粗笨回收洗苯蒸馏段工艺设计.doc

河南城建学院毕业设计目录目录0一、绪论11.文献综述12.设计方案的确定2二装置流程及说明21 粗苯洗涤42 粗苯蒸馏5三装置的工艺计算及装置的选型71.吸苯塔物料衡算71.气液平衡曲线92.吸收剂（洗油）的用量93.塔底吸收液104. 操作线105.塔径计算106.填料层高度计算127.填料层压降计算17四粗苯回收脱苯工段主要设备171.管式炉17（1）管式炉物料衡算：18（2）管式炉热量衡算：222.洗油再生器24（1）构造简介24（2）富油各组分的蒸出率计算243.两苯塔27五.填料吸收塔的附属设备281.泵的选择282.工艺管道的材质选用283.吸苯塔的附属设备的选择29六设计心得34参考文献36一、绪论1.文献综述（1） 粗苯回收的现状与前景随着原油价格的不断上涨,粗苯作为一种宝贵的化工原料,它的价格也随之上涨。当前,在各化工企业逐渐走向深加工渠道的同时,众多焦化厂对粗苯产量的追求也日趋提升。而粗苯产量的高低,关键取决于工艺设备的效率。粗苯是由多种芳烃和其他化合物组成的复杂混合物；粗苯的主要组分是苯、甲苯、二甲苯及三甲苯等。此外，还含有一些不饱和化合物、硫化杨及少量的酚类和吡啶碱类组分。在用洗油回收煤气中的苯族烃时，则尚含有少量的洗油轻质馏分。粗苯的主要组成取决于炼焦配煤的质量及炼焦产物在炭化室内裂解的程度。从焦炉煤气中回收苯族烃可采用液体吸收法、固体吸附法及加压冷冻法等，本设计采用液体吸附法。根据富油入脱苯塔前的加热方式不同洗苯富油脱苯的工艺流程分为蒸汽法和管式炉法。根据生成产品种类，可分为一苯塔工艺、二苯塔工艺和三苯塔工艺。本设计采用管式炉加热的二苯塔工艺。（2） 设计条件本设计为常压填料塔，以洗油为吸收剂，粗苯为吸收质，任务以及操作条件为：焦炉煤气（粗苯，水蒸气等）处理量9785m3/h；进塔焦炉煤气含粗苯体积分数2%，相对湿度65%，温度25进塔吸收剂（洗油）的温度27；粗苯回收率 90%；操作压力为110.0kPa.管式炉操作条件：入口物料温度为130；出口温度为180；采用直接蒸汽加热；二苯塔操作条件：二苯塔操作温度为180。2.设计方案的确定焦炉煤气回收粗苯生产工艺一般包括终冷洗苯和粗苯蒸馏两大部分。由于粗苯工艺生产的连续稳定性要求特别高,设备的选型将直接关系到粗苯收率和洗油消耗。大多数焦化厂使用的换热器多为浮头式列管换热器,螺旋板式换热器和波纹板式换热器3种。洗油和粗苯为易燃易爆的介质,粗苯还是高危害介质,因此粗苯和洗油等介质输送的泵的选型很重要。一般选型,对输送粗苯的泵,要求轴封可靠且无泄漏泵,多选用屏蔽泵,这样可有效避免介质的泄漏和设备漏电,且占地面积较小;贫富油泵要选用密封性能较好、质量可靠的化工泵。粗苯回收工艺设备的选型,将直接影响粗苯生产的连续性、稳定性和安全性。近年来,设备技术领域正向着高效、节能化方向发展,特别是当前粗苯销售价格持续走高的形势下,粗苯工艺的改造或设计正确合理选用化工设备和管道,可有效地提高回收效率,降低能耗,使资源得以合理利用,有效地保证该工序的清洁安全稳定运行。二装置流程及说明生产工艺流程说明：炼焦煤在焦炉干镏过程中产生的苯族烃随荒煤气逸出，粗苯是有机化学工业的重要原料，回收粗苯具有较高的经济效益。焦炉煤气中粗苯含量一般为2540g/m3.粗苯的产率与装炉煤的质量、炼焦温度和焦炉炉顶空间温度有关。即粗苯的产率随装炉煤挥发分的提高而增加，随炼焦温度、炉顶空间温度的提高而下降。通常为装入干煤的0.9%1.3%。粗苯的产率与装入煤的挥发分的关系可用下式表示。Y= -1.6+0.144V0.0016V2 配煤挥分,%2021222324252627282930粗苯产率,%0.640.710.80.860.941.01.021.131.181.231.281脱水塔 2管式炉 3再生器 4脱苯塔 5热品油槽 6两苯塔 7分凝器 8换热器 9冷凝冷却器 10冷凝器 11分离器 12回流柱 13加热器 粗苯产品的技术要求主要有两个指标：一是水分，要求在室温下目测无可见不溶解水；二是对粗苯产品作镏程测定，当粗苯产品作为溶剂用时,180前镏出量应91%，当作为精制用粗苯时180前镏出量应93%。 粗苯的主要组分有苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等芳烃，此外还含有不饱和化合物、含硫化合物、脂肪烃、萘、酚类和吡啶类化合物，其组成见表1。粗苯主要组成含量（%）组分含量组分含量苯5580古马隆0.61.0甲苯1222茚1.52.5二甲苯26硫化氢0.10.2三甲苯26二硫化碳0.31.5乙基苯0.51噻吩0.21.0丙基苯0.030.05甲基噻吩0.10.2乙基甲苯0.080.10吡啶及其同系物0.10.5戊烯0.50.8苯酚及其同系物0.10.6环戊二烯0.51.0萘0.52.0C6C8直链烯烃0.50.6脂肪烃C6C80.51.0苯乙烯0.51.0从焦炉煤气中回收粗苯一般均采用焦油洗油作吸收剂，其工艺包括洗涤和蒸馏两个部分。1 粗苯洗涤焦油洗油吸苯的工艺流程见图1。如图1 所示，焦炉煤气以2527依次通过串联的洗苯塔，与塔顶喷洒的焦油洗油逆流接触，脱除粗苯后煤气从塔顶排出。塔底排出含粗苯约2.5%的富油送往蒸馏装置脱苯。脱苯后的贫油含苯0.20.4%，经冷却至2730后送至洗苯塔循环使用。用于吸收苯的焦油洗油质量标准如下：密度，g/cm31.031.06 蒸馏试验 230前镏出量，%（体积）300前镏出量，%（体积）390酚含量，%（体积）0.5 萘含量，%（质量）15 水分，%1.0 黏度 1.5 15结晶物无 图1 焦油洗油吸苯的工艺流程近年来，国内使用洗苯塔的填料型式较多，老式的木格填料已很少使用，使用较多的为钢板网填料和花环填料。一般采用两塔串联型式，也有采用一塔洗苯的型式。2 粗苯蒸馏20世纪80年代以前,我国绝大部分焦化厂均是沿用原苏联的蒸汽加热富油脱苯工艺，这种工艺陈旧，蒸汽消耗量大，设备庞大，产品质量差。19761979年间，我国自行设计的脱苯装置相继在新（新余）钢焦化厂和济钢焦化厂建成，分别采用管式炉加热富油，脱苯塔打回流的30层单塔脱苯生产粗苯和45层单塔脱苯生产两种苯（轻苯、重苯）的装置，经过攻关、调试投入正常生产，并取得了“单塔脱苯工艺及新型脱苯塔发明专利”。目前国内各焦化厂均普遍采用了管式炉加热富油脱苯工艺。这种工艺可以有双塔生产轻苯、重质苯以及单塔生产粗苯和单塔生产轻苯、重苯三种方法。（1）脱苯工艺的主要种类 脱苯有水蒸气加热蒸馏法和管式炉加热蒸馏两种脱苯工艺，两种工艺都可以回收一种苯或轻苯、重苯两种。（2）水蒸气加热蒸馏法与管式炉加热蒸馏法比较入下表：项目管式炉加热蒸馏法水蒸气加热蒸汽法脱苯原理在脱苯塔中加入直接蒸汽，降低苯沸点在脱苯塔中加入直接蒸汽，降低苯沸点流程特点 富油经油气换热器、贫富油换热器加热至110，然后用管式炉将富油加热到180入脱苯塔。设有脱水塔、富液再生器、两苯塔水分离器。有生产一种苯两种流程。两苯塔气相进料。可以在两苯塔侧线切去重苯也可以在两苯塔底取得重苯。 富油经分缩器、贫油换热器、富油预热器加热140左右入脱苯塔，设有富油再生器，有两苯塔水分离器，有生产一种苯两种苯两种流程，两苯塔气相进料。产品粗苯或轻、重苯粗苯或轻、重苯主要工艺操作参数（以两苯塔为例）温度/富油入脱苯塔温度180190140脱苯塔底温度180190130140两苯塔底温度150160150160贫油冷却温度2525脱苯塔顶油汽温度170175120135分凝器油汽出口温度88928892再生器顶油汽温度150170150170再生器底温度180190160180管式炉过热蒸汽温度400两苯塔顶油汽温度73787378两苯塔底重苯温度140160140160轻缩分出口温度9095-重分缩后出口温度9992-重苯冷却器后重苯温度70807080轻苯冷凝冷却后温度302530压力 Mpa再生器加热蒸汽压力0.40.50.81预热蒸汽压力蒸馏用蒸汽压力0.40.50.30.4脱苯塔底部压力0.040.03贫油重含苯量%（质量分数）0.20.40.40.5入再生器的油量/%（质量分数）1.52（占循环油）11.5（占循环油）.脱水塔后富油含水量0.5两塔回流比2.53.52.53.5萘油切取在脱苯塔2025块塔板可侧线切取含萘50%的萘油。在两苯塔提馏段侧线切取重苯，塔底残液为萘油。若塔底取重苯则萘富集重苯中一部分萘在轻分缩油中，其余部分萘油富集在重苯中1t180前粗苯主要消耗指直接蒸汽消耗量/t 0.4Mpa（g）11.53.54（焦油洗油）总蒸汽消耗量/t1.5244.5（石油洗油）洗油消耗/kg100150100电耗/kw120120冷却水耗量/t（包括吸苯在内）18低温水32循环水180270180270产生酚水量/t1.5以上34管式炉煤气耗量/（标）500700粗苯回收率/%959794由以上材料可知，管式炉加热法有以下有点：脱苯程度高，贫油含苯量可达0.1%左右，粗苯回收效率高，蒸汽耗量低，每生产1t180前粗苯蒸汽耗量为11.5t，仅为预热器加热富油脱苯蒸汽耗量的1/3；产生的污水量，蒸馏和冷凝冷却设备的尺寸小等。所以本设计采用管式炉加热的二苯塔。从洗氨工段过来的粗苯煤气进入终冷器，出终冷器的煤气洗苯塔，洗油按逆流洗涤原理喷入塔内进行吸苯，出洗苯塔的洗油含苯量约为2.5%左右，称为富油。富油在分缩器下面的三格中被脱苯塔来的蒸气加热到7080，然后进入管式贫富油换热器被温度为130140的热贫油加热到90100，再利用煤气加热的管式炉中加热到135145。粗苯蒸气进入两苯塔中，在此将粗苯分馏成两种馏分即轻苯和重苯。讲从塔顶逸出的轻苯温度控制在7378，在冷凝冷却器中冷却到2535，最后进入回流槽，一部分用泵打向两苯塔作回流，一部分送到精苯车间油罐。两苯塔的提馏段由三层高泡罩塔板组成，设有间接蒸汽加热蛇管，并送入少量直接蒸汽，用以加热底部的液体，提取其中的低沸点组分。两苯塔的底部温度保持在150左右。由两苯塔底部出来的洗油含苯为0.30.5%，称为贫油，温度比富油预热温度约低35（130140），自流入贫富油换热器，经与富油换热后冷却到110120，然后用泵打到贫油排管冷却架，用水喷淋冷却到2530，送回洗苯塔喷淋。为了保持循环洗油的质量，在富油入塔前的管路上抽出11.5%送如洗油再生器，在此被压力为0.981.176兆帕的间接蒸汽加热到160180，并用直接过热蒸汽蒸吹。吹出的155175的油气和水蒸气混合物通过脱苯塔底部，而再生器底部残渣则靠器内压力间歇排出。这样处理后的洗油，其质量保持为：比重1.07，水分1%，含酚0.5%，含萘9%，300前馏出量85%。三装置的工艺计算及装置的选型1.吸苯塔物料衡算（1）进塔焦炉煤气中各组分的量近似取塔平均操作压力为110.0kPa 故混合气量=混合气中粗苯量= 查附录，27 饱和水蒸气压力为3540.79Pa则相对湿度为65%的焦炉煤气中的含水蒸气量= 焦炉煤气中水蒸气的含量= 焦炉煤气中空气的量= （2）混合气进出塔（物质的量）组成已知则：（3）混合气出塔（物质的量比）组成若将空气和水蒸气视为惰气惰气量=（4）出塔混合气量出塔混合气量=1.气液平衡曲线当 ，粗苯溶于洗油其亨利常数E可近似用下式计算：查化工工艺算图手册由前设X值求出液温通过上式求E，且分别求出相应E及相平衡常数m值列表，由列表X/E/kPam()0.0000.00027.000234.9632.1360.0020.00127.442240.4362,1860.0040.00227.884246.0242.2370.0070.00328.326251.7102.2880.0090.00428.768257.5132.3140.0120.00529.210263.4512.3950.0150.00629.652269.5162.4500.0180.00730.094275.6832.5060.0210.00830.536281.9682.5630.0240.00930.978288.3952.6220.0270.01031.420294.9172.681 注：1.平衡曲线符合亨利定律，与液相平衡的气相含量可用 2.吸收剂为洗油 x=0 3.近似计算中也可视为等温吸收2.吸收剂（洗油）的用量由图 查出 当时，依式子 计算最小吸收剂用量取安全系数为1.8 则： =3.塔底吸收液由公式（物料衡算）则：4. 操作线由操作线方程 设 由上式求得操作线绘于图25.塔径计算塔底气液负荷大，依塔底条件，焦炉煤气25，110.0kPa从表中可知，吸收液29.210计算 （1）采用Eckert通用压降关联图法计算泛点气速 有关数据计算塔底混合气流量吸收液流量进塔平均摩尔质量：进塔混合气密度（混合气含量低，可近似视为空气密度）吸收液平均密度 吸收液平均粘度 经比较 选50504.5的陶瓷拉西环其填料因子比表面积 关联图横坐标值 由化工单元操作过程课程设计由图4-7查纵坐标为0.051故液泛气速（2）操作气速（3）塔径取塔径为1800mm（4）核算操作气速（5）核算径比满足鲍尔环的径比要求6.填料层高度计算根据填料层计算公式 传质单元计算其中本设计采用（恩田式）计算填料润湿面积作为传质面积恩田等人提出了填料表面上气液相界面两侧传质膜系数的计算方法，该方法以填料的润湿表面积替代填料的实际表面积，其计算方法如下：气相传质系数：液相传质系数： 式中 气膜传质系数， 液膜传质系数， 单位体积填料润湿表面积， 填料比表面积， 气相质量流率， 液相质量流率， 气体温度， 气体常数， ，分别为溶质在气相和液相中的扩散系数， 液体粘度， 液体密度， 气体密度， 液体表面张力， 填料材质的临界表面张力， 填料结构特性的形状系数，无因次； 关联系数，尺寸小于15mm的填料，取2.0，其他尺寸的调料取5.23。不同填料材质的临界表面张力的数值见下表31，几种填料的形状系数见下表32。表31 不同填料材质的临界表面张力材质材质材质表面涂石蜡20石墨56钢75聚四氯乙烯18.5陶瓷61聚乙烯75聚苯乙烯31玻璃73聚丙烯54几种填料的形状系数见下表32。表32 几种填料的形状系数填料圆球圆棒拉西环贝尔鞍陶瓷鲍尔环3.13.51.75.65.9 列出各关联式中的物性数据气体性质（以塔底25，110.0kPa计） （查化工单元操作课程设计附表） （查表得）液体性质（以塔底29.210水为准） （查化工单元操作课程设计附录）由于则式中为溶质在常压沸点下的摩尔体积，为溶剂的摩尔质量为溶剂的缔合因子气体与液体的质量流速 依式 =0.6625 依式 = m/s 依式 =1.0510-4 故 计算50=而 由于在操作范围内，随液相组成X和温度的增加，亦变故本设计分为两个液相区间，分别计算（）和（）即区间 （为（）区间 （为（）由表2可知 故计算单元数传质单元数计算组成X0.0050.0020.00200.020850.00910.00910.002080.01750.00630.00630根据式 故：计算填料层高度Z 取25%余量 则完成本设计人物需要DG 50mm 陶瓷拉西环的填料高度7.填料层压降计算查化工单元课程设计图4-7（通过压降关联图）横坐标为0.4114（前已算出） 将操作气速代替纵坐标查化工单元课程设计中表4-2DG50mm 陶瓷拉西环的压降填料因子代替纵坐标中的则 纵坐标为则全塔填料层压降为四粗苯回收脱苯工段主要设备1.管式炉管式加热炉的炉型有几十种，按其结构形式可分箱式炉、立式炉和圆筒炉。按燃料燃烧方式可分有焰式和无焰式。我国家化焦化厂苯蒸馏用的管式加热炉均为有焰燃烧的圆筒炉。圆筒炉的构造如下图所示，圆筒炉由圆筒体的辐射室、长方体的对流实和烟囱三大部分组成。外壳由钢板制成，内衬火砖。辐射管沿圆筒体的炉墙内壁周围排列（立管）。火嘴设在炉底中央，火焰向上喷射，与炉管平行，且与沿圆周排列的各炉管等距离，因此沿圆周方向各炉管的热强度是均匀的。沿炉管的长度方向，热强度的分布式不均匀的。一般热负荷小于1675104kJ/h的圆筒炉，在辐射室上部设有一个有高铬镍合金钢制的辐射锥，它的再辐射作用，可使炉管上的热强度提高，从而使炉管沿长度方向的受热比较均匀。对流室至于辐射室之上，对流管水平排放。其中紧靠辐射段的两排横管伟过热蒸汽管，用于将脱苯用的直接蒸汽过热至400以上。其余各管用于富有的出不加热。温度在130左右的富油分两程先进入对流段，然后进入辐射段，加热到180200后去脱苯塔。圆筒炉底设有4各煤气燃烧器（火嘴），每个燃烧器有16 图41管式加热炉各喷嘴，煤气从喷嘴入，同时吸 1烟囱；2对流室顶盖；3对流室富油入温度为空气。由于有部分空气 入口；4对流室炉管；5清扫门；6饱先同煤气混合而后燃烧，故在较 和蒸汽入口；7过热蒸汽出口；8辐射段小的过剩空气系数下，可达完全 富油出口；9辐射段炉管；10看火门；燃烧。 11火嘴12人孔；13调节阀板的手摇股轮。（1）管式炉物料横算：粗苯产量为663.2kg/h，其组成质量含量：苯：76%；甲苯：13%；二甲苯：4%；溶剂油：17%。贫油量33160kg/h，贫油中粗苯质 量含量0.4%（贫油中粗苯组成质 量含量：苯：2.7%；甲苯：19%；二甲苯：31%；溶剂油：47.3%）。富油中萘质量含量5%。富油中水质量含量1%。进入脱苯工序的富油量：富油量 .富油中水量富油中萘量富油组成： 苯 507.6 6.51 甲 苯 86.2 0.94 二甲苯 26.5 0.25 溶剂油 46.4 0.38 萘 1658 12.95 洗油 31502 185.3 水 338.4 18.8 合计 34165 225进入脱苯工序的富油被预热到135后进入脱水塔，脱水塔顶压力P=120kpa，水的汽化率为90%，在此条件下按上述方法计算脱水后各组分留在液相中分率：则进入管式炉的各组分的数量为：进入管式炉的富油首先经过脱水塔脱水。富油中各组分在脱水温度下的气化率或各组分在液相中的残留率，可按下述计算方法确定。以、 、分别代表苯、甲苯、二甲苯、溶剂油、萘、洗油和水留在液相中的质量含量（%）。先设，再设，其余各值按以下各式计算： 为了验算值，须根据上列各式计算值，按下式求A值：式中 、各组分在脱水温度下，或管式炉加热温度下的饱和蒸汽压，kPa； 进入脱水塔或管式炉的各组分流量，； 各组分的相对分子质量； 脱水塔顶或管式炉出口总压力，。然后，以计算所得A值，按式验算。如果计算的值与假设的值相符，则证明假设的合适，按上述各式计算的结果成立。 苯 382.2 1.9 甲 苯 74.3 0.814 二甲苯 24.7 0.23 溶剂油 44.8 0.37 萘 1646.4 12.86 洗油 31439 185 水 33.8 1.88 合计 33645.3 206.0管式炉出口富油温度180时各组分的饱和蒸汽压，kpa：富油进入脱苯塔闪蒸后与闪蒸前液相中各组分的比率计算如下：设 闪蒸后留在液相中各组分的数量（包括进入再生器的油量）如下： 苯 343.3 4.4 甲 苯 70.5 0.77 二甲苯 24.0 0.23 溶剂油 44.3 0.39 萘 1639 12.8 洗油 31387 184.6 水 0 0 合计 33508.8 203.2验算 与假设的接近，证明以上计算正确。在脱苯塔进口各组分的蒸发量（包括进入再生器的蒸发量）如下： 苯 39.0 甲 苯 3.76 二甲苯 0.72 溶剂油 0.53 萘 7.2 洗油 51.45 水 33.2 合计 135.8 （2）管式炉热量横算：在进行一般工艺计算时，可采用已知的热强度数据按下式确定所需要的加热面积： 式中 单位时间内炉管吸收的热量，kJ/h； 炉管的表面热强度，辐射段单排管取为；对流段可取。1） 管式炉供给富油带入的热量从脱水塔来的富油带入热量洗油（包括萘） 粗苯 水 式中 2.056，2.148，4.258依次为125时，洗油、粗苯和水的比热容，。 出管式炉180的富油带出的热量洗油（包括萘） 粗苯 式中 2.236，2.391分别为180，洗油和粗苯的比热容，。 出管式炉粗苯蒸气和油气带出的热量 洗油蒸气（包括萘蒸气） 粗苯蒸气 水蒸气 式中 565.2，665.7分别为洗油蒸气和粗苯蒸气质量焓，； 2834.5 0.12Mpa,180时水蒸气质量焓。 2） 管式炉供给蒸汽的热量入管式炉对流段低压蒸汽带入热量蒸馏用直接蒸汽消耗量 式中 2747.8 0.4Mpa（表压）饱和蒸汽质量焓，kJ/kg。400过热蒸汽带出热量 式中 3272 0.4Mpa（表压）400过热蒸汽质量焓， 3） 管式炉加热面积取的95%由辐射段供给，5%由对流段供给，取辐射段热强度为105000则辐射段管式炉加热面积为： 取对流段热强度为21000，则对流段管式炉加热面积为：蒸汽部分 富油部分 对流段总加热效率为75%，煤气热值为17800，则煤气消耗量为： 依上述计算，可选用热负荷为113105的圆筒管式炉一台。2.洗油再生器 （1）构造简介 洗油再生器构造见右图。再生器伟钢板制的直立圆筒，带有锥形底。中部设有带分布装置的进料管，下部设有残渣排出管。蒸汽法加热富油脱苯的再生器下部设有加热器，管式炉法加热富油脱苯的再生器不设集热器。为了降低洗油的蒸出温度，再生器底部设有直接蒸汽管，通入脱苯蒸馏所需的绝大部分或全部蒸汽。在富油入口管下面设两块弓形隔板，以提高再生器内洗油的蒸出程度。在富油入口管的上面设三块弓形隔板，以捕集油滴。（2）富油各组分的蒸出率计算进入再生塔的富油中各组分蒸出率按下式计算： （5-32）式中 i组分的蒸出率； 提馏段塔板层数； i组分的平衡常数，按下式计算： i组分的饱和蒸汽压，Kpa； 再生器内总压力，kpa； 油与水蒸气摩尔质量之比，按下式计算： 油量和水蒸气量，； 图42再生器 油和水蒸气的相对分子质 1 洗油出口；2 放散口；量，分别为170和18。 3 残渣出口；4 电阻再生器内设5层多孔折流板，设其 温度计接口；5 直接蒸汽 相当于两层泡罩塔，即n=2。 入口；6 加热器；7 水油在再生器内被加热到200. 印温计接口；8 油入口。该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压力分别为66.128kpa和26.664kpa。再生器出口油气压力为130.656kpa，则组分的平衡常数为： 萘 洗油 进入再生器内的油量为脱水塔后富油油量的1%，即336.45，其中气相1.36，液相335.09。气相包括洗油，萘，粗苯，水蒸气。液相包括洗油，萘，粗苯。进入再生器内的水蒸气量为1609.5。液相油和水蒸气摩尔质量之比为： 将上列各值代入式（5-32），组分蒸出率为： 萘 洗油 从再生器进入脱苯塔的气体数量： 洗油 萘 粗苯 水蒸气 从再生塔排出残渣数量： 图43管式加热脱苯塔洗油 萘 共计 31.24kg/h，对每吨180前粗苯为： 富油再生的油汽和过热水蒸气从再生器顶部进入脱苯塔的底部，作为富油脱苯蒸汽。该蒸汽中粗苯的蒸汽分压和脱苯塔热贫油液面的粗苯蒸汽压接近，很难使脱苯贫油含苯量进一步降低，贫油含苯质量含量一般在0.4%左右。故有人提出将富油再生器改为热贫油再生，这样可以使贫油含苯量降低到0.2%，甚至更低，使吸苯效率得以提高。脱苯塔脱苯塔多采用泡罩塔，塔盘泡罩为圆形或条形，其材质一般采用铸铁或不锈钢，管式炉加热富油的脱苯塔，一般采用30层塔盘，见右图。在脱苯塔提馏段各组分的蒸出率也可以按照式（5-32）计算。显然各组分蒸出率取决于以下诸因素：塔底油温下各组分的饱和蒸汽压；塔内操作总压力；提馏段塔板数；直接蒸汽量和循环洗油量。3.两苯塔联苯塔主要有泡罩塔和浮阀塔两类。气相进料的泡罩两苯塔见图（5-22）。径流段设有8块塔板，每块塔板上设有若干个圆形泡罩，板间距为600mm。径流段第二层塔板和最下一层塔板为断塔板，以便将踏板上混有冷凝水的液体引致油水分离器，将水分离后在回到塔内下层塔板，以免塔内因冷在生产轻苯和重苯的两塔中，两者的产率计算如下：设进入两苯塔的180前粗苯蒸气量为666.78kg/h。当180前馏出量为93%时，带入油量即为： 一般从180前粗苯中蒸出150前的轻苯产率为93%-95%，现取为94%，则得：轻苯产量： 重苯产量：随轻苯一起由塔顶逸出的水气量可由以下计算式确定： 设两苯塔出口轻苯蒸气压力为101.33kpa，则 共凝物中水气含量（摩尔分数）可按下式计算： 将有关数据带入，则得： 因此，轻苯的摩尔分数为0.658。设回流比R=2.5，则离开两苯塔的轻苯气量为：取轻苯的相对分子质量M=81，则上述轻苯气量为： 此时，随轻苯一起由塔内出来水气量为： 五.填料吸收塔的附属设备1.泵的选择洗油和粗苯为易燃易爆的介质,粗苯还是高危害介质,因此粗苯和洗油等介质输送的泵的选型很重要。一般选型,对输送粗苯的泵,要求轴封可靠且无泄漏泵,多选用屏蔽泵,这样可有效避免介质的泄漏和设备漏电,且占地面积较小;贫富油泵要选用密封性能较好、质量可靠的化工泵。2.工艺管道的材质选用因粗苯工段输送的是易燃易爆的高度危险介质,还有温度高达400500的过热蒸汽,当吸收粗苯后的富油在含水率超过1.0%时,温度一旦增高,压力变化较大,特别是在前序的脱硫、硫铵工段处理效果不好时,富油和粗苯中含有少量的氨、硫化氢和氰化氢等物质,在高温时对设备管道的腐蚀较为严重,加之粗苯生产的管道数量多,尺寸、型式多种多样,管道布置错综复杂,这样就增加了发生事故的可能性和危险性。因此,在高温的油或苯管道材质选用上建议选择加厚的Q235-A碳钢管或304材质的不锈钢管,而低温管道则可选用普通Q235-A碳钢管。最好不要选用代材,如用有缝钢管代替无缝钢管;用碳钢管代替合金钢管。这样可大大减少因管道泄漏和设备停产检修带来的环境污染和产量、原材料损失。3.吸苯塔的附属设备的选择(1)填料文撑装置塔内填料无论乱堆还是整砌，均需置放在支撑板上。这就要求支样板应有足够的强度，足以承受持液后填料层的重量；其次它的气体通道面积应大于填料的自由截而积(数值上等于空隙率)，不然在支撑板处会产生过大的气体阻力而且当气速增大时将会在支撑扳上产生拦液现象，降低丁塔的流通量，严重时会在支撑板处首先出现液泛。图51填料支撑板常用的支撑板有栅板式的，如图51(b)所示。它是由侧立的扁钢条组成，扁钢条之间的距离一船为填料外径的0.60.8倍左右，但在直径较大的增中，间距也应放大。此时为了防止填料漏下，往往在栅板先先铺一层孔眼小于填料直径的粗金届网、如图51(a)所示。为了兼顾支撑装胃的强度和自由截面两方面的要求，同时又能适应高空隙率填料，可采用力气管式支撑装置，如图51(c)所示。气体经升气管上升，通过管顶部的孔及侧面的齿缝进入填料，而液体则由支撑板底的许多小孔及齿缝底部溢流而下。这种装置因有足够的齿缝而较好地避免液泛。鉴于以上叙述，设计所用塔径较大，且粗苯吸收液粘度较大，所以选用珊板式的支撑板。 (2)液体分布器如果液体在塔截面上分布不良，则填料表而不能最大限度地润湿，将会产生沟流，从而降低了气、液两相接触的有效传质面积，使传质速率减小。这就要求液体分布器能为填料层提供一个良好的液体初始分布，使填料层一开始就能得到均匀的喷淋点和均量的喷淋液。液体分布器的结构形式很多，目前常用的有以下几种。管式喷淋器这是结构最简单的种装置有多种形式，这里仅介绍其中的弯管式和缺口式两种，分别如图52(a)利(b)所示。喷口下面有圆形挡板，既可溅射起分散的液体，也可减轻液流对填料的直接冲击。这种喷淋器一船只用于塔径在300mm以下的塔。莲蓬式喷淋器这是应用最普遍的一种喷淋装置，如图52(c)所示。它的结构简单，安装方便，喷淋较均匀，但小孔容易堵塞，且液体的喷淋面积和分布受液体压头影响较大，所以适用于料液较清洁且压头变化不大的情况一般用于直径600mm以下的塔中。盘式明淋器其结构如图52(d)所示。液体通过进液管流到液体分布盘内，再由盘围板上边缘的齿隙式盘上的小筛孔流出，淋洒到填料上。盘式喷淋器的结构简单，液体通过时的阻力较小但加工较复杂。一般分布盘直径为塔径的0.650.8倍。这种装置一般适用于直径800M以上的塔。多孔管式喷淋器这种装置有多孔直管式和多孔盘管式两种，分别如图52(e)和(f)所示。前者多用于直径600mm以下的塔，后者适用于直径为6001200mm的塔。喷液孔均匀地开在管底部，直径为36m。图52各种形式液体喷淋器（a）弯管式；（b）缺口式；（c）莲蓬式；（d）盘式；（e）直管式；（f）盘管式由于所设计的吸苯塔有较大的塔径所以选用盘式明淋器，如上图（d）所示。(3)液体再分布器液体沿填料(尤其是拉西环等实体填料)自顶层往下流动时，会逐渐流向塔壁，再沿塔壁流下，以致使填串旧中心处液流量不足此处的填料得不到有效润湿，减少了有效传质面积，使传质效率大为降低。为克服此种不良趋势，常在填料层内每隔一定距离设置液体再分布器，使液体重新均匀分布后再流到下一段填料中。再分布器的距离h。与塔径D的关系：刘于拉西环，ho(253o)D；对直径400mm以下的小塔，可用比上值较大的ho；对于大塔，ho不宜超过6m，对于鲍尔环或鞍形填料，则允许更大的ho。 实际中常用的是截锥式再分布器，如图53所示。其中(a)型是将截锥体焊(或搁置)在塔体上，截锥上下仍能全部堆满填料，不占空间。如需分段卸出填料时，则可采用图53中(b)型的结构，截锥上加设支撑板，截锥下要隔段距离再装填料。截锥体与塔壁的夹角。一般为3545，截锥下端的直径DI可取塔径的0.70.8倍。这种结构适用于直径600800mm以下的塔。图53截锥式液体再分布器(4)气体的进口与出口装置填料塔的气体进口装置尽量使气体分散均匀，同时还能防止液体流入气体管路中。常用的办法是使进气管伸至塔的中心线位置，管端为向下的45切口或向下的缺口，如图54(a)和(b)所示。这样气体从切口或缺口处折转向上。由于这种进气管不能使气体分布均匀，所以只能用直径在500mm以下的塔中。对于直径较大的塔，进气管的末端为向下的喇叭口、对于直径更大的塔，则应采取气体均布措施。气体的出口装置既要保证气流畅通，又要能除去被气体夹带的液体雾滴。目前常用的除雾装置有折板除雾器和丝网除雾器。折板除雾器如图54所示。除雾板由50mm50mm3mm的角钢组成，板间横向距离为25mm，阻力压降为4802Pa，能除去最小雾滴直径为50。这种装置较简单，除雾效果较好。丝网除雾如图37所示。丝网盘高H一般为100150 mm，阻力压降小于245Pa，支撑丝网的栅板应有大于95的自由截面。这种装置效率高，可除去直径大于5的液滴。图54气体进口装置六设计心得通过这次毕业设计我意识到各门课程的