蒸餾塔板弓形板

Ⅰ 酒精蒸餾塔一般是怎麼安裝的啊

龍康酒精蒸餾塔是稀有金屬鈦等材料及其合金材料製造的化工設備具有強度高、韌性大、耐高溫、耐腐蝕、比重輕等特性；因此被廣泛應用與化工、石油化工、冶金、輕工、紡織、制鹼、制葯、農葯、電鍍、電子等領域。
一、塔高
板式塔的塔高由主體高度、頂部空間高度、底部空間高度以及裙座高度等部分組成。
1、主體高度
板式塔主體高度為從塔頂第一層塔盤至塔底最後一層塔盤之間的垂直距離。蒸餾操作常用理論塔板數的多少來表述塔的高低。確定塔板效率，從理論塔板數求得實際塔板數，再乘以塔板間距，即可求得板式塔的主體高度。
2、頂部空間高度
板式塔頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤至塔頂封頭切線的距離。為了減少塔頂出口氣體中夾帶的液體量，頂部空間一般取 1.2—1.5m。有時為了提高產品質量，必須更多地除去氣體中夾帶的霧沫，則可在塔頂設置除沫器。如用金屬除沫器，則網底到塔盤的距離一般不小於塔板間距。
3、底部空間高度
板式塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線處的距離。當進料系統有 15min 的緩沖餘量時，釜液的停留時間可取3~5min，否則須取15min。但對釜液流量大的塔，停留時間一般也取3~5min；對於易結焦的物料，在塔底的停留時間應縮短，一般取1~1.5min。據此，根據釜液流量、塔徑即可求出底部空間高度。塔釜底部空間提供氣液分離和緩沖的空間。
4、裙座高度
塔體常由裙座支承，有時也放在框架上用支耳支承。裙座高度是指從塔底封頭切線到基礎環之間的高度，由工藝條件確定。
(1)泵需要的凈正吸入壓頭按塔釜的低液面進行計算。立式熱虹吸式再沸器真空操作，需要塔裙座的高度較高。
(2)再沸器安裝高度、長度等。
二、 立式熱虹吸再沸器入塔口
1、管口方位
(1)再沸器入塔口最好與最下一層塔盤的降液板平行安裝。若因塔的布置及配管等原因不能平行安裝時，必須考慮安裝擋板。
(2)再沸器入塔口要注意人塔物流不得妨礙底部受液盤內的液體流出。
(3)如果是過熱蒸汽入塔，為防止降液管內的液體受熱而部分汽化，過熱蒸汽入口管不宜放在降液管的旁邊。
2、管口高度
管口高度應考慮：
(1)熱虹吸再沸器入塔口連接在塔底部最下一層塔板下一定的距離。這個距離應能提供熱虹吸再沸器氣液相混合物(一般其氣相質量分率佔百分之五到百分之而是)氣液相分離、氣相在最下一層塔板再分布的氣相空間即可。根據經驗，通常熱虹吸再沸器入塔口距離上部塔盤的距離是一個多板間距，500mm左右，一般不超過800mm。
(2)高於塔釜液位上限。熱虹吸再沸器的推動力是密度差，通常熱虹吸再沸器入口與熱虹吸再沸器人塔口的密度差並不很大，推動力較小，如果返回口在液相區，就會加大阻力，使再沸器的流動性變差，影響到換熱效果。另外，也造成液位不穩定，並且再沸器出口氣液混合物沖破液層，有時會產生很大力量，損壞塔板和內件。
(3)立式熱虹吸再沸器的布置及配管要求。立式熱虹吸再沸器安裝時其列管束上端管板位置與塔釜正常液面相平，立式熱虹吸再沸器至塔釜的連接管道應盡量短，不允許有袋形，一般不設閥門。
三、液位計口
(1)液位計上方接管擋板
為了監視、調整釜內液量，塔釜上一定要設置一對液位計介面。其中上方接管口直接接在塔壁時，由於再沸器返回物料及沿塔壁下降液體等流入液面計的影響，會造成讀數不準。須在上方接管處設置擋板，以使液面顯示准確、穩定。
(2)操作液位
塔操作時塔釜液位通常有正常液位、最低液位和最高液位。在有聯鎖控制時，還設有高高液位和低低液位。液位需要根據底部空間高度確定原則來確定。正常液位一般在最高液位的百分之五十到百分之六十。
(3)液位計長度
塔釜液位計長度應涵蓋操作過程中各種工況的液位范圍 (正常液位、最低液位和最高液位)，以對液位進行監視、調整。
四、塔釜系統整合設計
塔釜管口有時由塔內件廠家進行設計，設計單位審查圖紙時，需要結合塔及再沸器的布置進行審核，關注各管口的高度設置是否合理；底部空間高度是否合理。

Ⅱ 蒸餾塔計算類型有哪些分別說明

按結構分：板式塔和填料塔
按工作壓力：常壓塔，加壓塔，減壓塔

Ⅲ sd型塔板 sdj型塔板

塔器性能的好壞,決定於塔盤(塔板)的結構參數和流體性能設計是否合理。本機組的塔板,參照國外S型塔板進行改進設計,截去其S型弧形兩端不等長的部分,由等長S形元件若干相互套合交聯而呈方陣形的結構,與流體方向垂直,構成主傳質區(或稱主汽液接觸區),在S形元件的兩側,配置D形元件(代泡罩)兩組,構成副傳質區(或稱副汽液接觸區),本塔即由S、D形元件而取名為SD型塔屬類噴射型塔。
溢流裝置採用弓形降液表1多塔系酒精蒸餾機組的主要設計參數(規格)規格(mm)生產能力SD型酒精醛塔小。型酒精精餾塔小。型;酉精醛塔小。型最終精製塔小。酒精。系yIJ號2-3456備注1、生產能力與附屬設備等配套有關2、多塔系因酒精質量提高,產量則提高受限(比兩塔蒸餾略有降低)表2名多塔系酒精蒸餾機組的主要設計參數(性能)SD型酒精醒塔SDJ型酒精精餾塔SDJ/SD型酒精醛塔塔板數(塊)塔范開孔率。板間距。復合開孔率4的濃縮段250300提餾段200250舀萬才點反萬議處理物料量酵液525m/mZh醒塔產生的粗酒精(蒸汽或液汽)塔盤壓力降4080mm水柱(392784pa)板20tw25(復合開孔率45)精餾段250300脫水段200250醒塔產生的粗酒精或醛塔的提餾液307Omm水柱(294486pa)板3070mrn水rf上(同精餾塔)廢液耗竭率酒精含量不超過0.05%(V/V)酒精質量兩塔蒸餾質量符合GB394-81三級要求最佳條件下可達二級標准三塔蒸餾質量可達二級或-級標准,四塔蒸餾質量可達-級以上標准備注SDJ型最終精製塔根據用戶所需,參照SDJ型精餾塔參數設計管-組組成,由於去掉S形兩端不等長的弧形部位,設置D形泡罩,發揮了我國泡罩塔之優點,其有利於消除原S形塔兩側的無效區(死角)和滯緩區,充分發揮了副傳質區的輔助作用,使之汽液接觸充分,從而有效地提高了塔板的截面利用率。在塔板上汽液呈單流向並流接觸。進行傳質傳熱,提高了蒸餾效率,同時因塔板結構獨特(R角大,開孔率膏)及汽液並流流動,故泥沙、纖維等雜質不易在塔板上沉積,從而提高了抗污性能。
SDJ型塔板基本上與SD型塔板類同,只是在S形和D形元件的脊背平坦處開有相應的長方形孔(復合開孔率提高,並在孔上裝有J形浮動板若干,由SJ形元件構成主傳質區,設在主傳質區兩側的DJ形元件構成副傳質區,本塔即由此而取名為SDJ型塔。亦是用弓形降液管-組,J形浮動板對提高塔的負荷及分離精餾效果有一定作用,當汽液負荷加大至一定程度時,則推動浮動板逐漸開放,直至一定開度(分:低負荷,中負荷,高負荷,等幾個階段),一般可增1520%,其利用了浮閥(舌)塔、波紋浮閥塔等的特點,屬噴射型塔。酵塔一般用SD板,精餾塔用SDJ板,醛塔上部用SDJ板(濃縮段),下部用SD板(提餾段),最終精製塔用SDJ板或填料型(具體應視塔徑大小和配套要求而定)。
SD-SDJ型多塔系酒精蒸姍機組的主要優點(1)設計新穎合理,塔扳汽液接觸充分,故汽液負荷大、有效截面利用率高、蒸餾效率高、產量較高,為新型高效塔。據廣東南海搪廠的新塔與老塔的對比表明:提高產量88.25%,噸酒利潤提高69.10元,一個榨季總利潤增長15.3萬元。(2)操作彈性大,能滿足高、中、低負荷的生產條件要求,對原料的適應性強(粗細原料皆可)。
(3)醒塔自凈抗污性能強。這是由於汽液呈單流向並流前進,汽速大,故泥沙、纖維等雜質不易在塔板上沉積。江蘇啟東酒廠和廣東南海糖廠等都使用兩年以上未曾堵塔。
由於不易堵塔,故基本上解決了國內外醒塔常堵、常掏、常拆之弊端。(4)精塔能保持一定液面,解決了浮閥、斜孔、導向篩板塔等易於乏液而干板之弊病。穩定性能好,對停電、停汽、汽壓波動等不正常因素,適應性強,停機後恢復生產快。
(5)耗竭性能好。廣東南海糖廠的廢醒含酒精量<0.01%(原老塔為0.080.12%),江蘇啟東酒廠的也少於0.01。(6)耗汽少,節約能源。
據江蘇啟東酒廠統計數的對比表明:比原來用的普通泡罩塔節能17.36%。如果添置醛塔和最終清制塔,在能夠注意有效地利用廢醒和廢液及冷凝水綜合利用,耗能並不會增加多少。據廣東南海糖廠新老塔統計的對比,平均每噸酒精節汽1.86噸,節能率為30%。
(7)由於產品系列化和規格化,所以裝拆輕便省、調試操作方便,從而減輕了工人勞動強度。調試時,從進酵到出成品,一般只需90分鍾左右,操作穩定方便。廣州鍋爐廠試製成功35噸/時蔗渣煤粉鍋爐為適應我國甘蔗糖工業發展的需要,提高熱能利用率,廣州鍋爐廠與哈爾濱鍋爐廠根據廣州市機電工業局下達的新產品發展計劃,聯合沒計了。型蔗渣煤粉鍋爐,由廣州鍋爐廠試制出樣機,並安裝在廣東北坡糖廠。該鍋爐,於1985年12月投入運行,並於1986年3月由上海發電設備成套設計研究所主持,進行了以蔗渣為燃料的熱工測試,表明:運行安全可靠,技術的性能和指標均符合設計要求;熱效率高達82.n%,超過了81%的保證效率,熱風溫度較高,可燒含高達53%水分的蔗渣,且燃燒穩定。用戶十分滿意。1986年7月2829日,上海發電設備成套設計研究所和廣東省機械工業廳,在廣州從化對該鍋爐組織召開了鑒定會,參加會議的有28個單位,共34名代表。該種鍋爐,不但與會代表-致通過了鑒定,而且經有關上級主管部門審查已批准批量生產。該種鍋爐:為雙汽泡橫置式多煙道系統自然循環水管鍋爐,利用前水冷壁向爐膛內凸出後拆回再向前延伸形成前拱,將爐膛分為穩燃室和冷卻室,在穩燃室的前牆設置三隻噴渣燃燒器,以燃用蔗渣,在前拱設置三隻旋風筒式燃燒器,配有豎井磨煤機和直吹制粉系統,供煤粉與蔗渣混燒,尾部煙道設置有省煤器和空氣預熱器,爐排採用翻轉爐排的型式。該種鍋爐的主要規范:額定蒸發量,35噸/時,給水溫度,105℃;過熱蒸汽出壓力,39公斤/厘米,過熱燕汽出溫度,450℃,設計熱效率,82.72%;鍋爐保證效率,81%。(安潤安)上接第54頁)而需要量迅速增加。很明顯,蔗糖用作工業原料仍有待開發。新的蔗搪衍生物是否研製迅速應用,主要決定於和石油化工原料比較的相對成本,以及工業生產時衍生過程的費用。具有特殊的或者獨特的性質的高值蔗糖衍生物,由於其本身的優越性將會開辟新的市場,這時,蔗糖作為原料的成本將可忽略不計。例如不產生熱量的高甜度甜味品(三氯半乳糖試蔗糖),其原料蔗搪的成本和合成過程的費用比較是微不足道的,不會直接影響它在人工甜味品市場的競爭能力。因此,可以預期蔗糖化學工業會沿兩個方畫發展:利用蔗糖作為化學工業的固定碳原料和開發全新蔗糖衍生物的各種獨特性質。

Ⅳ 蒸餾塔和精餾塔區別

位置不同：精餾段是進料口以上，從進料塔板上一塊直到塔頂的部分；提餾段是進料口以下，從進料塔板開始直到塔釜的部分。得到的產品不同：精餾段到塔頂可以得到易揮發組分含量很高的產品。提餾段在塔釜可以得到難揮發組分很高的產品。作用不同：精餾段是一定溫度和壓力的料液進入精餾塔後，形成塔頂的產品（餾出液）。提餾段是難揮發的重組分逐漸濃縮的部分，生成塔釜產品（殘液）。

精餾塔

1、位置不同：精餾段是進料口以上，從進料塔板上一塊直到塔頂的部分；提餾段是進料口以下，從進料塔板開始直到塔釜的部分。

2、得到的產品不同：精餾段在進料板的上方，往塔頂方向，易揮發組分含量不斷增加，到塔頂可以得到易揮發組分含量很高的產品。提餾段易揮發組分含量則減少，難揮發組分含量越來越高，在塔釜可以得到難揮發組分很高的產品。

3、作用不同：精餾段是一定溫度和壓力的料液進入精餾塔後，易揮發的輕組分在精餾段逐漸濃縮，形成塔頂的產品（餾出液）。提餾段是難揮發的重組分逐漸濃縮的部分，生成塔釜產品（殘液）。

Ⅳ 有誰知道常壓蒸餾塔的意義和前景嗎！

常壓蒸餾塔是一種用常壓（即一個標准大氣壓100KPa）來進行蒸餾的塔。
一般分為塔頂，塔中，塔底3部分。
一般都有40層塔板以上。
粗餾塔的工作原理為發酵成熟醪通過預熱後，進入粗餾塔中的上部，塔底不斷均勻地通入加熱蒸氣，這時由於加熱的作用就可將成熟醪中液態酒精轉變為酒精氣體，同時其它低沸點和揮發性的雜質，都成為氣態，和酒精一同進入排醛塔中(也可直接進入精餾塔)，塔底將蒸餾後的廢糟排出塔外。

Ⅵ 化工原理課程設計

化工原理課程設計

題 目 乙醇-水溶液連續精餾塔優化設計

目 錄

設計任務書………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精餾塔優化設計…………………………………………………………5

精餾塔優化設計計算……………………………………………………5

設計計算結果總表………………………………………………………22

參考文獻…………………………………………………………………23

課程設計心得……………………………………………………………23

精餾塔優化設計任務書

一、設計題目
乙醇—水溶液連續精餾塔優化設計

二、設計條件
1．處理量： 15000 （噸/年）
2．料液濃度： 35 （wt%）
3．產品濃度： 93 （wt%）
4．易揮發組分回收率： 99%
5．每年實際生產時間：7200小時/年
6. 操作條件：①間接蒸汽加熱；
②塔頂壓強：1.03 atm（絕對壓強）③進料熱狀況：泡點進料；

三、設計任務
a) 流程的確定與說明；
b) 塔板和塔徑計算；
c) 塔盤結構設計
i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖；
ii. 流體力學驗算；
iii. 塔板負荷性能圖。 d) 其它
i. 加熱蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量e) 有關附屬設備的設計和選型，繪制精餾塔系統工藝流程圖和精餾塔裝配 圖，編寫設計說明書。
乙醇——水溶液連續精餾塔優化設計
（南華大學化學化工學院，湖南衡陽 421001）

摘要：設計一座連續浮閥塔，通過對原料，產品的要求和物性參數的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對乙醇-水精餾工藝流程和主題設備設計。

關鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設備。

（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

乙醇在工業、醫葯、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。
要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續精餾的方法，因為乙醇和水的揮發度相差不大。精餾是多數分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、迴流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。
浮閥塔與20世紀50年代初期在工業上開始推廣使用，由於它兼有泡罩塔和篩板塔的優點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、製造方便、節省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現已列入部頒標准（JB168-68）內，F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都採用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對於黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。

精餾塔優化設計計算

在常壓連續浮閥精餾塔中精餾乙醇——水溶液，要求料液濃度為35%，產品濃度為93%，易揮發組分回收率99%。年生產能力15000噸/年
操作條件：①間接蒸汽加熱
②塔頂壓強：1.03atm（絕對壓強）
③進料熱狀況：泡點進料

一 精餾流程的確定
乙醇——水溶液經預熱至泡點後，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣採用全冷凝後，部分迴流，其餘作為塔頂產品經冷卻器冷卻後送至貯槽。塔釜採用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻後送入貯槽。工藝流程圖見圖

二 塔的物料衡算
查閱文獻，整理有關物性數據

⑴水和乙醇的物理性質

名稱

分子式
相對分子質量
密度
20℃

沸 點
101.33kPa
℃
比熱容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
導熱系數
(20℃)
/(m.℃) 表面
張力

(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常壓下乙醇和水的氣液平衡數據，見表
常壓下乙醇—水系統t—x—y數據如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系統t—x—y數據
沸點t/℃ 乙醇摩爾數/% 沸點t/℃ 乙醇摩爾數/%
氣相 液相 氣相 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

乙醇相對分子質量：46；水相對分子質量：18
25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關系為：

式中 σ——25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力，N／m；
x——乙醇質量分數，％。
其他溫度下的表面張力可利用下式求得

式中 σ1——溫度為T1時的表面張力；N／m；
σ2——溫度為T2時的表面張力；N／m；
TC——混合物的臨界溫度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——組分i的摩爾分數；
TCi——組分i的臨界溫度， K。

料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數
X==0.174
X==0.838
X==0.0039

平均摩爾質量
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
總物料衡算 F=D+W=74.83
易揮發組分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
聯立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol

三 塔板數的確定
理論塔板數的求取
⑴根據乙醇——水氣液平衡表1-6，作圖

⑵求最小迴流比Rmin和操作迴流比
因為乙醇-水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當操作線與q線的交點尚未落到平衡線上之前,操作線已經與平衡線相切,如圖g點所示. 此時恆濃區出現在g點附近, 對應的迴流比為最小的迴流比. 最小迴流比的求法是由點a(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求
作圖可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45

由工藝條件決定 R=1.6R
故取操作迴流比 R=2.32

⑶求理論板數
塔頂，進料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓
組分 飽和蒸氣壓/kpa
塔頂 進料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0

①求平均相對揮發度
塔頂 ===2.29
進料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相對揮發度為
===2.23
===2.17
②理論板數
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利蘭圖查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③進料板

前已經查出 即
解得 N=6.42
故進料板為從塔頂往下的第7層理論板 即=7
總理論板層數 =14.2 （不包括再沸器）
進料板位置 =7
2、全塔效率
因為=0.17-0.616lg
根據塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為，在該溫度下進料液相平均粘計劃經濟為
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、實際塔板數
精餾段塔板數：
提餾段塔板數：
四、塔的工藝條件及物性數據計算

以精餾段為例：
操作壓力為
塔頂壓力： =1.04+103.3=104.34
若取每層塔板壓強 =0.7
則進料板壓力： =104.34+130.7=113.4kpa
精餾段平均操作壓力 =kpa
2、溫度
根據操作壓力，通過泡點方程及安托因方程可得
塔頂 =78.36
進料板=95.5
=
3、平均摩爾質量
⑴ 塔頂==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 進料板： = 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
精餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔頂： = =796.7
進料板上 由進料板液相組成 =0.102
=
=
=924.2
故精餾段平均液相密度=
⑵氣相密度
=

5、液體表面張力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液體粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=

以提餾段為例
平均摩爾質量
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
提餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度

塔釜，由塔釜液相組成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提餾段平均液相密度
=
⑵氣相密度
==

五 精餾段氣液負荷計算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63

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

六 提餾段氣液負荷計算
V』=V=50.63
=0.382 m
L』=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m

七 塔和塔板主要工藝尺寸計算
1塔徑
首先考慮精餾段：
參考有關資料，初選板音距=0.45m
取板上液層高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查圖可得 =0.075
校核至物系表面張力為9.0mN/m時的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s

可取安全系數0.70，則
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按標准，塔徑圓整為0.7m，則空塔氣速為0.975 m/s

2 精餾塔有效高度的計算
精餾段有效高度為
=(13-1)0.45=5.4m
提餾段有效高度為
=(20-1)0.45=8.55m
在進料孔上方在設一人孔，高為0.6m
故精餾塔有效高度為:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流裝置
採用單溢流、弓形降液管
⑴ 堰長
取堰長 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
選用平直堰，堰上液層高度由下式計算
=
近似取E=1.03,則
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的寬度與降液管的面積
由查《化工設計手冊》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留時間 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮閥數目擊者及排列
取閥孔動能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮閥數 n===39(個)
取無效區寬度 =0.06m
安定區寬度 =0.07m
開孔區面積
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮閥排列方式採用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排間距h
h===0.06m

八 塔板流體力學校核
1、氣相通過浮塔板的壓力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液層阻力 取充氣系數數 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液體表面張力所造成阻力此項可以忽略不計。
故氣體流經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：
=0.027+0.035=0.062m
常板壓降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合設計要求)。

淹塔
為了防止淹塔現象了生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中
由前計算知 =0.061m,按下式計算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液層高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板間距今為0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可見：<，符合要求。

霧沫夾帶
由下式可知 <0.1kg液/kg氣
===0.069
浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學工程手冊。
泛點率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液體流經長度，m;
——板上液流面積，；
——泛點負荷系數，取0.126;
K——特性系數，取1.0.

泛點率=
=36.2% (<80%,符合要求)

九 塔板負荷性能圖
1、霧沫夾帶線
按泛點率=80%計
100%=80%

將上式整理得
0.039+0.626=0.0328
與分別取值獲得一條直線，數據如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液線
通過式以及式得
=
由此確定液泛線方程。
=
簡化上式得關系如下

計算數據如下表。

0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相負荷上限線
求出上限液體流量值（常數）
以降液管內停留時間=5s
則
4、漏夜線
對於型重閥，由，計算得

則
5、液相負荷下限線
去堰上液層高度=0.006m
根據計算式求的下限值

取E=1.03

經過以上流體力學性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。如圖

由塔板負荷性能圖可以看出：
① 在任務規定的氣液負荷下的操作點
P（0.00083，0.630）（設計點），處在適宜的操作區內。
② 塔板的氣相負荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液氣比，即氣相上限=0.630 ，氣相下限=0.209 ，求出操作彈性K，即
K==3.01
十 精餾塔的主要附屬設備
1 冷凝器
（1）冷凝器的選擇：強制循環式冷凝器
冷凝器置於塔下部適當位置，用泵向塔頂送迴流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設迴流罐，這樣可以減少台架，且便於維修、安裝，造價不高。
（2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量
熱流體為78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流體為20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;

r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，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
傳熱面積：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的選擇：釜式再沸器
對直徑較大的塔，一般將再沸器置於踏外。其管束可抽出，為保證管束浸於沸騰器液中，管束末端設溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區。其液面以上空間為氣液分離空間。釜式再沸器的優點是氣化率高，可大80%以上。
（2）加熱蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;
r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，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為0.254 kg/s

表 浮閥塔板工藝設計計算結果

序號 項目 數值
1 平均溫度tm，℃ 86.93
2 平均壓力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m3/s 0.00035
4 氣相流量VS，m3/s 0.375
5 實際塔板數 33
6 塔徑，m 0.70
7 板間距,m 0.45
8 溢流形式 單溢流
9 堰長，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液層高度，m 0.07
12 堰上液層高度，m 0.047
13 安定區寬度，m 0.07
14 無效區寬度，m 0.06
15 開孔區面積，m2 0.175
16 閥孔直徑，m 0.039
17 浮閥數 39
18 孔中心距，m 0.075
19 開孔率 0.147
20 空塔氣速，m/s 0.8
21 閥孔氣速，m/s 8.07
22 每層塔板壓降，Pa 700
23 液沫夾帶，（kg液/kg氣） 0.069
24 氣相負荷上限，m3/s 0.00356
25 液相負荷上限，m3/s 0.00028
26 操作彈性 3.01

參考文獻

[1]陳英男、劉玉蘭.常用華工單元設備的設計[M].上海：華東理工大學出版社，2005、4
[2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設計[M].山東：石油大學出版社，2001、5
[3]賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設計[M].天津：天津大學出版社，2002、8
[4]路秀林、王者相.塔設備[M].北京：化學工業出版社，2004、1
[5]王明輝.化工單元過程課程設計[M].北京：化學工業出版社，2002、6
[6]夏清、陳常貴.化工原理（上冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1
[7]夏清、陳常貴.化工原理（下冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1
[8]《化學工程手冊》編輯委員會.化學工程手冊—氣液傳質設備[M]。北京：化學工業出版社，1989、7
[9]劉光啟、馬連湘.化學化工物性參數手冊[M].北京：化學工業出版社，2002
[10]賀匡國.化工容器及設備簡明設計手冊[M].北京：化學工業出版社，2002

課程設計心得

通過這次課程設計使我充分理解到化工原理課程的重要性和實用性，更特別是對精餾原理及其操作各方面的了解和設計，對實際單元操作設計中所涉及的個方面要注意問題都有所了解。通過這次對精餾塔的設計，不僅讓我將所學的知識應用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。在老師和同學的幫助下，及時的按要求完成了設計任務，通過這次課程設計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自己的實際動手和知識的靈活運用能力。

Ⅶ 蒸餾塔採用什麼來保證純度

蒸餾塔工作原理並非只局限於提純酒精。蒸裂雀啟餾塔的功能主要是為了分離混合液

體，利用不同液體在不同條件下，如溫度不同，揮發性（沸點）不同的原理進行液

體分離，從而達到提純效果。蒸餾塔主要分為板式塔與薄膜式塔。板式塔比較常見，

其構造可分為板、重沸器、冷凝器三個部分。下面隨小編去了解下歲返蒸餾塔。

一、蒸餾塔分類

塔設備種類繁多，蒸餾塔是進行蒸餾的一種塔式氣液接觸裝置。有板式塔與填

料塔兩種主要類型。板式塔肆如與填料塔的比較是個復雜的問題，涉及的因素很多，選

型時應考慮物料性質、操作條件、塔設備的性能，以及塔設備的製造、安裝、運轉

和維修等。蒸餾塔蒸餾原理是將液體混合物部分氣化，利用其中各組分揮發度不同

的特性，實現分離。塔釜為液體，塔頂餾出氣體。

Ⅷ 甲醇蒸餾塔的材質

鈦鋼復合板，不銹鋼復合板。甲醇俗稱木醇、木精，是一種透明、無色、有毒的揮發性液體，甲醇蒸餾塔的材質為鈦鋼復合板，不銹鋼復合板，不銹鋼304和316L，雙向不銹鋼2205，鈦等材料。

Ⅸ 塔徑為1200mm浮閥應該分幾塊

物質在相間的轉移過程稱為傳質(分離)過程。常見的有蒸餾、吸收、萃取和乾燥等單元操作。

蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。它是通過加熱造成氣液兩相物系，利用物系中各組分的揮發度不同的特性以實現分離的目的。

塔設備是能夠實現蒸餾和吸收兩種分離操作的氣液傳質設備，按結構形式可以分為板式塔和填料塔兩大類。在工業生產上，一般當處理量大時多採用板式塔，處理量小時採用填料塔。

選用原則（典型的）

1、腐蝕性介質，易起泡物系，熱敏性物料，高粘性物料通常選用填料塔。

2、對於中、小規模的塔器，和塔徑小於600mm時，宜選用填料塔，可節省費用並方便施工。

3、對於處理易聚合或含顆粒的物料，宜採用板式塔。不易堵塞也便於清洗。

4、對於在分離過程中有明顯吸熱或放熱效應的介質，宜採用板式塔。

5、對於有多個進料及側線出料的塔器，且各側線之間板數較少，宜採用板式塔。採用填料塔時內件結構較復雜。

6、對於處理量或負荷波動較大的場合，宜採用板式塔。因液體量過小會造成填料層中液體分布不均勻，填料表面未充分潤濕，影響塔的效率；當液體量過大時易產生液流影響傳質，採用條閥等板式塔具有較大的操作彈性。

7、對於塔頂、塔底產品均有質量要求的塔系，宜採用板式塔。

8、根據各種工藝流程和特點，在同一塔內，可以採用板式及填料共存的塔型，即混合塔型。適用於沿塔高氣、液負荷變化較大的塔系。

板式塔為逐板接觸式氣液傳質設備。

l

評價塔設備性能的主要指標：生產能力、塔板效率、操作彈性、塔板壓強降

l

浮閥塔的工藝計算：包括塔徑、塔高及塔板上主要部件工藝尺寸的計算。

一、工藝模擬計算後能夠確定的參數（模擬計算可求得理論板層數、迴流比、餾出液量、釜殘液量、塔徑、每層塔板的氣液相負荷、冷凝器和再沸器負荷）

1、估算塔徑

最常用的標准塔徑（mm）為600，700，800，1000，1200，1400，…，4200。

原料通常從與原料組成相近處（加料段薯板）進入塔內。加料板以上的塔段稱為精餾段，以下（包括加料板）成為提餾段。

當精餾塔的精餾段和提餾段上升氣量差別較大時，兩段的塔徑應分別計算（需要圓整）。

2、選定塔板間距

浮閥塔板間距參考數值

塔徑D，m

0.3～0.5

0.5～0.8

0.8～1.6

1.6～2.0

2.0～2.4

>2.4

板間距，mm

200～300

300～350

350～450

450～600

500～800

≥600

3、塔高

通常，在設計中先求得理論板層數，然後用塔板效率予以校正，即可求得實際板層數。由理論板層數折算出實際

板層數，結合板間距算出的高度指精餾塔主體的有效高度（不包括塔底蒸餾釜和塔頂空間等高度在內）。

理論板：

若離開該板的氣液兩相達到平衡狀態，則將這種塔板稱為理論板。理論板是不存在的。僅作為衡量實際板分離效率的依據和標准，它是一種理想板。

塔板效率：

反映了實際塔板上氣液兩相間傳質的完善程度。板式塔的效率有：總板效率（全塔效率）、單板效率及點效率等。一般取經驗數據（50%～70%）。

4、迴流比

迴流是保證精餾塔連續穩定操作的必要條件之一，且迴流比是影響精餾操作費用和投資費用的重要因素。迴流比有兩個極限值，上限為全迴流時的迴流比，下限為最小迴流比，實際迴流比為介於二者之間的某適宜值。在精餾設計中，一般不進行詳細的經濟衡算，而是根據經驗選取。通常，操作迴流比可取為最小迴流比的1.1～1.2倍。

5、確定塔板形式

按照塔內氣、液流動方式可將渣燃碧塔板分為錯流塔板和逆流塔板兩類。

逆流塔板亦稱穿流板，工業上應用較少。

錯流塔板：泡罩、篩板、浮閥塔板。

最常用的浮閥型式為F1（國外稱V-1）和V-4型。F1型浮閥又分為輕閥與重閥兩種。閥的質量直接影響塔內氣體的壓強降，輕閥壓強降小但操作穩定性差，低氣速時易漏液。一般情況下都採用重閥，只在處理量大並且要求壓強降很低的系統（如減壓塔）中採用輕閥。

V-4型浮閥適用於減壓系統。

T型浮閥性能與F1型浮閥相近，但結構較復雜，適於處理含顆粒或易聚合的物料。

浮閥塔具有以下優點：

1.

生產能力大

2.

操作彈性大

3.

塔板效率高

4.

氣體壓強降及液面落差較小

5.

塔的造價低

浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統。

塔板布置：塔板有整塊式和分塊式兩種。直徑在800mm以內的小塔採用整塊式塔板；直徑在900mm以上通常都採用分塊式塔如舉板，以便通過人孔裝卸塔板；直徑在800mm～900mm之間時，可根據製造與安裝具體情況，任意選用一種結構。

塔板面積可分為四個區域：

鼓泡區：塔板上氣、液接觸構件（浮閥）設置在此區域內，故此區域為氣、液傳質的有效區域

溢流區：降液管及受液盤所佔的區域

破沫區：鼓泡區和溢流區之間的區域為破沫區，也稱不安定區。此區域不裝浮閥，在液體進入降液管之前，設置這段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。

無效區：也稱邊緣區，因靠近塔壁的部分需要留出一圈邊緣區域，以供支承塔板的邊梁之用。為防止液體經無效區流過而產生「短路」現象，可在塔板上沿塔壁設置擋板。

二、水力學計算後確定的參數（塔的內外部工藝結構）

除了塔板外塔的內

內部結構還包括塔頂、塔底、裙座以及各種類型的進口、抽出板、出口、進料分布管、破沫網等。

1、浮閥數及開孔率

浮閥的數目及安排：

浮閥的開度與閥孔處氣相的動壓有關，而動壓又取決於氣體的速度和密度。綜合實驗結果可知，可採用由氣體速度與密度組成的「動能因數」作為衡量氣體流動時動壓的指標，俗稱F因子。對於F1型浮閥（重閥）F的數值在9～12之間。

浮閥在塔板鼓泡區內的排列有正三角形與等腰三角形兩種方式，按照閥孔中心聯線與液流方向的關系，又有順排與叉排之分，一般都採用叉排。對整塊式塔板，多採用正三角形叉排；對於分塊式塔板，宜採用等腰三角形叉排。

塔板開孔率

一層板上的閥孔總面積與塔截面積之比稱為開孔率。開孔率也是空塔氣速與閥孔氣速之比。塔板的工藝尺寸計算完畢，應核算塔板開孔率。對常壓塔或減壓塔開孔率在10%～14%之間，對加壓塔常小於10%。

塔板開孔率是板式塔設計中的一個重要參數，通常塔板開孔率有2 種：一是塔截面積開孔率，二是鼓泡麵積開孔率。合理的開孔率不但可以使氣體順利通過，而且還能減少霧沫夾帶和降低泄漏，同時防止發生噴射液泛。

2、溢流堰和降液管（計算溢流堰長度、出口堰高度、堰上液層高度、塔板上液層高度、降液管停留時間、降液管底緣距塔板高度等）

板式塔的溢流裝置是指溢流堰（出口堰）和降液管。

為使不同塔徑和液流量的塔能正常操作，出現了幾種不同液流型式的塔板：U型流（僅用於小塔及液體流量小的情況）、單溢流（又稱直徑流，廣泛用於直徑2.2m以下的塔中）、雙溢流（用於直徑2m以上的大塔中）、階梯式雙溢流（塔板結構最復雜，只適用於塔徑很大、液流量很大的特殊場合）

降液管有圓形和弓形之分。除小塔外，一般不採用圓形降液管。降液管的截面積應保證液體在降液管內有足夠的停留時間，使溢流液體中夾帶的氣體能來得及分離。停留時間不應小於3～5S，對於高壓操作的塔及易起泡的系統，停留時間應更長些

3、塔頂

塔頂氣相空間是塔頂第一塊塔板到塔頂切線距離。為減少塔頂出口氣體中攜帶液體量，塔頂空間一般取1.2～1.5米。以利於氣體中的液滴自由沉降。

破沫網用以分離氣體中攜帶的液體，提高產品質量，是否設置根據具體工藝情況考慮。

4、塔釜

塔底空間是塔底第一塊板到塔底切線的距離。當進料設有15分鍾緩沖時間時，塔底產品緩沖時間可取3～5分鍾，否則需15分鍾左右。但對塔底產品量大的塔，停留時間一般也取3～5分鍾。對易結焦的介質，塔底停留時間應縮短，一般取1～1.5分鍾。

塔底出口直徑

一般與工藝管線直徑相同，對於易燃、易爆介質塔底裙座內不得設置法蘭連接，接管法蘭引至裙座外。

5、裙座

塔裙座有圓形和圓錐形兩種，採用形式由設備專業核算後確定。裙座高度首先必須滿足塔底泵氣蝕餘量要求。對於重沸器出口應根據重沸器安裝高度確定，保證重沸器入口管道盡可能短。

重沸器按其結構可分為立式和卧式兩種，按其作用又可分為罐式、熱虹吸式、泵強制循環式幾種。因一般再沸器內氣液兩相視為平衡，再沸器相當於一層理論板。

塔頂冷凝器分全凝器和分凝器兩種。

6、人孔：

塔的人孔應設在塔的操作側，一般應設在塔板上方的鼓泡區，不得設在降液管上或降液管口的下方；每3～

8層塔板布置一個人孔；人孔中心距平台高可為600mm至1200mm之間，最適宜的高度為800mm。一座塔的人孔宜布置在同一垂線上

7、手孔：

由於塔徑小不能設置人孔時須設手孔，手孔在平台上800～1400mm為宜。

l

板式塔的流體力學性能（塔板水力學計算）包括：塔板壓降、液泛、霧沫夾帶、漏液、液面落差及降液管超負荷等。

塔板水力學計算是在工藝計算完成後進行的，通常應用的工藝計算軟體主要有PRO/ II , HYSYS ,ASPEN PLUS，TRAY。這4 種工藝計算軟體對多數石化裝置都能得到與生產實際相吻合的工藝計算結果。工藝模擬計算完成之後，就可以通過塔板水力學計算來確定塔板結構的工藝參數。常見的板式塔水力學計算方法都可以用塔板水力學計算軟體。

PROII、ASPEN是流程模擬軟體，塔模塊集成了部分塔板水力學模型可以初步核算塔徑，在項目前期階段可用來估算裝置投資。

TRAY是洛陽石化工程公司開發的塔板計算軟體，可計算浮閥、條閥、篩板、散堆填料、規整填料等塔內件的水力學計算。在裝置詳細設計階段採用。新型塔板的水力學計算方法或計算軟體大多作為塔板製造商的專利技術，如果需要，可以向專利商咨詢。

1、塔板壓降

一般說來，浮閥塔的壓強降比篩板塔的大，比泡罩塔的小。根據國內普查結果得知，常壓和加壓塔中每層浮閥塔板的壓強降為265～530Pa，減壓塔為200Pa左右。

2、液泛（亦稱淹塔）

塔內氣相靠壓差自下而上逐板流動，液體靠重力自上而下通過降液管而逐板流動，液體是自低壓空間流至高壓空間。若氣、液兩相中之一的流量增大，使降液管內液體不能順利下流，管內液體增高到越過溢流堰頂部，於是兩板間液體相連。

採用較大的板間距可提高液泛速度。液泛時的氣速為塔操作的極限速度，

3、霧沫夾帶

通常用操作時的空塔氣速與發生液泛時的空塔氣速的比值作為估算霧沫夾帶量的指標。此比值稱

為泛點百分數，或稱泛點率。

空塔氣速增高，霧沫夾帶量增大；塔板間距增大，可使霧沫夾帶量減小。

4、漏液

為保證塔的正常操作，漏液量應不大於液體流量的10% 。

漏液量達10%的氣流速度為漏液速度，這是塔操作的下限氣速。

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浮閥塔的工藝計算
物質在相間的轉移過程稱為傳質(分離)過程。常見的有蒸餾、吸收、萃取和乾燥等單元操作。

蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。它是通過加熱造成氣液兩相物系，利用物系中各組分的揮發度不同的特性以實現分離的目的。

塔設備是能夠實現蒸餾和吸收兩種分離操作的氣液傳質設備，按結構形式可以分為板式塔和填料塔兩大類。在工業生產上，一般當處理量大時多採用板式塔，處理量小時採用填料塔。

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選用原則（典型的）

1、腐蝕性介質，易起泡物系，熱敏性物料，高粘性物料通常選用填料塔。

2、對於中、小規模的塔器，和塔徑小於600mm時，宜選用填料塔，可節省費用並方便施工。

3、對於處理易聚合或含顆粒的物料，宜採用板式塔。不易堵塞也便於清洗。

4、對於在分離過程中有明顯吸熱或放熱效應的介質，宜採用板式塔。

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5、對於有多個進料及側線出料的塔器，且各側線之間板數較少，宜採用板式塔。採用填料塔時內件結構較復雜。

6、對於處理量或負荷波動較大的場合，宜採用板式塔。因液體量過小會造成填料層中液體分布不均勻，填料表面未充分潤濕，影響塔的效率；當液體量過大時易產生液流影響傳質，採用條閥等板式塔具有較大的操作彈性。

7、對於塔頂、塔底產品均有質量要求的塔系，宜採用板式塔。

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8、根據各種工藝流程和特點，在同一塔內，可以採用板式及填料共存的塔型，即混合塔型。適用於沿塔高氣、液負荷變化較大的塔系。

板式塔為逐板接觸式氣液傳質設備。

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評價塔設備性能的主要指標：生產能力、塔板效率、操作彈性、塔板壓強降

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浮閥塔的工藝計算：包括塔徑、塔高及塔板上主要部件工藝尺寸的計算。

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一、工藝模擬計算後能夠確定的參數（模擬計算可求得理論板層數、迴流比、餾出液量、釜殘液量、塔徑、每層塔板的氣液相負荷、冷凝器和再沸器負荷）

1、估算塔徑

最常用的標准塔徑（mm）為600，700，800，1000，1200，1400，…，4200。

原料通常從與原料組成相近處（加料板）進入塔內。加料板以上的塔段稱為精餾段，以下（包括加料板）成為提餾段。

當精餾塔的精餾段和提餾段上升氣量差別較大時，兩段的塔徑應分別計算（需要圓整）。

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2、選定塔板間距

浮閥塔板間距參考數值

塔徑D，m

0.3～0.5

0.5～0.8

0.8～1.6

1.6～2.0

2.0～2.4

>2.4

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板間距，mm

200～300

300～350

350～450

450～600

500～800

≥600

3、塔高

通常，在設計中先求得理論板層數，然後用塔板效率予以校正，即可求得實際板層數。由理論板層數折算出實際

Ⅹ 2018-05-09

化產粗苯復習題

2018-05-04

一、名詞解釋

1、干點：油品在規定條件下，進行蒸餾時，溫度計水銀柱在持續加熱的情況下，停止升高並開始下降時的最高溫度就是干點

2、餾程：油品在規定條件下，蒸餾所得到的從初餾點到終餾點，表示其蒸發特徵的溫度范圍

3、閃點：可燃性液體表面上的蒸汽和空氣的混合物與火接觸而初次發生閃光時的溫度。

4、爆炸極限：可燃物質(可燃氣體、蒸氣和粉塵)與空氣(或氧氣)必須在一定的濃度范圍內均勻混合，形成預混氣，遇著火源才會發生爆炸，這個濃度范圍稱為爆炸極限，或爆炸濃度極限。

5、汽液相平衡：指氣液兩相存在旅旦畝同一個系統中，在氣液兩相之間進行物質傳遞，最終系統的溫度、壓力保持恆定，各相的組成保持不變，這樣的狀態稱之為汽液相平衡。

6、初餾點：洗油全分析時，當第一滴冷凝液從冷卻管末端滴下的瞬間溫度為初餾點。

7、吸收面積：對於填料塔，吸收面積是塔內被洗油潤濕的表面積。

8、閃蒸：讓高壓高溫流體經過減壓，使其沸點降低，進入閃蒸罐。這時，流體溫度高於該壓力下的沸點。流體在閃蒸罐中迅速沸騰汽化，並進行兩相分離。

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二、問答題

1、循環洗油流程

答:貧油槽—貧油泵—二、三段貧油冷卻器—洗苯塔—富油槽—富油泵—分縮器—貧富油換熱器—管式爐—脫苯塔—貧富油換熱器—一段貧油冷卻器—貧油槽

2、突然停富油泵應如何操作？

答：（1）管式爐停煤氣，滅火 （2）再生器停直接蒸汽，同時開蒸汽放散，

  （3）再生器停止加油（4）停迴流泵（5）開備用泵

3、各備用泵為什麼要經常盤車？

答：（1）防止泵軸不同心。（2） 防止長時間停置產生鐵銹。（3） 防止葉輪被雜物粘附。

4、洗苯塔用熱洗油應如何清掃？

答：洗苯塔熱油洗滌操作：

當洗苯塔阻力增大超過規定時，報領導批准停塔清掃後，可採用熱洗油循環洗滌消除阻力。

  （1）打開煤氣交通閥門，使煤氣走交通管。（2）停止蒸苯貧油冷卻器冷卻水，用熱洗油上塔拆森清掃（熱油溫度一般在45-65℃，不宜過高）。（3）待塔阻力恢復技術規定後，可恢復正常生產操作。

  5、洗苯塔用蒸汽應如何清掃？

如果熱油洗塔後仍不能消除阻力時，採用蒸汽清掃。

  （1）打開煤氣交通閥門，使煤氣走交通管。（2）打開塔頂放散，向塔內通入蒸汽清掃，完畢後放空冷凝水。（3）按規程送煤氣開工。

6、管式爐點火操作？

答：（1）檢查煤氣總閥門和分閥門是否關閉嚴密，防止漏入煤氣。（2）打開煤氣總閥門和煤氣調節閥前煤氣管道底部防水門，放凈煤氣冷凝水。（3）確認洗油已正常循環，爐內蒸汽管已通蒸汽。（4）打開煙囪翻板至1/2。（5）點燃煤氣點火管。（6）將點火管明火置於點火器煤氣噴嘴上方，再開煤氣分閥門逐一點燃各煤氣火嘴最後調節加熱煤氣量符合工藝要求。

7、簡述再生器的構造

答：洗油再生器未鋼板制的直立圓筒，帶有錐形底。中部設有帶油遲緩分布裝置的進料管，下部設有殘渣排出管，靠器內壓力排除殘渣。底部設有直接蒸汽管。在油入口管下面設有7塊弓形折流板，以使油充分分散，提高蒸出程度。在油入口管的上面可設三塊弓形隔板，以捕集油滴。

8、脫苯塔為什麼要打迴流？

答： 打迴流是要降低溫和把高沸物壓下去，因為在上升的蒸汽中低沸物的含量不斷增加。這是假如不打迴流，塔板上的高沸物含量將增高，沸物的溫度就要升高，一旦沸騰溫度升高，高沸物在蒸汽中的含量就要增大，而在塔頂處來的產品就不純了。把迴流打入塔內，使也體所獲得的低沸物足以彌補蒸汽所帶走的量，使各塔板上的液相組或發生顯著變化。

9、管式爐油管漏油，著火處理？

答：（1）管式爐停煤氣，（2）開爐膛滅火蒸汽（3）再生器停直接蒸汽，同時開蒸汽放散，（4）再生器停止加油，（5）停迴流泵（6）待管式爐滅火降溫後，從換熱器出口開蒸汽將管式爐內洗油吹入新洗油槽

10、請舉例說明物理吸收和化學吸收。

答：物理吸收：洗油吸收煤氣中的苯族烴；化學吸收：硫銨母液吸收煤氣中的氨

11、洗油的質量要求？

答：（1）常溫下對苯族烴有良好的吸收能力，在加熱時又能使苯族烴很好的分離出來（2）具有化學穩定性（3）在操作溫度下不應析出固體沉澱物  （4）易與水分離，不生產乳化物（5）有較好的流動性

12、影響苯族烴吸收的因素有哪些？

答：（1）吸收溫度 （2）洗油的吸收能力及循環油量 （3）貧油含苯量（4）吸收表面積 （5）煤氣壓力和流速

13、蒸餾停工操作？

答：①關閉再生器加油閥，排空再生器油渣。②管式爐減火，慢慢降溫，待富油降到110度時再生器停直接蒸汽開放散閥門，待爐溫降到300℃以下，方可滅火。③當管式爐富油出口溫度低於100℃時，停貧富油泵停止送油。④關閉各設備上蒸汽進口。⑤待脫苯塔頂部低於90℃，停迴流泵，停水泵。  ⑥將管道和設備內存油全部放入地下放空槽，由液下泵抽向洗油槽。

14、影響貧油含苯因素？

答：（1）富油在管式爐的預熱溫度，富油溫度越高（適當高），貧油含苯量越低 （2）通入脫苯塔的直接蒸汽量，蒸汽耗量越高（適當高），貧油含苯量越低（3）通入脫苯塔的直接蒸汽溫度，溫度越高（適當高），貧油含苯量越低

15、屏蔽泵操作使用注意事項

答：（1）由於電機為滑動軸承，並由部分輸送液體來潤滑和冷卻，所以無液體時嚴禁持續運轉。（2）無液體運轉不得超過30秒。（3）吸入管路及電泵腔內的氣體必須排除干凈再運轉。（4）不得逆運轉。（5）徹底清除裝置內的銹蝕和固體異物。（6）在運轉中如發現異常聲音或振動，必須迅速查明原因排除故障。（7）有水套的電泵，必須先接通冷卻水再運轉。

16、脫苯塔頂部溫度升高的原因及處理方法？

答：原因：回苯量小；分縮器後溫度高；直接蒸汽量大

方法：增加回苯量；增加分縮器的冷卻水量；減少直接蒸汽量

17、管式爐結焦的原因及處理方法？

答：原因：富油流量太小；富油泵故障使富油在油管內停留時間過長；爐溫過高

方法：加大富油流量；倒備用富油泵；適當降低爐溫，減少煤氣量

18、洗苯塔開、停工操作

答：①檢查洗苯塔有關的管道、開閉器、運轉設備儀表、溫度計和液面指示等，一切正常齊備後方可開工。②在煤氣交通管打開的情況下，打開塔頂的放散管，然後通入蒸汽至塔內，當放散管冒出蒸汽時，稍開煤氣入口開閉器3—5扣，待煤氣入塔後，漸漸關閉塔內蒸汽。③當放散冒出煤氣時，從洗苯塔頂和洗苯塔煤氣出口管取樣作爆發試驗，合格後關閉放散管，同時全開洗苯塔入口和出口煤氣開閉器。④慢慢關閉交通管煤氣開閉器，注意壓力變化情況，如阻力過大，立即停止關交通管開閉器，待查明原因，排除故障後，再關閉交通管開閉器。⑤洗苯塔通入過煤氣後，開啟貧油泵，從貧油槽抽油上洗苯塔頂部，當塔底富油槽液位升到10t時，啟動富油泵，往脫苯送富油。⑥調整各泵壓力，流量、溫度、穩定油槽液位，直至正常。

洗苯塔的停工：

①停貧、富油泵時必須待富油出管式爐溫度降到100℃以下時。方可停止洗油循環。②打開煤氣管交通閥門。③如臨時停工，關閉洗苯塔煤氣入口開閉器，保持煤氣正壓。塔內液面不必放空。④如長期停工，可將出入口閥門全部關死，排空塔內和泵體內洗油，打開塔頂煤氣管的放散，用蒸汽掃清塔內煤氣後排空冷凝水。

19、突然停電操作？

答：短時間停電處理

（1）管式爐停煤氣，滅火（2）停迴流泵，（3）停再生器直接蒸汽，（4）所有泵切斷電源，關閉出口閥門（5）再生器停止加油，(6）注意檢查油槽油位，防止跑油

20、脫苯系統的開工 ？

答：（1）開工前的准備工作

①設備檢查。仔細檢查所有設備和管道上的閥門，使其靈活好用，並處於正常良好狀態；通知儀表工檢查儀表，使儀表齊全良好；通知電工檢查電器並送電；通知洗滌工序，做好洗苯和送富油等工作。

②設備通蒸汽。經再生器送直接蒸汽，吹掃油汽系統，使其暢通。

蒸汽同時吹掃貧富油換熱器，貧油冷卻器及貧富油管道等（包括管式爐），使其設備暢通，吹掃後停止送汽。

③各油水分離器充滿水。

④作好管式爐的點火准備工作。用蒸汽吹出水封槽及管道內的空氣後使煤氣進入，放掉管內積水，打開煙道翻板，調節進風量。

  （2）與有關部門聯系，得到生產主管部門同意，方可開工。

  （3）開工主要操作

①通知洗苯送富油，經過分縮器 、貧富油換熱器、管式爐、脫苯塔、貧富油換熱器、一段貧油冷卻器、貧油槽。此時應注意檢查各處有無漏油現象，發現問題及時處理。

②待富油循環正常後，管式爐點火，管式爐點火前應用蒸汽清掃爐膛10分鍾左右，然後關小蒸汽，點燃點火槍，（注意先點火後開煤氣）用點火槍逐一點燃四組火嘴。而後關閉清掃蒸汽。調整煤氣流量、風量升溫。當管式爐富油出口溫度升到110度時，開再生器直接蒸汽，開再生器加油閥門，符合技術規定。

③貧油冷卻器給冷卻水。

  ④當脫苯塔頂溫升到98℃時開迴流泵。注意再生器、脫苯塔各處溫度壓力符合技術規定。

21、為什麼要嚴格控製冷凝冷卻器出口溫度？保持多少為宜？

答：冷凝冷卻器出口溫度一般控制在25-35℃，如果過高，粗苯中的萘容易結晶使管道堵塞；溫度過高，會導致產品損失，因此應嚴格控製冷凝冷卻器出口溫度。 

22、為什麼要控制富油含水小於1%？

答：富油含水高，水的汽化熱大，在管式爐的富油溫度會降低，導致富油脫苯效果不好，貧油含苯量增加；若使貧油含苯量降低，必須增加蒸汽耗量；又由於水變為蒸汽體積增大，使管式爐易發生事故。因此必須嚴格控制富油含水小於1%

23、管式爐冒煙如何操作？

答：冒煙一般有兩種：冒白煙，煤氣中含水過大或蒸汽管道破裂。需清水封，減少煤氣帶水。蒸汽管破裂，則停工處理

冒黑煙，可能富油管破裂。管式爐停煤氣，開爐膛滅火蒸汽，停富油泵，再生塔停直接蒸汽，打開放散，再生器停加油，停迴流泵各泵停止運轉。從貧富油換熱器後富油管道開蒸汽清掃將油吹至脫苯塔或油放空槽

24、循環洗油在使用中為何會變壞？

答：循環洗油在使用中會變壞，表現在其相對分子質量、黏度、比重均會增大，洗苯能力下降。原因：洗油在洗苯過程中不僅吸收了煤氣中的苯族烴，而且還吸收了煤氣中的一些不飽和化合物，而聚合成高分子聚合物並溶於洗油中，因此造成洗油質量變壞並析出沉澱物。此外，洗苯操作中，洗油中部分輕質組分被出塔煤氣帶走，使高沸點組分增加。

25、兩苯塔內斷流板有什麼作用？

答：兩苯塔在精餾段底部設有一塊斷流板，含有部分冷凝水的重苯冷凝液自上而下流至斷流板後，被引入兩苯塔油水分離器，除水後再流入提餾段，這樣有利於穩定蒸餾操作，降低成本。

26、煤氣進入洗苯塔前為什麼要進行最終冷卻？

答：粗苯回收主要影響因素之一就是洗油吸收溫度，煤氣中苯族烴含量一定時，如果洗油吸收溫度較低，吸收推動力增大，苯回收率增加，實踐證明，最適宜的洗苯溫度是20-30℃，但煤氣經過飽和器後，溫度一般為50-60℃，為了有效地利用洗油吸收煤氣中的粗苯，必須進行煤氣的最終冷卻。

27、焦油洗油質量變壞有何特徵？對粗苯生產有何影響？

答：焦油洗油質量變壞主要特徵是粘度增加，輸送困難，洗苯塔內阻力增大；比重增大，230～300℃的餾出量減少，顏色變黑。由於洗油粘度增加，洗油在洗苯塔填料上難以分布均勻，造成煤氣中苯類難以被洗油吸收；另一方面，比重增大，使洗油吸收能力降低，由於以上兩個原因，使得洗苯塔後煤氣含苯量增加，粗苯產量和質量下降，洗油再生時渣多且稠，難以排放出去。

28、用於洗苯的焦油洗油，其質量指標要求230℃前餾出量小於3％，230-300℃餾出量大於90%，請說出其指標制定的依據。

答：規定230℃前餾出量指標，主要是保證在加熱時洗油與粗苯能較好地分離，以免降低粗苯質量和增加洗油損失，規定300℃前指標，是為了保證洗油具有吸夠的吸收能力和防止由於重質組分在常溫下呈固體析出，造成洗苯塔堵和阻力增加而破壞洗苯塔的操作。

29、可能造成循環洗油含水過高的原因有哪些？

答：a、新鮮洗油含水過高，b、洗苯過程中貧油溫度低於煤氣溫度，造成煤氣中的水汽冷凝到洗油中去，c、直接蒸汽溫度過低，d、油水換熱器內部泄漏。

30、洗油消耗過大的原因有哪些？

①洗油分子量太小，其中部分洗油輕質組分被出塔煤氣帶走，或在脫苯時被粗苯帶走。②洗苯塔捕霧層損壞，引起洗油過多被出塔煤氣帶走。③再生器排渣操作不當，使再生器殘渣油300℃前餾出量大於40%。④分縮油油水分離不好，洗油被分離水帶走，⑤平時設備的跑、冒、滴、漏。

31、洗油再生的目的是什麼？

答：因為洗油在洗苯塔內吸收苯族烴的同時還吸收了一些不飽和化合物，這些不飽和化合物易與煤氣中的硫化物聚合成高分子聚合物，並溶於洗油中，會使洗油質量變壞並易析出沉澱物。同時，洗油循環中部分輕質組分被出塔煤氣和粗苯帶走，也會使洗油中高沸點組分含量增多，粘度和比重增大，300℃前餾出量降低，降低洗苯效率，故必須對洗油進行再生處理

32、汽蝕現象是指什麼？

答：離心泵運轉時，液體的壓強隨著從泵吸入口向葉輪入口而下降，葉片入口附近的壓強為最低，此後，由於葉輪對液體作功、壓強很快上升，當葉片入口附足的最低壓強等於或小於輸送溫度下液體的飽和蒸汽壓力時，液體在泵入口處發生氣化並產生氣泡（即沸騰）產生的汽泡沖擊葉輪、泵殼、泵體發生振動和不正常的噪音，甚至使葉輪脫屑、乾裂而損壞，這時泵的流量、揚程、效率急劇下降，這就是汽蝕現象。

33、為什麼洗油在多次循環使用後，密度、粘度、分子量增大，300℃前餾分減少？

答：主要是吸收苯族烴的同時吸收的一些不飽和化合物在煤氣中甲硫醇等作用下，或加熱脫苯時聚合溶解在洗油中，洗油質量變壞，冷卻時析出固體。從而吸收能力下降。

34、水蒸汽蒸餾的原理是什麼？

答：當加熱液體混合物時，先要各組分的蒸汽分壓之和達到系統總壓，液體即行沸騰，為了降低蒸餾系統的蒸餾溫度，可以向蒸餾系統中通入水蒸汽，氣相中水蒸汽分壓愈高，則可在愈低的溫度下將輕組分從混合物中分離出來。

35、泵不上料的原因是什麼？

答：①啟動時液體未注滿泵，泵內有空氣沒有完全排出②進料口堵塞③吸入管漏氣④吸料側盤根漏氣⑤吸入管中存在空氣⑥、泵旋轉方向反方向⑦交通管閥門未關閉。

36、管式爐看火門的作用是什麼？

答：用來觀察輻射室內火焰的顏色、形狀及長短，此外還用來對爐管、彎頭、拉鉤、吊鉤、爐牆等進行觀察，檢查在運行中是否有燒壞或變形等異常現象

37、蒸汽耗量與哪些因素有關？

答：（1）富油預熱溫度（2）直接蒸汽溫度（3）富油含苯量（4）脫苯塔內總壓

38、本工段有什麼安全隱患？應採取哪些措施？

39、畫出本工段的工藝流程圖，並強調具體工藝參數？

40、解釋「五定」的含義？

答：定點：明確設備潤滑部位和潤滑點，按點部位加油。定質：合理選定油品，油脂質量必須合乎質量要求並經過檢驗合格。定量：在保證良好潤滑效果的基礎上，本著節約用油的原則規定用油定額，加油定量，保持規定的油位。定時：按規定時間，通過檢驗和化驗分析，檢查油質是否符合質量要求，不符合立即更換。定人：每台設備的潤滑點都要有專人負責加油和清洗換油。

41、閥門產生填料泄漏的原因有哪些？採取哪些措施？

答：原因：①填料與工作介質的腐蝕性、溫度、壓力不相適應；②裝填方法不對，尤其是整根填料盤旋放入，最易產生泄漏；③閥桿加工精度或表面光潔度不夠，或有橢圓度，或有刻痕；④閥桿已發生點蝕，或因露天缺乏保護而生銹；⑤閥桿彎曲；⑥填料使用太久，已經老化；⑦操作太猛。

措施：①正確選用填料；②按正確的進行裝填；③閥桿加工不合格的，要修理或更換，表面光潔度最低要達到5，較重要的，要達到8以上，且無其他缺陷；④採取保護措施，防止銹蝕，已經銹蝕的要更換；⑤閥桿彎曲要校直或更新；⑥填料使用一定時間後，要更換；⑦操作要注意平穩，緩開緩關，防止溫度劇變或介質沖擊。

42、閥門按用途分可分為哪幾種？

答：（1）開斷用 用來切斷或接通管路介質。如截至閥、閘閥、球閥、旋塞閥等。（2）調節用  用來調節介質的壓力或流量。如減壓閥、調節閥。

（3）分配用  用來改變介質的流向，起分配作用。如三通旋塞、三通截止閥等。（4）止回用 用來防止介質倒流。如止回閥。

（5）安全用 在介質壓力超過規定數值時，排放多餘介質，以保證設備安全。如安全閥、事故閥。

（6）阻氣排水用 留存氣體，排除凝結水。如疏水閥。

43、為什麼用洗油吸收苯族烴？在蒸餾操作中常出現哪些問題？到時候應採取什麼措施？

答：煤氣中的苯族烴易溶解在洗油中，它在洗油中有一定的溶解度。煤氣與洗苯塔噴灑下來的洗油逆流接觸過程，煤氣中的苯族烴分子便進入洗油中而被洗油吸收。

（1）液泛，指下層塔板上的液相涌到上層塔板；措施：適當減少洗油量，減少蒸汽量

（2）霧沫夾帶，指下層塔板的氣體夾帶液體霧滴到上層塔板；措施：適當減少洗油量，減少蒸汽量

（3）液體泄漏，指塔板上的液體從上升氣體通道倒流入下層塔板的現象；措施：適當增加洗油量，增加蒸汽量

44、說出粗苯設備腐蝕原因及採取的措施？

答：原因：（1）酸性氣體腐蝕。煤氣中含有硫化氫和二氧化碳等酸性腐蝕性氣體，這些氣體溶於水，與設備管路金屬發生反應。

（2）氨和氫氰酸對鐵的腐蝕。煤氣中含有氨和氫氰酸，它們溶於水，在150℃以上高溫下與鐵反應，形成絡合物，藍色腐蝕物即是證明。

（3）洗油含水高，是氨氣和弱酸性氣體與水結合，給腐蝕提供氧化劑。

措施：（1）減少煤氣中的含氨量，使塔後煤氣含氨由原來的1g降至0.05g以下。（2）使貧油上塔溫度高於煤氣溫度2-8℃，夏季高2-10℃，冬季高0-2℃。（3）使煤氣中的飽和水蒸汽不致於因溫度降低而冷凝下來進入洗油中。（4）堅持管式爐後過熱蒸汽溫度達到350℃以上，蒸汽總管壓力低於0.2Mpa時禁止給脫苯塔供蒸汽，這樣就避免了因蒸汽壓力低而造成在脫苯塔內冷凝進入貧油中。（5）嚴格控制進廠洗油含水量，採取車頂部和底部兩次取樣化驗，保證洗油的質量。（6）對於高溫管段用不銹鋼代替碳鋼，比如將貧富油換熱器材料碳鋼改為不銹鋼，延長設備使用壽命

（7）加強脫苯塔操作控制，減少貧富油含水量。（8）加強油水分離器的操作，防止油水分離不清，使油含水量增加。（9）對於換熱設備和管線要嚴格執行定期檢查和清洗制度。

45、為什麼精餾段的第二層塔板和最下一層塔板為斷塔板？

答：以便將塔板上混有冷凝水的液體引到油水分離器，將水分離後再回到塔內下層塔板，以免影響精餾操作

46、為什麼要求洗油的含萘量小於15%，苊不大於5%？

答：萘熔點80℃，苊熔點95.3℃，在常溫下易析出結晶

47、煤氣終冷為什麼不直接將煤氣冷到25℃左右，而是採用多段循環冷卻方法將煤氣由55℃分步冷卻到25℃？

答：萘的露點為30-35℃，直接將55℃煤氣冷卻到25℃，由於煤氣中萘含量較高，會析出固體萘，堵塞冷卻設備。而採用分步冷卻法，可以在較高溫度下將煤氣中的萘吸收降低到很低的含量，再冷卻到25℃，不會析出固體萘而堵塞終冷設備。

48、循環洗油析出結晶物的原因及採取的措施？

原因：（1）洗油中析出苊（2）循環洗油中萘的流失導致苊結晶的析出

措施：（1）保證洗油質量及萘含量（2）提高迴流量，控制塔頂溫度不超過92℃（3）降低管式爐後富油溫度10℃，適當增加蒸汽流量，使過熱蒸汽溫度不超過420℃

49、冬季粗苯工段應做好哪些防護措施？

50、脫苯塔在一定條件下操作時，試問將加料口向上移動兩層塔板，此時塔頂和塔底產品組成將有何變化？為什麼？

答：塔頂產品中輕組分降低，重組分增加；塔底產品中輕組分增加，重組分降低。原因是將加料口向上移動兩層塔板意味著減少了精餾段高度，使質量下降。

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