【文章內容簡介】 分數(shù)）～～入再生器的油量/%（質量分數(shù)）～2（占循環(huán)油）1～（占循環(huán)油）脫水塔后富油含水量兩塔回流比～～萘油切取在脫苯塔20～25塊塔板可側線切取含萘50%的萘油。在兩苯塔提餾段側線切取重苯，塔底殘液為萘油。若塔底取重苯則萘富集重苯中一部分萘在輕分縮油中，其余部分萘油富集在重苯中1t180℃前粗苯主要消耗指①直接蒸汽消耗量/t （g）1～～4（焦油洗油）②總蒸汽消耗量/t～24～（石油洗油）③洗油消耗/kg100～150100④電耗/kw120120⑤冷卻水耗量/t（包括吸苯在內）18℃低溫水32℃循環(huán)水180270180270⑥產生酚水量/t3～4⑦管式爐煤氣耗量/（標）500～700⑧粗苯回收率/%95～9794由以上材料可知，管式爐加熱法有以下有點：脫苯程度高，%左右，粗苯回收效率高，蒸汽耗量低，每生產1t180℃前粗苯蒸汽耗量為1～，僅為預熱器加熱富油脫苯蒸汽耗量的1/3；產生的污水量，蒸餾和冷凝冷卻設備的尺寸小等。所以本設計采用管式爐加熱的二苯塔。從洗氨工段過來的粗苯煤氣進入終冷器，出終冷器的煤氣通過洗苯塔，洗油按逆流洗滌原理噴入塔內進行吸苯，%左右，稱為富油。富油在分縮器下面的三格中被脫苯塔來的蒸氣加熱到70~80℃，然后進入管式貧富油換熱器被溫度為130～140℃的熱貧油加熱到90～100℃，再利用煤氣加熱的管式爐中加熱到135～145℃。粗苯蒸氣進入兩苯塔中，在此將粗苯分餾成兩種餾分即輕苯和重苯。講從塔頂逸出的輕苯溫度控制在73～78℃，在冷凝冷卻器中冷卻到25～35℃，最后進入回流槽，一部分用泵打向兩苯塔作回流，一部分送到精苯車間油罐。兩苯塔的提餾段由三層高泡罩塔板組成，設有間接蒸汽加熱蛇管，并送入少量直接蒸汽，用以加熱底部的液體，提取其中的低沸點組分。兩苯塔的底部溫度保持在150℃左右?！?，稱為貧油，溫度比富油預熱溫度約低3～5℃（130～140℃），自流入貧富油換熱器，經與富油換熱后冷卻到110～120℃，然后用泵打到貧油排管冷卻架，用水噴淋冷卻到25～30℃，送回洗苯塔噴淋。為了保持循環(huán)洗油的質量，在富油入塔前的管路上抽出1～%送如洗油再生器，～～180℃，并用直接過熱蒸汽蒸吹。吹出的155～175℃的油氣和水蒸氣混合物通過脫苯塔底部，而再生器底部殘渣則靠器內壓力間歇排出。這樣處理后的洗油，其質量保持為：比重≤，水分＜1%，含酚≯%，含萘≯9%，300℃前餾出量≤85%。第五章 主要設備的工藝計算和選型 終冷洗苯部分的工藝計算及設備選型 計算依據(jù)煤產氣量 320 煤煤氣密度 kg/產率 (占裝煤量) %密度 kg/粗苯的回收率(占裝煤量) %洗苯塔后煤氣含苯 2 g/粗苯蒸汽密度 kg/煤氣量 45000 /h煤氣溫度硫銨工段來的煤氣溫度 58 ℃飽和溫度 52 ℃終冷溫度 22 ℃ 全年生產時間：300天，其余時間為維修時間。 計算過程1) 煤氣流量裝爐干煤量 = 產量/產率 = 90*104/75% =120*104噸/年 = 干煤氣量 =320=53344 /h G= 53344 = 2) 煤氣中含量 = 1000%= kg/hV = G/= = 3) 煤氣中粗苯含量G = G粗苯的回收率+ V塔后煤氣含苯量= 1000%＋53344 = kg/hV= G/= / = 529/h 上述三種氣體流量之和 = 53344++529 = 54092 /h4) 塔前煤氣中水蒸氣量（Gkg/h和V/h）塔前煤氣溫度T = 58℃，煤氣露點T = 53℃露點下的水蒸汽壓力 P = 13582 Pa 煤氣絕對總壓力 = 大氣壓＋煤氣總壓（表）= 101300+10000= 111300 Pa= 5409213582/（11130013582）=G = = 18/= Kg/h5) 塔后煤氣中水蒸汽量（Gkg/h和V/h）塔后煤氣溫度T= 22℃ 露點T= 22℃ 露點下水蒸汽壓力 = 2638 Pa 塔后煤氣絕對總壓力:P = 大氣壓＋塔后煤氣壓力 = 101300+8500 = 109800Pa= 540922638/(1098002638)= G= V18/= 18/= Kg/h(一) 熱量衡算1. 帶入熱量（1） 干煤氣帶入熱量 = V干煤氣在58℃下的焓 = 53344 = KJ/h （2）帶入熱量 = G在塔前溫度下的比熱塔前溫度 = 58 = KJ/h (3) 粗苯帶入熱量： = G I KJ/hI = (103＋ct)式中c = (＋)/M Kcal/(kg℃)M——粗苯平均分子量，t——煤氣塔前溫度，58℃則c = (＋58)/= Kcal/kg℃I = (103＋58)= KJ/kg = G I = = KJ/h(4) 水蒸氣帶入熱量： = G水蒸氣塔前溫度下的焓 = = KJ/h故帶入熱量為： =+++ = KJ/h2. 帶出熱量Q出：（1）干煤氣帶出熱量 = V干煤氣在22℃下的焓 = 53344 = KJ/h式中 ——22℃下干煤氣的焓， KJ/h（2）帶出熱量 ： = G在塔后溫度下的比熱塔后溫度 = 22 = KJ/h（3） 粗苯帶出熱量： = G ，KJ/h = (103＋)式中 =（+）/M,kcal/(kg℃)M——粗苯平均分子量，——煤氣塔后溫度℃ = (＋22)/= kcal/(kg.℃) = (103＋22)= KJ/kg故粗苯產品帶出熱量 = = KJ/h （4） 水蒸氣帶出熱量： = G水蒸氣塔前溫度下的焓 = = KJ/h故帶出熱量為： = ＋＋＋ =(二) 冷卻面積的計算冷卻水采用18℃的地下水出塔溫度為28℃左右（1）冷卻水量W =（Q—Q）/【（28—18）1000】= ( —) /【（28—18）1000】= m/h（2） 傳熱系數(shù)的計算： K =1) 是由煤氣至管外璧的對流傳熱系數(shù) J/㎡SK㏑ = ＋式中：x—每m飽和煤氣（塔前塔后的露點下為飽和煤氣）中水蒸氣的平均含量（體積百分比）查得：塔前露點58℃時煤氣水蒸氣含量 x = g/Nm 塔后露點22℃時煤氣水蒸氣含量x = g/NmX =【】100247。2= %㏑ = ＋= ＋= 故：= J/㎡SK2) 是管內壁至冷卻水對流傳熱系數(shù) J/㎡SK = （取n = )橫管終冷塔采用25（鋼號為20）管數(shù)為342， m/h管內水速為u = = 3600= m/s在冷卻水的平均溫度為：=23℃時水的物性參數(shù)如下： 比熱：C= KJ/Kgk導熱系數(shù)： = J/msk黏度： = 10pa 密度： = kg/ m則：R = = 104 = = 故 = = = 3) 管壁厚b = ,鋼的導熱系數(shù)，b/λ = 10㎡SK/J(管壁熱阻)查手冊得：管內壁污垢熱阻R== 10㎡SK/J 管外壁污垢熱阻R== 10㎡SK/J則：= 1/+10+10+10+ 1/ = 10㎡SK/J故：K = J/㎡SK（3） 冷卻面積的計算：1) 求平均溫差： 煤 氣： 58℃22℃ 冷卻水： 28℃18℃———————————————— △T： 30℃ 4℃ 則平均溫差為：== = ℃2) 冷卻面積F： 由公式得： F = 1000/(3600)= ㎡(三) 高度計算 （1）管箱高度管間距為32mm，正△布管，㎜可取25mm塔體采用邊長為2米的長方形制造，每排可布57根水管，每組管束含6排，則一組共有576=285根水管，組間距取60㎜，則一個管箱高度為3210+202+60=420㎜，箱間距取200mm。（4） 計算有效管長管子的傾斜度約為3℃，形狀如圖：由于每側的管箱間距為2000mm，則每根水管的縱向傾斜距離為100mm，如圖：則有效管長為：x=（5） 管箱數(shù)：共需要管束個數(shù)為m=F285?π?d?x=π= 取m=28組，而每個管箱含2組管束，則共需28組管束，14個管箱，分兩段，一段為7個管箱，二段為7個。（6） 塔高計算：有效管板高度為：= 350+42014+20013+350 = 9180mm = 兩段噴灑高度共取1m，煤氣出口2m，煤氣入口1m，底部油槽高5m，則實際塔高為：H =+1+2+1+4 = m 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26℃， 入塔貧油溫度30℃ 塔前煤氣壓力8500Pa，塔后煤氣壓力5880Pa， 從煤氣中吸收的粗苯量為： = G煤粗苯回收率 = %1000 = Kg/h = Kg/h入塔濕煤氣量： V,( Nm/h) G,( Kg/h)煤 氣 53344 硫 化 氫 粗苯蒸汽 水 蒸 汽 共 計 出塔濕煤氣量： V,( Nm/h) G,( Kg/h)煤 氣 53344 硫 化 氫 粗苯蒸汽 水 蒸 汽 共 計 煤氣的實際流量（塔前為V，塔后為V）V = 273+22273101325101325+8500 = Nm/hV =273+26273101325101325+5880 = Nm/h煤氣平均流量V的計算：V =（V+ V）/2 = Nm/h1. 洗油循環(huán)量W的計算：，油密度取γ= ,則W = V油氣比γ = = Kg/h2. 貧油粗苯含量的計算:(1) 塔前煤氣含粗苯量: = 1000/ = g/Nm式中:V——塔前煤氣實際流量, Nm/h(2) 塔后煤氣含粗苯量: = 1000/ = g/Nm式中:V——塔后煤氣實際流量, Nm/h(3) 貧油允許含粗苯量:與相平衡的允許貧油含苯量按下式計算(用于焦油洗油): 按規(guī)定塔后煤氣含量不大于2g/Nm3