毕业论文年产160万吨焦炭焦化厂粗苯回收工艺.doc

毕业设计 毕业设计 题题 目目 年产 160 万吨焦炭焦化厂粗苯回收工艺 学学 生生 指导教师指导教师 年年 级级 专专 业业 系系 部部 2011 年 5 月 郑重声明郑重声明 本人的毕业论文 设计 是在指导教师 的指导下独立撰写完 成的 如有剽窃 抄袭 造假等违反学术道德 学术规范和侵权的行为 本人愿意承担由此产生的各种后果 直至法律责任 并愿意通过网络接受 公众的监督 特此郑重声明 毕业设计作者 年 月 日 I 摘摘 要要 苯族烃是宝贵的化工原料 随着原油价格的不断增长 粗苯的价 格也在不断增长 而焦炭价格稳中有降 因此各焦化企业对焦炉煤气中苯的回 收更加重视 粗苯的销售已成为一些企业的主要经济利润来源 焦化厂的粗苯 回收工艺主要包括洗苯和脱苯 洗苯塔是填料吸收塔 脱苯塔是板式精馏塔 板式塔为筛板塔 主要参数为 塔高 20 米 塔径 2 米 筛孔数目 12371 开孔 率 10 1 辅助设备主要包括 冷凝器 预热器 其中冷凝器采用全凝器 塔附 件主要有 接管 群座 人孔 其中进料管采用直管进料管 回流管采用直流 回流 裙座采用圆角形 由于裙座内径约 800mm 取裙座厚度 16mm 考虑到使用 再沸器 裙座高度取 2m 根据所得数据 绘制筛板式板式塔的 CAD 图 溢流装 置画出放大剖面图 塔顶塔底和人孔部位局部放大 关键词关键词 160 万吨 粗苯回收 板式塔 设备参数 CAD 图 II 外文页 The Technology Process of Crude Benzene Recovery in 1 6 million tons coke plant every year Song Jieran directed by Wang Aibing Abstract Aromatic hydrocarbon is an important kind of chemical raw materials The priece of oil and crude benzene is growing but the price of coal is discreasing So coking enterprise to pays more attention to the recovery of benzene crude benzene sales has become the main economic profits in some enterprises Coke s crude benzene recovery process mainly include benzene washing and removing The washing benzene tower is an absorption tower and removing benzene tower is a plate column While the plate column is a sieve plate column The main parameters for sieve plate column is that the height of the tower is 20 metres the width of the tower is 2 meters the number of sieve hole is 12371 the opening rate of sieve plate column is 10 1 Subsidiary equipment mian includes condenser and preheater while the condenser adopts whole coagulation device The accessories of sieve plate column mainly includes take over crowd subside manholes While the channel of anticipate is a straight conduit the backward flow conduit is direct current backward flow the crowd subside is round shape because of crowd subside diameter is 800mm taking the thickness of crowd subside is 16mm consider using the again boiling installation the height of crowd subside is 2 metres According to the data draw the CAD of sieve plate column drow the enlarge sectional picture of overflow installation and paint the part enlarge sectional chart of manholes KeywordsKeywords 160 tons crude benzene recovery plate tower equipment parameter CAD III 1 目 录 摘摘 要要 I 1 1 总论总论 1 1 11 1 粗苯回收概述粗苯回收概述 1 1 21 2 粗苯的性质粗苯的性质 1 1 31 3 设计任务 条件和要求设计任务 条件和要求 1 2 2 综述综述 2 2 12 1 粗苯工艺流程简述粗苯工艺流程简述 2 2 22 2 影响粗苯回收的因素影响粗苯回收的因素 2 2 32 3 前景展望前景展望 3 3 3 粗苯生产工艺流程粗苯生产工艺流程 3 3 13 1 粗苯工艺的基本原理粗苯工艺的基本原理 3 3 23 2 工艺流程工艺流程 5 3 33 3 主要设备的工艺计算和选型主要设备的工艺计算和选型 8 4 4 计算说明书计算说明书 9 4 14 1 计算条件计算条件 9 4 24 2 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 10 4 34 3 塔板数的确定塔板数的确定 11 4 44 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的的计算 14 4 54 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 16 4 64 6 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算 17 4 74 7 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 19 4 84 8 塔负荷性能图塔负荷性能图 21 4 94 9 筛板塔的计算结果筛板塔的计算结果 25 5 5 结论结论 27 6 6 塔体结构及附属设备的设计塔体结构及附属设备的设计 27 6 16 1 冷凝器选择冷凝器选择 27 6 26 2 接管接管 28 6 36 3 裙座裙座 28 6 46 4 人孔人孔 28 7 7 设计方案和厂区布置设计方案和厂区布置 29 7 17 1 粗苯工艺的厂区布置图粗苯工艺的厂区布置图 29 7 27 2 操作岗位的确定及岗位定员操作岗位的确定及岗位定员 31 7 37 3 防火防爆和采暖通风防火防爆和采暖通风 32 7 47 4 供气和给排水供气和给排水 32 2 8 8 三废的处理及环境的保护三废的处理及环境的保护 33 8 18 1 环境保护概述环境保护概述 33 8 28 2 煤化工生产中的主要污染物煤化工生产中的主要污染物 33 8 38 3 煤化工污水的处理煤化工污水的处理 34 8 48 4 煤化工烟尘和废气的处理煤化工烟尘和废气的处理 35 8 58 5 焦化废渣的处理方法焦化废渣的处理方法 35 9 9 设计体会和收获设计体会和收获 35 参考文献参考文献 36 致致 谢谢 37 1 1 总论 1 11 1 粗苯回收概述粗苯回收概述 煤在炼焦的过程中 除有 75 左右转变为焦炭外 还有 25 左右生成各种化学产品 和煤气 1 每炼 1t 焦炭 约可以产生 430m 左右的煤气 荒煤气经过冷却和各种回收系统 处理后可以提取煤焦油 氨 萘 硫化氢 氰化氢及粗苯等化学品并得到净焦炉煤气 以 年产焦炭 160 万 t 的企业来说 每年可回收粗苯约 16000t 2 苯族烃是宝贵的化工原料 焦炉煤气中一般含苯族烃在 25 40 g Nm 之间 粗苯是各焦化企业回收的主要对象 随 着原油价格的不断增长 粗苯的价格也在不断增长 而焦炭价格稳中有降 因此各焦化企 业对焦炉煤气中苯的回收更加重视 粗苯的销售已成为一些企业的主要经济利润来源 3 5 可见 粗苯的有效回收在企业增加利润的意义上显得尤为重大 1 21 2 粗苯的性质粗苯的性质 粗苯是多种芳烃族和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 在用洗油回收煤气中的苯族烃时 则尚有少量轻质馏分掺杂在其中 粗苯是谈黄色的透明液体 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 0 82 0 92kg L 粗苯是易燃易爆物质 闪点 12 粗苯蒸气在空中的浓度达到 1 4 7 5 体积 范围内时 及形成爆炸性的混合物 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 均含量见表 1 1 1 31 3 设计任务 条件和要求设计任务 条件和要求 1 设计任务 本设计是 160 万 t a 焦化厂粗苯回收工段的工艺设计 2 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 2 表 1 1 粗苯各组分的平均含量 组 分分 子 式含 量 备 注 苯 C6H6 55 75 甲苯 C6H5CH3 11 22 二甲苯 C6H5 CH 2 2 5 6同分异构体及乙基苯 三甲苯和乙基甲苯 C6H5 CH 3 1 2同分异构体总和 不饱和化合物 其中 C2H5C6H4CH3 7 12 环戊二烯 C5H6 0 6 1 0 苯乙烯 C6H5CHCH2 0 5 1 0 苯并呋喃 C8H6O 1 0 2 0包括同系物 茚 C9H8 1 5 2 5 硫化物 其中 0 3 1 8按硫计 二硫化碳 CS2 0 3 1 4 噻吩 C4H4S 0 2 1 6 饱合物 0 6 1 5 2 综述 2 12 1 粗苯粗苯工艺流程简述工艺流程简述 现阶段焦化厂粗苯回收主要包括洗苯和脱苯两个部分 煤气进入洗苯塔底部 与塔顶 喷淋的循环洗油逆流接触 吸收了煤气中的粗笨的洗油被称为富油 富油经泵送冷凝冷却 器和贫富油换热器换热后送去管式加热炉 加热到 180 后送脱苯塔 塔底来自管式炉的 400 过热蒸汽将粗苯蒸汽从塔顶带出 洗油变成贫油 进入塔底 贫油经换热器后进入循 环槽中循环使用 粗苯蒸汽从塔顶溢出后经冷凝冷却进入分离器 分离出水分后经过计量 槽自动流入贮存槽 部分粗苯用回流泵送回塔顶 成品粗苯可经泵外送 2 22 2 影响粗苯回收的因素影响粗苯回收的因素 在现阶段生产中 影响粗苯回收率的因素有 1 配合煤挥发份的影响 粗笨的产率 取决于配合煤的挥发份和煤的变质程度 并随着配合煤中挥发份含量的增加而增加 配合 煤挥发份增大 粗苯的产率也增大 同时 粗苯产率还随着配煤中碳氢比的增加相应提高 2 焦炉加热条件的影响 炼焦操作中 温度的控制是关键 尤其是炉墙温度和炉顶空间 温度 3 循环洗油的质量 在粗苯回收要求洗油具有较好的吸收能力 在加热是又能使 粗苯很好的分离出来 同时还应具有足够的化学稳定性 即使长时间使用吸收能力也不降 3 低 而且不能与水发生乳化作用 并易与水分离 能够再生以保证粗苯回收能正常进行 4 洗油吸收温度的影响 吸收温度是洗苯塔内煤气和洗油接触的平均温度 它取决于煤 气和洗油的温度 一般情况下温度低有利于苯的吸收 但是温度过低洗油的粘度增加 影 响洗油的循环量 当吸收温度在 10 以下时 会从洗油中析出沉淀物 当吸收温度大于 30 时 塔后含苯量增加 降低粗苯的回收 因此 温度为 25 度为宜 5 贫油中粗苯含量 的影响 入塔中粗苯含量越高 则塔后煤气中苯的含量越大 损失也越大 6 富油温度 的影响 7 脱苯塔塔顶温度的影响 8 贫油二段后温度的影响 6 2 32 3 前景展望前景展望 综上所述 现在国内各焦化厂所使用的粗苯的回收工艺比较成熟 技术可靠效益可观 是充分体现资源综合利用的重要手段之一 也是完善 完整焦化不可分割的一部分 近年 来 工艺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 合理选择粗苯回收工艺 选用合理的化工设备和管道 可有效地提高回收效率 降 低能耗 是资源得以合理利用 有效地保证粗苯回收装置安全 稳定 清洁高效运行 给企 业带来可观的经济效益和社会效益 3 粗苯生产工艺流程 3 13 1 粗苯工艺的基本原理粗苯工艺的基本原理 3 1 1 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气压时 煤气中的苯族烃即被洗油吸收 二 者差值越大 则洗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性质 设备的构造及吸收段过程进行的条件 温度 煤气流速 喷淋量及压力等 显然 这些因素对吸收速率也具有同样的影响 3 1 2 影响苯族烃吸收的因素 煤气中的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 1 吸收温度 4 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 高的吸收温度 可使吸收系数略有增加 但不显著 而吸收推动力却显著减小 对于洗油吸收煤气中的苯族烃来说 洗油分子量及煤气总压的波动很小 可视为常数 而粗苯的蒸气压是随温度的变化而变化 温度升高 粗苯的蒸气压力也升高 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 烃的蒸气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 增高 粗苯的回收率降低 7 因此 吸收温度不宜过高 但也并非越低越好 在低于 15 时洗油的粘度将显著增加 使洗油输送及其在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 20 30 之间 另外 操作中洗油温度应略高于煤气温度 以防止煤气中毒水气冷凝进入洗油中 一 般规定 洗油温度在夏季比煤气温度高 2 左右 冬季搞 4 左右 为了保证吸收温度 煤气进洗苯塔前 应在终冷期内冷却至 20 28 循环油冷却至 小于 30 2 洗油的吸收能力及循环量 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 即吸收得愈好 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 如洗油的吸收能力强 使富油含苯量高 则循环洗油量也可以相 应地减少 但洗油的分子量不宜过小 否则洗油中吸收过程中挥发损失较大 并且脱苯蒸馏时不 易与粗苯分离 为了满足从煤气中回收和制取粗苯的要求 洗油应具有如下性能 常温下对苯族烃有良好的吸收能力 在加热时又能使粗苯很好的分离出来 有足够的化学稳定性 即在长期使用中其吸收能力基本稳定 在吸收操作温度下 不应析出固体沉淀物 易与水分离 且不生成乳化物 有较好的流动性 易于用泵抽送并能在填料上均匀分布 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 苯的回收率 但循环洗油量不宜过大 以免过多增大电 蒸气的耗量和冷却水用量 5 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 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 如进一步降低贫油中的粗苯含量 虽然有助于降低塔后损失 但将增加脱苯蒸馏时代蒸气 耗量 使粗苯产品的 180 前馏出率减少 并且是洗油含量增加 近年来 国外一些焦化厂 塔后煤气含粗苯量控制在 4g Nm3左右 甚至更好 这一指 标对大型焦化厂的粗苯回收是经济合理的 另外 从一般粗苯粗苯和回炉煤气中分离出来 的苯族烃的性质可以看出 由回炉煤气中得到的苯族烃 硫含量比粗苯高 3 5 倍 不饱和 化合物的含量高 1 1 倍 由于这些物质很容易聚合 故会增加粗苯的回收和精致难度 因 此 塔后煤气含苯量控制高一些也合理 4 吸收表面积的影响 为使洗油充分吸收煤气中的苯族烃 必须使气液两相之间有足够的接触面积 即吸收 面积 填料塔的吸收面积即为塔内填料表面积 填料表面积愈大 则煤气与洗油接触时间 愈长 回收过程进行的愈完全 适当的吸收面积即能保证一定的粗苯回收率 又使设备费 和操作费经济合理 8 5 煤气压力与流速 当增大煤气压力时 扩散系数将随之减少 因而使吸收系数有所降低 但随着压力的 增加 煤气中的苯族烃分压将成比例地增加 使吸收推动力显著增加 因而 吸收速率也 将增加 煤气速度的增大也可提高吸收系数 并且可以提高气液相接触的湍动接触程度和提高 洗苯塔的生产能力 所以 加大煤气速度可以强化吸收过程 但煤气速度太大时 容易使 洗苯塔阻力和雾沫夹带量急剧增加 3 1 3 脱苯原理 脱苯原理实际上是精馏原理 由挥发度不同的组分的混合液中精馏塔内多次地进行部 分气化和部分冷凝 使其分离几乎纯态的组分的过程 在精馏过程中 当加热互不相容的 液体混合物时 如果塔内的总压力等于个混合组分的饱和蒸气分压之和时 液体开始沸腾 但从富油中蒸出粗苯 达到过苯蒸出粗苯 达到脱苯原理时 必将富油加热到 250 300 这实际上是不可行的 6 3 1 4 影响脱苯的因素 脱苯塔内的脱出率的影响因素主要有 在塔底油温下各组分的蒸气压 塔内操作压 力 加料板以下的塔盘 3 23 2 工艺流程工艺流程 3 2 1 粗苯工艺流程详述 经过脱硫后的煤气进入终冷器 温度由 45 度左右降低到 24 度左右 进入洗苯塔 在 洗苯塔上端喷淋洗油 煤气由下端进入和洗油逆向接触 洗油吸收煤气中的苯族烃类形成 富油 富油首先与脱苯塔塔顶出来的粗苯蒸汽进行一次换热 温度升高到 60 度左右 接着 与脱苯塔塔底的贫油进行第二次换热 这次换热也被称作油油换热 换热后升温到 110 度 左右 然后由管式加热炉继续进行加热 温度到达 180 度进入脱苯塔 在塔内利用精馏将 不同沸点的粗苯收集 9 从脱苯塔顶部出来的油汽进入油汽换热器及冷凝冷却器 所得粗苯流入油水分离器 分离出水后的粗苯进入回流槽 经粗苯回流泵送至脱苯塔顶部作为回流用 其余的流入粗 苯中间槽 用粗苯产品泵送往油库工段装车外送 在脱苯塔上部设有断塔板 将塔板积存 的油和水引出 流入到脱苯塔油水分离器 将水分离后 油进入下层塔板 脱苯塔底部采出的 170 热贫油 经一段贫油换热器换热后进入脱苯塔下部的热贫油 槽 用热贫油泵送至二段贫富油换热器 贫油一段冷却器 贫油二段冷却器 冷却至 30 后 送到终冷洗苯工段洗苯塔循环使用 10 为保持稳定的洗油质量 同管式炉加热后的富油管线引出 1 5 的富油进入再生器 用 管式炉来的被加热到 400 的过热蒸汽直接蒸吹再生 再生器顶部出来的汽体进入脱苯塔 下部 再生器底部排出的残渣定期排放至残渣槽 用泵送到油库工段的焦油贮槽 11 粗苯油水分离器 脱苯塔油水分离器分离出来的水进入控制分离器 进一步将油水分 离 分离出来的油流入油放空槽 用液下泵送到富油槽 分离出来的水流入水放空槽 用 液下泵送到冷凝鼓风工段 粗苯质量的好坏以蒸馏时 180 前蒸馏出量的百分数来确定 粗苯的沸点范围是 75 200 若 180 前溜出量越多 粗苯质量越好 若在 180 后的溜出物则为溶剂油 3 2 2 洗苯工艺 目前洗苯工艺的回收方法主要有 洗油吸收法 吸附法 凝结法 焦油洗油是高 温煤焦油中 230 300 的馏分 容易得到 所以设计中应用焦油洗油 3 2 3 洗苯工艺流程 7 1 用焦油洗油回收粗苯 生产流程见图 3 1 煤气经最终冷却到 25 27 后 进入洗苯塔 塔前的煤气含粗苯 32 40 克 标 m3 塔 后的煤气中含粗苯低于 2 克 标 m3 4 贫油 热水 冷 水 3 2 去分缩器 1 煤气 1 填料洗苯塔 2 富油泵 3 贫油中间槽 4 贫油冷却器 图 3 1 洗苯工艺流程图 从脱苯工序来的贫油 含苯 0 2 0 4 进入贫油槽 用贫油泵进入洗苯塔顶部 从 塔顶喷淋而下 含苯量增至 2 5 左右 用富油泵将富油从塔底抽出 送往脱苯工序 脱苯 后的贫油送回贫油槽循环使用 3 2 4 脱苯工艺 由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱苯 12 脱苯工艺主要有蒸气加热法和管式炉加热 法 管式炉加热法 即富油经贫富油换热器后用管式炉加热至 180 200 后 在进入脱苯 塔 如图 3 2 管式炉加热的富油具有以下优点 富油在管式炉内加热至 180 左右 脱苯程度高 贫油中粗苯含量可降至 0 1 左右 从而使粗苯的塔后损失减小 粗苯的回收率可高达 95 97 蒸气耗量低 每生产一吨 180 前的粗苯耗蒸气约 1 1 05 吨且不受蒸气压力波动 的影响 操作稳定 酚水含量少 蒸气法脱苯 每吨 180 前粗苯要产生 3 4 吨工业酚水 而管式炉法 8 蒸汽 煤气 贫油 富油 热水 冷水 分离水 冷水 热水 分离水 残渣 粗苯 蒸油 间接气 1 2 3 4 5 6 7 8 910 11 12 13 14 15 1718 19 20 16 只产生 1 05 吨以下的酚水 设备费用低 蒸气耗量显著降低 大大缩小了冷凝冷却和蒸馏设备的尺寸 从而使 设备费用大为降低 因此 本设计选用管式炉加热法 1 脱水塔 2 管式炉 3 再生器 4 脱苯塔 5 脱苯塔油水分离器 6 油气换热器 7 冷凝冷却器 8 富油泵 9 贫富有换热器 10 贫油泵 11 贫油冷却器 12 粗苯分离器 13 回流槽 14 控制分离器 15 会流泵 16 粗苯槽 17 萘油槽 18 残油槽 19 粗苯产品回收泵 20 萘油泵 21 残油泵 图 3 2 管式炉加热富油脱苯 从脱苯塔底排出的贫油温度比富油的预热温度约低 3 5 130 140 热贫油流入 贫富有换热器 与富油换热并被冷却至 110 120 后 在回到脱苯塔底的热贫油槽中 在 此用用热贫油泵送到喷淋式贫油冷却器 冷却至 25 30 后 在送往洗苯塔循环喷洒 由于洗油在循环使用的过程中质量会变坏 为保持循环洗油的质量 将循环油量的 1 1 5 有富油入塔前的管路或脱苯塔加料板以下的一块塔板处引入洗油再生器 洗油被 10 12kgf cm2的间接蒸气加热至 160 180 并用过热直接蒸气直接蒸吹 从再生器顶 部蒸吹出来的温度 留在再生器底部的高沸点聚合物及油渣称为残渣 可以靠设备内地蒸 气压力间歇地或连续地排至残渣油槽 从再生器排出的残渣油 300 前的馏出量要求低于 40 若馏出量过高会大大增加洗油耗量 3 33 3 主要设备的工艺计算和选型主要设备的工艺计算和选型 3 3 1 粗苯工艺应用主要的设备 9 终冷器为横管式冷却器 洗苯塔为填料塔 填料一般选用比表面积大的球型和孔板波纹填料 脱苯塔为板式塔 主要有泡罩和浮阀两种 管式加热炉 贫油再生器 冷凝冷却器 3 3 2 设备选型 1 终端冷却器采用逆流接触的工艺论证 焦炉煤气流经鼓风机时被压缩而获得热量 终冷器的作用就是转煤气获得的热量转移 掉 冷凝器中煤气走管道 冷却水走管间 逆流接触使冷却水和高温煤气充分接触 使煤 气温度最大化降低 13 在煤气进入洗苯塔后继续与洗油逆向接触 此时如果温度过高 会 使洗油汽化 影响洗油的吸收效率 2 粗苯蒸汽使用分凝器的工艺论证 在粗苯工艺中 粗苯蒸汽的冷却分了两步 第一次与富油进行换热 使富油升温到 60 度左右 粗苯蒸汽降温 接着使用冷却水对粗苯蒸汽进行第二次降温 因为经过第一步冷 却后粗苯的温度过高 所以必须使用分凝器 对苯进行两部冷却 见图 3 3 3 贫油冷却器的选型论证 我国焦化厂应用的贫油冷却器主要有 空气 水喷淋式冷却器 浮头式冷却器和螺 旋板冷却器三种 国内应用较多的是浮头管壳式贫油冷却器 今年来 螺旋板换热器在我 国焦化厂得到的广泛采用 除可作为贫油冷却器使用外 还可以作为贫富有换热器 蒸氨 废水换热器等 本设计采用螺旋板换热器作为贫油冷却器 4 洗油的技术要求 为了满足生产需要洗油应具有以下性能 1 常温下对苯族烃有良好的吸收能力 加 热时又能使苯族烃能很好的分离出来 2 具有化学稳定性 即长期使用中其吸收能力 基本稳定 3 在吸收操作温度下不析出固体沉积物 4 易与水分离 且不生成乳化 物 5 有较好的流动性 易于用泵送并能在填料上均匀分布 富油 粗苯蒸汽 富油 冷却水 10 图 3 3 冷却器工作原理流程图 4 计算说明书 4 14 1 计算条件计算条件 采用年产 1t 焦炭为基准计算 基础数据如表 4 1 表 4 1 原始数据 产品精煤焦炭煤焦油净煤气粗苯苯 t4 317 15016 751 751 125 粗苯和洗油物系属于易分离物系 分离条件如下 1 用连续精馏 2 全凝器冷凝塔内上升蒸汽 3 操作回流比取最小回流比的 1 5 倍 4 原料的处理量 F 0 0609 h 5 原料液组成为 0 025 苯的质量分率 下同 6 塔顶馏出液的组成为 0 995 7 塔底釜液的组成为 0 005 8 泡点进料 q 1 9 脱苯塔塔顶温度 18 21 10 单板压降 0 7kPa 4 24 2 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 4 2 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA 78 11 kmol 洗油甲苯的摩尔质量 MB 92 13 kmol xF 029 0 13 92 975 0 11 78 025 0 11 78 025 0 xD 996 0 13 92 005 0 11 78 995 0 11 78 995 0 xW 006 0 13 92 995 0 11 78 005 0 11 78 005 0 11 4 2 2 原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量 MF 0 029 78 11 1 0 029 92 13 91 27 kmol MD 0 996 78 11 1 0 996 92 13 78 59 kmol MW 0 006 78 11 1 0 006 92 13 92 05 kmol 4 2 3 物料衡算 原料液处理量 F kmol h 4 1064 6 72 91 0609 0 根据公式 F D W FxF DxD WxW 代入数据 F 6 64 10 4 kmol h xF 0 029 xD 0 996 xW 0 006 联立得 D 1 54 10 5 kmol h W 6 49 10 4 kmol h 4 34 3 塔板数的确定塔板数的确定 4 3 1 理论塔板数 经查阅文献 得粗苯和洗油的安托万常数 A B C 见表 4 2 14 表 4 2 安托万常数 ABC 粗苯6 022321206 350220 237 洗油6 078261343 943219 377 利用安托万方程 p0 A 求得粗苯和洗油的 PA0 PB0 见表 4 3 Ct B 15 表 4 3 不同温度下粗苯洗油的 PA0 PB0 t 80 184889296100104108110 6 pA0 kPa101 3114 1 128 4144 1161 3180 0200 3222 4237 7 pB0 kPa39 044 550 857 865 674 283 694 0101 3 利用泡点方程 x 露点方程 y 和表 3 3 中的数据求 P xPA 0 00 0 BA B PP PP 16 P xPA 0 17 得粗苯和洗油的 x y 见表 4 4 12 表 4 4 总压 101 3kPa 下粗苯和洗油的 t x y 关系 t 80 184889296100104108110 6 x10 8160 6510 5040 3730 2560 1520 0570 y10 9190 8250 7170 5940 4550 3000 1250 根据表 4 4 绘制粗苯 洗油体系的相图 图 4 1 图 4 1 粗苯洗油相图 最小回流比的求算 相对挥发度 pA0 pB0 利用表 3 3 求得 18 表 4 5 粗苯洗油物系在某些温度下 的值 t 80 184889296100104108110 6 2 602 562 532 492 462 432 402 372 35 x10 8160 6510 5040 3730 2560 1520 0570 计算 得平均值得 2 43 已知 xF 0 029 yF 0 068 x x 11 029 0 143 2 1 029 0 43 2 Rmin 23 79 FF FD xy yx 029 0 068 0 068 0 996 0 13 取操作回流比 R 1 5 Rmin 1 5 23 79 35 7 求精馏塔的气液相负荷 L RD 35 7 1 54 10 4 5 50 10 4 V R 1 D 36 7 1 54 10 4 5 65 10 4 L L F 5 50 10 4 6 64 10 4 1 21 10 3 V V 5 65 10 4 操作线方程 精馏段操作线方程为 y D 0 973xn 0 027 x V D x V L 提馏段操作线方程为 y W 2 142x n 0 007 x V W x V L 相平衡方程 y x x 11 用逐板计算法计算理论塔板数 见表 4 6 理论塔板数 N精 12 N提 5 表 4 6 粗苯洗油的气液相组成 x 1x 2x 3x 4x 5x 6x 7x 8x 9 0 9900 9760 9460 8800 7560 5700 3640 2020 106 y1y2y3y4y5y6y7y8y9 0 9960 9900 9770 9470 8830 7630 5820 3810 224 x10 x 11x 12x 13x 14x 15x 16x 17 0 0530 0360 0260 0210 0160 0110 0070 003 y10y11y12y13y14y15y16y17 0 1300 0830 0620 0490 0380 0270 0170 008 4 3 2 实际塔板数的求算 总塔效率的求取 80 1 粗苯的 0 300 洗油的 0 315 14 AV xi i 0 025 0 300 0 975 0 35 0 354 相对挥发度 2 43 AV 2 43 0 354 0 86 查阅文献 19 得 塔板效率 E 0 52 实际塔板数的计算 精馏段实际塔板数 N精 12 0 52 24 提馏段实际塔板数 N提 5 0 52 10 4 44 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的的计算 4 4 1 操作压力计算 塔顶操作压力 pD 101 3 18 21 119 51kPa 每层塔板的压降 P 0 7kPa 进料板压力 PF 119 5 0 7 24 136 31kPa 精馏段平均压力 Pm 119 5 136 31 2 127 914 kPa 4 4 2 操作温度计算 依据操作压力 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度 其中苯 甲苯的饱和蒸汽压 由安托尼方程计算 计算过程略 计算结果如下 塔顶温度 tD 80 1 进料板温度 tF 109 3 精馏段平均温度 tm 80 1 109 3 2 94 7 4 4 3 平均摩尔质量计算 由 xD y1 0 996 x1 0 990 MVDM 0 996 78 11 1 0 996 92 3 78 17 kmol MLDM 0 990 78 11 1 0 990 92 3 78 25 kmol 进料板平均摩尔质量计算 由逐板计算法 相平衡方程得 xF 0 029 yF 0 068 MVFM 0 0602 78 11 1 0 0602 92 13 91 26 kmol MLFM 0 026 78 11 1 0 026 92 13 91 77 kmol 精馏段平均摩尔质量 15 MVM 78 17 91 26 2 84 72 kmol MLM 78 25 91 77 2 85 01 kmol 4 4 4 平均密度的计算 气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算 即 vm RTm PmMVm 15 3 15 273140314 8 91 127 m3 液相平均密度的计算 液相平均密度依下式计算 即 1 tm aipi 塔顶液相平均密度的计算 由 tD 80 1 查手册得 A 820 B 810 m3 20 LDm m3 9 819 810 005 0 820 995 0 1 进料板液相平均密度的计算 由 tF 109 3 查手册得 A 795 B 793 m3 21 进料板液相的质量分率 a A 022 0 13 92974 0 11 78026 0 11 78026 0 LFm m3 0 793 793 978 0 795 022 0 1 精馏段液相平均密度为 Lm m3 5 806 2 0 793 9 819 4 4 5 液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依据下式计算 即 Lm xi i 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD 80 1 查手册得 A 18 9 mN m B 19 1mN m 22 Lm 0 996 18 9 0 004 19 1 18 9mN m 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF 109 3 查手册得 A 17 8 mN m B 18 mN m 23 16 Lf 0 026 17 8 0 974 18 18 0 mN m 精馏段液相平均表面张力为 Lm 18 9 18 0 2 18 45 mN m 4 4 6 液相平均黏度的计算 液相平均黏度依据下式计算即 lg Lm xi lg i 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD 80 1 查手册得 A 0 300 mPa s B 0 355 mPa s 24 lg LDm 0 996lg 0 300 0 004lg 0 355 LDm 0 300 mPa s 进料板液相平均粘度的计算 由 tF 109 3 查手册得 A 0 220 mPa s B 0 280 mPa s 25 lg LFm 0 026lg 0 220 0 974lg 0 280 LFm 0 278 mPa s 精馏段液相平均粘度为 Lm mPa s289 0 2 278 0 300 0 4 54 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4 5 1 塔径的计算 精馏段的气液相体积流率为 代入年产量 160 万吨 Vs m3 s vm VMvm 3600 01 6 54 3 3600 72 84904 Ls m3 s lm LMlm 3600 026 0 5 8063600 01 85880 查表求 C20 图中的横坐标是 065 0 54 3 5 806 360001 6 3600026 0 v l Vh Lh 查表得 C20 0 12 26 C 0 12 0 2 0 118 20 17 取板间距 HT 0 6 板上液层高度 hL 0 06m 则 17 HT hL 0 6 0 06 0 54m max C0 118 1 78m s v vl 54 3 54 3 5 806 则安全系数为 0 7 则空塔气速为 0 7 max 0 7 1 78 1 246m s D m48 2 246 1 01 644 Vs 由于 塔径太大故需要分塔生产 D m75 1 2246 1 01 6 44 Vs 按标准塔径圆整后为 D 2m 塔的截面积为 A1 D2 3 14m2 4 实际空塔气速为 m s96 0 14 3 2 01 6 4 5 2 精馏塔有效高度的计算 27 29 精馏塔有效高度为 Z精 N精 1 HT 24 1 0 6 13 8m 提馏段的有效高度为 Z提 N提 1 HT 10 1 0 6 5 4m 在进料板上方开一个人孔 其高度为 0 8m 故精馏塔的有效高度是 Z Z精 Z提 0 8 13 8 5 4 0 8 20m 4 64 6 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算 4 6 1 溢流装置的计算 因塔径 D 2 0m 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 各项计算如下 1 堰长 w l 取 lw 0 66 0 66 2 1 32mD 18 2 溢流堰高度 w h 由 w h L h ow h 选用平直堰 堰上高度由式 计算 近似取 E 1 则 ow h ow h 3 2 1000 84 2 w h l L E 0 031m ow h 3 2 1000 84 2 w h l L E 3 2 32 1 3600013 0 1 1000 84 2 取板上清液层高度 60mm L h 故 0 06 0 031 0 029m w h 3 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 由 0 66 D lw 查图 弓形降液管的参数 得 0 0722 0 124 t f A A D Wd 故 0 07223 14 0 227 f A 2 m 0 124D 0 1242 0 248 d W m 依式 5 验算液体在降液管中停留时间 即 3 3600 h Tf L HA 10 48 5s h Tf L HA3600 3600013 0 6 0227 0 3600 故降液管设计合理 4 降液管底隙高度 0 h 0 h 0 3600 ul L w h 取 0 25 0 ums 则 0 039 0 h 25 0 32 1 3600 3600013 0 m 19 由于以保证液体由降液管流出时不受到很大阻力 选用凹形 w h 0 h w h 0 h 受液盘 深度 50 w hmm 4 6 2 塔板布置 1 塔板的分块 因800 故塔板采用分块式 查表 塔板分块数 塔板分块为 5 块 D mm 2 边缘区宽度确定 取 0 065 0 035 a W s Wm c Wm 3 开孔区面积计算 开孔区面积按式 a A sin 180 2 1 2 22 r xr xrx 其中 mW D r mWW D x c sd 965 0 035 0 2 2 2 687 0 065 0 248 0 2 2 2 故 a A 21 2 22 41 2 965 0 687 0 sin 180 965 0 687 0 965 0 687 0 2m 4 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性 可选用碳钢板 取筛孔直径 mm3 mmd5 0 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 为t mmdt15533 0 筛孔数目为n 个n12371 015 0 41 2 155 1 155 1 22 t Aa 开孔率为 10 1 220 015 0 005 0 907 0 907 0 t d 气体通过阀孔的气速为 20 sm A V u s 35 12 41 2 2101 0 01 6 0 0 4 74 7 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 4 7 1 塔板压降 1 干板阻力计算 c h 干板阻力由式 0 051计算 c h c h 2 0 0 L v c u 由 查干筛孔的流量系数图得 0 77267 1 3 5 0 d 0 C 故 0 051 液柱 c hm057 0 5 806 54 3 772 0 35 12 2 2 气体通过液层的阻力计算 f h f h L h sm AA V u fT s a 032 1 227 0 14 3 2 01 6 94 1 54 3 032 1 2 1 2 1 0 msKguF va 查充气系数关联图得 0 5 故 液柱mhhhh owwLf 03 0 031 0 029 0 5 0 3 液体表面张力的阻力计算 h 液体表面张力所产生的阻力由 h 液柱m gd h L L 0019 0 005 0 81 9 5 806 1045 1844 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算 即 p h 液柱mh hhhh p fcp 088 0 0019 0 03 0 057 0 气体气体通过每层塔板的压降为 0 7Kpa aLpp pghP 2 69681 9 5 806088 0 21 4 7 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 并且本例的塔径和流量均不大 故可忽略液面 落差的影响 4 7 3 液沫夹带 液沫夹带量由式计算 15 0 06 0 5 25 2 107 5 2 3 6 Lf fT a L v hh hH u e 故Kg 液 Kg 气 0 u min 0 u 稳定系数为 5 13 2 498 5 35 12 min 0 0 u u K 故在本设计中无明显漏液 4 7 5 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高度应服从 d H wTd hHH 取 0 5 则 mhH wT 315 0 029 0 6 0 5 0 而 dLpd hhhH 板上不设进口堰 可有下式计算 即 d h 液柱muhd0096 0 25 0 153 0 153 0 22 0 22 液柱mHd1576 0 0096 0 06 0 088 0 wTd hHH 故在本设计中不会发生液泛现象 4 84 8 塔负荷性能图塔负荷性能图 4 8 1 液相负荷上限线 以 4 作为液体在降液管中停留的时间下限 根据公式 4 s Tf L HA Ls mix m3 s 4 TfH A 034 0 4 6 0227 0 根据此可以作出与气体流量无关的处置液相负荷上限线 4 4 8 2 液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上层高度 0 006 作为最小液体负荷标准 ow h 0 006 取 E 1 则 ow h 3 2 1000 84 2 w h l L E Ls min 0 1126 m3 s 3600 32 1 84 2 1000006 0 3 2 根据此可以作出与气体流量无关的处置液相负荷下限线 3 4 8 3 漏液线 V LL hh C 13 00056 0 4 4 0min 0 0 min min 0 A Vs w h L h ow h ow h 3 2 1000 84 2 w h l L E V L W S Ws h l L EhACV 3 2 00min 1000 84 2 13 0 0056 0 4