化工毕业设计.doc

1总 论
1.1概述
苯族烃是宝贵的化工原料，焦炉气一般含苯族烃25～40g/m3，因此。通过脱氨后的煤气需进行苯族烃的回收并制取粗苯。
从焦炉煤气中回收苯族烃采用的方法有洗油吸取法，活性炭吸取法和深冷凝结法。其中洗油吸取法工艺简朴，经济可靠，因此得到广泛应用。
洗油吸取法依据操作压力分为加压吸取法，常压吸取法和负压吸取法。加压吸取法的操作压力为800～1200kPa,此法可强化吸取过程，适于煤气远距离输送或作为合成氨厂的原料。常压吸取法的操作压力稍高于大气压，是各国普遍采用的方法。负压吸取法应用于全负压煤气净化系统。
吸取了煤气中苯族烃的洗油称为富油。富油的脱苯按操作压力分为常压水蒸气蒸馏法和减压蒸馏法。按富油加热方式又分为预热器加热富油的脱苯法和管式炉加热富油的脱苯法。各国多采用管式炉加热富油的常压水蒸气蒸馏法。
因此，该设计对于化工生产来说也是一个很重要的课题。通过毕业设计可以使我们初步掌握该工艺的基本原理，重要的工艺过程及设备的构造，使我们综合运用所学专业课知识独立解决实际问题的能力得到了提高，培养和提高我们的决策能力、计算能力，结构设计与绘图能力。

1.2粗苯的理化性质

粗苯重要具有苯、甲苯、二甲苯、和三甲苯、等芳香烃。此外，还具有不饱和化合物、硫化物、饱和烃、酚类和吡啶碱类。当用洗油回收煤气中的苯族烃时，笨重中尚具有少量的洗油轻质馏分。
此外，粗苯中酚类的质量含量通常为0.1%～1.0%，吡啶碱类的质量含量一般不超过0.5%。当硫酸铵工段从煤气中回收吡啶碱类时，则粗苯中吡啶碱类质量含量不超过0.01%。
粗苯的各重要组分均在180℃前馏出，180℃后的流出物称为溶剂油。在测定粗苯中各组分的含量和计算产量时，通常将180℃前的馏出量当作100%来计算，故以其180℃前的馏出量作为鉴别粗苯质量的指标之一。粗苯在180℃前的馏出量取决于粗苯工段的工艺流程和操作制度。180℃前馏出量愈多，粗苯质量就愈好。一般规定粗苯的180℃前馏出量为93%～95%。
粗苯是黄色透明液体，比水轻，微溶于水。在贮存时，由于低沸点不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶解于粗苯中，使其着色变暗。粗苯易燃，闪点为12℃。粗苯蒸气在空气中的体积浓度为1.4%～7.5%时，能形成爆炸性混合物。

1.3影响苯族烃吸取的因素
1.3.1吸取温度
吸取温度系指洗苯塔内气液两相接触面的平均温度，它取决于煤气和洗油的温度，也受大气温度的影响。
吸取温度是通过吸取系数和吸取推动力的变化而影响粗苯回收率的。提高吸取温度，可使吸取系数略有增长，但不显著，而吸取推动力却显著减小。
总的来说，吸取温度不宜过高，但液不宜过低。在低于15℃时，洗油的黏度将显著增长，使洗油输送及其在塔内均匀分布和自由流动都发生困难。当洗油温度低于10℃时，还可以从油中析出固体沉淀物。因此适宜的吸取温度为25℃左右，实际操作温度波动于20～30℃之间。
操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中的水汽冷凝而进入洗油中。一般规定洗油温度在夏季比煤气温度高2℃左右，冬季高4℃左右。
为保证适宜的吸取温度，自硫酸铵工序来的煤气进洗苯塔前，应在最终冷却器内冷却至18～28℃，贫油应冷却至低于30℃。

1.3.2洗油的吸取能力及循环油量
由式可见，当其他条件一定期，洗油的相对分子质量减小将使洗油中粗苯含量增大，即吸取能力提高。同类液体吸取剂的吸取能力与其相对分子质量成反比，吸取剂与溶质的相对分子质量愈接近，则愈易互相溶解，吸取得愈完全。在回收等量粗苯的情况下，如洗油的吸取能力强，使富油的含苯量高，则循环洗油量也可相应减少。
但洗油的相对分子质量也不宜过小，否则洗油在吸取过程中挥发损失较大，并在脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。
送往洗苯塔的循环洗油量可根据下式求得：

式中 V——煤气量，/;
,——洗苯塔进、出口煤气中苯族烃含量，/；
L——洗油量，/;
,——贫油和富油中粗苯的含量，%。
由上式可见，增长循环洗油量，可减少洗油中粗苯的含量，增长吸取推动力，从而可提高粗苯回收率。但循环洗油量也不宜过大，以免过多地增长电、蒸汽的耗量和冷却水用量。
在塔后煤气含苯量一定的情况下，随着吸取温度的升高，所需要的循环洗油量也随之增长。
实际的循环洗油量可下述方法计算:
理论最小量计算拟定：

——理论最小循环洗油量 kg/h
——入塔煤气压力 kPa
——纯苯的饱和蒸汽压 kPa
——不涉及苯族烃的入塔煤气体积
——洗油相对分子质量
——规定达成的苯族烃的实际回收率
——无限大吸取面积时苯族烃的回收率
由上面的式子求的贫油量为96347.19
1.3.3贫油含苯量
贫油含苯量是决定塔后煤气含苯族烃量的重要因素之一。由式可见，当其他条件一定期，入塔贫油中粗苯含量愈高，则塔后损失愈大。假如塔后煤气中苯族烃含量为2/，设洗苯塔出口煤气压力p=100.00kPa，洗油相对分子质量M=160，25℃时粗苯的饱和蒸气压=13.00kPa，将有关数据代入上式，即可求出与此相平衡的洗油中粗苯含量：

计算结果表白，为使塔后损失不大于2/，贫油中的最大粗苯含量为0.22%。为了维持一定的吸取推动力，值应除以平衡偏移系数n，一般n=1.1～1.2。入取n=1.14，则允许的贫油含苯量。事实上，由于贫油中粗苯的组成里，苯和甲苯含量少，绝大部分为二甲苯和溶剂油，其蒸气压仅相称于同一温度下煤气中所含苯族烃蒸气压的20%～30%，故实际贫油含粗苯量可允许达成0.4%～0.6%，此时仍能保证塔后煤气含苯族烃在/以下。如进一步减少贫油中的粗苯含量，虽然有助于减少塔后损失，但将增长脱苯塔蒸馏时的水蒸气耗量，使粗苯产品的180℃前馏出率减少，并使洗油的耗量增长。
近年来，国外有些焦化厂，塔后煤气含苯量控制在4/左右，甚至更高。这一指标对大型焦化厂的粗苯回收是经济合理的。此外一般粗苯和从回炉煤气中分离出的苯族烃的性质可以看出，由回炉煤气中得到的苯族烃，硫含量比一般粗苯高 3.5倍，不饱和化合物含量高1.1倍。由于这些物质很容易聚合，会增长粗苯回收和精制操作的困难，故塔后煤气含苯量控制高一些也是合理的。

1.34吸取表面积
为了洗油充足吸取煤气中的苯族烃，必须使气液两相之间有足够的接触表面积（即吸取面积）。填料塔的吸取表面积即为塔内填料表面积。填料表面积愈大，则煤气与洗油接触的时间愈长，回收过程进行得也愈完全。
根据生产实践，当塔后煤气含苯量规定达成2/时，对于木格填料洗苯塔，每小时1煤气所需的吸取面积一般为1.0～1.1；对于钢板网填料塔，则为0.6～0.7。当减少吸取面积时，粗苯的回收率将显著减少。
1.3.5煤气压力和流速
当增大煤气压力时，扩散系数将随之减少，因而时吸取系数有所减少。但随着压力的增长，煤气中的苯族烃分压将成比例地增长，使吸取推动力显著增长，因而吸取速率也将增大。
由式/s可见，增长煤气速度可提高气膜吸取系数，从而提高吸取速率，强化吸取过程。但煤气速度也不宜过大，以免使洗苯塔阻力和雾膜夹带量过大。对木格填料塔，空塔气速以不高于载点气速的0.8倍为宜。回收率和上述诸因素之间的关系，可用下列无因次式表达：

式中 ——回收率；
——指数，；
P——煤气的平均压力，kPa;
F——填料的表面积，
V——煤气量，/h
K——总吸取系数，/（）；
b——指数，；
——油气比，/；
n——系数，；
——贫油中粗苯质量含量，%；
——入洗苯塔煤气中苯族烃含量， /。

1.4洗油的质量规定

为满足从煤气中回收和制取粗苯的规定，洗油应具有如下性能：
（1）常温下对苯族烃有良好的吸取能力，在加热时又能使苯族烃很好地分离出来；
（2）具有化学稳定，即在长期使用中其吸取能力基本稳定；
（3）在吸取操作温度下不应析出固体沉淀物；
（4）易与水分离，且不生成乳化物；
（5）有较好的流动性，易于用泵送并能在填料上均匀分布。
焦化厂用于洗苯的重要有焦油洗油和石油洗油。
焦油洗油是高温煤焦油中230～300℃的镏分，容易得到，为大多数焦化厂所采用。规定洗油的萘质量含量小于13%，苊质量含量不大于5%，以保证在10～15℃时无固体沉淀物。萘因熔点较高，在常温下易析出固体结晶，因此，应控制其含量。但萘与苊、芴、氧芴及洗油中其他高沸点组分混合时，能生成熔点低于有关各组分的共熔点混合物。因此，在洗油总存在一定数量的萘，有助于减少从洗油中析出沉淀物的温度。洗油中甲基萘含量高，洗油粘度小，平均相对分子质量小，洗苯能力较大。所以，在采用洗油脱萘工艺时，应防止甲基萘成分随之切出。
洗油含酚高易与水形成乳化物，破坏洗苯操作。此外，酚的存在还易使洗油变稠。因此，应严格控制洗油中的含酚量。
石油洗油系指轻柴油，为石油精馏时，在馏出汽油和煤油后所切取的馏分。生产实践表白：用石油洗油洗苯，具有洗油耗量低、油水分离容易及操作简便等优点。
石油洗油脱萘能力强，一般在洗苯塔后，可将煤气中萘脱至0.15g/m3以下。但洗苯能力弱，故循环油量比用焦油洗油时大，因而脱苯蒸馏时的蒸汽耗量也大。
石油洗油在循环使用过程中会形成不溶性物质——油渣，并堵塞换热设备，因而破坏正常的加热制度。此外，具有油渣的洗油与水还会形成稳定的乳化液，影响正常操作。故在洗苯流程中增设沉淀槽，控制含渣量不大于20/。
洗油的质量在循环使用过程中将逐渐变坏，其密度、黏度和相对分子质量均会增大，300℃前馏出量减少。这是由于洗油在洗苯塔中吸取苯族烃的同时还吸取了一些不饱和化合物，如环戊二烯、古马隆、茚和丁二烯等，这些不饱和化合物在煤气中硫醇等硫化物的作用下，会聚合成高分子聚合物并溶解在洗油中，因而使洗油质量变坏并析出沉淀物。此外，在循环使用过程中，洗油的部分轻质馏分被出塔煤气和粗苯带走，也会使洗油中高沸点组分含量增多，黏度、密度及平均相对分子质量增大。
循环洗油的吸取能力比新洗油约下降10%，为了保证循环洗油的质量，在生产过程中，必须对洗油进行再生解决

2设计方案
2.1用洗油吸取煤气中的苯族烃
洗油吸取煤气中粗苯蒸气的过程是物理吸取过程，当煤气中粗苯蒸气的分压大于洗油表面上粗苯蒸气时，煤气中的粗苯就被洗油吸取。而两者之间的差值就是吸取粗苯过程的推动力，故差值越大，则吸取过程进行的越容易，吸取的速率也越快。此外吸取过程的进行还与洗油和煤气的物理性质（黏度、密度）及吸取过程的条件（温度、洗苯塔形式、气体流速和喷洒密度等）有关。用洗油吸取煤气中的苯族烃所采用的洗苯塔虽有多种形式，但工艺流程基本相同。

2.2富油脱苯
富油脱苯按其加热方式分为预热器加热富油的脱苯法和管式炉加热富油的脱苯法。前者是运用列管式换热器用蒸汽间接加热富油，使其温度达成135～145℃后进入脱苯塔；后者是运用管式炉用煤气间接加热富油，使其温度达成180～190℃后进入脱苯塔。该法由于富油预热温度高，与前者相比具有以下优点：脱苯限度高，贫油中苯质量含量可达0.1%左右，粗苯回收率高；蒸汽耗量低，每生产1 t 180℃前粗苯为1～1.5t，仅为预热器加热富油脱苯蒸汽耗量的1/3；产生的污水量少；蒸馏和冷凝冷却设备的尺寸小。因此，目前广泛采用管式炉加热富油的脱苯工艺。
2.3解决能力
粗苯产量： Kg/h
粗苯产量4170Kg/h，其组成质量含量：苯70%，甲苯15%，二甲苯（含乙基苯）5%，三甲苯1.5%（含乙基甲苯），不饱和化合物7.0%，硫化物（按硫计）0.5%，饱化合物1.0%。
贫油量96347.19Kg/h，贫油中粗苯质量含量0.2%（贫油中粗苯组成质量含量：苯2.7%，甲苯20%，二甲苯30%，三甲苯25%，不饱和化合物10%，硫化物0.3%，饱化合物12%）。
富油中萘质量含量5%，水质量含量1%。

设定依据：
粗苯中各组分的平均含量（质量含量/%）
苯：55～80 甲苯11～22 二甲苯2.5～6
一般规定粗苯的180℃前馏出量为93%～95%。

3生产流程说明

3.1总流程概述
3.11吸取苯族烃的工艺流程

1—洗苯塔；2—新洗油塔；3—贫油槽；4—贫油泵；5—半富油泵；6—富油泵
图3.1 吸取苯族烃工艺流程图
煤气经最终冷却器冷却到25～27℃后，依次通过两个洗苯塔，塔后煤气中苯族烃含量一般为2g/m3,温度为27～30℃的脱苯洗油（贫油）用泵送至顺煤气流向最后一个洗苯塔的顶部。与煤气逆向沿着填料向下喷洒，然后通过油封流入塔底接受槽，由此用泵送至下一个洗苯装置，脱苯后的贫油经冷却后回到贫油槽循环使用。

3.12富油脱苯工艺流程介绍

来自洗苯工序的富油依次与脱苯塔顶的油气和水汽混合物，脱苯塔底排除的热贫油换热后温度达110～130℃进入脱水塔，脱水后的富油经管式炉加热至180～190℃进入脱苯塔。脱苯塔顶逸出的90～90℃的粗苯蒸气与富油换热后降温到73℃左右进入冷凝冷却器，冷凝液进入油水分离器，分离出水后的粗苯流入回流槽，部分粗苯送至塔顶作为回流，其余作为产品采出，脱苯塔底部排除的热经贫油换热器换热进入热贫油槽，再用泵送贫油冷却器冷却至25～30℃后去吸苯工序循环运用，脱水塔顶逸出的具有萘和洗油的蒸气进入脱苯塔精馏段下部，在脱苯塔精馏段切取奈油，以脱苯塔上部断塔板引出液体至油水分离器分出水后返回塔内、脱苯塔用的直接蒸气是经管式炉加热至400～450℃后经由再生器进入的，以保持再生器顶部温度高于脱苯塔底部温度。
为了保持循环洗油质量，将循环油量的1%～1.5%由富油入塔前的管路引入再生器再生，在此用蒸汽间接将洗油加热至160～180℃，并用蒸汽直接蒸吹，其中大部分洗油被蒸发并随直接蒸汽进入脱苯塔低，残留于再生器底部的残渣油，靠设备内部的压力间歇或连续地排至残渣油槽，残渣油中300℃前的馏出量规定低于40%，洗油再生器的操作对洗油消耗量有较大影响，在洗苯塔补雾及再生操作正常时，每生产1t 180℃前粗苯的焦油洗油消耗量应在100kg以下。生产纯苯工艺流程图如下：
1—脱水塔；2—管式炉；3—再生器；4—脱苯塔；5—热贫油槽；6—换热器；
7—冷凝冷却器；8—冷却器；9—分离器；10—回流槽
3.2 生产纯苯的流程图

4装置的工艺计算

4.1物料衡算

计算依据如下：
粗苯产量G粗苯=GCB=4170kg/h。其组分质量含量：苯70%，甲苯15%，二甲苯5%，三甲苯1.5%，不饱和化合物7.0%，硫化物0.5%，饱化合物1.0%
贫油量GP=60000kg/h，
贫油中粗苯质量含量0.2% 贫油中粗苯组成质量含量：（苯2.7%，甲苯20%，二甲苯30%，三甲苯25%，不饱和化合物10%，硫化物0.3%，饱化合物12%）
富油中萘（N）质量含量5%，水(W)质量含量1%。
进入脱苯工序的富油量GF
富油量GF= GCB+GP+GP×0.2%=4170+96347.19+996347.19×0.2%=100709.884kg/h
富油中水量GF×1%=100709.884×1%=1007.099kg/h
富油中萘含量GF×5%=100709.884×5%=5035.49kg/h
洗油量Gm=GP-GN=96347.19-5035.49=91314.7kg/h
查得各物质Mi(kg/kmol)如下：

苯
甲苯
二甲苯
三甲苯
不饱和化合物
饱和化合物
硫化物
萘
洗油
水
(g/ kg/h)
78
92
106
120
101
96
32
128
160
78
富油组成（GFi）----------------- GFi(kg/h)------------------- GFi/Mi(kmol/h)

苯 96347.19×0.2%×2.7%+4170×70%=2924.20 37.49

甲苯 96347.19×0.2%×20%+4170×15%=664.04 7.22

二甲苯 96347.19×0.2%×30%+4170×5%=266.31 2.51

三甲苯96347.19×0.2%×25%+4170×1.5%=110.72 0.92

不饱和化合物96347.19×0.2%×10%+4170×7.0%=311.17 3.08

饱和化合物96347.19×0.2%×12%+4170×1.9%=102.35 1.07

硫化物96347.19×0.2%×0.3%+4170×0.5%=21.43 0.67

萘 5035.49 39.34

洗油 91314.7 570.72

水 1007.099 55.95

合计 97357.289 718.97

进入脱苯工序的富油被预热到125℃后进入脱水塔，在脱水塔顶压力P=120kPa。水的汽化率为90%，在此条件下计算脱水后各组分留在液相中的分率。
i查图125℃各组分的饱和蒸汽压如下：（kPa）

苯（B）
甲苯（T）
二甲苯(X)
三甲苯(S)
奈(N)
洗油（m）
Pi0(kPa)
333.43
162.68
74.14
30.00
6.86
2.04

以分别代表苯，甲苯，二甲苯，三甲苯，萘，洗油和水留在液相中的质量含量（%）
先设B=0.781，代入公式计算余下各组分i值：

由式验算
其中

苯 ×0.781/1=2283.80 29.28
甲苯 664.40×0.880/1=584.36 6.35

二甲苯266.31×0.941/1=250.60 2.36

三甲苯 110.72×0.975/1=107.95 0.90

萘 5035.49×0.994/1=5005.28 39.10

洗油91311.7×0.998/1=91129.08 569.56

水1007.1×0.1/1=100.71 5.595

合计 99461.42 653.15

故=120×653.15/(718.97-653.15)=1190.79
则=1190.79/(1190.79+333.43)=0.781
B=0.781与假设B=0.781接近，证明上述计算对的。

管式炉出口富油温度180℃，压力122.66kPa，180℃时各组分的饱和蒸汽压查图得（kPa）：P0B

苯（B）
甲苯(T)
二甲苯(X)
三甲苯(S)
奈(N)
洗油(m)
P0B（kPa）
1016.58
477.29
270.11
120.00
39.33
14.67

富油进入脱苯塔闪蒸后与闪蒸前液相中各组分的比率（I/）计算如下：
先设B/=0.90，代入公式计算余下各组分值：

闪蒸后留在液相中各组分的数量（涉及进入再生器的油量）如下：

苯 2283.80×0.90=2055.42 26.35

甲苯 584.36×0.95=555.14 6.03

二甲苯 250.60×0.971=243.33 2.30

三甲苯 107.95×0.987=106.55 0.89

萘 5005.28×0.996=4985.26 38.95

洗油 91129.08×0.998=90946.82 568.42

合计 98892.54 642.94

验算/

/与假设/=0.883接近，证明上述计算对的。

在脱苯塔进出口各组分的蒸发量（涉及进入再生器的蒸发量）如下：

苯 2283.80-2055.42=228.38

甲苯 584.36-555.14=29.22

二甲苯 250.60-243.33=7.27

三甲苯 107.95-106.55=1.4

奈 5005.28-4985.26=20.02

洗油 91129.08-90946.82=182.26

水 100.71

合计 569.26

4.2加热面积的拟定
在进行一般工艺计算时，可采用已知的热强度数据按下式拟定所需要的加热面积：

式中 Q——单位时间内炉管吸取的热量kJ/h；
σ——炉管的表面热强度，辐射段单排管可取为84000～105000kJ/(m2.h)；对流段可取为21000～50000kJ/(m2.h)。
4.2.1管式炉供应富油的热量Q1
从脱水塔来的富油带入的热量Q1
洗油（涉及萘）=（5005.2891129.08）2.056125=15385682.79kJ/h

粗苯

水
式中 2.056，2.148，4.258依次为125℃时，洗油、粗苯和水的比热容，kJ/()。
粗苯的比热容得出，吸油和水的比热容查表得出。

出管式炉180℃的富油带出的热量Q2
洗油（涉及萘）

粗苯
式中 2.236，2.391分别为180℃时，洗油和粗苯的比热容，kJ/()
粗苯的比热容得出，吸油和水的比热容查表得出。

出管式炉粗苯蒸气和油气带出的热量Q3
洗油蒸气（涉及萘 蒸气）

粗苯蒸气

水蒸气
式中 565.2，665.7分别为洗油蒸气和粗苯蒸气的焓，kJ/kg;
2834.5——0.12Mpa, 180℃时水蒸气质量焓，kJ/kg。
粗苯蒸气焓
4.2.2管式炉供应蒸气的热量QV5
入管式炉对流段低压蒸汽带入热量Q4
蒸馏用直接蒸汽消耗量GS=1.5×4170=6255kg/h
Q4=2747.8×6255=17187489kJ/h
式中 2747.8-------0.4Mpa(表压)饱和蒸汽质量焓，kJ/kg。
400℃过热蒸气带出热量Q5
Q5=6255×3272=20466360kJ/h
式中 3272---------0.4Mpa(表压) 400℃过热蒸汽质量焓，kJ/kg。

4.23管式炉加热面积
取Qm的95%由辐射段供应，5%由对流段供应，取辐射段热强度为105000KJ/(m2.h),则辐射段炉管加热面积为：

取对流段热强度为21000kJ/(m2×h),则对流段炉管加热面积为：

设管式炉热效率为75%，煤气热值为17800kJ/m3,则煤气消耗量为：

5塔设备计算（填料塔）
5.1重要设备的工艺尺寸
焦炉煤气中苯族烃在洗苯塔内被吸取的限度称为回收率：

式中 η——粗苯回收率。%
a1,a2——洗苯塔入口煤气和出口煤气中苯族烃的含量，g/m3.
分别取=40g/m3. =2g/m3.
送往洗苯塔的循环量可根据下式求得:
选钢板网填料，由代入数据
式中 V——煤气量，m3/h.
L——洗油量，kg/h. L=95674.394kg/h
洗油饱和粗苯含量不大于2.5%～3.0%，解吸后贫油中含粗苯为0.3%～0.4%。
C1,C2——贫油和富油中粗苯的含量，%；这里取C1为2.5%，C2为0.3%。

在进行填料计算时，可取空塔气速0.8～1.0m/s,这里取1.0m/s.
则
圆整为D=4.4m.

煤气的解决量为52864.67m3/h(吸取塔)
混合气体的组成，进塔气中含苯族烃体积分数，进入吸取塔的洗油中含苯族烃摩尔分数
混合气体温度25℃
选用钢板网填料塔计算时，可采用下列数据：
油气比1.6～2.0L/m3；
空塔气速0.9～1.1m/s；
煤气所需填料面积0.6～0.7m2/(m3.h)；
洗油相对分子质量160；
吸取相平衡关系为： y*=0.125X
溶剂用量为理论最小用量的1.5倍（吸取），水蒸气用量取最小用量的1.5倍（解吸）
解吸相平衡关系为： y*=3.16X
苯族烃的气相体积吸取总系数 KYa=0.035kmol/(m3.s)
液相体积吸取总系数 KXa=30kmol/(m3.h)
将体积分数0.01换算为摩尔比
将摩尔分数换算为摩尔比
出塔气浓度
最小液气比
液气比

惰性气体流量：

填料塔高度为
实际取12m。
5.2辅助设备的选型
5.21洗油再生器
1)构造介绍
洗油再生器为钢板制的直立圆筒，带有锥形体底。中部设有带再分布装置的进料管，下部设有残渣排出管。蒸汽法加热富油脱苯的再生器下部设有加热器，管式炉法加热富油脱苯的再生器不设加热器。
为了减少洗油的蒸出温度，再生器底部设有直接蒸汽管，通入脱苯蒸馏所需的绝大部分或部分蒸汽。
在富油入口管下面设两块弓形隔板，以提高再生器内洗油的蒸出限度。在富油入口管的上面设三块弓形隔板，以捕集油滴。

2)富油中各组分的蒸出率计算
再生器内设5层多孔折流板，设其相称于两层泡罩塔板，即n=2。
油在再生器内被加热到200℃。该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压力分别为66.128kPa和26.664kPa。再生器出口油气压力为130.656KPa，则组分的平衡常数ki为：
萘

洗油
进入再生器内的油量Gm为脱水塔后富油量的1%，即994.61kg/h。
其中气相为569.26×0.01=5.69kg/h，液相为994.61-5.69=988.92kg/h。
气相涉及洗油182.26×0.01=1.14kg/h，萘20.02×0.01=0.02kg/h，粗苯（228.38+29.22+7.27+1.4）×0.01=2.66kg/h，水蒸气100.7×0.01=1.01kg/h。液相涉及洗油90946.82×0.01=909.47kg/h，萘4985.26×0.01=49.85kg/h，粗苯(2055.42+555.14+243.33+106.55)×0.01=29.60kg/h。进入再生器内的水蒸气量GS=1800kg/h。
液相油与水蒸气摩尔量之比为：

将上式各值代入式，得组分蒸出率为：
萘

洗油

从再生器进入脱苯塔的气体数量：
洗油 1.82+909.47×0.912=831.26kg/h

萘 0.20+49.85×0.965=48.31kg/h

粗苯 2.66+29.60=32.26kg/h

水蒸气 1.01+6255=6256.01kg/h

从再生器排除残渣数量：
洗油 909.47 ×（1-0.912）=80.03kg/h

萘 49.85×(1-0.965)=1.74kg/h

共计 80.03+1.74=81.82kg/h，对每吨180℃前粗苯为：
81.82×1000/1200=68.18kg
富油再生的油气和过热水蒸气从再生器顶部进入脱苯塔的底部，作为富油脱苯蒸汽。该蒸汽中粗苯蒸气分压与脱苯塔热贫油液面上粗苯蒸气压接近，很难使脱苯贫油含苯量再进一步减少，贫油含苯质量含量一般在0.4%左右。故有人提出将富油再生改为热贫油再生，这样可使贫油含苯量降到0.2%，甚至更低，使吸苯效率得以提高。

6设备稳定性及机械强度校核计算
6.1壁厚的计算
6.11筒体的设计壁厚

式中 －圆筒设计厚度，mm；
－ 容器计算压力，MPa；
－圆筒内径，mm；
－设计温度下筒体材料的许用压力，MPa；
－焊接接头系数；
－腐蚀裕量，mm。
依据上式，塔体材料选用16MnR，代入得：

考虑到钢板厚度负偏差圆整后，=0.25mm，取圆筒名义厚度4mm。
水压实验时的应力为

圆筒有效厚度
－厚度附加量()，mm

16MnR的屈服极限

水压实验时满足强度规定。
6.12封头壁厚的设计
塔内径，壁厚，材质16,设计压力，工作温度18℃～28℃。
采用标准椭圆形封头。双面对接焊缝100%探伤。
椭圆形封头壁厚

其中 =，，=170，=1.0，=1.0mm,代入得：

考虑到钢板厚度负偏差，取=0.22mm，圆整后用4mm钢板。
6.2机械强度的校核
塔设备由内压或外压引起的轴向应力

式中 －由内压或外压引起的轴向应力，MPa；
－计算压力，MPa；
－筒体直径，mm；
－i-i截面处筒体有效壁厚，mm。

6.21塔的质量载荷
设备操作时的质量

式中 －塔体和裙座质量，kg;
－内件质量，kg;
－保温材料质量，kg;
－平台、扶梯质量，kg;
－操作时塔内物料质量，kg;
－人孔、接管、法兰等附件质量，kg;
－偏心质量，kg;
塔体质量 DN=4400mm, 的筒节，每米质量为

的计算
V封+V筒=

6.22塔的风载荷
6.221水平风力的计算

式中 －水平风力，N；
－体型系数，圆柱直立设备取0.7；
－塔设备各计算段的风振系数，当塔高H≤20m时，取=1.7；
－基本风压，N/m2；
－风压高度变化系数；
－第i段计算长度，mm；
－塔设备各计算段的有效直径，mm。（设计取=4400 mm）
每隔5m计算水平风力：

6.222风弯矩的计算

每隔5m为一截面，计算得：

7主体设备的材料选择
钢板网填料是用0.5mm厚的薄钢板，在剪拉机上剪出一排排交错排列的切口，再将口拉上，板上即形成整齐排列的菱形孔。将钢板网立着一片片平行叠合起来，相邻板间用厚为20mm长短不一、交错排列的木条隔开，再用长螺栓固定起来。
从顶部喷淋下来的洗油，被钢板网间的木条分派到板网上形成液膜向下流动。煤气再网间向上流动，当被板网间的长木条挡住时，便穿过网孔进入邻近的空间。这样网上的液膜就不断地被鼓破，新的液膜又随即形成。所以，再钢板网填料中，气液两相的接触面积远大于填料表面积，并由于较剧烈的湍动和吸取表面不断更新而强化了操作。
钢板网填料分段堆砌在塔内，每段高约1.5m。填料板面垂直于塔的横截面，再板网之间即形成了煤气的曲折通路。为了保证洗油在塔的横截面上均匀分布，在塔内每隔一定距离安装一块带有煤气涡流罩的液体再分布板。
煤气涡流罩按同心圆排列在液体再分布板上，弯管出口方向与圆周相切，在同一圆周上的出口方向一致，相邻两圆周上的方向相反。由于弯管的导向作用，煤气流出涡流罩时，形成多股上升的旋风气流，因而使煤气得到混合，以均一的浓度进入上段填料。
汇聚在液体再分布板上的洗油，劲升气管内的弯管流到设于升气管中心的圆棒表面，再流到下端的齿形圆板上，借重力喷溅成液滴而淋洒到下段填料上。从而可消除洗油沿塔壁下流及分布不均的现象。
在进行钢板网填料塔计算时，可采用下列数据：填料比表面积44/；油气比1.6~2.0L/；空塔气速0.9~1.1m/s；煤气所需填料面积0.6~0.7/(h)。

8设计体会与收获
为期一个月的毕业实习刚刚结束，便开始了为期三个多月的毕业设计了。从这次实习在厂里学到的生产工艺和操作技能，再到离开厂里在校园里整理资料并准