【正文】 情況：終冷部分：考慮到風(fēng)向問題，就整個焦化廠的布置來說，焦?fàn)t應(yīng)設(shè)置下風(fēng)區(qū)，即應(yīng)處于西部，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(yīng)設(shè)與西南角。洗苯塔與終冷塔處于一中心線上，塔底東側(cè)是洗油槽和新洗油槽，處于同一中心線上，再靠東布地下防空槽。緊靠換熱器的脫苯塔，再往南依是再生器，殘?jiān)?，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。采用露天布置，總體布置是符合布置原則的。⑺、噸苯耗煤氣700Nm3/T 苯；⑻、直接氣耗 ～溫度控制指標(biāo)⑴、貧富油換熱器：富油90～120℃；⑵、分縮器頂部：90177。各油槽液位的調(diào)節(jié)及新洗油的補(bǔ)充。及時檢查，調(diào)節(jié)各處的溫度，壓力是否合乎要求。整個工段的所屬運(yùn)轉(zhuǎn)設(shè)備及儀表的使用，維修、清掃、加油、如有損壞和故障，修復(fù)后試車和驗(yàn)收。從表中可看出，每班四人，其中一人任班長，整個工段設(shè)工段長一人，維修工兩人，共十九人。洗滌泵房采暖溫度為10℃或16℃，最少換氣次數(shù)為5次/時。排水應(yīng)符合下列要求：⑴、除雨水外，其他污水不應(yīng)設(shè)明溝外排；⑵、含酚廢水必須經(jīng)過處理，使之達(dá)到現(xiàn)行的工業(yè)三廢排放變準(zhǔn)，禁止采用稀釋的方法排放。二、土建粗苯工段的廠旁火災(zāi)危險性分類參照建筑設(shè)計規(guī)范，甲級防火建筑。（2）、各類換熱器，泵和閥門日常修理。具體算法如下：按現(xiàn)行價格計算的設(shè)備交貨價格。二、經(jīng)濟(jì)概算采用比例法進(jìn)行概算。（3）、進(jìn)入本工段要穿戴勞保用品；（4）、本工段必須設(shè)有二氧化碳滅火器，不能用水滅火。第四節(jié) 檢化驗(yàn)項(xiàng)目為有效地控制產(chǎn)品的質(zhì)量，最大限度地減少化產(chǎn)產(chǎn)品的浪費(fèi)和降低化產(chǎn)品的生產(chǎn)成本，高效地回收煤氣中的苯族烴，要求對某些指標(biāo)進(jìn)行檢測，清晰的了解生產(chǎn)情況，以便于控制和操作，檢化驗(yàn)項(xiàng)目如表83所示：表8—3：名 稱 項(xiàng)目采樣地點(diǎn)檢化驗(yàn)次數(shù)煤氣洗萘塔前煤氣含萘煤氣管道上每周一次洗萘塔后煤氣含萘煤氣管道上每班一次洗苯塔前煤氣含苯煤氣管道上每周一次洗苯塔后煤氣含苯煤氣管道上每班一次富油水分，苯富油泵后每班一次貧油水分、苯、萘貧油冷卻器后每班一次循環(huán)洗油全分析富油泵每周一次殘?jiān)麴s實(shí)驗(yàn)，300℃前再生器每班一次粗苯分離水揮發(fā) 氫分離器后每班一次全分析分離器后每周一次洗萘輕焦油水分、萘洗萘油泵后每班一次粗苯比重，℃、水分、萘分離器后每班一次比重、180℃前餾出物貯槽送出時一次新輕焦油比重、粘度、水分、萘貯槽來油時一次新洗油比重、粘度、270℃、300℃萘、酚、水分15℃結(jié)晶物貯槽來油時一次第五節(jié) 電力 土建一、電力：本工段為二級供電負(fù)荷：電動機(jī)的起動和停止位記旁操作；輕質(zhì)焦油泵、貧油泵、富油泵的電機(jī)在儀表室內(nèi)安裝電流表，并以運(yùn)轉(zhuǎn)指示和事故信號。本工段主要好用蒸汽的地方有：脫苯塔用蒸汽，再生器用間、直接蒸汽；各個貯槽、塔、管道的保溫蒸汽，吹掃蒸汽等。采暖通風(fēng)：粗苯泵房采暖溫度為10℃或16℃，最少換氣次數(shù)15次/時，泵房內(nèi)不得采用散熱器采暖，應(yīng)用不循環(huán)的熱風(fēng)采暖。根據(jù)以上責(zé)任，確定兩個崗位：洗滌崗位，負(fù)責(zé)1～4的職責(zé)；蒸餾崗位負(fù)責(zé)5～9的職責(zé)，另外，增設(shè)維修工，工段的衛(wèi)生各班交班時打掃干凈。將地下槽中的油抽入系統(tǒng)。貧富油及煤氣的取樣。壓力控制指標(biāo)⑴、脫苯塔底部壓力（表壓）：≤⑵、脫苯塔頂壓力（表壓）：≤⑶、人工段中壓蒸汽壓力（表壓）：≤8kg/cm2.⑷、人工段低壓蒸汽壓力（表壓）：≤4kg/cm2.⑸、入管式爐煤氣壓力（表壓）：≮300mmH2O。⑷、重苯：初餾點(diǎn)≮150℃，180℃前餾出量≯10%，200℃前餾出量≮50%。管式爐位于工段的最南側(cè)，防止其煙灰或煤氣異味吹向控制室。廠房：靠西側(cè)為泵房（洗苯及脫苯油泵、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。煤氣管線位于終冷塔底西側(cè)，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(cè)為地下槽。管式爐作為明火設(shè)備，應(yīng)盡可能遠(yuǎn)離廠房和油槽，一般應(yīng)保持不小于20m的凈距離；洗滌和蒸餾部分應(yīng)設(shè)集中的儀表室，并單獨(dú)布置，當(dāng)與泵房布置在一起時，應(yīng)考慮通風(fēng)和采光。踏上設(shè)置連通的操作平臺，既便于操作又起到結(jié)構(gòu)上互相加強(qiáng)作用，從塔底到塔頂設(shè)帶斜梯的操作臺。本設(shè)計即選用螺旋板式換熱器作為貧油冷卻器。螺旋板換熱器與普通換熱器相比較，具有以下優(yōu)點(diǎn)：傳熱效率高，其總傳熱系數(shù)均為列管式換熱器的3倍左右，尤其是對低溫?zé)嵩催M(jìn)行交換，效果哦更好。本設(shè)計所選用的脫苯塔為泡罩塔。所以本設(shè)計采用塑料填料塔進(jìn)行。近二十年來，我國木材供不應(yīng)求，尤其作木格填料用的紅松更不易得。填料的形式較多，包括木格填料、鋼板網(wǎng)填料和新型的塑料花填料等。2．篩板塔穿流式的篩板塔，氣液兩相同時經(jīng)由塔板上的一些孔道穿流通過。℃,則所需換熱面積為：F= = =㎡選用兩臺換熱面積為70㎡的螺旋板換熱器。76543——冷富油70℃帶入熱量Q ，kJ/h；則輸出熱量Q= Q＋Q＋Q =+(+55t) +由熱量平衡，得：Q= Q解之得：t= ℃ Q= kJ/h 換熱器面積的確定：換熱器內(nèi)貧富油呈逆流流動，其溫度差為：貧油 175℃℃富油 135℃ 70℃ 40℃ ℃則平均溫差為：=℃取=℃②、熱貧油在t℃時帶走的熱量： Q=（）t =（+）t式中——洗油（含萘）在t℃下的比熱，kcal/kg富油入口溫度70℃，出口溫度135℃。設(shè)在再生器內(nèi)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/(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(jìn)入脫苯塔的氣體數(shù)量如下：洗油 += Kg/h萘 += Kg/h粗苯 += Kg/h水蒸氣 +=從再生器排出殘?jiān)鼣?shù)量如下：洗油 ()= Kg/h萘 ()=則每小時180℃前粗苯排出殘?jiān)繛?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==，則直徑為D=m取D=：直徑（mm）全高（mm）塔 板形式 板數(shù)加熱面積（㎡）重 量設(shè)備 操作所用流程18007050弓形隔板521416管式爐脫苯（二） 脫苯塔計算：（1） 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℃， mmHg，則組分的平衡常數(shù)為：萘 =洗油 =105/970= Kg/h，進(jìn)入脫苯塔內(nèi)富油液相量如下：洗油 = Kg/h萘 = Kg/h粗苯 = Kg/h共計 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，得洗油與萘蒸發(fā)率為：萘 =洗油 洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)量：洗油 = Kg/h萘 =78進(jìn) 料（Kg/h）管式爐油汽再生器油汽提餾段蒸發(fā)粗苯萘洗油水蒸汽洗油萘粗苯水蒸氣洗油粗苯萘408小計粗苯洗油萘水蒸氣936 脫 苯 塔 總 物 料 平 衡 表 中國礦業(yè)大學(xué)2009屆本科生畢業(yè)設(shè)計 第 78 頁 第 78 頁 20227162． 脫苯塔塔徑的計算：⑴、提餾段塔徑：根據(jù)上表，進(jìn)入提餾段上部的氣相質(zhì)量流量為：成分 氣相質(zhì)量流量 Kg/h粗苯 936萘 洗油 水蒸氣 共計 則提餾段上部氣相體積流量為： =氣相密度為液相洗油密度（180℃）為：為了不產(chǎn)生大量霧沫夾帶，保證塔板效率，選取塔板間距為H=，從板式塔允許速度系數(shù)與板間距關(guān)系圖查出C=,得最大允許空塔氣速為：選用空塔氣速為：=則塔徑：m取塔徑D=1800mm，其規(guī)格如下：塔徑mm塔高mm塔板層數(shù)板間距mm泡罩形式設(shè)備操作捕霧形式16001665016600條形35二層泡罩本設(shè)計選取提餾段塔徑為脫苯塔塔徑(四)、分縮器的計算： ,則其體積流量為 則 每小時富油所需傳熱面積為（根據(jù)《焦化設(shè)計參考資料》㎡）： =㎡ 冷卻水 故取冷卻面積 =+=㎡該分器的規(guī)格如下：面積（㎡）設(shè)備尺寸，㎜設(shè) 備 重（t）程 數(shù)直徑總長管程殼 程 1807006一塊隔板管 子 尺 寸工作壓力（kg/㎝）管 徑（mm）根數(shù)管長（mm）管間距（mm）排列方式管程殼 程252342130032△4(五)、貧富油換熱器的計算和選型：貧油溫度較高，從換熱器中心進(jìn)入；富油溫度較低，從換熱器邊緣進(jìn)入。h，則對流段加熱面積為： F=5%+設(shè)管式爐加熱效率為75%，煤氣熱值為4250 Kcal/m,=17765KJ/Nm.則煤氣消耗量為 ：V= =煤氣在管式爐中燃燒產(chǎn)生熱量為： Q=4250=根據(jù)《焦化設(shè)計參考資料》選熱負(fù)荷為310萬千卡/時的管式爐一臺。 ℃則=180 =故：=＋ =（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 =式中135—180℃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 =式中159—180℃粗苯蒸汽熱焓，KcaL/ h水蒸汽帶出熱量：=水蒸汽量熱焓=677= 式中677—㎝180℃水蒸汽熱焓，KcaL/ Kg故：粗苯蒸汽和油氣帶出熱量 =＋＋ = （3）、400℃過熱蒸汽帶出熱量 = =—4Kgf/㎝400℃過熱蒸汽熱焓，KcaL/ Kg（4）、散熱損失 = =(＋) =＋則：=＋＋＋ =＋令=得：＋=＋則：=故：=＋= KJ/h管式爐加熱面積： 供給富油的熱量：=＋－ =供給蒸汽的熱量：=－=設(shè)的95%由輻射段供給，5%由對流供給，輻射段強(qiáng)度為25000Kcal/㎡ ℃則=135=水帶入熱量：=水量比熱溫度=135=℃下的比熱，KcaL/Kg從管式爐出來的富油進(jìn)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(shè)=甲 苯：=7668/7668+3875=二甲苯：=7668/7668+2060=溶劑油：=7668/7668+1100=洗 油：=7668/7668+110=萘 ：=7668/7668+295=水 ：=0 閃蒸后留在液相中各組分的數(shù)量如下（包括進(jìn)入再生器的洗油量）：成分Kmol/hKg/h苯=甲苯=二甲苯=溶劑油=洗油=55240萘=共計377．198 驗(yàn)算： A= =920(－) = =A/（A+）=(+7668)=與假設(shè)值=，故以上計算正確。三種花環(huán)填料規(guī)格見下表；型號填充分?jǐn)?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。 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(shí)際塔高為：H=3502+42014+20013+1+2+1+4=二，洗苯塔的計算：原始數(shù)據(jù)：塔前煤氣溫度22℃，塔后煤氣溫度22℃， 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 =1000