100萬t每a焦化廠粗苯工段的工藝設計及及

1、1 總 論煤是我國最主要的能源，除了燃燒提供能量以外，煤還可以經(jīng)過綜合加工利用，生產(chǎn)多種化學產(chǎn)品。目前應用最廣，也是最合理成熟的綜合利用是煉焦化學工業(yè)，隨著煉焦工業(yè)的發(fā)展，煤氣及化學產(chǎn)品已不再是舊的燃燒，而是加以回收利用，尤其是煤氣中的芳香烴是寶貴的化工原料,對合理利用我國煤炭資源，提高經(jīng)濟效益有十分重要的現(xiàn)實意義。因此，對煤氣中的苯族烴及萘應盡可能回收完全。粗苯回收工段的主要任務是，回收煤氣中的苯族烴及洗除煤氣中的大部分萘。粗苯是多種芳烴和其他化合物組成的混合物，粗苯是主要成分是苯，甲苯，二甲苯及三甲苯等。此外，還含有一些不飽和化合物，硫化物及小量的酚類和吡啶堿類。當用洗油回收煤氣中的苯族烴

2、時，在所得的粗苯中尚有少量的洗油輕質餾分。粗苯的組成取決于煉焦配煤的組成及煉焦產(chǎn)物在炭化室內熱解的程度。粗苯各組成的平均含量如表11。此外，粗苯中酚類的含量通常在%之間，吡啶堿類的含量不超過%。當硫銨工段從煤氣回收吡啶堿類時，則粗苯中的吡啶堿類含量不超過%。粗苯的各主要組分均在180的餾出物稱為溶劑油。在測定粗苯中各組分的含量和計算產(chǎn)量時，通常把180前餾出量當作100%來來計算，故以其180前的餾出量作為餾出量質量的指標之一。粗苯在180前的餾出量取決于粗苯工段的工藝流程和操作制度。180前的餾出量越多，粗苯的質量就越好，一般要求的180前的餾出量為9395%粗苯。 各組分的平均含平量 表1

3、-1 組 分分 子 式含量 %苯C6H65570甲苯C6H5（CH2）31222二甲苯C6H4（CH2）26三甲苯C6H3（CH2）35不飽和化合物712其中：環(huán)戊二烯苯乙烯苯并呋喃及同系物茚及同系物硫化物（按硫計）其中：二硫化碳噻吩C5H6C6H5CHCH2C8H6OC9H5CS2C4H4S苯及溶劑油三種產(chǎn)品。粗苯是淡黃色的透明液體，比水輕，不溶于水。在儲存時，由于輕質不飽和化合物的氧化和聚合形成的樹脂狀物質能溶解于粗苯中使其著色并很快地變暗。粗苯 是易燃的物質，閃點12。粗苯蒸汽在空氣中的濃度在%（體積）范圍內時，能形成爆炸性混合物，此工段要求嚴禁煙火，電機防爆。粗苯工段的產(chǎn)品，依工藝過程

4、的不同而異。一般生產(chǎn)輕苯和重苯，但也可生產(chǎn)粗苯一種產(chǎn)品或輕苯，重苯。1、設計任務：本設計為100萬t/a焦化廠粗苯回收工段設計。2、條件： （1）、廠址：徐州郊區(qū) （2）、氣象條件：大氣壓力：冬季 767mmHg夏季 751mmHg最大風速 s最大平均風速 s最多風向幾頻率：全年 東、東北夏季 東、東南2 工藝論證及選擇焦爐煤氣經(jīng)硫銨工段脫除氨后進入粗苯工段,在此進行苯族烴的回收和制取.該工段的主要任務是完成煤氣終冷除萘,苯族烴的回收和脫苯三項任務.下面分別進行對完成這三響任務的工藝論證.煤氣的終冷及洗萘工藝回收煤氣中的苯族烴的適量溫度為21-27左右,在飽和器后溫度通常是在50-56的煤氣進

5、入木格式洗苯塔，被噴淋下來的富油洗萘。富油進塔溫度比煤氣溫度高5-7，煤氣含萘可由2000-2500mg/Nm降到500-800mg/Nm。除萘后的煤氣進入終冷塔，該塔為隔板式，分兩段。下段用從涼水架來的循環(huán)水冷卻至20-23的循環(huán)水噴淋，將煤氣再冷卻25左右，額外水從終冷塔底部經(jīng)水封管流入熱水池；然后用泵送至涼水架，經(jīng)冷卻后自流入冷水池。再用泵送至終冷冷塔的上下兩端，送往上端的水須于間冷器用低溫水冷卻，由于終冷器只是為了冷卻煤氣，所以終冷循環(huán)水量可減至噸/1000標米煤氣左右,因此,在回收苯族烴之前,煤氣必須進行最終冷卻.由于在煤氣冷卻和部分水蒸氣冷凝的同時,也有萘從煤氣中析出,所以,煤氣的

6、最終冷卻同時也兼有除萘的作用.我國焦化廠目前所采用的煤氣終冷及除萘的工藝流程主要有四種,即:煤氣終冷和機械除萘工藝;煤氣終冷和焦油洗油工藝;洗油萘和煤氣最終冷卻工藝;橫管終冷噴灑輕焦油洗萘工藝.橫管終冷噴灑輕質焦油洗萘工藝橫管終冷噴灑輕質焦油洗萘工藝如圖2-4 從硫銨工段來的煤氣由塔頂進入，與連續(xù)噴灑的輕質焦油并流差速接觸速冷，至橫管段繼續(xù)冷卻至21-25，同時脫萘至450毫克/標米以下，然后從塔底排出，進入旋風捕霧器除掉夾帶的焦油，萘片和凝結水霧，然后去洗苯塔。輕質焦油由其補充至塔底循環(huán)油槽，循環(huán)油由槽底泵出至槽中部，頂部噴灑，與橫管束和煤氣接觸換熱，同時溶解煤氣中析出的萘，然后經(jīng)液封回循環(huán)

7、槽。（此過程中，循環(huán)油槽內，入塔處，出塔處油溫基本相同）。焦油循環(huán)至一定程度，用泵送至焦油上段。18的冷凍水由塔下部橫管冷卻器進入，向上經(jīng)串聯(lián)著的各橫管器與塔內循環(huán)油，煤氣間接換熱繩溫，然后從塔的外部排出。由于該工程主要依靠降低煤氣的溫度使煤氣中萘析出，并由輕質焦油將萘溶解，因此煤氣溫度需降至21左右。如此低溫，就決定了必須要有低溫水的焦化廠才易采用該工藝。該流程的優(yōu)點是：1、不僅對煤氣中的萘的脫除率高，而且冷卻效果非常好。出口煤氣約21左右，煤氣含萘量大約在350-450mg/Nm。2、無須洗油，只須自產(chǎn)輕質焦油，節(jié)約洗油耗量；煤氣中的萘直接轉入焦油，降低了萘的損失。3、該系統(tǒng)阻力小，風機電

8、耗低；操作維護簡便；無污染；占地面積小，基建費用少。4、由于煤氣冷卻不直接與水接觸，所以無含酚污水的處理。綜合上述的四種工藝，通過比較，第四種優(yōu)點突出，徐州地區(qū)有低溫的水源。因此本設計采用橫管終冷噴灑輕質焦油洗萘工藝。洗苯工藝從焦爐煤氣中回收的苯族烴可采用下列方法：1、洗油吸收法：用洗油在洗滌塔中回收煤氣中的苯族烴。將吸收了苯族烴的洗油（富油）送至脫苯塔蒸餾裝置中，以提取粗苯。脫奔后的洗油（貧油）冷卻后重新送至洗滌塔循環(huán)使用。洗油吸收法又分為常壓吸收法和加壓吸收發(fā)。加壓吸收法可強化生產(chǎn)過程，適于煤氣在遠距離或用作合成氨廠原料的情況下采用。2、吸附法：煤氣通過具有微孔組織，接觸表面很大的活性炭或

9、硅膠等固體吸附劑。苯族烴即被吸附在其表面上直至達到飽和狀態(tài)。被吸附的苯族烴可用直接水蒸汽進行提取。用活性炭吸附劑可將煤氣中的苯族烴幾乎完全吸附下來。此法要求煤氣凈化的程度較高，加之吸附劑價格昂貴，因此在工業(yè)上的應用受到一定的限制，而多用于煤氣中的苯族烴的定量分析。3、凝結法：在低溫加壓的情況下，使苯族烴從煤氣中冷凝出來。此法比吸附法所得粗苯質量好。但煤氣的壓縮及冷凍過程復雜，動力消耗大，設備材質要求高。目前，國內外焦化廠主要采用洗油吸收法回收煤氣中的苯族烴。用洗油回收煤氣中的苯族烴所采用的洗苯塔雖有多種形式，但工藝流程基本相近。下面只簡單介紹用木格填料塔回收粗苯的流程，如圖2-5：煤氣經(jīng)最終冷

10、卻到25-27，含苯族烴為25-40克/標米煤氣，依次進入三個洗苯塔在塔內與逆向流動的洗油接觸后，從最后的洗苯塔出來的煤氣中苯族烴的含量要求低于2克/標米。洗苯塔的煤氣直接回脫硫后回焦爐供加熱使用及作冶金工廠的其他燃料。含粗苯為的貧油，由洗油槽用泵送往洗苯塔頂，并依次經(jīng)過各塔后，含苯量增至%，此含苯富油從塔底經(jīng)U型管排入接受槽。由此，再用泵送往脫苯工序，脫苯后的貧油經(jīng)冷卻后再回貧油槽供循環(huán)使用。在最后一個洗苯塔的噴頭上部射捕霧層，以捕集被煤氣帶走的油滴，減少洗油的損失，也避免洗油進入煤氣。近年來，為解決木材短缺問題，采用篩板塔，鋼板網(wǎng)填料，不銹鋼填料以及塑料花環(huán)填料洗苯塔，取得了較好的效果，洗

11、苯塔臺數(shù)可減少為一至兩臺。我國焦化廠洗滌用的洗油主要有焦油洗油和石油洗油。吸收放又分為焦油洗油吸收法和石油洗油法。焦油洗油吸收法焦油洗油是高溫焦油加工時230-300的餾分,由于大多數(shù)焦化廠都能自得,所以應用廣泛。焦油洗油的含萘量除規(guī)定要小于13%外,還要求其含苊量不大于5%,是為了保證在10-15時無固體沉淀物。萘苊因熔點較高,在常溫下易析出固體結晶,因此應控制其含量。但是萘苊同芴,氧及洗油中其他高沸點組分混合時,能生成低熔點的有關各組分的共熔點混合物,所以洗油中存在一定數(shù)量的萘,則有助于降低洗油析出沉淀物的溫度。洗油酚含量高時,會與水形成乳化物,從而破壞吸苯的操作,且酚的存在使洗油變稠,黏

12、度大,因此必須嚴格控制洗油中的含酚量。 由于石油洗油洗苯工藝存在很多問題尚未解決，設備選型上存在難題，所以一般不采用石油洗油工藝，而多采用焦油洗油洗苯工藝。脫苯工藝由洗苯工序過來的含苯富油需進行脫苯。用一般蒸餾的方法可以把富油中的粗苯蒸出來 。但為達到需要的脫苯程度，則需將富油加熱到250-300，這在實際上是不可行的，但為了降低脫苯蒸餾的溫度，可采用水蒸汽蒸餾法或真空蒸餾法。我國焦化廠均采用水蒸汽蒸餾法脫苯，或稱氣提法脫苯。按照富油的加熱方式的不同，可分為蒸汽加熱法和管式爐加熱法兩種。按照粗苯產(chǎn)品又可分為生產(chǎn)一種苯的方法和生產(chǎn)兩種苯的方法。本設計任務是生產(chǎn)一種苯，下面將蒸汽加熱和管式爐加熱生

13、產(chǎn)一種苯的方法分別加以介紹。 蒸汽加熱法生產(chǎn)一種苯蒸汽加熱法生產(chǎn)一種苯的工藝如圖2-6： 由洗滌工序來的富油在分離器下面的三格中，被脫苯塔來的蒸汽加熱至70-80，然后進入貧富油換熱器，被來自脫苯塔的溫度為130-140的熱貧油加熱到90-100，最后在富油預熱器中用低溫間接蒸汽加熱到135-145，進入脫苯塔頂部進行脫苯。從脫苯塔頂部溢出的粗苯，洗油蒸汽和水蒸氣的油汽和水汽混合物進入分縮器下面三格中與富油換熱，并在分縮器頂上的一格用冷水冷卻，從而之大部分洗油汽和水汽冷凝下來，從分縮器頂部溢出的即是粗苯蒸汽。為得到合格的粗苯產(chǎn)品，可用冷卻水水量控制分縮器頂部蒸汽溫度，之其在86-89的范圍內。

14、由分縮器頂部溢出的粗苯蒸汽進入冷凝冷卻器，在此用冷水冷凝冷卻到25-30，做經(jīng)粗苯分離器將水分出后計量槽進入粗苯儲槽。進入分離器的油氣和水汽混合物，在分離器底部兩格所形成的冷凝液為重分縮油，在分縮器頂部兩格所形成的冷凝液為輕分縮油。輕、重分縮油分別進入油水跟力氣，與水分離后兌入富油送往脫苯塔。從粗苯、輕分縮油、重分縮油油水分離器排出的分離水均進入控制分離器進一步分離，以減少洗油損失。從脫苯塔底部排出的貧油溫度比富油溫度低3-5，自流入貧富.油換熱器，與富油換熱并冷卻至110-120后，再回到脫苯塔底熱貧油槽，在此用貧油泵送到貧油冷卻器冷卻至25-30后，送往洗被呢塔循環(huán)噴灑。由于洗油在循環(huán)使用

15、中質量變壞。為保持循環(huán)洗油量的%由富油入塔的管路引入洗油再生器，在此，洗油被間接蒸汽加熱至160-180，并用過熱蒸汽直接蒸吹，從再生器頂部蒸吹出來的溫度為135-175 的油氣和水汽的混合蒸汽進入脫苯塔的底部。再生器底部的殘渣油可靠設備內的蒸汽壓力間歇地回連續(xù)地排至殘渣油槽。、管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯的工藝管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯的工藝流程如圖2-7從洗滌工序來的富油先進入分縮器，被從脫苯塔來的氣體加熱到70-80，然后入貧富油換熱器，被熱貧油加熱后進入管式爐。加熱到180-190的富油，從第14層板進入脫苯塔。熱貧油從脫苯塔底部經(jīng)貧富油換熱器自流入脫苯塔下部的熱貧油槽，溫度120左右，然后用泵

16、送到貧油冷卻器到25-30送回洗苯塔循環(huán)使用。從脫苯塔頂出來的粗苯蒸汽，進入分縮器，溫度從170-180，降到93左右，部分水蒸汽被冷凝下來，然后進入冷凝冷卻器，粗苯和水從冷凝冷卻器下部流入油水分離器進行分離。從油水分離器出來的粗苯進入粗苯儲槽。輕、重分縮器分別進入油水分離器分離。為保證洗油質量，從管式爐加熱后的富油管線引出1-2%的富油進再生器，于此用管式爐過熱至400-450的蒸汽進行蒸吹。器頂排出溫度為190-200的水汽，油汽與粗苯汽一起進入脫苯塔，再生器底部殘渣定期排放。管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯與蒸汽加熱法生產(chǎn)一種苯相比具有以下優(yōu)點： = 1 * GB3 * MERGEFORMAT 粗

17、苯回收率高； = 2 * GB3 * MERGEFORMAT 蒸汽耗量低； = 3 * GB3 * MERGEFORMAT 酚水量少。3 粗苯回收原理粗苯回收原理及影響因素洗油回收粗苯的原理用洗油回收煉焦煤氣中的粗苯是一種吸收過程。其吸收機理是建立在雙膜理論基礎上。雙膜理論的基本觀點如下：相互接觸的氣液兩流體間存在著穩(wěn)定的相界面，界面兩側各有一很薄的有效滯留膜層。由于兩流體的主體充分揣動，濃度的均勻的，全部的濃度變化集中在兩個有效膜層內，且吸收過程在界面處達平衡。因此擴散過程的全部阻力也就等于氣膜和液膜的阻力之和，這個阻力的大小也就決定了吸收速率的大小。影響粗苯吸收的因素在吸收過程中，如果吸收

18、系數(shù)比較大，那么進入液相的量也較大，也就是說吸收進行的完全。為此，我們通過氣相進入液相的量的多少來討論回收進行的程度。煤氣中的苯族烴在洗苯塔乃被回收的程度稱為回收率?；厥章适窃u價洗苯操作的重要指標，可按下式表示：=1-a2/a1 式中：-粗苯回收率，% a1，a2洗苯塔入口，出口煤氣中苯含量，克/標米?；厥章实拇笮∪Q于下列因素：煤氣和洗油中苯族烴的含量；煤氣流速幾其壓力；洗油循環(huán)量及其分子量；吸收溫度；洗苯塔的構造，對填料塔則為填料表面積及其特性等?，F(xiàn)分述如下：1、吸收溫度的影響吸收溫度指洗苯塔內氣體液體兩相接觸面的平均溫度，它取決于煤氣和洗油的溫度，也受大氣溫度的影響。吸收溫度是通過吸收系

19、數(shù)和吸收推動力的變化而影響粗苯回收率的。吸收溫度增高，吸收系數(shù)有些增大，但不顯著。當煤氣中苯族烴的含量一定時，溫度愈低，洗油中與其呈平衡的粗苯含量愈高；因而當提高溫度時，洗油中與其呈平衡的粗苯含量愈低，因此溫度升高，吸收推動力隨之減小。吸收溫度不宜過高，也不宜過低。適宜為25左右，操作中洗油溫度應略高于煤氣溫度以防煤氣中的水汽冷凝進入洗油中。洗油的分子量及循環(huán)油量的影響：當其它條件一定時，洗油的分子量變小將使洗油中粗苯含量變大，即吸收得愈好。但洗油的分子量也不宜過小，否則洗油在吸收過程中損失較大，并在脫苯蒸餾時不易與粗苯分離。增加循環(huán)洗油量可降低洗油中粗苯的含量，增加氣液間的吸收推動力，從而提

20、高粗苯回收率。但循環(huán)洗油量也不易過大，以免過多增加電、蒸汽耗量和冷卻用水量。貧油含苯量的影響：其它條件一定時，入塔貧油中粗苯含量愈高，則塔后損失愈大?，F(xiàn)行規(guī)定塔后煤氣中粗苯含量低于2克/標米。如果一步降低貧油中的粗苯含量，雖有助于降低塔后損失，但將增加脫苯蒸汽時的水蒸汽耗量，使粗苯180前餾出率減少，即相應增加粗苯中溶劑油的生成量，并使洗油的耗量增加。吸收表面積的影響：填料的表面積愈大，則煤氣與洗油接觸的時間愈長，回收過程進行得也愈完全。煤氣壓力和流速的影響：煤氣壓力增大時，其擴散系數(shù)隨壓力的增加而減小，因而使吸收系數(shù)降低。但隨煤氣壓力的增加，煤氣中苯族烴的分壓將成比例地增加，從而使吸收推動力

21、迅速增加，吸收速率也將增大。煤氣速度的增大師吸收系數(shù)增大，可提高氣液相接觸的旋流程度和提高洗苯塔的生產(chǎn)能力。所以加大煤氣速度可強化吸苯過程，但太大，會使洗苯塔阻力和霧沫夾帶量急劇增加。脫苯原理及影響因素脫苯原理（蒸汽法）脫苯原理實際是精餾原理，又揮發(fā)度不同的組分組成的混合液精餾塔內大多次進行部分汽化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)的過程。在精餾過程中，當加熱互不相溶的液體混合物時，如果此混合物的蒸汽分壓之和達到塔內的總壓時，液體即行沸騰。所以。在脫苯蒸餾過程中通入大量直接水蒸汽，當塔內的總壓力一定時，若氣相中水蒸汽所占的分壓愈高，則粗苯和洗油的蒸汽分壓就愈低，這樣就可以在較低的脫苯蒸餾溫度（遠比

22、250-300的溫度低）下，便可將粗苯完全地從洗油中蒸出來。影響脫苯的因素1、在塔底溫度下各組分在蒸汽壓。提高富油預熱溫度，則塔底貧油溫度也相應提高。貧油中各組分的蒸汽壓增大，從而使粗苯的蒸出率也增加。2、脫苯塔內操作壓力提高塔內操作壓力時，各組分的蒸出率相應減少。反之，則響應增加。3、脫苯塔的塔板層數(shù)增多加料板以下的塔板數(shù)n，可使各組分的蒸出率增大，特別是對甲苯，二甲苯的蒸出率影響較大。直接蒸汽量、溫度提高直接蒸汽量，可使各組分的蒸出率增加。反之則各組分的蒸出率減小。此外還有富油的預熱溫度和含苯量。4 主要設備論證及選型前面我們介紹了四種終冷洗萘工藝，它們各自使用的終冷塔也不同。煤氣終冷和機

23、械化除萘工藝用金屬隔板塔。此塔局有傳熱，傳質好的優(yōu)點，但在終冷塔后出口煤氣的含萘量較高，萘的脫除率低，終冷水和萘不能很好地分離。煤氣終冷和熱焦油洗萘工藝使用帶焦油洗萘器的煤氣終冷塔（篩板塔）。此塔雖然具有擴散推動力大的優(yōu)點，但操作不穩(wěn)定，對水質的要求高。油洗萘和煤氣終冷工藝中使用的是橫管式終冷塔。此工藝洗萘與終冷分開，投資高，不易小廠借鑒。橫管終冷噴灑輕質焦油洗萘工藝使用橫管終冷洗萘塔。它的優(yōu)點：不僅終冷效果好，除萘效果也好；系統(tǒng)阻力小，操作維修簡便，節(jié)約點耗；不需含酚污水處理。根據(jù)本設計在第二章所確定選用的終冷除萘工藝、流程，可確定選用與該工藝相配套的終冷塔橫管終冷洗萘塔。洗苯塔目前，我國焦

24、化廠采用的洗苯塔主要有空噴塔，板式塔和填料塔，下面分別加以介紹。空噴塔空噴塔一般為多段噴灑，沒段下部均設有煤氣分布器，相鄰兩段設有煤氣通過的錐性散罩，底部設有許多個噴嘴組成的洗油噴灑裝置，其上設有備用的中央噴嘴，從頂部灑下來的洗油經(jīng)降液管引到下段。洗油從第二段起來采用循環(huán)噴灑。用空噴塔洗苯具有以下優(yōu)點：投資省，處理能力大，阻力小，不堵塞等。缺點：洗苯效率低，塔后煤氣含苯量高，洗油循環(huán)量大，動力消耗大。板式塔（孔板塔）板式塔主要有穿流式篩板塔。該塔容易實現(xiàn)最佳流體力學條件，即增加氣液兩相的接觸面積，提高兩相的湍流程度，迅速更改兩相界面以減小其擴散阻力。這種塔結構簡單，容易制造，生產(chǎn)能力大，投資省

25、，節(jié)約金屬材料，且安裝和維修簡便。其缺點是塔板的效率受負荷變動的影響較大。填料塔填料洗苯塔是應用較早，較廣的一種塔。塔內填料了用木格，鋼板網(wǎng)，金屬螺旋，帖拉累托填料，鮑爾環(huán)，鞍形填料以及塑料花環(huán)填料等。1、木格填料塔該塔型在我國焦化廠應用較多，它具有阻力較小，操作穩(wěn)定等優(yōu)點。但也存在著生產(chǎn)能力小，設備龐大、苯重，投資和操作費用高及木材耗量大等缺點。因此在一些國家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。2、鋼板網(wǎng)填料塔該塔型在國內已被采用。該填料塔與木格填料塔相比，具有比表面積大，吸收率高，阻力小，動力消耗小等優(yōu)點，但制造麻煩，價格昂貴，處理能力小。3、金屬螺旋填料塔金屬螺旋填料塔采用鋼帶和鋼絲繞

26、成，其比表面積大，重度小。由于形狀復雜，填料層的持液量大，因此吸收劑與煤氣接觸時間較長，又由于煤氣通過填料時攪動激烈，因而吸收效率較高。但難于制造，價格昂貴。這種填料在蘇、美應用較多。4、塑料花環(huán)填料塔塑料花環(huán)填料是近年來又國外引進的高效填料，經(jīng)過實踐檢驗證明，花環(huán)填料是一種具有比表面大，空隙來率高，阻力小，處理能力大，液體分布好，濕潤率高，投資省，占地少，節(jié)省能耗，制造安裝容易，操作方便等突出優(yōu)點的填料。國家有關部門鑒于該填料具有以上優(yōu)點，已要求推廣使用高效花環(huán)填料洗苯塔。根據(jù)以上的論述，本設計采用塑料花環(huán)填料洗苯塔。 脫苯塔我國焦化廠采用的脫苯塔有圓形泡罩塔，條形泡罩塔以及浮閥塔等，以條形

27、泡罩塔應用最廣。泡罩塔是工業(yè)上應用最久的一種塔板型式，該種塔型的優(yōu)點是：不易發(fā)生漏液現(xiàn)象，有較好的操作彈性，即當氣、液負荷有較大的波動時，仍能維持幾乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，對各種物料的適應性強，操作經(jīng)驗豐富。缺點是：塔板結構復雜，金屬耗量大，造價高，板上液層厚，氣體流動曲折，塔板壓降大，兼因霧沫夾帶現(xiàn)象較嚴重，限制氣速的提高，故生產(chǎn)能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，氣體分布不均勻，也影響了板效率的提高。根據(jù)目前的使用證明泡罩塔的操作，運行更為穩(wěn)定。雖然浮閥塔具有很多優(yōu)點，但因其防腐較差，操作不易穩(wěn)定，故選用條形泡罩塔作為本設計的脫苯塔。貧油冷卻器和貧富油換熱器貧油冷卻器

28、我國焦化廠應用貧油冷卻器主要有：空氣水噴淋式冷卻器，浮頭管殼冷卻器和螺旋板換熱器三種。國內應用較多的是浮頭管殼式貧油冷卻器。近年來，螺旋板換熱器在我國焦化廠得到廣泛應用。除可作為貧油冷卻器使用之外，還可以作貧油換熱氣，蒸氨廢水換熱器等。螺旋板換熱器與普通換熱器相比較，具有以下優(yōu)點：1、傳熱效率高。該設備可進行逆流，并流和錯流操作，其總傳熱系數(shù)約為列管式換熱器的三倍左右。最突出的特點是對低溫熱源進行熱交換時，有極好的效果。2、結構緊湊，占地面積小。所需面積只為列管式換熱器的1/2-1/4。3、它能自行清除污垢。因螺旋板的通道是單通道，如果通道內處沉積了污垢，此處的通道截面積就會減少，流速就相應增

29、高，污垢易被沖刷掉。因此幾乎不用人工清掃，可延長清掃周期。另外，它還有鋼材耗量少，成本低等優(yōu)點，但它阻力較大。鑒于以上優(yōu)點，本設計選用螺旋板換熱器作為貧油冷卻器。貧富油換熱器同樣由于螺旋板換熱器所具有的優(yōu)點，本設計選用螺旋板換熱器作為貧富油換熱器。5 生產(chǎn)工藝說明這部分主要詳述工藝流程，生產(chǎn)操作規(guī)程及控制的技術指標。工藝流程詳述輕質焦油終冷洗萘由硫銨工段來的煤氣，溫度為50-60，進入終冷塔頂空噴塔，與從循環(huán)油槽來的連續(xù)噴灑的輕質焦油同流差速接觸速冷，再進入橫管段繼續(xù)冷至21-25，同時脫萘至克/標米以下，后從塔底排出，進入旋風捕霧器除掉的大部分焦油，凝結水霧，進入煤氣總管送至洗苯塔。由終冷塔

30、下來的輕質焦油經(jīng)過U型管自流入塔底循環(huán)油槽。再由循環(huán)油泵從槽底抽出至塔頂噴灑。循環(huán)到一定含萘量時，用泵送至焦油工段或冷鼓工段。打開輕質焦油槽至循環(huán)油槽的閥門，新輕焦油依靠液位差自流入循環(huán)油槽，大約補充新洗油約2小時。18冷凝水由塔下部橫管冷卻器進入，向上經(jīng)串聯(lián)著的歌橫管器與塔內循環(huán)油，煤氣間接換熱升溫后 塔的上部外排。洗苯工藝流程見圖2-5。（采用一個洗苯塔）煤氣經(jīng)最終冷卻器至約21進入洗苯塔。塔前煤氣中含苯族烴25-40克/標米，在塔內與逆流流動的洗油接觸后，出塔煤氣中含苯族烴低于2克/標米。從脫苯工序來的貧油含粗苯，用貧油泵送至洗苯塔頂部，從塔頂噴淋而下，含苯量增至%左右，經(jīng)過U型管自流入

31、塔底富油槽。再用富油泵從油槽底部抽出，送往脫苯工序。脫苯后的貧油循環(huán)使用。當塔底油槽液位降低時，用貧油泵從新鮮洗油槽中抽新洗油補充，以維持液位穩(wěn)定。脫苯工藝流程見圖2-7。從洗滌工序來的壺油先進入份縮器換熱，被從脫苯塔來的汽體加熱到70-80，然后進入貧富油換熱器，溫度升到120左右，仁厚送到管式爐加熱到180-190。熱富油從脫苯塔14層塔板進入。熱貧油從脫苯塔底部靠液位差送汝貧富油換熱器，被冷卻到75左右，再流回塔底油槽。然后用份油泵從塔底抽出到貧油冷卻器，冷卻到25-30，回洗苯塔循環(huán)使用。從脫被呢塔頂出來的粗苯蒸汽，送入分縮器，部分水蒸氣被冷凝下來，然后進入冷凝冷卻器，粗苯和水從冷凝冷

32、卻器下部流入油水分離器進行分離。從油水分離器出來的粗苯進入儲槽。輕、重分縮器進一步分離，分離水送至酚水井。輕、重分縮器進入地下槽與富油混合后處理使用。為保證洗油質量，從管式爐加熱后的富油管線引出1-2%的富油進再生器。于此用管式爐過熱至400-450的蒸汽進行蒸吹。器頂排出溫度為190-200的水汽，油汽與粗苯汽一起進入脫苯塔，再生器底部殘渣定期排放。操作技術指標終冷洗萘工藝煤氣入橫管終冷塔溫度50-56塔后煤氣溫度21循環(huán)輕質焦油溫度25-27冷卻水出口溫度37輕質焦油循環(huán)量為50m/h輕質焦油洗萘阻力150mmH2O循環(huán)輕質焦油含萘10-14%洗苯工藝1、終冷塔后煤氣溫度212、入洗苯塔貧

33、油溫度27-30213、循環(huán)洗油兩 m/1000N m煤氣4、富油含苯量、貧油含苯量、塔后煤氣含苯量2g/N m7、洗苯塔阻力100 mmH2O脫苯工藝1、溫度控制指標：（1）、貧富油換熱器富油出口溫度110-130；（2）、入洗苯塔富油溫度180-190；（3）、分縮器頂部油氣溫度90-93；（4）、冷凝冷卻器后粗苯溫度20-30；（5）、再生器頂部溫度180；（6）、再生器底部溫度200；2、溫度控制指標： （1）、脫苯塔底部壓力（表）cm頂部壓力（表）cm； （2）、入工段中壓蒸汽壓力（表）8kg/cm低壓蒸汽壓力（表）4 kg/cm； （3）、入管式爐煤氣壓力250 mmH2O； （4

34、）、出管式爐過熱蒸汽主管壓力（表）250 mmH2O； （5）、管式爐富油出口壓力（表）cm （6）、管式爐阻力（表）2kg/cm （7）、再生器頂部壓力（表）cm3、其它控制指標：（1）、入脫苯塔直接蒸汽量噸180前粗苯；（2）、循環(huán)洗油質量：黏度E，含酚%。含萘7%，水分%；（3）、蒸餾試驗：230前15%，300前85%；（4）、再生器殘渣質量：300前餾出兩25-30%（5）、貧油含苯量（6）、富油含苯量2-3%（7）、塔后煤氣含萘Nm.工藝布置布置原則（1）、洗脫苯工段分洗滌和蒸餾兩部分進行布置。（2）、洗滌部分包括橫管終冷塔，洗苯塔，旋風捕霧器等塔類設備。塔區(qū)中各塔按工藝順序排成一

35、行。塔區(qū)與泵房間凈距離不少于5米。（3）、蒸餾部分包括蒸餾系統(tǒng)設備（脫苯塔、冷凝冷卻器、換熱器、管式爐，分離器和產(chǎn)品槽等）和泵房。產(chǎn)品應單獨布置在產(chǎn)品泵房中，配以防爆型電動機。（4）、塔類設備間凈距離應不小于米，塔徑大于5米者，其凈距離一般采用塔徑的一半。（5）、連接各塔的水平煤氣管道上應設連通的操作平臺。從塔底到塔頂設帶斜梯的操作走臺，各塔頂部可連通則盡量連通。洗脫苯工段設備工藝布置從整個工段來講，根據(jù)徐州地區(qū)主導風向：東風和東北風，以及工段具體情況進行布置的，共分為終冷、洗苯、廠房、換熱器、蒸餾及管式爐六部分布置，個部分位置如圖5-1所示 下面分別說明個部分的分布情況：1、終冷部分：考慮到

36、風向問題，就整個焦化廠的布置來說，焦爐應設置下風區(qū)，即應處于西部，故終冷部分布置在西方，處于粗苯工段的西北角，煤氣走向由北向南，按流程順序，終冷部分應設在西南角。根據(jù)布置原則，終冷塔和旋風捕霧器由北向南排列，且不在一條中心線上。煤氣管線位于終冷塔底西側，焦油貯槽位于終冷塔西邊，且在同一中心線上，輕焦油貯槽的北側為地下槽。2、洗苯部分：終冷部分的南側為洗苯部分。洗苯塔與終冷塔處于一中心線上，塔底東側是洗油槽和新洗油槽，處于同一中心線上，再靠東山地下放空槽。3、換熱器部分：貧油冷卻器在地下放空槽的東邊，其底線偏北半米，再往東是貧富油換熱器，與貧油冷卻器處于同一水平線上。4、廠房：靠西側為泵房（洗苯

37、及脫苯油泵、冷卻水泵），往東是配電室、儀表控制室、工具室、更衣室和衛(wèi)生間，再往東是產(chǎn)品泵房。5、蒸餾部分該部分位于工段的最東側。緊靠換熱器的脫苯塔，再往南依是再生器，殘渣槽，向東，由北向南依次排列著輕分縮油油水分離器，中分縮油油水分離器，粗苯油水分離器和兩個控制分離器，再往東是兩個粗苯中間槽。分凝器和冷凝器處于產(chǎn)品泵房與工具室之上，其中，分縮器靠南側，二者處于同一中心線上。6、管式爐位于工段的最南側，防止其煙灰或煤氣異味吹向控制室。本工段的工藝布置考慮了通風、防火、防爆等因素。采用露天布置，總體布置是符合布置原則的。圖51洗脫苯工段設備工藝布置6 主要設備的工藝計算和選型設備的選型和計算是根據(jù)

38、前述的粗苯工段工藝流程中提出的要求進行的。計算過程中對一些參數(shù)的選擇，要求考慮實際操作，選型要求考慮實際操作需要外，還需考慮設備的型號是否為國內大量生產(chǎn)的系列，以便檢修和更換零件。另外，該工段大部分是定型設備計算只能作為選擇的參考。并且計算過程中選擇了許多設計定額中的數(shù)據(jù)。下面是主要設備的工藝計算及選型。其余設備規(guī)格可見設備一覽表。 終冷洗苯部分的工藝計算及設備選型計算依據(jù)： 煤氣密度 產(chǎn)率 (占裝煤量) %密度 粗苯的回收率(占裝煤量) % 洗苯塔后煤氣含苯 2g/粗苯蒸汽密度 kg/硫銨工段來的煤氣溫度/飽和溫度 58/53終冷溫度 23炭化室有效容積 結焦時間（周轉時間） 根據(jù)公式：G煤

39、=nNV炭化室干煤/ （t/h）裝爐干煤量：G煤=2225= t/h式中：n每個焦爐組的焦爐個數(shù)；N每座焦爐的炭化室孔數(shù)；V炭化室炭化室有效容積，m3；干煤干煤堆積密度，t/m3 （取0。95 t/m3） ；周轉時間干煤氣體積產(chǎn)量(V煤氣，Nm3/h)：G煤V煤氣=345=64722/h干煤氣質量產(chǎn)量(G煤氣，kg/h)：V煤氣煤氣=64722=/h煤氣中含量 G= G產(chǎn)率=%1000=hV=G/=h 煤氣中粗苯含量G=G粗苯的回收率+ V塔后煤氣含苯量 =1000 %64722 =hV =G/=h 上述三種氣體流量之和V=64722= /h = kg/h 塔前煤氣中水蒸氣量（Gkg/h和V/

40、h）塔前煤氣溫度T=58，煤氣露點T=53，露點下的水蒸汽壓力p= =14385pa 煤氣絕對總壓力=大氣壓煤氣壓力=(103331000)=113663 pa =14385/()=hG =V18/=h塔后煤氣中水蒸汽量（Gkg/h和V/h）塔后煤氣溫度T=23 露點T=23 露點下水蒸汽壓力p=2809pa 塔后煤氣絕對總壓力p=大氣壓塔后煤氣壓力=（10333900） =112630pa=2809/()=h G= V18/=18/=h橫管終冷洗萘塔的計算熱量衡算帶入熱量：（1）、干煤氣帶入熱量：q= V干煤氣在58下的焓 =64722 =5648832KJ/h （2）帶入熱量 ：q= G在

41、塔前溫度下的比熱塔前溫度 =58 = KJ/h(3)、粗苯帶入熱量： q= Gi , KJ/h i=(103ct)c=/M=58)/=kg i=(10358)=kgq= = KJ/h(4)、水蒸氣帶入熱量： q= G水蒸氣塔前溫度下的焓= =.8 KJ/h故帶入熱量為：=5648832+.8 =.6 KJ/h 帶出熱量：（1）、干煤氣帶出熱量：q= V干煤氣在23下的焓 =6472222 =h （2）帶出熱量 ：q= G在塔前溫度下的比熱塔前溫度 =22 = KJ/h(3)、粗苯帶出熱量： q= Gi KJ/h i=(103ct)c=/M =22)/ =kgi=(10322)=kg= KJ/h

42、(4)、水蒸氣帶出熱量： q= G水蒸氣塔前溫度下的焓= =h故帶出熱量為：Q= qqqq = = KJ/h冷卻水量：(冷卻水采用18的地下水出塔溫度為28左右)則：W=（QQ）/【（2818）1000】=(.6 /【（2818）1000】=/(101000)=h傳熱系數(shù)的計算： K=（1）、是由煤氣至管外璧的對流傳熱系數(shù) J/SK=式中：x每m飽和煤氣（塔前塔后的露點下為飽和煤氣）中水蒸氣的平均含量（體積百分比）查得：塔前露點50時煤氣水蒸氣含量x=83g/Nm 塔前露點23煤氣水蒸氣含量x=Nm則x=【】1002= (%)=故：=330 J/SK(2)、是管內壁至冷卻水對流傳熱系數(shù) J/S

43、K = (由于水被加熱故n取橫管終冷塔采用32的無縫鋼管（鋼號為20）管數(shù)為185，根據(jù)前面計算得冷卻水量為h 則：管內水速為u= =3600/2/1854=s在冷卻水的平均溫度為：=23時水的物性參數(shù)如下： 比熱：C=Kgk導熱系數(shù)：=msk動力黏度：=10pa 密度：= m則： R= =p=故 = =SK(3)、管壁厚b=,鋼的傳熱系數(shù)，b/=10SK/J(管壁熱阻)查手冊得：管內壁污垢熱阻R=10SK/J 管外壁污垢熱阻R=10SK/J則： =1/330+10+10+1/=10SK/J故：K=SK4.冷卻面積的計算： （1）求平均溫差： 煤 氣：5823 冷卻水：2818 T： 30 5

44、 則平均溫差為：= (2)算冷卻面積F： 由公式F=Q/（K）得： F=/=5高度計算： （1）管箱高度橫管冷卻器采用323mm鋼管，根據(jù)前面計算得冷卻水量為h設管內流速為sV=所以，n=4/3600=64根查焦化設計參考資料采用22m的矩形水箱，需要水箱數(shù)n的計算如下:F=ndo1264所以n=2264)= 查焦化設計參考資料采用22m的矩形水箱，每組管束含4排，則一組共有354140根水管。組間距取60mm,則一個管箱高度為506+60+322424mm,箱間距取200mm。 （2）計算有效管長： 塔兩側的管箱錯開半個管箱的高度，形狀如圖; 由于沒側的管箱間距為200mm，則每 根水管的縱

45、向傾斜距離為100mm,如圖：則有效管長為：每排可布每組管束含4排，則一組共有354140根水管。組間距取60mm,則一個管箱高度為506+60+322424mm,箱間距取200mm。 （2）計算有效管長： 塔兩側的管箱錯開半個管箱的高度，形狀如圖; 由于沒側的管箱間距為200mm，則每 根水管的 縱向傾斜距離為100mm,如圖：則有效管長為：35根水管，每組管束含4排，則一組共有354140根水管。組間距取60mm,則一個管箱高度為506+60+322424mm,箱間距取200mm。 （2）計算有效管長： 塔兩側的管箱錯開半個管箱的高度，形狀如圖; 由于沒側的管箱間距為200mm，則每 根水

46、管的 縱向傾斜距離為100mm,如圖：則有效管長為：X=（3）管箱數(shù)：需要水箱數(shù)nF=ndo1264所以n=2264)=因此，取n=9個水箱，每個水箱排列為2個管程，第一層32個，第二層為32個，取管間距為62mm最外層換熱管中心至殼體為30mm。(4)塔高計算;有效管板高度為= 7988 mm兩段噴灑高度共取1m，煤氣出口2m,煤氣入口2m,底部油槽高3m,則塔全高：H= +1+2+2+3= 則終冷塔高為16m. 洗苯塔的計算：原始數(shù)據(jù)：塔前煤氣溫度23，塔后煤氣溫度23， 塔前煤氣壓力8800Pa，塔后煤氣壓力7300Pa， 從煤氣中吸收的粗苯量為： =G煤粗苯回收率 =187600%=h

47、出塔煤氣含粗苯量為入塔濕煤氣量：煤 氣 64722Nm/h Kg/h 硫 化 氫 粗苯蒸汽 水 蒸 汽 共 計 出塔濕煤氣量：煤 氣 64722Nm/h Kg/h 硫 化 氫 粗苯蒸汽 水 蒸 汽 共 計 煤氣的實際流量（塔前為V，塔后為V）V= （273+23）/273101325/（101325+8800）= Nm/hV=（273+23）/273101325/(101325+7300)=h煤氣平均流量V的計算：V=（V+ V）/2= Nm/h2、洗油循環(huán)量W的計算：油氣比取為m煤氣，油密度取=L,則W=V油氣比 = Kg/h貧油粗苯含量的計算:(1)、塔前煤氣含粗苯量: =1000/= g

48、/Nm式中:V塔前煤氣實際流量, Nm/h(2)、塔后煤氣含粗苯量: =1000/ = g/Nm式中:V塔后煤氣實際流量, Nm/h(3)、貧油允許含粗苯量: 與相平衡的允許貧油含苯量按下式計算: C=式中:為苯族烴的濃度 M洗油的平均分子量 P煤氣總壓力 P回收溫度下粗苯的飽和蒸汽壓,Pa按現(xiàn)行規(guī)定，塔后煤氣中含粗苯量不大于2g/ Nm,設洗苯塔出口煤氣壓力p=10 Pa; 洗油的平均分子量M為160；30時粗苯的飽和蒸汽壓P=10 Pa。根據(jù)上式即可求得與出口煤氣含苯量相平衡的細油中的粗苯濃度C，計算如下：C=2160/ =%結果表明為使塔后煤氣含苯量不大于2g/ Nm，貧油中最大粗苯濃度

49、為%為維持一定的吸收推動力，C應除以平衡偏移系數(shù)n,一般取n=。如取取n=,則允許的貧油含苯量為：C= =%（4）出塔富油含苯量： C= C回收的苯量/（洗油量苯的回收量） =+100/+= %4、塔徑的確定； 根據(jù)燃料化工1998（3）：36提供的參數(shù)，塑料花環(huán)填料的空塔氣速在s之間；花環(huán)填料表面定額在/Nmh，本設計取=s ，花環(huán)填料表面定額值為/NmhD= 圓整后，取D=4 m 式中 V煤氣平均體積流量，Nm/S花環(huán)填料面積，用量及塔高的計算： 由于花環(huán)填料表面定額值為/Nmh得花環(huán)填料面積： F=64722=18122洗苯塔吸收段內填Z型花環(huán)填料，填料層的結構采用多段填充，塔頂部設一層

50、高的捕霧層，充填X型花環(huán)填料，采用6個葉式噴頭，在塔的適當部位設再分布器。三種花環(huán)填料規(guī)格見下表；型號填充分數(shù) 個/m比表面積 /Nm空隙率 %容重Kg/mX32500 185 88111 Z8000 127 89 120 D3000 94 90 88由上表可查出：Z型花環(huán)的比表面積為127/Nm。秒年里則：填料總體積V=18122/127= 故填料高度為：h=因此洗苯塔可分為4層填料，每層高度為5m，填料層間距為1m，捕霧層高,分布板段,煤氣入口段2m, 煤氣出口段2m,洗苯塔底部槽高為6m，噴淋高度為,第二層與第三層填料間設再分布器，間隔為2m,則洗苯塔內填料高度為： H， =45+2+2

51、1=24m 塔高可取為： H=24+2+2+6+=42m 蒸餾脫苯部分設備計算和選型計算依據(jù)：粗苯產(chǎn)量為h,其中含苯76%= kg/h,甲苯15%=h，二甲苯5%= kg/h，萘溶劑油為:=h貧油量W= kg/h又貧油密度=1050Kg/h,則：V=1050=貧油中粗苯的含量為：%= m/ h,粗苯的密度取860 kg/m，則粗苯量為860=301 Kg/h，其中含苯%301=h，甲苯%301= Kg/h，二甲苯%301= Kg/h，萘溶劑油%301= Kg/h。富油量=貧油量粗苯產(chǎn)量貧油中含粗苯量 =301 = Kg/h富油中水量=富油量（1%） =% = Kg/h富油中萘量=富油量5% =

52、5% = Kg/h洗 油 量=貧油量-富油中萘量 = = Kg/h 則進入脫苯工序的富油量如下： 成分Kg/hKmol/h分子量洗油160萘128苯78甲苯二甲苯106溶劑油水18共計管式爐：管式爐出口富油溫度為180，壓力為920mmHg。180時各種組分的飽和蒸汽壓（mmHg）分別為：苯：7668；甲苯：3875；萘：295；二甲苯：2060；溶劑油：1100；洗油：110。從管式爐出來的富油進入脫苯塔時，閃蒸后與閃蒸前液相中各組分比率計算如下：（用試差法）苯的比率：假設=甲 苯：=二甲苯：=溶劑油：=洗 油：=萘 ：=水 ：=0閃蒸后留在液相中各組分的數(shù)量如下（包括進入再生器的洗油量）成

53、分Kmol/hKg/h苯甲苯二甲苯溶劑油洗油萘共計驗算： A= = =A/（A+）=與假設值=非常接近，故以上計算正確。在脫苯塔進口各組分蒸發(fā)量如下：（包括進入再生器的蒸發(fā)量）成分Kg/h苯甲苯二甲苯溶劑油萘洗油水共計粗苯在管式爐中的蒸發(fā)率： 100%=%管式爐輸入熱量：、從洗苯塔來的富油經(jīng)分縮器，貧富油換熱器后進入管式爐（包括洗油，粗苯，水，其溫度為135），帶入熱量：洗油帶入熱量（包括萘）：=洗油量（包括萘）比熱溫度 =135 =.61KJ/h式中：含萘洗油135時的比熱，KcaL/Kg 粗苯帶入熱量：=粗苯量比熱溫度，KJ/h。粗苯比熱C=+= KcaL/Kg 則=135= KJ/h水帶

54、入熱量：=水量比熱溫度 =135= KJ/h式中：水在135下的比熱，KcaL/Kg故帶入熱量：=+ =.61+=.42 KJ/h、入管式爐對流段低壓蒸汽帶入熱量:查焦化設計參考資料下冊，得：每千克粗苯的直接蒸汽耗量為千克，則蒸餾用直接蒸汽耗量為：=千克/ h故：= = KJ/h式中：4Kgf/(表壓)飽和蒸汽熱焓，Kcal/h(3)、管式爐加熱用煤氣供熱量；則輸入熱量為： = =.382、管式爐輸出熱量 （1）、出管式爐富油180時帶走的熱量 含萘洗油帶走熱量=洗油量（包括萘）比熱溫度 =180 =.11 KJ/h式中含萘洗油135時的比熱，KcaL/ Kg 粗苯帶入熱量：=粗苯量比熱溫度，

55、KJ/h。粗苯比熱C=180 = KcaL/Kg 則=180=h故：=.11 =.49KJ/h（2）、粗苯蒸汽和油氣帶出熱量洗油蒸汽帶走熱量（含萘蒸汽）=含萘洗油蒸汽量熱焓 =135 = KJ/h式中135180含萘洗油蒸汽熱焓，KcaL/ Kg粗苯蒸汽帶出熱量：=粗苯蒸汽量熱焓 =159 = KJ/h式中159180粗苯蒸汽熱焓，KcaL/ h水蒸汽帶出熱量：=水蒸汽量熱焓=677= KJ/h 式中677180水蒸汽熱焓，KcaL/ Kg故：粗苯蒸汽和油氣帶出熱量 = = KJ/h （3）、400過熱蒸汽帶出熱量 =.79 KJ/h式中4Kgf/400過熱蒸汽熱焓，KcaL/ Kg （4）、

56、散熱損失 =(.38+) =+ 式中為散熱系數(shù)則：= =（.84+）KJ/h 令=得： .84 +=.38+則：=.22 KJ/h故：散熱損失=+= KJ/h3、管式爐加熱面積： 供給富油的熱量：= =.49+2687381.42 =.21 KJ/h 供給蒸汽的熱量：= KJ/h設的95%由輻射段供給，5%由對流供給，輻射段強度為25000Kcal/h=104500KJ/h,則輻射段加熱面積為： F=.2195%/104500=取對流段加熱強度為5000 Kcal/h=20900 KJ/h，則對流段加熱面積為： F=(.215%+/20900= 設管式爐加熱效率為75%，煤氣熱值為4250 K

57、cal/ m=17765KJ/Nm. 則煤氣消耗量為 ：V= Nm/h 煤氣在管式爐中燃燒產(chǎn)生熱量為： Q=4250=萬千卡/時根據(jù)焦化設計參考資料選熱負荷為550萬千卡/時的管式爐一臺，其各項參數(shù)如下：型號:550-25-114/152直徑:4612 mm 總高:29928mm 總熱負荷:550萬千卡/時 加熱面積：對流段油管：61 對流段氣管 輻射段油管：230 輻射段氣管 設備總重：金屬重： 耐火材料重： （二）、再生器計算 進入再生器的富油中的各組分的蒸發(fā)率按下式計算： 式中組分蒸發(fā)率n 提留段塔板層數(shù)K組分平衡常數(shù)；K=組分的飽和蒸汽壓力，mmHgP 再生器內總壓力，mmHgl 油分

58、子數(shù)與水分子數(shù)之比，；，油量和水蒸氣量，Kg/h；，油和水蒸氣的分子量，分別為160和18；再生器內設7層多孔折流板，設其相當于兩層泡罩塔板，n=2。油在再生器內被加熱至200，該溫度下萘和洗油的飽和蒸汽壓力分別為 496 mmHg和200 mmHg。再生器油氣出口處油氣壓力為980 mmHg，則組分的平衡常數(shù)K為：萘 =496/980=洗油 =200/980=進入再生器內的油量為管式爐后富油量的%，即h，其中氣相h，液相h，氣相包括洗油h，萘h，粗苯h，水蒸氣h，液相包括洗油 Kg/h，萘h，粗苯h。進入再生器的水蒸氣量為h。設在再生器內粗苯全部蒸發(fā)，則油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為：L=18

59、/160)=將上述各值代入公式，得各組分蒸發(fā)率為：萘 =洗油 =從再生器進入脫苯塔的氣體數(shù)量如下：洗油 +=h萘 += Kg/h粗苯 + = Kg/h水蒸氣 + = Kg/h從再生器排出殘渣數(shù)量如下：洗油 = Kg/h萘 = Kg/h則每小時180前粗苯排出殘渣量為:10=殘渣/t粗苯再生器頂部氣體溫度為240，其直徑計算如下：經(jīng)過再生器頂部的氣體流量：V=160+128+18) (273+240)/273760/980= Nm/h取空塔氣速為s，則直徑為D=取D=1800mm的塔徑，此再生器規(guī)格為：直徑（mm）全高（mm）塔 板形式 板數(shù)加熱面積（）重 量設備 操作所用流程18007050條形泡罩321616管式爐脫苯脫苯塔計算：提餾段：洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)率：提餾段塔板數(shù)n=14，脫苯塔底壓力為970mmHg，塔底貧油溫度為178，該溫度下洗油和萘的飽和蒸汽壓為和105 mmHg，則組分的平衡常數(shù)為： 萘 =970=洗油 =105/970=由再生器進入脫苯塔的水蒸氣量為h，進入脫苯塔內富油液相量如下：洗油 Kg/h萘 Kg/h粗苯 Kg/h共計 Kg/h則油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為：L= 18/160)=將上述各值代入公式，得洗油與萘蒸