炼油装置中塔盘的结构和作用

1. 锅炉烟气脱硫设计(浮阀塔)

硫技术
通过对国内外脱硫技术以及国内电力行业引进脱硫工艺试点厂情况的分析研究，目前脱硫方法一般可划分为燃烧前脱硫、燃烧中脱硫和燃烧后脱硫等3类。
其中燃烧后脱硫，又称烟气脱硫（Flue gas desulfurization，简称FGD）,在FGD技术中,按脱硫剂的种类划分,可分为以下五种方法：以CaCO3（石灰石）为基础的钙法，以MgO为基础的镁法，以Na2SO3为基础的钠法，以NH3为基础的氨法，以有机碱为基础的有机碱法。世界上普遍使用的商业化技术是钙法，所占比例在90%以上。按吸收剂及脱硫产物在脱硫过程中的干湿状态又可将脱硫技术分为湿法、干法和半干（半湿）法。湿法FGD技术是用含有吸收剂的溶液或浆液在湿状态下脱硫和处理脱硫产物，该法具有脱硫反应速度快、设备简单、脱硫效率高等优点，但普遍存在腐蚀严重、运行维护费用高及易造成二次污染等问题。干法FGD技术的脱硫吸收和产物处理均在干状态下进行，该法具有无污水废酸排出、设备腐蚀程度较轻，烟气在净化过程中无明显降温、净化后烟温高、利于烟囱排气扩散、二次污染少等优点，但存在脱硫效率低，反应速度较慢、设备庞大等问题。半干法FGD技术是指脱硫剂在干燥状态下脱硫、在湿状态下再生（如水洗活性炭再生流程），或者在湿状态下脱硫、在干状态下处理脱硫产物（如喷雾干燥法）的烟气脱硫技术。特别是在湿状态下脱硫、在干状态下处理脱硫产物的半干法，以其既有湿法脱硫反应速度快、脱硫效率高的优点，又有干法无污水废酸排出、脱硫后产物易于处理的优势而受到人们广泛的关注。按脱硫产物的用途，可分为抛弃法和回收法两种。
1．1脱硫的几种工艺
（1）石灰石——石膏法烟气脱硫工艺
石灰石——石膏法脱硫工艺是世界上应用最广泛的一种脱硫技术，日本、德国、美国的火力发电厂采用的烟气脱硫装置约90%采用此工艺。
它的工作原理是：将石灰石粉加水制成浆液作为吸收剂泵入吸收塔与烟气充分接触混合，烟气中的二氧化硫与浆液中的碳酸钙以及从塔下部鼓入的空气进行氧化反应生成硫酸钙，硫酸钙达到一定饱和度后，结晶形成二水石膏。经吸收塔排出的石膏浆液经浓缩、脱水，使其含水量小于10%，然后用输送机送至石膏贮仓堆放，脱硫后的烟气经过除雾器除去雾滴，再经过换热器加热升温后，由烟囱排入大气。由于吸收塔内吸收剂浆液通过循环泵反复循环与烟气接触，吸收剂利用率很高，钙硫比较低，脱硫效率可大于95% 。
（2）旋转喷雾干燥烟气脱硫工艺
喷雾干燥法脱硫工艺以石灰为脱硫吸收剂，石灰经消化并加水制成消石灰乳，消石灰乳由泵打入位于吸收塔内的雾化装置，在吸收塔内，被雾化成细小液滴的吸收剂与烟气混合接触，与烟气中的SO2发生化学反应生成CaSO3,烟气中的SO2被脱除。与此同时，吸收剂带入的水分迅速被蒸发而干燥，烟气温度随之降低。脱硫反应产物及未被利用的吸收剂以干燥的颗粒物形式随烟气带出吸收塔，进入除尘器被收集下来。脱硫后的烟气经除尘器除尘后排放。为了提高脱硫吸收剂的利用率，一般将部分除尘器收集物加入制浆系统进行循环利用。该工艺有两种不同的雾化形式可供选择，一种为旋转喷雾轮雾化，另一种为气液两相流。
喷雾干燥法脱硫工艺具有技术成熟、工艺流程较为简单、系统可靠性高等特点，脱硫率可达到85%以上。该工艺在美国及西欧一些国家有一定应用范围（8%）。脱硫灰渣可用作制砖、筑路，但多为抛弃至灰场或回填废旧矿坑。
（3） 磷铵肥法烟气脱硫工艺
磷铵肥法烟气脱硫技术属于回收法，以其副产品为磷铵而命名。该工艺过程主要由吸附（活性炭脱硫制酸）、萃取（稀硫酸分解磷矿萃取磷酸）、中和（磷铵中和液制备）、吸收（ 磷铵液脱硫制肥）、氧化（亚硫酸铵氧化）、浓缩干燥（固体肥料制备）等单元组成。它分为两个系统：
烟气脱硫系统——烟气经高效除尘器后使含尘量小于200mg/Nm3，用风机将烟压升高到7000Pa，先经文氏管喷水降温调湿，然后进入四塔并列的活性炭脱硫塔组（其中一只塔周期性切换再生），控制一级脱硫率大于或等于70%，并制得30%左右浓度的硫酸，一级脱硫后的烟气进入二级脱硫塔用磷铵浆液洗涤脱硫，净化后的烟气经分离雾沫后排放。
肥料制备系统——在常规单槽多浆萃取槽中，同一级脱硫制得的稀硫酸分解磷矿粉（P2O5 含量大于26%），过滤后获得稀磷酸（其浓度大于10%），加氨中和后制得磷氨，作为二级脱硫剂，二级脱硫后的料浆经浓缩干燥制成磷铵复合肥料。
（4）炉内喷钙尾部增湿烟气脱硫工艺
炉内喷钙加尾部烟气增湿活化脱硫工艺是在炉内喷钙脱硫工艺的基础上在锅炉尾部增设了增湿段，以提高脱硫效率。该工艺多以石灰石粉为吸收剂，石灰石粉由气力喷入炉膛850~1150℃温度区，石灰石受热分解为氧化钙和二氧化碳，氧化钙与烟气中的二氧化硫反应生成亚硫酸钙。由于反应在气固两相之间进行，受到传质过程的影响，反应速度较慢，吸收剂利用率较低。在尾部增湿活化反应器内，增湿水以雾状喷入，与未反应的氧化钙接触生成氢氧化钙进而与烟气中的二氧化硫反应。当钙硫比控制在2.0~2.5时，系统脱硫率可达到65~80%。由于增湿水的加入使烟气温度下降，一般控制出口烟气温度高于露点温度10~15℃，增湿水由于烟温加热被迅速蒸发，未反应的吸收剂、反应产物呈干燥态随烟气排出，被除尘器收集下来。
该脱硫工艺在芬兰、美国、加拿大、法国等国家得到应用，采用这一脱硫技术的最大单机容量已达30万千瓦。
（5）烟气循环流化床脱硫工艺
烟气循环流化床脱硫工艺由吸收剂制备、吸收塔、脱硫灰再循环、除尘器及控制系统等部分组成。该工艺一般采用干态的消石灰粉作为吸收剂，也可采用其它对二氧化硫有吸收反应能力的干粉或浆液作为吸收剂。
由锅炉排出的未经处理的烟气从吸收塔（即流化床）底部进入。吸收塔底部为一个文丘里装置，烟气流经文丘里管后速度加快，并在此与很细的吸收剂粉末互相混合，颗粒之间、气体与颗粒之间剧烈摩擦，形成流化床，在喷入均匀水雾降低烟温的条件下，吸收剂与烟气中的二氧化硫反应生成CaSO3 和CaSO4。脱硫后携带大量固体颗粒的烟气从吸收塔顶部排出，进入再循环除尘器，被分离出来的颗粒经中间灰仓返回吸收塔，由于固体颗粒反复循环达百次之多，故吸收剂利用率较高。
此工艺所产生的副产物呈干粉状，其化学成分与喷雾干燥法脱硫工艺类似，主要由飞灰、CaSO3、CaSO4和未反应完的吸收剂Ca(OH)2等组成，适合作废矿井回填、道路基础等。
典型的烟气循环流化床脱硫工艺，当燃煤含硫量为2%左右，钙硫比不大于1.3时，脱硫率可达90%以上，排烟温度约70℃。此工艺在国外目前应用在10~20万千瓦等级机组。由于其占地面积少，投资较省，尤其适合于老机组烟气脱硫。
（6）海水脱硫工艺
海水脱硫工艺是利用海水的碱度达到脱除烟气中二氧化硫的一种脱硫方法。在脱硫吸收塔内，大量海水喷淋洗涤进入吸收塔内的燃煤烟气，烟气中的二氧化硫被海水吸收而除去，净化后的烟气经除雾器除雾、经烟气换热器加热后排放。吸收二氧化硫后的海水与大量未脱硫的海水混合后，经曝气池曝气处理，使其中的SO32-被氧化成为稳定的SO42-，并使海水的PH值与COD调整达到排放标准后排放大海。海水脱硫工艺一般适用于靠海边、扩散条件较好、用海水作为冷却水、燃用低硫煤的电厂。海水脱硫工艺在挪威比较广泛用于炼铝厂、炼油厂等工业炉窑的烟气脱硫，先后有20多套脱硫装置投入运行。近几年，海水脱硫工艺在电厂的应用取得了较快的进展。此种工艺最大问题是烟气脱硫后可能产生的重金属沉积和对海洋环境的影响需要长时间的观察才能得出结论，因此在环境质量比较敏感和环保要求较高的区域需慎重考虑。
（7） 电子束法脱硫工艺
该工艺流程有排烟预除尘、烟气冷却、氨的充入、电子束照射和副产品捕集等工序所组成。锅炉所排出的烟气，经过除尘器的粗滤处理之后进入冷却塔，在冷却塔内喷射冷却水，将烟气冷却到适合于脱硫、脱硝处理的温度（约70℃）。烟气的露点通常约为50℃，被喷射呈雾状的冷却水在冷却塔内完全得到蒸发，因此，不产生废水。通过冷却塔后的烟气流进反应器，在反应器进口处将一定的氨水、压缩空气和软水混合喷入，加入氨的量取决于SOx浓度和NOx浓度，经过电子束照射后，SOx和NOx在自由基作用下生成中间生成物硫酸（H2SO4）和硝酸（HNO3）。然后硫酸和硝酸与共存的氨进行中和反应，生成粉状微粒（硫酸氨(NH4)2SO4与硝酸氨NH4NO3的混合粉体）。这些粉状微粒一部分沉淀到反应器底部，通过输送机排出，其余被副产品除尘器所分离和捕集，经过造粒处理后被送到副产品仓库储藏。净化后的烟气经脱硫风机由烟囱向大气排放。
（8）氨水洗涤法脱硫工艺
该脱硫工艺以氨水为吸收剂，副产硫酸铵化肥。锅炉排出的烟气经烟气换热器冷却至90~100℃，进入预洗涤器经洗涤后除去HCI和HF，洗涤后的烟气经过液滴分离器除去水滴进入前置洗涤器中。在前置洗涤器中，氨水自塔顶喷淋洗涤烟气，烟气中的SO2被洗涤吸收除去，经洗涤的烟气排出后经液滴分离器除去携带的水滴，进入脱硫洗涤器。在该洗涤器中烟气进一步被洗涤，经洗涤塔顶的除雾器除去雾滴，进入脱硫洗涤器。再经烟气换热器加热后经烟囱排放。洗涤工艺中产生的浓度约30%的硫酸铵溶液排出洗涤塔，可以送到化肥厂进一步处理或直接作为液体氮肥出售，也可以把这种溶液进一步浓缩蒸发干燥加工成颗粒、晶体或块状化肥出售。
1。2燃烧前脱硫
燃烧前脱硫就是在煤燃烧前把煤中的硫分脱除掉，燃烧前脱硫技术主要有物理洗选煤法、化学洗选煤法、煤的气化和液化、水煤浆技术等。洗选煤是采用物理、化学或生物方式对锅炉使用的原煤进行清洗，将煤中的硫部分除掉，使煤得以净化并生产出不同质量、规格的产品。微生物脱硫技术从本质上讲也是一种化学法，它是把煤粉悬浮在含细菌的气泡液中，细菌产生的酶能促进硫氧化成硫酸盐，从而达到脱硫的目的；微生物脱硫技术目前常用的脱硫细菌有：属硫杆菌的氧化亚铁硫杆菌、氧化硫杆菌、古细菌、热硫化叶菌等。煤的气化，是指用水蒸汽、氧气或空气作氧化剂，在高温下与煤发生化学反应，生成H2、CO、CH4等可燃混合气体（称作煤气）的过程。煤炭液化是将煤转化为清洁的液体燃料（汽油、柴油、航空煤油等）或化工原料的一种先进的洁净煤技术。水煤浆（Coal Water Mixture，简称CWM）是将灰份小于10%，硫份小于0.5%、挥发份高的原料煤，研磨成250~300μm的细煤粉，按65%~70%的煤、30%~35%的水和约1%的添加剂的比例配制而成，水煤浆可以像燃料油一样运输、储存和燃烧，燃烧时水煤浆从喷嘴高速喷出，雾化成50~70μm的雾滴，在预热到600~700℃的炉膛内迅速蒸发，并拌有微爆，煤中挥发分析出而着火，其着火温度比干煤粉还低。
燃烧前脱硫技术中物理洗选煤技术已成熟，应用最广泛、最经济，但只能脱无机硫；生物、化学法脱硫不仅能脱无机硫，也能脱除有机硫，但生产成本昂贵，距工业应用尚有较大距离；煤的气化和液化还有待于进一步研究完善；微生物脱硫技术正在开发；水煤浆是一种新型低污染代油燃料，它既保持了煤炭原有的物理特性，又具有石油一样的流动性和稳定性，被称为液态煤炭产品，市场潜力巨大，目前已具备商业化条件。
煤的燃烧前的脱硫技术尽管还存在着种种问题，但其优点是能同时除去灰分，减轻运输量，减轻锅炉的沾污和磨损，减少电厂灰渣处理量，还可回收部分硫资源。
1．3 燃烧中脱硫，又称炉内脱硫
炉内脱硫是在燃烧过程中，向炉内加入固硫剂如CaCO3等，使煤中硫分转化成硫酸盐，随炉渣排除。其基本原理是：
CaCO3→CaO＋CO2↑
CaO＋SO2→CaSO3
CaSO3＋1／2×O2→CaSO4
（1） LIMB炉内喷钙技术
早在本世纪60年代末70年代初，炉内喷固硫剂脱硫技术的研究工作已开展，但由于脱硫效率低于10%～30％，既不能与湿法FGD相比，也难以满足高达90%的脱除率要求。一度被冷落。但在1981年美国国家环保局EPA研究了炉内喷钙多段燃烧降低氮氧化物的脱硫技术，简称LIMB，并取得了一些经验。Ca／S在2以上时，用石灰石或消石灰作吸收剂，脱硫率分别可达40%和60%。对燃用中、低含硫量的煤的脱硫来说，只要能满足环保要求，不一定非要求用投资费用很高的烟气脱硫技术。炉内喷钙脱硫工艺简单，投资费用低，特别适用于老厂的改造。
（2） LIFAC烟气脱硫工艺
LIFAC工艺即在燃煤锅炉内适当温度区喷射石灰石粉，并在锅炉空气预热器后增设活化反应器，用以脱除烟气中的SO2。芬兰Tampella和IVO公司开发的这种脱硫工艺，于1986年首先投入商业运行。LIFAC工艺的脱硫效率一般为60%～85％。
加拿大最先进的燃煤电厂Shand电站采用LIFAC烟气脱硫工艺，8个月的运行结果表明，其脱硫工艺性能良好，脱硫率和设备可用率都达到了一些成熟的SO2控制技术相当的水平。我国下关电厂引进LIFAC脱硫工艺，其工艺投资少、占地面积小、没有废水排放，有利于老电厂改造。
1．4 燃烧后脱硫，又称烟气脱硫（Flue gas desulfurization，简称FGD）
燃煤的烟气脱硫技术是当前应用最广、效率最高的脱硫技术。对燃煤电厂而言，在今后一个相当长的时期内，FGD将是控制SO2排放的主要方法。目前国内外火电厂烟气脱硫技术的主要发展趋势为：脱硫效率高、装机容量大、技术水平先进、投资省、占地少、运行费用低、自动化程度高、可靠性好等。
1．3．1干式烟气脱硫工艺
该工艺用于电厂烟气脱硫始于80年代初，与常规的湿式洗涤工艺相比有以下优点：投资费用较低；脱硫产物呈干态，并和飞灰相混；无需装设除雾器及再热器；设备不易腐蚀，不易发生结垢及堵塞。其缺点是：吸收剂的利用率低于湿式烟气脱硫工艺；用于高硫煤时经济性差；飞灰与脱硫产物相混可能影响综合利用；对干燥过程控制要求很高。
（1） 喷雾干式烟气脱硫工艺：喷雾干式烟气脱硫(简称干法FGD)，最先由美国JOY公司和丹麦Niro Atomier公司共同开发的脱硫工艺，70年代中期得到发展，并在电力工业迅速推广应用。该工艺用雾化的石灰浆液在喷雾干燥塔中与烟气接触，石灰浆液与SO2反应后生成一种干燥的固体反应物，最后连同飞灰一起被除尘器收集。我国曾在四川省白马电厂进行了旋转喷雾干法烟气脱硫的中间试验，取得了一些经验，为在200～300MW机组上采用旋转喷雾干法烟气脱硫优化参数的设计提供了依据。
（2） 粉煤灰干式烟气脱硫技术：日本从1985年起，研究利用粉煤灰作为脱硫剂的干式烟气脱硫技术，到1988年底完成工业实用化试验，1991年初投运了首台粉煤灰干式脱硫设备，处理烟气量644000Nm3／h。其特点：脱硫率高达60%以上，性能稳定，达到了一般湿式法脱硫性能水平；脱硫剂成本低；用水量少，无需排水处理和排烟再加热，设备总费用比湿式法脱硫低1／4；煤灰脱硫剂可以复用；没有浆料，维护容易，设备系统简单可靠。
1．3．2 湿法FGD工艺
世界各国的湿法烟气脱硫工艺流程、形式和机理大同小异，主要是使用石灰石(CaCO3)、石灰（CaO）或碳酸钠(Na2CO3)等浆液作洗涤剂，在反应塔中对烟气进行洗涤，从而除去烟气中的SO2。这种工艺已有50年的历史，经过不断地改进和完善后，技术比较成熟，而且具有脱硫效率高(90%～98％)，机组容量大，煤种适应性强，运行费用较低和副产品易回收等优点。据美国环保局(EPA)的统计资料，全美火电厂采用湿式脱硫装置中，湿式石灰法占39.6％，石灰石法占47.4％，两法共占87%；双碱法占4.1％，碳酸钠法占3.1％。世界各国(如德国、日本等)，在大型火电厂中，90%以上采用湿式石灰／石灰石-石膏法烟气脱硫工艺流程。
石灰或石灰石法主要的化学反应机理为：
石灰法：SO2＋CaO＋1／2H2O→CaSO3•1／2H2O
石灰石法：SO2＋CaCO3＋1／2H2O→CaSO3•1／2H2O＋CO2
其主要优点是能广泛地进行商品化开发，且其吸收剂的资源丰富，成本低廉，废渣既可抛弃，也可作为商品石膏回收。目前，石灰／石灰石法是世界上应用最多的一种FGD工艺，对高硫煤，脱硫率可在90%以上，对低硫煤，脱硫率可在95%以上。
传统的石灰／石灰石工艺有其潜在的缺陷，主要表现为设备的积垢、堵塞、腐蚀与磨损。为了解决这些问题，各设备制造厂商采用了各种不同的方法，开发出第二代、第三代石灰／石灰石脱硫工艺系统。
湿法FGD工艺较为成熟的还有：氢氧化镁法；氢氧化钠法；美国Davy Mckee公司Wellman-Lord FGD工艺；氨法等。
在湿法工艺中，烟气的再热问题直接影响整个FGD工艺的投资。因为经过湿法工艺脱硫后的烟气一般温度较低(45℃），大都在露点以下，若不经过再加热而直接排入烟囱，则容易形成酸雾，腐蚀烟囱，也不利于烟气的扩散。所以湿法FGD装置一般都配有烟气再热系统。目前，应用较多的是技术上成熟的再生(回转)式烟气热交换器(GGH)。GGH价格较贵，占整个FGD工艺投资的比例较高。近年来，日本三菱公司开发出一种可省去无泄漏型的GGH，较好地解决了烟气泄漏问题，但价格仍然较高。前德国SHU公司开发出一种可省去GGH和烟囱的新工艺，它将整个FGD装置安装在电厂的冷却塔内，利用电厂循环水余热来加热烟气，运行情况良好，是一种十分有前途的方法。
1．5等离子体烟气脱硫技术
等离子体烟气脱硫技术研究始于70年代，目前世界上已较大规模开展研究的方法有2类：
（1） 电子束辐照法(EB)
电子束辐照含有水蒸气的烟气时，会使烟气中的分子如O2、H2O等处于激发态、离子或裂解，产生强氧化性的自由基O、OH、HO2和O3等。这些自由基对烟气中的SO2和NO进行氧化，分别变成SO3和NO2或相应的酸。在有氨存在的情况下，生成较稳定的硫铵和硫硝铵固体，它们被除尘器捕集下来而达到脱硫脱硝的目的。
（2） 脉冲电晕法(PPCP)
脉冲电晕放电脱硫脱硝的基本原理和电子束辐照脱硫脱硝的基本原理基本一致，世界上许多国家进行了大量的实验研究，并且进行了较大规模的中间试验，但仍然有许多问题有待研究解决。
1．6 海水脱硫
海水通常呈碱性，自然碱度大约为1．2～2．5mmol/L，这使得海水具有天然的酸碱缓冲能力及吸收SO2的能力。国外一些脱硫公司利用海水的这种特性，开发并成功地应用海水洗涤烟气中的SO2，达到烟气净化的目的。
海水脱硫工艺主要由烟气系统、供排海水系统、海水恢复系统等组成。

2. 蒸馏装置是炼油厂的“龙头老大”

要从石油中获得我们所需的石油产品，在炼油厂首先要对石油进行蒸馏。所谓蒸馏，就是按照组分沸点的差别，将石油分成若干馏分，然后再通过各种加工过程，才能获得满足使用要求的石油产品。通过蒸馏可将原油分成汽油、煤油、柴油、润滑油等各种馏分和二次加工的原料。因此，蒸馏是炼制石油的第一道工序，是最基本的石油炼制过程。它通常包括常压蒸馏和减压蒸馏两部分。由于在炼油厂里蒸馏方法是使用最多、最普遍的工艺过程之一，蒸馏永远不会停止，因此业内人士常把蒸馏称为炼油工艺的“常青树”。
在炼油厂的蒸馏车间，有许多高耸入云的“铁塔”。这些“铁塔”直径大小不一，从直径不足1米的“细高个儿”到直径10米左右的“大胖子”，重达几十吨甚至上百吨。有的“铁塔”上下又分了许多层，每一层上还装有一排排形式不同的构件，被称作塔盘或塔板。这些就是蒸馏的装置。蒸馏也是衡量一个炼油厂生产能力的重要指标。蒸馏过程和设备的设计是否合理，操作是否良好，对炼油厂生产的影响甚为重大。因此，原油蒸馏装置在炼化企业中占有重要地位，常被称为炼化企业的“龙头老大”。

3. 化工生产装置检修安全知识

一、生产装置检修的分类

石油化工装置和设备的检修分为计划检修和非计划检修。按计划进行的检修称为计划检修。根据计划检修内容、周期和要求不同，计划检修可分为小修、中修、大修。目前，大多数石油化工生产装置都定为一年一次大修。随着新材料、新工艺、新技术、新设备的应用，检修质量的提高和预测技术的发展，一部分石油化工生产装置则实现了两年进行一次大修。

在生产过程中设备突然发生故障或事故，必须进行不停工或临时停工的检修称为计划外检修。这种检修事先难以预料，无法安排检修计划。因此，在目前的石油化工生产中，这种检修仍然是不可避免的。

二、生产装置检修的特点

概括的讲，石油化工装置检修具有复杂、危险性大的特点。其复杂性表现为由于检修项目多、检修内容复杂、施工作业量大、任务集中而检修时间又短，人员多，作业形式和作业人数经常变动，为了赶工期经常加班加点，且石油化工设备种类繁多，结构和性能各异，塔上塔下、容器内、外各工种上下立体交叉作业，检修中又受环境和气候条件的限制，所有这些都给装置检修增加了复杂性，容易发生人身伤害事故。另一方面，石油化工生产的危险性决定了石油化工慧渗检修的危险性。由于石油化工装置设备和管道中存在着易燃、易爆和有毒物质，装置检修又离不开动火、动土、进罐人塔作业，在客观上具备了发生火灾、爆炸和中毒等事故发生的因素，处理不当，就容易发生重大事故。

实践证明，装置停工、检修及开工过程中是最容易发生事故的，据统计，在中国石油化工集团公司系统发生的重大事故中，装置检修过程中发生的事故占事故总起数的42.63%。例如：某炼油厂催化裂化装前橡脊置停工检修过程中作业人员持工作票卸DN800m大油汽管线法兰后放入盲板进行找正，由于在翻盲-201前仅对分馏塔进行了粗吹扫，残存的可燃气进入大油气线与空气混合爆燃起火，作业人员在躲闪时，2人从6m高的平台上坠落，1人死亡，1人腰部受伤，其余5人被火烧伤。

某厂铂重整装置检修，在清扫高压分离罐时，未经气体分析，一名工人便下到罐内，想看看是否还有瓦斯，因停工时罐内已用氮气进行置换，罐内还存有氮气，当即造成窒息晕倒。事故发生后，在场人员由于缺乏防毒知识，先后有3人下去进行抢救又接连倒下，结果造成2人死亡。

某厂常减压装置在检修中，工作已进入收尾阶段。减压塔共有13个人孔，其中8～13层已在头一天封好，当天又有15人继续封人孔。正当一、二、三层3个人孔刚封好时，一名电焊工在减压塔塔底抽出线上动火，塔内突然爆炸，一股气浪从四、五、六层人孔冲出、有2名工人被抛到20多米远的加热炉炉顶上死亡，另有7名工人受伤，炸坏14层塔盘，装置开工推迟10天。造成这次事故的主要原因，是因减压炉紧急放空线的一个阀门未加盲板，爆炸性气体由紧急放空池沿放空管线经过炉管后又窜入减压塔内遇明火所致。

三、化工生产装置作业风险及安全措施

下面将介绍化工生产装置区内6种典型的检修作业所存在的风险以及相应安全措施。

1、腐蚀性介质检修作业

作业风险

泄漏的腐蚀性液体、气体介质可能会对作业人员的'肢体、衣物、工具产生不同程度的损坏，并对环境造成污染。

2安全措施

(1)检修作业前，必须联系工艺人员把腐蚀性液体、气体介质排净、置焕、冲洗，分析合格，办理《作业许可证》。

(2)作业人员应按要求穿戴劳保用品，熟知工作内容，特别是有关部门签署的意见。

(3)低洼处检修，场地内不得有积聚的腐蚀性液体，以防作业时滑倒伤人。

(4)腐蚀性液体的作业面应低于腿部，否则应联系相关人员搭设脚手架，以防残留液体淋伤身体、衣物、但不得以铁桶等临时支用。

(5)作业时，根据具体情况戴橡胶手套、防护面罩，穿胶鞋等相应的特殊劳保用品。

(6)拆卸时，可用清水冲洗连接面，以减少腐蚀性液体、气体介质的侵蚀作用。

(7)接触到腐蚀性介质的肢体、衣物、工具等应及如亏时清洗;若有不适，应及时治疗。

(8)作业完成后，工完料净场地清，做好现场的清洁卫生工作。

2、转动设备(含阀门、电动机)检修作业

1作业风险

转动设备检修时，误操作电、汽源产生误转动，会危及检修作业人员的生命和财产安全;设备(或备件)较大(重)时，安全措施不当，可发生机械伤害。

2安全措施

(1)检修作业前，必须联系工艺人员将系统进行有效隔离，把动火检修设备、管道内的易燃易爆、有毒有害介质排净、冲洗、置焕，分析合理，办理《作业许可证》。(2)在修理带电(汽)设备时，要同有关人员和班组联系，切断电(汽)源，并在开关箱上挂“禁止合闸、有人工作”的标示牌。

(3)作业项目负责人应落实该项作业的各项安全措施和办理作业许可证及审批;对于危险性特大的作业，应与作业区域安全负责人一起进行安全评估，制定安全作业方案。

(4)作业人员应按要求穿戴劳保用品;熟知工作内容，特别是有关部门签署的意见，在作业前和作业中均要认真执行。

(5)拆卸的零、部件要分区摆放，善加保护，重要部位或部件要派专人值班看守。

(6)在使用风动、电动、液压等工具作业时，要按《安全操作使用说明书》规范操作，安全施工。

(7)设备(或备件)较大(重)，需要多工种协同作业时，必须统一指挥，令行禁止。

(8)加强油品类物质管理，所有废油应倒入回收桶内。

(9)作业完成后，工完料净场地清，做好现场的清洁卫生工作。

3、高处检修作业

1作业风险

作业位置高于正常工作位置，容易发生人和物的坠落，产生事故。

2安全措施

(1)作业项目负责人安排办理《作业许可证》、《高处作业许可证》，按作业高度分级审批;作业所在的生产部门负责人签署部门意见。

(2)作业项目负责人应检查、落实高处作业用的脚手架(梯子、吊篮)、安全带、绳等用具是否安全，安排作业现场监护人;工作需要时，应设置警戒线。

(3)作业人员应按要求穿戴劳保用品，熟知工作内容，特别是有关部门签署的意见;使用安全带工作时，按照《安全带使用管理规定》执行;使用梯子工作时，按照《梯子安全管理规定》执行;使用脚手架工作时，按照《脚手架使用安全管理规定》执行;在吊篮或吊架内作业时，参照《起重设备安全管理规定》执行。

(4)高处作业时不应上、下同时垂直作业。特殊情况下必须同时垂直作业时，应经单位领导批准，并设置专用防护棚或采取其他隔离措施。

(5)避免夜间进行高处作业。必须夜间进行高处作业时，应经有关部门批准，作业负责人要进行风险评估，制定出安全措施，并保证充足的灯光照明。

(6)遇有6级以上大风、雷电、暴雨、大雾等恶劣天气而影响视觉和听觉的条件下或对人身安全无保证时，不允许进行高处作业。

(7)高处作业过程中，安全监护人要经常与高处作业人员联络，不得从事其他工作，更不准擅离职守;当生产系统??发生异常情况时，立即通知高处作业人员停止作业，撤离现场;当作业条件或作业环境发生重大变化时，必须重新办理《高处作业许可证》。

(8)作业完成后，工完料净场地清，做好现场的清洁卫生工作。

4. 催化裂化装置吸收稳定系统的原理是什么

催化裂化生产过程的主要产品是气体、汽油和柴油,其中气体产品包括干气和液化石油气,干气作为本装置燃料气烧掉,液化石油气是宝贵的石油化工原料和民用燃料。

所谓吸收稳定,目的在于将来自分馏部分的催化富气中C2以下组分与C3以上组分分离以便分别利用,同时将混入汽油中的少量气体烃分出,以降低汽油的蒸气压,保证符合商品规格。

吸收-稳定系统包括吸收塔、解吸塔、再吸收塔、稳定塔以及相应的冷换设备。

由分馏系统油气分离器出来的富气经气体压缩机升压后,冷却并分出凝缩油,压缩富气进入吸收塔底部,粗汽油和稳定汽油作为吸收剂由塔顶进入,吸收了C3、C4(及部分C2)的富吸收油由塔底抽出送至解吸塔顶部。

吸收塔设有一个中段回流以维持塔内较低的温度,吸收塔顶出来的贫气中尚夹带少量汽油,经再吸收塔用轻柴油回收其中的汽油组分后成为干气送燃料气管网。吸收了汽油的轻柴油由再吸收塔底抽出返回分馏塔。

解吸塔的作用是通过加热将富吸收油中C2组分解吸出来,由塔顶引出进入中间平衡罐,塔底为脱乙烷汽油被送至稳定塔。稳定塔的目的是将汽油中C4以下的轻烃脱除,在塔顶得到液化石油气〈简称液化气〉,塔底得到合格的汽油——稳定汽油。

吸收解吸系统有两种流程,上面介绍的是吸收塔和解吸塔分开的所谓双塔流程;还有一种单塔流程,即一个塔同时完成吸收和解吸的任务。双塔流程优于单塔流程,它能同时满足高吸收率和高解吸率的要求。

5. 化工原理课程设计

化工原理课程设计

题 目 乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计

目 录

设计任务书………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精馏塔优化设计…………………………………………………………5

精馏塔优化设计计算……………………………………………………5

设计计算结果总表………………………………………………………22

参考文献…………………………………………………………………23

课程设计心得……………………………………………………………23

精馏塔优化设计任务书

一、设计题目
乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计

二、设计条件
1．处理量： 15000 （吨/年）
2．料液浓度： 35 （wt%）
3．产品浓度： 93 （wt%）
4．易挥发组分回收率： 99%
5．每年实际生产时间：7200小时/年
6. 操作条件：①间接蒸汽加热；
②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；

三、设计任务
a) 流程的确定与说明；
b) 塔板和塔径计算；
c) 塔盘结构设计
i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；
ii. 流体力学验算；
iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它
i. 加热蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。
乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计
（南华大学化学化工学院，湖南衡阳 421001）

摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。

关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。

（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）

Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, proct requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.

Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.

前 言

乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。
要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。
浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。

精馏塔优化设计计算

在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年
操作条件：①间接蒸汽加热
②塔顶压强：1.03atm（绝对压强）
③进料热状况：泡点进料

一 精馏流程的确定
乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图

二 塔的物料衡算
查阅文献，整理有关物性数据

⑴水和乙醇的物理性质

名称

分子式
相对分子质量
密度
20℃

沸 点
101.33kPa
℃
比热容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
导热系数
(20℃)
/(m.℃) 表面
张力

(20℃)
N/m
水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8
乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8

⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表
常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系统t—x—y数据
沸点t/℃ 乙醇摩尔数/% 沸点t/℃ 乙醇摩尔数/%
气相 液相 气相 液相
99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44
99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78
99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22
99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70
99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28
99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29
98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71
97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69
95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93
91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26
87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83
85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91
83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40
82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41

乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18
25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：

式中 σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N／m；
x——乙醇质量分数，％。
其他温度下的表面张力可利用下式求得

式中 σ1——温度为T1时的表面张力；N／m；
σ2——温度为T2时的表面张力；N／m；
TC——混合物的临界温度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——组分i的摩尔分数；
TCi——组分i的临界温度， K。

料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
X==0.174
X==0.838
X==0.0039

平均摩尔质量
M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol
M= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol
M=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol

物料衡算
已知：F==74.83
总物料衡算 F=D+W=74.83
易挥发组分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
联立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol

三 塔板数的确定
理论塔板数的求取
⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6，作图

⑵求最小回流比Rmin和操作回流比
因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g点所示. 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求
作图可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45

由工艺条件决定 R=1.6R
故取操作回流比 R=2.32

⑶求理论板数
塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压
组分 饱和蒸气压/kpa
塔顶 进料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0

①求平均相对挥发度
塔顶 ===2.29
进料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相对挥发度为
===2.23
===2.17
②理论板数
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利兰图查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③进料板

前已经查出 即
解得 N=6.42
故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即=7
总理论板层数 =14.2 （不包括再沸器）
进料板位置 =7
2、全塔效率
因为=0.17-0.616lg
根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、实际塔板数
精馏段塔板数：
提馏段塔板数：
四、塔的工艺条件及物性数据计算

以精馏段为例：
操作压力为
塔顶压力： =1.04+103.3=104.34
若取每层塔板压强 =0.7
则进料板压力： =104.34+130.7=113.4kpa
精馏段平均操作压力 =kpa
2、温度
根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得
塔顶 =78.36
进料板=95.5
=
3、平均摩尔质量
⑴ 塔顶==0.838 =0.825

= 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol
=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol
⑵ 进料板： = 0.445 =0.102
= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol
=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol
精馏段的平均摩尔质量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔顶： = =796.7
进料板上 由进料板液相组成 =0.102
=
=
=924.2
故精馏段平均液相密度=
⑵气相密度
=

5、液体表面张力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液体粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=

以提馏段为例
平均摩尔质量
塔釜 = 0.050 =0.0039
=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol
=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol
提馏段的平均摩尔质量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度

塔釜，由塔釜液相组成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提馏段平均液相密度
=
⑵气相密度
==

五 精馏段气液负荷计算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63

== m
L=RD=2.3215.25=35.38
= m

六 提馏段气液负荷计算
V’=V=50.63
=0.382 m
L’=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m

七 塔和塔板主要工艺尺寸计算
1塔径
首先考虑精馏段：
参考有关资料，初选板音距=0.45m
取板上液层高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查图可得 =0.075
校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s

可取安全系数0.70，则
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按标准，塔径圆整为0.7m，则空塔气速为0.975 m/s

2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
=(13-1)0.45=5.4m
提馏段有效高度为
=(20-1)0.45=8.55m
在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m
故精馏塔有效高度为:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流装置
采用单溢流、弓形降液管
⑴ 堰长
取堰长 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
选用平直堰，堰上液层高度由下式计算
=
近似取E=1.03,则
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的宽度与降液管的面积
由查《化工设计手册》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留时间 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮阀数目击者及排列
取阀孔动能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮阀数 n===39(个)
取无效区宽度 =0.06m
安定区宽度 =0.07m
开孔区面积
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排间距h
h===0.06m

八 塔板流体力学校核
1、气相通过浮塔板的压力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：
=0.027+0.035=0.062m
常板压降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合设计要求)。

淹塔
为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中
由前计算知 =0.061m,按下式计算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液层高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板间距今为0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可见：<，符合要求。

雾沫夹带
由下式可知 <0.1kg液/kg气
===0.069
浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。
泛点率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液体流经长度，m;
——板上液流面积，；
——泛点负荷系数，取0.126;
K——特性系数，取1.0.

泛点率=
=36.2% (<80%,符合要求)

九 塔板负荷性能图
1、雾沫夹带线
按泛点率=80%计
100%=80%

将上式整理得
0.039+0.626=0.0328
与分别取值获得一条直线，数据如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液线
通过式以及式得
=
由此确定液泛线方程。
=
简化上式得关系如下

计算数据如下表。

0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相负荷上限线
求出上限液体流量值（常数）
以降液管内停留时间=5s
则
4、漏夜线
对于型重阀，由，计算得

则
5、液相负荷下限线
去堰上液层高度=0.006m
根据计算式求的下限值

取E=1.03

经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如图

由塔板负荷性能图可以看出：
① 在任务规定的气液负荷下的操作点
P（0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区内。
② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液气比，即气相上限=0.630 ，气相下限=0.209 ，求出操作弹性K，即
K==3.01
十 精馏塔的主要附属设备
1 冷凝器
（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器
冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。
（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量
热流体为78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—单位时间内的传热量，J/s或W；
qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;

r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg
r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0.153kg/s
Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s
Q=qm2r2=775000 qm2=91800
∴ qm2=0.12 kg/s
传热面积：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的选择：釜式再沸器
对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。
（2）加热蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—单位时间内的传热量，J/s或W；
qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;
r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg
∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s
∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1
∴ 蒸汽消耗量qm1为0.254 kg/s

表 浮阀塔板工艺设计计算结果

序号 项目 数值
1 平均温度tm，℃ 86.93
2 平均压力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m3/s 0.00035
4 气相流量VS，m3/s 0.375
5 实际塔板数 33
6 塔径，m 0.70
7 板间距,m 0.45
8 溢流形式 单溢流
9 堰长，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液层高度，m 0.07
12 堰上液层高度，m 0.047
13 安定区宽度，m 0.07
14 无效区宽度，m 0.06
15 开孔区面积，m2 0.175
16 阀孔直径，m 0.039
17 浮阀数 39
18 孔中心距，m 0.075
19 开孔率 0.147
20 空塔气速，m/s 0.8
21 阀孔气速，m/s 8.07
22 每层塔板压降，Pa 700
23 液沫夹带，（kg液/kg气） 0.069
24 气相负荷上限，m3/s 0.00356
25 液相负荷上限，m3/s 0.00028
26 操作弹性 3.01

参考文献

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[10]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工业出版社，2002

课程设计心得

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

6. 应用化学开题报告

应用化学开题报告

论文题目：苯-氯苯分离过程连续精馏塔的工艺设计

一 文献综述与调研报告 ：(阐述课题研究的现状及发展趋势，本课题研究的意义和价值、参考文献)

1. 课题的背景

设计是工程建设的灵魂，对工程建设起着主导和决定性的作用，决定着工业现代化的水平。工程设计是科研成果转化为现实生产力的桥梁和纽带，工业科研成果只有通过设计，才能转化为现实的工业化生产力。化工设计是一项政策性很强的工作，它涉及政治、经济、技术、环保、法规等诸多方面，而且还会涉及多专业及多学科的交叉、综合和相互协调，是集体性的劳动。先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是工程设计人员应坚持的设计方向和追求的目标。在化工设计中，化工单元设备的设计是整个化工过程和装置设计的核心和基础，并贯穿于设计过程的始终，因此作为化工类的本科生，熟练掌握化工单元设备的设计方法是十分重要的。

精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下(有时加质量剂)，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。

本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯-氯苯的分离。鉴于设计任务的处理量不大，苯-氯苯体系比较易于分离，待处理料液清洁的特点，设计决定选用筛板塔。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算、热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。限于作者的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师和读者批评指正。

筛板塔是生产中最常用的板式塔之一。板式塔具有结构简单，制造和维修方便，生产能力大，塔板压降小，板效率较高等优点。其早在1832年问世，长期以来，一直被误以为操作范围狭窄，筛孔容易堵塞而收到冷遇。但是筛孔板结构结构简单，造价低廉，在经济上有很大的吸引力。因此，从20世纪50年代以来，许多研究者对筛孔板塔重新进行了研究。研究结果表明，造成筛板塔操作范围狭窄的原因是设计不良(主要是设计点偏低、容易漏液)，而设计良好的筛板塔是具有足够宽的操作范围的。至于筛孔容易堵塞的问题，可采用大孔径筛板一得到圆满的解决。

20世纪60年代初，美国精馏研究公司(FRI)又以工业的规模，使用不同物系，在不同操作压强下，广泛地改变了筛孔直径、开孔率、堰高等结构参数，对筛板塔进行了系统研究。这些研究成果，使筛板塔的设计更加完美善，其中关于大孔径筛板的设计方法属于专利。国内对大孔径筛板也做过某些研究。

FRI研究工作表明，设计良好的筛板是一种效率高、生产能力大的塔板，对筛板的推广应用起了很大的促进作用，目前，筛板已发展成为应用最广的通用塔板。在我国，筛板的应用也日益普通。

可以说，筛板精馏塔是一种传统的精馏塔。早期由于设计方面的原因，曾一度被工业生产所忽视。但由于计算技术的发展，设计水平的提高，筛板塔越来越受到厂家的关注和使用，其优点是设备简单，操作简便，维修方便，制造成本低。

2. 课题研究的现状及发展趋势

气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为筛板塔、浮阀塔及泡罩塔，而前者使用尤为广泛。

筛板塔是板式塔的一种，其设计意图是一方面使汽液两相在塔板上充分接触，以减小传质阻力，另一方面是在总体上使两相保持逆流流动，而在塔板上使两相呈均匀的错流接触，以获得更大的传质推动力。其内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛;并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管(一部分经筛孔)逐板下降，并在板上积存液层。气体(或蒸气)由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板;克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板;减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程的冷、热塔，应用于蒸馏、吸收和除尘等。

筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

(1) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。

(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15%。

(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。

(4) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。

筛板塔的缺点是：

(1)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

(2) 操作弹性较小(约2～3)。

(3)小孔筛板容易堵塞。

目前应用比较广泛的是林德筛板，它由美国联合碳化物公司的林德子公司开发 ,最早应用于要求低压降的空分装置的精馏塔 ,1963 年后开始应用于乙苯-苯乙烯等精馏装置中。20 世纪70 年代有多家公司的120余台减压蒸馏塔采用了林德筛板,其中超过5.0 m 塔径的就有45 台,最大的塔径为11.5 m。林德筛板在普通筛板上有2 点重要改进:一是在降液管液体出口处将塔板向上凸起,二是在塔板上增设了百叶窗导向孔(国内称之为导向筛板)。这种改进增大了有效鼓泡面积,使塔板操作由鼓泡型变为喷射型,在降低液面梯度的同时使气体分布均匀,从而使干板压降减小、雾沫夹带减少、传质效率提高。目前,国内已有10余套装置使用了中运行林德筛板。

精馏是应用最广的传质分离操作，其广泛应用促使其技术已相当成熟，但是技术的成熟并不意味着今后不再需要发展而停滞不前。成熟技术的发展往往要花费更大的精力，但由于其应用的广泛，每一个进步，哪怕是微小的，也会带来巨大的经济效益。正因为如此，蒸馏的研究仍受到广泛的重视，不断取得进展。

提高精馏过程的热力学效率、节省能耗是一贯受到重视的研究领域，分离序列的合成，在用热集成概念和夹点分析方法开发节能的分离过程和优化换热网络，在具体分离过程中合理地应用热泵、多效精馏、中间再沸器和中间冷凝器等实现节能，一直是得到广泛重视的活跃的研究领域。

对于普通精馏难以(或不能)分离的物料，开发萃取精馏和恒沸精馏的分离工艺，将精馏与反应结合开发反应精馏也是个值得重视的研究领域，这对于拓宽精馏的应用范围，提高经济效益有较大意义。

随着精细化工的发展，间歇精馏应用也更加广泛，其研究也得到了应有的重视。开发各种新的操作模式，对于节省能耗和缩短操作时间有明显的效果。塔中持液量的间歇精馏膜模拟计算研究有一定进展，对于设计和指导操作有较大意义。

为开发更可靠的效率和压降等的模型，当前应强调实测数据，尤其是工业规模的测试数据，这是建立和验证模型的基础。六七十年代，美国精馏研究公司等进行了一系列工业规模试验，取得了十分有价值的实测数据，为各种模型的建立和现象认识的深化奠定了重要基础。

精馏的研究工作一直十分活跃，而且不断取得成果。在各种新分离方法得到不断开发和取得工业应用之际，在石油、天然气、石油化工、医药和农产品化学等工业中所起的重要作用不会改变，作为主要分离方法的地位不会动摇。正如费尔在1987年国际精馏会议上指出的：“如果混合物可以应用精馏分离，那么经济上可能有吸引力的方法是精馏。”随着科学技术和工业生产水平的提高，精馏的应用天地十分广阔，重要的通过不断努力，使其技术水平得到进一步提高，使其日趋完善。

3 课题研究的意义和价值

本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯，其中氯苯纯度不低于99.5%。

高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的`极大重视。

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气(汽)液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：

(1)生产能力大。在较大的气(汽)液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。

(2)操作稳定、弹性大。当塔设备的气(汽)液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。

(3)流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。

(4)结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。

(5)耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。

根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20-40%，塔板效率高10-15%，压力降低30-50%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板(孔径可达20-25mm)，导向筛板等多种形式。

筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分。工业塔常用的筛孔孔径为3-8mm，按正三角形排列，空间距与孔径的比为2.5-5。近年来有大孔径(10-25mm)筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。

该课题使理论教学与实际应用相结合，有助于提高处理实际问题的能力。通过对该课题的研究，可以加深对精馏过程基本原理的理解，熟练筛板精馏塔的工艺设计方法，培养设计能力。

该过程构造简单，造价低廉，具有足够操作弹性，且具有较强的工程使用价值。该过程的推广和普及，将加速我国工业生产过程节能技术的进步，带动一大批的相关技术和产业的发展。

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