【正文】 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。 粗苯是談黃色的透明液體，比水輕，不溶于水。 在設計過程中，參照了徐州焦化廠焦爐煤氣凈化工藝根據他們在生產實際中得出的經驗，選用了較好的設備，如用塑料花環(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，具有傳熱系數高，價格便宜等優(yōu)點，提高了冷卻效果，節(jié)約了水量，經濟效益也好，所有這些工藝改進，不僅利于生產，而且節(jié)約了投資。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。 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。 橫管終冷洗萘工藝 1煤氣熱水冷水煤氣32外來焦油去焦油工段45 圖 14 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 24～ 26℃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。 4貧油熱水冷水32去分縮器1煤氣圖 21 洗苯工藝流程圖 1 填料洗苯塔 2富油泵 3貧油中間槽 4貧油冷卻器 煤氣經最終冷卻 到 25~27℃后，進入洗苯塔。 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。 吸收系數 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。因此適宜的吸收溫度約25℃，實際操作波動于 25～ 30℃之間。 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。 煤氣壓力與流速的影響： 當增大煤氣的 壓力時，擴散系數 Dg 將隨之減少，因而使 吸收系數 有 所降低。 提高直接蒸汽的過熱溫度，可降低其耗用量。 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濟。 脫苯工藝： 工藝流程圖： 43 熱水 冷水 煤氣 煤氣 去分縮器 1 2 3 4 5 蒸汽煤氣貧油富油熱水冷水分離水冷水熱水分離水殘渣粗苯蒸油間接氣123 4567891011121314151718192016 圖 43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 從洗滌工序來的富油經分縮器，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 70～ 80℃進入貧富油換熱器，被從脫苯塔底來的熱貧油加熱至 130～ 140℃然后到管式爐加熱升溫至 180～ 190℃從第 14塊塔板進入脫苯塔，在過熱蒸汽的蒸吹作用下脫苯。該焦爐與化工部第二設計院的 TJL 5550D 搗固焦爐的參數基本一致，設計時可以參考該爐的參數。 179。粗苯的回收率 + V煤氣179。 1385179。02202pp p? =179。 = （ 2） SH2 帶入熱量 ： q2 = G SH2179。 58)/ =℃ i=179。 SH2 在塔后溫度下的比熱179。 23)=3q′ =179。 S178。 k 導熱系數： ? =178。 K 管壁厚 b=,鋼的傳熱系數 KSmJ ??? /? ， b/λ =179。 S178。 K 冷卻面積的計算： （ 1）求平均溫差 mT? ： 煤 氣： 58℃ ?23℃ 冷卻水： 28℃ ?18℃ ———————————————— △ T： 30℃ 5℃ 則平均溫差為： mT? =2121ln tttt????? =30 430ln4?=℃ (2)算冷卻面積 F： 由公式 F=Q/（ mT? 178。 2d ) =179。 )= 取 26 個 共 13 個管箱 管間距 =179。 12+1000+2020+1000+4000 =16560mm = 洗苯塔的計算： 原始數據：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? =G煤179。（ 273+23） /273179。 100/(+858)） % =% 塔徑的確定； 根據《燃料化工》 1998（ 3）： 36 提供的參數，塑料花環(huán)填料的空塔氣速 ? 在 ～ ；花環(huán)填料表面定額在 ～ ㎡ /Nm3178。 4+1179。 4%= 貧油量 W=49150kg/h 又貧油密度γ =1050Kg/h, 則： V=?W=49150/1050= Kg/h 貧油中粗苯的含量為： 179。（ ～ 1%） =179。 3875= 二甲苯： ? X =179。 7668+179。 = 洗油 179。 179。 ℃ 則 2q =858179。 =式中 135℃下的比熱， KcaL/Kg178。 180179。 179。 =式中 159— 180℃粗苯蒸汽熱焓， KcaL/ h 水蒸汽帶出熱量： 5q =水蒸汽量179。 h,則輻射段加熱面積為： F1 =179。再生器油氣出口處油氣壓力為 980 mmHg，則組分的平衡常數Ki 為： 萘 NK =496/980= 洗油 mK =200/980= 進入再生器內的油量 mG 為管式爐后富油量的 1%，即 Kg/h，其中氣相 ，液相 ，氣相包括洗油 ，萘 ，粗苯 Kg/h，水蒸氣 ，液相包括洗油 ，萘 Kg/h，粗苯 Kg/h。 ()= 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： 經過再生器頂部的氣體流量： 980760273 24027322 .41813 68 .4582 . .2316038 ?????????? ???? = 取空塔氣速為 ，則直徑為 D=???= 取 D= 的塔徑，此再生器規(guī)格為： 直徑（ mm） 全高（ mm） 塔 板 形式 板數 加熱面積（㎡） 重 量 設備 操作 所用流程 1800 7000 弓形隔板 5 2179。 = ㎡ 則冷卻總面積為 += ㎡ 該分 縮 器的規(guī)格如下： 面積 （㎡） 設備尺寸，㎜ 設 備 重 （ t） 程 數 直徑 總長 管程 殼 程 210 700 6 一塊隔板 管 子 尺 寸 工作壓力（ kg/㎝ 2 ） 管 徑（ mm） 根數 管長（ mm） 管間距（ mm） 排列方式 管程 殼 程 25179。 熱量衡算： (1)、熱量輸入 Q入 : ①、冷富油在 70℃時帶入熱量： Q1=(49150179。 )179。 =式中 ， ， —— 分別為洗油，粗苯，水在下的比熱， kcal/kg178。 —— 冷富油 70℃帶入熱量 Q1 ， kJ/h； 則輸出熱量 Q出 = Q3 ＋ Q4 ＋ Q5 =+(+) 179。 30) =℃ =℃ 粗苯比熱 BC =+179。 (179。3=180 1200 1982 6 一塊隔板 管道計算 （一）、煤氣管徑計算： 按終冷后煤氣入吸苯塔的最大流量 V=設煤氣流速為 13m/s，則管徑 D=133600 ???? ??V= 圓整，取煤氣管徑為 D=900mm，規(guī)格 為Φ 916179。 ㎜ 則實際流速 536 00 46 .814u ???? ?‘=(三 )、富油管路計算： 富油體積流量為= 3m /h 設富油流速為 ，則富油管管徑 D= ???? ??V= 圓整，取富油管管徑 D=150mm,規(guī)格為Φ 159179。 )179。 (+179。mt?，=179。 1C +179。 =式中 ， —— 洗油和粗苯在 175℃下的比熱， kcal/kg178。 ＋ 179。 已知粗苯產量為 858t/h 設在塔內全部蒸發(fā) 其 180176。 18/(179。 設在再生器內粗苯全部蒸發(fā)，則油分子數與水蒸汽分子數之比為： L=179。 h=20900 KJ/㎡178。 677179。 =故： 4Q = ，1q ＋ ,2q =（ 2）、粗苯蒸汽和油氣帶出熱量 5Q 洗油蒸汽帶走熱量（含萘蒸汽） ,3q =含萘洗油蒸汽量179?！? 粗苯帶入熱量： 2,q =粗苯量179。 858= 千克 / h 故： 2Q =179。 135179。 =式中 135℃時的比熱， KcaL/Kg178。 = 共計 驗算 ? B ： A=? ????iiiiiiiiMGMGMGP?? =920179。 7668/179。 7668+179。 5% =179。 860=，其中含苯 %179。 76%=。 h （ 例： VS = S= D= 4 4 1 2 3 1 8 .1 63 6 0 0 1 .3sVS ?? ??π π= ） 所以當： VS =? =D= 圓整后，取 D= 3 m 式中 VS — 煤氣平均體積流量， Nm3/S 5花環(huán)填料面積，用量及塔高的計算： 由于花環(huán)填料表面定額值為 ㎡ /Nm3178。油氣比179。 1000179。 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 32179。 3600179。 1000/(179。 104? ++179。 S178。 k 動 力黏度： ? =179。 100247。水蒸氣塔前溫度下的焓 =179。 179。 58) =q3=G .i=粗 苯179。塔前溫度 =156179。 (101330+9500286179。 ) = 3Nm /h G塔前 =V塔前 179。 1000179。 取每噸干煤產氣 340 立方 則產氣量為 340179。 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 :32 個 燃燒室墻厚 :100 煉焦工藝主要技術指標 煤餅尺寸 (長179。 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。 4 粗苯工段工藝的詳述 橫管終冷洗萘工藝 工藝流程圖見圖 41 1煤氣熱水冷水煤氣32外來焦油去焦油工段45 圖 41 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)噴灑的輕焦油溶解吸收。 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 。 煤氣速度的增大也可提高吸收系數，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。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