【正文】 分離后，部分輕油作回流，其余部分作輕油產(chǎn)品（沸點(diǎn)90℃，180℃前餾出量90%)。加工每噸焦油的能耗為836MJ，耗電12kWh, 2 {) z c E* f* _+ O$ G( H4 k% Q8 N) N15℃冷卻水2～8m3。另外，由于生產(chǎn)過程全部采用了計(jì)算機(jī)自動(dòng)控制，其勞動(dòng)生產(chǎn)率很高[8]。經(jīng)靜置脫水后的原料煤焦油用一段泵打入管式爐的對(duì)流段，在泵前加入含量為8%～12%的Na2CO3溶液進(jìn)行脫鹽，在管式爐一段煤焦油被加熱到120～130℃后進(jìn)入一段蒸發(fā)器進(jìn)行脫水。自餾分塔底部排出的一蒽油，經(jīng)一蒽油冷卻器冷卻后，一部分回流入二段蒸發(fā)器，其余送去處理。 常壓蒸餾工藝的優(yōu)點(diǎn)是：(1) 工藝流程短，控制簡(jiǎn)便，易于操作，在國(guó)內(nèi)有很多成熟的生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)；(2) 對(duì)設(shè)備要求低于減壓流程和常減壓流程；(3) 基建投資低，設(shè)備維護(hù)量較少。常壓一塔式的工藝流程如圖23所示。5℃后，進(jìn)入二段蒸發(fā)器進(jìn)行一次蒸發(fā)，分離成各種餾分的很合蒸汽和液體瀝青。自蒽塔頂逸出的油汽進(jìn)入餾分塔下數(shù)第5層塔板，洗油與餾分以225～235℃的溫度自塔底排出；溫度為198～200℃的萘油餾分從第1224層塔板側(cè)線采出；溫度為160～170℃的酚油餾分從第3340層采出。綜上所述，我選擇的是焦油常減壓蒸餾工藝。 立式爐：立式爐爐膛為長(zhǎng)方形箱體，爐管可水平放置或垂直放置。其主要優(yōu)點(diǎn)是減少了爐管支架，便于布置多管程，缺點(diǎn)是爐管沿管長(zhǎng)受熱不均勻，清掃困難。從熱負(fù)荷上看，圓筒爐通常用作中、小型加熱護(hù)，這是因?yàn)檩椛涔懿荒芴L(zhǎng)，加大爐膛直徑又會(huì)提高造價(jià)。由于燃燒完全，過剩空氣系數(shù)小，爐子熱效率較高。合理確定一段和二段加熱面積比例，應(yīng)滿足正常條件下，（1）二段焦油出口溫度400℃~410℃時(shí)，一段焦油出口溫度120℃~130℃之間的要求。設(shè)計(jì)宜采用1800~2600千卡/米2時(shí)，對(duì)小型加熱爐，還可取低些。（6）輻射管和遮蔽管宜采用耐熱鋼. 蒸發(fā)器 一次蒸發(fā)器選擇應(yīng)滿足以下條件：。兩種形式均可，后者操作簡(jiǎn)便。表21一段蒸發(fā)器規(guī)格Dg1600項(xiàng)目數(shù)據(jù)高度，毫米16000折流板板數(shù)3折流板距離，毫米400捕霧層3層星型泡板，每層27個(gè)泡罩材質(zhì)鑄鐵 二次一次蒸發(fā)器選擇應(yīng)滿足以下條件：~。材質(zhì)采用鑄鐵或碳鋼內(nèi)襯不銹鋼薄板，以耐高溫和腐蝕。 1餾分塔選擇原則：根據(jù)塔徑確定踏板間距。2餾分塔的分類：板式塔：可根據(jù)氣液操作狀態(tài)分為鼓泡式塔板，如泡罩、浮閥、篩板等塔板及噴射式塔，如舌形、網(wǎng)孔等塔板。工作時(shí)，液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，氣體從下一層塔盤上升進(jìn)入升氣管，再經(jīng)泡罩的條形孔流散到液體中。由于通過篩孔的氣體有動(dòng)能，故一般情況下液體不會(huì)從篩孔大量泄漏。風(fēng)箱是一個(gè)側(cè)面為L(zhǎng)型、斷面為長(zhǎng)方形的管狀物，內(nèi)襯消聲材料，端部入口設(shè)有百葉窗。 第3章 工藝詳述 工藝形成背景隨著焦化工業(yè)的發(fā)展，焦油加工越來越趨于集中化、大規(guī)?；⒕?xì)分離和深加工方向發(fā)展。該工藝的開發(fā)初衷是：1）高沸點(diǎn)餾分采用真空蒸餾操作，既能降低操作溫度、節(jié)省能源，又能有效減輕泄漏，減少環(huán)境污染。5）引入溫水系統(tǒng)，用于一些易結(jié)晶物料的冷卻，可有效避免結(jié)晶堵塞管道。預(yù)脫水塔底的焦油自流入脫水塔。酚油塔為常壓操作，塔頂?shù)姆佑蜌庠诜挚s器內(nèi)冷凝，一部分作為回流，另一部分作為產(chǎn)品采出，冷卻后進(jìn)入酚油槽。餾分塔側(cè)線分別切取苊油、一蒽油和二蒽油餾分。2）各蒸餾塔底采用油循環(huán)加熱的供熱方式，便于操作和調(diào)節(jié)，能有效地防止結(jié)焦的產(chǎn)生。 常減壓蒸餾工藝流程見圖31工藝參數(shù)：工藝參數(shù)見表3表3表3表34。 管式爐的輻射段爐管沿爐壁圓周均勻分布，可兼受對(duì)流及輻射兩種傳熱方式的作用。餾分塔清理難度大，用時(shí)長(zhǎng)，費(fèi)用高。當(dāng)蒸氣量為焦油量的4%時(shí)，應(yīng)滿足加熱至400～450℃的要求。當(dāng)選用光管時(shí)，對(duì)流段熱強(qiáng)度一般采用6000～10000千卡/米2火嘴與爐管凈距宜大于900毫米，以免火焰添燒爐管。（3）降液管截面宜按停留時(shí)間不低于5秒考慮。輸入物料量： 從一段蒸發(fā)器來的焦油量 kg/h輸出物料量： 輕油 %＝ 餾分 (1－%－%)＝ 共計(jì) +＝ kg/h輸入物料量等于輸出物料量，故滿足物料衡算定律。加熱及蒸發(fā)一段焦油水分耗熱量（按二段焦油含水量為零計(jì)）：Q2＝(q125－q85)＝(－357)＝式中 —水蒸氣125℃時(shí)的熱焓，kJ/kg； 357—水85℃時(shí)的熱焓，kJ/kg。二段焦油總耗熱量：Q5 ＋Q6＝⑷管式爐有效熱負(fù)荷Q＝Q1＋Q2＋Q3＋Q4＋Q5＋Q6＝加熱焦油單位耗熱量：＝ kJ/kg熱負(fù)荷比例：一段熱負(fù)荷 ＝%過熱蒸汽熱負(fù)荷 ＝%二段熱負(fù)荷 ＝82%⑸耗煤氣量設(shè)管式爐熱效率為75%，則耗煤氣量為：=式中 17640—煤氣熱值，kJ/ m3每噸焦油耗煤氣量為： = Nm3選用有效負(fù)荷為6270MJ/h(350萬千卡/時(shí))的標(biāo)準(zhǔn)圓筒式管式爐兩臺(tái)。 酚油塔采用酚油進(jìn)行回流。液相負(fù)荷：=空塔氣速： == 式中 CO—系數(shù)，根據(jù)不同板間距求得（當(dāng)板間距是400mm時(shí)，求得CO =[21]）。液相負(fù)荷：=空塔氣速： == 式中—系數(shù)，根據(jù)不同板間距求得（當(dāng)板間距是450mm時(shí)，求得=）。h℃，即420 kJ/m2冷卻階段放出的熱量：kJ/h熱量小計(jì)：Q=Qa+Qb= kJ/h冷卻水（入口25℃，出口40℃）用量t/h冷卻段水溫升高至：℃ 對(duì)數(shù)平均溫度差：油汽， ℃ 105冷卻水，℃ 65 5冷凝段：℃冷卻段：℃需要換熱面積F：K1=150kcal/m2℃；K2=100 kcal/m2℃冷凝段：m2冷卻段：m2+= m2 已知條件：物料量 物料溫度入口 185℃出口 70℃物料比熱 已知條件：物料量 物料溫度入口 185℃出口 70℃物料比熱 第5章 主要設(shè)備的計(jì)算及選型 將全塔分為三段，每段取三個(gè)組分HK，MK，LK 為計(jì)算方便，同時(shí)考慮到萘在焦油中的特殊地位，餾分塔的三段分配組成及平均相對(duì)分子質(zhì)量分別如下表：表51 餾分塔三段分配組成LKMKHK段分布組分相對(duì)分子質(zhì)量組分相對(duì)分子質(zhì)量組分相對(duì)分子質(zhì)量上段洗油餾分135苊油餾分170蒽油192苊油餾分側(cè)線以上部分中段洗油+苊油餾分146蒽油192甲基苯的同分異構(gòu)體201兩側(cè)線之間下段洗+蒽+苊油餾分177蒽油192瀝青212蒽油餾分側(cè)線至加料板之間表52 質(zhì)量流量流入/（kg/h)流出萘含量占無水焦油百分?jǐn)?shù)組分質(zhì)量流量/（kg/h)洗油餾分%5%苊油餾分3%11%蒽油餾分640022%20%瀝青餾分%5%表53 摩爾流量組分相對(duì)分子質(zhì)量kmol/L摩爾分?jǐn)?shù)/%洗油餾分135苊油餾分170蒽油餾分1926400/192=瀝青餾分212總計(jì)100洗油餾分+苊油 輕油+酚油+萘油餾分 下段的計(jì)算表54 下段物料衡算流入流出質(zhì)量流率（kg/h)塔頂塔底摩爾流率（kmol/h)塔頂塔底瀝青中，萘的含量取為瀝青質(zhì)量10%，萘為輕組分（LK），記為組分A。進(jìn)料中：%，萘的含量為進(jìn)料的25%出料中：塔頂甲酚的含量占出料的20%，塔底萘的含量占出料的7%質(zhì)量守恒： 甲酚： 解得=%萘： 解得=%表58 關(guān)鍵組分甲酚（LK) C M=108萘 （HK） M=128進(jìn)料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%%%%%出料塔頂20%%%%塔底%%63%%塔頂溫度165℃，塔底溫度200℃，假設(shè)進(jìn)料板190℃間位甲酚： lgP=－萘： lgP=計(jì)算結(jié)果如下：表59 相對(duì)揮發(fā)度甲酚萘塔頂進(jìn)料板塔底496所以圓整為21塊，則實(shí)際塔板數(shù)為假設(shè)的進(jìn)料處 取理論板數(shù)9，實(shí)際板數(shù)為8/=26，取為26（包括下一段的第一塊塔板）由于中段無提留段，所以實(shí)際中段的塔板為26塊即 上段的計(jì)算表510 上段物料流入流出質(zhì)量流率（kg/h)塔頂塔底摩爾流率（kmol/h)塔頂塔底選取苯為L(zhǎng)K，記為E，甲酚為HK，記為F進(jìn)料中：%；甲酚的含量為進(jìn)料的20%出料中：塔頂甲酚的含量＜5%，取為2%；塔底苯的含量占出料的2%質(zhì)量守恒：苯: 解得=%甲酚：20%=2%+ 解得=%表511 關(guān)鍵組分苯（LK) E M=98甲酚（HK） F M=108進(jìn)料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%%%20%%出料塔頂%%2%%塔底2%%%%塔頂溫度105℃，塔底溫度165℃，假設(shè)進(jìn)料板140℃苯的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)可以直接查取間位甲酚： lgP=－ 計(jì)算結(jié)果如下：表512 相對(duì)揮發(fā)度苯甲酚塔頂進(jìn)料板塔底782所以理論板數(shù)取為4，則實(shí)際塔板數(shù)為4/=，取為14進(jìn)料位置的確定： ，取為7，即 總塔板數(shù)的計(jì)算 所以餾分塔的總塔板數(shù)塊 D= 則塔板面積 AT=D2== 空塔氣速 ~，故取h1=，底部空間h2=。按正三角形排列，每個(gè)泡罩所占的正六角行鼓泡面積ab(mm2)為：ab==整個(gè)塔盤鼓泡面積Aa(m2)為：Aa=mab= ⑴選定流行由液相負(fù)荷Ls= m3/s=。⑵泡罩排列泡罩按正三角形排列，在鼓泡區(qū)工排列91個(gè)：鼓泡區(qū)面積占的百分比為： (規(guī)定在50%~80%之間)降液管面積占的百分比為： % (規(guī)定在10%~20%之間)邊緣面積占的百分比為： 163%%=% (規(guī)定在20%~50%之間)故滿足塔盤分配要求。⑺動(dòng)液封hdshds=how+hss++= 蒸汽通過塔板時(shí)可按下式計(jì)算壓降：hp=hL+hc+hs式中 hp—塔板壓降，m液柱； hs—齒縫局部阻力，m液柱； hc—泡罩局部阻力（包括升氣管回轉(zhuǎn)通道及環(huán)形間隙），m液柱； hL—有效液層阻力，m液柱。 用下式可以求得：hf=hf=+=鼓泡層頂部到上層塔板的距離S為：S=HThf== 采用排液孔直徑d0=10mm排液孔面積Aw，一般可按每平方米塔截面積有1~3平方厘米的開孔面積計(jì)算。根據(jù)設(shè)計(jì)需要采用常壓平蓋人孔，這種人孔只有在帶法蘭的接管上安上一塊盲板，它的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，用于常壓設(shè)計(jì)。根據(jù)設(shè)備條件，選用浮子液面計(jì)。公稱直徑選用 DN=200mm DN=200mm DN=120mm DN=1600mm(1)壓力計(jì)接口及取壓口 DN=80mm，就地壓力