【導讀】本設計為年產(chǎn)135萬噸粗苯回收工段的設計(%)。本設計內(nèi)容主要包括緒論，粗苯回收工藝方法的論證及選擇,工藝流程詳述和說明，主要設備的工藝選型及計算，設備布置說明，非工藝部分要求，經(jīng)濟概算幾個部分。本設計采用橫管式間接終冷工藝，該工藝對煤氣采用間接冷卻，不產(chǎn)生含酚廢水，保護環(huán)境；洗苯采用塑料花環(huán)填料塔，其具有阻力小，洗苯效果好等優(yōu)點。粗苯的制取過程包括煤氣中奈的清除，用洗油吸取煤氣中苯族烴及富油脫苯三個工序?！　∶涸跓捊箷r一般72%～78%轉(zhuǎn)化為焦炭，其中22%～28%轉(zhuǎn)化為荒煤氣，苯族烴是煤干餾過程中產(chǎn)生的芳香烴化合物中分子較低的部分，%～%產(chǎn)率的波動主要受煉焦煤料的性質(zhì)煉焦溫度的影響，近年來，由于石油化學工業(yè)的迅速發(fā)展，可以提供苯類，苯酚類等產(chǎn)品，對煤煉焦化學工業(yè)產(chǎn)生了巨大的影響，但是焦化工業(yè)提供的許多種芳香族化合物和雜環(huán)化合物是石油化學工業(yè)所不能代替的，它們不可能或者不能經(jīng)濟的從石油加工過程

　　

【正文】 苯 族 烴 合計 人口狀態(tài)下相應的煤氣露點按煤氣中水蒸氣分壓來確定： 當毫米水柱℃?！?，壓力為1050毫米水柱，飽和水蒸氣分壓為497毫米水柱，則預冷段出口水蒸氣體積為： 在預冷段冷凝的水量為： －=同樣，終冷塔出口的煤氣溫度為25℃，壓力為1000毫米水柱時，煤氣中的水蒸氣分壓=322毫米水柱，則終冷塔出口水蒸氣體積為。 －=其中，； 。因此， 預冷段出口和終冷段出口煤氣組成: 項 目預冷段出口終冷段出口氣相：干煤氣 水蒸氣 粗 苯 合計液相：冷凝水 熱量衡算(1)預冷段入方 ①、干煤氣帶入熱量： = 55=式中，—干煤氣的比熱（kcal／kg℃）。②、水蒸氣帶入熱量： ==式中，—55℃水蒸氣的焓（kcal／kg）。③、粗苯帶入熱量： =55=式中，—粗苯比熱（kcal／kg℃）。25℃冷卻水帶入熱量：設冷卻水量為，則帶入熱量為（25）故帶入預冷段的熱量為： +++25 =（+25）(2)預冷段出方①、干煤氣帶出熱量： ==式中，—干煤氣比熱（kcal／kg℃）。②、水蒸氣帶出熱量：==式中，—℃水蒸氣的焓(kcal／kg).③、粗苯帶出熱量： ==式中，—是粗苯比熱（kcal／kg℃）。④、冷凝水帶出熱量： =1=45℃冷卻水帶出熱量：45故預冷段帶出熱量： =（+45）令 則， +25=+45 解得：=(3)終冷段入方 設18℃冷卻水量為，則帶入終冷段的熱量為： =（+18）(4)終冷段出方 ①、干煤氣帶出熱量： =25=式中，—是干煤氣比熱（℃）。②、水蒸氣帶出熱量： ==式中，—是25℃水蒸氣的焓（）。③、粗苯帶出熱量： =25=式中，—是粗苯比熱（℃）。 25℃冷卻水帶出熱量： （25） 冷凝水帶出熱量為：251=故終冷段出方熱量為 =（+25）令 = 則 +18=+25 解得: = 傳熱面積溫度差。 預冷段 終冷段 煤氣 55℃ ℃ 25℃ 冷卻水 45℃ 25℃ 18℃ 10℃ ℃ 7℃ 預冷段溫度差△℃ 終冷段溫度差△℃ 終冷塔基本參數(shù)的選取，選57，管長3000毫米；傳熱系數(shù) (1)預冷段傳熱系數(shù) 預冷段冷卻水平均溫度為℃ 預冷段傳熱系數(shù)計算式為 =式中，—干煤氣到管壁的給熱系數(shù)（／h℃）； —管壁厚度，取=（）； —鋼的導熱系數(shù)，取=40（／h℃）； —管壁垢層厚度（）； —管壁到冷卻水的給熱系數(shù)（／h℃）； 主要取決于干煤氣中水蒸氣平均含量（體積%），按下列計算； =+根據(jù)預冷段進出口粗氣中水蒸氣體積含量，求得 =代人上式 ： =+= =／h℃ 管壁垢層熱阻取： =℃／管壁至冷卻水的給熱系數(shù)按下列計算 =式中， —努賽爾特準數(shù)； —水的導熱系數(shù)； 取=（／h℃）； —水管內(nèi)徑，=。 = ，—雷諾數(shù)； —普蘭特數(shù)； —系數(shù)； 按下列計算： =式中，—管程呢水流速（）； —水的重度， =994（）； —水的粘度， =（里泊）。管程呢水流速為 ==因此， ==，查得=。準數(shù)按下列計算； =由此求得 ==因此，管壁到冷卻水的給熱系數(shù)： ==／℃預冷段傳熱系數(shù) = =／℃(2)終冷段傳熱系數(shù) 計算過程與計算是一樣；所以同上,可計算出==／℃(3)熱負荷量： 預冷段 =－= 終冷段 =－=(4)傳熱面積: 預冷段 =／△=／()= 終冷段 =／△=／()=所以總傳熱面積： =+= 終冷塔塔高的計算 (1)預冷段管箱高度為 橫管冷卻器采用57，V=所以，n=4/(3600)=52根 ，則需要管子根數(shù) N=/() =() =由流速知需37根管子、采用正三角型排列、且組成一個管束、每8個管束組成一個管箱，則每個管箱熱面積為：A=nd52 =852 =㎡需管箱：＝、取22個冷卻水管采用正三角型排列、則管心距為：= 取74mm每個管箱的寬度為：2874=2072 取2100mm 設管間距為300mm ，7416=1025mm取1米 , =22 (2)終冷段管箱高 同理可求得=11兩段噴灑高度共取1m，煤氣出口2m,煤氣入口2m,底部油槽高2m,則塔全高： =22+11+1+2+2+2=40 洗苯塔的計算原始數(shù)據(jù)：塔前煤氣溫度25℃，塔后煤氣溫度26℃， 塔前煤氣壓力9900Pa，塔后煤氣壓力8400Pa， 物料衡算通過對進出洗苯塔煤氣平均流量，洗油循環(huán)量，貧富油中粗苯量的計算，來計算洗苯塔的塔徑，塔高等。并完成洗苯塔填料的計算和選型。進入洗苯塔的煤氣量為： 干焦爐煤氣 水 蒸 氣 苯 族 烴 合計 進入洗苯塔的煤氣溫度為25℃，壓力847毫米汞柱。設洗苯塔后的煤氣苯族烴含量為，則其損失量為： = 回收苯族烴的量為： G=－=這樣，洗苯塔后的煤氣量為： 干焦爐煤氣 水 蒸 氣 苯 族 烴 合計 ※ 煤氣的實際流量（塔前為，塔后為） 煤氣平均流量V的計算：入洗苯塔的煤氣中苯族烴的實際含量為： 洗苯塔后的煤氣中為： 式中： 825—洗苯塔后煤氣壓力，毫米汞柱 303—洗苯塔后煤氣溫度， K 貧油中粗苯的最大含量按下式計算，此式在濃度不大時是正確的： 式中: —洗苯塔后煤氣中苯族烴的含量， = —洗苯塔后煤氣壓力， =825毫米汞柱 M—洗油分子量， M=170 —當t=30℃時，貧油面上的苯族蒸汽壓，毫米汞柱為了確定貧油面上的蒸汽壓，設粗苯的組成為：苯73%、甲苯21%、二甲苯5%、溶劑油1%。為進行計算，假設貧油中的粗苯組成與所得的粗苯組成相同。 當30℃時，粗苯各組份蒸汽壓為： 毫米汞柱 苯 甲苯 二甲苯 （按對二甲苯計） 溶劑油 5 （安1,3,5－三甲苯計）粗苯的平均分子量為： 式中： 7910120——各組份的分子量 粗苯中各組份的分子分數(shù)為： = 因此，當30℃時，粗苯的蒸汽壓為： +++5=99毫米汞柱 這樣，貧油中粗苯最大含量為： 為了在洗苯塔上部造成吸收推動力，貧油的實際含粗苯量應低于最大含量，并由以下公式計算得出： %式中： n—平衡偏移系數(shù)， n=～1. 設n= 則 % 當洗苯塔的下面達到平衡時，從洗苯塔引出的富油中粗苯的最大含量按下式計算： 考慮到塔下面的吸收平衡有偏移，取平衡偏移系數(shù)n=,。此時 最小的洗油量: 而對1的干煤氣的洗油量為： 因此， 貧油中的粗苯量為： 而在富油中的粗苯量為： 因而， 被洗油吸收的粗苯量為： －=洗苯塔的物料平衡， 輸入 輸出焦爐煤氣 焦爐煤氣 洗 油 洗 油 苯 族 烴 苯 族 烴 合計 合計 洗苯塔的基本尺寸計算和吸收表面積(1)塔徑的確定； 根據(jù)《燃料化工》1998：提供的參數(shù)，～；～㎡/Nmh，本設計取=，㎡/Nmh = 式中 V—煤氣平均體積流量，Nm/S(2)花環(huán)填料面積，用量及塔高的計算： 得花環(huán)填料面積： F===㎡，其中, V＝ 是干煤氣的體積流量。 洗苯塔吸收段內(nèi)填Z型花環(huán)填料，填料層的結構采用多段填充，充填X型花環(huán)填料，采用6個葉式噴頭，在塔的適當部位設再分布器。 三種花環(huán)填料規(guī)格；型號填 充分數(shù)個/m 比表面積㎡/Nm 空隙率% 容重Kg/mX 32500 185 88 111Z 8000 127 89 120 D 3000 94 90 88由上表可查出：Z型花環(huán)的比表面積為A=127㎡/Nm。秒年里則：填料總體積V=F/A=故填料高度為：h===因此洗苯塔可分為4層填料，，,洗苯塔底部槽高為8m，,第二層與第三層填料間設再分布器，間隔為2m,，則洗苯塔內(nèi)填料高度為： H， =4+2=塔高可取為： H=8++++++= 蒸餾脫苯部分設備計算和選型計算依據(jù)：,73%= kg/h,21%=，5%=，萘溶劑油為:1%=洗油量m=富油量=洗油量＋粗苯產(chǎn)量＋貧油中含粗