈严格。作为一种最常用的化工原料——萘，按其来源不同可分为石油萘煤和焦油萘。但实际生产中所占的比例较大是焦油萘。

在焦油蒸馏操作中，原料经一段脱水、脱盐后在二段管式炉一次汽化，然后在二段蒸发器内闪蒸，切出重质组分如沥青和二蒽油等。进入馏分塔的焦油轻质组分经过蒸馏后，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8%~15%)。在原料馏分中含有复杂的各种组分，有中性、酸性(主要是酚类)及碱性，为了提取这些产品同时提高工业萘的质量和产量，需要经过酸洗和碱洗。一般来说，生产工业萘的主要杂质为硫茚(1.7%-2.6%)、酚类(0.1-0.2)、吡嘧啶类(O.1%-0.2%)及中性油等[1]。

萘在现实生活中的用途有很多，常被用于有机颜料中间体，以及生产燃料。其中用量最大的品种是H酶、2-萘酚。它广泛用于合成纤维、橡胶、农药、炸药及染料等部门。因此，如何完善生产工业萘的工艺显得越来越有意义。1.2产品质量指标、市场需求、价位1.2.1产品的质量指标衡量焦油蒸馏系统操作好坏的重要标准是萘的集中度指标，其标准如表1-1所示：表1-1工业萘质量标准指标优等品一等品合格品外观特征白色，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≤0.021.2.2产品的市场需求及价位图1-12008-2019年国内工业萘价格走势图近几年，快速发展的国内煤焦油行业，深加工能力从2010年的14500kt/a增至2014年的18230kt/a，煤焦油萘的产能也从2010年的1450kt/a增加2014年1823kt/a。2010-2014年煤焦油萘的产能年均增长率为5.8%[2]。2014年国内煤焦油深加工产量为11470kt，因此煤焦油萘产量约为1147kt。其中华东地区的煤焦油萘产能为552kt/a，华北地区为641kt/a，华中地区为202kt/a，西南地区为146kt/a，东北地区为117kt/a，西北地区为165kt/a[3]。目前，国内石油萘生产企业很少，只有上海金环石油萘开发有限公司、中国石油辽阳石油化纤公司、中国石油吉化集团公司、江苏华伦化工有限公司、常熟市联邦化工有限公司、新疆天利实业总公司、武汉鲁华粤达化工有限公司、山东齐隆化工股份有限公司等，2014年石油萘产能为200kt/a左右，产量为80kt，加上煤焦油萘产量，工业萘总产量为1227kt；工业萘生产企业除一些大型生产企业开工相对稳定外，各地中小装置减产或停产严重，开工率降至61.3%[4]。预测在未来，工业萘市场受国内煤焦油深加工产能过剩的影响将有所放缓。1.3产品组成、物性参数本产品主要组成物为工业萘。其余产品也有酚类（0.1%～0.2%）、硫茚（1.7%～2.6%）、中性油、吡嘧啶类（0.1%～0.2%）等，有近达30多种产品种类。分子式：C10H8,有特殊气味,分子量是128.17，易挥发。它的熔点是80.1℃,沸点217.9℃,空气中最高允许浓度为10ppm，属于二级易燃固体，自燃点526℃。1.4本设计的地点和气候条件地点：黑龙江省七台河市新兴区图1-1黑龙江省七台河市新兴区玫瑰风向标位于黑龙江省东部地区的七台河市，北部毗邻佳木斯、双鸭山市，东部为密山县城，西部为勃利县城，南部与鸡西市接壤。本工程建设厂址位于七台河市新兴区。东距桃山区居民集中区6公里；南距桃山、新兴两区主干道1.5公里；西与七煤公司煤气厂办公区相连，西去3公里为七台河分公司新立煤矿；北与七台河分公司新立变电所和矿区铁路集配站相连，北至煤气厂厂区和七台河分公司新兴选煤厂0.5公里，距倭肯河1公里。本工程具有较好的道路运输条件。该地区年主导风向：西南风。气候：属寒温带大陆性季风气候。寒暑明显，四季分明。

第2章工艺论证纵观煤化工发展史，我们知道，煤焦油是焦油加工的龙头，可以说是牵一发而动全身。煤焦油技术水平的先进与否，不仅直接影响着焦油馏分的产量和质量，同时对煤焦油馏分的后续工艺有着重要的影响，具有深层次的意义。当下，国内外的焦油蒸馏五花八门，工艺较多，但质量控制指标多数不同，同时，生产工业萘的方法也大都不同。将含萘馏分进行分馏是工业萘生产的最常用方法，按照操作流程的不同我们可以把精馏方式分为两种工艺流程连续精馏和间歇精馏。间歇精馏工艺主要应用在某些有特殊要求或小规模生产的场合，比如小型的化工企业，年常量比较小的化工企业。连续精馏主要应用在生产规模较大的场合，如许多大型煤化工企业皆采用这种工艺。按照蒸馏方式的不同，又可将其分为特殊蒸馏、简单蒸馏（闪蒸）、精馏和平衡精馏等，这是一个循序渐进的过程，也是一步更比一步精纯的过程。一般对较难分离的物系可采用精馏，分离要求不高或者较易分离的物系时，可采用简单蒸馏或闪蒸，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。按操作压强可分为减压精馏、常压精馏或加压精馏精馏，在多数情况下，常常用常压精馏。因为蒸馏应用十分广泛，所以它是最重要的分离单元操作之一。2.1国内外生产工艺路线论证2.1.1单炉单塔连续生产工艺单炉单塔工艺就是用一台管式炉和一座精馏塔的生产工艺。生产过程中，从热油循环泵压出管中采出洗油，从侧线采出工业萘，从塔顶切取酚油。其工艺流程图如图2-1所示。

以洗含萘馏分于原料槽1中加热至80-90℃，静置脱水，脱盐后，用原料泵2送入管式炉3的对流段预热至240-250℃，然后进入工业萘精馏塔4，控制塔顶温度使塔顶溢出的酚油蒸汽温度在190-195℃之间，蒸汽经冷凝冷却器5冷凝冷却后，进入油水分离器6进行油水分离，酚油经顶部溢出进入回流槽7，一部份酚油经回流泵9抽出送往塔顶以控制塔顶温度，其余部分流入酚油槽8定期送往洗涤工段，塔底的洗油用热油循环泵15送至管式炉辐射段加热至300℃左右送回塔底蒸发段，以此循环供给精馏塔热量。期间，一部分洗油从从热油循环泵15中采出，经冷却器16冷却后经量槽17流入洗油油库[5]。

工业萘则从精馏塔4侧线采出，经汽化冷凝冷却器10冷凝冷却到100-105℃，后进入工业萘高位槽11，再放入转鼓结晶12[6]。

在2002年莱钢经工艺改造后进行试验性投产时仍然暴漏出很多问题，主要表现在精馏塔工作不稳定，操作弹性小，产量小，而且产品质量不达标，洗油中含萘量偏高等现象。此种工艺以被很少采用。

图2-1单炉单塔连续生产工艺流程图

2.1.2单炉双塔连续生产工艺

单炉双塔就是两座精馏塔和一台管式炉，一座工业萘初馏塔、一座工业萘精馏塔。生产过程中从精馏塔塔底热油循环泵压出管中采出洗油，从精馏塔塔顶获取工业萘，从初馏塔塔顶获取酚油。其工艺流程图如图2-2所示。将原料已洗萘洗混合馏分经换热器3、4后进入初馏塔1。酚油经初馏塔顶以蒸汽形式溢出进去冷凝冷却器5，将热量传递给锅炉使其产生蒸汽。酚油再经冷凝冷却器6而进入油水分离器2。在此，大部分酚油经回流泵9返回初馏塔塔顶以控制温度，少部分经冷却后作脱酚的原料。初馏塔底液体被分成两路，一部分经泵10抽出作为精馏塔原料送入精馏塔12，另一部分由循环油泵11送入重沸器8与从精馏塔12塔顶逸出的蒸汽换热后返回初馏塔底部，以供初馏塔热量[7]。

从精馏塔塔顶逸出的萘蒸汽经初馏塔重沸器8冷凝后流入回流槽17。在此，一部分送到萘塔顶作回流以控制温度，另一部分则送入换热器4冷却后作为产品排入贮槽。回流槽中未凝气体经排气冷却器冷却后，用压力调节阀减压至接近大气压后，再经安全阀喷出气凝缩器15而进入排气洗净塔。经精馏塔排气冷却器16冷凝的萘液流入回流槽17。精馏塔塔底的甲基萘油，大部分经回流泵14抽出送入管式炉13加热后返回精馏塔以提供精馏塔所必须的热量，另一部分则在原料换热器3中与原料换热再经甲基萘油冷却器20冷却后，排入甲基萘油贮槽[8]。图2-2单炉双塔连续生产工艺流程图单炉单塔工业萘连续生产工艺已在上海宝钢化工公司得到应用，其特点是每吨工业萘产品能耗比较低，产品质量比一般工艺流程有所提高。2.1.3双炉双塔连续生产工艺双炉双塔就是用两台管式炉和两座精馏塔，一座初馏塔，一座精萘塔。生产过程中从精萘塔塔底热油循环泵压出管中采出洗油，从精萘塔塔顶获取工业萘，从初馏塔塔顶获取酚油。其工艺流程图如图2-3所示。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公气态从初馏塔顶邵选出，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油槽22,送洗涤供需回收加工[8]。

图2-3双炉双塔连续生产工艺流程图

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°C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100~110℃，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，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贮槽11,再放入转鼓结晶机12,便得到含萘>95%的工业萘[9]。

流入精馏塔底贮槽的残油为245~250℃温度，被精馏塔循环泵抽出，部分打入精馏塔管式炉1，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[10]。2.1.4四炉四塔连续蒸馏流程

四川攀枝花钢铁集团某化工厂，由于其处理原料的处理量在百万吨以上的情况下，因此才用了此工艺。图2-4四炉四塔连续蒸馏工艺流程图

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城馏塔顶部打回流[11]。

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[12]。

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茶塔底底部供热，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,塔顶采出甲基萘馏分经冷凝冷却到105~110℃后进入回流柱，一部分送往

甲基萘塔项回流，另一部分进入甲基萘槽[13]。

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素塔，另一部分送入工业萘塔第27~38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°C，液相出料。萘馏分送往苊馏分槽，经结晶离心生产96%的精萘[14]。

相比比其他工艺此工艺处理量更大，效率更高，但是由于设备需求更多，投资更大，适用范围不广泛。2.1.5连续多级逆流结晶分步法

1945年美国Philipes公司的P.M.Arnold首先提出在塔式结晶器中通过晶体和融熔液逆流接触而实现连续多级逆流结晶过程，1958年实现了工业化，用于邻、对二甲苯的分离，1961年德国的Shildknecht开发了立式螺旋结晶器，1971年澳大利亚联合碳化物公司开发了Brodie结晶提纯器，1974年实现工业化[14]。由于晶体是非常纯净的，连续多级逆流分布结晶技术可以很容易地获得纯度极高的产品，这种技术主要应用在精萘生产中，与此同时也会生产出相当数量的工业萘。

结晶分离的依据是相平衡，在单一设备中液固两相发生对流传质，使含有溶质熔体连续的流向冷端部分析出，晶体移向热端部分溶解。在多次的对流过程中反复的结晶和溶解，不断纯化，最终得到纯度很高的晶体产品和含大量杂质的晶析油，这一过程类似于填料塔精馏过程。这种工艺的特点是年处理量大，产品质量稳定，自动化程度高，但是由于设备复杂，投资量大，维护成本较高，而且对操作人员素质要求很高，不适合应用于大批量的工业萘生产，因此应用范围不广。

图2-5连续多级逆流结晶分步法工艺流程图2.2主要设备的论证2.2.1初馏塔与精馏塔选型板式塔种类繁多，目前最常用的是泡罩塔、浮阀塔以及筛板塔，在实际生产过程中它们各有利弊。表2-1泡罩塔，浮阀塔，筛板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20%~40%；操作弹性大；塔板效率高，一般比泡罩塔高15%左右。气体压力降及液面落差较小；塔的造价低。生产能力大，与泡罩塔相比约为20%~40%；塔板效率高；压力降低；结构简单，造价低廉。缺点结构复杂，造价高，安装维修费用高；塔板压降打，兼因雾沫夹带现象较严重，限制了气速的提高，致使生产能力及板效率均较低。不易处理容易结焦或粘度大的系统。小孔径筛板易堵塞，不易处理脏的、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，在工业上仍有一定的实用价值。浮阀能够随着起气速的增减在相当宽广的气速范围内自由的调节、升降，保持稳定操作。筛板塔也是很早出现的一种板式塔，性能好；只是对黏性大和带有固体粒子的料液处理起来有些困难。设计要求如表2-2所示。表2-2设计要求名称数值生产天数330天单日生产时间24h年处理量38wt由于产品带有固体粒子，同时还属于二级易燃品，且流量大。为降低塔板液面落差的影响，提高生产效率，降低生产过程中压降，本设计的两座塔，初馏塔和精馏塔都选用——浮阀塔。2.2.2工业萘汽化冷凝冷却器萘汽化冷凝器，是利用水沸腾汽化吸热来冷凝冷却萘蒸气的换热\t"/item/%E8%90%98%E6%B0%94%E5%8C%96%E5%86%B7%E5%87%9D%E5%99%A8/_blank"设备，是通过萘油馏分加工制取工业萘的设备之一，水沸腾时吸收大量的热，而温度始终保持在100℃，从而避免萘蒸气过冷而析出结晶，堵塞设备[14]。图2-1工业萘汽化冷却器示意图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表面冷却结晶成固态，经对侧刮刀的刮削，形成粉状或片状的固态产品;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[16]。2.2.4管式加热炉管式加热炉,一种直接受热式加热设备，主要用于对化工原料如液体或者气体的加热，燃料常用燃料气或者燃料油。其传热方式主要以辐射传热为主。通常萘蒸馏使用的加热炉有螺旋管式和圆通立管式两种类型。在我国，大部分化工企业采用的都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。但立管式炉便于安装维修和更换，施工也比螺旋管方便，因此本设计采用圆筒立管式加热炉[17]。2.2.5酚油冷凝冷却器冷凝冷却器是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80℃~85℃的温度从器底呈液体流出。冷却水从器底进入，器上部以40℃~50℃温度流出[18]。

第3章工艺详述3.1工艺选择经过比对研究，双炉双塔工业萘连续精馏流程的优点有:精制率达90%左右，操作简便，操作稳定性好。塔底温度采用双塔循环加热。两座塔的塔顶温度均靠调节回流量来控制，两段过程互不干扰。该工艺成熟，因此在我国和世界上其他国家应用很多。同时年处理38wt焦油的处理量可以达到工艺指标且符合国家生产需求。因此本设计最终决定采用双炉双塔工艺进行设计。3.2工艺原理图3-1双炉双塔工艺流程图已洗三混馏分经原料泵加压后进入第一个管式炉，加热后进入初馏塔。在初馏塔完成第一次精馏，在塔顶切取酚油等物质，塔底的含萘中间产物将通过第二个管式炉加热后进入精萘塔，在精萘塔中完成第二次精馏。在精萘塔塔顶得到工业萘蒸汽后，将产物打入工业萘冷凝冷却器得到液态的工业萘产品，然后在通入转鼓结晶机得到工业萘结晶（产品），塔底则回收部分副产物。3.3操作制度操作制度如表3-1所示：表3-1部分情况时操作制度情况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，设备严重泄漏）

应立即熄灭，用蒸汽清初馏塔、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。同时还要按照操作技术规程，控制好流量、温度、压力、液位等指标。保证进料量要稳定均匀，保证系统的物料平衡，操作要保持安全稳定。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个岗位的原始数据记录。3.4工艺参数表3-1工艺参数列表项目与指标初馏系统精馏系统原料含萘量，%50~60原料水分，%0.5原料温度，℃80~90管式炉出口温度，℃200275~282塔顶温度，℃190217~219塔底温度，℃240245~250酚油冷却器出口温度，℃75~85工业萘汽化冷却器出口温度，℃100~110回流比182管式炉煤气消耗量（m3/h）292.5866.53.5工艺改进本次设计决定对工业萘结晶机进行创新性改造以达到节约冷却水的目的，从而取得良好的经济效益。工业萘结晶机冷却水系统改造前如图6-1所示。图3-2工业萘结晶机冷却系统改造前如图6-1所示，结晶机冷却水系统是利用温度为20℃的河水进行冷却，温度低时还需要用蒸汽对其外部罩进行保温或清扫。大多工业萘结晶机的耗水量在l0t/h以上，每天结晶机运行时间为24小时，工业萘每月开工30天，如此计算一年结晶机耗水在800万吨左右。如果能充分利用其他废弃水资源，用在工业萘结晶机节约水资源上，既节约费用，又能减少外排水排放量。通过这个设想是我们改造的一个方向，如果能成功，将意义重大。工业萘结晶机冷却系统改造后如图6-2所示。图3-3工业萘结晶机冷却系统改造后如图6-2所示，增加水管水阀将焦油一、二次轻油冷却器及工业萘脱酚油冷却器利用完注备外排的工业废水，引入工业萘结晶机内打包冷却用，使水充分得到二次利用后再外排，在此，简称其为“二次利用水”，“二次利用水”进入结晶机前温度是30℃—42℃，经过生产实践证明能够完全利用此水来满足结晶机打包，并且不影响结晶机打包效率，还能节约清扫及保温时需要的水蒸汽[]。

工艺计算本设计工艺计算采用AspenPlus对整个工艺流程进行较为明确的计算，物性方法以及物料的初始信息，数据需要根据自己的实际工艺和流程进行准确选取。4.1.原料处理量按照生产设计要求，拟定每年工作日为330天，设备每天工作24h，年处理量38wt，则可计算原料每小时处理量为：4.2原料组成及各组分含量原料选择已洗三混馏分，其主要成分如表4-1。表4-1精馏原料组分表组分ID化学式摩尔分数相对分子质量kmol/h三甲苯C9H120.010121204.048茚C9H80.0464511619.22068966邻甲酚C7H8O0.008551083.8四甲苯C10H140.0399513414.31044776四氢化萘C10H120.018941326.887272727二甲酚C8H10O0.005791222.278032787萘C10H80.57902128217.1325硫茚C8H6S0.012341344.420298507喹啉C9H7N0.026691299.9311627912-甲基萘C11H100.058214219.67323944异喹啉C9H7N0.002821291.0493023261-甲基萘C11H100.023361427.896338028吲哚C8H7N0.006851172.81025641联苯C12H100.011171543.481558442苊C12H100.0441415413.75792208氧芴C12H8O0.0350715011.2224芴C13H100.0577813520.544蒽C14H100.006331781.706966292菲C14H100.006431781.733932584 4.3物料衡算和能量衡算4.3.1物料衡算根据物质守恒定律，在任何化学反应过程中，物质在反应前后都应该守恒。物料衡算是化工过程中重要的一部分，任何工艺流程都必须满足这一条件。物料衡算遵守的原则物料衡算遵守原则有三种情况，具体计算方式如表4-2所示表4-2物料衡算情况的具体计算方式系统情况计算方式系统中的物料衡算一般表达式为系统中的积累=输入-输出+生成-消耗稳定状态过程时输入=输出-生成+消耗对无化学反应的稳定过程输入=输出系统物料衡算利用AspenPlus进行流程模拟,。得到的结果如表4-3所示，可作为本次设计物料衡算的基础数据。图4-1AspenPlus工艺流程图表4-3主要流股的物料表流股INPUT1INPUT2OUTPU1OUTPUT2INPUT3OUTPUT3OUTPUT4相态液相液相液相液相气液相液相液相温度70.00℃200.00℃186.25℃225.91℃240.00℃216.85℃261.17℃压力1.00bar1.00bar1.00bar1.00bar1.00bar1.00bar1.00bar总摩尔流量365.90kmol/h365.90kmol/h41.82kmol/h324.08kmol/h324.08kmol/h230.19kmol/h93.89kmol/h总质量流量48905.76kg/h48905.76kg/h5106.91kg/h43798.85kg/h43798.85kg/h29545.53kg/h14253.31kg/h各物质的质量流量（kg/h）三甲苯486.55486.55486.520.030.030.030.00茚2232.722232.722223.039.709.709.700.00邻甲酚410.93410.93404.720.00四甲苯1920.761920.761702.09218.68218.68218.680.00四氢化萘910.53910.53233.14677.39677.39677.390.00二甲酚278.30278.300.51277.79277.79277.770.02萘27830.627830.6456.7027773.9427773.9427764.089.86硫茚593.21593.210.22592.99592.99591.171.82喹啉1282.721282.720.001282.721282.720.411282.312-甲基萘2797.542797.540.002797.542797.540.082797.46异喹啉135.53135.530.00135.53135.530.00135.531-甲基萘1122.861122.860.001122.861122.860.001122.86吲哚329.22329.220.00329.22329.220.00329.22联苯536.90536.900.00536.90536.900.00536.90苊2121.632121.630.002121.632121.630.002121.63氧芴1887.551887.550.001887.551887.550.001887.55芴3414.873414.870.003414.873414.870.003414.87蒽304.24304.240.00304.24304.240.00304.24菲309.04309.040.00309.04309.040.00309.04体积流量825.08l/min825.08l/min106.82l/min843.08l/min207273.89l/min572.27l/min271.86l/min4.3.2能量衡算通过能量衡算，不但可以对整个工艺流程的经济进行核算，同时还可确定整个工艺系统的能耗是否符合设计要求。能量衡算遵循的原则根据能量守恒定律，任何均相体系在Δt时间内的能量平衡关系，表述如图4-2。图4-2能量平衡关系热量衡算是依据热力学第一定律，是能量衡算的一种，同时还在能量衡算中占主导地位。能量守恒表达式如下：对于连续系统：系统的能量衡算初馏塔（T1）表4-4初馏塔负荷计算表冷凝器再沸器热负荷（kw）-55896234.34Q=645.34kw表4-5初馏塔能量平衡表入出相对差焓（kw）12145.6122586212790.951710444-0.0504528106精萘塔（T2）表4-6精萘塔负荷计算表冷凝器再沸器热负荷（kw）-21578.717756.7Q=-3822kw表4-7精萘塔能量平衡表入出相对差焓（kw）16304.04392533212482.000495280.234423034换热器表4-8换热器负荷表H1H2出口温度（℃）200240热负荷（kw）3297.723956.05

第5章设备计算5.1初馏塔精馏模拟5.1.1参数的模拟及优化首先用简单精馏模块进行模拟：所选的模块：DSTWU所选的热力学模型：NRTL模型分离预期：塔顶蒸出甲酚等酚油物质初始模拟条件：进料流股（INPUT2）：T=200℃，P=1bar，F=365.9043198kmol/h简单精馏模块（DSTWU1）：R=-1.3Rmin，塔顶采用全凝器图5-1初馏塔简单精馏流程模拟图模拟得到模块参数结果为：表5-1DSTWU1模拟结果参数最小回流比3.72976实际回流比4.84869最小塔板数20.0696实际塔板数35.9683进料塔板18.6442进料上方实际塔板数17.6442再沸器加热要求829680cal/sec冷凝器冷却要求675235cal/sec馏出物温度185.955℃塔底物温度226.007℃馏出物进料比率0.114293用简单精馏模块得到的结果参数进行严格精馏模块的模拟，同时对严格精馏所得的结果参数进行优化和改进。然后用严格精馏模块进行模拟：所选的模块：RadFrac模型所选的热力学模型：NRTL分离预期：塔顶蒸出甲酚等酚油物质初始模拟条件：进料流股（INPUT2）：T=200℃，P=1bar，F=365.9043198kmol/h严格精馏模块（RadFrac1）：R=4.84869，塔顶采用全凝器，塔板数36，进料塔板数19，馏出物进料比率0.114293图5-2初馏塔严格精馏流程模拟图对结果进行优化首先对塔回流比对出口工业萘含量以及流量大小进行灵敏度分析，在塔设定列表中点击Designspecs，设定x轴为回流比，y轴为塔底出口萘的摩尔流量以及摩尔分率，灵敏度分析后，得到如表4-3，图4-3的结果。表5-2初馏塔回流比对萘的流量及摩尔分率的影响结果点回流比萘摩尔分率％萘质量流量kg/h10.250.56458192524620.512820.50.56581713324686.262430.750.56742317124766.3186410.56931026424857.815151.250.57184732924975.873861.50.57489641825115.200471.750.57804611925258.6402820.58115865525400.321892.250.58420334425538.9091102.50.58717268525674.055112.750.5900639825805.61631230.59287467925933.452133.250.59560103926057.3663143.50.59823823126177.1151153.750.60078081426292.42851640.60322344626403.0449174.250.60556153326508.7413184.50.60779181326609.3609194.750.6099122926704.81052050.61192299826795.0959215.250.61382528126880.2885225.50.6156083526959.9272235.750.61730466327035.47872460.61890259527106.4506256.250.62040603227173.0437266.50.62181920127235.4744276.750.6231461327293.94952870.6243904927348.6586297.250.62555576327399.7804307.50.62664411227447.4341317.750.62765776627491.7393280.62859856427532.795338.250.62946706527570.644348.50.63026333827605.3047358.750.63098683527636.76693690.63163664927665.0035379.250.6322120227689.9915389.50.63271308327711.7451399.750.63314170927730.351940100.63350208127745.99724110.250.63380065527758.96334210.50.63404554127769.60254310.750.63424517727778.280444110.63440787427785.35674511.250.63454087227791.14464611.50.63465021227795.90534711.750.63474076127799.849648120.63481635927803.14384912.250.63488000427805.91775012.50.63493402927808.27255112.750.63498025527810.287452130.63502010527812.0245313.250.635054727813.53125413.50.6350849327814.84785513.750.63511150627816.004656140.63513527817.02685714.250.63515587927817.93465814.50.63517452227818.74465914.750.63519124427819.470560150.63520630327820.1238图5-3初馏塔回流比对萘的流量及摩尔分率的影响结果从图中可以看到，在回流比达到10.5后，初馏塔塔底馏出物流量以及馏出物中工业萘含量达到最大，回流比＞10.5后，曲线平缓。因此，初馏塔的最佳回流比为10.5。其次对塔进料板位置对出口工业萘含量以及流量大小进行灵敏度分析，在塔设定列表中点击Designspecs，设定x轴为进料板位置，y轴为塔底出口萘的摩尔流量以及摩尔分率，灵敏度分析后，得到如表4-4，图4-4的结果。表5-3初馏塔进料板位置对萘的流量及摩尔分率的影响结果点进料板位置萘摩尔分率％萘质量流量kg/h110.56940932824703.3145220.59809664726191.3726330.60662198626597.9994440.61276440826864.1831550.61765133127073.0679660.62151940527237.9703770.62453443927366.3659880.62685143327464.9789990.62860543127539.608210100.62992420727595.713911110.63091424127637.836512120.63166285827669.694613130.63223386727694.003414140.63267543127712.810115150.63302098327727.534616160.63329512127739.219617170.63351480527748.581418180.63369234227756.13719190.63383552327762.209220200.63394946727767.004421210.63403634527770.600322220.6340959827772.969923230.63412482127773.935924240.6341186327773.283525250.63404799527769.707226260.6338970827762.468127270.63357985127747.794628280.6330094627721.849129290.63205843327679.008230300.63063185627614.982831310.62864286427525.734132320.6259485227404.666233330.62228916527239.920534340.61720779827010.714335350.60985498926678.505536360.59832862226157.1733图5-4初馏塔进料板位置对萘的流量及摩尔分率的影响结果从图4-4和表4-4可以看出，在进料板位置为第23块板时，初馏塔塔底馏出物中萘流量且萘含量达到最大，因此初馏塔进料板的最佳位置为第23块板。5.1.2初馏塔塔径的计算及水力学校核通过aspen中的塔内件模拟，可以完成对初馏塔的水力学校核同时对塔径进行模拟计算，并通过反复计算和模拟，最终将初馏塔的塔径圆整取2.6m，板间距取0.9m，浮阀选择为f1型浮阀是重盘形浮阀，通道数为2，每块板的浮阀数量为408个。表5-4初馏塔塔内件模拟结果物性值单位塔段起始塔板2塔段结束塔板35计算模式交互尺寸计算塔盘类型BALLAST-V1溢流数2塔板间距0.9meter塔段直径2.6meter塔段高度30.6meter段压降0.558061896739591bar塔段压头损失6780.37609459583mm带漏液塔盘无塔段停留时间0.0509992462234788hr表5-5初馏塔各板的单板水力学校核数据塔板液泛率总压降干板压降压头损失中心降液管停留时间单位％barbarmmhr253.58990.01480.0120154.52270.0017353.78040.01490.0121155.53780.0017453.91500.01490.0121156.27280.0017553.95950.01500.0121156.53920.0017653.89590.01500.0122156.23140.0017753.73250.01500.0122155.39160.0017853.49700.01500.0122154.16870.0017953.22480.01510.0122152.75280.00171052.94880.01510.0122151.31850.00171152.69250.01510.0122149.98670.00171252.46820.01510.0122148.82040.00181352.27950.01510.0121147.83750.00181452.12470.01510.0121147.02790.00181551.99910.01500.0121146.36770.00181651.89700.01500.0121145.82740.00181751.81250.01500.0121145.37530.00181851.73900.01500.0121144.97600.00181951.66780.01500.0121144.57960.00182051.58080.01500.0120144.07870.00182151.41700.01490.0120143.10640.00182250.90490.01460.0117140.04100.00182359.36050.01830.0146174.16130.00112459.58100.01850.0148175.64460.00112559.75020.01860.0149176.79410.00112659.87850.01870.0149177.67640.00112759.97470.01870.0150178.34820.00112860.04590.01880.0151178.85570.00112960.09750.01880.0151179.23460.00113060.13370.01890.0151179.51110.00113160.15680.01890.0152179.70000.00113260.16590.01890.0152179.79560.00113360.14950.01890.0152179.71900.00113460.03930.01890.0151179.01130.00113559.41840.01850.0148174.90650.0011从表4-5的数据可以看出，初馏塔每块板的液泛率，干板压降等数据均符合实际生产规定。从图4-6可以看出，整塔在aspen的模拟过程中，每块板的操作点都在符合要求的范围内，没有一块板出现水力学操作的错误。图5-5初馏塔整塔的水力学操作图5.2精萘塔精馏计算机模拟5.2.1参数的模拟及优化首先用简单精馏模块进行模拟：所选模块：DSTWU所选的热力学模型：NRTL模型分离预期：塔顶蒸出工业萘产品初始模拟条件：进料流股（INPUT3）：T=240℃，P=1bar，F=324.084kmol/h简单精馏模块（DSTWU2）：R=-1.3Rmin，塔顶采用全凝器图5-6精萘塔简单精馏模拟流程图表5-6DSTWU2模拟结果参数最小回流比1.63546实际回流比2.1261最小塔板数26.2397实际塔板数48.3962进料塔板26.4506进料上方实际塔板数25.4506再沸器加热要求1.16132e+03cal/sec冷凝器冷却要求2.08646e+06cal/sec馏出物温度215.775℃塔底物温度261.117℃馏出物进料比率0.710279用简单精馏模块得到的结果参数进行严格精馏模块的模拟，同时对严格精馏所得的结果参数进行优化和改进。然后用严格精馏模块进行模拟：所选的模块：RadFrac模型所选的热力学模型：NRTL分离预期：塔顶蒸出工业萘产品初始模拟条件：进料流股（INPUT3）：T=240℃，P=1bar，F=324.084kmol/h严格精馏模块（RadFrac1）：R=2.63546，塔顶采用全凝器，塔板数48，进料塔板数26，馏出物进料比率0.710279图5-7精萘塔严格精馏模拟流程图对结果进行优化：首先对塔回流比对出口工业萘含量以及流量大小进行灵敏度分析，在塔设定列表中点击Designspecs，设定x轴为回流比，y轴为塔底出口萘的摩尔流量以及摩尔分率，灵敏度分析后，得到如表4-3，图4-3的结果。表5-7精萘塔塔回流比对萘的流量及摩尔分率的影响结果点回流比萘摩尔分率％萘质量流量kg/h10.50.78370197823496.178320.750.82160328824488.0511310.84775649525213.520741.250.87189181825880.726351.50.89457525326504.748261.750.91443597327052.2804720.9285631127446.397182.250.93543413827641.367392.50.93788993827711.746102.750.93879337827737.74631130.93918648127749.0861123.250.93938212627754.7393133.50.93949265427757.9375143.750.93955874327759.85181540.93960054127761.0634164.250.93962817927761.8648174.50.93964716827762.4156184.750.93966067327762.80731950.93967059227763.0949205.250.93967810127763.3124215.50.93968394827763.4817225.750.93968862327763.6172360.93969245627763.7277246.250.93969566927763.8205256.50.93969841827763.8997266.750.93970081427763.96872770.93970293627764.0297287.250.93970484227764.0845297.50.93970657627764.1342307.750.9397081727764.17993180.93970964927764.2222328.250.93971103227764.2617338.50.93971233427764.2989348.750.93971356627764.33413590.93971473927764.3676369.250.93971585827764.3995379.50.93971693127764.43389.750.93971796327764.459439100.93971895627764.4877图4-9精萘塔回流比对萘的流量及摩尔分率的影响结果从图4-9中可以看到，在回流比达到6.75后，初馏塔塔底馏出物流量以及馏出物中工业萘含量达到最大，回流比＞6.75后，曲线平缓。因此，初馏塔的最佳回流比为6.75。其次对塔进料板位置对出口工业萘含量以及流量大小进行灵敏度分析，在塔设定列表中点击Designspecs，设定x轴为进料板位置，y轴为塔底出口萘的摩尔流量以及摩尔分率，灵敏度分析后，得到如表4-8，图4-9的结果。表4-8初馏塔进料板位置对萘的流量及摩尔分率的影响结果点进料板位置萘的摩尔分率％萘的质量流量kg/h110.85388988725545.7271220.86492316625817.3874330.90363657426797.4231440.91927546427207.7823550.9271240727418.9686660.9316138927541.2635770.93436673227616.6542880.93612369227664.913990.93727542127696.622710100.93804493127717.860711110.93856623127732.286412120.93892291427742.184713130.93916865527749.024314140.93933870627753.771315150.93945664727757.073416160.93953845727759.370617170.93959508327760.965218180.93963407827762.066519190.93966069127762.820220200.93967858327763.328421210.9396903227763.662822220.93969770627763.874123230.93970200927763.997924240.93970412927764.059625250.93970469427764.076826260.93970415427764.062427270.93970281227764.02528280.93970088327763.970729290.93969849527763.903130300.93969572227763.824431310.93969256327763.734432320.93968895227763.631333330.93968469127763.509334340.93967935927763.356135350.93967192627763.141736360.93965934227762.776837370.93962861227761.880638380.93952814927758.940439390.93930858227752.509340400.93894914227741.980341410.93839341127725.702142420.93754635527700.893243430.93626289827663.30944440.93432796227606.663445450.93142344827521.674246460.92706411227394.244547470.92043328427200.927148480.90966972926890.4176图5-8精萘塔进料板位置对萘的流量及摩尔分率的影响结果从表4-8和图4-9可以看出，在进料板位置为25块板时，塔顶馏出萘流量达到最大且萘含量最大。因此初馏塔进料板的最佳位置为第25块板。5.2.2精萘塔塔径的计算及水力学校核通过aspen中的塔内件模拟，可以完成对精萘塔塔的水力学校核同时对塔径进行模拟计算，并通过反复计算和模拟，最终将初馏塔的塔径圆整取4.4m，板间距取0.8m，浮阀选择为f1型浮阀是重盘形浮阀，通道数为2，每块板的浮阀数量为1581个。表5-8精萘塔塔内件模拟结果物性值单位塔段起始塔板2塔段结束塔板47计算模式交互尺寸计算塔盘类型BALLAST-V1溢流数2塔板间距0.8meter塔段直径4.4meter塔段高度36.8meter段压降0.613229846068995bar塔段压头损失7241.47589529091mm带漏液塔盘无塔段停留时间0.0600009305157579hr表5-9精萘塔塔各板的单板水力学校核数据塔板液泛率总压降干板压降干板压降（压头损失）中心降液管停留时间单位％barbarmmhr274.94110.01580.0123145.70450.0015374.91690.01580.0123145.62410.0015474.89970.01580.0123145.56610.0015574.88710.01580.0123145.52310.0015674.87750.01580.0123145.49000.0015774.86990.01580.0123145.46350.0015874.86360.01580.0123145.44140.0015974.85810.01580.0123145.42190.00151074.85310.01580.0123145.40410.00151174.84830.01580.0123145.38670.00151274.84340.01580.0123145.36890.00151374.83830.01580.0123145.34960.00151474.83260.01580.0123145.32770.00151574.82590.01580.0123145.30130.00151674.81770.01580.0123145.26840.00151774.80710.01580.0123145.22550.00151874.79310.01580.0123145.16770.00151974.77370.01580.0123145.08640.00152074.74470.01580.0123144.96420.00152174.69550.01570.0123144.75610.00152274.58900.01570.0122144.30790.00152374.27280.01560.0121142.98940.00152473.30520.01520.0118138.99280.00152561.91500.01110.007689.83720.00112661.86730.01110.007689.69310.00112761.80260.01110.007689.49390.00112861.71470.01110.007689.21940.00112961.59720.01100.007688.84960.00113061.44710.01100.007588.37420.00113161.26900.01100.007587.80690.00113261.08080.01090.007487.20390.00113360.91420.01090.007486.66250.00113460.80660.01080.007486.29840.00113560.78520.01080.007386.19500.00113660.85000.01080.007386.35290.00113760.98940.01080.007486.73850.00113861.16960.01090.007487.24860.00113961.36560.01090.007487.80820.00114061.55560.01090.007588.34990.00114161.72690.01100.007588.83420.00114261.86620.01100.007589.21830.00114361.95020.01100.007589.42660.00114461.92630.01100.007589.28670.00114561.67710.01090.007488.41990.00114661.00550.01070.007286.21190.00114759.80530.01040.007082.40360.0011从表5-9的数据可以看出，初馏塔每块板的液泛率，干板压降等数据均符合实际生产规定。从图4-11可以看出，整塔在aspen的模拟过程中，每块板的操作点都在符合要求的范围内，没有一块板出现水力学校核的错误。图4-9精萘塔整塔的水力学操作图5.3精馏结果分析表5-10精萘塔塔顶产物的组成及各组分的质量分率组分质量分率％组分质量分率％三甲苯8.67280733273044E-07异喹啉3.45549285098188E-08茚0.0003282394567153141-甲基萘1.45620888289894E-07邻甲酚0.000210663991421431吲哚1.53598524609881E-10四甲苯0.00740129292934944联苯1.24704555436035E-10四氢化萘0.0229270890109414苊1.56449415314064E-15二甲酚0.00940149891138007氧芴2.23969585921238E-17萘0.939704701450936芴2.50461768143642E-20硫茚0.0200087533945737蒽5.61713297666986E-32喹啉1.38447098883427E-05菲1.42891539848527E-312-甲基萘2.86840993917368E-06表5-11工业萘精制率标准原料精制率萘油馏分≥97％萘洗混合馏分96％~97％酚萘洗三混馏分94％~95％从表5-10可以看出，经过aspen的模拟与优化，最终从精萘塔塔顶精馏出的产物中，萘的精制率达到了94％，符合表5-11中以酚萘洗三混馏分为原料精馏工业萘的精制率，达到国内生产水平，产品中的其他组分均得到了较好的脱除。表5-12塔的模拟结果汇总表项目单位初馏塔精萘塔备注塔径m2.64.4板间距m0.90.8塔板型式双溢流弓形降液管双溢流