50萬t每a焦化廠粗苯工段的工藝設計

1、中 國 礦 業(yè) 大 學本科生畢業(yè)論文姓 名： 學 號： 學 院： 專 業(yè)： 設計題目：50萬t/a焦化廠粗苯工段的工藝設計專 題： 指導教師： 職 稱： 教 授 2009 年 6 月 徐州 中國礦業(yè)大學畢業(yè)論文任務書學院 專業(yè)年級 學生姓名 任務下達日期： 畢業(yè)論文日期： 畢業(yè)論文題目： 50萬t/a焦化廠粗苯工段的工藝設計畢業(yè)論文專題題目：畢業(yè)論文主要內容和要求：（1）、回收工藝論證。（2）、主要設備計算和選型。（3）、繪制帶控制點工藝流程圖、設備平面布置圖、管道平面和立面布置圖、繪制一張主要設備圖（必須與自己的設備計算一致），用autocad繪制。（4）、 編制設計說明書。（5）、按50孔

2、jndk55-05焦爐配套規(guī)模進行計算。計算條件：苯回收率：1.1%硫銨工段來煤氣溫度/飽和溫度： 58/52終冷溫度：23院長簽字： 指導教師簽字：中國礦業(yè)大學畢業(yè)論文評閱教師評閱書評閱教師評語（選題的意義；基礎理論及基本技能的掌握；綜合運用所學知識解決實際問題的能力；工作量的大?。蝗〉玫闹饕晒皠?chuàng)新點；寫作的規(guī)范程度；總體評價及建議成績；存在問題；是否同意答辯等）：成 績： 評閱教師簽字： 年 月 日中國礦業(yè)大學畢業(yè)論文答辯及綜合成績答 辯 情 況提 出 問 題回 答 問 題正 確基本正確有一般性錯誤有原則性錯誤沒有回答答辯委員會評語及建議成績：答辯委員會主任簽字： 年 月 日學院領導小

3、組綜合評定成績：學院領導小組負責人： 年 月 日摘 要 本設計為年產(chǎn)50萬噸焦碳粗苯回收工段的的工藝設計，包括工藝部分和非工藝部分。工藝部分包括工藝論證及選擇，粗苯回收原理，工藝流程詳述，主要設備的布置，計算和選型等，都以終冷，洗苯和蒸餾脫苯三部分組成，終冷部分采用橫管終冷塔噴灑輕質焦油洗萘，焦油洗油吸苯，在蒸餾部分用管式爐加熱法加熱蒸汽和富油生產(chǎn)一種苯-粗苯，采用一臺脫苯塔及必要的輔助設備。非工藝部分，包括土建，供電供氣，自動化儀表、防爆、防火投資概算和經(jīng)濟分析，這些都是生產(chǎn)順利進行的必要條件。在設計過程中，參照了徐州焦化廠焦爐煤氣凈化工藝根據(jù)他們在生產(chǎn)實際中得出的經(jīng)驗，選用了較好的設備，如

4、用塑料花環(huán)填料代替木格填料，具有阻力小，比表面積大，效率高，重量輕，裝卸方便等優(yōu)點。一臺花環(huán)填料可以代替三臺木格填料，洗苯塔，節(jié)約了大量投資，以螺旋板式換熱器代替列管式換熱器，具有傳熱系數(shù)高，價格便宜等優(yōu)點，提高了冷卻效果，節(jié)約了水量，經(jīng)濟效益也好，所有這些工藝改進，不僅利于生產(chǎn)，而且節(jié)約了投資。目 錄緒論.11論證及確定5 1.1煤氣的終冷及除萘的方法及工藝選擇5 1.2洗苯工藝62 粗苯脫苯方法及工藝選擇82.1管式爐加熱富油脫苯工藝 .83 粗苯回收原理10 3.1 概述10 3.2影響苯族烴吸收因素10 3.3脫苯原理13 3.4 影響脫苯因素134 粗苯工段工藝詳述14 4.1橫管終

5、冷洗奈工藝14 4.2洗苯工藝154. 3 脫苯工藝.165 主要設備的計算和選型18 5.1 概述18 5.2終冷洗苯部分的工藝計算及設備選型19 5.3橫管終冷洗萘塔的計算21 5.4 洗苯塔的計算27 5.5 蒸餾脫苯部分設備計算和選型30 5.6再生器的計算37 5.7脫苯塔的計算39 5.8 管道計算486.主要設備的論證及選型50 6.1 洗苯塔50 6.2脫苯塔53 6.3終冷塔53 6.4貧油冷卻器547 設備的工藝布置說明55 7.1 布置原則55 7.2工藝布置詳述56 7.3操作技術指標 58 7.4操作崗位確定及崗位定員 598 非工藝部分60 8.1 自動化儀表的要求

6、60 8.2防火防爆和采暖通風62 8.3供氣和給排水63 8.4檢化驗項目63 8.5 電力土建64 8.6 其他659 經(jīng)濟概算65 9.1 編制說明則65 9.2經(jīng)濟概算65 9.3經(jīng)濟分析 7110 圖紙說明73 10.1 設備一覽表73 10.2圖紙目錄74 10.3管道明細表74參考文獻79緒 論煉焦化學工業(yè)是煤炭綜合利用的專業(yè)。煤在煉焦時除了有75%左右變成焦炭外，還有25%左右生成各種化學品及煤氣，為了便于說明將煤炭煉焦時的產(chǎn)品用下列圖示說明如下：單位：g /nm3從荒煤氣粗苯的含量來看，回收苯是十分必要的。焦爐煤氣經(jīng)脫苯除氨后進入粗苯工段，于此進行苯族烴回收并制取粗苯，目前我

7、國焦化工業(yè)生產(chǎn)的苯類產(chǎn)品仍占很重要的地位。粗苯是多種芳烴族和其它多種碳氫化合物組成的復雜混合物，粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等。此外，還含有一些不飽和化合物，硫化物及少量的酚類和吡啶堿類。在用洗油回收煤氣中的苯族烴時，在所得的粗苯中尚含有少量洗油輕質餾分摻雜在其中。粗苯是談黃色的透明液體，比水輕，不溶于水。在貯存時，由于輕質不飽和化合物的氧化和聚合所形成的樹脂狀物質能溶于粗苯使其著色并很快地變暗。在常溫下，粗苯的比重是0.820.92kg/l。粗苯是易燃易爆物質，閃點12.粗苯蒸汽在空中的濃度達到1.47.5%（體積）范圍內時，極易形成爆炸性的混合物。粗苯質量的好壞以實驗室蒸餾時1

8、80前蒸餾出量的百分數(shù)來確定，粗苯的沸點范圍是75200，若180前溜出量越多，粗苯質量越好；若在180后的溜出物則為洗油輕質餾分，稱為溶劑油。粗苯易燃易爆，要求工段必須嚴禁煙火，并對電動機加以防爆。粗苯的組成取決于煉焦配煤的組成及煉焦產(chǎn)物在碳化室內熱解程度，粗苯各組分的平均含量如下：組 分分 子 式含 量備 注苯5575甲苯1122二甲苯2.56同分異構體及乙基苯三甲苯和乙基甲苯12同分異構體總和不飽和化合物，其中：712環(huán)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按硫計二硫化碳0.31.4噻吩0.21.6飽合物0.61.5為了

9、滿足從煤氣中回收和制取粗苯的要求，洗油應具有如下性能：（1）、常溫下對苯族烴有良好的吸收能力，在加熱時又能使粗苯很好的分離出來；（2）、有足夠的化學穩(wěn)定性，即在長期使用中其吸收能力基本穩(wěn)定；（3）、在吸收操作溫度下，不應析出固體沉淀物；（4）、易與水分離，且不生成乳化物；（5）、有較好的流動性，易于用泵抽送并能在填料上均勻分布。一、設計任務本設計是年產(chǎn)50萬噸焦碳粗苯回收工段的設計。二、設計條件本設計在設計過程中，參考了徐州焦化廠的粗苯工段工藝。徐州的氣象條件如下：本地區(qū)屬海洋性氣候，具有大陸性氣候的特點，常年主導風向為東風、東北風。最大風速： 23.4m/s最大平均風速： 19.3m/s極端

10、最高氣溫： 40.6（1927.6.11）年平均氣溫： 14極端最低氣溫： -22.6海拔高度： 43m冬季采暖： -6冬季通風： -1夏季通風： 31大氣壓力： 冬季767mmhg 夏季751mmhg最高地下水位： 1.251.75m土壤耐壓力(砂質黏土)： 12t/m2地下水質對硅酸鹽水泥混凝土無侵蝕作用。三、設計要求本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油經(jīng)脫苯塔蒸餾，得到粗苯。粗苯產(chǎn)品的質量指標如下表。1、粗苯的質量指標（yb291-64）名 稱指 標加工用粗苯溶劑用粗苯外觀黃色透明液體黃色透明液體比重（d204）0.8710.900不大于0.900餾程75前餾出量（容）% 不大于3%180前餾

11、出量（容）%不小于93%不小于91水分室溫（1825）下目測無可見的溶解水2、焦油洗油質量指標（yb297-64）名 稱指 標比重（d204）1.041.07餾程230前餾出量（容）%不大于3%300前餾出量（容）%不大于90%酚含量（容）%0.5奈含量（容）%不大于13粘度（。e25）不大于2水分%不大于1.015結晶物無綜上合述：本設計為畢業(yè)設計，是集三年學習專業(yè)知識理論和實際中運用在生產(chǎn)過程中的的體現(xiàn)，目的在于通過這次設計學會綜合運用所學的各種知識和技能，是一次比較全面的分析和解決工程問題的能力訓練。是我們初步了解有關技術、政策，學會查閱和綜合運用各種文獻資料，掌握使用有關工程技術的規(guī)定

12、和準則，以及設計的方案的論證和確定，設計的計算能力，繪圖和撰寫說明書的能力，于此同時培養(yǎng)自己一個嚴肅的工作態(tài)度和掌握嚴密的工藝流程，為今后打下良好的工作基礎.1 論證及確定1.1 煤氣的終冷及除萘的方法及工藝選擇在生產(chǎn)硫氨的回收工藝中，出飽和器進入粗苯工段的煤氣溫度通常為55左右，而回收苯族烴的適宜溫度為25左右，因此在回收苯族烴之前煤氣要進行冷卻。在焦爐氣冷卻和部分水蒸汽冷凝的同時，尚有萘從煤氣析出，因此煤氣的最終冷卻的同時應考慮到如何除萘。橫管終冷洗萘工藝 圖1-4 輕質焦油終冷洗萘工藝流程1-終冷塔 2-新焦油槽 3-溢流槽 4-焦油泵 5-循環(huán)泵該工藝流程見圖，煤氣的終冷和除萘都在橫管

13、政冷塔進行，煤氣從上部導入終冷洗萘塔，從終冷塔下部導出，而水從下往上與煤氣逆流而行，且與煤氣是間接接觸，煤氣中遇冷段內，冷卻到2426后進入吸收段的上部，循環(huán)噴灑輕質焦油除萘，凈化后的煤氣進入捕霧器除去其所夾帶的焦油霧滴，捕霧后的煤氣進入洗苯塔。為使循環(huán)輕質焦油中的萘含量保持穩(wěn)定，在輕質焦油由泵送入循環(huán)槽的同時，從循環(huán)槽的壓出管引出相同的數(shù)量的焦油連續(xù)送往機械化氨水澄清槽，在送往焦油車間處理。橫管終冷洗萘是冷卻水和煤氣間接接觸，因而它有很多優(yōu)點：1. 小，操作簡便，無污染，占地面積小，基建費用比較少。2. 冷卻效果好，萘的脫除高，出口煤氣約22，煤氣含萘量大約在350450mg/nm33. 無

14、須用洗油，只須自產(chǎn)輕質焦油，節(jié)約洗油耗量，同時煤氣中的萘直接轉入焦油，減少萘的損失。4. 由于煤氣不直接與水接觸，故沒有含酚污水的處理，另外，由于系統(tǒng)阻力小，風機電耗低。這種工藝解決了前幾種工藝流程中存在的廢水多，含萘高的問題，它使煤氣的含萘量可降到400毫克/標m3，因而該工藝有點突出，而且徐州地區(qū)具有豐富的低溫 地下水（18）因而本設計采用的就是這種工藝。1.1 洗苯工藝工藝流程：（1）用焦油洗油回收粗苯：用洗油回收煤氣中的粗苯的方法，所用的洗苯塔有多種型式，但工藝流程基本一樣。用塑料花環(huán)填料塔的工藝流程見圖2-1。圖2-1 洗苯工藝流程圖1- 填料洗苯塔 2-富油泵 3-貧油中間槽 4-

15、貧油冷卻器煤氣經(jīng)最終冷卻到2527后，進入洗苯塔。塔前的煤氣含粗苯3240克/標m3，塔后的煤氣中含粗苯低于2克/標m3。從脫苯工序來的貧油，含苯0.20.4%，進入貧油槽，用貧油泵進入洗苯塔頂部，從塔頂噴淋而下，含苯量增至2.5%左右。用富油泵將富油從塔底抽出，送往脫苯工序。脫苯后的貧油送回貧油槽循環(huán)使用。本設計所選用的就是這種工藝流程，但洗苯塔有多種形式，選擇合適的塔型是值得研究的。用洗油回收煤氣中的粗苯的方法，所用的洗苯塔有多種形式，但工藝流程基本一樣，用塑料花環(huán)調料塔回收粗苯的工藝流程見圖2-2。熱水冷水煤氣煤氣去分縮器1 2345 圖2 -2 塑料花環(huán)填料塔回收粗苯的工藝流程圖1-富

16、油泵 2-塑料花環(huán)洗苯塔 3-貧油槽 4 貧油冷卻器5貧油槽洗苯塔底部為洗油接受槽，用鋼板與煤氣部分隔開，從塔頂下來的洗油經(jīng)u 型管流入該槽，u型管內有一定的液位，足以封住煤氣，阻止它進入油槽從放散管溢出。洗苯塔噴頭上方設置捕霧器，以捕集油滴霧，減少洗油損失，塔頂還有一個噴口，以清洗捕霧層。2 粗苯脫苯方法及工藝選擇2.1管式爐加熱富油脫苯該工藝流程如圖2-5該工藝與蒸汽法脫苯工藝相同，唯一的區(qū)別在于富油經(jīng)貧富油換熱器后，不是用蒸汽加熱而是用管式爐加熱至180200后，在進入脫苯塔。圖2-5生產(chǎn)一種苯的工藝流程（管式爐加熱富油脫苯）1-脫水塔 2-管式爐 3-再生器 4-脫苯塔 5-脫苯塔油水

17、分離器6-油氣換熱器 7-冷凝冷卻器 8-富油泵 9-貧富有換熱器10-貧油泵 11-貧油冷卻器 12-粗苯分離器 13-回流槽14-控制分離器 15會流泵 16-粗苯槽 17-萘油槽 18-殘油槽19-粗苯產(chǎn)品回收泵 20 萘油泵 21殘油泵管式爐加熱的富油脫苯工藝，因富油的加熱溫度高，同蒸汽法脫苯比較具有以下優(yōu)點：1 富油在管式爐內加熱至180左右，脫苯程度高，貧油中粗苯含量可降至0.1%左右，從而使粗苯的塔后損失減小，粗苯的回收率可高達9597%2 蒸汽耗量低，每生產(chǎn)一頓180前的粗苯，耗蒸汽約11.05噸且不受蒸汽壓力波動的影響，操作穩(wěn)定。3 酚水含量少，蒸汽法脫苯，每噸180前粗苯要

18、產(chǎn)生34噸工業(yè)酚水，而管式爐法只產(chǎn)生1.05噸以下的酚水。4 設備費用低，蒸汽耗量顯著降低，大大縮小了冷凝冷卻和蒸餾設備的尺寸，從而使設備費用大為降低。因此，本設計選用管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯工藝。3 粗苯回收原理3.1 概述洗油吸收苯族烴的基本原理：用洗油吸收煤氣中的粗苯烴是物理吸收過程，服從亨利定律和道爾頓定律，當煤氣中苯族烴的分壓大于洗油液面上苯族烴的平衡蒸汽壓時，煤氣中苯族烴即被洗油吸收，二者差值越大，則洗收過程進行的越容易，吸收速率也越快。目前，吸收過程的機理仍建立在被吸收組分經(jīng)穩(wěn)定的界面薄膜擴散傳遞的概念上，即液相與氣相之間有相界面，假定在相界面的兩側，分別存著不呈湍流的薄膜，在氣相

19、側的稱為氣膜，在液相側的成為液膜，擴散過程的阻力及等于氣膜和液膜的阻力之和。吸收系數(shù) 大小取決于所采用的吸收劑的形式，填料內型與規(guī)格及吸收段過程進行條件（溫度，氣相和液相流速等）顯然，這些因素吸收速率均勻影響。3.2 影響苯族烴吸收的因素煤氣中的苯族烴在洗苯塔內被吸收的程度稱為吸收率，吸收率的大小取決于以下因素，煤氣和洗油中的苯族烴的含量;煤氣流速及壓力；洗油循環(huán)量及其分子量，吸收溫度，洗苯塔結構，對填料塔則為填料表面積及特性等。分述如下：1、吸收溫度：吸收溫度是指洗苯塔內氣液兩相接觸面積的平均溫度，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數(shù)和吸收推動力的變化而影響吸

20、收率的，提高吸收溫度，可使吸收系數(shù)有一定增加，但不顯著，而吸收推動力卻顯著減小。對于洗油吸收煤氣中的苯族烴來說，洗油分子量及煤氣總壓的變化很小，可視為常數(shù)，而粗苯的蒸汽壓是隨溫度的變化而變化，溫度升高，粗苯的蒸汽壓力也升高，當煤氣中的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；而當提高溫度時，洗油中與其呈平衡的粗苯含量則有較大的降低。當入塔貧油含量一定時，洗油液面上苯族烴的蒸汽壓隨吸收溫度升高而增大，吸收推動力則隨之減小，致使洗苯后煤氣中的苯族烴含量（塔后損失）增加，粗苯的回收率降低。因此，吸收溫度不宜過高，但也并非越低越好，在低于15時洗苯油粘度將顯著增加，使洗油輸送及其均

21、勻分布和自由流動均發(fā)生困難，當洗油溫度低于10時，還可能從油中析出固體沉淀物。因此適宜的吸收溫度約25，實際操作波動于2530之間。另外，操作中洗油溫度應略高于煤氣溫度，以防止煤氣中的水汽冷凝進入洗油中，一般規(guī)定，洗油溫度在夏季比煤氣溫度高2左右，冬季高4左右。為了保證吸收溫度，煤氣進洗苯塔前，應在終冷期內冷卻至2028，循環(huán)油冷卻至小于30.2、洗油的分子量及循環(huán)量的影響當其他條件一定時，洗油的分子量變小，將使洗油中粗苯含量變大，及吸收得愈好，同類油劑的吸收能力與其分子量成反比。吸收劑與溶質的分子量愈接近，則吸收得愈完全。在回收等量粗苯的情況下，洗油循環(huán)量也可以相應地減少。但洗油的分子量不宜

22、過小，否則洗油中吸收過程中損失較大，并且脫苯蒸餾時不易與粗苯分離。增加循環(huán)油量可降低洗油中粗苯的含量，增加氣液間的吸收推動力，從而可以提高粗苯的回收推動力。提高回收率，但循環(huán)洗油量不宜過大，以免過多增大電、蒸汽的耗量和冷卻水用量。在塔后煤氣含苯量一定的情況下，隨著吸收溫度的升高，則需要的循環(huán)洗油量隨之增加。3、貧油含苯量的影響：貧油含苯量是決定塔后煤氣含苯族烴量的主要因素之一，當其它條件一定時，入塔貧油中的含苯量越高，則塔后損失愈大，按現(xiàn)行規(guī)定，塔后煤氣中粗苯含量不大于2g/nm3.為是塔后損失不大于2g/nm3,設貧油中的粗苯含量為2.2%，為了維持一定的吸收推動力，2.2%應除以平衡偏移系

23、數(shù)n，一般n=1.11.2.若取n=1.15,則允許貧油含苯量為c1=(2.2/1.5)%=1.92%2%.實際上，由于貧油中粗苯的組成中苯和甲苯的含量少，絕大部分為二甲苯和溶劑油，其蒸汽壓僅相當于統(tǒng)一溫度下煤氣中含苯族烴蒸汽壓的2030%，故實際貧油含苯量可達到0.40.6%，此時仍能保證塔后煤氣含粗苯量2g/nm3以下。如何進一步降低貧油中的粗苯含量，雖然有助于降低塔后損失，但將增加脫苯蒸餾時的蒸汽耗量，使粗苯產(chǎn)品的180前餾出率減少，并且是洗油含量增加。近年來，國外一些焦化廠，塔后煤氣含粗苯量控制在4g/nm3左右，甚至更高，這一指標對大型焦化廠的粗苯回收是經(jīng)濟合理的。另外，從一般粗苯和

24、回爐煤氣中分離出來的苯族烴的性質可以看出，由回爐煤氣中得到的苯族烴，硫含量比粗苯高3.5倍，不飽和化合物的含量高1.1倍，由于這些物質很容易聚合，故會增加粗苯的回收和精制難度，因此，塔后煤氣含苯量控制高一些也合理。4、吸收表面積的影響為使洗油充分吸收煤氣中的苯族烴，必須使氣液兩相之間有足夠的接觸面積（即吸收面積）。填料塔的吸收面積即為塔內填料表面積，接觸表面積愈大，則煤氣與洗油接觸時間愈長，回收過程進行的愈完全。適當?shù)奈彰娣e即能保證一定的粗苯回收率，又使設備費和操作費經(jīng)濟合理。5、煤氣壓力與流速的影響：當增大煤氣的壓力時，擴散系數(shù)dg將隨之減少，因而使吸收系數(shù)有所降低。但隨著壓力的增加，煤氣

25、中的苯族烴分壓將成比例地增加，使吸收推動力顯著增加，因而，吸收速率也將增加。煤氣速度的增大也可提高吸收系數(shù)，并且可以提高氣液相接觸的渦流程度和提高洗苯塔的生產(chǎn)能力，所以，加大煤氣速度可以強化吸收過程，但煤氣速度太大時，容易使洗苯塔阻力和霧沫夾帶量急劇增加。3.3 脫苯原理脫苯原理實際上是精餾原理，由揮發(fā)度不同的組分的混合液在精餾塔內多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離幾乎純態(tài)的組分的過程，在精餾過程中，當加熱互不相容的液體混合物時，如果塔內的總壓力等于個混合組分的飽和蒸汽分壓之和時，液體開始沸騰，但從富油中蒸出粗苯，達到脫苯時，必將富油加熱到250300，這實際上是不可行的。為了降低蒸餾溫度

26、采用水蒸氣法蒸餾。這樣，在脫苯過程中通入大量的直接水蒸氣，當塔內總的壓力為一定值時，若氣相中水蒸氣所占的分壓愈高，則粗苯和洗油的蒸汽分壓就愈低，這樣就可以在較低的溫度下（遠低于250300），將粗苯完全地從洗油中蒸餾出來。由此可見，脫苯操作時直接蒸汽用量，對蒸餾過程有著重要影響。下面就脫苯蒸餾中的蒸汽耗量進行幾點，討論： 1、當貧油含苯量一定時，直接蒸汽的耗量是隨著洗油預熱溫度的升高而減少，一般在富油預熱溫度從140提高到180時，直接蒸汽耗量可降低一半以上。2、提高直接蒸汽的過熱溫度，可降低其耗用量。3、當富油中粗苯含量較高時，在一定的預熱溫度下，由于粗苯的蒸汽分壓較高，對于蒸出每噸180之

27、前的粗苯，可以減少直接蒸汽耗用量。4、在其他指標一定時，蒸汽的耗用量是隨塔內總壓的提高而增加的，否則若要達到所需求的脫苯程度時，塔內溫度必然要高。3.4 影響脫苯的因素脫苯塔內苯的脫出率取決于一下因素：1、在塔底油溫下各組分的蒸汽壓：若富油的如熱溫度高，塔底貧油溫度相應也高，貧油中各組分的蒸汽壓變大，故餾出率也增加。但因苯的揮發(fā)度較大，在較低溫度下幾乎全部蒸出，所以富油預熱溫度對苯的餾出率影響很小，而對其它組分的影響則很大。如甲苯的回收率隨著預熱溫度的提高而相應提高。2、塔內操作壓力：提高塔內的操作壓力時，各組分的餾出率會相應減小，但同樣對苯的影響小。3、加料板以下的塔盤：顯然，當增加加料板以

28、下的塔盤層數(shù)時，各組分所得到的餾出率相應增加，尤其是對甲苯和二甲苯等影響較大。4、直接蒸汽量：蒸汽耗量增加，增大了蒸汽分壓，相應增加各組分的餾出率，但蒸汽耗量過分增加：一是給油水分離帶來負擔，二是冷卻水量增加，三是蒸汽耗量大了不經(jīng)濟。因此，直接蒸汽的多少應以及能保證脫苯順利進行，又保證經(jīng)濟合理為標準。4 粗苯工段工藝的詳述4.1 橫管終冷洗萘工藝工藝流程圖見圖4-1圖4-1 輕質焦油終冷洗萘工藝流程1-終冷塔 2-新焦油槽 3-溢流槽 4-焦油泵 5-循環(huán)泵進入煤氣粗苯回收工段的煤氣，溫度為55左右，從終冷塔頂進入，在被橫管內冷卻水冷卻到25左右的同時，煤氣中的萘也被從輕質焦油循環(huán)槽來的連續(xù)噴

29、灑的輕焦油溶解吸收。脫萘至0.45g/nm3以下，然后從塔底排出，經(jīng)旋風捕霧器除去大部分夾帶的焦油，凝結水霧，在進入煤氣總管，去洗苯塔。吸收萘后的輕焦油，經(jīng)u型管自流入塔底循環(huán)油槽，再用輕質焦油泵從塔底抽出，到塔頂和塔中段分兩段噴灑，循環(huán)至一定含萘量后，用焦油泵從槽底抽出送到焦油工段處理，同時補充新焦油。18的低溫水自下而上經(jīng)過串聯(lián)的各管箱中橫管，與煤氣逆流間接接觸，與煤氣塔內循環(huán)油間接換熱升溫后，從塔上部排出，各橫管均有一定的斜度（縱向錯開半個管箱高度）便于含萘焦油 下流，避免粘附于管壁上形成熱阻。4.2 洗苯工藝 圖4-2熱水冷水煤氣煤氣去分縮器1 2345圖4 -2 塑料花環(huán)填料塔回收粗

30、苯的工藝流程圖1-富油泵 2-塑料花環(huán)洗苯塔 3-貧油槽 4 貧油冷卻器5貧油槽從終冷器來的均為25的煤氣，含苯族烴為2540g/nm3從洗苯塔進去出塔煤氣含苯低于2g/nm3.從脫苯工序來的30左右，含苯0.20.4%的貧油被貧油泵送至洗苯塔噴灑，含苯量增至2.5%左右，從塔底經(jīng)u型管導入塔下油槽，再用富油泵從中抽入脫苯工序去脫苯，脫苯后的貧油循環(huán)使用。當油槽液位降低時，從洗油槽內用貧油泵抽取新洗油槽內之新洗油補充，以確保塔下油槽內一定的液位。4.3 脫苯工藝：工藝流程圖：4-3圖4-3生產(chǎn)一種苯的工藝流程（管式爐加熱富油脫苯）1-脫水塔 2-管式爐3-再生器4-脫苯塔5-脫苯塔油水分離器6

31、-油氣換熱器7-冷凝冷卻器8-富油泵9-貧富有換熱器10-貧油泵11-貧油冷卻器12-粗苯分離器13-回流槽14-控制分離器15會流泵16-粗苯槽17-萘油槽18-殘油槽19-粗苯產(chǎn)品回收泵20 萘油泵21殘油泵從洗滌工序來的富油經(jīng)分縮器，在分縮器下面三格中與從脫苯塔頂來的洗油氣混合物換熱升溫至7080進入貧富油換熱器，被從脫苯塔底來的熱貧油加熱至130140然后到管式爐加熱升溫至180190從第14塊塔板進入脫苯塔，在過熱蒸汽的蒸吹作用下脫苯。與富油換熱后的貧油進入脫苯塔下熱貧油槽，再用貧油泵抽至貧油冷卻器冷卻后到洗苯塔去洗苯。從脫苯塔頂出來的油氣混合氣進去分縮器，冷凝出輕重分縮油后進入冷凝

32、冷卻器，粗苯蒸汽冷凝冷卻為粗苯液體，粗苯進入粗苯油水分離器，與水分離后進入粗苯貯槽。輕重分縮油分別進入輕、重分縮油水分離器，與水分離后送入地下槽，與富油混合后送去脫苯。將分離出的水送入控制分離器進一步分離，油進地下槽，水送去酚水架。再生器底部溫度應保持在190200，脫苯用蒸汽應過熱到400以保證再生器出口氣體溫度高于脫苯塔底部溫度，再生器的油渣定期排入殘渣槽。5 主要設備的工藝計算和選型5.1 概述 本設計的焦爐是按50孔jndk55-05焦爐配套規(guī)模進行計算。jndk55-05搗固焦爐參數(shù)：焦耐院設計。該焦爐與化工部第二設計院的tjl 5550d搗固焦爐的參數(shù)基本一致，設計時可以參考該爐的

33、參數(shù)。tjl 5550d搗固焦爐參數(shù)：tjl5550d型焦爐由化工部第二設計院設計，系雙聯(lián)火道、廢氣循環(huán)、下噴、復熱式側裝搗固煤餅焦爐。焦爐主要結構尺寸炭化室全長:15980mm炭化室全高:5500mm炭化室平均寬:500mm炭化室中心距:1350mm炭化室錐度:10 立火道中心距:480立火道個數(shù):32個 燃燒室墻厚:100 煉焦工藝主要技術指標煤餅尺寸(長寬高):15100/149004505200煤餅密度(干煤):0.951.0t/m3炭化室一次裝入干煤量:35.1t焦爐周轉時間:22.5h爐孔數(shù)為50孔則年產(chǎn)焦炭為87605035.10.75/22.5=512460t/a 符合設計要求

34、則每小時干煤耗量為5035.1/22.5=78t/h取每噸干煤產(chǎn)氣340立方則產(chǎn)氣量為34078=26520 /h 5.2 終冷洗苯部分的工藝計算及設備選型計算依據(jù)：煤氣量 340煤煤氣密度 0.454kg/產(chǎn)率 (占裝煤量) 0.2%密度 1.518kg/粗苯的回收率(占裝煤量) 1.1 % 洗苯塔后煤氣含苯 2g/粗苯蒸汽密度 3.677 kg/煤氣量 26520/h硫銨工段來的煤氣溫度/飽和溫度 58/52終冷溫度 231、 煤氣流量v=26520/h g=265200.454=12040.08/h2、 煤氣中含量 g= g產(chǎn)率=7810000.2%=156kg/hv=g/=156/1.

35、518=102.77/h 3、 煤氣中粗苯含量g=g粗苯的回收率+ v塔后煤氣含苯量=7810001.1%265200.002 =911.04kg/hv =g/=911.04/3.667=248.44/h 上述三種氣體流量之和v總=26520+102.77+248.44=26871.21/h塔前煤氣中水蒸氣量（gkg/h和v/h）根據(jù)塔前煤氣的溫度t1、露點t01、露點下的飽和水蒸氣壓力p01、煤氣絕對總壓力p1進行計算。v塔前(v煤氣v h2sv 粗苯)p01/( p1p01)，nm3/hg塔前v塔前18/22.4，kg/h塔前煤氣溫度t=58，煤氣露點t=52，露點下的水蒸汽壓力為1385

36、kg/m2 煤氣分壓為8948kg/m2 煤氣壓約為10000pa煤氣絕對總壓力=大氣壓煤氣壓=10000+101330=111330pa =26871.2113859.807/(111330-13859.807)=3733.95/hg =v18/22.4=3733.9518/22.4=3000.50kg/h4、 塔后煤氣中水蒸汽量（gkg/h和v/h）根據(jù)塔后煤氣的溫度t2、露點t02、露點下的飽和水蒸氣壓力p02、煤氣絕對總壓力p2進行計算。v塔后(v煤氣v h2sv 粗苯)p02/( p2p02)，nm3/hg塔后v塔后18/22.4，kg/h塔后煤氣溫度t=23，煤氣露點t=23，露點

37、下的水蒸汽壓力為286kg/m2 煤氣分壓為10047kg/m2 煤氣壓約為9500pa煤氣絕對總壓力=大氣壓煤氣壓=9500+101330 =110830 =26871.212869.807/(101330+9500-2869.807)=697.69/h g= v18/22.4=697.6918/22.4=560.65kg/h 5.3 橫管終冷洗萘塔的計算1、 熱量衡算帶入熱量：（1）、干煤氣帶入熱量：q= v干煤氣在58c下的焓 =2652020.884.184 =2316838.12kj/h （2）帶入熱量 ：q= g在塔前溫度下的比熱塔前溫度 =1560.2369584.184 =89

38、68.28kj/h式中 4.184kcal與kj之間的單位轉換系數(shù)(3)、粗苯帶入熱量：q= gi kj/hi=4.184(103ct)式中c=(20.70.026t)/m kcal/(kg)m粗苯平均分子量，可取為82.2t煤氣塔前溫度，則c=(20.70.02658)/82.2=0.27kcal/kgi=4.18(1030.2758)=496.51kj/kgq=911.04496.51 =452340.47kj/h(4)、水蒸氣帶入熱量： q= g水蒸氣塔前溫度下的焓 =3000.502601.5 =7805800.75kj/h故帶入熱量為：q= qqqq =10583947.62kj/h

39、帶出熱量q出：（1）干煤氣帶出熱量： q= v干煤氣在22下的焓 =265208.28=219585.6kj/h（2）帶出熱量 ：q= g在塔后溫度下的比熱塔后溫度 =1560.2372234.18=3557.49kj/h(3) 粗苯帶出熱量：q= gi，kj/h；i=4.18(103ct)c=(20.70.026t)/m=0.26kcal/kgi=4.18(1030.2623)=455.54kj/kg=911.04455.54=415015.16kj/h(4)水蒸氣帶出熱量：q= g水蒸氣塔前溫度下的焓 =560.652536.62=1422156kj/h故帶出熱量為：q出=qqqq =21

40、9585.63557.49415015.161422156 =2060314.25kj/h煤氣從56降到22放出的熱量為：qq=10583947.62-2060314.25=8523633.37 kj/h2、 冷卻水量w：(冷卻水采用18的地下水出塔溫度為28左右)則：w=（qq）/【（2818）4.181000】=8523633.37 /【（2818）4.181000】=203.91m/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=0.0522x5.36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58時煤氣水蒸氣

41、含量x=91.0g/nm 塔后露點22時煤氣水蒸氣含量x=20.6g/nmx=【】1002=【】50=8.13 (%)=0.0522x5.36=0.05228.25.36=5.78故：=326.29 j/sk在冷卻水的平均溫度為：=23時水的物性參數(shù)如下： 比熱：c=4.184kj/kgk導熱系數(shù)：=0.61j/msk動力黏度：=9.43710pa 密度：=998.2kg/ m則：r= = =26179.35p=6.467（2）、是管內壁至冷卻水對流傳熱系數(shù) j/sk =0.023r (由于水被加熱故n取0.4)故 =0.023r =0.02326179.35=4052.9 j/sk管壁厚b=

42、0.0035m,鋼的傳熱系數(shù)， b/=0.0035/52.25=6.710sk/j(管壁熱阻)查手冊得：管內壁污垢熱阻r=3.439410sk/j 管外壁污垢熱阻r=1.719710sk/j則：=1/326.29+1.719710+0.0035/52.25+3.439410+1/4052.9=3.8946510sk/j故：k=256.76j/sk 冷卻面積的計算： （1）求平均溫差： 煤 氣：5823 冷卻水：2818 t： 30 5 則平均溫差為：=13.95 (2)算冷卻面積f： 由公式f=q/（k）得： f=8523633.371000/(13.95256.763600)=661.03計

43、算有效管長：塔兩 側的管箱開半個管箱的高度，形狀如圖：由于每側的管箱間距為200mm，則每根水管的縱向傾斜距離為100mm，如圖：則有效管長為：x=設：管內水流速為0.9m/s 則管束 n=w4/(u3.143600)=203.914/(0.936003.14)=127.7取128根采用三角形排列 排4排。每排32根管箱數(shù)=661/(1283.140.0322.0025)=25.66取26個 共13個管箱管間距1.5d=1.532=48mm,取50，正布管，則行間距為43.33，取45塔體采用邊長為2米1.6米的長方形制造，每排可布32根水管，每組管束含4排，則一組共有324=128根水管，組

44、間距取60，則一個管箱高度為458+60=420，箱間距取200mm。 塔高計算：兩段噴灑高度共取1m，煤氣出口2m，煤氣入口1m，底部油槽高4m，則實際塔高為：h=3502+42013+20012+1000+2000+1000+4000=16560mm =16.56m5.4 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900mmh2o，塔后煤氣壓力600 mmh2o 從煤氣中吸收的粗苯量為：=g煤粗苯回收率 =78t/h10001.1% =858kg/h出塔煤氣含粗苯量為:v塔后煤氣含苯量=265200.002 =53.04kg/h入塔濕煤氣量：煤 氣 2652

45、0nm3/h 12040.08kg/h 硫 化 氫 102.77nm3/h 156kg/h 粗苯蒸汽 248.44nm3/h 911.04kg/h 水 蒸 汽 697.69nm3/h 560.65kg/h 共 計 27568.9nm3/h 13667.77kg/h出塔濕煤氣量：煤 氣 26520nm3/h 12040.08kg/h 硫 化 氫 102.77nm3/h 156kg/h 粗苯蒸汽 14.46nm3/h 53.04kg/h 水 蒸 汽 697.69nm3/h 560.65kg/h共 計 27334.92nm3/h 12809.77kg/h煤氣的實際流量（塔前為v，塔后為v）v=27568.9（273+23）/273101325/(101325+10000)=27206.48 nm3/hv=27334.92（273+23）/273101325/(101325+8500)=27344.01 nm3/h煤氣平均流量v的計算：v=（v+ v）/2=(27206.48+27344.01)/2=27275.252、洗油循環(huán)量w的計算：油氣比取為1.7l/m煤氣，油度取=