【正文】 ?W=貧油中粗苯的含量為： 179。 15%=，二甲苯 936179。 +++2+2+5+2＋ (附加高度 )=29m 第二節(jié) 蒸餾脫苯部分設備計算和選型 計算依據(jù)：粗苯產(chǎn)量為 936kg/h,其中含苯 936179。 三種花環(huán)填料規(guī)格見下表； 型號 填充分數(shù) 個 /m3 比表面積 ㎡ /Nm3 空隙率 % 容重 Kg/m3 X 32500 185 88 111 Z 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 127 ㎡ /Nm3。 h 得花環(huán)填料面積： F=179。 h，本設計取 ? =花環(huán)填料表面定額值為 ㎡ /Nm3178。 1000/ = 3/g Nm 式中 :V12－塔后煤氣實際流量 , Nm3/h (3)、貧油允許含粗苯量 : 查焦化設計參考資料 186 頁 圖 4514 入塔貧油含苯量為 % （ 4） 入塔貧油實際含苯量為： C1=%/=% 取平衡偏離系數(shù) （ 5）出塔富油含苯量： C2= C1＋回收的苯量 /（洗油量＋苯的回收量） =%+936179。 = 貧油粗苯含量的計算 : (1)、塔前煤氣含粗苯量 : 11 1 0 0 0VG ?? 粗笨前? =179。γ油 =179。 101325/(101325+8500)= 煤氣平均流量 V的計算： V=（ V1 + V2 ） /2=(+)/2= 3/Nm h 洗油循環(huán)量 W 的計算： 油氣比取為 ，油度取γ油=,則 30 W=V179。 101325/(101325+10000)= V2 =179。 1% =936Kg/h 出塔煤氣含粗苯量為 :入塔濕煤氣量：煤 氣 31824Nm3/h 硫 化 氫 粗苯蒸汽 水 蒸 汽 共 計 出塔濕煤氣量：煤 氣 31824Nm3/h 硫 化 氫 粗苯蒸汽 水 蒸 汽 h 共 計 煤氣的實際流量（塔前為 V1 ，塔后為 V2 ） V1 =179。粗苯回收率 =179。 14+200179。 塔高計算： 兩段噴灑高度共取 1m，煤氣出口 2m，煤氣入口 1m，底部油槽高 4m，則實際塔高為： H=350179。 4=148 根水管，組間距取 60 ㎜，則一個管箱高度為 45179。 )= 取 28 個 共 14 個管箱 管間距 =179。 179。 )= 取 148 根 采用三角形排列 排 4 排。 3600179。 2d ) =179。 179。 K 2? =inr dp ? (由 于水被加熱故 n取 ) 計算有效管長： 塔兩 側的管箱開半個管箱的高度，形狀如圖：由于每側的管箱間距為200mm，則每根水管的縱向傾斜距離為 100mm，如圖： 28 2 0 0 01 0 0x 則有效管長為： x= 222 0 0 0 1 0 0 2 0 0 2 .5 mm?? 設：管內(nèi)水流速為 179。 3600) = ㎡ (3)、 2? 是管內(nèi)壁至冷卻水對流傳熱系數(shù) J/㎡178。 1000/(179。 K 27 冷卻面積的計算： （ 1）求平均溫差 mT? ： 煤 氣： 58℃ ? 22℃ 冷卻水： 28℃ ? 18℃ ———————————————— △ T： 30℃ 4℃ 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。 K/J 故： K=㎡178。 103? ㎡178。 104? ++179。 S178。 K/J 管外壁污垢熱阻 RSO =11?? =179。 104? ㎡178。 S178。 K 管壁厚 b=,鋼的傳熱系數(shù) KSmJ ??? /? ， b/λ=179。 )0 2 (4 6 ? = J/㎡178。 k 26 動力黏度： ? =179。 k 導熱系數(shù)： ? =178。 S178。 50 = (%) ㏑ 1? =＋ =179。 100247。 S178。 179。 179。水蒸氣塔前溫度下的焓 =179。 58) =q3=G .i=粗 苯 179。 58)/ =℃ i=179。 i KJ/h i=179。 58179。塔前溫度 =179。 = （ 2） SH2 帶入熱量 ： q2 = G SH2179。干煤氣在 58c 下的焓 =31824179。 18/=179。 (101330+95001385179。 18/ = 23 塔后煤氣中水蒸汽量（ G塔后 kg/h 和 V塔后 3Nm /h） 塔后煤氣溫度 T2 =22℃ 露點 T02 =22℃ 露點下水蒸汽壓力 269kg/m2 011 01pVV PP?? ?塔 后 總 =179。 ) = 3Nm /h G塔前 =V塔前 179。 1385179。 1%＋ 31824179。塔后煤氣含苯量 =179。 % =V SH2=G SH2/? SH2 22 == 3Nm /h 煤氣中粗苯含量 G粗笨 =G煤179。 SH2 產(chǎn)率 =179。 =31824 3m /h 21 第一節(jié) 終冷洗苯部分的工藝計算及設備選型 計 算依據(jù)： 煤氣量 340 tNm/3 煤 煤氣密度 SH2 產(chǎn)率 (占裝煤量 ) % SH2 密度 粗苯的回收率 (占裝煤量 ) 1 % 洗苯塔后煤氣含苯 2g/ 3Nm 粗苯蒸汽密度 kg/ 3Nm 煤氣量 31824 3Nm /h 硫銨工段來的煤氣溫度 /飽和溫度℃ 58/52 終冷溫度℃ 22 煤氣流量 V煤氣 =31824 3Nm /h G煤氣 =31824179。 則每小時干煤耗量為 60179。 60179。 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。 輕重分縮油分別進入輕、重分縮油水分離器，與水分離后送入地下槽，與富油混合后送去脫苯。 與富油換熱后的貧油如脫 苯塔下熱貧油槽，再用貧油泵抽至貧油冷卻器冷卻后到洗苯塔去洗苯。因此，直接蒸汽的多少應以及能保證脫苯順利進行，又保證經(jīng)濟合理為標準。 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。如甲苯的回收率隨著預熱溫度的提高而相應提高。 三、 影響脫苯的因素 脫苯塔內(nèi)地脫出率取決于以 下因素： 在塔底油溫下各組分的蒸汽壓： 若富油的加 熱溫度高，塔底貧 油溫度相應也高， 貧油中各組分的蒸汽壓變大，故餾出率也增加。 當富油中粗苯含量 較高時，在一定的預熱溫度下，由于粗苯的蒸汽分壓較高，對于蒸出 180℃之前的粗苯，可以減少直接蒸汽耗用量。 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。這樣，在脫苯過程中通入大量的直接水蒸氣，當塔內(nèi)總壓力的為一定值時，若氣相中水蒸氣所占的分壓愈高，則粗苯和洗油的蒸汽分壓就愈低，這樣就可以在較低的溫度下（遠低于250～ 300℃），將粗苯完全地從洗油中蒸餾出來。 二、脫苯原理 脫苯原理實際上是精餾原理，由揮發(fā)度不同的組分的混合液中精餾塔內(nèi)多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離幾乎純態(tài)的組分的過程，在精餾過程中，當加熱互不相容的液體混合物時，如果塔內(nèi)的總壓力等于個混合組 分的飽和蒸汽 分壓之和時，液體開始沸騰，但從富油中蒸出粗苯， 必將富油加熱到 250～ 300℃，這實際上是不可行的。但隨著壓力的增加，煤氣中的苯族烴分壓將成比例地增加，使吸收推動力顯著增加，因而，吸收速率也將增加。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。 吸收表面積的影響 18 為使洗油充分吸收煤氣中苯族烴，必須使氣液兩相之間有足夠的接觸面積（即吸收面積）。 貧油含苯量的影響： 貧油含苯量是決定塔后煤氣 苯族烴量的主要因素之一，當其它條件一定時，入塔貧油中 的含苯量越高，則塔后損失愈大，按現(xiàn)行規(guī)定，塔后煤氣中粗苯含量不大于 2g/ 2g/Nm3,設貧油中的粗苯含量為 %，為了維持一定的吸收推動力， %應除以平衡偏移系數(shù) n，一般n=～ n=,則允許貧油含苯量為 c1=()%=%2%.實際上，由于貧油中粗苯的組成 苯和甲苯的含量少 ，絕大部分分為二甲苯和溶劑油，其蒸汽壓僅相當于統(tǒng)一溫度下煤氣中含 苯族烴蒸汽壓的 20～ 30%，故實際貧油含苯量可達到 ～ %，此時仍能保證塔后煤氣含粗苯量于2g/Nm3以下。提高回收率，但循環(huán)洗油量不宜過大，以免過多增大電、蒸汽的耗量和冷卻水用量。 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。吸收劑與溶質(zhì)的分子量 愈接近，則吸收得愈完全。 另外，操作中洗油溫度應略高于煤氣溫度，以防止煤氣 水汽冷凝進入洗油中，一般規(guī)定，洗油溫度在夏季比煤氣溫度高 2℃ 左右，冬季高 4℃左右。 因此，吸收溫度不宜過高，但也并非越低越好，在低于 15℃時洗苯油粘度將顯著增加，使洗油輸送及其他內(nèi)均勻分布和自由流動 均發(fā)生困難，當洗油溫度低于 10℃時，還可能從油中析出固體沉淀物。 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。分述如下： 吸收溫度： 吸收溫度是指洗苯塔內(nèi)氣液兩相接觸面積的平均溫度，它取決于煤氣和洗油的溫度，也受大氣溫度的影響。 16 第三 章 粗苯回收原理 一 影響苯族烴吸收的因素 煤氣中 苯族烴在洗苯塔內(nèi)被吸收的程度稱為吸收率，吸收率的大小取決于以下因素，煤氣和洗油中的苯族烴的含量 。 4 設備費用低，蒸汽耗量顯著降低，大大縮小 冷凝冷卻 器 和蒸餾設備的尺寸，從而使設備費用大為降低。 15 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 456789101112 13 14151718192016 圖 25生產(chǎn)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(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，貧油中粗苯含量可降至 %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～ 噸且不受蒸汽壓力波動的影響，操作穩(wěn)定。脫苯后的貧油送回貧油槽循環(huán)使用。 從脫苯工序來的貧油，含苯 %，進入貧油槽，用貧油泵進入洗苯塔頂部，從塔頂噴淋而下，含苯量增至 %左右。 14 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 洗苯塔 2富油泵 3貧油中間槽 4貧油冷卻器 煤氣經(jīng)終冷 到 2527℃后，進