221536孔大容積焦爐配套粗苯工段的(doc畢設論文)-預覽頁

　

【正文】 膜擴散傳遞的概念上，即液相與氣相之間有相界面，假定在相界面的兩側，分別存著不呈湍流的薄膜，在氣相側的稱為氣膜，在液相側的成為液膜，擴散過程的阻力及等于氣膜和液膜的阻力之和。分述如下：吸收溫度：吸收溫度是指洗苯塔內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。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均勻分布和自由流動均發生困難，當洗油溫度低于10℃時，還可能從油中析出固體沉淀物。吸收劑與溶質的分子量愈接近，則吸收得愈完全。提高回收率，但循環洗油量不宜過大，以免過多增大電、蒸汽的耗量和冷卻水用量。近年來，國外一些焦化廠，塔后煤氣含粗苯量控制在4g/Nm3左右，甚至更好，這一指標對大型焦化廠的粗苯回收是經濟合理的。適當的吸收面積即能保證一定的粗苯回收率，又使設備費和操作費經濟合理。脫苯原理實際上是精餾原理，由揮發度不同的組分的混合液中精餾塔內多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離幾乎純態的組分的過程，在精餾過程中，當加熱互不相溶的液體混合物時，如果塔內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，達到脫苯原理時，必將富油加熱到250～300℃，這實際上是不可行的。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。脫苯塔內苯的脫出率取決于一下因素：在塔底油溫下各組分的蒸汽壓：若富油的溫度高，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。加料板一下的塔盤：顯然，當增加加料板一下的塔盤層數時，各組分的餾出率相應增加，尤其是對甲苯和二甲苯等影響較大。然后從塔底排出，經旋風捕霧器除去大部分夾帶的焦油，凝結水霧，在進入煤氣總管，去洗苯塔。從脫苯工序來的30℃左右，～%的貧油由貧油泵送至洗苯塔頂噴灑，%左右，從塔底經U型管導入塔下油槽，再用富油泵抽到脫苯工序去脫苯，脫苯后的貧油循環使用。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。終冷洗苯部分：（一）、開、停工操作：開工：⑴、檢查所有閥門是否符合開工要求，聯系水電煤氣，水蒸氣做好煤氣進工段準備。停工：⑴、先停富油泵再停貧油泵，若油槽需清掃，先將油放入地下槽，再開人孔；若塔體檢修，則先開煤氣旁通閥，再關煤氣進入閥，再開塔放散管，用蒸汽趕盡塔內煤氣。富油含苯2%,含水1%。⑶、分縮器出口溫度降至80℃，以下，停富油；⑷、慢慢關分縮器冷卻水，慢慢關小冷凝冷卻器冷卻水，待無物粗苯流出時，關閉冷卻水閥。2℃。檢查各處的溫度，壓力，及時調整符合要求，各設備定期清掃。經常檢查油水分離器的情況，做到油不帶水，水不帶油。（二）突然停汽先停管式爐煤氣，采用冷料運轉，停再生器，關閉總蒸汽閥門，再關閉直接、間接蒸汽閥門；減少冷卻水，待無產品時再停水，檢查各油槽液位，準備停富油泵，將各油水分離出口閥關閉。用空噴塔洗苯具有以下優點：投資省、處理能力強，阻力小，不堵塞；缺點：洗苯效率低，塔后煤氣含苯高，洗油循環兩大動力消耗大。這種塔是一種新型塔，洗滌的效果好，與前兩種塔相比較，具有操作穩定、效率高、投資低的特點。但是它和鋼板網填料塔一樣體積龐大笨重、占地大、投資高，而且生產中往往需要三個洗苯塔。現將國內使用過的較成熟的洗苯塔和由國外引進的新塔型進行比較， 各種形式洗苯塔比較塔形使用廠家規模萬噸/年塔徑m塔高m臺數每臺重量t泵數閥門個數總容積比總占地總投資出總重量比總阻力pa木格填料邯鋼6027383397382000浮動噴射板濟鋼602313513717000鋼板網填料新余603525426721000日本空噴塔寶鋼10844321012977371500西德鋼板閥宣鋼9051119813711200日本花環填料戶煙60272____26___72____1100國產花環填料濟鋼601311___11116000采用花環填料代替木格填料時，對于年產焦炭60萬噸的的焦化廠，可節省投資80余萬元，約9萬元。花環填料洗苯塔與其他填料洗苯塔的經濟比較如下：各種填料塔與濟鋼花環調料塔相比木格子調料塔鋼板網填料塔日本花環塔西德鋼板網塔日本空噴塔泵用多用電萬kwh30151530275多用塔數 臺2111/32多占地2/31/21/21/2多用煤氣閥門個6336多用泵 臺21111增加投資2/32/51/23/52/2增大阻力 pa1300400200~600600900以上兩表可以看出，幾乎在所有比較項目中，花環填料塔都優于其他塔型（填料塔），它是當前國內最先進的洗苯塔。操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，故其所持正常操作所容許多負荷波動范圍比泡罩塔及篩板塔底寬。本設計所選用的脫苯塔即為泡罩塔。螺旋板換熱器與普通換熱器相比較，具有以下優點：傳熱效率高，其總傳熱系數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，效果更好。本設計即選用螺旋板式換熱器作為貧油冷卻器。查手冊得塔前、后的露點下煤氣中水蒸氣的含量分別是x1 (g/m3)和x2 (g/m3)，則X ＝[(x1/18)(273+t01)/273＋(x2/18)(273+t02)/273]100/2=[()(273+53)/273+()(273+23)/273]100/2=%將x值代入前式即可求得α1值。Sk；導熱系數：λ=λ為鋼的傳熱系數b/λ=10㎡KF＝Q/(△tmK)逆流時對數平均溫度差△tm：煤氣T 59℃→23℃冷卻水t 28℃→18℃△t 31 5=℃F=117601851000/(3600)=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：則有效管長為：x=設：n=W4/(u3600)=4/(3600)=取180根采用三角形排列 排4排。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=3502+42013+20012+1000+2000+1000+4000=16560mm =包括干煤氣、粗苯和水蒸氣在塔前塔后的變化原始數據：塔前煤氣溫度23℃，塔后煤氣溫度23℃塔前煤氣壓力917mmH2O，塔后煤氣壓力615 mmH2O從煤氣中吸收的粗苯量G′=G煤粗苯回收率=1000%=1102kg/h出塔煤氣含粗苯量= V煤氣塔后煤氣含苯量=37468=入塔濕煤氣量： 煤氣 37468 Nm3/h 17235kg/h 硫化氫 粗苯蒸汽 321Nm3/h 1177kg/h 水蒸氣 797kg/h 合 計 Nm3/h 出塔濕煤氣量： 煤氣 37468 Nm3/h 17235kg/ 硫化氫 粗苯蒸汽 水蒸氣 797kg/h 合 計 煤氣的實際流量（塔前V1，塔后V2）=41827 Nm3/h=41627 Nm3/h煤氣平均流量41727 Nm3/h，油密度取γ油=,則：W= V1油氣比γ油=41827=75372kg/h、富油含苯量煤氣實際含苯量： 塔前煤氣含苯量： 塔后煤氣含苯量：= 允許貧油含苯量：與α2相平衡的允許貧油含苯量按下式計算(用于焦油洗油):式中：χ—洗油含苯量，%； α2—出塔煤氣含苯量，； Mb—粗苯分子量，； Mm—洗油分子量，160； Pb—回收溫度下粗苯的飽和蒸汽壓，mmHg。則：洗苯塔內填料層高度：H′=32+2+2=塔高：H=H′+++2+2+5++（附加高度）=26m計算依據：粗苯產量G粗苯=1102kg/h，其中含純苯、甲苯、二甲苯和萘溶劑油分別是76%、15％、5％和4％，計算出各自的質量。180℃時各種組分的飽和蒸汽壓（mmHg）分別為：苯：7668；甲苯：3875；二甲苯：2060；萘：295；溶劑油：1100；洗油：110。則輻射段加熱面積為：F1=對流段加熱面積為：F2==設管式爐加熱效率為80%，煤氣熱值為4250kcal/m3=17782kJ/m3，則消耗煤氣量為Vg：Vg=煤氣在管式爐中燃燒產生的熱量為：Q‵=Vg17782=根據《焦化設計參考資料》選熱負荷為420萬千卡/時的管式爐一臺，其各項參數如下：型 號直徑毫米總高毫米總熱負荷萬千卡/時加熱面積 平方米設備重 噸對流段油管輻射段油管金屬重耐火材料重42025Φ114/Φ15242542856442050175進入再生器的富油中各組分的蒸發率按下式計算：式中：ηi—組分的蒸發率；n—提餾段塔板層數；Ki—組分的平衡常數，pi—組分的飽和蒸汽壓力，毫米汞柱；P—再生器內總壓力，毫米汞柱；l—油分子數與蒸汽分子數之比，Gm、Gs—油量和水蒸氣量，公斤/時；Mm、Ms—油和水蒸汽的分子量，分別為160和18。設在再生器內粗苯全部蒸發，則油分子數與水蒸氣分子數之比為: =帶入公式則得組分蒸發率為：萘 =洗油 =從再生器進入脫苯塔的氣體數量如下：洗油 +=萘 +=粗苯 1+=水蒸氣 +=從再生器排除殘渣數量如下：洗油 （）=萘 （）=，對每小時每噸180℃（t粗苯?h）再生器頂部氣體溫度為240℃，其直徑計算如下：m3/h取空塔速度v=，則直徑=則再生器規格選為：直徑mm全高mm塔板加熱器面積立方米重量，t形式板數設備重操作重18007050條形泡罩3216161 洗油與萘在提餾段的蒸發率：提餾塔板數n=14，脫苯塔塔底970mmHg，塔底貧油溫度178℃。粗苯中含油量為11851102=83kg/h，其中洗油占20%，萘占80%。從板式塔允許速度系數與板間距關系圖查出C=,得最大允許空塔氣速為：m/s選用空塔速度為塔徑為：（2）精餾段上段塔徑進入精餾段上部的氣相重量流量為：粗苯 1102kg/h萘 洗油 水蒸氣 共 計 塔頂氣相體積流量： =氣相重度為：=液相洗油重度（180℃時）為：kg/m3m/s選用空塔速度為=塔徑為：通過以上計算，板間距600mm，為一鑄鐵條形泡罩塔。進入貧富油換熱器貧油溫度175℃=，洗油（含萘）。：熱量輸入Q入：（1）冷富油在70℃時帶入的熱量Q1：Q1=（75372++1）70 =、1—分別為洗油、粗苯、水在70℃下的比熱，kcal/kg?℃。根據《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K=400Kcal/㎡?h?℃,則所需換熱面積為：F===計算依據：。已知蒸汽質量流量G=，表壓為4Kgf/㎝2，該壓力下的飽和蒸汽密度為ρ=，則蒸汽體積流量VS===蒸汽在管內流速取u=16m/s，則蒸汽管管徑為：==則選Φ1334的無縫鋼管。噴頭要求壓力P2=㎝ =147105Pa脫苯塔底油槽與大氣相通，故P1=10 Pa。⑷、重苯：初餾點≮150℃，180℃前餾出量≯10%，200℃前餾出量≮50%。壓力控制指標⑴、脫苯塔底不壓力（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。踏上設置連通的操作平臺，既便于操作又起到結構上互相加強作用，從塔底到塔頂設帶斜梯的操作臺。分凝器和冷凝冷卻器，蒸餾平臺之間宜用梯子和平臺相連通，以方便操作。1根據布置原則，終冷塔和旋風捕霧器由北向南排列，且不在一條中心線上。換熱器部分貧油冷卻器在地下放空槽的東邊，其底線偏北半米，再往東是貧富油換熱器，與貧油冷卻器處于同一水平線上。分凝器和冷凝器處于產品泵房與工具室之上，其中，分縮器靠南側，二者處于同一中心線上。：粗苯工段的責任有：終冷，洗苯各設備的開停工，調換及正常操作和異常情況的處理。蒸餾系統的開停工，調換及正常操作和異常情