56t焦化厂粗苯回收工段工艺的设计

1绪论11炼焦煤气中回收苯族烃的意义粗苯是多种芳烃族和其它多种碳氢化合物组成的复杂混合物。粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等。此外，还含有一些不饱和化合物，硫化物及少量的酚类和吡啶碱类。目前，芳香烃类产品在化产品生产中仍占重要地位。因此，必须从焦炉煤气中回收和制取苯族烃，尤其是粗苯和萘。12粗苯的性质粗苯的各主要成分是在180以前的馏出物。180后的馏出物称为溶剂油。粗苯质量的好坏以实验室蒸馏时180前蒸馏出量的百分数来确定，粗苯的沸点范围是75200，若180前溜出量越多，粗苯质量越好；一般要求粗苯在180前馏出量是9395。粗苯是淡黄色的透明液体，比水轻，不溶于水。在贮存时，由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶于粗苯使其着色并很快地变暗。在常温下，粗苯的比重是082092KG/。粗苯是易燃易爆物质，闪点12粗苯蒸汽在空中的浓度达到1475（体积）范围内时即形成爆炸性的混合物。粗苯易燃易爆，要求工段必须严禁烟火，并对电动机加以防爆。粗苯的组成取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在碳化室内热解程度。粗苯各组分的平均含量。（如表11）表11组分分子式含量备注苯6CH5575甲苯531122二甲苯62256同分异构体及乙基苯三甲苯和乙基甲苯5312同分异构体总和不饱和化合物，其中264CH712环戊二烯50610苯乙烯620510苯并呋喃86CHO1020包括同系物茚91525硫化物，其中0318按硫计二硫化碳2S0314噻吩4CH0216饱合物061513设计的任务、条件及要求131任务本设计是年产56万吨焦化厂化产品回收车间粗苯工段的工艺设计。132条件本设计是参照徐州环宇焦化厂进行的，厂址建在江苏徐州西郊。其气候属海洋性气候，具有大陆性气候的特点，常年主导风向为东风、东北风。最大风速234M/S最大平均风速193M/S极端最高气温406（1927611）年平均气温14极端最低气温226海拔高度43M室外计算干球温度冬季采暖6冬季通风1夏季通风31大气压力冬季767MMHG夏季751MMHG最高地下水位125175M平均相对湿度71最大积雪厚度25CM土壤耐压力砂质黏土12T/M2地下水质对硅酸盐水泥混凝土无侵蚀作用。133焦炉炉型JN4380型（450）421即42孔焦炉，炭化室有效容积为239,3M周转时间为18小时。134设计要求本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油经脱苯塔蒸馏，得到粗苯，粗苯产品的质量指标见（12）表。表12指标粗苯加工用粗苯溶剂用粗苯外观黄色透明液体黄色透明液体比重（D204）08710900不大于090075前馏出量（容）不大于3馏程180前馏出量（容）不小于93不小于91水分室温（1825）下目测无可见的溶解水14影响化产品产率和组成的因素炼焦化学产品的产率取决于炼焦过程的技术和操作条件。1、配煤性质和组成的影响焦油的产率取决于配煤的挥发分高低和煤的变质程度。在一定的范围内，苯族烃的产率随着煤料中碳氢比及挥发份的增加而增加。2、受到焦炉操作温度、压力和挥发物在反应空间停留时间的影响。也受到焦炉内生成的石磨、焦炭、或焦炭灰分中某些成分的催化作用的影响，而最主要的影响因素是炉墙温度和碳化室顶部空间温度。增高炉墙的温度将使焦油中苯族烃含量减少，而高温产物萘、蒽、沥青和游离碳的含量增加、比重变大、酚类及中性油类含量降低。碳化室顶部温度在整个炼焦过程中是有变化的，但其值不宜超过800。碳化室的顶部温度过高，则由于热解作用，焦油粗苯的产率均降低，高温化合水的产率将增加；氨在高温下由于进行逆反应而部分分解，并和炽热的焦炭作用生成氰化氢，氨的产率也将降低。3、焦炉内操作压力的影响碳化室内压力的升高和降低都会造成化学产品的部分损失，故此规定焦炉内必须保持一定的压力。根据以上要求，本毕业设计目的在于通过这次设计学会综合运用三年所学的各种知识和技能，是一次比较全面的分析和解决工程问题的能力训练。于此同时培养自己一个严肃的工作态度，为今后打下良好的工作基础。2粗苯回收工艺论证及选择粗苯回收工段的主要任务是完成煤气的终冷和除萘、吸收苯族烃以及粗苯的脱出，下面分别介绍完成上述任务的方法及本设计所选择的工艺。21煤气的终冷及除萘工艺高温炼焦时，炼焦荒煤气中萘含量一般为1015G/,其中绝大部分3NM溶于集气管及初冷器冷凝焦油中。在生产硫氨的回收工艺中，出饱和器进入粗苯工段的煤气温度通常为55左右，而回收苯族烃的适宜温度为2127左右因此在回收苯族烃之前煤气要进行冷却。在焦炉气冷却和部分水蒸汽冷凝的同时，尚有萘从煤气析出，因此煤气的最终冷却的同时应考虑到如何除萘。目前我国焦化厂所采用的煤气终冷及除萘的工艺流程主要有三种即煤气终冷机械化除萘工艺；煤气终冷和焦油洗萘工艺；油洗萘和煤气终冷工艺和横管终冷喷洒轻质焦油的新终冷除萘工艺。211煤气终冷和除萘工艺工艺流程见图（21）32水蒸汽萘萘水煤气煤气水25萘送焦油槽1煤气终冷塔2机械化刮萘槽3萘扬液槽4终冷循环水泵5凉水架6循环水冷却器图21煤气终冷和机械化除萘工艺流程来自硫铵工段的煤气进入终冷塔内，与隔板眼淋下的冷却水密切接触，从55左右冷却到25左右。在煤气冷却的同时，煤气中一部分水蒸汽被冷凝，大部分萘析出并被水冲洗下来。煤气含萘量从20003000毫克/标M3降至800毫克/标M3左右，冷却后的煤气进入洗苯塔。含萘的冷却水由塔底经水封管自流到机械化刮萘槽，水和萘在槽中分离后，水自流到冷水架被冷却至3032，再用泵送经冷却器用低温水将其冷却到25后，回终冷塔循环使用。在刮萘槽中积聚的萘，定期用水蒸汽间接熔化后流入萘扬液槽，再用水蒸汽压送到焦油槽和焦油氨水澄清槽。该流程的优点是操作稳定，便于管理；缺点是出终冷塔煤气含萘量较高；水和萘不能充分分离，部分萘被水带到冷水架，增加清扫冷水架的次数；刮萘槽结构复杂而且苯重，基建费用较高。212煤气终冷和焦油洗萘工艺工艺流程见图（22）1煤气终冷塔2循环水泵3焦油循环泵4焦油槽5水澄清槽6液位调节器7循环水冷却器8焦油泵热水冷水气煤气煤去分缩器2345122煤气终冷和焦油洗萘工艺煤气在终冷塔内的冷却过程同前所述。含萘冷却水从终冷塔底部流入，经液封管导入焦油洗萘器底部并向上流动。热焦油经伸入塔内的分布器均匀喷洒在筛板上，通过筛板的孔眼向下流动，在与煤气逆流接触过程中将煤气中萘萃取出来，可使出口煤气含萘量降到800毫克/标M3以下。洗萘后的焦油从焦油洗萘器下部排出，经液位调节器流入焦油槽。经过加热静止脱水，再送往焦油车间，送完焦油的容槽，再接受从冷凝鼓风工段来的新鲜焦油以备循环洗萘使用。从洗萘器上部流出的水进入水澄清槽，分离出残余焦油后，自流到冷水架。分离出的焦油及浮在水面上的油类、萘等混合物自流到焦油槽。上述两种工艺存在的共同特点是在终冷塔内冷却煤气的同时，析出的萘须用水冲流，因而实际所需的冷却水量远大于热平衡所需的冷却水量，由于水量大，则更新循环水系统所排出的污水量相应增多。213油洗萘和煤气终冷工艺工艺流程见图（23）1洗萘塔2加热器3富油泵4含萘富油泵5煤气终冷塔6循环水冷却器7热水泵8、9循环水泵10热水池11冷水池从凉水架来冷却水519871711035低温水203645到凉水架热水0吨/时煤气到洗苯塔43从洗苯塔来富油含萘富油到粗苯富油槽从饱和器来煤气252图23油洗萘和煤气终冷工艺流程从饱和器来的5560煤气进入木格填料塔或洗萘塔，被由塔顶喷淋下来的富油洗涤。富油进塔温度比煤气高57，煤气含萘可由20002500毫克/标M3降到500800毫克/标M3左右。从洗萘塔顶出来的煤气，温度约升高2，进入煤气终冷塔，被喷淋下来的冷却水冷却后至洗苯塔。该流程所用的循环水量，仅为前两种煤气终冷流程用水一半，因而可以减少污水排放量。由于上述流程的油洗萘过程系在较高温度下进行，因而洗萘塔后煤气含萘量还较高，终冷塔排出的水有时有浮油。214横管终冷洗萘工艺工艺流程图见图241终冷塔2新焦油槽3溢流槽4焦油泵5循环泵图24轻质焦油终冷洗萘工艺流程该工艺流程见图24，煤气的终冷和除萘都在横管终冷塔进行，煤气从上部导入终冷洗萘塔，从终冷塔下部导出，而水从下往上与煤气逆流而行，且与煤气是间接接触，煤气中遇冷段内，冷却到2426后进入吸收段的上部，循环喷洒轻质焦油除萘，净化后的煤气进入捕雾器除去其所夹带的焦油雾滴，捕雾后的煤气进入洗苯塔。为使循环轻质焦油中的萘含量保持稳定，在轻质焦油由泵送入循环槽的同时，从循环槽的压出管引出相同数量的焦油连续送往机械化氨水澄清54去焦油工段外来焦油23煤气冷水热水煤气1槽，再送往焦油车间处理。横管终冷洗萘是冷却水和煤气间接接触，因而它有很多优点1系统阻力小，操作简便，无污染，占地面积小，基建费用比较少。2冷却效果好，萘的脱除高，出口煤气约22，煤气含萘量大约在350450MG/NM33无须用洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量，同时煤气中萘直接转入焦油，减少萘的损失。4煤气不直接与水接触，故没有含酚污水的处理。另外，由于系统阻力小，风机电耗低。这种工艺解决了前几种工艺流程中存在的废水多，含萘高的问题，它使煤气的含萘量可降到400毫克/标M3，因而该工艺优点突出，而且徐州地区具有丰富的低温地下水（18）因而本设计采用的就是这种工艺。22洗苯工艺221洗苯方法及选择经过终冷的煤气温度降至2527然后进入洗苯塔回收苯族烃。目前，国内焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃，回收方法大致分为下列三种1、油吸收法用洗油在洗涤塔中回收煤气中苯族烃，再将吸收了苯族烃的洗油（富油）送入脱苯蒸馏装置中，以提取粗苯。脱苯后的洗油（贫油）经过冷却后，重新送至洗涤塔循环使用。洗油吸收法又分为常压吸收法和加压吸收法。加压吸收法可以强化生产过程，适用于煤气远距离输送或用作合成氨厂原料的情况下采用。2、吸附法使煤气通过具有微孔组织比表面很大的活性炭或硅胶等固体吸附剂。苯族烃即被吸附在其表面上，直至达到接近饱和状态，然后用水蒸气直接进行解析，即得粗苯。用活性炭做吸附剂，可将煤气的苯族烃完全吸附下来。但此法要求煤气净化的程度较高，加之吸附剂价格昂贵，因此在工业上应用受到一定的限制。而多用于煤气苯族烃的定量分析。3、凝结法在低温加压的情况下，使苯族烃从煤气中冷凝出来，此法比吸收法所得到的粗苯质量好，但煤气的压缩及冷冻过程复杂，阻力消耗大，设备材质要求高。目前国内焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃，油吸收法可分为焦油洗油吸收法和石油吸收法。焦油洗油的指标见表（21）表21焦油洗油质量标准YB29764名称指标比重204D104107230前馏出量容,3馏程300前馏出量重量,90酚含量容,05萘含量（重量），13粘度（。E25）20水分,1015结晶物无石油洗油质量指标见表如下（22）表22石油洗油质量的指标名称质量指标比重（20）089粘度（。E50）15蒸馏实验初溜点，265350前馏出量，95凝固点2）1005006T/160M375KG/M0515液体042，气体1020表35螺旋板式与管壳式换热器价格比较螺旋板式换热器价格元/吨列管式换热器价格元/吨单台设备重量，T碳钢1CR18NI9TI碳钢1CR18NI9TI115510103800350032002900250002400023000220005500510048004500300002800026000240004粗苯回收原理41洗油吸收苯族烃的基本原理用洗油吸收煤气中的粗苯烃是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿定律，当煤气中苯族烃的分压大于洗油液面上苯族烃的平衡蒸汽压时，煤气中苯族烃即被洗油吸收，二者差值越大，则吸收过程进行的越容易，吸收速率也越快。目前，吸收过程的机理仍建立在被吸收组分经稳定的界面薄膜扩散传递的概念上，即液相与气相之间有相界面，假定在相界面的两侧，分别存着不呈湍流的薄膜，在气相侧的称为气膜，在液相侧的成为液膜，扩散过程的阻力及等于气膜和液膜的阻力之和。吸收系数大小取决于所采用的吸收剂的形式，填料类型与规格及吸收段过程进行条件（温度，气相和液相流速等）。显然，这些因素对吸收速率均有影响。42影响苯族烃吸收的因素煤气中苯族烃在洗苯塔内被吸收的程度称为吸收率，吸收率的大小取决于以下因素煤气和洗油中的苯族烃的含量；煤气流速及压力，洗油循环量及其分子量，吸收温度；洗苯塔结构，对于填料塔则为填料表面积及特性等。分述如下1、吸收温度吸收温度是指洗苯塔内气液两相接触面积的平均温度，它取决于煤气和洗油的温度，也受大气温度的影响。吸收温度是通过吸收系数和吸收推动力的变化而影响吸收率的，提高吸收温度，可使吸收系数值一定增加，但不显著，而吸收推动力却显著减小。对于洗油吸收煤气中苯族烃来说，洗油分子量及煤气总压的波动很小，可视为常数，而粗苯的蒸汽压是随温度的变化而变化，温度升高，粗苯的蒸汽压力也升高，当煤气中的苯族烃的含量一定时，温度愈低，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈高；而当提高温度时，洗油中与其呈平衡的粗苯含量则有较大的降低。当入塔贫油含量一定时，洗油液面上苯族烃的蒸汽压随吸收温度升高而增大，吸收推动力则随之减小，致使洗苯后煤气中的苯族烃含量（塔后损失）增加，粗苯的回收率降低。因此，吸收温度不宜过高，但也并非越低越好，在低于15时洗苯油粘度将显著增加，使洗油输送及塔内均匀分布和自由流动均发生困难，当洗油温度低于10时，还可能从油中析出固体沉淀物。因此适宜的吸收温度约25，实际操作波动于2530之间。另外，操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中水汽冷凝进入洗油中，一般规定，洗油温度在夏季比煤气温度高2左右，冬季高4左右。为了保证吸收温度，煤气进洗苯塔前，应在终冷塔内冷却至2028，循环油冷却至小于302、洗油的分子量及循环量的影响当其他条件一定时，洗油的分子量变小，将使洗油中粗苯含量变大，及吸收得愈好，同类油剂的吸收能力与其分子量成反比。吸收剂与溶质的分子量愈接近，则吸收得愈完全。在回收等量粗苯的情况下，如洗油循环量也可以相应地减少。但洗油的分子量不宜过小，否则在洗油吸收过程中损失较大，并且脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。增加循环油量可降低洗油中粗苯的含量，增加气液间的吸收推动力，从而可以提高粗苯的回收推动力，提高回收率，但循环洗油量不宜过大，以免过多增大电、蒸汽的耗量和冷却水用量。在塔后煤气含苯量一定的情况下，随着吸收温度的升高，则需要的循环洗油量随之增加。3、贫油含苯量的影响贫油含苯量是决定塔后煤气含苯族烃量的主要因素之一。当其它条件一定时，入塔贫油中的含苯量越高，则塔后损失愈大，按现行规定，塔后煤气中粗苯含量不大于2G/NM3为是塔后损失不大于2G/NM3,设贫油中的粗苯含量为22，为了维持一定的吸收推动力，22应除以平衡偏移系数N，一般N1112若取N115,则允许贫油含苯量为C122/151922,含水1。5、1、2蒸馏脱苯部分（一）开、停工1开工、检查蒸馏系统阀门是否符合要求，所有的油水分离器加水至轻、重馏分进口管一下；、脱苯塔通入蒸汽，清扫蒸馏系统的管道，检查了解情况，扫完后直接关蒸汽；、一切正常后，待洗苯塔底储一定油位时，开富油泵，富油经分缩器，贫富油交换器，脱苯塔，贫油冷却器进行循环；、开再生器进油阀，再生器进油1/3时，开通预热器间接蒸汽加热待再生器底部油温达115时，慢慢开再生器直接蒸汽，维持一定液位，开贫油冷却器的冷却水，分缩器苯蒸汽出口温度达90，开冷却水加以调节，然后检查各处情况，发现问题及时解决。2停工（1）、关再生器进油阀，关贫油冷却器水阀；（2）、先关再生器直接蒸汽，再关间接蒸汽。（3）、分缩器出口温度降至80以下，停富油；（4）、慢慢关分缩器冷却水，慢慢关小冷凝冷却器冷却水，待无粗苯流出时，关闭冷却水阀。（5）、将各设备和管道的液体放净，并开蒸汽清扫，开放散管，取塔内气体分析合格后，方可动工检修。（二）技术指标1、再生器压力维持在02022KGF/CM2,不大于03KGF/CM2，底部温度150170。2、分缩器出口温度902。3、管式炉出口富油温度180200。4、冷凝冷却器苯出口温度2530。5、洗油消耗量每吨粗苯不大于110KG。（三）岗位操作1、检查各处的温度，压力，及时调整符合要求，各设备定期清扫。2、经常检查各油泵，马达等是否稳定正常，及时发现问题及时调整，每逢早班对运转设备加一次油。3、每班取贫油样，逢夜班加取富油油样。4、补充新洗油时，开新油槽出口阀，再关贫油槽出口阀，补充完后，阀门恢复原状，一般在放出再生器残渣后进行。5、经常检查油水分离器的情况，做到油不带水，水不带油。6、按班记录上班的粗苯的产量。7、按时取粗苯试样进行分析，并根据质量分析结果，及时调整再生器液位或分缩器水量。（四）特殊操作。1、突然停电迅速切断电源，关闭各设备直、间蒸汽，查明停电原因，及时处理，检查贫油槽液位和地下防空槽以防跑油。2、突然停汽先停管式炉煤气，采用冷料运转，停再生器，关闭总蒸汽阀门，在关闭直接、间接蒸汽阀门；减少冷却水，待无产品时再停水，检查各油槽液位，准备停富油泵，将各油水分离出口阀关闭。3、突然停水先停管式炉，关煤气，短时间停水冷料运转，关闭再生器蒸汽和进油阀门，分缩器，冷凝冷却器用循环水。4、液泛关小直接蒸汽，关小管式炉煤气量，分析原因，采取处理措施；原因处理方法直接蒸汽突然增大减少直接蒸汽量富油带水检查富油质量富油循环量过大减少循环量贫油系统不畅通检查贫油系统5、洗油煤气管道一般为热贫油温度高造成，应迅速调节冷却水。52设备布置及原则本设计工段的主要设备与塔、管式炉、换热器、贮槽及泵，生产中的产品是粗苯，属于易燃易爆品，根据设计防火规范该工艺属于甲类生产，在布置中应考虑防火措施。521布置原则根据生产工艺的特点，设备的布置应符合下列要求1、多个塔可按流程顺序布置，也可根据具体条件布置并尽可能处于同一中心线上。2、塔与塔之间的净距离应不小于25米，塔径大于5米时，其净距离一般采用塔径的一半。3、塔上设置连通的操作平台，既便于操作又起到结构上互相加强作用，从塔底到塔顶设带斜梯的操作台。4、大塔塔顶需设置吊柱，以吊起悬挂人孔盖，便于塔底检修。5、换热器按流程成组安装，与其它设备之间至少要留出1M水平距离。6、泵多数安装在抽吸设备附近，尽可能集中布置，产品泵单独布置产品泵房内，配以防爆型电机。7、塔区与泵房之间净距离不少于5M8、分凝器和冷凝冷却器，蒸馏平台之间宜用梯子和平台相连通，以方便操作。9、管式炉作为明火设备，应尽可能远离厂房和油槽，一般应保持不小于20M的净距离；10、洗涤和蒸馏部分应设集中的仪表室，并单独布置，当与泵房布置在一起时，应考虑通风和采光。11、铸铁脱苯塔布置专用框架中，脱苯塔底部贫油出口标高不低于10M12、再生器底部标高应不低于12M13、室外管道应尽量避免沿地面铺设，布置管道的地沟应考虑排水。522工艺布置详述从整个工段来讲，根据徐州地区主导风向东风和东北风，以及工段具体情况进行布置的，共分为终冷，洗苯、厂房、换热器、蒸馏及管式炉六部分布置，各部分位置如图41所示东东东东东东下面分别说明各部分的分布情况1、终冷部分考虑到风向问题，就整个焦化厂的布置来说，焦炉应设置下风区，即应处于西部，故终冷部分布置在西方，处于粗苯工段的西北角，煤气走向由北向南，按流程顺序，终冷部分应设与西南角。根据布置原则，终冷塔和旋风捕雾器由北向南排列，且不在一条中心线上。煤气管线位于终冷塔底西侧，焦油贮槽位于终冷塔西边，且在同一中心线上，轻焦油贮槽的北侧为地下槽。2、洗苯部分终冷部分的南侧为洗苯部分。洗苯塔与终冷塔处于一中心线上，塔底东侧是洗油槽和新洗油槽，处于同一中心线上，再靠东山地下防空槽。3、换热器部分贫油冷却器在地下防空槽的东边，其底线偏北半米，再往东是贫富油换热器，与贫油冷却器处于同一水平线上。4、厂房靠西侧为泵房（洗苯及脱苯油泵、冷却水泵），往东是配电室、仪表控制室、工具室、休息室和水房，再往东是产品泵房。5、蒸馏部分该部分位于工段的最东侧。紧靠换热器的脱苯塔，再往南是再生器，残渣槽，向东，由北向南依次排列着轻分缩油油水分离器，重分缩油油水分离器，粗苯油水分离器和两个控制分离器，再往东是两个粗苯中间槽。分凝器和冷凝器处于产品泵房与工具室之上，其中，分缩器靠南侧，二者处于同一中心线上。6、管式炉位于工段的最南侧，防止其烟灰或煤气异味吹向控制室。本工段的工艺布置考虑了通风、防火、防爆等因素。采用露天布置，总体布置是符合布置原则的。53操作岗位的确定及岗位定员531岗位的确定粗苯工段的责任有1、终冷，洗苯各设备的开停工，调换及正常操作和异常情况的处理。2、各油槽液位的调节及新洗油的补充。3、向焦油工段输送含萘高度轻质焦油。4、贫富油及煤气的取样。5、蒸馏系统的开停工，调换及正常操作和异常情况的处理。6、及时检查，调节各处的温度，压力是否合乎要求。7、控制粗苯的质量指标以及洗油耗量指标，在输送产品时检查管道，阀门有无漏油。8、将地下槽中的油抽入系统。9、再生器的定期排渣。10、整个工段的所属运转设备及仪表的使用，维修、清扫、加油、如有损坏和故障，修复后试车和验收。11、整个工段内地清洁卫生。根据以上责任，确定两个岗位洗涤岗位，负责14的职责；蒸馏岗位负责4人的职责，另外，增设维修工，工段的卫生各班交班时打扫干净。532岗位定员粗苯工段岗位定员如表71所示。从表中可看出，每班三人，其中一人任班长，整个工段设工段长一人，维修人员属于大厂人员，本工段共十三名员工。表71操作岗位名称大班二班三班四班全岗位3人3人3人3人6主要设备的工艺计算和选型概述设备的选型和计算是根据前述的粗苯工段工艺流程中提出的要求进行的。计算过程中对一些参数的选择，要求考虑实际操作，选型要求考虑实际操作需要外，还需考虑设备的型号是否为国内大量生产的系列，以便检修和更换零件。另外，该工段大部分是定型设备计算只能作为选择的参考。并且计算过程中选择了许多设计定额中的数据。下面是主要设备的工艺计算及选型。其余设备规格可见设备一览表。61终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型计算依据吨煤产煤气量340煤TNM/3煤气密度046KG/产率占装煤量02SH2密度1518KG/3粗苯的回收率占装煤量105洗苯塔后煤气含苯2G/N粗苯蒸汽密度3677KG/3M小时产煤气量28441/H3NM硫铵工段来的煤气温度/饱和温度57/52终冷温度23装炉干煤量0752391795V干有效T孔次式中装炉煤干煤量堆比重，；干3T炭化室有效容积，有效3M1小时装煤量G17925421/88365/TH2干煤气体积产量G836534028441/HV煤气煤煤气3N式中表示单位干煤煤气产率，取340；煤气H3煤气质量产量G煤气密度28441046煤气煤气130886/H式中046表示煤气密度，KG/3NM1、煤气中含量SH2GG021673/H1102/H2煤式中02产率占装煤量22、煤气中粗苯含量GG粗苯的回收率V塔后煤气含苯量粗笨煤煤气83651000105284410002935207/H25503/H3NM式中105粗苯回收率0002塔后煤气含粗苯量上述三种气体流量之和V2844111022553288065/H总33、塔前煤气中水蒸气量（GKG/H和V/H）塔前塔前塔前煤气温度T57，煤气露点T52，露点下的水蒸汽压力101P1021MMHG1358269PA,大气压强为101330PA,煤气压力10000012PAP大气压煤气压力1033010000111330PA288065400284/HV塔前总01P135826903NMGV311657KG/H塔前塔前824式中135826952时水的饱和蒸汽压力，PA；10000入终冷塔煤气压力P，PA14、塔后煤气中水蒸汽量（GKG/H和V/H）塔后塔后3NM塔后煤气温度T23露点T23大气压强为10330PA,塔后煤气202压力10000PA露点下水蒸汽压力P280480PA02塔后煤气绝对总压力P大气压塔后煤气压力2103308800110130PA20VP塔后总28806584132075281/HNMGV18/224752818/22460494KG/H塔后塔后式中28048023是水的饱和蒸汽压力,PA611横管终冷洗萘塔的计算一、热量衡算1、带入热量（1）、干煤气带入热量Q干煤气在57下的焓1V煤气284411980418235605244KJ/H（2）、带入热量QG在塔前温度下的比热塔前SH22SH2温度1673024757418997476KJ/H（3）、粗苯带入热量QGI,KJ/H3粗苯I418103CTC2076TM58302699KCAL/KGI418103026995749485KJ/KGQ935207494853462787184KJ/H（4）、水蒸气带入热量QG水蒸气塔前温度下的焓4塔前3216572596783524673KJ/H故带入热量为QQQ入12341118128168KJ/H2、出终冷塔煤气带出的热量（1）、干煤气带出热量V干煤气在23下的焓1煤气2844179241814911776KJ/H（2）、带出热量G在塔前温度下的比热塔前SH22QSH2温度167302382241837385KJ/H（3）、粗苯带出热量GKJ/H3Q粗笨I418103CTIC2076TM8320256KCAL/KG418103025623I4541KJ/KG93520745443Q42495806KJ/H（4）、水蒸气带出热量G水蒸气塔前温度下的焓4塔前6049425321153176857KJ/H故带出热量为出Q1Q234Q345164276KJ/H（5）、冷却水量W冷却水采用18的地下水出塔温度为28左右则W（Q（2818）4181000入出1118128168345164276（2818）418100018492M/H35、传热系数的计算KB21（1）、是由煤气至管外璧的对流传热系数J/SK100522X5361式中X每M饱和煤气（塔前塔后的露点下为饱和煤气）中水蒸气的平均3含量（体积百分比）查得塔前露点52时煤气水蒸气含量X910G/NM13塔后露点23时煤气水蒸气含量X2163G/NM23则01012737X02441288TT503263598200522X53610052282536579故32701J/SK12、是管内壁至冷却水对流传热系数J/SK20023R由于水被加热故N取04EINRDP80横管终冷塔采用323的无缝钢管（钢号为20），设管内流速为08M/S，计算得冷却水量为18492M/H,则一组管束数为3管内水速为USW206468091121在冷却水的平均温度为23时水的物性参数如下2比热C418KJ/KGK导热系数604510J/MSKP5动力黏度943710PA密度99745KG/M43则RESIUD5103794826219847P653CR253610794故0023R2EINRD800023198470645403365213、管壁厚B0003M,钢的传热系数J/MSK2B/0003/52255710SK/J管壁热阻5查手册得管内壁污垢热阻R3439410SK/JSI24管外壁污垢热阻R1719710SK/JO1则21SISOBK2136504930757903245439310SK/J3故K25458J/（SK）6、冷却面积的计算（1）求平均温差MT煤气5722冷却水2818T294则平均温差为126MT21LNT49L2算冷却面积F由公式F得KMQF4693058246109726387、终冷塔塔高度计算（1）、管箱高度横管冷却器采用323MM钢管，设管内流速为07M/S,间距16MMD1632512MM,取55MM,正三角形布管，则行间距为554763，取50MM。32塔体采用边长为2M的正方形制造，每排可布35根水管，每组管束含4排，则一组共有354140根水管。组间距取60MM,则一个管箱高度为50660322424MM箱间距取200MM。（2）、计算有效管长塔两侧的管箱错开半个管箱的高度，形状如图（61）；由于没侧的管箱间距为200MM，则每根水管的纵向倾斜距离为100MM,如图则有效管长为X201025M（3）、管箱数共需管束数取M2464532941025FDX组，而每个管箱含2组管束，则共需24组管束，12个管箱，分为12段，一段为6个管箱，二段为6个管箱（4）、终冷塔高计算有效管板高度为7988MM两段喷洒高350213H度共取1M，煤气出口2M,煤气入口2M,底部油槽高3M,则塔全高H7988122315988M则终冷塔高为16M612洗苯塔的计算原始数据塔前煤气温度23，塔后煤气温度23，塔前煤气压力900MMHO，塔后煤气压力600MMHO，22从煤气中吸收的粗苯量为G煤粗苯回收率G05134288783KG/H出塔煤气含粗苯量为28441000256882KG/H1551/H3NM入塔湿煤气量煤气28441/H1308286KG/H3NM硫化氢11021/H1673KG/H粗苯蒸汽25503/H935207KG/H水蒸汽75281/H60494KG/H3共计2955905/H147903KG/H出塔湿煤气量煤气28441/H1308286KG/H3NM硫化氢11021/H1673KG/H粗苯蒸汽1551/H56882KG/H水蒸汽75281/H60494KG/H3共计2931953/H1391198KG/H煤气的实际流量（塔前为V，塔后为V）12V2955905/H16091703273NMV2931953/H2481、煤气平均流量V的计算V/H5291326912132、洗油循环量W的计算油气比取为17L/M煤气，油密度取106KG/L,则3油WV油气比油2918354171065258874KG/H3、贫油粗苯含量的计算1、塔前煤气含粗苯量110VG粗笨前9352071000/291706321G/3NM式中V塔前煤气实际流量,NM/H12、塔后煤气含粗苯量2210VG粗笨后53985639/GNM式中V塔后煤气实际流量,NM/H12塔后煤气质量流量93520756882878325/H3、贫油允许含粗苯量与相平衡的允许贫油含苯量按下式计算（用于焦油洗油）2MBBB/1025042式中出塔煤气含苯量,G/NM；23洗油的含苯量；粗苯煤气平均分子量,取822；B洗油平均分子量,取160；M23粗苯的饱和蒸汽压,BGM080080134000310000342BTXS查化学工程师实用数据手册知27时苯、甲苯、二甲苯、萘溶剂油的饱和蒸汽压为103653135TGM650XGSG则有874BM750258173290M故此00224160284874解得02036按现行规定，塔后煤气中含粗苯量不大于2G/NM,3结果表明为使塔后煤气含苯量不大于2G/NM，贫油中最大粗苯浓度为302036为维持一定的吸收推动力，C应除以平衡偏移系数N,一般取1N1112。如取N115,则允许的贫油含苯量为02036/11501771N（4）出塔富油含苯量CC回收的苯量/（洗油量苯的回收量）20177387451934、塔径的确定根据燃料化工1998（3）36提供的参数，塑料花环填料的空塔气速在1114M/S之间；花环填料表面定额在0203/NMH，本设3计取12M/S，花环填料表面定额值为028/NMH3DM92360145298UVS圆整后，取D3M式中V煤气平均体积流量，NM/SS3（1）、花环填料面积，用量及塔高的计算由于花环填料表面定额值为028/NMH3得花环填料面积F028284417963洗苯塔吸收段内填Z型花环填料，填料层的结构采用多段填充，塔顶部设一层高08M的捕雾层，充填X型花环填料，采用6个叶式喷头，在塔的适当部位设再分布器。三种花环填料规格见表（61）型号填充分数个/M3比表面积/NM3空隙率容重KG/M3X3250018588111Z800012789120D3000949088由上表可查出Z型花环的比表面积为127/NM。3则填料总体积VM762193故填料高度为HMRV872因此洗苯塔可分为5层填料，每层高度为2M，煤气出口高25M，捕雾层填料高08M,喷淋高度为2M，填料层间距为12M，第二层与第三层填料间设再分布器，间隔为2M,煤气入口段加洗苯塔底部槽高为76M，,则洗苯塔内填料高度为塔高可取为H5225082312276附加高度30M62蒸馏脱苯部分设备计算和选型计算依据粗苯产量为8783KG/H其中苯8783766675KG/H甲苯87831513175KG/H二甲苯878354392KG/H萘溶剂油为878343513KG/H贫油量5258874KG/H贫W又贫油密度1050KG/NM3则VWHM/8510742贫油中粗苯的含量为558030167M/H,粗苯的密度取860KG/M。33则粗苯量为016786014362KG/H其中苯2814362402KG/H甲苯192143622757KG/H二甲苯308143624423KG/H萘溶剂油472143626779KG/H富油量贫油量粗苯产量贫油中含粗苯量52588748783143625361066KG/H富油中水量富油量（051）53610660526805KG/H富油中萘量富油量553610665268053KG/H洗油量贫油量富油中萘量5258874268053499082KG/H则进入脱苯工序的富油量见表（62）成分KG/HKMOL/H分子量洗油49908231193160萘26805352588732094128苯6715210219186178甲甲苯8815083106溶剂油10292086120水26805148918共计5387869359916、2、1管式炉管式炉出口富油温度为180，压力为920MMHG。180时各种组分的饱和蒸汽压（MMHG）分别为苯7668；甲苯3875；二甲苯2060；萘295；溶剂油1100；洗油110从管式炉出来的富油进入脱苯塔时，闪蒸后与闪蒸前液相中各组分比率计算如下（用试差法）苯的比率假设065B甲苯T84603759076810二甲苯X92溶剂油S154萘M807953086洗油N21水0W闪蒸后留在液相中各组分的数量见下表（63）（包括进入再生器的洗油量）成分KMOL/HKG/H合计苯066186156944382甲苯0846173146413454二甲苯08789083072977720溶剂油093150860801824476522萘09807209420542629洗油311930992730964954452173共计338968529658验算ABIIIMGP9863152014905A/（A）BBP076814905与假设值0661非常接近，证明以上计算正确。B在脱苯塔进口各组分蒸发量如下表（64）（包括进入再生器的蒸发量）成分KG/H小计苯67152443822277甲苯15932134542478二甲苯881577201095溶剂油102928244204828391萘26805326295153洗油4990824954436424157369972水26805共计96769KG/H粗苯在管式炉中的蒸发率1003233879121管式炉输入热量RQ从洗苯塔来的富油经分缩器，贫富油换热器后进入管式炉（包括洗油，粗苯，水，其温度为125）1、带入热量1洗油带入热量（包括萘）洗油量（包括萘）比热温度Q5258870491125322763146KCAL/H式中0491含萘洗油125时的比热，KCAL/KG粗苯带入热量粗苯量比热温度，KCAL/H。2Q则102190513125655293KCAL/H式中0513粗苯在125下的比热,KCAL/KG水带入热量水量比热温度3Q2680510171253407585KCAL/H式中1017水在125下的比热，KCAL/KG故带入热量1QQ233227631466552933407585332723663KCAL/H2、入管式炉对流段低压蒸汽带入热量2Q查焦化设计参考资料下册，得每千克粗苯的直接蒸汽耗量为1592千克，则蒸馏用直接蒸汽耗量为G15928783139825千克/H91767148KCAL/H式中65634KGF/表压饱和蒸汽热焓，KCAL/H33、管式炉加热用煤气供热量；3则输入热量为R1234244908KCAL/HQ2、管式炉输出热量C（1）、出管式炉富油180时带走的热量4Q含萘洗油带走热量洗油量（包括萘）比热温度1Q521730534180501486876KCAL/H式中0354含萘洗油135时的比热，KCAL/KG粗苯带入热量粗苯量比热温度，KJ/H。2Q粗苯比热C03830001043T038300010431800571KCAL/KG则7652205711802Q786493KCAL/H式中0571180时粗苯的比热，KCAL/KG故5014868767864934Q1259351806KCAL/H（2）、粗苯蒸汽和油气带出热量5Q洗油蒸汽带走热量（含萘蒸汽）含萘洗油蒸汽量热焓3Q415731355612355KCAL/H式中135180含萘洗油蒸汽热焓，KCAL/KG粗苯蒸汽带出热量粗苯蒸汽量热焓4Q283911594514169KCAL/KG式中159180粗苯蒸汽热焓，KCAL/KG水蒸汽带出热量水蒸汽量热焓5Q2680567718146985KCAL/H式中67712KGF/180水蒸汽热焓，KCAL/KG2故粗苯蒸汽和油气带出热量5Q5Q3Q45561235545141691814698528273509KCAL/H（3）、400过热蒸汽带出热量613982578156109273238KCAL/H式中78154KGF/400过热蒸汽热焓，KCAL/KG2（4）、散热损失7Q005R005424490832122454005式中005为散热系数则RQC456Q742449085093518062827350910927323821224540053Q32436322930053Q则256455045KCAL/H3故21224540057393645860052564550453404729KCAL/H3、管式炉加热面积供给富油的热量MQ4515935180628273509332723663204901654KCAL/H供给蒸汽的热量V62109273238917671481750609KCAL/H设的95由辐射段供给，5由对流供给，辐射段强度为MQ25000KCAL/H104500KJ/H,则辐射段加热面积为F1250M8672509416取对流段加热强度为5000KCAL/H，则对流段加热面积为F21397VQ富油部分F34205M对流段总的加热面积为FF3501204955523设管式炉加热效率为75，煤气热值为4250KCAL/M,3则煤气消耗量为VG42507MVQ49161669775NM/H3煤气在管式炉中燃烧产生热量为Q,Q69775425029654375KCAL/H,根据焦化设计参考资料选热负荷为420万千卡/时的管式炉一台，其各项参数如下型号152/4240直径4254MM总高28564MM总热负荷420万千卡/H加热面积对流段油管辐射段油管250M2105M设备总重金属重45048吨耐火材料重3800吨622再生器计算进入再生器的富油中的各组分的蒸发率按下式计算12/INIIKL式中组分蒸发率IN提留段塔板层数K组分平衡常数；KIIPI/组分的饱和蒸汽压力，MMHGPP再生器内总压力，MMHGL油分子数与水分子数之比，；MSMG，油量和水蒸气量，KG/H；MGS，油和水蒸气的分子量，分别为160和18；M再生器内设5层多孔折流板，设其相当于两层泡罩塔板，N2。油在再生器内被加热至200，该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压力分别为496MMHG和200MMHG。再生器油气出口处油气压力为980MMHG，则组分的平衡常数K为I萘496/98005061N洗油200/98002041M进入再生器内的油量为管式炉后富油量的1，即MG5361066153611KG/H，其中气相954KG/H，液相52657KG/H，气相包括洗油34KG/H，萘0548KG/H，粗苯291KG/H，水蒸汽263KG/H。液相包括洗油49218KG/H，萘2610KG/H，粗苯829KG/H。进入再生器的水蒸气量为139825KG/H。S设在再生器内粗苯全部蒸发，则油分子数与水蒸汽分子数之比为L160253980043将上述各值代入公式，得各组分蒸发率为萘2/1103965/N09274洗油2/14/013965M08373从再生器进入脱苯塔的气体数量如下洗油3449218082640994KG/H萘054826109222461KG/H粗苯291829112KG/H水蒸气139825263140088KG/H从再生器排出残渣数量如下洗油49218108268564KG/H萘26110922204KG/H共计洗油萘8768KG/H则每小时180前粗苯排出残渣量为KG残渣/T粗苯839103876再生器顶部气体温度为240，其直径计算如下经过再生器顶部的气体流量V9807623418424690263506/H3M取空塔气速为05M/S，则直径为DM15460取D2的塔径此再生器规格见表（65）表65再生器规格一览表直径（MM）全高（MM）塔板形式板数加热面积（）重量设备操作所用流程20007000弓行隔板5214507016管式炉脱苯623脱苯塔计算（1）提馏段洗油与萘在提馏段的蒸发率提馏段塔板数N14，脱苯塔底压力为970MMHG，塔底贫油温度为178，该温度下洗油和萘的饱和蒸汽压为2792和105MMHG，则组分的平衡常数为萘2792/97002878NK洗油105/97001083M由再生器进入脱苯塔的水蒸气量为140088KG/H，进入脱苯塔内富油液相量如下洗油4