畢業(yè)設(shè)計---年產(chǎn)160萬噸焦炭焦化廠粗苯回收工藝

1、<p><b>　　畢業(yè)設(shè)計</b></p><p>　　題 目 年產(chǎn)160萬噸焦炭焦化廠粗苯回收工藝</p><p>　　學(xué) 生 。。。</p><p>　　指導(dǎo)教師 。。。。。</p><p>　　年 級 。。。。。</p><p>　　專

2、業(yè) 。。。。。。</p><p>　　系 部 。。。。。。。</p><p>　　摘 要 苯族烴是寶貴的化工原料，隨著原油價格的不斷增長，粗苯的價格也在不斷增長，而焦炭價格穩(wěn)中有降，因此各焦化企業(yè)對焦?fàn)t煤氣中苯的回收更加重視，粗苯的銷售已成為一些企業(yè)的主要經(jīng)濟(jì)利潤來源。焦化廠的粗苯回收工藝主要包括洗苯和脫苯。洗苯塔是填料吸收塔，脫苯塔是板式精餾塔。板式塔為篩板塔，主要參

3、數(shù)為，塔高20米，塔徑2米，篩孔數(shù)目12371，開孔率10.1%。輔助設(shè)備主要包括：冷凝器、預(yù)熱器,其中冷凝器采用全凝器。塔附件主要有：接管、群座、人孔。其中進(jìn)料管采用直管進(jìn)料管；回流管采用直流回流；裙座采用圓角形，由于裙座內(nèi)徑約800mm,取裙座厚度16mm，考慮到使用再沸器,裙座高度取2m。根據(jù)所得數(shù)據(jù)，繪制篩板式板式塔的CAD圖，溢流裝置畫出放大剖面圖，塔頂塔底和人孔部位局部放大。</p><p>　　關(guān)鍵

4、詞 160萬噸 粗苯回收 板式塔 設(shè)備參數(shù) CAD圖</p><p><b>　　外文頁</b></p><p>　　The Technology Process of Crude Benzene Recovery in 1.6 million tons coke plant every year</p><p>　　Song Ji

5、eran directed by Wang Aibing</p><p>　　Abstract Aromatic hydrocarbon is an important kind of chemical raw materials. The priece of oil and crude benzene is growing,but the price of coal is discreasing. So

6、coking enterprise to pays more attention to the recovery of benzene, crude benzene sales has become the main economic profits in some enterprises. Coke's crude benzene recovery process mainly include benzene washing

7、and removing The washing benzene tower is an absorption tower,and removing benzene tower is a plate column. While the</p><p>　　Keywords 160 tons，crude benzene recovery ，plate tower ，equipment parameter ，CAD

8、 </p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　摘 要I</b></p><p><b>　　1總論1</b></p><p>　　1.1粗苯回收概述1</p><p>　　1.2粗苯的性質(zhì)1</p>

9、<p>　　1.3 設(shè)計任務(wù)、條件和要求1</p><p><b>　　2綜述2</b></p><p>　　2.1粗苯工藝流程簡述2</p><p>　　2.2影響粗苯回收的因素2</p><p><b>　　2.3前景展望3</b></p><p>　

10、　3粗苯生產(chǎn)工藝流程3</p><p>　　3.1粗苯工藝的基本原理3</p><p><b>　　3.2工藝流程5</b></p><p>　　3.3 主要設(shè)備的工藝計算和選型8</p><p><b>　　4計算說明書9</b></p><p><b>

11、;　　4.1計算條件9</b></p><p>　　4.2精餾塔的物料衡算10</p><p>　　4.3塔板數(shù)的確定11</p><p>　　4.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的的計算14</p><p>　　4.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算16</p><p>　　4.6塔板主要工藝尺寸的計算

12、17</p><p>　　4.7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算19</p><p>　　4.8塔負(fù)荷性能圖21</p><p>　　4.9篩板塔的計算結(jié)果25</p><p><b>　　5結(jié)論27</b></p><p>　　6塔體結(jié)構(gòu)及附屬設(shè)備的設(shè)計27</p><p>

13、;　　6.1冷凝器選擇:27</p><p><b>　　6.2接管28</b></p><p><b>　　6.3裙座28</b></p><p><b>　　6.4人孔28</b></p><p>　　7設(shè)計方案和廠區(qū)布置29</p><p&g

14、t;　　7.1粗苯工藝的廠區(qū)布置圖29</p><p>　　7.2操作崗位的確定及崗位定員31</p><p>　　7.3防火防爆和采暖通風(fēng)32</p><p>　　7.4供氣和給排水32</p><p>　　8三廢的處理及環(huán)境的保護(hù)33</p><p>　　8.1環(huán)境保護(hù)概述33</p>&

15、lt;p>　　8.2煤化工生產(chǎn)中的主要污染物33</p><p>　　8.3煤化工污水的處理34</p><p>　　8.4煤化工煙塵和廢氣的處理35</p><p>　　8.5焦化廢渣的處理方法35</p><p>　　9設(shè)計體會和收獲35</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)36<

16、/b></p><p><b>　　致 謝37</b></p><p><b>　　1總論</b></p><p><b>　　1.1粗苯回收概述</b></p><p>　　煤在煉焦的過程中，除有75％左右轉(zhuǎn)變?yōu)榻固客?，還有25％ 左右生成各種化學(xué)產(chǎn)品和煤氣。[1]

17、每煉1t焦炭，約可以產(chǎn)生430m。左右的煤氣，荒煤氣經(jīng)過冷卻和各種回收系統(tǒng)處理后可以提取煤焦油、氨、萘、硫化氫、氰化氫及粗苯等化學(xué)品并得到凈焦?fàn)t煤氣。以年產(chǎn)焦炭160萬t的企業(yè)來說，每年可回收粗苯約16000t，[2] 苯族烴是寶貴的化工原料，焦?fàn)t煤氣中一般含苯族烴在 25—40 g／Nm之間。粗苯是各焦化企業(yè)回收的主要對象，隨著原油價格的不斷增長，粗苯的價格也在不斷增長，而焦炭價格穩(wěn)中有降，因此各焦化企業(yè)對焦?fàn)t煤氣中苯的回收更加重視，

18、粗苯的銷售已成為一些企業(yè)的主要經(jīng)濟(jì)利潤來源。[3]-[5]可見，粗苯的有效回收在企業(yè)增加利潤的意義上顯得尤為重大。</p><p><b>　　1.2粗苯的性質(zhì)</b></p><p>　　粗苯是多種芳烴族和和其它多種碳?xì)浠衔锝M成的復(fù)雜混合物，粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等。此外，還含有一些不飽和化合物，硫化物及少量的酚類和吡啶堿類。在用洗油回收煤氣中的

19、苯族烴時，則尚有少量輕質(zhì)餾分摻雜在其中。</p><p>　　粗苯是談黃色的透明液體，比水輕，不溶于水。在貯存時，由于輕質(zhì)不飽和化合物的氧化和聚合所形成的樹脂狀物質(zhì)能溶于粗苯使其著色并很快地變暗。在常溫下，粗苯的比重是0.82～0.92kg/L。粗苯是易燃易爆物質(zhì)，閃點(diǎn)12℃.粗苯蒸氣在空中的濃度達(dá)到1.4～7.5%（體積）范圍內(nèi)時，及形成爆炸性的混合物。</p><p>　　粗苯的組成取

20、決于煉焦配煤的組成及煉焦產(chǎn)物在碳化室內(nèi)熱解程度，粗苯各組分的平均含量見表1-1</p><p>　　1.3 設(shè)計任務(wù)、條件和要求</p><p><b>　?。?）設(shè)計任務(wù)</b></p><p>　　本設(shè)計是160萬t/a焦化廠粗苯回收工段的工藝設(shè)計。</p><p><b>　?。?）設(shè)計要求</b&

21、gt;</p><p>　　本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油經(jīng)脫苯塔蒸餾，得到粗苯，粗苯產(chǎn)品的質(zhì)量指標(biāo)。</p><p>　　表1-1粗苯各組分的平均含量</p><p><b>　　2綜述</b></p><p>　　2.1粗苯工藝流程簡述</p><p>　　現(xiàn)階段焦化廠粗苯回收主要包括洗苯和脫

22、苯兩個部分。煤氣進(jìn)入洗苯塔底部，與塔頂噴淋的循環(huán)洗油逆流接觸，吸收了煤氣中的粗笨的洗油被稱為富油。富油經(jīng)泵送冷凝冷卻器和貧富油換熱器換熱后送去管式加熱爐，加熱到180℃后送脫苯塔，塔底來自管式爐的400℃過熱蒸汽將粗苯蒸汽從塔頂帶出，洗油變成貧油，進(jìn)入塔底，貧油經(jīng)換熱器后進(jìn)入循環(huán)槽中循環(huán)使用。粗苯蒸汽從塔頂溢出后經(jīng)冷凝冷卻進(jìn)入分離器，分離出水分后經(jīng)過計量槽自動流入貯存槽，部分粗苯用回流泵送回塔頂，成品粗苯可經(jīng)泵外送。</p>

23、<p>　　2.2影響粗苯回收的因素</p><p>　　在現(xiàn)階段生產(chǎn)中，影響粗苯回收率的因素有：（1）配合煤揮發(fā)份的影響 粗笨的產(chǎn)率取決于配合煤的揮發(fā)份和煤的變質(zhì)程度，并隨著配合煤中揮發(fā)份含量的增加而增加，配合煤揮發(fā)份增大，粗苯的產(chǎn)率也增大。同時，粗苯產(chǎn)率還隨著配煤中碳?xì)浔鹊脑黾酉鄳?yīng)提高；（2）焦?fàn)t加熱條件的影響；煉焦操作中，溫度的控制是關(guān)鍵，尤其是爐墻溫度和爐頂空間溫度。（3）循環(huán)洗油的質(zhì)量；在

24、粗苯回收要求洗油具有較好的吸收能力，在加熱是又能使粗苯很好的分離出來，同時還應(yīng)具有足夠的化學(xué)穩(wěn)定性，即使長時間使用吸收能力也不降低，而且不能與水發(fā)生乳化作用，并易與水分離，能夠再生以保證粗苯回收能正常進(jìn)行。（4）洗油吸收溫度的影響；吸收溫度是洗苯塔內(nèi)煤氣和洗油接觸的平均溫度，它取決于煤氣和洗油的溫度。一般情況下溫度低有利于苯的吸收，但是溫度過低洗油的粘度增加，影響洗油的循環(huán)量。當(dāng)吸收溫度在10以下時，會從洗油中析出沉淀物；當(dāng)吸收溫度大于

25、30時，塔后含苯量增加，降低粗苯的回收。因此，溫度為25度為宜。（5）貧油中粗苯含量的影響；入塔中粗苯含量越高。則塔后煤氣中苯的含量越大，損失也越大。（6）富油溫度的影響（7）脫苯塔塔頂溫度的影響（8）貧油二段后溫度</p><p><b>　　2.3前景展望</b></p><p>　　綜上所述，現(xiàn)在國內(nèi)各焦化廠所使用的粗苯的回收工藝比較成熟 技術(shù)可靠效益可觀，是充

26、分體現(xiàn)資源綜合利用的重要手段之一 ，也是完善，完整焦化不可分割的一部分。近年來，工藝設(shè)備技術(shù)領(lǐng)域正向著高效 節(jié)能化方向發(fā)展，特別是當(dāng)前粗苯銷售價格持續(xù)走高的形勢下，合理選擇粗苯回收工藝，選用合理的化工設(shè)備和管道，可有效地提高回收效率 降低能耗，是資源得以合理利用，有效地保證粗苯回收裝置安全 穩(wěn)定 清潔高效運(yùn)行，給企業(yè)帶來可觀的經(jīng)濟(jì)效益和社會效益。</p><p><b>　　3粗苯生產(chǎn)工藝流程</

27、b></p><p>　　3.1粗苯工藝的基本原理</p><p>　　3.1.1洗油吸收苯族烴的基本原理</p><p>　　用洗油吸收煤氣中的粗苯烴是物理吸收過程，服從亨利定律和道爾頓定律，當(dāng)煤氣中苯族烴的分壓大于洗油液面上苯族烴的平衡蒸氣壓時，煤氣中的苯族烴即被洗油吸收，二者差值越大，則洗收過程進(jìn)行的越容易，吸收速率也越快。</p><

28、;p>　　目前，吸收過程的機(jī)理仍建立在被吸收組分經(jīng)穩(wěn)定的界面薄膜擴(kuò)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(cè)，分別存著不呈湍流的薄膜，在氣相側(cè)的稱為氣膜，在液相側(cè)的成為液膜，擴(kuò)散過程的阻力及等于氣膜和液膜的阻力之和。</p><p>　　吸收系數(shù)大小取決于所采用的吸收劑的性質(zhì)，設(shè)備的構(gòu)造及吸收段過程進(jìn)行的條件（溫度、煤氣流速、噴淋量及壓力等）。顯然，這些因素對吸收速率也具有同樣的影響。&l

29、t;/p><p>　　3.1.2影響苯族烴吸收的因素</p><p>　　煤氣中的苯族烴在洗苯塔內(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：</p><p><b>　　（1）吸收溫度</b></p><p>　　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。吸收溫度

30、是通過吸收系數(shù)和吸收推動力的變化而影響吸收率的，提高的吸收溫度，可使吸收系數(shù)略有增加，但不顯著，而吸收推動力卻顯著減小。</p><p>　　對于洗油吸收煤氣中的苯族烴來說，洗油分子量及煤氣總壓的波動很小，可視為常數(shù)，而粗苯的蒸氣壓是隨溫度的變化而變化，溫度升高，粗苯的蒸氣壓力也升高，當(dāng)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(dāng)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。

31、當(dāng)入塔貧油含量一定時，洗油液面上苯族烴的蒸氣壓隨吸收溫度升高而增大，吸收推動力則隨之減小，致使洗苯后煤氣中的苯族烴含量（塔后損失）增高,粗苯的回收率降低。[7]</p><p>　　因此，吸收溫度不宜過高，但也并非越低越好，在低于15℃時洗油的粘度將顯著增加，使洗油輸送及其在塔內(nèi)均勻分布和自由流動均發(fā)生困難，當(dāng)洗油溫度低于10℃時，還可能從油中析出固體沉淀物。因此適宜的吸收溫度約25℃，實(shí)際操作波動于20～30℃

32、之間。</p><p>　　另外，操作中洗油溫度應(yīng)略高于煤氣溫度，以防止煤氣中毒水氣冷凝進(jìn)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，冬季搞4℃左右。</p><p>　　為了保證吸收溫度，煤氣進(jìn)洗苯塔前，應(yīng)在終冷期內(nèi)冷卻至20～28℃，循環(huán)油冷卻至小于30℃.</p><p>　　（2）洗油的吸收能力及循環(huán)量</p><p>　

33、　當(dāng)其他條件一定時，洗油的分子量變小，將使洗油中粗苯含量變大，即吸收得愈好，同類油劑的吸收能力與其分子量成反比。吸收劑與溶質(zhì)的分子量愈接近，則吸收得愈完全。在回收等量粗苯的情況下，如洗油的吸收能力強(qiáng),使富油含苯量高,則循環(huán)洗油量也可以相應(yīng)地減少。</p><p>　　但洗油的分子量不宜過小，否則洗油中吸收過程中揮發(fā)損失較大，并且脫苯蒸餾時不易與粗苯分離。</p><p>　　為了滿足從煤氣

34、中回收和制取粗苯的要求，洗油應(yīng)具有如下性能：</p><p>　?、俪叵聦Ρ阶鍩N有良好的吸收能力，在加熱時又能使粗苯很好的分離出來。</p><p>　?、谟凶銐虻幕瘜W(xué)穩(wěn)定性，即在長期使用中其吸收能力基本穩(wěn)定。</p><p>　?、墼谖詹僮鳒囟认拢粦?yīng)析出固體沉淀物。</p><p>　　④易與水分離，且不生成乳化物。</p>

35、;<p>　?、萦休^好的流動性，易于用泵抽送并能在填料上均勻分布。</p><p>　　增加循環(huán)油量可降低洗油中粗苯的含量，增加氣液間的吸收推動力，從而可以提高粗苯的回收率,但循環(huán)洗油量不宜過大，以免過多增大電、蒸氣的耗量和冷卻水用量。</p><p>　　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。</p><p>

36、<b>　　（3）貧油含苯量</b></p><p>　　貧油含苯量是決定塔后煤氣含苯族烴量的主要因素之一，當(dāng)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/Nm3。如進(jìn)一步降低貧油中的粗苯含量，雖然有助于降低塔后損失，但將增加脫苯蒸餾時代蒸氣耗量，使粗苯產(chǎn)品的180℃前餾出率減少，并且是洗油含量增加。</p><p>

37、;　　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(biāo)對大型焦化廠的粗苯回收是經(jīng)濟(jì)合理的。另外，從一般粗苯粗苯和回爐煤氣中分離出來的苯族烴的性質(zhì)可以看出，由回爐煤氣中得到的苯族烴，硫含量比粗苯高3.5倍，不飽和化合物的含量高1.1倍，由于這些物質(zhì)很容易聚合，故會增加粗苯的回收和精致難度，因此，塔后煤氣含苯量控制高一些也合理。</p><p>　?。?）吸收表面積的影響</p

38、><p>　　為使洗油充分吸收煤氣中的苯族烴，必須使氣液兩相之間有足夠的接觸面積（即吸收面積）。填料塔的吸收面積即為塔內(nèi)填料表面積，填料表面積愈大，則煤氣與洗油接觸時間愈長，回收過程進(jìn)行的愈完全。適當(dāng)?shù)奈彰娣e即能保證一定的粗苯回收率，又使設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)經(jīng)濟(jì)合理。[8]</p><p>　?。?）煤氣壓力與流速</p><p>　　當(dāng)增大煤氣壓力時，擴(kuò)散系數(shù)將隨之減少，

39、因而使吸收系數(shù)有所降低。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。</p><p>　　煤氣速度的增大也可提高吸收系數(shù)，并且可以提高氣液相接觸的湍動接觸程度和提高洗苯塔的生產(chǎn)能力，所以，加大煤氣速度可以強(qiáng)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。</p><p><b>　　3.1.3脫苯原理<

40、;/b></p><p>　　脫苯原理實(shí)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(jìn)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(dāng)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氣分壓之和時，液體開始沸騰，但從富油中蒸出粗苯，達(dá)到過苯蒸出粗苯，達(dá)到脫苯原理時，必將富油加熱到250～300℃，這實(shí)際上是不可行的。</p><p>

41、　　3.1.4 影響脫苯的因素</p><p>　　脫苯塔內(nèi)的脫出率的影響因素主要有①在塔底油溫下各組分的蒸氣壓；②塔內(nèi)操作壓力；③加料板以下的塔盤；</p><p><b>　　3.2工藝流程</b></p><p>　　3.2.1粗苯工藝流程詳述</p><p>　　經(jīng)過脫硫后的煤氣進(jìn)入終冷器，溫度由45度左右降低到

42、24度左右，進(jìn)入洗苯塔。在洗苯塔上端噴淋洗油，煤氣由下端進(jìn)入和洗油逆向接觸，洗油吸收煤氣中的苯族烴類形成富油，富油首先與脫苯塔塔頂出來的粗苯蒸汽進(jìn)行一次換熱，溫度升高到60度左右，接著與脫苯塔塔底的貧油進(jìn)行第二次換熱，這次換熱也被稱作油油換熱。換熱后升溫到110度左右，然后由管式加熱爐繼續(xù)進(jìn)行加熱，溫度到達(dá)180度進(jìn)入脫苯塔，在塔內(nèi)利用精餾將不同沸點(diǎn)的粗苯收集。</p><p>　　從脫苯塔頂部出來的油汽進(jìn)入油汽

43、換熱器及冷凝冷卻器，所得粗苯流入油水分離器。分離出水后的粗苯進(jìn)入回流槽，經(jīng)粗苯回流泵送至脫苯塔頂部作為回流用，其余的流入粗苯中間槽，用粗苯產(chǎn)品泵送往油庫工段裝車外送。在脫苯塔上部設(shè)有斷塔板，將塔板積存的油和水引出，流入到脫苯塔油水分離器，將水分離后，油進(jìn)入下層塔板。</p><p>　　脫苯塔底部采出的170℃熱貧油，經(jīng)一段貧油換熱器換熱后進(jìn)入脫苯塔下部的熱貧油槽。用熱貧油泵送至二段貧富油換熱器、貧油一段冷卻器、

44、貧油二段冷卻器，冷卻至30℃后，送到終冷洗苯工段洗苯塔循環(huán)使用。[10]</p><p>　　為保持穩(wěn)定的洗油質(zhì)量，同管式爐加熱后的富油管線引出1.5%的富油進(jìn)入再生器，用管式爐來的被加熱到400℃的過熱蒸汽直接蒸吹再生，再生器頂部出來的汽體進(jìn)入脫苯塔下部，再生器底部排出的殘渣定期排放至殘渣槽，用泵送到油庫工段的焦油貯槽。[11]</p><p>　　粗苯油水分離器、脫苯塔油水分離器分離出

45、來的水進(jìn)入控制分離器，進(jìn)一步將油水分離。分離出來的油流入油放空槽，用液下泵送到富油槽，分離出來的水流入水放空槽，用液下泵送到冷凝鼓風(fēng)工段。</p><p>　　粗苯質(zhì)量的好壞以蒸餾時180℃前蒸餾出量的百分?jǐn)?shù)來確定，粗苯的沸點(diǎn)范圍是75～200℃，若180℃前溜出量越多，粗苯質(zhì)量越好；若在180℃后的溜出物則為溶劑油。</p><p><b>　　3.2.2洗苯工藝</b&

46、gt;</p><p>　　目前洗苯工藝的回收方法主要有①洗油吸收法；②吸附法；③凝結(jié)法。焦油洗油是高溫煤焦油中230 -300℃的餾分，容易得到，所以設(shè)計中應(yīng)用焦油洗油。</p><p>　　3.2.3洗苯工藝流程</p><p>　?。?）用焦油洗油回收粗苯,生產(chǎn)流程見圖3-1。</p><p>　　煤氣經(jīng)最終冷卻到25～27℃后，進(jìn)入洗

47、苯塔。塔前的煤氣含粗苯32～40克/標(biāo)m3，塔后的煤氣中含粗苯低于2克/標(biāo)m3。</p><p>　　填料洗苯塔 2-富油泵 3-貧油中間槽 4-貧油冷卻器</p><p>　　圖3-1 洗苯工藝流程圖</p><p>　　從脫苯工序來的貧油，含苯0.2～0.4%，進(jìn)入貧油槽，用貧油泵進(jìn)入洗苯塔頂部，從塔頂噴淋而下，含苯量增至2.5%左右。用富油泵將富油從塔底

48、抽出，送往脫苯工序。脫苯后的貧油送回貧油槽循環(huán)使用。</p><p><b>　　3.2.4脫苯工藝</b></p><p>　　由洗苯工序過來的含苯富油需進(jìn)行脫苯。[12]脫苯工藝主要有蒸氣加熱法和管式爐加熱法。管式爐加熱法，即富油經(jīng)貧富油換熱器后用管式爐加熱至180～200℃后，在進(jìn)入脫苯塔，如圖3-2</p><p>　　管式爐加熱的富油

49、具有以下優(yōu)點(diǎn)：</p><p>　?、俑挥驮诠苁綘t內(nèi)加熱至180℃左右，脫苯程度高，貧油中粗苯含量可降至0.1%左右，從而使粗苯的塔后損失減小，粗苯的回收率可高達(dá)95～97%</p><p>　?、谡魵夂牧康?，每生產(chǎn)一噸180℃前的粗苯耗蒸氣約1～1.05噸且不受蒸氣壓力波動的影響，操作穩(wěn)定。</p><p>　?、鄯铀可伲魵夥摫?，每噸180℃前粗苯要產(chǎn)生3

50、～4噸工業(yè)酚水，而管式爐法只產(chǎn)生1.05噸以下的酚水。</p><p>　?、茉O(shè)備費(fèi)用低，蒸氣耗量顯著降低，大大縮小了冷凝冷卻和蒸餾設(shè)備的尺寸，從而使設(shè)備費(fèi)用大為降低。</p><p>　　因此，本設(shè)計選用管式爐加熱法。</p><p>　　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</p><p>　　7

51、-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</p><p>　　12-粗苯分離器 13-回流槽 14-控制分離器15會流泵16-粗苯槽</p><p>　　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</p><p>　　圖3-2管式爐加熱富油脫苯</p><p>　　從脫苯塔底排出的貧油溫度比

52、富油的預(yù)熱溫度約低3～5℃（130～140℃）熱貧油流入貧富有換熱器，與富油換熱并被冷卻至110～120℃后，在回到脫苯塔底的熱貧油槽中，在此用用熱貧油泵送到噴淋式貧油冷卻器，冷卻至25～30℃后，在送往洗苯塔循環(huán)噴灑。</p><p>　　由于洗油在循環(huán)使用的過程中質(zhì)量會變壞，為保持循環(huán)洗油的質(zhì)量，將循環(huán)油量的1～1.5%有富油入塔前的管路或脫苯塔加料板以下的一塊塔板處引入洗油再生器，洗油被10～12kgf/c

53、m2的間接蒸氣加熱至160～180℃，并用過熱直接蒸氣直接蒸吹，從再生器頂部蒸吹出來的溫度，留在再生器底部的高沸點(diǎn)聚合物及油渣稱為殘渣。可以靠設(shè)備內(nèi)地蒸氣壓力間歇地或連續(xù)地排至殘渣油槽。從再生器排出的殘渣油，300℃前的餾出量要求低于40%，若餾出量過高會大大增加洗油耗量。</p><p>　　3.3 主要設(shè)備的工藝計算和選型</p><p>　　3.3.1粗苯工藝應(yīng)用主要的設(shè)備</

54、p><p>　?、俳K冷器為橫管式冷卻器。②洗苯塔為填料塔，填料一般選用比表面積大的球型和孔板波紋填料。</p><p>　?、勖摫剿榘迨剿?，主要有泡罩和浮閥兩種。</p><p><b>　　④管式加熱爐</b></p><p><b>　?、葚氂驮偕?lt;/b></p><p&g

55、t;<b>　　⑥冷凝冷卻器</b></p><p><b>　　3.3.2設(shè)備選型</b></p><p>　?。?）終端冷卻器采用逆流接觸的工藝論證</p><p>　　焦?fàn)t煤氣流經(jīng)鼓風(fēng)機(jī)時被壓縮而獲得熱量，終冷器的作用就是轉(zhuǎn)煤氣獲得的熱量轉(zhuǎn)移掉。冷凝器中煤氣走管道，冷卻水走管間。逆流接觸使冷卻水和高溫煤氣充分接觸，使

56、煤氣溫度最大化降低。[13]在煤氣進(jìn)入洗苯塔后繼續(xù)與洗油逆向接觸，此時如果溫度過高，會使洗油汽化，影響洗油的吸收效率。</p><p>　?。?）粗苯蒸汽使用分凝器的工藝論證 </p><p>　　在粗苯工藝中，粗苯蒸汽的冷卻分了兩步，第一次與富油進(jìn)行換熱，使富油升溫到60度左右，粗苯蒸汽降溫，接著使用冷卻水對粗苯蒸汽進(jìn)行第二次降溫。因?yàn)榻?jīng)過第一步冷卻后粗苯的溫度過高，所以必須使用分凝器，

57、對苯進(jìn)行兩部冷卻。見圖3-3。</p><p>　?。?）貧油冷卻器的選型論證</p><p>　　我國焦化廠應(yīng)用的貧油冷卻器主要有：空氣——水噴淋式冷卻器、浮頭式冷卻器和螺旋板冷卻器三種，國內(nèi)應(yīng)用較多的是浮頭管殼式貧油冷卻器，今年來，螺旋板換熱器在我國焦化廠得到的廣泛采用，除可作為貧油冷卻器使用外，還可以作為貧富有換熱器、蒸氨廢水換熱器等。本設(shè)計采用螺旋板換熱器作為貧油冷卻器。</

58、p><p>　?。?）洗油的技術(shù)要求</p><p>　　為了滿足生產(chǎn)需要洗油應(yīng)具有以下性能，（1）常溫下對苯族烴有良好的吸收能力，加熱時又能使苯族烴能很好的分離出來；（2）具有化學(xué)穩(wěn)定性，即長期使用中其吸收能力基本穩(wěn)定；（3）在吸收操作溫度下不析出固體沉積物；（4）易與水分離，且不生成乳化物；（5）有較好的流動性，易于用泵送并能在填料上均勻分布。</p><p>　　

59、圖3-3 冷卻器工作原理流程圖 </p><p><b>　　4計算說明書</b></p><p><b>　　4.1計算條件</b></p><p>　　采用年產(chǎn)1t焦炭為基準(zhǔn)計算，基礎(chǔ)數(shù)據(jù)如表4-1</p><p><b>　　表4-1原始數(shù)據(jù)</b>&l

60、t;/p><p>　　粗苯和洗油物系屬于易分離物系，分離條件如下：</p><p><b>　　1、用連續(xù)精餾</b></p><p>　　2、全凝器冷凝塔內(nèi)上升蒸汽</p><p>　　3、操作回流比取最小回流比的1.5倍</p><p>　　4、原料的處理量F=0.0609㎏／h</p>

61、;<p>　　5、原料液組成為0.025﹙苯的質(zhì)量分率，下同﹚</p><p>　　6、塔頂餾出液的組成為0.995</p><p>　　7、塔底釜液的組成為0.005</p><p>　　8、泡點(diǎn)進(jìn)料 q=1</p><p>　　9、脫苯塔塔頂溫度 18.21</p><p>

62、;　　10、單板壓降 ≤0.7kPa</p><p>　　4.2精餾塔的物料衡算</p><p>　　4.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11㎏／kmol</p><p>　　洗油甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92.13㎏／kmol</p><p><

63、;b>　　xF=</b></p><p><b>　　xD=</b></p><p><b>　　xW=</b></p><p>　　4.2.2原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF =0.029×78.11＋﹙1－0.029﹚×92.1

64、3＝91.27㎏／kmol</p><p>　　MD=0.996×78.11＋﹙1－0.996﹚×92.13＝78.59㎏／kmol</p><p>　　MW=0.006×78.11＋﹙1－0.006﹚×92.13＝92.05㎏／kmol</p><p><b>　　4.2.3物料衡算</b></p

65、><p>　　原料液處理量 F= kmol／h</p><p><b>　　根據(jù)公式F=D+W</b></p><p>　　FxF=DxD+WxW</p><p>　　代入數(shù)據(jù)F=6.64×10—4 kmol／h，xF=0.029，xD=0.996，xW=0.006</p><p>&l

66、t;b>　　聯(lián)立得：</b></p><p>　　D=1.54×10—5 kmol／h</p><p>　　W=6.49×10—4 kmol／h</p><p><b>　　4.3塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　4.3.1理論塔板數(shù)</p><p

67、>　　①經(jīng)查閱文獻(xiàn)，得粗苯和洗油的安托萬常數(shù)A 、B 、C，見表4-2</p><p><b>　　表4-2安托萬常數(shù)</b></p><p>　　②利用安托萬方程㏑p0 =A－,求得粗苯和洗油的PA0 、PB0 見表4-3 </p><p>　　表4-3不同溫度下粗苯洗油的PA0 、PB0</p><p>

68、;　　③利用泡點(diǎn)方程x= 、 露點(diǎn)方程 y= 和表3-3中的數(shù)據(jù)求得粗苯和洗油的x、y。見表4-4</p><p>　　表4-4總壓101.3kPa下粗苯和洗油的t-x(y)關(guān)系</p><p>　　根據(jù)表4-4繪制粗苯、洗油體系的相圖：圖4-1</p><p>　　圖4-1粗苯洗油相圖</p><p><b>　?、茏钚』亓鞅鹊?/p>

69、求算</b></p><p>　　相對揮發(fā)度α＝pA0/ pB0 利用表3-3求得：</p><p>　　表4-5粗苯洗油物系在某些溫度下α的值：</p><p>　　計算α得平均值得，α＝2.43， 已知xF=0.029,</p><p>　　yF===0.068</p><p>　　Rmin= =＝2

70、3.79</p><p>　　取操作回流比R=1.5 Rmin =1.5×23.79=35.7</p><p>　?、萸缶s塔的氣液相負(fù)荷</p><p>　　L=RD=35.7×1.54×10-4=5.50×10-4</p><p>　　V=(R+1)D=36.7×1.54×10-

71、4 =5.65×10-4</p><p>　　L’=L+F=5.50×10-4+6.64×10—4=1.21×10-3</p><p>　　V’=V=5.65×10-4</p><p><b>　?、薏僮骶€方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方

72、程為</b></p><p>　　y=D =0.973xn+0.027</p><p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p>　　y’=W=2.142x,n －0.007</p><p><b>　　相平衡方程：</b></p><p><

73、b>　　y=</b></p><p>　?、哂弥鸢逵嬎惴ㄓ嬎憷碚撍鍞?shù)：見表4-6</p><p>　　理論塔板數(shù)N精＝12 N提＝5</p><p>　　表4-6粗苯洗油的氣液相組成</p><p>　　4.3.2實(shí)際塔板數(shù)的求算</p><p><b>　?、倏偹实?/p>

74、求取</b></p><p>　　80.1℃粗苯的μ＝0.300，洗油的μ＝0.315</p><p>　　μAV＝xiμi ＝0.025×0.300＋0.975×0.35＝0.354</p><p>　　相對揮發(fā)度α＝2.43</p><p>　　α×μAV＝2.43×0.354＝0.8

75、6</p><p>　　查閱文獻(xiàn)[19]得，塔板效率E＝0.52</p><p><b>　?、趯?shí)際塔板數(shù)的計算</b></p><p>　　精餾段實(shí)際塔板數(shù)N精＝12／0.52＝24</p><p>　　提餾段實(shí)際塔板數(shù)N提＝5／0.52＝10</p><p>　　4.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物

76、性數(shù)據(jù)的的計算</p><p>　　4.4.1操作壓力計算</p><p>　　塔頂操作壓力pD=101.3+18.21=119.51kPa</p><p>　　每層塔板的壓降△P=0.7kPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力 PF=119.5+0.7×24=136.31kPa</p><p>　　精餾段平均

77、壓力 Pm=(119.5+136.31) ／2=127.914 kPa</p><p>　　4.4.2操作溫度計算</p><p>　　依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下：</p><p>　　塔頂溫度 tD=80.1℃</p><p>　　進(jìn)料板溫度

78、 tF=109.3℃</p><p>　　精餾段平均溫度 tm=(80.1+109.3) ／2=94.7℃</p><p>　　4.4.3平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由xD=y1=0.996, x1=0.990</p><p>　　MVDM=0.996×78.11＋(1－0.996)92.3=78.17㎏／kmol&l

79、t;/p><p>　　MLDM=0.990×78.11＋(1－0.990)92.3=78.25㎏／kmol</p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由逐板計算法，相平衡方程得</p><p>　　xF=0.029, yF=0.068</p><p>　　MVFM＝0.0602

80、15;78.11＋(1－0.0602)92.13＝91.26㎏／kmol</p><p>　　MLFM＝0.026×78.11＋﹙1－0..026﹚92.13＝91.77㎏／kmol</p><p><b>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　MVM＝﹙78.17＋91.26﹚／2＝84.72㎏／kmol</p&

81、gt;<p>　　MLM＝﹙78.25＋91.77﹚／2＝85.01㎏／kmol</p><p>　　4.4.4平均密度的計算</p><p>　　Ⅰ、氣相平均密度的計算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即Ρvm==㎏／m3</p><p>　　Ⅱ、液相平均密度的計算</p><p>　　液相

82、平均密度依下式計算，即</p><p>　　1／ρtm＝∑aipi</p><p>　?、?、塔頂液相平均密度的計算</p><p>　　由tD=80.1℃，查手冊得ρA＝820, ρB＝810㎏／m3</p><p><b>　　ρLDm＝㎏／m3</b></p><p>　　Ⅳ、進(jìn)料板液相平

83、均密度的計算</p><p>　　由tF=109.3℃，查手冊得，ρA＝795, ρB＝793㎏／m3</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率</p><p><b>　　a＝</b></p><p><b>　　ρLFm＝㎏／m3</b></p><p>　　精餾段液

84、相平均密度為</p><p><b>　　ρLm=㎏／m3</b></p><p>　　4.4.5液體平均表面張力的計算</p><p>　　液相平均表面張力依據(jù)下式計算，即</p><p><b>　　σLm=Σxiσi</b></p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計

85、算</p><p>　　由tD=80.1℃，查手冊得σA ＝18.9 mN/m σB ＝19.1mN/m</p><p>　　σLm=0.996×18.9+0.004×19.1＝18.9mN/m</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計算</p><p>　　由tF=109.3℃，查手冊得，σA ＝17.8

86、mN/m σB ＝18 mN/m</p><p>　　σLf=0.026×17.8＋0.974×18＝18.0 mN/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力為</p><p>　　σLm=（18.9+18.0）／2＝18.45 mN/m</p><p>　　4.4.6液相平均黏度的計算</p>

87、<p>　　液相平均黏度依據(jù)下式計算即</p><p>　　lgμLm ＝∑xi lgμi </p><p>　　塔頂液相平均粘度的計算</p><p>　　由tD=80.1℃，查手冊得μA＝0.300 mPa?s μB＝0.355 mPa?s</p><p>　　lgμLDm＝0.996lg(0.300) ＋0.004lg(

88、0.355)</p><p>　　μLDm＝0.300 mPa?s</p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度的計算</p><p>　　由tF=109.3℃，查手冊得，μA＝0.220 mPa?s μB＝0.280 mPa?s</p><p>　　lgμLFm＝0.026lg(0.220) ＋0.974lg(0.280)</p&g

89、t;<p>　　μLFm =0.278 mPa?s</p><p>　　精餾段液相平均粘度為</p><p>　　μLm＝ mPa?s</p><p>　　4.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p>　　4.5.1塔徑的計算</p><p>　　精餾段的氣液相體積流率為(代入年產(chǎn)量160萬噸)<

90、;/p><p><b>　　Vs＝m3/s</b></p><p><b>　　Ls＝＝ m3/s</b></p><p>　　查表求C20，圖中的橫坐標(biāo)是</p><p>　　查表得C20 =0.12</p><p>　　C＝0.12×﹙﹚0.2 ＝0.118&l

91、t;/p><p>　　取板間距HT＝0.6,板上液層高度hL＝0.06m,則</p><p>　　HT－h(huán)L＝0.6－0.06＝0.54m</p><p>　　μmax ＝C0.118=1.78m/s</p><p>　　則安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p>　　μ=0.7μmax ＝0.7×1.

92、78＝1.246m/s</p><p><b>　　D=m</b></p><p>　　由于 塔徑太大故需要分塔生產(chǎn)，</p><p><b>　　D=m</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=2m</p><p><b>　　塔的截面積為</b&

93、gt;</p><p>　　A1 =D2 =3.14m2 </p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為</b></p><p><b>　　μ=m/s</b></p><p>　　4.5.2精餾塔有效高度的計算[27.29]</p><p><b>　　

94、精餾塔有效高度為</b></p><p>　　Z精=（N精－1）HT=﹙24－1﹚ ×0.6=13.8m</p><p><b>　　提餾段的有效高度為</b></p><p>　　Z提=（N提－1）HT＝﹙10－1﹚×0.6＝5.4m</p><p>　　在進(jìn)料板上方開一個人孔，其高度為

95、0.8m</p><p>　　故精餾塔的有效高度是</p><p>　　Z= Z精＋Z提＋0.8＝13.8＋5.4＋0.8＝20m</p><p>　　4.6塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　4.6.1.溢流裝置的計算</p><p>　　因塔徑D=2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計算如

96、下：</p><p><b>　?。?）堰長</b></p><p>　　取lw=0.66=0.66×2=1.32m</p><p>　　(2)溢流堰高度 </p><p><b>　　由= -</b></p><p>　　選用平直堰，堰上高度由式=計算，近

97、似取E=1，則</p><p><b>　　===0.031m</b></p><p>　　取板上清液層高度 =60mm</p><p>　　故=0.06-0.031=0.029m</p><p>　　(3)弓形降液管寬度和截面積</p><p><b>　　由=0.66</b&

98、gt;</p><p>　　查圖“弓形降液管的參數(shù)”，得=0.0722 =0.124</p><p>　　故=0.07223.14=0.227 </p><p>　　=0.124D=0.1242=0.248</p><p>　　依式=~5驗(yàn)算液體在降液管中停留時間，即</p><p>　　===10.48>

99、5s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p>　?。?）降液管底隙高度</p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　取=0.25/</b></p><p><b>　　則==0.039&l

100、t;/b></p><p>　　由于<，所以應(yīng)取>以保證液體由降液管流出時不受到很大阻力。選用凹形受液盤，深度=50.</p><p><b>　　4.6.2塔板布置</b></p><p><b>　?。?）塔板的分塊</b></p><p>　　因800，故塔板采用分塊式。查表

101、“塔板分塊數(shù)”，塔板分塊為5塊。</p><p>　　（2）邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　取==0.065，=0.035</p><p>　　（3）開孔區(qū)面積計算</p><p><b>　　開孔區(qū)面積按式=</b></p><p><b>　　其中</b></p

102、><p><b>　　故=</b></p><p>　　（4）篩孔計算及其排列</p><p>　　本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距為</p><p><b>　　篩孔數(shù)目為</b></p>&

103、lt;p><b>　　=個</b></p><p>　　開孔率為=10.1%</p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p>　　4.7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p><b>　　4.7.1塔板壓降</b></p><p><b>　　干板阻力計

104、算</b></p><p>　　干板阻力由式=0.051計算</p><p>　　由，查干篩孔的流量系數(shù)圖得=0.772</p><p>　　故=0.051 液柱</p><p>　?。?）氣體通過液層的阻力計算</p><p><b>　　=</b></p><p

105、>　　查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得=0.5</p><p><b>　　故 液柱</b></p><p>　?。?）液體表面張力的阻力計算</p><p>　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度可

106、按下式計算，即</p><p>　　氣體氣體通過每層塔板的壓降為<0.7Kpa</p><p><b>　　4.7.2液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小，并且本例的塔徑和流量均不大，故可忽略液面</p><p><b>　　落差的影響。</b></p>

107、<p><b>　　4.7.3液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾帶量由式計算，</p><p>　　故Kg液/Kg氣<0.1Kg液/Kg氣</p><p>　　故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。</p><p><b>　　4.7.4漏液</b></p>

108、<p>　　對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由式</p><p><b>　　=m/s</b></p><p>　　實(shí)際孔速=12.35m/s></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為 </b></p><p>　　故在本設(shè)計中無明顯漏液。</p><p><

109、b>　　4.7.5液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從</p><p><b>　　取=0.5，則</b></p><p><b>　　而 </b></p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，可有下式計算，即</p><p&

110、gt;<b>　　液柱</b></p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。</p><p><b>　　4.8塔負(fù)荷性能圖</b></p><p>　　4.8.1液相負(fù)荷上限線</p><p>　　以θ＝

111、4作為液體在降液管中停留的時間下限，根據(jù)公式θ＝=4</p><p>　　Ls,mix ==m3/s</p><p>　　根據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的處置液相負(fù)荷上限線4</p><p>　　4.8.2液相負(fù)荷下限線</p><p>　　對于平直堰，取堰上層高度=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。</p><p>　

112、　= =0.006，取E=1則</p><p>　　Ls,min ==0.1126 m3/s</p><p>　　根據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的處置液相負(fù)荷下限線3</p><p><b>　　4.8.3漏液線</b></p><p><b>　　= -</b></p><p

113、><b>　　=</b></p><p><b>　　整理的，</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出的值，計算結(jié)果列于表4-7.</p><p><b>　　表4-7漏液線1</b></p><p>　　4.8.4液沫夾帶線</p>

114、;<p>　　以eV =0.1 kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：</p><p>　　=2.5×﹙0.029+﹚</p><p><b>　　=</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結(jié)果列于表4-8.</p><p>　　表4-8液沫夾帶線

115、2</p><p><b>　　4.8.5液泛線</b></p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由；；；</b></p><p><b>　　聯(lián)立得</b></p><p>　　忽略，將與，與的關(guān)系式代

116、入上式，并整理得</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得</b></p><p><b>　　故0.0063</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出的值，計算結(jié)果列于表4-9.</p>&

117、lt;p><b>　　表4-9液泛線5</b></p><p>　　4.8.6負(fù)荷性能圖</p><p>　　根據(jù)以上各線方程，可以作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖4-2所示。</p><p>　　Vs,min=1.21m2/s Vs,mix=8.41m2/s</p><p><

118、;b>　　所以操作彈性為</b></p><p>　　圖4-2塔負(fù)荷性能圖</p><p>　　4.9篩板塔的計算結(jié)果</p><p><b>　　見表4-10</b></p><p>　　表4-10篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表</p><p><b>　　5結(jié)論<

119、;/b></p><p>　　經(jīng)過去工廠實(shí)習(xí)，查閱文獻(xiàn)資料，以及詳細(xì)的計算，本設(shè)計結(jié)論總結(jié)如下：</p><p>　?、爬梦锪虾馑惴匠蹋鸢逵嬎惴ㄓ嬎闼w的主要參數(shù)；</p><p>　　⑵塔高20米，塔徑2米，塔板數(shù)共計34塊，其中精餾段24塊，提餾段10塊，板間距0.6米，塔的有效高度為13.8，空塔氣速0.96米/秒； <

120、/p><p>　?、蔷s塔用弓形單溢流堰，堰長1.32米，堰高0.029米，溢流堰寬度0.248米，管底與受液盤距離0.05米；</p><p>　　⑷篩板的孔徑5毫米，孔間距15毫米，開孔面積2.41m2 ,孔數(shù)12371個，篩孔氣速12.35米；</p><p>　?、砂彘g距0.6米，單板壓降0.7Kpa；操作彈性6.78</p><p>　

121、?、释ㄟ^本次設(shè)計我學(xué)會了許多知識，對Word、Excel的應(yīng)用有了更深的理解，同時我還學(xué)會了CAD制圖。</p><p>　　6塔體結(jié)構(gòu)及附屬設(shè)備的設(shè)計</p><p><b>　　6.1冷凝器選擇:</b></p><p>　　蒸汽冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍500-1500kcal/(m2.h.oC)</p><

122、p>　　取K=700 kcal/(m2.h.oC)=2926J/(m2.h.oC)</p><p>　　出料液溫度：80.1oC（飽和氣）80.1 oC（飽和液）</p><p>　　冷卻水溫度：20 oC35 oC</p><p>　　逆流操作：△t1 = 60.1 oC △t2 = 45.1 oC</p><p><b&g

123、t;　　查得</b></p><p>　　設(shè)備型號：G500I-16-40</p><p>　　公稱直徑（mm） 公稱壓力（PN/mPa） 管理數(shù) </p><p>　　450 4.00 1</p><p>　　管根數(shù) 換熱管長度 換熱面積&

124、lt;/p><p>　　135 2000mm 20.1</p><p><b>　　6.2接管</b></p><p>　　6.2.1 進(jìn)料管</p><p>　　進(jìn)料管采用直進(jìn)料管，管徑計算如下：</p><p><b>　　取m/s

125、 </b></p><p>　　=102mm 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 </p><p>　　6.2.2 塔頂蒸汽出口管</p><p>　　常壓操作直管出氣， 蒸氣流速 12—20m/s. </p><p>　　取 m/s =437mm 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 </p><p&g

126、t;　　6.2.3回流管管徑</p><p>　　采用直管自回流，取 0.2—0.5 m/s。</p><p>　　取m/s =74mm 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 </p><p>　　6.2.4塔釜出料液管</p><p>　　為節(jié)省物料采用循環(huán)式再沸器</p><p>　　取 m/s =76mm 查

127、標(biāo)準(zhǔn)系列選取 </p><p>　　5.2.5塔底至再沸器的接管管徑</p><p>　　取 m/s =41.9mm 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 </p><p>　　6.2.6 再沸器返塔連接管管徑</p><p>　　取 m/s =341mm 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 </p><p><b>