毕业论文60万ta焦化厂粗苯工段的工艺设计

1、中 国 矿 业 大 学本科生毕业论文论文题目：60万t/a焦化厂粗苯工段的工艺设计 中国矿业大学毕业论文任务书学院 专业年级 学生姓名 任务下达日期： 毕业论文日期： 毕业论文题目： 60万t/a焦化厂粗苯工段的工艺设计毕业论文专题题目：毕业论文主要内容和要求：（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），并用autocad绘制所有图纸。（4） 编制设计说明书计算条件：苯回收率：1%硫铵工段来煤气温度/饱和温度： 58/52终冷温度：22院长签字： 指导教师签字：中国矿业大

2、学毕业论文指导教师评阅书指导教师评语（基础理论及基本技能的掌握；独立解决实际问题的能力；研究内容的理论依据和技术方法；取得的主要成果及创新点；工作态度及工作量；总体评价及建议成绩；存在问题；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论文评阅教师评阅书评阅教师评语（选题的意义；基础理论及基本技能的掌握；综合运用所学知识解决实际问题的能力；工作量的大小；取得的主要成果及创新点；写作的规范程度；总体评价及建议成绩；存在问题；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论文答辩及综合成绩答 辩 情 况提 出 问 题回 答 问 题正 确基本正确有一般

3、性错误有原则性错误没有回答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 日摘要 本设计为年产60万吨焦炭粗苯工段的的工艺设计，包括工艺部分和非工艺部分。工艺部分包括工艺论证及选择，粗苯回收原理，工艺流程详述，主要设备的布置，计算和选型等，都以终冷，洗苯和蒸馏脱苯三部分组成，终冷部分采用横管终冷塔喷洒轻质焦油洗萘，焦油吸油吸苯，在蒸馏部分用管式炉加热法加热蒸汽和富油生产一种苯-粗苯，采用一台脱苯塔及必要的辅助设备。非工艺部分，包括土建，供电供气，自动化仪表、防爆、防火投资概算和经济分析，这些都是生产顺利进行的必要条件。在设计过程

4、中，参照了徐州焦化厂焦炉煤气净化工艺根据他们在生产实际中得出的经验，选用了较好的设备，如用塑料花环填料代替木格填料，具有阻力小，比表面积大，效率高，重量轻，装卸方便等优点。一台花环填料可以代替三台木格填料，洗苯塔，节约了大量投资，以螺旋板式换热器代替列管式换热器，具有传热系数高，价格便宜等优点，提高了冷却效果，节约了水量，经济效益也好，所有这些工艺改进，不仅利于生产，而且节约了投资。目 录绪论 7-12第一章 论证及确定12-14第二章 粗苯脱苯方法及工艺选择 14-15第三章 粗苯回收原理16-20 第四章 粗苯工段工艺详述20 4.1终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型21-32 4.2 蒸馏

5、脱苯部分设备计算和选型32-50 4.3管道计算50-51第五章 主要设备的计算和选型51-56第六章 设备的工艺布置说明56-61第七章 非工艺部分61-66第八章 经济概算66-74第九章 图纸说明74-76 绪 论炼焦化学工业是煤炭综合利用的专业。煤在炼焦时除了有75%左右变成焦炭外，还有25%左右生成各种化学品及煤气，为了便于说明将煤炭炼焦时的产品如下：单位：g /nm3从荒煤气重粗苯的含量来看，回收苯是十分必要的。焦炉煤气经脱苯出氨后进入粗苯工段，进行苯族烃回收并制取粗苯，目前我国焦化工业生产的苯类产品仍占很重要的地位。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

6、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0.820.92kg/l。粗苯是易燃易爆物质，闪点12.粗苯蒸汽在空中的浓度达到1.47.5%（体积）范围内时，及形成爆炸性的混合物。粗苯质量的好坏以实验室蒸馏时180前蒸馏出量的百分数来确定，粗苯的沸点范围是75200，若180前馏出量越多，粗苯质量越好；若在180后的馏出物则为溶剂油

7、。粗苯易燃易爆，要求工段必须严禁烟火，并对电动机加以防爆。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如下：组 分分 子 式含 量备 注苯5575甲苯1122二甲苯2.56同分异构体及乙基苯三甲苯和乙基甲苯12同分异构体总和不饱和化合物，其中：712环戊二烯0.61.0苯乙烯0.51.0苯并呋喃1.02.0包括同系物茚1.52.5硫化物，其中：0.31.8按硫计二硫化碳0.31.4噻吩0.21.6饱合物0.61.5为了满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油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：（1）、常温下对苯族烃有良好的吸收能力，在加热

8、时又能使粗苯很好的分离出来；（2）、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；（3）、在吸收操作温度下，不应析出固体沉淀物；（4）、易与水分离，且不生成乳化物；（5）、有较好的流动性，易于用泵抽送并能在填料上均匀分布。一、设计任务本设计是年产60万吨焦炭粗苯回收工段的设计。二、设计条件本设计在设计过程中，参考了徐州焦化厂的粗苯工段工艺。徐州的气象条件如下：本地区属海洋性气候，具有大陆性气候的特点，常年主导风向为东风、东北风。最大风速： 23.4m/s最大平均风速： 19.3m/s极端最高气温： 40.6（1927.6.11）年平均气温： 14极端最低气温： -22.6海拔高度： 4

9、3m冬季采暖： -6冬季通风： -1夏季通风： 31大气压力： 冬季767mmhg 夏季751mmhg最高地下水位： 1.251.75m土壤耐压力(砂质黏土)： 12t/m2地下水质对硅酸盐水泥混凝土无侵蚀作用。三、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。1、粗苯的质量指标（yb291-64）名 称指 标加工用粗苯溶剂用粗苯外观黄色透明液体黄色透明液体比重（d204）0.8710.900不大于0.900馏程75前馏出量（容）% 不大于3%180前馏出量（容）%不小于93%不小于91水分室温（1825）下目测无可见的溶解水2、焦油洗油质量指标（yb297

10、-64）名 称指 标比重（d204）1.041.07馏程230前馏出量（容）%不大于3%300前馏出量（容）%不大于90%酚含量（容）%0.5萘含量（容）%不大于13粘度（。e25）不大于2水分%不大于1.015结晶物无综上合述：本设计为毕业设计，是集三年学习专业知识理论和实际中运用在生产过程中的的体现，目的在于通过这次设计学会综合运用所学的各种知识和技能，是一次比较全面的分析和解决工程问题的能力训练。是我们初步了解有关技术政策，学会查阅和综合运用各种文献资料，掌握使用有关工程技术的规定和准则，以及设计的方案的论证和确定，设计的计算能力，绘图和撰写说明书的能力，于此同时培养自己一个严肃的工作态

11、度和掌握工艺流程，为今后打下良好的工作基础.第一章 论证煤气的终冷及除萘的方法及工艺选择在生产硫氨的回收工艺中，出饱和器进入粗苯工段的煤气温度通常为55左右，而回收苯族烃的适宜温度为25左右，因此在回收苯族烃之前煤气要进行冷却。在焦炉气冷却和部分水蒸汽冷凝的同时，尚有萘从煤气析出，因此煤气的最终冷却的同时应考虑到如何除萘。横管终冷洗萘工艺 图2-4 轻质焦油终冷洗萘工艺流程1-终冷塔 2-新焦油槽 3-溢流槽 4-焦油泵 5-循环泵该工艺流程见图，煤气的终冷和除萘都在横管终冷塔进行，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，且与煤气是间接接触，煤气中遇冷段内，冷却

12、到2426后进入吸收段的上部，循环喷洒轻质焦油除萘，净化后的煤气进入捕雾器除去其所夹带动焦油雾滴，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，在轻质焦油由泵送入循环槽的同时，从循环槽的压出管引出相同的数量的焦油连续送往机械化氨水澄清槽，在送往焦油车间处理。横管终冷洗萘是冷却水和煤气间接接触，因而它有很多优点：1. 小，操作简便，无污染，占地面积小，基建费用比较少。2. 冷却效果好，萘的脱除高，出口煤气约22，煤气含萘量大约在350450mg/nm33. 无须用洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量，同时煤气中毒萘直接转入焦油，减少萘的损失。4. 由于煤气不直接与水接触，故没有含酚

13、污水的处理，另外，由于系统阻力小，风机电耗低。这种工艺解决了前几种工艺流程中存在的废水多，含萘高的问题，它使煤气的含萘量可降到400毫克/标m3，因而该工艺有点突出，而且徐州地区具有丰富的低温 地下水（18）因而本设计采用的就是这种工艺。洗苯工艺工艺流程：（1）用焦油洗油回收粗苯：用洗油回收煤气中的粗苯的方法，所用的洗苯塔有多种型式，但工艺流程基本一样。用塑料花环填料塔的工艺流程见图2-1。图2-1 洗苯工艺流程图1- 洗苯塔 2-富油泵 3-贫油中间槽 4-贫油冷却器煤气经终冷到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。从脱苯工序来的

14、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。第二章 脱苯方法及工艺选择管式炉加热富油脱苯该工艺流程如图2-5该工艺与蒸汽法脱苯工艺相同，唯一的区别在于富油经贫富油换热器后，不是用蒸汽加热而是用管式炉加热至180200后，在进入脱苯塔。图2-5生产一种苯的工艺流程（管式炉加热富油脱苯）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

15、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残油泵管式炉加热的富油脱苯工艺，因富油的加热温度高，同蒸汽法脱苯比较具有以下优点：1 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9597%2 蒸汽耗量低，没生产一顿180前的粗苯好蒸汽约11.05吨且不受蒸汽压力波动的影响，操作稳定。3 酚水含量少，蒸汽法脱苯，每吨180前粗苯要产生34吨工业酚水，而管式炉法只产生1.05吨以下的酚水。4 设备费用低，蒸汽耗量显著降低，大大缩小冷凝冷却器和蒸馏设备的尺寸，从而使设备费用大为降低。因

16、此，本设计选用管式炉加热法生产一种苯工艺。第三章 粗苯回收原理一 影响苯族烃吸收的因素煤气中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，煤气和洗油中的苯族烃的含量;煤气流速及压力；洗油循环量及其分子量，吸收温度，洗苯塔结构，对填料塔则为填料表面积及特性等。分述如下：1、吸收温度：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，可使吸收系数与一定增加，但不显著，而吸收推动力却显著减小。对于洗油吸收煤气中苯族烃来说，洗油分子量及煤气总压很小，可视为常数，而粗

17、苯的蒸汽压是随温度的变化而变化，温度升高，粗苯的蒸汽压力也升高，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汽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）增粗苯的回收率降低。因此，吸收温度不宜过高，但也并非越低越好，在低于15时洗苯油粘度将显著增加，使洗油输送及其他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2530之间。另外，操作中洗油温度应略高于

18、煤气温度，以防止煤气水汽冷凝进入洗油中，一般规定，洗油温度在夏季比煤气温度高2左右，冬季高4左右。为了保证吸收温度，煤气进洗苯塔前，应在终冷塔内冷却至2028，循环油冷却至小于30.2、洗油的分子量及循环量的影响当其他条件一定时，洗油的分子量变小，将使洗油中粗苯含量变大，及吸收得愈好，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，如洗油循环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损失较大，并且脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。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推动力。提高回

19、收率，但循环洗油量不宜过大，以免过多增大电、蒸汽的耗量和冷却水用量。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、贫油含苯量的影响：贫油含苯量是决定塔后煤气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.为是塔后损失不大于2g/nm3,设贫油中的粗苯含量为2.2%，为了维持一定的吸收推动力，2.2%应除以平衡偏移系数n，一般n=1.11.2.若取n=1.15,则允许贫油含苯量为c1=(2.2/1.5)%=1.92%2%.实际上，由于贫油中粗苯的组成苯和甲苯的含量少，绝大部分分

20、为二甲苯和溶剂油，其蒸汽压仅相当于统一温度下煤气中含苯族烃蒸汽压的2030%，故实际贫油含苯量可达到0.40.6%，此时仍能保证塔后煤气含粗苯量于2g/nm3以下。如何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汽耗量，使粗苯产品的180前馏出率减少，并且是洗油含量增加。4、吸收表面积的影响为使洗油充分吸收煤气中苯族烃，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。5、煤气压力与流速的影响：当增大

21、煤气压力时，扩散系数dg将随之减少，因而是吸收系数与所降低。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涡流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。二、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汽分压之和时，液体开始沸腾，但从富油中蒸出粗苯

22、，必将富油加热到250300，这实际上是不可行的。为了降低蒸馏温度采用水蒸气法蒸馏。这样，在脱苯过程中通入大量的直接水蒸气，当塔内总压力的为一定值时，若气相中水蒸气所占的分压愈高，则粗苯和洗油的蒸汽分压就愈低，这样就可以在较低的温度下（远低于250300），将粗苯完全地从洗油中蒸馏出来。由此可见，脱苯操作时直接蒸汽用量，对蒸馏过程有着重要影响。下面就脱苯蒸馏中的蒸汽耗量进行几点，讨论： 1、当贫油含苯量一定时，直接蒸汽的耗量是随着洗油预热，温度的升高而减少，一般在富油预热温度从140提高到180时，直接蒸汽耗量可降低一半以上。2、提高直接蒸汽的过热温度，可降低其耗用量。3、当富油中粗苯含量较高

23、时，在一定的预热温度下，由于粗苯的蒸汽分压较高，对于蒸出180之前的粗苯，可以减少直接蒸汽耗用量。4、在其他田间一定时，蒸汽的耗用量是随塔内总压倒提高而增加的，否则若要达到所需求的脱苯程度时，塔内温度必然要高。三、 影响脱苯的因素脱苯塔内地脱出率取决于以下因素：1、在塔底油温下各组分的蒸汽压：若富油的加热温度高，塔底贫油温度相应也高，贫油中各组分的蒸汽压变大，故馏出率也增加。但因苯的挥发度较大，在较低温度下几乎全部蒸出，所以富油预热温度对苯的馏出率影响很小，而对其它组分的影响则很大。如甲苯的回收率随着预热温度的提高而相应提高。2、塔内操作压力：提高塔内的操作压力时，各组分的馏出率会相应减小，但

24、同样对苯的影响小。3、加料板以下的塔盘：显然，当增加加料板一下的塔盘层数时，各族分到馏出率相应增加，尤其是对甲苯和二甲苯等影响较大。4、直接蒸汽量：蒸汽耗量增加，增大了蒸汽分压，相应增加各组分的馏出率，但蒸汽耗量过分增加：一是给油水分离带来负担，二是冷却水量增加，三是蒸汽耗量大了不经济。因此，直接蒸汽的多少应以及能保证脱苯顺利进行，又保证经济合理为标准。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残油泵从洗涤工序来的富油经分缩器，在分缩器下面三格中与从脱苯苯塔顶来的7油气混合物换热升温至7080进入贫富油换热器，被从脱苯塔底来的热贫油加热至

25、130140然后到管式炉加热升温至180190从低14块塔板进入脱苯塔，在过热蒸汽的蒸吹作用下脱苯。与富油换热后的贫油如脱苯塔下热贫油槽，再用贫油泵抽至贫油冷却器冷却后到洗苯塔去洗苯。从脱苯塔顶出来的油气混合气进去分缩器，冷凝出轻重分缩油后进入冷凝冷却器，粗苯蒸汽冷凝冷却为粗苯液体，粗苯进入粗苯油水分离器，与水分离后进入粗苯贮槽。轻重分缩油分别进入轻、重分缩油水分离器，与水分离后送入地下槽，与富油混合后送去脱苯。将分离出的水送入空竹分离器进一步分离，油进地下槽，水送去酚水架。再生器底部温度应保持在190200，脱苯用蒸汽应过热到400以保证再生器出口气体温度高于脱苯塔底部温度，再生器的油渣定期

26、排入残渣槽。第四章 主要设备的工艺计算和选型 本设计的焦炉是tjl5550d型捣鼓焦炉，参数如下：炭化室一次装煤量为35.1吨焦炉运转周期为22.5h炉孔数为60孔则年产焦炭为87606035.10.75/22.5=61492t/h 符合设计要求则每小时干煤耗量为6035.1/22.5=93.6t取每吨干煤产气340立方则产气量为34093.6=31824 /h 第一节 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型计算依据：煤气量 340煤煤气密度 0.454kg/产率 (占装煤量) 0.2%密度 1.518kg/粗苯的回收率(占装煤量) 1 % 洗苯塔后煤气含苯 2g/粗苯蒸汽密度 3.677 kg/煤

27、气量 31824/h硫铵工段来的煤气温度/饱和温度 58/52终冷温度 221、 煤气流量v=31824/h g=318240.454=14448.1/h2、 煤气中含量 g= g产率=93.610000.2%=187.2kg/hv=g/=187.2/1.518=123.32/h 3、 煤气中粗苯含量g=g粗苯的回收率+ v塔后煤气含苯量=93.610001%318240.002 =999.648kg/hv =g/=999.648/3.667=272.6/h 上述三种气体流量之和v总=31824+123.32+272.6=32219.9塔前煤气中水蒸气量（gkg/h和v/h）塔前煤气温度t=5

28、8，煤气露点t=52，露点下的水蒸汽压力为1385kg/m2 煤气分压为8948kg/m2 煤气压约为10000pa煤气绝对总压力=大气压煤气压=10000+101330=111330pa =32219.913859.807/(111330-13859.807)=4477.19/hg =v18/22.4=4477.1918/22.4=3597.74kg/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269kg/m2 =32219.22699.807/(101330+9500-13859.807)=767.88/h g= v18/22.4=7

29、67.8818/22.4=617.04kg/h一、 横管终冷洗萘塔的计算1、 热量衡算带入热量：（1）、干煤气带入热量：q= v干煤气在58c下的焓 =3182420.884.184 =3035854.845kj/h （2）带入热量 ：q= g在塔前温度下的比热塔前温度 =187.20.2369584.18 =10761.9kj/h式中 4.18kcal与kj之间的单位转换系数(3)、粗苯带入热量：q= gi kj/hi=4.18(103ct)式中c=(20.70.026t)/m kcal/(kg)m粗苯平均分子量，可取为82.2t煤气塔前温度，则c=(20.70.02658)/82.2=0.

30、27kcal/kgi=4.18(1030.2758)=496.51kj/kgq=999.648496.51 =496335.22kj/h(故带入量)(4)、水蒸气带入热量： q= g水蒸气塔前温度下的焓 =3597.742601.5 =9359520.6kj/h故带入热量为：q= qqqq =12902474.58kj/h同理可计算带出热量q- q=9826923 kj2、 冷却水量w：(冷却水采用18的地下水出塔温度为28左右)则：w=（qq）/【（2818）4.181000】=9826923 /【（2818）4.181000】=235.1m/h传热系数的计算： k=（1）、是由煤气至管外璧

31、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58时煤气水蒸气含量x=91.0g/nm 塔后露点22时煤气水蒸气含量x=21.63g/nmx=【】1002=【】50=8.2 (%)=0.0522x5.36=0.05228.25.36=5.79故：=326.29 j/sk在冷却水的平均温度为：=23时水的物性参数如下： 比热：c=4.184kj/kgk导热系数：=0.61j/msk动力黏度：=9.43710pa 密度：=998.2kg/ m则：r= = =26179.35p=6.467故 =0.02

32、3r =0.02326179.35=4052.9 j/sk管壁厚b=0.0035m,钢的传热系数，b/=0.0035/52.25=6.710sk/j(管壁热阻)查手册得：管内壁污垢热阻r=3.439410sk/j 管外壁污垢热阻r=1.719710sk/j则：=1/326.29+1.719710+0.0035/52.25+3.439410+1/4052.9=3.8946510sk/j故：k=256.76j/sk 冷却面积的计算： （1）求平均温差： 煤 气：5822 冷却水：2818 t： 30 4 则平均温差为：=12.9 (2)算冷却面积f： 由公式f=q/（k）得： f=98269231

33、000/(12.9256.763600)=824.1(3)、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)计算有效管长：塔两 侧的管箱开半个管箱的高度，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=设：管内水流速为0.9m/s 则管束 n=w4/(u3.143600)=235.14/(0.936003.14)=147.89取148根采用三角形排列 排4排。每排37根管箱数=824/(1483.140.0322.0025)=27.67取28个 共14个管箱管间距1.5d=1.532=48mm,取50，

34、正布管，则行间距为为43.33，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374=148根水管，组间距取60，则一个管箱高度为458+60=420，箱间距取200mm。 塔高计算：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：h=3502+42014+20013+1+2+1+4=17.18m二，洗苯塔的计算：原始数据：塔前煤气温度22，塔后煤气温度22， 塔前煤气压力900mmh2o，塔后煤气压力600 mmh2o 从煤气中吸收的粗苯量为：=g煤粗苯回收率 =93.610001% =936kg/h出塔煤气含粗苯量为:6

35、3.648kg/h入塔湿煤气量：煤 气 31824nm3/h 14448.1kg/h 硫 化 氢 123.32nm3/h 187.2kg/h 粗苯蒸汽 271.86nm3/h 999.648kg/h 水 蒸 汽 767.88nm3/h 617.04kg/h 共 计 32987.067nm3/h 16251.988kg/h出塔湿煤气量：煤 气 31824nm3/h 14448.1kg/h 硫 化 氢 123.32nm3/h 187.2kg/h 粗苯蒸汽 17.31nm3/h 63.648kg/h 水 蒸 汽 767.88nm3/h 617.04kg/hh 共 计 32732.6nm3/h 153

36、15.988kg/h煤气的实际流量（塔前为v，塔后为v）v=32987.06（273+22）/273101325/(101325+10000)=32443.439v=32732.6（273+22）/273101325/(101325+8500)=32632.87煤气平均流量v的计算：v=（v+ v）/2=(32443.439+326323.887)/2=32538.152、洗油循环量w的计算：油气比取为1.7l/m煤气，油度取=1.06kg/l,则w=v油气比 =32538.151.71.06=58633.75kg/h3、 贫油粗苯含量的计算:(1)、塔前煤气含粗苯量: =999.648100

37、0/32987.06=30.3式中:v塔前煤气实际流量, nm/h(2)、塔后煤气含粗苯量: = 63.6481000/32732.6=1.94 式中:v塔后煤气实际流量, nm/h(3)、贫油允许含粗苯量:查焦化设计参考资料186页 图4-5-14 入塔贫油含苯量为0.325%（4）入塔贫油实际含苯量为：c=0.325%/1.2=0.271%取平衡偏离系数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） =0.272%+936100/(58633.75+936)=1.842%4、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1.11.

38、4m/s之间；花环填料表面定额在0.20.3/nmh，本设计取=1.2m/s花环填料表面定额值为0.28/nmh圆整后，取d=3.8 m 式中 v煤气平均体积流量，nm/s4、 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0.28/nmh得花环填料面积： f=0.2831824 = 12600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/mx32500 185 88111 z8000 127 89

39、120 d3000 94 90 88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=8910.72/127 =70.1 m 故填料高度为：h=70.1/3.14/22=5.58m因此洗苯塔可分为五层填料，每层高度为2.5m，填料层间距为1m，捕雾层高0.8m,分布板段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，间隔为2m,则洗苯塔内填料高度为：塔高可取为：h=42.5+0.8+2.5+2+2+5+22.2(附加高度)=29m第二节 蒸馏脱苯部分设备计算和选型计算依据：粗苯产量为936kg/h,其中

40、含苯93676%=711.36kg/h,甲苯93615%=140.4kg/h，二甲苯9365%=46.8kg/h，萘溶剂油为: 9364%=37.44kg/h 贫油量w=58633.8kg/h又贫油密度=1050kg/h,则：v=58633.8/1050=55.84 kg/h贫油中粗苯的含量为：55.840.271%=3m/ h,粗苯的密度取860 kg/m，则粗苯量为0.151860=130.14kg/h，其中含苯2.8%130.14=3.64kg/h，甲苯19.2%130.14=24.99kg/h，二甲苯30.8%130.14=40.08kg/h，萘溶剂油47.2%130.14=61.42

41、6 kg/h。 富油量=贫油量粗苯产量贫油中含粗苯量 =58633.8+936+130.14 =59699.94kg/h富油中水量=富油量（0.51%） =59699.940.5% =298.5kg/h富油中萘量=富油量5% =59699.945% =2984.99kg/h洗 油 量=贫油量-富油中萘量 =58633.8-2984.99 =55648.81kg/h 则进入脱苯工序的富油量如下： 成分kg/hkmol/h分子量洗油55648.8158633.8.347.8160萘2984.9923.32128苯7151066.149.1778甲苯165.391.891.9二甲苯86.880.82

42、106溶剂油98.870.938105.4水298.516.5818共计59998.1400.28（一） 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=0.660甲 苯：=0.6607668/0.6607668+0.353875=0.793二甲苯：=0.6607668/0.6607668+0.3452060=0.8784溶剂油：=0.6607668/0.66076

43、68+0.3451100=0.931洗 油：=0.6607668/0.6607668+0.345110=0.992萘 ：=0.6607668/0.6607668+0.345295=0.981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9.170.660=6.05471.9771.338甲苯1.80.793=1.43131.42二甲苯0.9380.8784=0.7276.32溶剂油0.9380.931=0.8791.698洗油347.80.993=345.255524058167.36萘23.320.981=22.872927.36共计377

44、198 58938.698验算： a= =920377.198/(400.428377.198) =14938.86 =a/（a+）=14938.86/(14938.86+7668)=0.6601与假设值=0.660非常接近，故以上计算正确。蒸发量=98.87+86.88+165.39+715-471.9-131.42-76.32-91.698=294.805粗苯在管式炉中的蒸发率： 294.805/936100%=31.5%1 管式炉输入热量：（1） 、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135），带入热量：洗油带入热量（包括萘）：=洗油量（包括萘

45、）比热温度=58633.80.4911354.184=16261289.36kj/h式中 0.491-含萘洗油135时的比热，kcal/kg 粗苯带入热量：=粗苯量比热温度，kj/h。粗苯比热c=0.383+0.00104t=0.383+0.001043135=0.524 kcal/kg 则=1066.40.5241354.18=315250.3kj/h水带入热量：=水量比热温度=298.51.02151354.18=172065.09kj/h式中1.0215-水在135下的比热，kcal/kg故带入热量=16748604.75 kj/h（2） 、入管式炉对流段低压蒸汽带入热量:查焦化设计参考

46、资料下册，得：每千克粗苯的直接蒸汽耗量为1.592千克，则蒸馏用直接蒸汽耗量为：1.592936=1490.1千克/ h故：=1490.1656.34.18 =4087874.9kj/h式中656.34kgf/(表压)饱和蒸汽热焓，kcal/h(3)、管式炉加热用煤气供热量；则输入热量为： = =(20836479.66)kj/h2、管式炉输出热量 （1）、出管式炉富油180时带走的热量 含萘洗油带走热量=洗油量（包括萘）比热温度=58167.360.5431804.18 =23764461.06kj/h式中0.543含萘洗油135时的比热，kcal/ kg 粗苯带入热量：=粗苯量比热温度，k

47、j/h。粗苯比热c=0.3830.001043t =0.3830.001043180 =0.571 kcal/kg 则=771.3250.5711804.18 =331381.25kj/h故：= =24095842.31kj/h（2）、粗苯蒸汽和油气带出热量洗油蒸汽带走热量（含萘蒸汽）=含萘洗油蒸汽量热焓 =465.61354.184 =262989.5kj/h式中135180含萘洗油蒸汽热焓，kcal/ kg粗苯蒸汽带出热量：=粗苯蒸汽量热焓 =377.1981594.184 =250933.2kj/h式中159180粗苯蒸汽热焓，kcal/ h水蒸汽带出热量：=水蒸汽量热焓=298.56774.18=844713.2kj/h 式中6771.2kgf/180水蒸汽热焓，kcal/ kg故：