毕业设计-年产60万吨焦炭焦化厂粗苯回收车间设计

1文献综述11产品简介粗苯是多种芳烃和其他化合物组成的混合物，粗苯主要成分是苯、甲苯、二甲苯及三甲苯等，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。当用洗油回收煤气中的苯族烃时，在所得的粗苯中有少量的洗油轻质馏分，粗笨是焦炭生产过程中副产物，常温下是一种淡黄色易挥发的液体。粗苯的各主要组分在180的馏出物称为溶剂油。在测定粗苯中各组分的含量和计算产量时，通常把180前馏出量当作100来计算，故以其180前的馏出量作为馏出量质量的指标之一。粗苯在180前的馏出量取决于粗苯工段的工艺流程和操作制度。180前的馏出量越多，粗苯的质量就越少，一般要求180前的馏出量为9395粗苯。粗苯是淡黄色的透明液体，比水轻，不溶于水。在储存时，由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合形成的树脂状物质能溶解于粗苯中使其着色并很快地变暗。粗苯是易燃的物质，闪点12。粗苯蒸汽在空气中的浓度在1475（体积）范围内时，能形成爆炸性混合物，此工段要求严禁烟火。由于粗笨是一种初级化工产品，成分复杂，不能直接用于化工生产，也不能直接被终端客户消费，因此需要精苯生产企业把粗笨分理出纯苯、甲苯、二甲苯以及重质苯后，再到消费者手中。苯、甲苯、二甲苯（简称BTX）等同属于芳香烃，是重要的基本有机化工原料，芳香烃衍生的下游产品，广泛用于三大合成材料（合成塑料、合成纤维、合成橡胶）和有机原料及各种中间体的制造。苯主要用于合成乙苯、异丙苯环己烷，一部分也用于合成苯胺、马来酸、环氧树脂、尼龙和氯苯等。其中氯苯是重要的制药和染料工业的中间体，而苯胺则广泛用于染料、医药、农药、炸药、助剂、香料等精细化学品的生产，也用于合成材料工业1。二甲苯在工业上有用的是邻、对二甲苯。邻二甲苯可以用作生产邻二甲苯酰酐（苯酐）的原料，邻二甲苯酰酐主要用于增塑剂的制备；对二甲苯用作生产对二甲酸的原料，对苯二甲酸不仅是制造聚酯纤维涤纶的原料，也是制造模型树脂的原料。见表11表11各组分的平均含平量组分分子式含量苯甲苯二甲苯三甲苯不饱和化合物其中环戊二烯苯乙烯苯并呋喃及同系物茚及同系物硫化物（按硫计）其中二硫化碳噻吩C6H6C6H5CH3C6H4（CH3）2C6H3（CH3）3C5H6C6H5CHCH2C8H6OC9H8CS2C4H4S55801122256102712051005101020152503180315021612国内外的生产现状和市场需求121国内焦化制纯苯现状（1）酸洗法生产纯苯现状目前酸洗法生产的纯苯主要用于医药、农药、合成橡胶、树脂、染料、溶剂等等，由于酸洗法生产苯工艺落后而且对环境污染比较严重，目前大城市已逐步的取缔和搬迁；国家考虑到人们健康的要求，早已限制酸洗苯在某些领域的使用，国家发改委也将酸洗法工艺列入了淘汰技术目录予以限制，这样导致了酸洗苯产量的增幅下降。据有关资料显示2003、2004、2005年酸洗苯产量分别为47万吨、52万吨、55万吨，2004年比2003年同比增长了10，2005年比2004年同比增长了6，增幅下降。但是酸洗苯在价格方面有很大的优势，下游生产企业仍在不断的加大需求以降低生产成本，因此，酸洗苯受下游产品需求的支援，预计产量将保持一段平稳后，逐步进入下降通道。（2）苯加氢工艺生产纯苯现状近年来国际石油价格居高不下，带动了下游产品石油苯价格的不断攀升，价格由2004年初的5000元吨左右，上升到最高10500元吨左右，目前价格在7000元吨左右。苯加氢工艺生产的纯苯，在质量上不仅完全达到了石油苯的技术指标要求，而且价格上却有很大的优势，目前以粗笨为原料的加氢苯生产成本与以石油为原料的石油苯生产成本相比低1600元左右，最高时成产成本相差3500元，高利润导致了苯加氢工艺的迅猛发展。而且苯加氢工艺能实现甲苯、二甲苯等化学品的有效分离，代表了粗笨精制的发展方向。粗苯市场发展中存在这些问题（1）粗苯回收普及率较低。世界上发达国家炼焦企业的焦炉气的回收普及率接近100,而我国目前不足70。其主要原因炼焦装置发展速度过快,但配套的回收装置因资金问题发展缓慢小炼焦、土炼焦和工艺落后的炼焦炉由于各种原因或地方保护未按规定的时间关停。2由于技术落后或资金投入不足,造成粗苯回收率低。据实地考察,新建大型炼焦装置的焦炉气回收技术比较先进,回收率比较高,环境污染也比较小,而一些小型炼焦装置的焦炉气回收技术既落后又不完善,如缺少排水系统、污水处理系统和硫回收系统,不仅粗苯回收率低,而且也污染了环境。3一些地方和焦炭企业对环境治理不重视,以牺牲环境和资源为代价发展经济,再加上资金不足,造成焦炉气回收装置不能及时的配套建设,因此,国家对焦炭企业治理除了采取强制手段外,还需在焦炉气回收方面给予一定的政策鼓励和资金投入2。122焦化粗苯回收的现有生产工艺（1）煤气的最终冷却及除萘工艺目前我国焦化厂所采用的煤气终冷及除萘工艺主要有四种煤气终冷和机械除萘工艺煤气终冷和焦油洗萘工艺洗油萘和煤气最终冷却工艺横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺本设计采用横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺，同时在粗苯回收的过程中运用智能控制其过程，使其达到最大化17。A煤气终冷和机械除萘工艺煤气在终冷塔内自下而上流动,与经由隔板孔眼喷淋而下的冷却水流密切接触而被冷却至25左右,部分水汽被冷凝下来,同时还有相当数量的萘从煤气中析出,并被水冲洗下来,煤气含萘量也从20003000MG/NM降到8001200MG/NM。含萘冷却水由塔底经水封管进入机械化刮萘槽,在此水和萘分离,水流入凉水架冷却到3032,再由泵抽送经冷却器冷却到25左右后,回终冷塔循环使用,在萘沉淀槽中积聚的萘定期用蒸汽间接加热使其融化流入萘扬液槽，再定期用水蒸气压送到焦油槽或焦油氨水澄清槽处理。该流程的优点是操作稳定,便于管理,缺点是出冷却塔煤气含萘量较高终冷水和萘不能充分分离,部分萘被带到凉水架,使其清扫次数增加刮萘槽结构复杂笨重,建设费用高,且操作环境较差,污水处理量大9。B煤气终冷和焦油洗萘工艺煤气在终冷塔内的过程同前所述。含萘冷却水从终冷塔底流出，经液封管导入焦油洗萘器底部并向上流动。热焦油通过洗萘器中的筛板孔眼向下流动，在与含萘冷却水对流接触中将冷却水中的萘萃取出来。洗萘后的焦油从洗萘器底部排入焦油贮槽。焦油在循环使用24小时后经加热静止脱水，再用泵送往焦油车间加工处理，放空的焦油槽再接受新的焦油以备循环洗萘使用。从洗萘器上部流出的水进入澄清槽，经与焦油分离后自流到凉水架冷却，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贮槽。该流程的优点是不仅可以把冷却水中的萘几乎全部清除，而且对水中的酚有一定萃取作用。结果，减少凉水架的清扫次数，有利于终冷水的进一步处理。缺点是操作复杂，出口煤气含萘量高，用水量大，后期仍需进行污水处理8。C洗油萘和煤气最终冷却工艺煤气进入木格填料洗萘塔底，经由塔顶喷淋下来的55左右富油洗涤后可使煤气含萘量降到600MG/NM左右。除萘后的煤气进入终冷塔，该塔为隔板式分两段，下段用从凉水架来的循环水喷淋，将煤气冷却至40左右，上段用经冷却器冷却至2030的循环水喷淋，将煤气再冷却25左右，热水从终冷塔底部经水封管流入热水池，然后用泵送至凉水架，经冷却后自流入冷水池。再用泵送至终冷塔的上下两段，送往上段的水须经间冷器用低温水冷却，由于终冷器只冷却煤气，所以终冷循环水量可减至253T/1000NM。该流程的优点是塔后煤气含萘量要低于前两种工艺，用水量也仅为水洗萘的一半，因而可减少含酚污水的排放量。缺点是该流程洗萘在较为高的温度下进行，塔后煤气含萘量仍较高，煤气温度波动；操作复杂，洗油耗量大，脱苯困难，仍需进行污水处理7。D横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺煤气的终冷和除萘都在横管终冷塔中进行，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，且与煤气间接接触，煤气在预冷段内冷却至2125后进入吸收段的上部，循环喷洒轻质焦油雾滴，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，轻质焦油由泵导入循环槽的同时，从循环槽的导出管导出相同的焦油连续送往机械化氨水澄清槽，再送往焦油车间处理14。设计除萘过程采用横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺。其优点是该流程的优点是A对煤气中的萘的脱除率高，而且冷却效果好。出口煤气约22左右，煤气含萘量大约在350450MG/NM。B须用洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量；煤气中的萘直接转入焦油，减少了萘的损失。C系统阻力小，风机电耗低；操作维护简便；无污染；占地面积小，基建费用少。D与煤气的冷却不直接与水接触，所以无含酚污水的处理5。（2）洗苯工艺A焦油洗油吸收法煤气经最终冷却至25左右后，首先进入第一台洗苯塔的底部，从塔顶导出，再依次经过各台洗苯塔。从最后一台洗苯塔顶出来的煤气含苯量要求低于2G/NM。从贫油槽来的贫油则从最后一台洗苯塔顶喷淋而下，与煤气逆向而行密切接触，吸收煤气中的苯。含苯为25左右的富油从第一台洗苯塔的底部导出，用富油泵抽送至脱苯工序，脱苯后的贫油送回贫油槽循环使用。各洗苯塔底部为洗油接受槽，用钢板与煤气隔开。从塔顶下来的洗油经U型管流入该槽，槽内油位应保持稳定。最后一台洗苯塔喷头上面捕雾层，以捕集煤气夹带的油滴，减少洗油损失，也避免洗油进入煤气。B石油洗油吸收法用石油洗油回收苯族烃的工艺与用焦油洗油回收苯族烃的工艺流程一样,只是在设计贫油槽时,需要考虑经常排出油渣和可能生成的乳浊物。目前国内使用的石油洗油为轻柴油，与焦油洗油比较耗量低、油水分离容易，具有较高的稳定性，长期使用其物理化学性质几乎不变。此外石油洗油吸收萘的能力强，一般塔后煤气量可达150MG/NM以下。石油洗油吸收法的缺点是洗苯能力较低，故循环洗油量比用焦油洗油时大，所以脱苯蒸馏时的蒸汽耗量也大。此外在洗苯过程中生成的难容油渣容易堵塞换热设备，含有油渣的洗油与水容易形成乳浊液，影响正常操作。由于上述工艺流程缺点较多，设备选型上存在难题，所以，一般不采用该工艺。本设计采用洗苯过程采用焦油洗油吸收法3。（3）脱苯工艺A水蒸气蒸馏生产两种苯由洗苯工序来的富油在分缩器下面的三格中，被脱苯塔来的洗油加热，然后进入贫富油换热器，再进入预热器，用中压蒸汽将富油加热到135145，最后进入脱苯塔顶部进行脱苯，蒸馏用的直接蒸汽从再生器供入。从脱苯塔底部排出的热贫油自流入贫富油换热器，然后回脱苯塔底部贫油槽，再用泵送到贫油冷却器冷却，送往洗苯塔循环使用。从脱苯塔顶部出来的粗苯、轻质洗油蒸汽和水蒸气进入分缩器，进行部分冷凝，大部分洗油蒸汽和部分水蒸气被冷凝下来，形成轻重分缩油，分别进入分离器与水分离后兑入富油中。从分缩器底部出来的粗苯蒸汽和水蒸气进入两苯塔，在此分离成轻苯和重苯。重苯呈液态从塔底经重苯冷却器流入贮槽，再由泵送出。从两苯塔顶部出来的轻苯蒸汽和水蒸气进入轻苯冷凝冷却器，冷凝的轻苯用泵送到两苯塔顶部作回流，控制塔顶温度，同时控制轻苯质量，另一部分由回流槽进入中间槽即为轻苯产品。由于两苯塔塔顶温度较低，有水蒸汽冷凝下来，为了引出两苯塔内的冷凝水，分别从塔的上部和下部的既定塔板引出液体到相应的油水分离器，分离出水后的油再返回塔内引出板的下层。此外，洗油在循环使用过程中质量会变坏。为保持循环洗油量，从预热器后富油管引出占循环洗油量的15的洗油进入再生器。大部分洗油被蒸发并随着直接水蒸汽进入脱苯塔的底部。再生器底部的残渣油可靠设备内的蒸汽压力间歇或连续排至残渣油槽。B采用管式炉再生法生产一种苯，该工艺流程与前述工艺基本相同，唯一区别在经贫富油换热器后的富油不是进入预热器中用中压蒸汽加热，而是进入管式炉加热到180200后再进入脱苯塔脱苯6。该工艺和蒸汽法脱苯比较有以下优点1富油在管式炉内加热度较高，故脱苯程度高，粗苯回收率高；2蒸汽耗量低，且受蒸汽压力波动影响小，操作稳定；3酚水量少，因为蒸汽耗量低；4管式炉脱苯时，蒸汽耗量显著降低，可以大大缩小蒸馏和冷凝冷却设备的尺寸，从而使设备费用大为降低。设计脱苯过程采用管式炉再生法生产一种苯方法411。123工艺流程简图粗苯槽换热器脱苯塔再生器管式炉回流柱洗苯塔油水分离器冷凝器终冷塔煤气富油洗油贫油13本课题的要求、目的和意义131本课题的要求随着市场需求的增大，焦化厂回收粗苯的生产工艺越来越关注。本课题要求对现有的生产工艺进行全面、系统的分析，并结合企业对粗苯回收的生产，对现有技术进行理论分析，进而对生产进行诊断，对生产原料的选取及工艺的可行性进行论证，选择合理的、优化的工艺条件进行生产车间设计，同时要求生产对环境影响极小，排放物达到排放标准；且经济效益客观。132本课题的目的和意义本设计的目的是要需要解决生产原料短缺、生产工艺复杂、设备投资高、污染严重等问题。现对生产原料、生产工艺方法进行改进，采用管式炉生产一种苯，减少了投资，并且提高了粗苯的回收量，降低了生产成本和设备投资，大大提高了经济效益。希望通过本设计，一方面对我国粗苯回收的生产现状，存在的问题有一个比较具体的了解和清晰的认识。在对其生产工艺进行全面系统分析的基础上，结合当前企业的生产情况，对其技术进行理论分析，进而对生产进行诊断和评析，最终提出优化的工艺方案，选择最佳工艺条件进行生产车间工艺设计，以达到提回收率的目的，又使生产过程对环境的污染大大减小。另一方面，通过本课题的分析设计，可以更加丰富自己的专业理论知识，加深对化工工艺方面的理解，加强实践应用能力的锻炼，同时对以往课堂上不明白的知识，工艺流程、课后习题等方面遇到的问题将会得到进一步的解答。另外，通过本次设计将会拓宽自己的知识面，在文献检索，电脑软件，动手动脑能力等方面也会得到进一步的锻炼和提高。在以后的生产工作中能够更快的适应，真正地将知识运用到实践中去。2物料衡算与热量衡算21计算依据煤气量340NM3/T煤煤气密度0454KG/NM3产率占装煤量02SH2密度1518KG/NM3粗苯的回收率占装煤量1洗苯塔后煤气含苯量2G/NM3粗苯蒸汽密度3677KG/NM3煤气量31824NM3/H硫铵工段来的煤气温度/饱和温度58/52终冷温度2222横管终冷洗萘塔的物料及热量衡算221横管终冷洗萘塔物料衡算1干煤气的体积流量和质量流量V煤气31824NM3/HG煤气318240454144481/H2煤气中含量SH2GG煤H2S产率9361000021872KG/HS2VG/1872/151812332NM3/HH22H23煤气中粗苯含量G粗苯G煤粗苯的回收率V煤气塔后煤气含苯量93610001318240002999648KG/HV粗苯G粗苯/粗苯999648/36672726NM3/H4三种气体流量之和V总31824123322726322199NM3/H5塔前煤气中水蒸气量（G塔前KG/H和V塔前NM3/H）塔前煤气温度T58，煤气露点T52，露点下的水蒸汽压力为P011385KG/M2,101煤气分压为8948KG/M2,煤气压约为10000PAP1煤气绝对总压力大气压煤气压10133010000111330PAV塔前V总P02/P1P0132219913859807/11133013859807447719NM3/HG塔前V塔前18/22444771918/224359774KG/H6塔后煤气中水蒸汽量（G塔后KG/H和V塔后NM3/H）塔后煤气温度T222,露点T0222,露点下水蒸汽压力P02269KG/M2,煤气压为P29500PAV塔后V总P02/P2P013221922699807/10133095001385980776788NM3/HG塔后V塔后18/2247678818/22461704KG/H222横管终冷洗萘塔热量衡算1带入热量干煤气带入热量Q1V煤气干煤气在58C下的焓31824208841843035854845KJ/HH2S带入热量Q2GH2S在塔前温度下的比热塔前温度18720236958418107619KJ/H式中418KCAL与KJ之间的单位转换系数粗苯带入热量Q3G粗苯II418103CT式中C2070026T/MM粗苯平均分子量，可取为822T煤气塔前温度，则C207002658/822027KCAL/KGI4181030275849651KJ/KGQ3G粗苯I9996484965149633522KJ/H水蒸气带入热量Q4G塔前水蒸气塔前温度下的焓3597742601593595206KJ/H总共带入的热量Q入Q1Q2Q3Q41290247458KJ/H2带出热量干煤气带出热量Q1V煤气干煤气在22下的焓31824792418410545608KJ/HH2S带出热量Q2GH2S在塔前温度下的比热塔前温度H18720237222418408338KJ/H粗苯带出热量Q3G粗苯I,C2070026T/M207002622/822026KCAL/KGI418103CT4181030262245435KJ/KGQ399964845435454190069KJ/H水蒸气带出热量Q4G塔前水蒸气塔前温度下的焓6170425326156271727KJ/H总共带出的热量Q出Q1Q2Q3Q410545608408338454190069156271727307555152KJ/H所以煤气从58降到22放出的热量为Q入Q出9826923KJ3冷却水量W冷却水采用18的地下水出塔温度为28左右W（QQ）/（2818）1000418入出9826923/（2818）41810002351M3/H4冷却面积的计算平均温差MT煤气5822冷却水2818T304则平均温差为129M21LNT304L冷却面积F由公式FQ/（K）得MTF98269231000/129256763600824123洗苯塔的物料衡算塔前煤气温度22，塔后煤气温度22，塔前煤气压力8800PA，塔后煤气压力7300PA1从煤气中吸收的粗苯量为GG煤粗苯回收率93610001936KG/H出塔煤气含粗苯量为63648KG/H入塔湿煤气量煤气31824NM3/H144481KG/H硫化氢12332NM3/H1872KG/H粗苯蒸汽27186NM3/H999648KG/H共计32987067NM3/H16251988KG/H出塔湿煤气量煤气31824NM3/H144481KG/H硫化氢12332NM3/H1872KG/H粗苯蒸汽1731NM3/H63648KG/H水蒸汽76788NM3/H61704KG/H共计327326NM3/H15315988KG/H2煤气平均流量VV（VV）/23298706327326）/23253815NM3/H123洗油循环量W的计算油气比取为17L/M煤气，油度取油106KG/L,则3WV油气比油3253815171065863375KG/H4塔前煤气含粗苯量A1G粗苯前1000/V19996481000/3298706303G/NM35塔后煤气含粗苯量A2G粗苯后1000/V2636481000/327326194G/NM3查资料知贫油允许含粗苯量入塔贫油含苯量为03256入塔贫油实际含苯量为C0325/1202711取平衡偏离系数127出塔富油含苯量CC回收的苯量/（洗油量苯的回收量）210271936100/5863375936184224管式炉的物料衡算和热量衡算241管式炉的物料衡算粗苯产量为936KG/H,其中含苯9367671136KG/H,甲苯936151404KG/H，二甲苯9365468KG/H，1萘溶剂油为93643744KG/H贫油量W586338KG/H又贫油密度1050KG/H,则V586338/10505584M/HW3贫油中粗苯的含量为558402710151M/H,32粗苯的密度取860KG/M，粗苯量为015186013014KG/H，3其中含苯2813014364KG/H，甲苯192130142499KG/H，二甲苯308130144008KG/H，萘溶剂油4721301461426KG/H。3富油量贫油量粗苯产量贫油中含粗苯量586338936130145969994KG/H4富油中水量富油量055969994052985KG/H5富油中萘量富油量559699945298499KG/H6洗油量贫油量富油中萘量5863382984995564881KG/H7则进入脱苯工序的富油量见表21表21成分KG/HKMOL/H分子量洗油55648813478160萘2984992332128苯7113691278甲苯1404153919二甲苯468044106溶剂油37440361054水2985165818共计5986833991539907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；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苯的比率假设0660B甲苯（06607668）/（0660766803453875）0793T二甲苯（06607668）/（0660766803452060）0878X溶剂油（06607668）/（0660766803451100）0931S洗油（06607668）/（066076680345110）0992M萘（06607668）/（066076680345295）0981N水0W8闪蒸后留在液相中各组分的数量如表22蒸发量闪蒸前的量闪蒸后留下的量9887868816539715471913142763291698294805蒸发量闪蒸前的量闪蒸后留下的量9887868816539715471913142763291698294805表22成分KMOL/HKG/H苯91706606054719甲苯18079314313142二甲苯0938087840727632溶剂油0938093108791698洗油347809933452555240萘233209812287292736共计37719858938698粗苯在管式炉中的蒸发率294805/936100315242管式炉的热量衡算1从洗苯塔来的富油经过分缩器，贫富油换热器后进入管式炉带入的热量Q1洗油带入热量（包括萘）含萘洗油135时的比热是0491KCAL/KGQ1洗油量（包括萘）比热温度586338049113541841626128936KJ/H粗苯带入热量粗苯在135时的比热是0524KCAL/KGQ2粗苯量比热温度106614052413541843152503KJ/H水带入热量水在135下的比热是10215KCAL/KG水量比热温度3Q29851021513541817206509KJ/HQ1Q1Q2Q316261289363152503172065091674860475KJ/H2查文献知，每千克粗苯的直接蒸汽耗量为1592KG则蒸馏用直接蒸汽耗量为159293614901KG/HQ214901656341840878749KJ/H3管式炉加热用煤气供热量Q3所以管式炉输入热量为QAQ1Q2Q3167486047540878749Q32083647966Q3KJ/H4出管式炉富油180时带走的热量Q4含萘洗油带走的热量Q4洗油量（包括萘）比热温度581673605431804182376446106KJ/H粗苯带出的热量粗苯在180时的比热是0571KCAL/KGQ5771338057118041833138125KJ/H故Q4Q4Q52376446106331381252409584231KJ/H5粗苯蒸汽和油气带出热量Q5洗油蒸汽带走热量（含萘蒸汽）含萘洗油蒸汽热焓是135KCAL/KG含萘洗油蒸汽量闪蒸前含萘洗油的量闪蒸后含萘洗油的量586338581673646644Q6含萘洗油蒸汽量热焓4664413541842629895KJ/H粗苯蒸汽带出热量180粗苯蒸汽热焓是159KCAL/KGQ7粗苯蒸汽量热焓37719815941842509332KJ/H水蒸汽带出热量180水蒸汽热焓是677KCAL/KGQ8水蒸汽量热焓29856774188447132KJ/HQ5Q6Q7Q826298952509332844713213586359KJ/H6400过热蒸汽带出热量Q6Q61490178154184867664967KJ/H7散热损失Q7其中005为散热系数Q7005QA0052083647966Q31047823983005Q38管式炉的输出热量QBQ4Q5Q6Q724095842311358635948676649671047823983005Q34080038301005Q39QAQB2083647966Q34080038301005Q3Q3210146351KJ/H所以散热损失Q710478239830052101463511152897159KJ/H25再生器的物料衡算洗油与萘在提馏段的蒸发率的公式21INIIKL设有两层塔板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，萘KN496/98005061，洗油KM200/98002041进入再生器内的油量为管式炉后富油量的1，即59998KG/H，其中气相G233KG/H，液相59765KG/H，气相包括洗油0848KG/H，萘0104KG/H，粗苯0743KG/H，水蒸气0632KG/H，液相包括洗油5551KG/H，萘3199KG/H，粗苯1056KG/H。进入再生器的水蒸气量GS为14901KG/H。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L5999818/149011600045各组分蒸发率为萘21045/61098N洗油2/4M从再生器进入脱苯塔的气体数量洗油08485999808450483KG/H萘0104319909182947KG/H粗苯07431056181KG/H水蒸气0632149011490732KG/H26脱苯塔的物料衡算1提馏段的计算设提馏段塔板数N14，脱苯塔底压力为970MMHG，塔底贫油温度为178，该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压为2792MMHG和105MMHG，则组分的平衡常数按组分平衡常数；KIPI/P萘KN2792/97002878洗油KM105/97001083则进入脱苯塔内富油液相量为洗油55240597655464235KG/H萘2927363199289537KG/H粗苯7713351056760775KG/H总共546423528953776077558024245KG/H油分子数与水蒸汽分子数之比的公式是IGMMS/GSMMGM,GS,MS,MM分别是油量,水蒸气量,水蒸气18,油160的分子量设在再生器内粗苯全部蒸发,则L5802424518/149011604381所以得洗油与萘蒸发率为萘0056778431/02N洗油002471287094M洗油和萘在提馏段的蒸发量洗油546423500247134967KG/H萘2895370065719023KG/H2精馏段的计算粗苯产量999648KG/H，设在脱苯塔中全部蒸发，180前馏出量为93，故实际粗苯产量为999648/093107489KG/H粗苯蒸汽中含油量为10748999964875242KG/H其中洗油75242201505KG/H，萘75242806019KG/H根据富油在脱苯塔进口的闪蒸量，由再生器进脱苯塔的气体量，脱苯塔提馏段的蒸发量以及塔顶粗苯带走油量，得到在精馏段冷凝而流到提馏段的洗油量和萘量洗油（55510848）5048313496715052393702KG/H萘（31990104）2947190236019191396KG/H即2393702/160191396/1281646KMOL/H脱苯塔总物料平衡表如表23表23进料粗苯萘洗油水蒸汽总计管式炉油汽294805576408298141058545再生器油汽11343294750483149012035743提馏段蒸发62511519021349672164985合计9312632772722625178824525927327贫富油换热器的物料及热量衡算271贫富油换热器的物料衡算粗苯产量为936T/H，设在塔内全部蒸发其180前蒸馏出量为93故实际粗苯量为936/93100645T/H粗苯含油量为7046T/H洗油量2070461409T/H萘80704656368T/H进入贫富油换热器贫油温度175，贫油量为5999844936563714129855899197KG/H其中含粗苯20382KG/H，洗油（含萘）8257478KG/H贫油进口温度为175，出口温度为T假设。进贫富油换热器的富油量为599981KG/H，其中含粗苯106614KG/H，水2985KG/H，洗油（含萘）586328KG/H。富油入口温度70，出口温度135。272贫富油换热器的热量衡算1输入热量Q入冷富油在70时带入热量Q158633804446106614045629851704187857260166KJ/H式中0446，0456，1分别为洗油，粗苯，水在70下的比热，KCAL/KG热贫油在175时带入的热量Q2589919705291301405661754182288162092KJ/H式中0529，0566洗油和粗苯在175下的比热，KCAL/KG故热量输入Q入Q1Q27857260166228816209230738881092输出热量Q出135富油带走的热量Q3（5863380495106614052329851021）1354181686472099KJ/H式中0495，0523，1021分别为洗油，粗苯，水在下的比热，KCAL/KG热贫油在T时带走的热量Q4（C1C2T（589919713014）T12C式中C1为洗油（含萘）在T下的比热，KCAL/KGC10384000093TC2为粗苯在T下的比热，KCAL/KG，可用此式计算C203830001043T带入，得Q4227027455T418T设损失四周的热量为所传递热量的25，则Q525（Q1Q325（1686472099785726016622518652KJ/H则输出热量Q出Q3Q4Q51686472099227027455T418T22518652由热量平衡，得QQ入出T11292所以Q41134989487KJ/H273贫油冷却器的热量衡算贫油量586338KG/H,其中洗油5850366KG/H，粗苯13014KG/H，进贫油冷却器温度为1129，出来温度为30，水进口温度为18，出口温度为35。30时，洗油比热C洗0964303890000861304181710KJ/KG粗苯比热C苯03830001043304181731KJ/KG1129时，洗油比热C洗09643038900008611129418196KJ/KG粗苯比热C苯038300010431129418209KJ/KG则热负荷Q58503661961301420911295850366171130141731309968635964KJ/KG3设备选型31横管终冷洗除萘塔的设计计算有效管长塔两侧的管箱开半个管箱的高度，由于每侧的管箱间距为2000MM，则每根水管的纵向倾斜距离为100MM，所以有效管长为X201025M设管内水流速为09M/S,W2351则管束NW4/U3143600D23514/09360031414789205取148根采用三角形排列，排4排，每排37根。管箱数824/1483140032200252767取28个，共14个管箱管间距15D153248MM,取50正三角形布管，则行间距为为4333，取45塔体采用边长为2米的正方形制造，每排可布37根水管，每组管束含5排，则一组共有374148根水管，组间距取60，则一个管箱高度为45860420，箱间距取200MM。两段喷洒高度共取1M，煤气出口2M，煤气入口1M，底部油槽高4M，则实际塔高为H3502420142001312141718M32洗苯塔的设计塔径的确定塑料花环填料的空塔气速取12M/S花环填料表面定额值为028/NMH，圆整后，取D38M3花环填料面积F0283182412600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31表31型号填充分数个/M3比表面积/NM3空隙率容重KG/M3X3250018588111Z800012789120D3000949088Z型花环的比表面积为127/NM。3填料总体积V891072/12701M故填料高度为H701/314/22558M2RV因此洗苯塔可分为五层填料，每层高度为25M，填料层间距为1M，捕雾层高08M,分布板段25M,煤气入口段2M,煤气出口段2M,洗苯塔底部槽高为5M，喷淋高度为25M,第二层与第三层填料间设再分布器，间隔为2M,则洗苯塔内填料高度为H4250825225222附加高度29M33管式炉的设计管式炉加热面积供给富油的热量QMQ4Q5Q12409584231135863591674860475870587346KJ/H供给蒸汽的热量QVQ6Q2486766496740878749779790067KJ/H设QM的95由辐射段供给5由对流供给辐射段强度为104500KJ/H,则辐射段加热面积为F187058734695/1045007914M2取对流段加热强度为20900KJ/H，则对流段加热面积为F28705873465779790067设管式炉加热效率为75，煤气热值为4250KCAL/M3,17765KJ/NM3则煤气消耗量为VG（QVQM）（7517765）77194煤气在管式炉中燃烧产生热量为Q9919442503025729971KCAL根据焦化设计参考资料选热负荷为310万千卡/时的管式炉一台。34脱苯塔的设计富油进管式炉加热后进入脱苯塔脱苯。脱苯塔多采用泡罩塔，塔盘泡罩为条形或圆形，其材质一般采用铸铁或不锈钢脱苯塔塔径的计算提馏段的塔径进入提馏段上部的气相质量流量见表32表32成分气相质量流量KG/H粗苯936续表32萘30029洗油22625水蒸气178824共计527803则提馏段上部气相体积流量为394903NM3/H9360265178247315608129SV式中175，900分别为该段的温度和压力气相密度为527803194G液相洗油密度（180）T（）为了不产生大量雾沫夹带，保证塔板效率，选取塔板间距为H04M，从板式塔允许速度系数与板间距关系图查出C0044M/S,得最大允许空塔气速为MAX984713096EGVC选用空塔气速为0711960837MAX07U则塔径M39412960874SVDU同理精馏段的塔径为1785M选取塔径D1800MM，其规格见表33表33塔径MM塔高MM塔板层数板间距MM泡罩形式18001665016600条形35贫富油换热器的设计换热器面积的确定换热器内贫富油呈逆流流动，其温度差为贫油1751129富油1357040429T则平均温差为MT，T，134029LN取09541133936TT，取095T取换热系数K400KCAL/H,则所需换热面积为F13687MQKTA36917218506840选用两台换热面积为70的螺旋板换热器。型号I6T8010/160018总重3580KG本设计所涉及设备总览请见表34表34设备一览表编号名称规格数量型号T101横管终冷冷凝器H178001T201洗苯塔H290001T301脱苯塔H166501IF4746S101再生器DN1400,H70501IF4839F101管式炉310万千卡/时1TF483E101贫油冷却器F180M2,F280M22E201贫富油换热器F170M2,F270M22E301分缩器F170M21IF2515E401冷凝冷却器F1800M21IF4855V101轻焦油满流槽200060001V201轻质焦油贮槽DN3600,H40001V301旋风捕雾器DN20001V401液封槽H20001V501液封槽H25001V601新洗油槽H40001V602贫油槽H40001V603控制分离器180040002V604轻分缩油油水分离器180045001V605重分缩油油水分离器180045001V606粗苯中间槽DN4000,H35002V607液封槽DN800,H25002P101贫油泵H38M2100Y60BP202富油泵H5847M26DA8X2续表34P301轻质焦油泵H5847M36DA8X2P401终冷水泵H6950M28SH9P501贫油冷却器用水泵H43835M26SH9A4生产车间布置41车间布置设计的意义车间布置设计是工厂设计中很重要的一环，一个合理的车间布置设计，不仅可在建设投资经济效益等方面取得良好效果,并且对今后的正常安全生产车间管理设备维修能量利用物料运输人流往来等多方面有极大影响。42车间布置的原则车间平面布置首先必须适合全厂总平面布置的要求，应尽可能使各车间的平面布置在总体上达到协调、整齐、紧凑、美观、相互融洽，浑为一体。辅料车间与使用设备靠近。按节省能源的角度，把设备分布在两面楼层。做到减轻楼层负荷减少输送数量和管道的密度。合理安排通道以及楼梯的位置。设备要统一安排，排列整齐，有足够的操作空间。43车间设备布置保证工艺流程的通畅，即保证工艺流程在水平方向和垂直方向的连续性，以便生产连续正常进行。考虑合适的设备间距，设备间距过大会增加建筑面积，拉长管道，从而增加建筑和管道的投资，同时操作和管理都不方便。设备间距过小，虽可以节省占地和投资，但会带来操作、安装和维修的困难。满足生产方便操作，如彼此相连续的各工序的设备，应尽量配置靠近些，以缩短联系她们的输送线路，设备之间尽可能达到自动流送物料，这样可减少输送设备。满足安装检修拆卸的要求，一般厂房大门的宽度要比所需要通过的设备宽度大02米左右，本厂车间大门设计为4米。考虑运输通道，如每排设备至少一侧要留有通道，大的室内设备在底层还要留有移出通道，并接近主道路布置。通道的宽度取决于运输工具、运输物件的外形尺寸及人流、货流通过量，主干道宽度78M，车间通道宽45M。采光和照明由于车间不设置围墙，车间主要采用天然采光，夜间电灯照明。全选用开启式照明器，用绝缘性能好的灯座。灯管选用透射性能好的镁光灯。采暖和通风本工厂采用集中采暖式的蒸汽采暖，能量来自于本厂锅炉房。办公、生活区设有空调。设备安装安全距离请见表41表41设备的安全距离序号项目净安全距离/M1泵与泵的距离不小于072泵离墙的距离至少123泵列与泵列间的距离双泵列间不小于204计量罐间的距离04065储罐与储罐间的距离指车间中一般小容量04066换热器与换热器间的距离至少107塔与塔的间距10208离心泵周围通道不小于159过滤机周围通道101810反应罐盖上传动装置离天花板距离不小于1511反应罐底部与人行通道距离不小于182012反应罐卸料口至离心机的距离不小于101513起吊物品与设备最高点距离不小于04续表4114往返运动机械的运动部件离墙距离不小于1515反应罐离墙距离不小于081016反应罐相互间距离不小于081217通廊、操作台通行部分的最小净空高度不小于202518不常通行的地方，净高不小于1919操作台梯子的斜度一般情况不大于4520控制室、开关室与炉子之间的距离1521产生可燃性气体的设备和炉子间距离不小于8022工艺设备和通道间距离不小于1044车间布置的任务车间设备布置的任务，是确定设备在车间空间的位置，确定建、构建物及场地的位置与结构尺寸，确定人流通道及设备的支撑方式等。优良的车间布置设计，不仅要符合总图要求，符合工艺流程物料走向原则，符合生产安全剂环保要求，还必须做到操作维修方便，投资少，经济合理；做到设备排列紧凑、整齐、美观。为此，必须充分熟悉与掌握总图布置条件和工艺流程；必须充分并正确利用国家标准和设计规范；必须充分重视学习并利用已有的设计经验；必须很好地协同各专业利用最新的设计成果和技术，进行创造性工作。45设备布置设计注意的问题451露天化布置与室内布置设备露天化有许多优点节约建筑面积，节省基建投资，有利于化工生产的防火，防爆和防毒。因此，对不需要经常操作的设备或可以用自动化仪表操作控制的设备，例如塔器、液体原料及成品储罐、气柜、冷凝器等，可进行露天或半露天布置。对不允许有显著温度变化，不能收大气影响的设备，以及经常要监测，就近操作的设备，如各种反应罐、压缩机、泵，及装有精密度高的仪表的设备应布置在室内。452生产流程化布置一般说，流程化布置，可以节约管线，可以使设备紧凑，节约投资。所以布置时一定要满足工艺流程顺序。保证水平方向和垂直方向的连续性。能使压差输送的物料，应充分按设备位差布置；在不影响流程顺序的原则下，可将较高设备集中布置，以充分利用空间，减少厂房结构的变化。一般将高位槽、计量槽布置在最高层，储槽布置在最底层，以利用流体位差进行输送；在保证流程在垂直方向连续性的同时，应避免多层厂房中的操作人员多次往返于楼层之间。453集中化布置在保证流程化布置的同时，相同的或同类设备，尽可能几种布置，便于统一管理和操作。例如炼油厂，将上百台换热器集中在一起，合理的组织热量交换，以节约热量（冷量），同时缩短管线。合成氨厂将合成压缩机、循环机和冰机放在一个厂房内，将不同的塔体放在一起，布置在一个塔架上，可以减少投资和维修费用。454操作、安装与检修要求1必须留有足够的操作空间2在操作岗位上，要工人必须看到所有监测点的现场仪表，必须保证工人在工段巡回的道路和到操作点的通道畅通。3必须保证设备有足够的检修位置和空间，保证设备或检修工器具方便进出通道。经常搬动的设备，应在设备附近设置大门或安装孔。大门宽度应比最大设备宽05米。不常检修的设备，可在墙上设置安装孔。通过楼层的设备，楼面上要设置吊装孔。厂房比较短时，吊装孔常在靠山墙的一端。4设备之间要留有适当的间距必须考虑设备的检修拆卸以及运送物料所需的起重运输设备、设备吊杆、吊车梁、吊装孔及相应空间。如不设永久性的起重吊装设备，应考虑安装临时起重运输设备的场地及预埋吊钩和相应的空间，如厂房内设永久性的起重吊装设备，则要考虑起重运输设备本身的高度，并使起重高度大于沿途运输中通过的最高设备的高度，且有被拆卸物的停放场地。455设备布置与厂房建筑1设备布置要避开建筑物的柱子、主梁、沉降缝、