孔型焦炉配套粗苯工段的工艺设计

年5月29日孔型焦炉配套粗苯工段的工艺设计文档仅供参考中国矿业大学本科生毕业设计姓名:学号:学院:专业:设计题目2×25孔JN60-82型焦炉配套粗苯工段的工艺设计专题:指导教师:职称:教授05月徐州中国矿业大学毕业设计任务书学院专业年级学生姓名任务下达日期:毕业设计日期:毕业设计题目:2×25孔JN60-82型焦炉配套粗苯工段的工艺设计毕业设计专题题目:要求:(1)回收工艺论证;(2)主要设备计算和选型;(3)绘制带控制点工艺流程图、设备平面布置图、管道平面和立面布置图、绘制一张主要设备图(必须与自己的设备计算一致),用AutoCAD绘制;(4)编制设计说明书;(5)2×25孔JN60–82型焦炉配套规模进行计算计算条件:苯回收率:1.1%硫铵工段来煤气温度/饱和温度℃:58/53终冷温度:22℃毕业设计工作计划(1)3.1~3.8设计基本知识培训(2)3.9~3.22现场实习收集资料(3)3.23~4.17工艺论证和计算(5)4.18~5.31绘制图纸(6)6.1~6.15提交设计说明书和图纸院长签字:指导教师签字:

中国矿业大学毕业设计指导教师评阅书指导教师评语(①基础理论及基本技能的掌握;②独立解决实际问题的能力;③研究内容的理论依据和技术方法;④取得的主要成果及创新点;⑤工作态度及工作量;⑥总体评价及建议成绩;⑦存在问题;⑧是否同意答辩等):成绩:指导教师签字:年月日

中国矿业大学毕业设计评阅教师评阅书评阅教师评语(①选题的意义;②基础理论及基本技能的掌握;③综合运用所学知识解决实际问题的能力;③工作量的大小;④取得的主要成果及创新点;⑤写作的规范程度;⑥总体评价及建议成绩;⑦存在问题;⑧是否同意答辩等):成绩:评阅教师签字:年月日

中国矿业大学毕业设计答辩及综合成绩答辩情况提出问题回答问题答辩委员会评语及建议成绩:答辩委员会主任签字:年月日学院领导小组综合评定成绩:学院领导小组负责人:年月日目录TOC\o"1-3"\u一绪论 1二工艺论证及选择 62.1煤气的终冷及洗萘工艺 62.1.1煤气终冷和机械化除萘工艺 72.1.2煤气终冷和焦油洗萘工艺 82.1.3油洗萘和煤气终冷工艺 92.1.4横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺 102.2洗苯工艺 112.2.1焦油洗油吸收法 132.2.2石油洗油吸收法 142.3脱苯工艺 152.3.1蒸汽加热法生产一种苯 152.3.2管式炉加热法生产一种苯的工艺 16三粗苯回收原理 193.1粗苯回收原理及影响因素 193.1.1洗油回收粗苯的原理 193.1.2影响粗苯吸收的因素 193.2脱苯原理及影响因素 213.2.1脱苯原理(蒸汽法) 213.2.2影响脱苯的因素 21四主要设备论证及选型 224.1洗苯塔 224.1.1空喷塔 224.1.2板式塔(孔板塔) 234.1.3填料塔 234.2脱苯塔 264.3贫油冷却器和贫富油换热器 274.3.1贫油冷却器 274.3.2贫富油换热器 28五生产工艺说明 295.1工艺流程详述 295.1.1轻质焦油终冷洗萘 295.1.2洗苯 295.1.3脱苯 305.2操作技术指标 305.2.1终冷洗萘工艺 305.2.2洗苯工艺 315.2.3脱苯工艺 315.3工艺布置 325.3.1布置原则 325.3.2粗苯工段设备工艺布置 33六主要设备的工艺计算和选型 356.1终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型 356.2横管终冷洗萘塔的计算 376.3洗苯塔的计算: 426.4蒸馏脱苯部分设备计算和选型 466.4.1管式炉: 476.4.2再生器计算 546.4.3脱苯塔计算: 576.4.4分缩器的计算: 616.5贫富油换热器的计算和选型: 616.6贫油冷却器的计算: 646.7冷凝冷却器的计算: 666.8管道计算 666.9贫油泵的计算和选型 67七粗苯工段岗位定员及操作规程 697.1操作岗位的确定及定员 697.1.1岗位的确定 697.1.2岗位定员 707.2岗位操作规程 707.2.1岗位操作 707.2.2洗涤部分开、停工操作 717.2.3蒸馏部分开、停工操作 727.2.4特殊操作 727.2.5不正常情况处理 73八非工艺部分 748.1自动化仪表的要求 748.2防火防爆和采暖通风 788.2.1、防火防爆: 788.2.2、采暖通风: 788.3供汽和给排水 788.3.1、供汽: 788.3.2、给排水: 798.4检化验项目 798.5电力土建 808.6其它 80九经济概算 819.1编制说明 819.2经济概算 819.3经济分析 86十设备及管道材料汇总 8810.1设备一览表 8810.2图纸目录 9010.3管道明细表 90参考文献 97一绪论煤是中国最主要的能源,除了燃烧提供能量以外,煤还能够经过综合加工利用,生产多种化学产品。当前应用最广,也是最合理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的燃烧,而是加以回收利用,特别是煤气中的芳香烃是宝贵的化工原料,对合理利用中国煤炭资源,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完全。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。粗苯是多种芳烃和其它化合物组成的混合物,粗苯是主要成分是苯,甲苯,二甲苯及三甲苯等。另外,还含有一些不饱和化合物,硫化物及小量的酚类和吡啶碱类。当用洗油回收煤气中的苯族烃时,在所得的粗苯中尚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1—1。另外,粗苯中酚类的含量一般在0.1—1.0%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%。粗苯的各主要组分均在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,一般把180℃前馏出量当作100%来来计算,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,一般要求的180℃前的馏出量为93—95%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)3——C5H6C6H5CHCH2C8H6OC9H5——CS2C4H4S55～7012～222.0～62.0～57～120.6～1.20.5～1.01.0～2.01.5～2.50.3～1.50.3～1.50.2～1.2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1.4—7.5%(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。粗苯工段的产品,依工艺过程的不同而异。一般生产轻苯和重苯,但也可生产粗苯一种产品或轻苯,重苯及溶剂油三种产品。各产品的质量指标见表1—2,1—3。粗苯和轻苯的质量指标表1-2指标名称加工用粗苯溶剂用粗苯轻苯外观黄色透明液体比重,d4²°0.871～0.90≯0.900≯0.880馏程:75℃前馏出量,V%—≯3—180℃≮93≮91馏出96%(V%)的温度,℃——≯150水分室温(18～25℃)下目测无可见不溶解的水重苯和重质苯的质量指标表1-3指标名称重苯(参考指标)重质苯(YB303—64)一级二级比重d4²°0.91～0.980.91～0.980.91～0.98馏程:初馏点,℃≮139≮160≮160150℃≯10——200℃≮50≮85≮80水分,Wt%—≯0.5≯0.51、设计任务:本设计为焦化厂30000m³/h煤气中粗苯回收工段设计。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117°18´,北纬34°17´海拔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。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平均相对温度71%最大积雪厚度25cm最高地下水位1.25—1.75mm最大风速23.4m/s最大平均风速19.3m/s最多风向几频率:全年东、东北夏季东、东南土壤耐压力(砂质黏土)12t/m²地下水质对硅酸盐水泥混泥土无侵蚀作用。3、要求:本设计采用焦油洗油吸收煤气中的苯族烃,焦油洗油的质量要求焦油洗油质量标准(YB297-64)表1-4名称指标比重(d4²°)馏程:230℃300℃酚含量(容),%萘含量(重量),%黏度(°E25)水分,%15℃1.04～1.07≯3≮90≯0.5≯13≯2≯1.0无二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,苯族烃的挥手和脱苯三项任务.下面分别进行对完成这三响任务的工艺论证.2.1煤气的终冷及洗萘工艺回收煤气中的苯族烃的适量温度为21-27℃左右,在饱和器后温度一般是在50-5650-56℃的煤气进入木格式洗苯塔,被有喷淋下来的富油洗萘。富油进塔温度比煤气温度高5-7℃,煤气含萘可由-2500mg/Nm³降到500-800mg/Nm³。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冷却至20-23℃的循环水喷淋,将煤气再冷却25℃左右,额外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。再用泵送至终冷冷塔的上下两端,送往上端的水须于间冷器用低温水冷却,由于终冷器只是为了冷却煤气,因此终冷循环水量可减至2.5-3吨/1000标米³煤气左右,因此,在回收苯族烃之前,煤气必须进行最终冷却.由于在煤气冷却和部分水蒸气冷凝的同时,也有萘从煤气中析出,因此,煤气的最终冷却同时也兼有除萘的作用.中国焦化厂当前所采用的煤气终冷及除萘的工艺流程主要有四种,即:煤气终冷和机械除萘工艺;煤气终冷和焦油洗油工艺;洗油萘和煤气最终冷却工艺;横管终冷喷洒轻焦油洗萘工艺.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21-27℃,部分水汽被冷凝下来,同时还有相当数量的萘也从煤气中析出,并被水冲洗下来,煤气含萘量可从-3000mg/Nm³,降到800-1200mg/Nm³。冷却后的煤气起洗苯塔含萘冷却水由塔底经水封管自流入机械化刮萘槽,水和萘在槽中分离后,水自流入凉水架冷却到30-32℃,再由泵抽送经冷却器冷却到21℃左右后,回终冷塔循环使用,在捺沉淀槽中积聚的萘,定期用水蒸气压送到焦油槽回焦油氨水澄清槽处理。现在也有的焦化厂用热氨水或初冷冷凝液来熔萘。融化后的萘自流回冷凝工段。此发简化了操作且改进了劳动条件。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;水和萘不能充分分离,部分萘被水带到凉水架,使其清扫次数增加;刮萘槽结构复杂而且苯重,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部流出,经液封管导入焦油洗萘器底部并向上流动。热焦油经伸入器的分布管均匀喷洒在筛板上,经过筛板是孔眼向下流动,在与水对流接触过程中将水中含萘降到800mg/Nm³以下。洗萘后的焦油从洗萘器下部排出,经液位调节器流入焦油槽。焦油在循环使用24小时后,经加热静止脱水用泵送往焦油车间加工处理,送空的焦油槽再接受冷鼓工段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,自流到凉水架。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。焦油洗萘比机械化除萘效率高,但操作复杂。该流程的优点是不但能够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,有利于冷却水的进一步处理。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饱和器来的50-56℃的煤气进入木格式洗苯塔,被有喷淋下来的富油洗萘。富油进塔温度比煤气温度高5-7℃,煤气含萘可由-2500mg/Nm³降到500-800mg/Nm³。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冷却至20-23℃的循环水喷淋,将煤气再冷却25℃左右,额外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。再用泵送至终冷冷塔的上下两端,送往上端的水须于间冷器用低温水冷却,由于终冷器只是为了冷却煤气,因此终冷循环水量可减至2.5-3吨/1000标米³煤气。该流程的优点是塔后煤气含萘量要低于恰们两种工艺流程,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。缺点是该流程油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从硫铵工段来的煤气由塔顶进入,与连续喷洒的轻质焦油并流差速接触速冷,至横管段继续冷却至21-25℃,同时脱萘至450毫克/标米³以下,然后从塔底排出,进入旋风捕雾器除掉夹带的焦油,萘片和凝结水雾,然后去洗苯塔。轻质焦油由其补充至塔底循环油槽,循环油由槽底泵出至槽中部,顶部喷洒,与横管束和煤气接触换热,同时溶解煤气中析出的萘,然后经液封回循环槽。(此过程中,循环油槽内,入塔处,出塔处油温基本相同)。焦油循环至一定程度,用泵送至焦油上段。18℃的冷冻水由塔下部横管冷却器进入,向上经串联着的各横管器与塔内循环油,煤气间接换热绳温,然后从塔的外部排出。由于该工程主要依靠降低煤气的温度使煤气中萘析出,并由轻质焦油将萘溶解,因此煤气温度需降至21℃左右。如此低温,就决定了必须要有低温水的焦化厂才易采用该工艺。该流程的优点是:1、艺不但对煤气中的萘的脱除率高,而且冷却效果非常好。出口煤气约21℃左右,煤气含萘量大约在350-450mg/Nm³2、无须洗油,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,降低了萘的损失。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、由于煤气冷却不直接与水接触,因此无含酚污水的处理。综合上述的四种工艺,经过比较,第四种优点突出,徐州地区有低温的水源。因此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洗苯工艺从焦炉煤气中回收的苯族烃可采用下列方法:1、洗油吸收法:用洗油在洗涤塔中回收煤气中的苯族烃。将吸收了苯族烃的洗油(富油)送至脱苯塔蒸馏装置中,以提取粗苯。脱奔后的洗油(贫油)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发。加压吸收法可强化生产过程,适于煤气在远距离或用作合成氨厂原料的情况下采用2、吸附法:煤气经过具有微孔组织,接触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饱和状态。被吸附的苯族烃可用直接水蒸汽进行提取。用活性炭吸附剂可将煤气中的苯族烃几乎完全吸附下来。此法要求煤气净化的程度较高,加之吸附剂价格昂贵,因此在工业上的应用受到一定的限制,而多用于煤气中的苯族烃的定量分析。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。此法比吸附法所得粗苯质量好。但煤气的压缩及冷冻过程复杂,动力消耗大,设备材质要求高。当前,国内外焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃。用洗油回收煤气中的苯族烃所采用的洗苯塔虽有多种形式,但工艺流程基本相近。下面只简单介绍用木格填料塔回收粗苯的流程,如图2-5:煤气经最终冷却到25-27℃,含苯族烃为25-40克/标米³煤气,依次进入三个洗苯塔在塔内与逆向流动的洗油接触后,从最后的洗苯塔出来的煤气中苯族烃的含量要求低于2克/标米³。洗苯塔的煤气直接回脱硫后回焦炉供加热使用及作冶金工厂的其它燃料。含粗苯为0.2-0.4%的贫油,由洗油槽用泵送往洗苯塔顶,并依次经过各塔后,含苯量增至2.5%,此含苯富油从塔底经U型管排入接受槽。由此,再用泵送往脱苯工序,脱苯后的贫油经冷却后再回贫油槽供循环使用。在最后一个洗苯塔的喷头上部射捕雾层,以捕集被煤气带走的油滴,减少洗油的损失,也避免洗油进入煤气。近年来,为解决木材短缺问题,采用筛板塔,钢板网填料,不锈钢填料以及塑料花环填料洗苯塔,取得了较好的效果,洗苯塔台数可减少为一至两台。中国焦化厂洗涤用的洗油主要有焦油洗油和石油洗油。吸收放又分为焦油洗油吸收法和石油洗油法。2.2.1焦油洗油吸收法焦油洗油是高温焦油加工时230-300℃的馏分,由于大多数焦化厂都能自得,因此应用广泛,其质量指标已在第一章中列出如表1-3.焦油洗油的含萘量除规定要小于13%外,还要求其含苊量不大于5%,是为了保证在10-15℃时无固体沉淀物。萘苊因熔点较高,在常温下易析出固体结晶,因此应控制其含量。可是萘苊同芴,氧及洗油中其它高沸点组分混合时,能生成低熔点的有关各组分的共熔点混合物,因此洗油中存在一定数量的萘,则有助于降低洗油析出沉淀物的温度。洗油含酸量高时,会与水形成乳化物,从而破坏吸苯的操作,且酚的存在使洗油变稠,黏度大,因此必须严格控制洗油中的含酚量。2.2.2石油洗油吸收法用石油洗油回收苯族烃的工艺与焦油挥手苯族烃的工艺流程一样,只是在设计油槽时,须要考虑经常排出油渣和可能生成的乳化物.石油洗油洗苯具有油耗低,油水分离容易及操作简便等优点。石油洗油的质量指标见表2-1石油洗油稳定性好,脱萘能力强。但石油洗油吸收能力低,故循环洗油比用焦油洗油时大,因而洗油在循环使用过程中,会形成不溶于洗油的油渣,造成换热设备的堵塞而破坏正常的加热制度。同时,含有油渣的洗油与水能形成稳定的乳浊液而影响生产。石油洗油质量指标表2-1名称单位指标比重(20℃)黏度蒸馏试验:初馏点350℃凝固点含水量固体杂物Rl50°℃%℃%不大于0.89不大于1.5不小于265不小于95低于20不大于0.2无综上所述,由于石油洗油洗苯工艺存在很多问题尚未解决,设备选型上存在难题,因此一般不采用石油洗油工艺,而多采用焦油洗油洗苯工艺。2.3脱苯工艺由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱苯。用一般蒸馏的方法能够把富油中的粗苯蒸出来。但为达到需要的脱苯程度,则需将富油加热到250-300℃,这在实际上是不可行的,但为了降低脱苯蒸馏的温度,可采用水蒸汽蒸馏法或真空蒸馏法。中国焦化厂均采用水蒸汽蒸馏法脱苯,或称气提法脱苯。按照富油的加热方式的不同,可分为蒸汽加热法和管式炉加热法两种。按照粗苯产品又可分为生产一种苯的方法和生产两种苯的方法。本设计任务是生产一种苯,下面将蒸汽加热和管式炉加热生产一种苯的方法分别加以介绍。2.3.1蒸汽加热法生产一种苯蒸汽加热法生产一种苯的工艺如图2-6:由洗涤工序来的富油在分离器下面的三格中,被脱苯塔来的蒸汽加热至70-80℃,然后进入贫富油换热器,被来自脱苯塔的温度为130-140℃的热贫油加热到90-100℃,最后在富油预热器中用低间接蒸汽加热到135-145℃,进入脱苯塔顶部进行脱苯。从脱苯塔顶部溢出的粗苯,洗油蒸汽和水蒸气的油汽和水汽混合物进入分缩器下面三格中与富油换热,并在分缩器顶上的一格用冷水冷却,从而之大部分洗油汽和水汽冷凝下来,从分缩器顶部溢出的即是粗苯蒸汽。为得到合格的粗苯产品,可用冷却水水量控制分缩器顶部蒸汽温度,之其在86-89℃的范围内。由分缩器顶部溢出的粗苯蒸汽进入冷凝冷却器,在此用冷水冷凝冷却到25-30℃,做经粗苯分离器将水分出后计量槽进入粗苯储槽。进入分离器的油气和水汽混合物,在分离器底部两格所形成的冷凝液为重分缩油,在分缩器顶部两格所形成的冷凝液为轻分缩油。轻、重分缩油分别进入油水跟力气,与水分离后兑入富油送往脱苯塔。从粗苯、轻分缩油、重分缩油油水分离器排出的分离水均进入控制分离器进一步分离,以减少洗油损失。从脱苯塔底部排出的贫油温度比富油温度低3-5℃,自流入贫富.油换热器,与富油换热并冷却至110-120℃后,再回到脱苯塔底热贫油槽,在此用贫油泵送到贫油冷却器冷却至25-30℃后,送往洗被呢塔循环喷洒。由于洗油在循环使用中质量变坏。为保持循环洗油量的1-1.5%由富油入塔的管路引入洗油再生器,在此,洗油被间接蒸汽加热至160-180℃,并用过热蒸汽直接蒸吹,从再生器顶部蒸吹出来的温度为135-175℃的油气和水汽的混合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地回连续地排至残渣油槽。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2-7从洗涤工序来的富油先进入分缩器,被从脱苯塔来的气体加热到70-80℃,然后入贫富油换热器,被热贫油加热后进入管式炉。加热到180-190℃的富油,从第14层板进入脱苯塔。热贫油从脱苯塔底部经贫富油换热器自流入脱苯塔下部的热贫油槽,温度120℃左右,然后用泵送到贫油冷却器到25从脱苯塔顶出来的粗苯蒸汽,进入分缩器,温度从170-180℃,降到93℃左右,部分水蒸汽被冷凝下来,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粗苯储槽。轻、重分缩器分别进入油水分离器分离。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,于此用管式炉过热至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。管式炉加热法生产一种苯与蒸汽加热法生产一种苯相比具有以下优点:粗苯回收率高;蒸汽耗量低;酚水量少等优点。

三粗苯回收原理3.1粗苯回收原理及影响因素3.1.1洗油回收粗苯的原理用洗油回收炼焦煤气中的粗苯是一种吸收过程。其吸收机理是建立在双膜理论基础上。双膜理论的基本观点如下:相互接触的气液两流体间存在着稳定的相界面,界面两侧各有一很薄的有效滞留膜层。由于两流体的主体充分揣动,浓度的均匀的,全部的浓度变化集中在两个有效膜层内,且吸收过程在界面处达平衡。因此扩散过程的全部阻力也就等于气膜和液膜的阻力之和,这个阻力的大小也就决定了吸收速率的大小。3.1.2影响粗苯吸收的因素在吸收过程中,如果吸收系数比较大,那么进入液相的量也较大,也就是说吸收进行的完全。为此,我们经过气相进入液相的量的多少来讨论回收进行的程度。煤气中的苯族烃在洗苯塔乃被回收的程度称为回收率。回收率是评价洗苯操作的重要指标,可按下式表示:η=1-a2/a1式中:η--粗苯回收率,%a1,a2——洗苯塔入口,出口煤气中苯含量,克/标米³。回收率的大小取决于下列因素:煤气和洗油中苯族烃的含量;煤气流速几其压力;洗油循环量及其分子量;吸收温度;洗苯塔的构造,对填料塔则为填料表面积及其特性等。现分述如下:1、吸收温度的影响吸收温度指洗苯塔内气体液体两相接触面的平均温度,它取决于煤气和洗油的温度,也受大气温度的影响。吸收温度是经过吸收系数和吸收推动力的变化而影响粗苯回收率的。吸收温度增高,吸收系数有些增大,但不显著。当煤气中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;因而当提高温度时,洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈低,因此温度升高,吸收推动力随之减小。吸收温度不宜过高,也不宜过低。适宜为25℃左右,操作中洗油温度应略高于煤气温度以防煤气中的水汽冷凝进入洗油中。洗油的分子量及循环油两的影响当其它条件一定时,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。但洗油的分子量也不宜过小,否则洗油在吸收过程中损失较大,并在脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。增加循环洗油量可降低洗油中粗苯的含量,增加气液间的吸收推动力,从而提高粗苯回收率。但循环洗油量也不易过大,以免过多增加电、蒸汽耗量和冷却用水量。贫油含苯量的影响其它条件一定时,入塔贫油中粗苯含量愈高,则塔后损失愈大。现行规定塔后煤气中粗苯含量低于2克/标米³。如果一步降低贫油中的粗苯含量,虽有助于降低塔后损失,但将增加脱苯蒸汽时的水蒸汽耗量,使粗苯180℃前馏出率减少,即相应增加粗苯中溶剂油的生成量,并使洗油的耗量增加。吸收表面积的影响填料的表面积愈大,则煤气与洗油接触的时间愈长,回收过程进行得也愈完全。煤气压力和流速的影响煤气压力增大时,其扩散系数随压力的增加而减小,因而使吸收系数降低。但随煤气压力的增加,煤气中苯族烃的分压将成比例地增加,从而使吸收推动力迅速增加,吸收速率也将增大。煤气速度的增大师吸收系数增大,可提高气液相接触的旋流程度和提高洗苯塔的生产能力。因此加大煤气速度可强化吸苯过程,但太大,会使洗苯塔阻力和雾沫夹带量急剧增加。3.2脱苯原理及影响因素3.2.1脱苯原理(蒸汽法)脱苯原理实际是精馏原理,又挥发度不同的组分组成的混合液精馏塔内大多次进行部分汽化和部分冷凝,使其分离成几乎纯态的过程。在精馏过程中,当加热互不相溶的液体混合物时,如果此混合物的蒸汽分压之和达到塔内的总压时,液体即行沸腾。因此。在脱苯蒸馏过程中通入大量直接水蒸汽,当塔内的总压力一定时,若气相中水蒸汽所占的分压愈高,则粗苯和洗油的蒸汽分压就愈低,这样就能够在较低的脱苯蒸馏温度(远比250-300℃的温度低)下,便可将粗苯完全地从洗油中蒸出来。3.2.2影响脱苯的因素1、在塔底温度下各组分在蒸汽压。提高富油预热温度,则塔底贫油温度也相应提高。贫油中各组分的蒸汽压增大,从而使粗苯的蒸出率也增加。2、脱苯塔内操作压力提高塔内操作压力时,各组分的蒸出率相应减少。反之,则响应增加。3、脱苯塔的塔板层数增多加料板以下的塔板数n,可使各组分的蒸出率增大,特别是对甲苯,二甲苯的蒸出率影响较大。直接蒸汽量、温度提高直接蒸汽量,可使各组分的蒸出率增加。反之则各组分的蒸出率减小。另外还有富油的预热温度和含苯量。

四主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:不但终冷效果好,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。4.1洗苯塔当前,中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。4.1.1空喷塔空喷塔一般为多段喷洒,没段下部均设有煤气分布器,相邻两段设有煤气经过的锥性散罩,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。4.1.2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。4.1.3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。木格填料塔该塔型在中国焦化厂应用较多,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.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,又由于煤气经过填料时搅动激烈,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。各型式洗苯塔经济比较见表3-1。花环填料洗苯塔与其它填料洗苯塔的经济比较见表3-2。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60Φ3500H=37003834.19833(9)3.6浮动阀济钢60Φ3500H=23001351.021.1>11(3)0.71000钢板网新余60Φ3500H=35002543.53.522(6)1.61000日本空喷塔宝钢180Φ6200H=440032105.97312(9)3.151500西德钢板网宝钢180Φ3800H=510011981.774.4>11(8)2.61200国产花环济钢60Φ3200H=2700131111<1(3)1600日本花环户烟60Φ2800H=27002-1.53-<22(6)71.51100花环填料与其它填料经济比较表3-2各种填料塔与济钢的相比(济钢花环填料)木格子填料塔钢板网填料塔日本花环填料塔西德钢板网塔日本空喷塔泵多用电万kwh多用塔台数多占地多用煤气阀门个多用泵台增加投资增大阻力Pa86.5*22/362>2/313001511/2312/54001521/2311/2200-600301/33/560027521/26112/3900*包括鼓风机电耗从以上两表能够看出,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80余万远,泵的电耗节省86.5万kwh,价值9万元,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*10³/m³8*10³/m³3.6*10³/m³1201201204.2脱苯塔中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。根据当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。4.3贫油冷却器和贫富油换热器4.3.1贫油冷却器中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,螺旋板换热器在中国焦化厂得到广泛应用。除可作为贫油冷却器使用之外,还能够作贫油换热气,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。4.3.2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。螺旋板换热器与管壳式换热器的经济效益比较见表3-4,价格比较见表3-5。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/m²·h·℃堵塞情况体积耐压重量(随压力,温度变)材质压力损失△P,kg/cm²管内流速m/s管外流速m/s600-1500不堵小低8T/160m²=50kg/m不锈钢大(0.5-2)1-2(有时>2)100-5006T/160m²=37.5kg/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1Cr18Ni9Ti≦11-55-10﹥1038003500320029002500024000230002550051004800450030000280002600024000五生产工艺说明这部分主要详述工艺流程,生产操作规程及控制的技术指标。5.1工艺流程详述5.1.1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50-60℃,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³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℃5.1.2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³,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³。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。5.1.3脱苯工艺流程见图2-7。从洗涤工序来的壶油先进入份缩器换热,被从脱苯塔来的汽体加热到70-80℃,然后进入贫富油换热器,温度升到120℃左右,仁厚送到管式炉加热到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。然后用份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。从脱被呢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。于此用管式炉过热至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。5.2操作技术指标5.2.1终冷洗萘工艺煤气入横管终冷塔温度50-56℃塔后煤气温度21℃循环轻质焦油温度25-27℃冷却水出口温度≯37℃轻质焦油循环量为50m³/h轻质焦油洗萘阻力≮150mmH2O循环轻质焦油含萘10-14%5.2.2洗苯工艺1、终冷塔后煤气温度212、入洗苯塔贫油温度27-30213、循环洗油两1.6-1.8m³/1000Nm³4、富油含苯量1.8-2.5%5、贫油含苯量0.2-0.4%6、塔后煤气含苯量≯2g/Nm³7、洗苯塔阻力≯100mmH2O5.2.3脱苯工艺1、温度控制指标:(1)、贫富油换热器富油出口温度110-130℃;(2)、入洗苯塔富油温度180-190℃;(3)、分缩器顶部油气温度90-93℃;(4)、冷凝冷却器后粗苯温度20-30℃;(5)、再生器顶部温度>180℃;(6)、再生器底部温度200℃;(7)、进再生器直接蒸汽温度400-450℃;(8)、贫油冷却器出温度27-30℃;高于煤气2——7℃;(9)、脱被呢塔顶部温度170-180℃;底部温度150-180℃;(10)、管式炉辐射温度<700℃;烟囱温度<200℃2、压力控制指标:(1)脱苯塔底部压力(表)≦0.4kg/cm²顶部压力(表)≦0.4kg/cm²;(2)入工段中压蒸汽压力(表)8kg/cm²,低压蒸汽压力(表)4kg/cm²;(3)入管式炉煤气压力≧250mmH2O;(4)出管式炉过热蒸汽主管压力(表)≧250mmH2O;(5)管式炉富油出口压力(表)≦1.6kg/cm²(6)管式炉阻力(表)<2kg/cm²(7)再生器顶部压力(表)≦0.5kg/cm²3、其它控制指标:(1)入脱苯塔直接蒸汽量1.5/吨180℃前粗苯;(2)循环洗油质量:黏度<1.5°E,含酚≦0.5%。含萘≦7%,水分≦0.5%;(3)蒸馏试验:230℃前≦15%,300℃前≧85%;(4)再生器残渣质量:300℃前馏出两25-30%(5)贫油含苯量0.4-0.6%(6)富油含苯量2-3%(7)塔后煤气含萘≦0.2g/Nm³.5.3工艺布置5.3.1布置原则(1)粗苯回收工段分洗涤和蒸馏两部分进行布置。(2)洗涤部分包括横管终冷塔,下苯塔,旋风捕雾器等塔类,设备。塔区中各塔按工艺顺序排成一行。塔区与泵房间净距离不少于5米。(3)蒸馏部分包括蒸馏系统设备(脱苯塔、冷凝冷却器、换热器、管式炉,分离器和产品槽等)和泵房。产品应单独布置在产品泵房中,配以防爆型电动机。(4)塔类设备间净距离应不小于2.5米,塔径大于5米者,其净距离一般采用塔径的一半。(5)连接各塔的水平煤气管道上应设连通的操作平台。从塔底到塔顶设带斜梯的操作走台,各塔顶部可连通则尽量连通。(6)泵房各泵布置成双行时,两行间净距离不小于2米。对于,中型厂,泵的检修宜采用双轨吊车。(7)所有管式炉换热器的设备布置,应考虑其检修时有清扫管子和抽出管束的余地。(8)分缩器和冷凝冷却器平台,蒸馏塔平台,分离器和产品槽走台之间,宜用梯子和平台互相连通,以方便操作。(9)管式炉的位置应尽可能远离厂房和油槽,一般应保持不小于20米的距离。(10)铁铸脱苯塔布置在专用框架内。(11)洗涤和蒸馏部分应设集中的仪表室,并宜单独布置。当与泵房布置在一起时,应充分考虑通风和采光。(12)蒸馏塔框架上部宜设吊车梁,以便于脱苯塔的检修。(13)再生器底部标高不宜低于1.2米。(14)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。5.3.2粗苯工段设备工艺布置根据徐州地区主导风向(东、东北风)和该工段易燃易爆两特点,按照上述14条原则,考虑到焦化厂的规模,本设计为焦化厂10000m3/h煤气中粗苯回收工段,设备工艺布置的具体情况见设备平面布置图。各部分布置情况说明:1、洗涤部分徐州地区主导风向为东、东北风,因此焦炉常建于厂区的西、西南方向。这就决定了洗涤部分的煤气走向是由南至北。这部分包括的设备有:终冷洗萘塔、焦油槽、地下槽,洗苯塔,旋风捕雾器、洗油槽等。根据煤气走向和塔类设备布置原则,终冷洗萘塔,洗苯塔由南至北布置在一条线上,在它们之间根据设备尺寸布置旋风捕雾器,就近再布置各种储槽,各设备之间的距离见平面布置图,而且设备的净距离都大于2.5米。这样布置地域比较空旷,能够作为扩大生产规模时使用。2、蒸馏部分这部分设备包括:贫油冷却器,贫富油换热器、脱苯塔、再生器、残渣槽,分缩器,冷凝冷却器,油水分离器及产品槽等。贫油冷却器,贫富油换热器兼顾泵房和脱苯塔布置;分缩器,冷凝冷却器布置于厂房之上;油水分离器可根据分缩器,冷凝冷却器来布置;脱苯塔和再生器连线垂直于厂房,残渣槽位于再生器旁边;管式炉与各设备的净距离大于20米,根据地区风向,放置在上风向或平行风向。3、厂房厂房包括泵房,工具室,更衣室,配电室等,布置在平行或侧风向,尽量考虑到所连接的设备管线连接,泵之间的距离为2米,与墙壁的距离也大于1.5米。产品泵另设一泵房安置。

六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。而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。6.1终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型计算依据焦炭产量50万t/a煤气密度0.454kg/煤气产率0.34/kg产率(占装煤量)0.2%密度1.518kg/粗苯的回收率(占装煤量)1.1%洗苯塔后煤气含苯2g/粗苯蒸汽密度3.677kg/硫铵工段来的煤气温度/饱和温度℃58/53终冷温度℃22选用JN60-82型焦炉2×25孔煤气流量装炉干煤量G煤=NnVρ/τ=2×25×38.5×0.75/19.5=74.04t/hV=G煤×煤气产率=74.04×0.34/㎏=25173.6/hG=25173.6×0.454=11428.81㎏/h煤气中含量G=G×产率=74.04×0.2%=148.08kg/hV=G/=148.08/1.518=97.55/h煤气中粗苯含量G=G×粗苯的回收率+V×塔后煤气含苯量=74.04×1000×1.1%＋25173.6×0.002=864.79kgV=G/=864.7/3.667=235.83/h上述三种气体流量之和V=25173.6＋97.55＋235.83=25506.98/h塔前煤气中水蒸气量(Gkg/h和V/h)塔前煤气温度T=58℃,煤气露点T=53℃,露点下的水蒸汽压力P==14381.8pa煤气绝对总压力=大气压＋煤气压力=101330＋10400=111730Pa=×=25506.98×=3768.29/hG=V×18/22.4=3028.09kg/h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=2668.12Pa塔后煤气绝对总压力P=大气压＋塔后煤气压力=101330＋8500=109830Pa=×=25506.98×=635.07/hG=V×18/22.4=510.32kg/h6.2横管终冷洗萘塔的计算热量衡算带入热量:Q入干煤气带入热量:q=V×干煤气在58℃下的焓=25173.6×85.91=2162663.98KJ/h(2)带入热量:q=G×在塔前温度下的比热×塔前温度=148.08×0.9912×58=8513.06KJ/h(3)粗苯带入热量:q=G×i,KJ/hi=4.18×(103＋ct)c=(20.7＋0.026t)/M=(20.7＋0.026×58)/82.2=0.27Kcal/kg℃i=4.18×(103＋0.27×58)=495.9KJ/kgq=864.79×495.9=428934.8KJ/h(4)水蒸气带入热量:q=G×水蒸气塔前温度下的焓=3028.09×2602.46=7880483.1KJ/h故带出热量为:Q=q＋q＋q＋q=2162663.98+8513.06+428934.8+7880483.1=11347292.2KJ/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=25173.6×1.509×22=834756.58KJ/h(2)带出热量:q=G×在塔前温度下的比热×塔前温度=148.08×0.9889×22=3221.60KJ/h(3)粗苯带出热量:q=G×iKJ/hi=4.18×(103＋ct)c=(20.7＋0.026t)/M=(20.7＋0.026×22)/82.2=0.259Kcal/kg℃i=4.18×(103＋0.259×22)=454.36KJ/kg=864.79×454.36=392923.94KJ/h(4)水蒸气带出热量:q=G×水蒸气塔前温度下的焓=510.32×2533.94=1293120.26KJ/h故带出热量为:Q=q＋q＋q＋q=83476.58＋3221.60＋392923.94＋1293120.26=2524022.38KJ/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=(Q—Q)/【(28—18)×4.18×1000】=(10480594.94—2524022.38)/【(28—18)×4.18×1000】=7956572.56/(10×4.18×1000)=190.35m/h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/㎡·S·K㏑=0.0522x＋5.36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=91.9g/Nm塔前露点22℃煤气水蒸气含量x=19.5g/Nmx=【】×100÷2=【】×50=8.05(%)㏑=0.0522x＋5.36=0.0522×8.05＋5.36=5.78故:=323.76J/㎡·S·K(2)是管内壁至冷却水对流传热系数J/㎡·S·K=0.023R(由于水被加热故n取0.4)横管终冷塔采用25×2.5的无缝钢管(钢号为20)管数为130,根据前面计算得冷却水量为190.35m/h则:管内水速为u===1.3m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/Kg·k导热系数:=0.6J/m·s·k动力黏度:=9.437×10pa密度:=997.45kg/mPr=6.43则:R===27480.87故=0.023R=0.023×=52.595×2.11×24.4=2707.79J/㎡S·K(3)管壁厚b=0.0025m,钢的传热系数,λ=51.51m·s·b/λ=0.0025/51.51=4.85×10㎡·S·K/J(管壁热阻)查手册得:管内壁污垢热阻R==1.7197×10㎡·S·K/J管外壁污垢热阻R==1.7197×10㎡·S·K/J则:=1/323.76+1.7197×10+4.85×10+1.7197×10+1/5168.42=3.67×10㎡·S·K/J故:K=272.48J/㎡·S·K4.冷却面积的计算:(1)求平均温差:煤气:58℃22冷却水:28℃18————————————————△T:30℃则平均温差为:===12.9℃(2)冷却面积F:由公式F=Q/(·K)得:F=7956572.56×1000/(12.9×272.48×3600)=628.78㎡5．高度计算:(1)管箱高度每个管箱5排,每排26根水管,水箱宽取1.8m,则水箱个数为故取7个水箱管间距管间距为40mm,正△布管,则行间距为45mm塔体采用边长为1.8米的长方形制造,每排可布26根水管,每组管束含5排,则一组共有26×5=130根水管,组间距取60㎜,则一个管箱高度为45×8+20×2+60=460㎜,箱间距取200mm。(2)计算有效管长管子的倾斜度约为3℃,形状如图:由于每侧的管箱间距为200mm,则每根水管的纵向倾斜距离为100mm,如图:则有效管长为:x=(3)塔高计算:有效管板高度为:=350+460×7+200×6+350=11660mm=11.66m两段喷洒高度共取1m,煤气出口2m,煤气入口1m,底部油槽高5m,则实际塔高为:H=+1+2+1+4=20.66m6.3洗苯塔的计算:原始数据:塔前煤气温度22℃,塔后煤气温度26℃,入塔贫油温度30塔前煤气压力8500Pa,塔后煤气压力7500Pa,从煤气中吸收的粗苯量为:=G煤×粗苯回收率=74.04×1.1%×1000=814.44Kg出塔煤气含粗苯量为864.79-814.44=50.35Kg/h入塔湿煤气量:V,(Nm/h)G,(Kg/h)煤气25173.611428.81硫化氢97.55148.08粗苯蒸汽235.83864.79水蒸汽635.07510.32共计26142.0512952出塔湿煤气量:V,(Nm/h)G,(Kg/h)煤气25173.611428.81硫化氢97.55148.08粗苯蒸汽13.7350.35水蒸汽635.07510.32共计25919.9512137.56煤气的实际流量(塔前为V,塔后为V)V==26062.50Nm/hV==26078.52Nm/h煤气平均流量V的计算:V=(V+V)/2=26070.51Nm/h1、洗油循环量W的计算:油气比取为1.7L/m煤气,油密度取γ=1.06kg/L,则W=V×油气比×γ=26070.51×1.7×1.06=46979.06Kg2、贫油粗苯含量的计算:(1)塔前煤气含粗苯量:=864.79×1000/26062=33.18g式中:V－塔前煤气实际流量,Nm/h(2)塔后煤气含粗苯量:=50.35×1000/26078.52=1.931g/Nm式中:V－塔后煤气实际流量,Nm/h(3)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):0.0224按规定塔后煤气含量不大于2g/Nm3式中:－为苯族烃的浓度M—洗油的平均分子量,取160--粗苯的平均分子量,取82.2P—煤气总压力P—回收温度下粗苯的饱和蒸汽压,㎜Hg㎜Hg、、、分别是纯苯、甲苯、二甲苯、萘溶剂油的饱和蒸气压,查<焦化设计参考资料>下册得:=95.2㎜Hg,=34.87㎜Hg,求得=80.9㎜Hg将已知数据带入方程,即可求出洗油含萘量x:X=0.2186%(4)入塔贫油实际含苯量为:C=x/n=0.2186/1.2=0.182%即取平衡偏离系数n=1.2(5)出塔富油含苯量:C=C＋回收的苯量/(洗油量＋苯的回收量)=0.182+814.44/(46979.06+814.44)=0.199%3、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1.1～1.4m/s之间;花环填料表面定额在0.2～0.3㎡/Nm·h,本设计取=1.3m/s,花环填料表面定额值为0.25㎡/Nm·hD==2.66圆整后,取D=2.8m式中V—煤气平均体积流量,Nm/S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0.25㎡/Nm·h得花环填料面积:F=0.25×26070.51=6517.63㎡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0.8m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下表;型号填充分数个/m比表面积㎡/Nm空隙率%容重Kg/mX3250018588111Z800012789120D3000949088由上表可查出:Z型花环的比表面积为127㎡/Nm。秒年里则:填料总体积V=6517.63/127=51.32m故填料高度为:h===8.34m因此洗苯塔可分为4层填料,每层高度为2m,填料层间距为1m,捕雾层高0.8m,再分布器段2.5m,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2.5m,第二层与第三层填料间设再分布器,则洗苯塔内填料高度为:H,=4×2+2.5+3×1=1塔高可取为:H=13.5+0.8+2+2+5+2.2(附加高度)=25.56.4蒸馏脱苯部分设备计算和选型计算依据:粗苯产量为814.44kg/h,其中苯814.44×76%=618.97kg/h甲苯814.44×15%=122.17kg/h二甲苯814.44×5%=40.72kg/h萘溶剂油814.44×4%=32.58kg/h贫油量W=56014.32kg/h又贫油密度γ=1050Kg/m,则:V==46979.06/1050=44.74m/h贫油中粗苯的含量为:44.74×0.3%=0.134m/h粗苯的密度取860kg/m,则粗苯量为0.134×860=115.24Kg/h其中含苯2.8%×115.24=3.23Kg/h甲苯19.2%×115.24=22.13Kg/h二甲苯30.8%×115.24=35.49Kg/h萘溶剂油47.2%×115.24=54.39Kg/h富油量=贫油量＋粗苯产量＋贫油中含粗苯量=46979.06＋814.44＋115.24=47908.74Kg富油中水量=富油量×(0.5～1%)=47908.74×0.6%=287.45Kg富油中萘量=富油量×5%=47908.74×5%=2395.44Kg洗油量=贫油量-富油中萘量=46979.06-2395.44=44583.62Kg则进入脱苯工序的富油量如下:成分Kg/hKg/hKmol/h分子量洗油44583.6246979.06278.65160萘2395.4418.71128苯622.2929.687.9878甲苯144.31.5791.9二甲苯76.210.72106溶剂油86.970.72105.4水287.4515.9718共计48196.19324.326.4.1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;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=0.619甲苯:==0.763二甲苯:==0.858溶剂油:==0.919洗油:==0.977萘:==0.991水:=0闪蒸后留在液相中各组分的数量如下(包括进入再生器的洗油量)成分Kmol/hKg/h苯0.619×7.98=4.94385.32640.066甲苯0.763×1.57=1.198110.096二甲苯0.858×0.72=0.61865.45溶剂油0.919×0.72=0.6679.2萘0.977×18.71=18.282339.8446522.24洗油0.991×278.65=276.1444182.4共计301.83647162.306验算:A===12350.52=A/(A+)==0.617与假设值=0.619非常接近,故以上计算正确。在脱苯塔进口各组分蒸发量如下:(包括进入再生器的蒸发量)成分Kg/h苯622.2-385.32=236.88289.614746.434甲苯144.3-110.096=34.204二甲苯76.21-65.45=10.76溶剂油86.97-79.2=7.77萘2395.44-2339.84=55.6456.82洗油44583.62-44182.4=401.22水287.45共计1033.884粗苯在管式炉中的蒸发率:289.614/814.44×100%=35.56%管式炉输入热量: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洗油带入热量(包括萘):=洗油量(包括萘)×比热×温度=46979.06×0.491×125×4.18=12052360.4KJ/h式中0.491-含萘洗油135℃时的比热,KcaL/Kg·℃②粗苯带入热量:=粗苯量×比热×温度,KJ/h。粗苯比热C=0.383+0.001043t=0.513KcaL/Kg·℃则=929.68×0.513×125×4.18=249193.75KJ/h③水带入热量:=水量×比热×温度=287.45×1.017×125×4.18=152745.9