【正文】 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，焦油吸油吸苯，在蒸餾部分用管式爐加熱法加熱蒸汽和富油生產一種苯粗苯，采用一臺脫苯塔及必要的輔助設備。目 錄緒論 …………………………………………………………………………712第一章 論證及確定………………………………………………1214第二章 粗苯脫苯方法及工藝選擇………………………… 1415第三章 粗苯回收原理………………………………………………1620 第四章 粗苯工段工藝詳述………………………………………20 ………………………………2132 蒸餾脫苯部分設備計算和選型……………………………………3250 ……………………………………………………………5051第五章 主要設備的計算和選型…………………………………5156第六章 設備的工藝布置說明…………………………………5661第七章 非工藝部分……………………………………………………6166第八章 經濟概算……………………………………………………6674第九章 圖紙說明…………………………………………………………7476 緒 論煉焦化學工業(yè)是煤炭綜合利用的專業(yè)。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。在常溫下，～。粗苯的組成取決于煉焦配煤的組成及煉焦產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55～75甲苯11～22二甲苯～6同分異構體及乙基苯三甲苯和乙基甲苯1～2同分異構體總和不飽和化合物，其中：7～12環(huán)戊二烯～苯乙烯～苯并呋喃～包括同系物茚～硫化物，其中：～按硫計二硫化碳～噻吩～飽合物～為了滿足從煤氣中回收和制取粗苯的要求，洗油為了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。最大風速： 最大平均風速： 極端最高氣溫： ℃（）年平均氣溫： 14℃極端最低氣溫： ℃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： ~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。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)度和掌握工藝流程，為今后打下良好的工作基礎.第一章 論證煤氣的終冷及除萘的方法及工藝選擇在生產硫氨的回收工藝中，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。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。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。從脫苯工序來的貧油，%，進入貧油槽，用貧油泵進入洗苯塔頂部，從塔頂噴淋而下，%左右。圖25生產一種苯的工藝流程（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，%左右，從而使粗苯的塔后損失減小，粗苯的回收率可高達95～97%2 蒸汽耗量低，沒生產一頓180℃前的粗苯好蒸汽約1～，操作穩(wěn)定。第三章 粗苯回收原理一 影響苯族烴吸收的因素煤氣中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。對于洗油吸收煤氣中苯族烴來說，洗油分子量及煤氣總壓很小，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。另外，操作中洗油溫度應略高于煤氣溫度，以防止煤氣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。但洗油的分子量不宜過小，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。貧油含苯量的影響：貧油含苯量是決定塔后煤氣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/,%，為了維持一定的吸收推動力，%應除以平衡偏移系數(shù)n，一般n=～=,則允許貧油含苯量為c1=()%=%2%.實際上，由于貧油中粗苯的組成苯和甲苯的含量少，絕大部分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20～30%，～%，此時仍能保證塔后煤氣含粗苯量于2g/Nm3以下。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濟合理。二、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中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，必將富油加熱到250～300℃，這實際上是不可行的。下面就脫苯蒸餾中的蒸汽耗量進行幾點，討論： 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。三、 影響脫苯的因素脫苯塔內地脫出率取決于以下因素：在塔底油溫下各組分的蒸汽壓：若富油的加熱溫度高，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。加料板以下的塔盤：顯然，當增加加料板一下的塔盤層數(shù)時，各族分到餾出率相應增加，尤其是對甲苯和二甲苯等影響較大。與富油換熱后的貧油如脫苯塔下熱貧油槽，再用貧油泵抽至貧油冷卻器冷卻后到洗苯塔去洗苯。再生器底部溫度應保持在190～200℃，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。2=【】50= (%)㏑=＋=＋=故：= J/㎡sSSSK = ()計算有效管長：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：4/(u3600)=4/(3600)=取148根采用三角形排列 排4排。h圓整后，取D= 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： ㎡/Nm 富油量=貧油量＋粗苯產量＋貧油中含粗苯量 =+936+ =富油中水量=富油量（～1%） =% =富油中萘量=富油量5% =5% =洗 油 量=貧油量富油中萘量 = =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71578甲苯二甲苯106溶劑油水18共計（一） 管式爐：管式爐出口富油溫度為180℃，壓力為920mmHg。 ℃粗苯帶入熱量：=粗苯量比熱溫度，KJ/h?！?粗苯帶入熱量：=粗苯量比熱溫度，KJ/h。h,則輻射段加熱面積為： F=95%/104500㎡=取對流段加熱強度為5000 Kcal/㎡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。C 前蒸餾出量為93％故實際粗苯量為936/= t/h t/h 洗油量20%= t/h 萘80%= t/h 基礎數(shù)據(jù)：進入貧富油換熱器貧油溫度175℃，貧油量為 ：= ，洗油（含萘）貧油進口溫度為175℃，出口溫度為t(假設)?！姊?、熱貧油在175℃時帶入的熱量： Q=(＋)175 =，——洗油和粗苯在175℃下的比熱，kcal/kg——粗苯在t℃下的比熱，kcal/kg根據(jù)《化工工藝設計手冊》上冊中螺旋板油油換熱器的設計定額，取換熱系數(shù)K=400Kcal/㎡30℃時，洗油比熱=(+30) =℃ =℃粗苯比熱=+30 =℃ = kJ/kg.℃112．9℃時，洗油比熱(+) = kJ/kg.℃粗苯比熱=(+) = kJ/kg.℃則熱負荷：Q=(+(+)30= kJ/kg.℃平均溫差的計算：℃貧油 ℃30℃冷卻水 35℃ 18℃ ℃ 12℃則所需換熱面積F==㎡選用固定管板換熱器 型號G600IV16110 換熱面積為112㎡ 圖號：JB114573B28（七）、冷凝冷卻器的計算：每小時180℃前餾分產量為936kg/h根據(jù)《焦化設計參考資料》，取每噸180℃前粗苯所需的傳熱面積為150㎡，150=㎡，可取以下規(guī)格的冷凝冷卻器：㎡列管式換熱器 型號G500IV1670第三節(jié) 管道計算（一）、煤氣管徑計算：按終冷后煤氣（包括苯萘等）量計算則煤氣量：V=31824+++=設煤氣流速為20m/s，則管徑D=m規(guī)格為Φ79214mm（二）、貧油管路計算：貧油體積流量為/h，則貧油管管徑D==規(guī)格為Φ1335㎜則實際流速(三)、富油管路計算：富油體積流量為/h，則富油管管徑D=m規(guī)格為Φ133㎜（四）、蒸汽管徑的計算：已知蒸汽質量流量G=，表壓為4Kgf/㎝,該壓力下的飽和蒸汽密度為= Kg/N，則蒸汽體積流量V=G/==570Nm3/h蒸汽在管內流速可取為18m/s，則蒸汽管管徑D=m取規(guī)格為Φ133㎜第五章 主要設備的論證及選型第一節(jié) 洗苯塔空噴塔一般為多段噴灑，每段下部均設有煤氣分布器，相鄰兩段煤氣通過錐形的傘罩，底部設有很多噴嘴組成的洗油噴灑裝置，其上設有備用的中央噴嘴，從頂端噴灑下來的洗油經降液管引到下段，洗油從第二段起采用循環(huán)噴灑。浮動噴射噴這種塔的洗滌效果也很好，但其阻力大，風機要求高。這種塔具有阻力小、耐用、適應性強的特點。在舊廠改造和新建廠中必須考慮新型塑料花環(huán)填料。國內生產的三種型號的花環(huán)調料規(guī)格如下：表33型號外徑cm內厚環(huán)數(shù)高cm容量kg/m3空隙率%比表面積填充數(shù)10m3使用溫度℃Hx1473391911188185120HZ1733412102891278120HD1953612378890941202 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，以條形泡罩塔應用最廣。根據(jù)本設計在第二章所確定的終冷除萘工藝流程，可確定選用與該終冷工藝流程相配套的終冷塔一橫管終冷塔，該塔型具有以下優(yōu)點：系統(tǒng)阻力小，終冷效果好、無含酚污水處理、操作維修方便，消耗費用低等。鋼材耗量少，成本低。第一節(jié) 布置原則根據(jù)生產工藝的特點，設備的布置應符合下列要求：多個塔可按流程順序布置，也可根據(jù)具體條件布置并盡可能處于同一中心線上。泵多數(shù)安裝在抽吸設備附近，盡可能集中布置，產品泵單獨布置產品泵房內，配以防爆型電機。第二節(jié) 工藝布置詳述從整個工段來講，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41所示下面分別說明個部分的分布