【正文】 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(nèi)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(chǎn)一頓180℃前的粗苯好蒸汽約1～，操作穩(wěn)定。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。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。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。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。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。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。sSK = ()計算有效管長：塔兩 側(cè)的管箱開半個管箱的高度，形狀如圖：由于每側(cè)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。 富油量=貧油量＋粗苯產(chǎn)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。油在再生器內(nèi)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?！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/㎡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。在舊廠改造和新建廠中必須考慮新型塑料花環(huán)填料。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。第一節(jié) 布置原則根據(jù)生產(chǎn)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。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情況：終冷部分：考慮到風向問題，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，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，終冷部分應設與西南角。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。⑺、噸苯耗煤氣700Nm3/T 苯；⑻、直接氣耗 ～溫度控制指標⑴、貧富油換熱器：富油90～120℃；⑵、分縮器頂部：90177。及時檢查，調(diào)節(jié)各處的溫度，壓力是否合乎要求。從表中可看出，每班四人，其中一人任班長，整個工段設工段長一人，維修工兩人，共十九人。排水應符合下列要求：⑴、除雨水外，其他污水不應設明溝外排；⑵、含酚廢水必須經(jīng)過處理，使之達到現(xiàn)行的工業(yè)三廢排放變準，禁止采用稀釋的方法排放。（2）、各類換熱器，泵和閥門日常修理。二、經(jīng)濟概算采用比例法進行概算。第四節(jié) 檢化驗項目為有效地控制產(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，要求對某些指標進行檢測，清晰的了解生產(chǎn)情況，以便于控制和操作，檢化驗項目如表83所示：表8—3：名 稱 項目采樣地點檢化驗次數(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渣蒸餾實驗，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荷：電動機的起動和停止位記旁操作；輕質(zhì)焦油泵、貧油泵、富油泵的電機在儀表室內(nèi)安裝電流表，并以運轉(zhuǎn)指示和事故信號。采暖通風：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，應用不循環(huán)的熱風采暖。將地下槽中的油抽入系統(tǒng)。壓力控制指標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。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。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。踏上設置連通的操作平臺，既便于操作又起到結(jié)構(gòu)上互相加強作用，從塔底到塔頂設帶斜梯的操作臺。螺旋板換熱器與普通換熱器相比較，具有以下優(yōu)點：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，尤其是對低溫熱源進行交換，效果哦更好。所以本設計采用塑料填料塔進行。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。℃,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?！姊?、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設在再生器內(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 +=從再生器排出殘渣數(shù)量如下：洗油 ()= Kg/h萘 ()=則每小時180℃前粗苯排出殘渣量為: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 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2009屆本科生畢業(yè)設計 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泡罩形式設備操作捕霧形式16001665016600條形35二層泡罩本設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（㎡）設備尺寸，㎜設 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，從換熱器中心進入；富油溫度較低，從換熱器邊緣進入。 ℃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：=－=設的95%由輻射段供給，5%由對流供給，輻射段強度為25000Kcal/㎡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：=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（包括進入再生器的洗油量）：成分Kmol/hKg/h苯=甲苯=二甲苯=