双炉双塔工业萘连续馏工艺设计.doc

目录

摘要
绪论
第一章 原料及产品
1 原料特性
2 萘物理化学性质
3 产品质量

第二章 工业萘连续精馏工艺技术
1工业萘生产工艺技术选择
2 工艺概要
3 工艺特点
4 设计工艺参数列表
第三章 工艺计算
1 初镏塔物料衡算
1原料处理量
2原料组成及各组分含量
3初镏塔物料衡算
2初镏塔所需要理论板层数及回流比
1最小理论塔板数
2最小回流比
3实际塔板数
3初镏塔热平衡计算
1输入热量
2输出热量
4精馏段、提馏段工艺条件计算
1精馏段工艺条件确定
2提馏段工艺条件确定
第四章 其他设备选型及计算
1管式炉计算数据
1初镏塔管式炉计算数据
1输入热量
2输出热量
3初镏塔管式炉煤气消耗选型
2精馏塔管式炉计算数据
1输入热量
2输出热量
3精馏塔管式炉煤气消耗选型
3原料换热器
1计算条件
2热量衡算

结论
参考文献

摘 要

精萘是有机化学工业主要芳香族原料，广泛应用于生产合成纤维。橡胶。树脂。染料遗迹制取炸药。农药等工业部门，是一种重要化工原理。而精萘又是经过对工业萘精致取得到，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，广泛用途及用量使工业萘高效生产量显得尤为重要。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，精馏方法分为间歇式和连续式俩种工艺流程，原料年处理量决定精馏方法，本套设计将采用及年处理量为30万吨焦油蒸馏装置相配套连续生产工艺，即双炉双塔工业萘连续精馏工艺系统。下面设计过程将对工业萘双炉双塔连续式精馏工艺流程进行详细叙述并对工艺系统中所使用主体设备------工业萘初镏塔、工业萘精馏塔和工业萘气化冷凝冷却器进行设计计算。

关键词：工业萘；双炉双塔连续精馏工艺；工业萘初镏塔；工业萘精馏塔；工业萘汽化冷凝冷却器

绪 论

萘是有机化学工业主要芳香族原料，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。
萘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，大部分厂俊生产工业萘产品。
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GB6700——86萘产品。我国生产个工业萘主要用语生产苯酐，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。塑料薄膜形成和橡胶增塑剂。清漆和磁漆醇酸树脂等。
含萘馏分富集焦油中萘是作为工业萘生产原料，在原料馏分中含有极复杂多种组分，有酸性（主要是酚类）中性及碱性（吡啶碱），每类组分又都还有多种单组分。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，为了脱出酚类化合物，需要进行碱洗，为了脱出吡啶碱类需要用浓度为15％-17％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，随着苯酐生产工艺改进，还有少量不饱和化合物工业萘，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。精馏方法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，及年处理量为30万吨焦油蒸馏装置相配合工业萘蒸馏装置采用连续精馏生产工艺。
以焦油蒸馏提取出含萘馏分作为工业萘生产原料，到完成工业萘生产过程，一般分为3个阶段，即原料预处理，初镏和精馏。原料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，脱出原料中酚类或吡啶类化合物，经化学处理后馏分称为已洗萘油馏分、已洗萘油二混馏分、已洗萘油三混馏分，这些已洗馏分均作为工业萘生产原料进入初镏装置进行精馏。

第一章 原料及产品
1 原料及特性
制取工业萘原料为焦油蒸馏所得，经碱洗脱酚后富集萘已洗馏分。按照焦油蒸馏流程及其馏分切取工艺制度不同，已洗含萘有萘油馏分。萘洗混合馏分及酚萘洗三混馏分等。现有装置已洗萘油质量如下：
含 萘：72.38％
含 酚：0.416％
蒸馏试验：初镏点208.5℃
214℃前镏出量26.2％（v/v）
214～221℃馏出量58.1％（v/v）
221℃后馏出量12.1％（v/v）
干点233℃
含萘馏分是多组分混合物，有酸性、中性和碱性三类组成，每类组成均由多种单一化合物组成。下面列出国内某厂已洗萘洗混合馏分组成。

组 成
含量，％
组 成
含量，％
一、中性组成
2,5,2,4-二甲基吡啶
0.0138
1,3,5-三甲苯
0.0192
2,4,6-三甲基吡啶
0.0174
1,2,4-三甲苯
0.0288
邻-甲苯胺
0.0099
1,2,3-三甲苯
0.0192
对-甲苯胺
0.0084
二氢化茚
0.46
间-甲苯胺
0.0258
四甲苯
0.0192
喹啉
1.355
茚
0.278
2-甲基喹啉
0.238
四氢化萘
0.048
异喹啉
0.217
笨甲腈
0.192
3-甲喹啉
0.054
萘
60.5
6-7-甲基喹啉
0.224
硫茚
1.305
2,6-二甲基喹啉
0.0773
β-甲基苯
7.95
4-夹击喹啉
0.082
a-甲基苯
3.96
2,4-二甲基喹啉
0.0665
2,6-2,7二甲基苯
2.09
小计
2.392
联笨
1.725
三、酸性组分

1,6-二甲基苯
1.33
苯酚
0.00071
2,3-1,4-1,5二甲基苯
0.336
邻甲苯
0.0107
1,2-二甲基笨
0.249
2,6-二甲苯
0.01935
苊
5.73
间-对-甲酚
0.034
苊烯
0.22
2,4-2,5-二甲苯
0.253
氧芴
2.1
2,3-二甲酚
0.062
芴
0.565
3,5-二甲酚
0.1174
小计
89.124
3,4-二甲酚
0.0416
二、碱性组分

2,3,5-三甲酚
0.103
2-甲基苯
0.00153
a-萘酚
0.0368
2,6-二甲基吡啶
0.00117
未知物
01315
2-乙基吡啶
0.00048
小计
0.7174

含萘馏分不同，在生产工业萘时精制率也会略有不同。
萘洗混合馏分精制率为96%～97%，萘油馏分可达97%以上，酚萘洗三混馏分约为94%～95%。工业上最常用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产率最好，考虑到及其他组员不重复原因，本设计选择了二混馏分作为原料。

2 萘物理化学性质
萘在常温下是固体，容易升华成无色片状物或单斜晶体。萘沸点（101.3kPa）为217.96℃；熔点为80.28℃；固态密度为1.145 g/cm3,液态密度：85℃时为0.9752 g/cm3，100℃时为0.9623 g/cm3；自燃点：在空气中为690℃，在氧气中为557℃;闪点为80℃。
在80.27—327.5℃时，萘饱和蒸汽压及温度关系可用下式表示：
lgP=7.1268-1828.04/（212.53+t）
式中：P—压力，毫米汞柱；t—温度，℃
萘中含有杂质时，其结晶温度下降。萘结晶温度及纯度对应关系如下表，通常用测结晶点方法即可知道萘纯度。

萘质量分数，％
结晶温度，℃
萘质量分数，％
结晶温度，℃
81.00
70.5
90.80
75.5
81.95
71.0
91.80
76.0
82.85
71.5
92.85
76.5
8380
72.0
93.85
77.0
84.75
72.5
94.95
77.5
85.70
73.0
96.05
78.0
86.70
73.5
97.20
78.5
87.70
74.0
98.40
79.0
88.70
74.5
99.30
79.5
89.75
75.0
100
80.3

3 产品质量
对工业萘产品技术指标在现行国家标准（GB/T6699-1998）中规定：
指标名称
指 标
优等品
一等品
合格品
外观
白色，允许带微红或微黄粉状、片状结晶
结晶点，℃ 不小于
78.3
78.0
77.5
不挥发物，％ 不大于
0.04
0.06
0.08
灰分，％ 不大于
0.01
0.01
0.02
注 1 不挥发物按生产厂检验数据为准
2 工业萘按液体供货时不挥发物指标由供需双方确定

不挥发物是指工业萘试样在150℃下烘烤60-80分钟后残留物，主要是一些不饱和物及其聚合物，如甲基茚、甲基古马隆等。随着时间延长或温度升高，不挥发物会升高。

第二章 工业萘连续精馏工艺技术

1工业萘生产工艺技术选择
目前，大规模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。
双炉双塔蒸馏工艺由两台蒸馏塔和两台加热炉组成。即在初镏塔内切取酚油馏分，在精馏塔内切取工业萘和甲基萘油馏分，两台蒸馏塔分别由两台加热炉供热。该工艺工业萘产品质量稳定，酚油、甲基萘油含萘低，萘收率较高，操作稳定，易于控制，但投资大。
单炉双塔蒸馏工艺由一台蒸馏塔和一台管式加热炉组成。工业萘由蒸馏塔侧线采出。蒸馏塔由加热炉供热。该工艺简单，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，适用于原料含苯较高情况。
单炉双塔蒸馏工艺由两台蒸馏塔和一台加热炉组成。即在初镏塔内切取酚油馏分，在精馏塔内切取工业萘和甲基萘油馏分，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，虽然节能但操作难度大。
上述工艺流程均具有各自特点，适用于不同场合。在本次设计中萘产品质量要求比较严，而且萘产品是主要产品，保证工业萘质量和收率，将直接关系到工程经济效益，同时考虑为了和年处理量为30万吨焦油蒸馏装置相配套，决定采用双炉双塔连续精馏制取工业萘流程为工艺方案。

2 工艺流程简介
中间槽区已洗混合份，用已洗混合份输送泵，送入工业萘/原料换热器换热后进入初镏塔中段，塔顶油气在酚油冷凝冷却器内冷凝冷却后，经酚油油水分离器分离，酚油进入酚油回流槽，一部分通过初镏塔回流泵作为回流送入初镏塔顶，其余部分送到中间槽区脱酚槽，酚水自流到中间槽区酚水槽。
初镏塔回流泵将初镏塔底部萘洗馏分一部分连续送入初镏塔加热，加热后，返回初镏塔底部，作为初镏塔热源。其余则送入精馏塔原料换热器冷凝，工业萘气化冷却器冷却到规定温度值后，流至工业萘回流槽。精馏塔回流泵将部分工业萘送精馏塔顶作为回流，其余工业萘作为产品送至工业萘高值槽或成品槽区95萘槽。精馏塔循环泵将精馏塔底洗油一部分连续送入精馏塔加热炉，加热到规定温度值后，返回精馏塔底部，作为精馏塔热源。其余作为洗油经洗油冷却器冷却后，送至成品槽区洗油槽。工艺萘高置槽中工业萘，自流进入结片机，经冷去、结晶、切片得到固体工业萘，存入工业萘包装机贮斗，再通过包装机自动计量、包装后，由防暴叉车送入仓库。结片机内通以循环水，升华萘由通风除尘装置回收。各设备排气均分类集中至馏分洗涤及酚盐分解装置。

3 工艺特点
①该工艺在国内早已应用，技术成熟，易于操作。
②产品质量稳定，萘收率较高。
③利用原料及工业萘换热，降低了煤气耗量和冷却水用量。

4 设计工艺参数列表

项目及指标
已洗萘洗二混馏份
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(m3/h)
292.5
866.8

第三章 工艺计算
一、初镏塔物料衡算
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：

2 原料组成及各组分含量
切取萘洗二混馏分为原料，其中有21％馏分为已洗馏分，即42000×0.21=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，列于表中
已洗萘洗二混馏分中性组分组成
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
120
1,2,3-三甲苯
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
128

已洗萘洗二混馏分中性组分组成
组分
质量
摩尔分数
Kg/h
Kmol/h
相对分子量
硫茚
1.36
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
142
2,6-二甲基萘
2.18
1.4
192.2
1.23
156
联苯
1.80
1.2
158.8
1.03
154
1,2-二甲基萘
0.26
0.17
22.93
0.15
156
1,5-二甲基萘
0.35
0.22
30.87
0.20
156
1,6-二甲基萘
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
65.64

3 初馏塔物料衡算
按照表4—1，取四氢化萘为轻关键组分，萘为重关键组分，那么已洗馏分中四氢化萘摩尔分数X1f=4.6％，；萘摩尔分数X2f=49.3％。
由相关资料可取轻关键组分在馏出物中浓度为0.32，重关键组分在釜残液中浓度为0.01（摩尔分数）
轻关键组分： 0.32P+0.01W=65.64×0.046
根据物料衡算： P+W=65.64
解得：馏出物P=7.63kmol/h，釜残液量W=58.01kmol/h
馏出物含四氢化萘：7.63×0.32=2.44kmol/h
馏出物含萘量：7.63-（0.0147+0.037+0.329+0.22+0.17+2.44）=4.42kmol/h
沸点低于四氢化萘各组分可以被认为全部蒸出，高于它各种馏分全部留在釜残液中。从中可以列出初馏塔物料平衡表，
初馏塔物料平衡表
原料 馏出物 釜残液
组分
Kmol/h
摩尔分数
Kmol/h
摩尔分数
Kmol/h
摩尔分数
1，3,5-三甲苯
0.0147
0.017
0.0147
0.19
0
0
1,2,3-三甲苯
0.037
0.042
0.037
0.48
0
0
四甲苯
0.329
0.373
0.329
4.43
0
0
茚
0.22
0.25
0.22
2.9
0
0
邻、对甲酚
0.17
0.2
0.17
2.2
0
0
四氢化萘
4.13
4.6
2.44
32.0
1.69
2.9
萘
43.5
49.3
4.42
56.1
39.08
67.2
硫茚
0.89
1
0
0
0.89
1.53
—甲基萘
2.58
2.9
0
0
2.58
4.45
—甲基萘
5.16
5.9

0
0
5.16
8.89
2,6-二甲基萘
1.23
1.4
0
0
1.23
2.1
联苯
1.03
1.2
0
0
1.03
1.78
1,2-二甲基萘
0.15
0.17
0
0
0.15
0.25
1,5-二甲基萘
0.20
0.22
0
0
0.20
0.34
1,6-二甲基萘
0.79
0.9
0
0
0.79
1.4
苊
3.42
5.01
0
0
3.42
5.8
苊烯
0.133
0.15
0
0
0.133
0.23
氧笏
1.28
1.46
0
0
1.28
2.2
笏
0.37
0.4
0
0
0.37
0.63
合计
65.64

7.63
100
58.01
100

二、初馏塔所需要理论板层数及回流比
工业萘初馏塔和精馏塔大多采用浮阀塔。浮阀能够随着气速增减在相当宽广气速范围萘自由调节、升降，保持稳定操作。它处理量大，比泡罩塔提高20％～40％，而且操作弹性大，且塔板效率高，一般比泡罩塔高15％左右。
浮阀塔塔板间距为300～450mm。在塔底最下一层浮阀塔板下面，设有2～4层筛板作为蒸发板。
浮阀塔塔底设有油槽，使塔底残油停留时间为7～10min。正常操作液位不低于4m，塔板数在50～75之间，塔板数由原料组决定。
1最小理论塔板数
设轻关键组分在馏出物中浓度X1P=0.32，轻关键组分在釜残液中浓度X1W=0.01；重关键组分在馏出物中浓度X2P=0.561，重关键组分在釜残液中浓度为X2W=0.672。
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平均值，则：

另外可根据芬斯克方程可以计算出最小理论板数，即：

最小理论板数位13.9-1=12.9，取13块。
2 最小回流比
根据前述物料数据可知，

根据恩伍特方程可计算最小回流比，即：

3 实际塔板数
初馏塔设计中，一般不进行详细经济衡算，而是根据经验选取。通常操作回流比可取为最小回流比1.1～2倍。
操作回流比取

则：

查得：

则：N=28.5,取为N=29；
塔板效率由奥康萘尔关系曲线，即ET=0.49（αμL）-0.245
可以从曲线上得出，初馏塔塔板效率为0.45
则初馏塔实际塔板数为：

三 初镏塔热平衡计算
进入初馏塔已洗萘洗混合馏分 8820kg/h
冷回流比 18
塔顶酚油量（含3％） 264.6kg/h
塔顶回流量为 264.6×18=4763kg/h
塔底萘油洗油量（95％） 8379kg/h
塔顶酚油温度 190℃
塔底萘、洗油温度 240℃
已洗混合馏分入塔温度 200℃
回流入塔温度 40℃
1 输入热量
①已洗二混馏分代入热量，已知二混馏分在20～220℃间平均比热为1.797KJ/Kg·℃。则：
Q1=8820×1.797×200=3169908 KJ/h
②酚油回流代入热量，已知酚油在20～50℃之间平均比热，为1.739KJ/Kg·℃。则：
Q2=4763×1.739×40=331314 KJ/h
③塔底循环油，通过管式炉加热炉补充热量Q3
由①、②、③可计算出输入总热量，则：

2 输出热量
①塔顶酚油及回流汽油汽带出热量，已知酚油在20～200℃间比热为1.860KJ/kg·℃；酚油在塔顶条件下汽化潜热为340.7KJ/Kg。
Q4=（264.6+4763）×（1.860×190+340.7）=3306262 KJ/h；
②塔底萘、洗油带出热量，萘、洗油在20～250℃之间平均比热为1.881KJ/Kg·℃，则：
Q5=8379×1.881×240=3782626 KJ/h；
③塔表面散失热量，联合给热系数同馏分塔计算，即K=67.3 KJ/m²·h·℃，初馏塔直径为1.5m，塔高H=33.34m，保温层厚0.1m（经验值），则塔散热表面积：

保温层外表面平均温度为：t1=35℃，而哈尔滨空气年平均温度t2=3.6℃；基础散热量为表面散热量5％，则全塔散热量为：

经过计算后，得输出总热量为：

因为热量守恒，所以：Q3=4108651KJ/h
其工业萘初馏塔热量平衡如表；
工业萘初馏塔热量平衡
收入
支出
项目名称
KJ/h
项目名称
KJ/h
已洗两混馏分代入热量

塔顶酚油及回流所带出热量

酚油回流代入热量
331314
塔底萘油、洗油带出热量

循环油代入热量

塔表面散热损失
520985
合计

四 精馏段、提馏段工艺条件计算
1 精馏段工艺条件确定
塔顶出来气体量：V=D(R+1)=264.6×(16+1)=4498.2kg/h
塔顶送入冷回流量：L=RD=4233.6kg/h
塔内气相负荷：

其中，r为酚油气化潜热
则塔内气相负荷：Vs=4498.2+4233.6×（1.85-1）=8096.8kg/h，已知酚油气相平均分子量M=120，则：Vs=67.5kgmol/h
塔顶状态下气相流量，气相密度，液相负荷计算分别如下：

由于酚油在190℃时比重d=0.864-0.0008（190-30）=0.736，所以：

塔顶状态下液相流量：

2 提馏段工艺条件确定

在进料状态下气相流量，气相密度，气相负荷分别为：

已洗混合馏分在225℃平均比重d=0.888-0.0008（225-30）=0.732，混合馏分在30℃时比重为0.888；混合馏分液相密度为：

已知液相馏分平均分子量M=135，在进料状态下液相流量为：

经过计算，可求得精馏、提馏段工艺条件；
①精馏段工艺条件

②提馏段工艺条件

第四章 其他设备选型及计算
一 管式炉计算数据
本设计采用是双炉双塔工艺，也是说存在精馏塔管式炉和初馏塔管式炉，下面介绍初馏塔管式炉计算；
1初馏塔管式炉计算数据
已知进入初馏塔已洗萘洗混合馏分为 8820kg/h
冷回流比 18
塔顶酚油量（含3％） 264.6kg/h
塔顶回流量为 4763kg/h
塔底萘油洗油量（95％） 8379kg/h
塔顶酚油温度 190℃
塔底萘、洗油温度 240℃
已洗混合馏分入塔温度 200℃
回流入塔温度 40℃
1输入热量
①已洗二混馏分代入热量，已知，二混馏分在20～220℃间比热为1.797KJ/h。则：
Q1=8820×1.797×200=3169908 KJ/h
②酚油回流代入热量，已知酚油在20～50℃之间平均比热，为1.739KJ/Kg·℃。则：
Q2=4763×1.739×40=331314 KJ/h
③塔底循环油，通过管式炉加热炉补充热量Q3。
④输入总热量

2 输出热量
①塔顶酚油及回流汽油汽带出热量，已知酚油在20～200℃间比热为1.860KJ/kg·℃；酚油在塔顶条件下汽化潜热为340.7KJ/Kg。
Q4=（264.6+4763）×（1.860×190+340.7）=3306262 KJ/h；
②塔底萘、洗油带出热量，萘油、洗油在20～250℃之间平均比热为1.881KJ/Kg·℃，则：
Q5=8379×1.881×240=3782626 KJ/h；
③塔表面散失热量
联合给热系数同馏分塔计算，即K=67.3 KJ/m²·h·℃，初馏塔直径为1.5m，塔高H=33.34m，保温层厚0.1m（经验值），则塔散热表面积：

保温层外表面平均温度为：t1=35℃，而哈尔滨空气年平均温度t2=3.6℃；基础散热量为表面散热量5％，则全塔散热量：

输出总热量为：

因为热量守恒，所以Q3=4108651KJ/h
取管式炉热效率η=80％
则管式炉总热量为

3 初馏塔管式炉煤气消耗及选型
管式炉消耗煤气量：V=Q/17556=292.5m³/h，之中17556为焦炉煤气热值，KJ/m³；故选用一台有效热值为1756万KJ/h圆筒型管式炉。
2 精馏塔管式炉计算数据
已知进入精馏塔萘洗油量为 8556kg/h
冷回流比 2.0
塔顶工业萘量（95％） 4820kg/h
塔顶回流量为 4820×2.0=9640
塔底萘油洗油量（95％） 8379kg/h
塔顶洗油量 3736kg/h
塔底萘、洗油温度 275℃
萘、洗入塔温度 240℃
回流入塔温度 100℃
1输入热量
①萘、洗代入热量，已知萘洗油在20～250℃间平均比热为1.881KJ/kg·℃。则：
Q1=8556×1.881×240=3862521 KJ/h
②回流代入热量，已知酚油在20～105℃之间平均比热，为1.693KJ/Kg·℃。则：
Q2=8379×1.693×100=1418565 KJ/h
③塔底循环油，通过管式炉加热炉补充热量Q3。
经过计算，得知输入总热量为

2输出热量
①塔顶工业萘及回流洗油带出热量，已知工业萘在20～220℃间平均比热为1.820KJ/kg·℃；工业萘蒸发潜热为323.1KJ/Kg·℃。
Q4=（4820+9640）×（1.820×218+323.1）=10409176 KJ/h；
②洗油带出热量，
洗油在20～280℃之间平均比热为1.860KJ/Kg·℃

Q5=3736×1.860×275=1910964 KJ/h；
③塔表面散失热量
由于本设计选用是双炉双塔连续精馏，假设两塔散热表面积一样，则：

保温层外表面平均温度为：t1=35℃，而哈尔滨空气年平均温度t2=3.6℃；基础散热量为表面散热量5％，则全塔散热量：

输出总热量为：

因为热量守恒，所以：Q3=12174868 KJ/h
取管式炉热效率η=80％，则管式炉总热量为：

3精馏塔管式炉煤气消耗及选型
管式炉消耗煤气量：V=Q/17556=866.8m³/h，之中17556为焦炉煤气热值，KJ/m³；
因而选用一台有效热值为1756万KJ/h圆筒型管式炉。
3 原料换热器
原料用原料泵送至原料换热器，在原料换热器中原料被218℃萘蒸汽加热，由原来80℃换热到200℃，萘蒸汽被冷凝，由原来218℃气态变为218℃气液混合物，原料吸收了萘蒸汽汽化潜热。
1 计算条件
精馏塔顶出来工业萘气体，先进入换热器及已洗二混馏分换热，然后再进入汽化冷凝冷却器，换热器中温度制度为：
工业萘蒸气量 14460kg/h
工业萘蒸气温度 218℃
已洗混合馏分量 8820kg/h
已洗二混馏分入口温度 80℃
已洗混合馏分出口温度 200℃
2热量衡算
①工业萘蒸气放出热量计算后，得：

②已洗二混馏分量G=8820kg/h
③已洗二混馏分升高温度Δt，经过计算得：
Δt=200-80=120℃
④平均温度 萘蒸汽 ℃，218→218
已洗馏分℃，200←80
温度差 ℃，18 138
因为冷热端温差之比小于2，所以用下式求平均温差。

⑤已洗混合馏分吸收热量
Q=mCΔt=8820×130×1.80=2063880KJ/h

结束语
现代经济高速发展，促使了能源消耗量不断增加。尤其是近些年石油价位持续上涨，更是促使煤化工工业迅速发展，煤化工产品有合成氨、煤制甲醇、煤制油、煤制烯烃等。萘是最基本稠环芳烃，是重要有机化工原料，所以说工业萘发展对煤化工有着不可估量作用。
本设计主要产品就是工业萘，本设计选用双炉双塔连续精馏工艺，准确来说，毕业设计是对整个大学期间所学东西总结，也是能力运用，更是对我们基本功训练，它可以培养我们综合所学知识独立地分析和解决问题能力，为以后工作打下坚实基础。
经过多半年努力，总算大体完成了本次设计要求主要内容。由于本人能力和经验有限，因此在设计中必然存在着一些不足。希望各位老师给予批评指正，谢谢。

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