畢業(yè)論文60萬ta焦化廠粗苯工段的工藝的設計說明

1、中 國 礦 業(yè) 大 學本科生畢業(yè)論文論文題目：60萬t/a焦化廠粗苯工段的工藝設計中國礦業(yè)大學畢業(yè)論文任務書學院專業(yè)年級學生任務下達日期：畢業(yè)論文日期：畢業(yè)論文題目：60萬t/a焦化廠粗苯工段的工藝設計畢業(yè)論文專題題目：畢業(yè)論文主要容和要求：（1）、回收工藝論證。（2）、主要設備計算和選型。（3）、繪制帶控制點工藝流程圖、設備平面布置圖、管道平面和立面布置圖、繪制一主要設備圖（必須與自己的設備計算一致），并用AutoCAD繪制所有圖紙。（4） 編制設計說明書計算條件：苯回收率：1%硫銨工段來煤氣溫度/飽和溫度： 58/52終冷溫度：22院長簽字： 指導教師簽字：中國礦業(yè)大學畢業(yè)論文指導教師評閱

2、書指導教師評語（基礎理論與基本技能的掌握；獨立解決實際問題的能力；研究容的理論依據(jù)和技術方法；取得的主要成果與創(chuàng)新點；工作態(tài)度與工作量；總體評價與建議成績；存在問題；是否同意答辯等）：成 績： 指導教師簽字： 年 月 日中國礦業(yè)大學畢業(yè)論文評閱教師評閱書評閱教師評語（選題的意義；基礎理論與基本技能的掌握；綜合運用所學知識解決實際問題的能力；工作量的大??；取得的主要成果與創(chuàng)新點；寫作的規(guī)程度；總體評價與建議成績；存在問題；是否同意答辯等）：成 績： 評閱教師簽字： 年 月 日中國礦業(yè)大學畢業(yè)論文答辯與綜合成績答 辯 情 況提 出 問 題回 答 問 題正 確基本正確有一般性錯誤有原則性錯誤沒有回答

3、答辯委員會評語與建議成績：答辯委員會主任簽字： 年 月 日學院領導小組綜合評定成績：學院領導小組負責人： 年 月 日摘要本設計為年產(chǎn)60萬噸焦炭粗苯工段的的工藝設計，包括工藝部分和非工藝部分。工藝部分包括工藝論證與選擇，粗苯回收原理，工藝流程詳述，主要設備的布置，計算和選型等，都以終冷，洗苯和蒸餾脫苯三部分組成，終冷部分采用橫管終冷塔噴灑輕質焦油洗萘，焦油吸油吸苯，在蒸餾部分用管式爐加熱法加熱蒸汽和富油生產(chǎn)一種苯-粗苯，采用一臺脫苯塔與必要的輔助設備。非工藝部分，包括土建，供電供氣，自動化儀表、防爆、防火投資概算和經(jīng)濟分析，這些都是生產(chǎn)順利進行的必要條件。在設計過程中，參照了焦化廠焦爐煤氣凈化

4、工藝根據(jù)他們在生產(chǎn)實際中得出的經(jīng)驗，選用了較好的設備，如用塑料花環(huán)填料代替木格填料，具有阻力小，比表面積大，效率高，重量輕，裝卸方便等優(yōu)點。一臺花環(huán)填料可以代替三臺木格填料，洗苯塔，節(jié)約了大量投資，以螺旋板式換熱器代替列管式換熱器，具有傳熱系數(shù)高，價格便宜等優(yōu)點，提高了冷卻效果，節(jié)約了水量，經(jīng)濟效益也好，所有這些工藝改進，不僅利于生產(chǎn)，而且節(jié)約了投資。目 錄緒論 7-12第一章論證與確定12-14第二章粗苯脫苯方法與工藝選擇 14-15第三章粗苯回收原理16-20 第四章 粗苯工段工藝詳述20 4.1終冷洗苯部分的工藝計算與設備選型21-32 4.2蒸餾脫苯部分設備計算和選型32-50 4.3

5、管道計算50-51第五章 主要設備的計算和選型51-56第六章 設備的工藝布置說明56-61第七章 非工藝部分61-66第八章 經(jīng)濟概算66-74第九章 圖紙說明74-76緒 論煉焦化學工業(yè)是煤炭綜合利用的專業(yè)。煤在煉焦時除了有75%左右變成焦炭外，還有25%左右生成各種化學品與煤氣，為了便于說明將煤炭煉焦時的產(chǎn)品如下：單位：g /Nm3從荒煤氣重粗苯的含量來看，回收苯是十分必要的。焦爐煤氣經(jīng)脫苯出氨后進入粗苯工段，進行苯族烴回收并制取粗苯，目前我國焦化工業(yè)生產(chǎn)的苯類產(chǎn)品仍占很重要的地位。粗苯是多種芳烴族和和其它多種碳氫化合物組成的復雜混合物，粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯與三甲苯等。此外，

6、還含有一些不飽和化合物，硫化物與少量的酚類和吡啶堿類。在用洗油回收煤氣中的苯族烴時，則尚有少量輕質餾分摻雜在其中。粗苯是談黃色的透明液體，比水輕，不溶于水。在貯存時，由于輕質不飽和化合物的氧化和聚合所形成的樹脂狀物質能溶于粗苯使其著色并很快地變暗。在常溫下，粗苯的比重是0.820.92kg/L。粗苯是易燃易爆物質，閃點12.粗苯蒸汽在空中的濃度達到1.47.5%（體積）圍時，與形成爆炸性的混合物。粗苯質量的好壞以實驗室蒸餾時180前蒸餾出量的百分數(shù)來確定，粗苯的沸點圍是75200，若180前餾出量越多，粗苯質量越好；若在180后的餾出物則為溶劑油。粗苯易燃易爆，要求工段必須嚴禁煙火，并對電動機

7、加以防爆。粗苯的組成取決于煉焦配煤的組成與煉焦產(chǎn)物在碳化室熱解程度，粗苯各組分的平均含量如下：組 分分 子 式含 量備 注苯5575甲苯1122二甲苯2.56同分異構體與乙基苯三甲苯和乙基甲苯12同分異構體總和不飽和化合物，其中：712環(huán)戊二烯0.61.0苯乙烯0.51.0苯并呋喃1.02.0包括同系物茚1.52.5硫化物，其中：0.31.8按硫計二硫化碳0.31.4噻吩0.21.6飽合物0.61.5為了滿足從煤氣中回收和制取粗苯的要求，洗油為了滿足從煤氣中回收和制取粗苯的要求，洗油應具有如下性能：（1）、常溫下對苯族烴有良好的吸收能力，在加熱時又能使粗苯很好的分離出來；（2）、有足夠的化學穩(wěn)

8、定性，即在長期使用中其吸收能力基本穩(wěn)定；（3）、在吸收操作溫度下，不應析出固體沉淀物；（4）、易與水分離，且不生成乳化物；（5）、有較好的流動性，易于用泵抽送并能在填料上均勻分布。一、設計任務本設計是年產(chǎn)60萬噸焦炭粗苯回收工段的設計。二、設計條件本設計在設計過程中，參考了焦化廠的粗苯工段工藝。的氣象條件如下：本地區(qū)屬海洋性氣候，具有大陸性氣候的特點，常年主導風向為東風、東北風。最大風速： 23.4m/s最大平均風速： 19.3m/s極端最高氣溫： 40.6（1927.6.11）年平均氣溫： 14極端最低氣溫： -22.6海拔高度： 43m冬季采暖： -6冬季通風： -1夏季通風： 31大氣壓

9、力： 冬季767mmHg 夏季751mmHg最高地下水位： 1.251.75m土壤耐壓力(砂質黏土)： 12T/m2地下水質對硅酸鹽水泥混凝土無侵蝕作用。三、設計要求本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油經(jīng)脫苯塔蒸餾，得到粗苯，粗苯產(chǎn)品的質量指標。1、粗苯的質量指標（YB291-64）名 稱指 標加工用粗苯溶劑用粗苯外觀黃色透明液體黃色透明液體比重（d204）0.8710.900不大于0.900餾程75前餾出量（容）% 不大于3%180前餾出量（容）%不小于93%不小于91水分室溫（1825）下目測無可見的溶解水2、焦油洗油質量指標（YB297-64）名 稱指 標比重（d204）1.041.07餾程2

10、30前餾出量（容）%不大于3%300前餾出量（容）%不大于90%酚含量（容）%0.5萘含量（容）%不大于13粘度（。E25）不大于2水分%不大于1.015結晶物無綜上合述：本設計為畢業(yè)設計，是集三年學習專業(yè)知識理論和實際中運用在生產(chǎn)過程中的的體現(xiàn)，目的在于通過這次設計學會綜合運用所學的各種知識和技能，是一次比較全面的分析和解決工程問題的能力訓練。是我們初步了解有關技術政策，學會查閱和綜合運用各種文獻資料，掌握使用有關工程技術的規(guī)定和準則，以與設計的方案的論證和確定，設計的計算能力，繪圖和撰寫說明書的能力，于此同時培養(yǎng)自己一個嚴肅的工作態(tài)度和掌握工藝流程，為今后打下良好的工作基礎.第一章 論證煤

11、氣的終冷與除萘的方法與工藝選擇在生產(chǎn)硫氨的回收工藝中，出飽和器進入粗苯工段的煤氣溫度通常為55左右，而回收苯族烴的適宜溫度為25左右，因此在回收苯族烴之前煤氣要進行冷卻。在焦爐氣冷卻和部分水蒸汽冷凝的同時，尚有萘從煤氣析出，因此煤氣的最終冷卻的同時應考慮到如何除萘。橫管終冷洗萘工藝 圖2-4 輕質焦油終冷洗萘工藝流程1-終冷塔 2-新焦油槽 3-溢流槽 4-焦油泵 5-循環(huán)泵該工藝流程見圖，煤氣的終冷和除萘都在橫管終冷塔進行，煤氣從上部導入終冷洗萘塔，從終冷塔下部導出，而水從下往上與煤氣逆流而行，且與煤氣是間接接觸，煤氣中遇冷段，冷卻到2426后進入吸收段的上部，循環(huán)噴灑輕質焦油除萘，凈化后的

12、煤氣進入捕霧器除去其所夾帶動焦油霧滴，捕霧后的煤氣進入洗苯塔。為使循環(huán)輕質焦油中的萘含量保持穩(wěn)定，在輕質焦油由泵送入循環(huán)槽的同時，從循環(huán)槽的壓出管引出一樣的數(shù)量的焦油連續(xù)送往機械化氨水澄清槽，在送往焦油車間處理。橫管終冷洗萘是冷卻水和煤氣間接接觸，因而它有很多優(yōu)點：1. 小，操作簡便，無污染，占地面積小，基建費用比較少。2. 冷卻效果好，萘的脫除高，出口煤氣約22，煤氣含萘量大約在350450mg/Nm33. 無須用洗油，只須自產(chǎn)輕質焦油，節(jié)約洗油耗量，同時煤氣中毒萘直接轉入焦油，減少萘的損失。4. 由于煤氣不直接與水接觸，故沒有含酚污水的處理，另外，由于系統(tǒng)阻力小，風機電耗低。這種工藝解決了

13、前幾種工藝流程中存在的廢水多，含萘高的問題，它使煤氣的含萘量可降到400毫克/標m3，因而該工藝有點突出，而且地區(qū)具有豐富的低溫 地下水（18）因而本設計采用的就是這種工藝。洗苯工藝工藝流程：（1）用焦油洗油回收粗苯：用洗油回收煤氣中的粗苯的方法，所用的洗苯塔有多種型式，但工藝流程基本一樣。用塑料花環(huán)填料塔的工藝流程見圖2-1。圖2-1 洗苯工藝流程圖1- 洗苯塔 2-富油泵 3-貧油中間槽 4-貧油冷卻器煤氣經(jīng)終冷到25-27后，進入洗苯塔。塔前的煤氣含粗苯32-40克/標m3，塔后的煤氣中含粗苯低于2克/標m3。從脫苯工序來的貧油，含苯0.2-0.4%，進入貧油槽，用貧油泵進入洗苯塔頂部，

14、從塔頂噴淋而下，含苯量增至2.5%左右。用富油泵將富油從塔底抽出，送往脫苯工序。脫苯后的貧油送回貧油槽循環(huán)使用。第二章 脫苯方法與工藝選擇管式爐加熱富油脫苯該工藝流程如圖2-5該工藝與蒸汽法脫苯工藝一樣，唯一的區(qū)別在于富油經(jīng)貧富油換熱器后，不是用蒸汽加熱而是用管式爐加熱至180200后，在進入脫苯塔。圖2-5生產(chǎn)一種苯的工藝流程（管式爐加熱富油脫苯）1-脫水塔 2-管式爐3-再生器4-脫苯塔5-脫苯塔油水分離器6-油氣換熱器7-冷凝冷卻器8-富油泵9-貧富有換熱器10-貧油泵11-貧油冷卻器12-粗苯分離器13-回流槽14-控制分離器15會流泵16-粗苯槽17-萘油槽18-殘油槽19-粗苯產(chǎn)品

15、回收泵20 萘油泵21殘油泵管式爐加熱的富油脫苯工藝，因富油的加熱溫度高，同蒸汽法脫苯比較具有以下優(yōu)點：1 富油在管式爐加熱至180左右，脫苯程度高，貧油中粗苯含量可降至0.1%左右，從而使粗苯的塔后損失減小，粗苯的回收率可高達9597%2 蒸汽耗量低，沒生產(chǎn)一頓180前的粗苯好蒸汽約11.05噸且不受蒸汽壓力波動的影響，操作穩(wěn)定。3 酚水含量少，蒸汽法脫苯，每噸180前粗苯要產(chǎn)生34噸工業(yè)酚水，而管式爐法只產(chǎn)生1.05噸以下的酚水。4 設備費用低，蒸汽耗量顯著降低，大大縮小冷凝冷卻器和蒸餾設備的尺寸，從而使設備費用大為降低。因此，本設計選用管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯工藝。第三章 粗苯回收原理一

16、影響苯族烴吸收的因素煤氣中苯族烴在洗苯塔被吸收的程度稱為吸收率，吸收率的大小取決于以下因素，煤氣和洗油中的苯族烴的含量;煤氣流速與壓力；洗油循環(huán)量與其分子量，吸收溫度，洗苯塔結構，對填料塔則為填料表面積與特性等。分述如下：1、吸收溫度：吸收溫度是指洗苯塔氣液兩相接觸面積的平均溫度，它取決于煤氣和洗油的溫度，也受大氣溫度的影響。吸收溫度是通過吸收系數(shù)和吸收推動力的變化而影響吸收率的，提高的吸收溫度，可使吸收系數(shù)與一定增加，但不顯著，而吸收推動力卻顯著減小。對于洗油吸收煤氣中苯族烴來說，洗油分子量與煤氣總壓很小，可視為常數(shù)，而粗苯的蒸汽壓是隨溫度的變化而變化，溫度升高，粗苯的蒸汽壓力也升高，當煤氣

17、中的苯族烴的含量一定時，溫度愈低，洗油中與其呈平衡的粗苯含量愈高；而當提高溫度時，洗油中與其呈平衡的粗苯含量則有較大的降低。當入塔貧油含量一定時，洗油液面上苯族烴的蒸汽壓隨吸收溫度升高而增大，吸收推動力則隨之減小，致使洗苯后煤氣中的苯族烴含量（塔后損失）增粗苯的回收率降低。因此，吸收溫度不宜過高，但也并非越低越好，在低于15時洗苯油粘度將顯著增加，使洗油輸送與其他均勻分布和自由流動均發(fā)生困難，當洗油溫度低于10時，還可能從油中析出固體沉淀物。因此適宜的吸收溫度約25，實際操作波動于2530之間。另外，操作中洗油溫度應略高于煤氣溫度，以防止煤氣水汽冷凝進入洗油中，一般規(guī)定，洗油溫度在夏季比煤氣溫

18、度高2左右，冬季高4左右。為了保證吸收溫度，煤氣進洗苯塔前，應在終冷塔冷卻至2028，循環(huán)油冷卻至小于30.2、洗油的分子量與循環(huán)量的影響當其他條件一定時，洗油的分子量變小，將使洗油中粗苯含量變大，與吸收得愈好，同類油劑的吸收能力與其分子量成反比。吸收劑與溶質的分子量愈接近，則吸收得愈完全。在回收等量粗苯的情況下，如洗油循環(huán)量也可以相應地減少。但洗油的分子量不宜過小，否則洗油中吸收過程中損失較大，并且脫苯蒸餾時不易與粗苯分離。增加循環(huán)油量可降低洗油中粗苯的含量，增加氣液間的吸收推動力，從而可以提高粗苯的回收推動力。提高回收率，但循環(huán)洗油量不宜過大，以免過多增大電、蒸汽的耗量和冷卻水用量。在塔后

19、煤氣含苯量一定的情況下，隨著吸收溫度的升高，則需要的循環(huán)洗油量隨之增加。3、貧油含苯量的影響：貧油含苯量是決定塔后煤氣苯族烴量的主要因素之一，當其它條件一定時，入塔貧油中的含苯量越高，則塔后損失愈大，按現(xiàn)行規(guī)定，塔后煤氣中粗苯含量不大于2g/Nm3.為是塔后損失不大于2g/Nm3,設貧油中的粗苯含量為2.2%，為了維持一定的吸收推動力，2.2%應除以平衡偏移系數(shù)n，一般n=1.11.2.若取n=1.15,則允許貧油含苯量為c1=(2.2/1.5)%=1.92%<2%.實際上，由于貧油中粗苯的組成苯和甲苯的含量少，絕大部分分為二甲苯和溶劑油，其蒸汽壓僅相當于統(tǒng)一溫度下煤氣中含苯族烴蒸汽壓的

20、2030%，故實際貧油含苯量可達到0.40.6%，此時仍能保證塔后煤氣含粗苯量于2g/Nm3以下。如何一步降低貧油中的粗苯含量，雖然有助于降低塔后損失，但將增加脫苯蒸餾時代蒸汽耗量，使粗苯產(chǎn)品的180前餾出率減少，并且是洗油含量增加。4、吸收表面積的影響為使洗油充分吸收煤氣中苯族烴，必須使氣液兩相之間有足夠的接觸面積（即吸收面積）。填料塔的吸收面積即為塔填料表面積，填料表面積愈大，則煤氣與洗油接觸時間愈長，回收過程進行的愈完全。適當?shù)奈彰娣e即能保證一定的粗苯回收率，又使設備費和操作費經(jīng)濟合理。5、煤氣壓力與流速的影響：當增大煤氣壓力時，擴散系數(shù)Dg將隨之減少，因而是吸收系數(shù)與所降低。但隨著壓

21、力的增加，煤氣中的苯族烴分壓將成比例地增加，使吸收推動力顯著增加，因而，吸收速率也將增加。煤氣速度的增大也可提高吸收系數(shù)，并且可以提高氣液相接觸的渦流程度和提高洗苯塔的生產(chǎn)能力，所以，加大煤氣速度可以強化吸收過程，但煤氣速度太大時，容易使洗苯塔阻力和霧沫夾帶量急劇增加。二、脫苯原理脫苯原理實際上是精餾原理，由揮發(fā)度不同的組分的混合液中精餾塔多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離幾乎純態(tài)的組分的過程，在精餾過程中，當加熱互不相容的液體混合物時，如果塔的總壓力等于個混合組分的飽和蒸汽分壓之和時，液體開始沸騰，但從富油中蒸出粗苯，必將富油加熱到250300，這實際上是不可行的。為了降低蒸餾溫度采用水

22、蒸氣法蒸餾。這樣，在脫苯過程入大量的直接水蒸氣，當塔總壓力的為一定值時，若氣相中水蒸氣所占的分壓愈高，則粗苯和洗油的蒸汽分壓就愈低，這樣就可以在較低的溫度下（遠低于250300），將粗苯完全地從洗油中蒸餾出來。由此可見，脫苯操作時直接蒸汽用量，對蒸餾過程有著重要影響。下面就脫苯蒸餾中的蒸汽耗量進行幾點，討論： 1、當貧油含苯量一定時，直接蒸汽的耗量是隨著洗油預熱，溫度的升高而減少，一般在富油預熱溫度從140提高到180時，直接蒸汽耗量可降低一半以上。2、提高直接蒸汽的過熱溫度，可降低其耗用量。3、當富油中粗苯含量較高時，在一定的預熱溫度下，由于粗苯的蒸汽分壓較高，對于蒸出180之前的粗苯，可以

23、減少直接蒸汽耗用量。4、在其他田間一定時，蒸汽的耗用量是隨塔總壓倒提高而增加的，否則若要達到所需求的脫苯程度時，塔溫度必然要高。三、 影響脫苯的因素脫苯塔地脫出率取決于以下因素：1、在塔底油溫下各組分的蒸汽壓：若富油的加熱溫度高，塔底貧油溫度相應也高，貧油中各組分的蒸汽壓變大，故餾出率也增加。但因苯的揮發(fā)度較大，在較低溫度下幾乎全部蒸出，所以富油預熱溫度對苯的餾出率影響很小，而對其它組分的影響則很大。如甲苯的回收率隨著預熱溫度的提高而相應提高。2、塔操作壓力：提高塔的操作壓力時，各組分的餾出率會相應減小，但同樣對苯的影響小。3、加料板以下的塔盤：顯然，當增加加料板一下的塔盤層數(shù)時，各族分到餾出

24、率相應增加，尤其是對甲苯和二甲苯等影響較大。4、直接蒸汽量：蒸汽耗量增加，增大了蒸汽分壓，相應增加各組分的餾出率，但蒸汽耗量過分增加：一是給油水分離帶來負擔，二是冷卻水量增加，三是蒸汽耗量大了不經(jīng)濟。因此，直接蒸汽的多少應以與能保證脫苯順利進行，又保證經(jīng)濟合理為標準。14-控制分離器15會流泵16-粗苯槽17-萘油槽18-殘油槽19-粗苯產(chǎn)品回收泵20 萘油泵21殘油泵從洗滌工序來的富油經(jīng)分縮器，在分縮器下面三格中與從脫苯苯塔頂來的7油氣混合物換熱升溫至7080進入貧富油換熱器，被從脫苯塔底來的熱貧油加熱至130140然后到管式爐加熱升溫至180190從低14塊塔板進入脫苯塔，在過熱蒸汽的蒸吹

25、作用下脫苯。與富油換熱后的貧油如脫苯塔下熱貧油槽，再用貧油泵抽至貧油冷卻器冷卻后到洗苯塔去洗苯。從脫苯塔頂出來的油氣混合氣進去分縮器，冷凝出輕重分縮油后進入冷凝冷卻器，粗苯蒸汽冷凝冷卻為粗苯液體，粗苯進入粗苯油水分離器，與水分離后進入粗苯貯槽。輕重分縮油分別進入輕、重分縮油水分離器，與水分離后送入地下槽，與富油混合后送去脫苯。將分離出的水送入空竹分離器進一步分離，油進地下槽，水送去酚水架。再生器底部溫度應保持在190200，脫苯用蒸汽應過熱到400以保證再生器出口氣體溫度高于脫苯塔底部溫度，再生器的油渣定期排入殘渣槽。第四章 主要設備的工藝計算和選型 本設計的焦爐是TJL5550D型搗鼓焦爐，

26、參數(shù)如下：炭化室一次裝煤量為35.1噸焦爐運轉周期為22.5h爐孔數(shù)為60孔則年產(chǎn)焦炭為8760×60×35.1×0.75/22.5=61492t/h 符合設計要求則每小時干煤耗量為60×35.1/22.5=93.6t取每噸干煤產(chǎn)氣340立方則產(chǎn)氣量為340×93.6=31824 /h第一節(jié) 終冷洗苯部分的工藝計算與設備選型計算依據(jù)：煤氣量 340煤煤氣密度 0.454kg/產(chǎn)率 (占裝煤量) 0.2%密度 1.518kg/粗苯的回收率(占裝煤量) 1 % 洗苯塔后煤氣含苯 2g/粗苯蒸汽密度 3.677 kg/煤氣量 31824/h硫銨工段來

27、的煤氣溫度/飽和溫度 58/52終冷溫度 221、 煤氣流量V=31824/h G=31824×0.454=14448.1/h2、 煤氣中含量 G= G×產(chǎn)率=93.6×1000×0.2%=187.2kg/hV=G/=187.2/1.518=123.32/h 3、 煤氣中粗苯含量G=G×粗苯的回收率+ V×塔后煤氣含苯量=93.6×1000×1%31824×0.002 =999.648kg/hV =G/=999.648/3.667=272.6/h 上述三種氣體流量之和V總=31824+123.32+272

28、.6=32219.9塔前煤氣中水蒸氣量（Gkg/h和V/h）塔前煤氣溫度T=58，煤氣露點T=52，露點下的水蒸汽壓力為1385kg/m2 煤氣分壓為8948kg/m2 煤氣壓約為10000pa煤氣絕對總壓力=大氣壓煤氣壓=10000+101330=111330pa=32219.9×1385×9.807/(111330-1385×9.807)=4477.19/hG =V×18/22.4=4477.19×18/22.4=3597.74kg/h4、 塔后煤氣中水蒸汽量（Gkg/h和V/h）塔后煤氣溫度T=22 露點T=22露點下水蒸汽壓力269kg

29、/m2=32219.2×269×9.807/(101330+9500-1385×9.807)=767.88/h G= V×18/22.4=767.88×18/22.4=617.04kg/h一、 橫管終冷洗萘塔的計算1、 熱量衡算帶入熱量：（1）、干煤氣帶入熱量：q= V×干煤氣在58c下的焓 =31824×20.88×4.184 =3035854.845KJ/h （2）帶入熱量 ：q= G×在塔前溫度下的比熱×塔前溫度 =187.2×0.2369×58×4.18 =

30、10761.9KJ/h式中 4.18kcal與kJ之間的單位轉換系數(shù)(3)、粗苯帶入熱量：q= G×i KJ/hi=4.18×(103ct)式中c=(20.70.026t)/M Kcal/(kg)M粗苯平均分子量，可取為82.2t煤氣塔前溫度，則c=(20.70.026×58)/82.2=0.27Kcal/kgi=4.18×(1030.27×58)=496.51Kj/kgq=999.648×496.51 =496335.22KJ/h(故帶入量)(4)、水蒸氣帶入熱量： q= G×水蒸氣塔前溫度下的焓 =3597.74

31、5;2601.5 =9359520.6KJ/h故帶入熱量為：Q= qqqq =12902474.58KJ/h同理可計算帶出熱量Q- Q=9826923 KJ2、 冷卻水量W：(冷卻水采用18的地下水出塔溫度為28左右)則：W=（QQ）/（2818）×4.18×1000=9826923 /（2818）×4.18×1000=235.1m/h傳熱系數(shù)的計算： K=（1）、是由煤氣至管外璧的對流傳熱系數(shù) J/·S·K=0.0522x5.36式中：x每m飽和煤氣（塔前塔后的露點下為飽和煤氣）中水蒸氣的平均含量（體積百分比）查得：塔前露點58時煤

32、氣水蒸氣含量x=91.0g/Nm 塔后露點22時煤氣水蒸氣含量x=21.63g/Nmx=×100÷2=×50=8.2 (%)=0.0522x5.36=0.0522×8.25.36=5.79故：=326.29 J/·S·K在冷卻水的平均溫度為：=23時水的物性參數(shù)如下： 比熱：C=4.184KJ/Kg·k導熱系數(shù)：=0.61J/m·s·k動力黏度：=9.437×10pa 密度：=998.2kg/ m則：R= = =26179.35p=6.467故 =0.023R =0.023×26179

33、.35=4052.9 J/·S·K管壁厚b=0.0035m,鋼的傳熱系數(shù)，b/=0.0035/52.25=6.7×10·S·K/J(管壁熱阻)查手冊得：管壁污垢熱阻R=3.4394×10·S·K/J 管外壁污垢熱阻R=1.7197×10·S·K/J則：=1/326.29+1.7197×10+0.0035/52.25+3.4394×10+1/4052.9=3.89465×10·S·K/J故：K=256.76J/·S·K

34、 冷卻面積的計算： （1）求平均溫差： 煤 氣：5822 冷卻水：2818T： 30 4 則平均溫差為：=12.9 (2)算冷卻面積F： 由公式F=Q/（·K）得： F=9826923×1000/(12.9×256.76×3600)=824.1(3)、是管壁至冷卻水對流傳熱系數(shù) J/·S·K=0.023R (由于水被加熱故n取0.4)計算有效管長：塔兩 側的管箱開半個管箱的高度，形狀如圖：由于每側的管箱間距為200mm，則每根水管的縱向傾斜距離為100mm，如圖：則有效管長為：x=設：管水流速為0.9m/s 則管束 n=W×

35、4/(u×3.14×3600×)=235.1×4/(0.9×3600×3.14×)=147.89取148根采用三角形排列 排4排。每排37根管箱數(shù)=824/(148×3.14×0.032×2.0025)=27.67取28個 共14個管箱管間距1.5d=1.5×32=48mm,取50，正布管，則行間距為為43.33，取45塔體采用邊長為2米的正方形制造，每排可布37根水管，每組管束含5排，則一組共有37×4=148根水管，組間距取60，則一個管箱高度為45×8+60=

36、420，箱間距取200mm。塔高計算：兩段噴灑高度共取1m，煤氣出口2m，煤氣入口1m，底部油槽高4m，則實際塔高為：H=350×2+420×14+200×13+1+2+1+4=17.18m二，洗苯塔的計算：原始數(shù)據(jù)：塔前煤氣溫度22，塔后煤氣溫度22， 塔前煤氣壓力900mmH2O，塔后煤氣壓力600 mmH2O 從煤氣中吸收的粗苯量為：=G煤×粗苯回收率 =93.6×1000×1% =936Kg/h出塔煤氣含粗苯量為:63.648Kg/h入塔濕煤氣量：煤 氣 31824Nm3/h 14448.1Kg/h 硫 化 氫 123.32N

37、m3/h 187.2Kg/h 粗苯蒸汽 271.86Nm3/h 999.648Kg/h 水 蒸 汽 767.88Nm3/h 617.04Kg/h 共 計 32987.067Nm3/h 16251.988Kg/h出塔濕煤氣量：煤 氣 31824Nm3/h 14448.1Kg/h 硫 化 氫 123.32Nm3/h 187.2Kg/h 粗苯蒸汽 17.31Nm3/h 63.648Kg/h 水 蒸 汽 767.88Nm3/h 617.04Kg/hh 共 計 32732.6Nm3/h 15315.988Kg/h煤氣的實際流量（塔前為V，塔后為V）V=32987.06×（273+22）/273

38、×101325/(101325+10000)=32443.439V=32732.6×（273+22）/273×101325/(101325+8500)=32632.87煤氣平均流量V的計算：V=（V+ V）/2=(32443.439+326323.887)/2=32538.152、洗油循環(huán)量W的計算：油氣比取為1.7L/m煤氣，油度取=1.06kg/L,則W=V×油氣比× =32538.15×1.7×1.06=58633.75Kg/h3、 貧油粗苯含量的計算:(1)、塔前煤氣含粗苯量: =999.648×1000/

39、32987.06=30.3式中:V塔前煤氣實際流量, Nm/h(2)、塔后煤氣含粗苯量: = 63.648×1000/32732.6=1.94 式中:V塔后煤氣實際流量, Nm/h(3)、貧油允許含粗苯量:查焦化設計參考資料186頁 圖4-5-14 入塔貧油含苯量為0.325%（4）入塔貧油實際含苯量為：C=0.325%/1.2=0.271%取平衡偏離系數(shù)1.2（5）出塔富油含苯量： C= C回收的苯量/（洗油量苯的回收量） =0.272%+936×100/(58633.75+936)=1.842%4、塔徑的確定； 根據(jù)燃料化工1998（3）：36提供的參數(shù)，塑料花環(huán)填料的

40、空塔氣速在1.11.4m/s之間；花環(huán)填料表面定額在0.20.3/Nm·h，本設計取=1.2m/s花環(huán)填料表面定額值為0.28/Nm·h圓整后，取D=3.8 m式中 V煤氣平均體積流量，Nm/S4、 花環(huán)填料面積，用量與塔高的計算： 由于花環(huán)填料表面定額值為0.28/Nm·h得花環(huán)填料面積： F=0.28×31824 = 12600洗苯塔吸收段填Z型花環(huán)填料，填料層的結構采用多段填充，塔頂部設一層高0.8m的捕霧層，充填X型花環(huán)填料，采用6個葉式噴頭，在塔的適當部位設再分布器。三種花環(huán)填料規(guī)格見下表；型號填充分數(shù) 個/m比表面積 /Nm空隙率 %容重Kg

41、/mX32500 185 88111 Z8000 127 89 120 D3000 94 90 88由上表可查出：Z型花環(huán)的比表面積為127/Nm。秒年里則：填料總體積V=8910.72/127 =70.1 m 故填料高度為：h=70.1/3.14/22=5.58m因此洗苯塔可分為五層填料，每層高度為2.5m，填料層間距為1m，捕霧層高0.8m,分布板段2.5m,煤氣入口段2m, 煤氣出口段2m,洗苯塔底部槽高為5m，噴淋高度為2.5m,第二層與第三層填料間設再分布器，間隔為2m,則洗苯塔填料高度為：塔高可取為：H=4×2.5+0.8+2.5+2+2+5+22.2(附加高度)=29m

42、第二節(jié) 蒸餾脫苯部分設備計算和選型計算依據(jù)：粗苯產(chǎn)量為936kg/h,其中含苯936×76%=711.36kg/h,甲苯936×15%=140.4kg/h，二甲苯936×5%=46.8kg/h，萘溶劑油為: 936×4%=37.44kg/h 貧油量W=58633.8kg/h又貧油密度=1050Kg/h,則：V=58633.8/1050=55.84 Kg/h貧油中粗苯的含量為：55.84×0.271%=3m/ h,粗苯的密度取860 kg/m，則粗苯量為0.151×860=130.14Kg/h，其中含苯2.8%×130.14=

43、3.64Kg/h，甲苯19.2%×130.14=24.99Kg/h，二甲苯30.8%×130.14=40.08Kg/h，萘溶劑油47.2%×130.14=61.426 Kg/h。 富油量=貧油量粗苯產(chǎn)量貧油中含粗苯量 =58633.8+936+130.14 =59699.94Kg/h富油中水量=富油量×（0.51%） =59699.94×0.5% =298.5Kg/h富油中萘量=富油量×5% =59699.94×5% =2984.99Kg/h洗 油 量=貧油量-富油中萘量 =58633.8-2984.99 =55648.81

44、Kg/h 則進入脫苯工序的富油量如下： 成分Kg/hKmol/h分子量洗油55648.8158633.8.347.8160萘2984.9923.32128苯7151066.149.1778甲苯165.391.891.9二甲苯86.880.82106溶劑油98.870.938105.4水298.516.5818共計59998.1400.28（一） 管式爐：管式爐出口富油溫度為180，壓力為920mmHg。180時各種組分的飽和蒸汽壓（mmHg）分別為：苯：7668；甲苯：3875；萘：295；溶劑油：1100；洗油：110。從管式爐出來的富油進入脫苯塔時，閃蒸后與閃蒸前液相中各組分比率計算如下：

45、（用試差法）苯的比率：假設=0.660甲 苯：=0.660×7668/0.660×7668+0.35×3875=0.793二甲苯：=0.660×7668/0.660×7668+0.345×2060=0.8784溶劑油：=0.660×7668/0.660×7668+0.345×1100=0.931洗 油：=0.660×7668/0.660×7668+0.345×110=0.992萘 ：=0.660×7668/0.660×7668+0.345×295

46、=0.981水 ：=0 閃蒸后留在液相中各組分的數(shù)量如下（包括進入再生器的洗油量）：成分Kmol/hKg/h苯9.17×0.660=6.05471.9771.338甲苯1.8×0.793=1.43131.42二甲苯0.938×0.8784=0.7276.32溶劑油0.938×0.931=0.8791.698洗油347.8×0.993=345.255524058167.36萘23.32×0.981=22.872927.36共計377198 58938.698驗算： A= =920×377.198/(400.428377.198

47、) =14938.86=A/（A+）=14938.86/(14938.86+7668)=0.6601與假設值=0.660非常接近，故以上計算正確。蒸發(fā)量=98.87+86.88+165.39+715-471.9-131.42-76.32-91.698=294.805粗苯在管式爐中的蒸發(fā)率： 294.805/936×100%=31.5%1 管式爐輸入熱量：（1） 、從洗苯塔來的富油經(jīng)分縮器，貧富油換熱器后進入管式爐（包括洗油，粗苯，水，其溫度為135），帶入熱量：洗油帶入熱量（包括萘）：=洗油量（包括萘）×比熱×溫度=58633.8×0.491×

48、135×4.184=16261289.36kJ/h式中 0.491-含萘洗油135時的比熱，KcaL/Kg·粗苯帶入熱量：=粗苯量×比熱×溫度，KJ/h。粗苯比熱C=0.383+0.00104t=0.383+0.001043×135=0.524 KcaL/Kg·則=1066.4×0.524×135×4.18=315250.3KJ/h水帶入熱量：=水量×比熱×溫度=298.5×1.0215×135×4.18=172065.09KJ/h式中1.0215-水在1

49、35下的比熱，KcaL/Kg·故帶入熱量=16748604.75 KJ/h（2） 、入管式爐對流段低壓蒸汽帶入熱量:查焦化設計參考資料下冊，得：每千克粗苯的直接蒸汽耗量為1.592千克，則蒸餾用直接蒸汽耗量為：1.592×936=1490.1千克/ h故：=1490.1×656.3×4.18 =4087874.9KJ/h式中656.34Kgf/(表壓)飽和蒸汽熱焓，Kcal/h(3)、管式爐加熱用煤氣供熱量；則輸入熱量為：= =(20836479.66)kj/h2、管式爐輸出熱量 （1）、出管式爐富油180時帶走的熱量 含萘洗油帶走熱量=洗油量（包括萘）

50、×比熱×溫度=58167.36×0.543×180×4.18 =23764461.06KJ/h式中0.543含萘洗油135時的比熱，KcaL/ Kg·粗苯帶入熱量：=粗苯量×比熱×溫度，KJ/h。粗苯比熱C=0.3830.001043t =0.3830.001043×180 =0.571 KcaL/Kg·則=771.325×0.571×180×4.18 =331381.25KJ/h故：= =24095842.31KJ/h（2）、粗苯蒸汽和油氣帶出熱量洗油蒸汽帶走熱量

51、（含萘蒸汽）=含萘洗油蒸汽量×熱焓 =465.6×135×4.184 =262989.5KJ/h式中135180含萘洗油蒸汽熱焓，KcaL/ Kg粗苯蒸汽帶出熱量：=粗苯蒸汽量×熱焓 =377.198×159×4.184 =250933.2KJ/h式中159180粗苯蒸汽熱焓，KcaL/ h水蒸汽帶出熱量：=水蒸汽量×熱焓=298.5×677×4.18=844713.2KJ/h 式中6771.2Kgf/180水蒸汽熱焓，KcaL/ Kg故：粗苯蒸汽和油氣帶出熱量= =1358635.9KJ/h （3）、400過熱蒸汽帶出熱量=1490.1×781.5×4.18 =4867664.967KJ/h式中781.54Kgf/400過熱蒸汽熱焓，KcaL/ Kg（4）、散熱損失=0.05 =(20836479.66)×