20万t每a焦化厂粗苯工段工艺设计毕设毕业论文.doc

本科生毕业设计年产20万焦炭的焦化厂回收车间粗苯工段的工艺设计摘 要本设计为年产20万焦炭的焦化厂回收车间粗苯工段的工艺设计。主要内容有：工艺流程的论证和选择（包括煤气终冷洗萘工艺，洗苯工艺，脱苯工艺），主要设备的论证和选择（包括终冷塔，洗苯塔，脱苯塔，贫富油换热器等），主要设备的计算与选型，工艺说明（包括工艺详述，工艺布置等），操作规程及岗位定员，保证生产正常进行所需要的非工艺部分（包括自动化仪表的要求；防火防爆要求；安全与劳保；土建；设备检修；采暖通风；给水排水；供汽；电力；检化验项目），经济概算等。本设计所采用的工艺流程分两部分：终冷洗苯部分和蒸馏脱苯部分。终冷洗苯部分采用的是横管终冷轻质焦油洗萘，焦油洗油洗苯工艺。该工艺对煤气的终冷采用间接冷却，轻质焦油洗萘效果好，因此不产生含酚废水，洗苯采用塑料花环填料塔，其有阻力小，洗苯效果好等优点。蒸馏脱苯部分采用的是管式炉加热生产一种苯的工艺。该工艺具有富油预热温度高，节省蒸汽耗量，脱苯效果好等优点，另外，贫油冷却器采用螺旋板换热器，贫富油换热器采用螺旋板换热器，其具有传热系数大，省钢材等优点。该工艺的总投资2495.9万元，投资回收期为6年5个月。关键词：粗苯； 洗油； 吸收。目 录1 绪 论11.1炼焦煤气中回收苯族烃的意义11.2粗苯的性质11.3设计任务21.3.1设计任务21.3.2条件21.3.3要求32 工艺论证及选择42.1煤气的终冷及洗萘工艺42.1.1煤气终冷和机械化除萘工艺42.1.2煤气终冷和焦油洗萘工艺52.1.3油洗萘和煤气终冷工艺62.1.4横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺72.2洗苯工艺82.2.1焦油洗油吸收法92.2.2石油洗油吸收法92.3脱苯工艺92.3.1蒸汽加热法生产一种苯92.3.2管式炉加热法生产一种苯的工艺102.4本设计工艺祥述112.4.1工艺流程详述113 主要设备论证及选型133.1洗苯塔133.1.1空喷塔133.1.2板式塔（孔板塔）133.1.3填料塔133.2脱苯塔163.3终冷塔163.3贫油冷却器和贫富油换热器173.3.1贫油冷却器173.3.2贫富油换热器174 主要设备、管道的工艺计算和选型194.1煤气终冷设备计算194.2横管终冷器的计算214.3吸苯塔的计算：264.4 蒸馏脱苯部分设备计算和选型294.4.1 管式炉304.4.2 再生器计算354.4.3 脱苯塔计算374.4.4 分缩器的计算404.5贫富油换热器的计算和选型414.6贫油冷却器的计算434.7 冷凝冷却器的计算444.8 管道计算444.9 贫油泵的计算和选型455 工艺说明475.1操作技术指标475.2工艺布置495.3操作岗位的确定及定员505.3.1岗位的确定505.3.2岗位定员515.3.3岗位操作规程516 设备及管道材料汇总546.1设备一览表T2546.2管道材料一览表567 非工艺部分637.1自动化仪表的要求637.2防火防爆要求667.3安全与劳保667.4土建677.5设备检修677.6采暖通风677.7给水排水677.8供汽677.9电力677.10检化验项目688 经济概算698.1编制说明698.2经济概算698.3经济分析748.3.1收入748.3.2支出748.3.3利润758.3.4回收期758.3.5综合考虑75参考文献76附录177致 谢781绪 论 1.1炼焦煤气中回收苯族烃的意义煤是我国最主要的能源，除了燃烧提供能量以外，煤还可以经过综合加工利用，生产多种化学产品。目前应用最广，也是最成熟的综合利用是炼焦化学工业，随着炼焦工业的发展，煤气及化学产品已不再是就地燃烧，而是加以回收利用，煤气中的芳香烃是宝贵的化工原料,对合理利用我国煤炭资源，提高经济效益有十分重要的现实意义。因此，对煤气中的苯族烃及萘应尽可能回收。粗苯回收工段的主要任务是：回收煤气中的苯族烃及洗除煤气中的大部分萘。1.2粗苯的性质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。粗苯的组成取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在炭化室内热解的程度。粗苯各组成的平均含量如表11。此外，粗苯中酚类的含量通常在0.11.0%之间，吡啶碱类的含量不超过0.5%。当硫铵工段从煤气回收吡啶碱类时，则粗苯中的吡啶碱类含量不超过0.01%。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。 各组分的平均含平量 表1-1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C6H6C6H5（CH2）3C6H4（CH2）2C6H3（CH2）3C5H6C6H5CHCH2C8H6OC9H5CS2C4H4S557012222.062.057120.61.20.51.01.02.01.52.50.31.50.31.50.21.2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1.47.5%（体积）范围内时，能形成爆炸性混合物，此工段要求严禁烟火，电机防爆。1.3设计任务1.3.1设计任务本设计为20万t/a焦化厂粗苯工段的工艺设计。1.3.2条件本设计是参考徐州市环宇焦化厂粗苯工段设计的。（1）厂址：徐州郊区，东经11718，北纬3417，海拔 高度34米（2）气象条件：本地区属海洋性气候，具有大陆性气候特点，常年主导风向为东风、东南风。最大风速 23.4m/s最大平均风速 19.3m/s年平均气温 14极端最高气温 40.6（1972.6.11）极端最底气温 22.6（1969.2.6）大气压力：冬季 767mmHg夏季 751mmHg降水量（年） 869.9mm降水天数（年） 91.7day最高地下水位 1.251.75mm土壤耐压力（砂质黏土） 12t/m地下水质对硅酸盐水泥混泥土无侵蚀作用。1.3.3要求本设计采用洗油吸收煤气中的苯族烃，对焦油洗油的质量要求见表1-4 焦油洗油质量标准(YB 297-64) 表1-4名 称指 标比重(d4) 馏程: 230前馏出量(容),%300前馏出量(重量),%酚含量(容),%萘含量(重量),%黏度(E25)水分,%15结晶物1.041.073900.51321.0无2 工艺论证及选择焦炉煤气经硫铵工段脱除氨后进入粗苯工段,在此进行苯族烃的回收和制取。该工段的主要任务是完成煤气终冷除萘、苯族烃的吸收和脱苯。下面分别对这三任务进行工艺论证。2.1煤气的终冷及洗萘工艺回收煤气中苯族烃的适宜温度为25左右,而进入粗苯工段的煤气温度在55左右.因此，在回收之前煤气要进行冷却。在焦炉煤气冷却和部分水蒸汽冷凝的同时，又有萘从煤气中析出，因此煤气的终冷还有除萘的作用。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.2.1.1煤气终冷和机械化除萘工艺煤气终冷和机械化除萘工艺流程如图2-1所示. 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2000-3000mg/Nm降到800-1200mg/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30-32,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。2.1.2煤气终冷和焦油洗萘工艺煤气终冷和焦油洗萘工艺流程如图2-2: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。2.1.3油洗萘和煤气终冷工艺油洗萘和煤气终冷工艺流程图如图2-3 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20-30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2.5-3t/1000 Nm。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。2.1.4横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺如图2-4 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21-25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。该流程的优点是：1、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350-450mg/Nm。2、无须用洗油，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。3、该系统阻力小，风机电耗低；操作维护简便；无污染；占地面积小，基建费用少。4、由于煤气的冷却不直接与水接触，所以无含酚污水的处理。本设计采用第四种方法即：横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺。2.2洗苯工艺目前，国内外的焦化厂主要采用洗油吸收回收煤气中的苯族烃。洗油吸收法又分为石油洗油吸收法和焦油洗油吸收法两种。2.2.1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2 g/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2.5%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。2.2.2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150 mg/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，而多采用第一种工艺。本设计采用焦油洗油吸收法。2.3脱苯工艺由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱苯。脱苯工艺有很多种，我国焦化厂均采用水蒸气蒸馏法脱苯。按照粗苯产品可以分为生产一种苯工艺和生产两种苯工艺，按照富油的加热方式不同可以分为蒸汽加热法和管式炉加热法下面将蒸汽加热法生产两种苯工艺和管式炉加热生产一种苯的方法分别介绍。2.3.1蒸汽加热法生产两种苯蒸汽加热法生产两种苯的工艺如图2-5： 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135-145，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1-1.5%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。2.3.2管式炉加热法生产一种苯的工艺管式炉加热法生产一种苯的工艺流程如图2-6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180-200后再进入脱苯塔脱苯。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。本设计采用的脱苯工艺为管式炉加热法生产工艺。2.4本设计工艺祥述主要详述工艺流程，生产操作规程及控制的技术指标。2.4.1工艺流程详述一、轻质焦油终冷洗萘工艺流程见图2-4。由硫铵工段来的煤气，温度为50-56，进入终冷塔顶空喷塔，与从循环油槽来的连续喷洒的轻质焦油同流差速接触速冷，再进入横管段继续冷至21-25，同时脱萘至0.45克/标米以下，后从塔底排出，进入旋风捕雾器除掉的大部分焦油，凝结水雾，进入煤气总管送至洗苯塔。由终冷塔下来的轻质焦油经过U型管自流入塔底循环油槽。再由循环油泵从槽底抽出至塔顶喷洒。循环到一定含萘量时，用泵送至焦油工段或冷鼓工段。打开轻质焦油槽至循环油槽的阀门，新轻焦油依靠液位差自流入循环油槽，大约补充新洗油约2小时。18冷凝水由塔下部横管冷却器进入，向上经串联着的歌横管器与塔内循环油，煤气间接换热升温后由塔的上部外排。二、洗苯工艺流程见图2-5。（采用一个洗苯塔）煤气经最终冷却器至约21进入洗苯塔。塔前煤气中含苯族烃25-40克/标米，在塔内与逆流流动的洗油接触后，出塔煤气中含苯族烃低于2克/标米。从脱苯工序来的贫油含粗苯0.2-0.4%，用贫油泵送至洗苯塔顶部，从塔顶喷淋而下，含苯量增至2.5%左右，经过U型管自流入塔底富油槽。再用富油泵从油槽底部抽出，送往脱苯工序。脱苯后的贫油循环使用。当塔底油槽液位降低时，用贫油泵从新鲜洗油槽中抽新洗油补充，以维持液位稳定。三、脱苯工艺流程见图2-6。从洗涤工序来的富油先进入分缩器换热，被从脱苯塔来的气体加热到70-80，然后进入贫富油换热器，温度升到120左右，然后送到管式炉加热到180-190。热富油从脱苯塔14层塔板进入。热贫油从脱苯塔底部靠液位差送汝贫富油换热器，被冷却到75左右，再流回塔底油槽。然后用分油泵从塔底抽出到贫油冷却器，冷却到25-30，回洗苯塔循环使用。从脱苯塔顶出来的粗苯蒸汽，送入分缩器，部分水蒸气被冷凝下来，然后进入冷凝冷却器，粗苯和水从冷凝冷却器下部流入油水分离器进行分离。从油水分离器出来的粗苯进入储槽。轻、重分缩器进一步分离，分离水送至酚水井。轻、重分缩器进入地下槽与富油混合后处理使用。为保证洗油质量，从管式炉加热后的富油管线引出1-2%的富油进再生器。于此用管式炉加热至400-450的蒸汽进行蒸吹。器顶排出温度为190-200的水汽，油汽与粗苯汽一起进入脱苯塔，再生器底部残渣定期排放。3 要设备论证及选型前面我们介绍了四种终冷洗萘工艺，它们各自使用的终冷塔也不同。煤气终冷和机械化除萘工艺用金属隔板塔。此塔局有传热，传质好的优点，但在终冷塔后出口煤气的含萘量较高，萘的脱除率低，终冷水和萘不能很好地分离。煤气终冷和热焦油洗萘工艺使用带焦油洗萘器的煤气终冷塔（筛板塔）。此塔虽然具有扩散推动力大的优点，但操作不稳定，对水质的要求高。油洗萘和煤气终冷工艺中使用的是横管式终冷塔。此工艺洗萘与终冷分开，投资高，不易小厂借鉴。横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺使用横管终冷洗萘塔。它的优点：不仅终冷效果好，除萘效果也好；系统阻力小，操作维修简便，节约点耗；不需含酚污水处理。根据本设计在第二章所确定选用的终冷除萘工艺、流程，可确定选用与该工艺相配套的终冷塔横管终冷洗萘塔。3.1洗苯塔目前，我国焦化厂采用的洗苯塔主要有空喷塔，板式塔和填料塔，下面分别加以介绍。3.1.1空喷塔空喷塔一般为多段喷洒，每段下部均设有煤气分布器，相邻两段设有煤气通过的锥性散罩，底部设有许多个喷嘴组成的洗油喷洒装置，其上设有备用的中央喷嘴，从顶部洒下来的洗油经降液管引到下段。洗油从第二段起来采用循环喷洒。用空喷塔洗苯具有以下优点：投资省，处理能力大，阻力小，不堵塞等。缺点：洗苯效率低，塔后煤气含苯量高，洗油循环量大，动力消耗大。3.1.2板式塔（孔板塔）板式塔主要有穿流式筛板塔。该塔容易实现最佳流体力学条件，即增加气液两相的接触面积，提高两相的湍流程度，迅速更改两相界面以减小其扩散阻力。这种塔结构简单，容易制造，生产能力大，投资省，节约金属材料，且安装和维修简便。其缺点是塔板的效率受负荷变动的影响较大。3.1.3填料塔填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。塔内填料了用木格，钢板网，金属螺旋，帖拉累托填料，鲍尔环，鞍形填料以及塑料花环填料等。1、 木格填料塔 该塔型在我国焦化厂应用较多，它具有阻力较小，操作稳定等优点。但也存在着生产能力小，设备庞大、苯重，投资和操作费用高及木材耗量大等缺点。因此在一些国家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。2、钢板网填料塔该塔型在国内已被采用。该填料塔与木格填料塔相比，具有比表面积大，吸收率高，阻力小，动力消耗小等优点，但制造麻烦，价格昂贵，处理能力小。3、金属螺旋填料塔金属螺旋填料塔采用钢带和钢丝绕成，其比表面积大，重度小由于形状复杂，填料层的持液量大，因此吸收剂与煤气接触时间较长，又由于煤气通过填料时搅动激烈，因而吸收效率较高。但难于制造，价格昂贵。这种填料在苏、美应用较多。4、塑料花环填料塔 塑料花环填料是近年来又国外引进的高效填料，经过实践检验证明，花环填料是一种具有比表面大，空隙来率高，阻力小，处理能力大，液体分布好，湿润率高，投资省，占地少，节省能耗，制造安装容易，操作方便等突出优点的填料。国家有关部门鉴于该填料具有以上优点，已要求推广使用高效花环填料洗苯塔。根据以上的论述，本设计采用塑料花环填料洗苯塔。 附表：各种型式洗苯塔经济比较 表3-1塔型使用厂家及规模万吨焦/年塔的直径与塔高 mm台数及单重，T总容积比总重量比总占地比泵（阀）台数总投资比总阻力 Pa木格子邯郸钢厂603500H=37003834.19833（9）3.62000浮动阀济钢603500H=23001351.021.111（3）0.71000钢板网新余603500H=35002543.53.522（6）1.61000日本 空喷塔宝钢1806200H=440032105.97312（9）3.151500西德 钢板网宝钢1803800H=510011981.774.411（8）2.61200国产 花环济钢603200H=27001311111（3）1600日 本花环户烟602800H=27002-1.53-2/313001511/2312/54001521/2311/2200-600301/3-3/560027521/26112/3900*包括鼓风机电耗从以上两表可以看出，几乎在所有比较项目中，花环填料塔都优于其它塔型（包括填料塔），它是当前国内最先进的洗苯塔。采用花环填料塔代替木格子填料塔洗苯时，对于年产60万吨焦碳的焦化厂，可节省20余万远，泵的电耗节省28.8万kwh，价值3万元，并可获得节省占地，缩短基建周期等社会效益。国内生产的三种型号的花环填料规格如下： 表3-3型号外经内厚环数高（cm）容重kg/m空隙率%比表面积填充个数使用温度HX1(x)HZ1(z)HD1(d)47cm73cm95cm3*33*43*6912121927.537111102888889901851279432.5*10/m8*10/m3.6*10/m1201201203.2脱苯塔我国焦化厂采用的脱苯塔有圆形泡罩塔，条形泡罩塔以及浮阀塔等，以条形泡罩塔应用最广。泡罩塔是工业上应用最久的一种塔板型式，该种塔型 的优点是：不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，即当气、液负荷有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，对各种物料的适应性强，操作经验丰富。缺点是：塔板结构复杂，金属耗量大，造价高，板上液层厚，气体流动曲折，塔板压降大，兼因雾沫夹带现象较严重，限制气速的提高，故生产能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，气体分布不均匀，也影响了板效率的提高。浮阀塔是在泡罩塔与筛板塔两种型式的基础上而衍生的一种新塔型。该塔型具有以下优点：生产能力大，操作弹性大，塔是造价低，气体压强降及液面落差较小，塔板条件变差，使塔内堵塞严重，气体，液体分布不均匀，阻力增加，后果较为严重。根据目前的使用证明泡罩塔的操作，运行更为稳定。虽然浮阀塔具有很多优点，但因其防腐较差，操作不易稳定，故选用条形泡罩塔作为本设计的脱苯塔。3.3终冷塔通常终冷塔有金属板式直接冷却塔，带焦油洗萘器的煤气终冷塔及横管终冷塔。根据本设计在第二章所确定的终冷除萘工艺流程，可确定选用与该终冷工艺流程相配套的终冷塔一横管终冷塔，该塔型具有以下优点：系统阻力小，终冷效果好、无含酚污水处理、操作维修方便，消耗费用低等。3.3贫油冷却器和贫富油换热器3.3.1贫油冷却器我国焦化厂应用贫油冷却器主要有：空气水喷淋式冷却器，浮头管壳冷却器和螺旋板换热器三种。国内应用较多的是浮头管壳式贫油冷却器。近年来，螺旋板换热器在我国焦化厂得到广泛应用。除可作为贫油冷却器使用之外，还可以作贫油换热气，蒸氨废水换热器等。螺旋板换热器与普通换热器相比较，具有以下优点：1、传热效率高。该设备可进行逆流，并流和错流操作，其总传热系数约为列管式换热器的三倍左右。最突出的特点是对低温热源进行热交换时，有极好的效果。2、结构紧凑，占地面积小。所需面积只为列管式换热器的1/2-1/4。3、它能自行清除污垢。因螺旋板的通道是单通道，如果通道内处沉积了污垢，此处的通道截面积就会减少，流速就相应增高，污垢易被冲刷掉。因此几乎不用人工清扫，可延长清扫周期。另外，它还有钢材耗量少，成本低等优点，但它阻力较大。鉴于以上优点，本设计选用螺旋板换热器作为贫油冷却器。3.3.2贫富油换热器同样由于螺旋板换热器所具有的优点，本设计选用螺旋板换热器作为贫富油换热器。附表：螺旋板换热器与管壳式换热器经济效益比较 表3-4项 目种 类螺旋板式管壳式传热系数 kcal/mh堵塞情况体积耐压重量（随压力，温度变）材质压力损失P，kg/cm管内流速m/s管外流速m/s600-1500不堵小低8T /160m=50 kg/m不锈钢大（0.5-2）1-2（有时2）100-5006T/160m=37.5 kg/m0.5-1.5液体0.4-2，气体10-20 螺旋板式与管壳式换热器价格比较 表3-5单台设备重量，t螺旋板式换热器价格 元/吨列管式式换热器价格 元/吨 碳钢1Cr18Ni9Ti碳钢1Cr18Ni9Ti11-55-10103800350032002900250002400023000220005500510048004500300002800026000240004主要设备、管道的工艺计算和选型概述 设备的选型和计算是根据前述的工艺要求和设计定额进行的。计算中对一些参数的选择，要求考虑实际操作，设备的选型除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。4.1煤气终冷设备计算计算依据：煤气密度 0.454kg/产率 (占装煤量) 0.2% 密度 1.518kg/苯回收率（占干煤重量） 0.95 %洗苯塔后煤气含苯 2g/粗苯蒸汽密度 3.677 kg/硫铵工段来煤气温度/饱和温度：56/50终冷温度：22炭化室有效容积：5.25 结焦时间（周转周期）：12小时根据公式：G煤=nNV炭化室干煤/t （t/h）装炉干煤量：G煤=22255.250.72/12=31.5 t/h式中：n每个焦炉组的焦炉个数；N每座焦炉的炭化室孔数；V炭化室炭化室有效容积，m3；干煤干煤堆积密度，t/m3 （取0.72 t/m3） ；t周转时间干煤气体积产量(V煤气，Nm3/h)：G煤V煤气=31.5345=10867.5/h干煤气质量产量(G煤气，kg/h)：V煤气煤气=10867.50.454=4933.8/h1、 煤气中含量 G= G产率=31.50.2%=63kg/hV=G/=63/1.518=54.7/h 2、 煤气中粗苯含量G=G粗苯的回收率+ V塔后煤气含苯量 =31.510000.95 %108672/1000=321kg/hV =G/=321/3.667=87.5/h 上述三种气体流量之和V=10867.554.787.5=11009.7 /h=9030.1 kg/h 3、 塔前煤气中水蒸气量（Gkg/h和V/h）塔前煤气温度T=56,露点T=50，露点下水蒸汽压力p= =12300pa , 煤气绝对总压力=大气压煤气压力=(103331000)9.81=113663 pa =11009.7=1335.98/hG =V18/22.4=861.65kg/h4、 塔后煤气中水蒸汽量（Gkg/h和V/h）塔后煤气温度T=22,露点T=22,露点下水蒸汽压力p=2984pa 塔后煤气绝对总压力p=大气压塔后煤气压力 =（10333900）9.81=112630pa =11009.7=299.63/h G= V18/22.4=193.24kg/h4.2横管终冷器的计算1、 热量衡算带入热量Q入：（1）干煤气带入热量：q= V干煤气在56下的焓 =10867.520.06=175102.05KJ/h(1) H2S带入热量：q 2 G H2SH2S在塔前温度下的比热塔前温度 =630.2372564.18=3497.82 KJ/h(3) 粗苯带入热量：q3=G 粗苯i，kJ/h ；i=4.18(103ct)式中：c(20.70.026 t)/M M粗苯平均分子量，可取为82.2 t煤气塔前温度，则：c=(20.70.026t)/M=(20.70.02656)/82.2=0.27Kcal/kgi=4.18(1030.2756)=493.6Kj/kgq3=861.65493.6=425310.44 KJ/h(4)水蒸气带入热量：q= G水蒸气塔前温度下的焓 =861.65620.7=534826.16 KJ/h故带入热量：Q入q1q2q3q4 =175102.05+3497.82+425310.44+534826.16 =1138736.47KJ/h带出热量Q出：（1）干煤气带出热量：q= V干煤气在22下的焓 =10867.57.92=69133.01KJ/h （2）带出热量 ：q= G在塔前温度下的比热塔前温度 =630.2372224.18=1374.21KJ/h(3) 粗苯带出热量：q= Gi，KJ/h；i=4.18(103ct)c=(20.70.026t)/M=0.26Kcal/kgi=4.18(1030.259122)=454.35KJ/kg=861.65454.35=391490.68KJ/h(4)水蒸气带出热量：q= G水蒸气塔前温度下的焓 =193.24605.22=11692.71KJ/h故带出热量为：Q出=qqqq =69133.011374.2391490.6811692.71 =473690.6KJ/h煤气从56降到22放出的热量为：QQ=1138736.47473690.6=665045.87 KJ/h冷却水量：(冷却水采用18的地下水出塔温度为28左右)则：W=（QQ）/【（2818）1000】=(1138736.47473690.6)/【（2818）1000】=66.5m/h2、 传热系数的计算： K=(1）是由煤气至管外璧的对流传热系数 J/SK =0.0522x5.36式中：x每m饱和煤气（塔前塔后的露点下为饱和煤气）中水蒸气的平均含量（体积百分比）查得：塔前露点52时煤气水蒸气含量x=83g/Nm； 塔前露点22煤气水蒸气含量x=19.5g/Nm则x=【】1002=【】50=7.4(%)=0.0522x5.36=5.75故：=314 J/SK(2)是管内壁至冷却水对流传热系数 J/SK =0.023R (由于水被加热故n取0.4)横管终冷冷却器塔采用323的无缝钢管制得，根据前面计算得冷却水量为66.5m/h 则：管内水速为u=0.45m/s在冷却水的平均温度为：=23时水的物性参数如下： 比热：C=4.18KJ/Kgk；导热系数：=0.61J/msk； 动力黏度：=9.43710pa；密度：=998.2kg/ m则：R= =9386.5p=6.467故 =0.023R =0.023(9386.5)=2230J/SK(3)管壁厚b=0.0025m,钢的传热系数，b/=0.0025/52.25=4.810SK/J(管壁热阻)查手册得：管内壁污垢热阻R=2.0010SK/J 管外壁污垢热阻R=2.0010SK/J则： =1/314+2.0010+0.0025/52.25+2.0010+1/2230=4.09810SK/J故：K=244J/SK3、冷却面积的计算： （1）求平均温差： 煤 气：5622 冷却水：2818 T： 28 4 则平均温差为：=12.33 (2)算冷却面积F： 由公式F=Q/（K）得： F=665045.87/(12.33244)=221.14、高度计算：（1）管箱数：横管冷却器采用323mm钢管，根据前面计算得冷却水量为66.5m/h设管内流速为0.7m/sV=所以，n=66.54/(0.736003.140.0262)=64根需要水箱数nF=ndo1264所以n=221.1/(3.140.0322264)=8.6因此，取n=9个水箱，每个水箱排列为2个管程，第一层32个，第二层为32个，取管间距为60mm最外层换热管中心至壳体为30mm。（2）管箱高度查焦化设计参考资料采用22m的矩形水箱，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:506+60+322424mm,箱间距取200mm。 （3）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; 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： (4)塔高计算:有效管板高度为=6116mm两段喷洒高度共取1m，煤气出口2m,煤气入口2m,底部油槽高3m,则塔全高：H= 6.116+1+2+2+3= 14.116m则终冷塔高为15m 4.3吸苯塔的计算：原始数据：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7300Pa，从煤气中吸收的粗苯量为：=G煤粗苯回收率 =31.50.95%1000=299.3Kg/h出塔煤气含粗苯量为321-299.3=21.7Kg/h入塔湿煤气量： 煤 气 10867.5 Nm/h 4933.8Kg/h 硫 化 氢 54.7 63 粗苯蒸汽 87.5 321 水 蒸 汽 1335.98 861.65 共 计 12345.68 6179.45出塔湿煤气量： 煤 气 10867.5 Nm/h 4933.8Kg/h 硫 化 氢 54.7 63 粗苯蒸汽 5.9 21.7 水 蒸 汽 1335.98 861.65 共 计 12264.08 5880.15煤气的实际流量（塔前为V，塔后为V）V= 12274.54 Nm/hV=12361.78 Nm/h1、煤气平均流量V的计算：V=（V+ V）/2=12318.16Nm/h2、洗油循环量W的计算：油气比取为1.7L/m煤气，油密度取油=1.06kg/L,则W=V油气比油 =12318.161.71.06=22197.32 Kg/h3、 贫油粗苯含量的计算:(1)塔前煤气含粗苯量: =3211000/12274.54=26.15 g/Nm式中:V1塔前煤气实际流量, Nm/h(2)塔后煤气含粗苯量: =21.71000/12361.78 =1.76 g/Nm式中:V2塔后煤气实际流量, Nm/h(3)贫油允许含粗苯量:与a2相平衡的允许贫油含苯量x值按下式计算： 式中：x洗油含苯量，； a2出塔煤气含苯量，g/m3； Mb粗苯平均分子量，取为82.2； Mm洗油的平均分子量，取为160； P2出塔煤气的绝对压力