常减压蒸馏工艺计算样本.doc

资料内容仅供您学习参考，如有不当之处，请联系改正或者删除。本科毕业设计工艺计算题 目 年处理24万吨焦油常减压蒸馏车间初步设计院 ( 系 环化学院 班 级: 化工12-2 姓 名: 柴昶 学 号: 020836 指导教师: 张劲勇 教师职称: 教授 3月第4章 工艺计算4.1设备选择要点4.1.1 圆筒管式炉( 1) 合理确定一段( 对流段) 和二段( 辐射段) 加热面积比例, 应满足正常条件下, 二段焦油出口温度400410时, 一段焦油出口温度在120130之间的要求。( 2) 蒸汽过热管可设置预一段或二段, 要合理确定加热面积。当蒸气量为焦油量的4%时, 应满足加热至400450的要求。( 3) 辐射管热强度实际生产波动在1800026000千卡/米2时, 设计宜采用180002 千卡/米2时, 对小型加热炉, 还可取低些。当选用光管时, 对流段热强度一般采用600010000千卡/米2时。( 4) 保护层厚度宜大于200毫米, 是散热损失控制在3%以内。( 5) 火嘴能力应大于管式炉能力的1.251.3倍。火嘴与炉管净距宜大于900毫米, 以免火焰添烧炉管。( 6) 辐射管和遮蔽管宜采用耐热钢( 如Cr5Mo等) 。4.1.2馏分塔( 1) 根据不同塔径确定塔板间距, 见表4-1。表4-1 塔板间距塔径( mm)80090010001200140016001800 22002400板距( mm)350350350350400400450450450450400400450450500500500500( 2) 进料层的闪蒸空间宜采用板距的2倍。( 3) 降液管截面宜按停留时间不低于5秒考虑。 ( 4) 塔板层数应结合流程种类、 产品方案、 切取制度及其它技术经济指标综合确定。4.2物料衡算原始数据: 年处理量 24万t/a原料煤焦油所含水分 4%年工作日 330日, 半年维修一次 每小时处理能力 w30303.03kg可按30303 kg计算表4-2 煤焦油馏分产率 % 馏分轻油酚油萘油洗油一蒽油二蒽油苊油沥青产率0.51.51251753564.2.1整个流程的物料衡算表4-3 整个流程的物料衡算输入 (kg/h)输出 (kg/h)共计煤焦油水分: 1212.1无水煤焦油: 29090.9 30303轻油: 29090.90.5%151.5酚油: 29090.91.5%454.5苊油: 29090.93%909.1 萘油: 29090.912%3636.4 洗油: 29090.95%1515.3 一蒽油: 29090.917% 5151.6 二蒽油: 29090.95%1515.3 沥青: 29090.956%16969.7 从脱水塔蒸出的煤焦油的水分: 303034%1212.1 30303输入物料量等于输出物料量, 故满足物料衡算的要求。 4.2.2主要设备的物料衡算 1.一段蒸发器输入物料量: 无水煤焦油 30303(14%)29090.9 kg/h输出物料量: 轻油 29090.90.25%72.7kg/h焦油 29090.999.75%29018.2kg/h 共计 72.7+29018.229090.9 kg/h输入物料量等于输出物料量, 故满足物料衡算定律。2.二段蒸发器输入物料量: 从一段蒸发器来的焦油量 29018.2 kg/h输出物料量: 轻油 29090.90.25%72.7kg/h 馏分 29090.9(10.25%0.25%)28945.4kg/h 共计 72.7+28945.429018.2 kg/h输入物料量等于输出物料量, 故满足物料衡算定律。3.酚油塔输入物料量: 来自二段蒸发器顶部的馏分 28945.4 kg/h输出物料量: 酚油 29090.91.5%436.4kg/h 萘油 29090.912%3490.9kg/h 馏分蒸汽 29090.9(10.5%12%1.5%)25018.2kg/h 共计 436.4+25018.2+3490.928945.4kg/h输入物料量等于输出物料量, 故满足物料衡算定律。4.馏分塔输入物料量: 来自蒽塔的馏分蒸汽 25018.2 kg/h输出物料量: 一蒽油 29090.917%4945.5kg/h二蒽油 29090.95%1454.5kg/h 沥青 29090.956%=16290.9kg/h 洗油 29090.95%1454.5kg/h 苊油 29090.93%872.7 kg/h 共计 4945.5+1454.5+16290.9+1454.5+872.725018.2kg/h输入物料量等于输出物料量, 故满足物料衡算定律。 4.3主要设备计算 4.3.1管式炉已知条件: 焦油温度 一段入口 85 一段出口 125 二段入口 110 二段出口 405过热蒸汽出口 450 焦油含水量 一段, 按焦油量的3%计 303033%909.1kg/h 二段, 按焦油量的0.3%计 303030.3%91kg/h 过热蒸汽量, 按焦油量的4%计 303034%1212.1 kg/h 经管式炉一段后轻油蒸发量, 按无水煤焦油的0.25%计72.8 kg/h一段焦油加热加热焦油耗热量: Q13030396%(i125i85)29090.9(197.4121.8) 2199272kJ/h 式中 197.4原料煤焦油125时的热焓, kJ/kg; 121.8原料煤焦油85时的热焓, kJ/kg。加热及蒸发一段焦油水分耗热量( 按二段焦油含水量为零计) : Q2909.1(q125q85)909.1(2722.02357)2150039.7kJ/h 式中 2722.02水蒸气125时的热焓, kJ/kg; 357水85时的热焓, kJ/kg。蒸发轻油耗热量: Q372.8396.928894.3kJ/h式中 57.6轻油蒸发量, kg/h396.9轻油汽化热, kJ/kg一段焦油加热总耗热量: Q1Q2 Q32199272+2150039+28894.3=4378205.3kJ/h过热蒸汽加热量加热蒸汽耗热量: Q41212.1 (3385.62771.6)744229.4 kJ/h式中 3385.66kg/cm2( 表压) 饱和水蒸气过热至450时热焓: kJ/kg; 2771.66kg/cm2( 表压) 饱和水蒸气热焓: kJ/kg。二段洗油加热加热焦油耗热量: Q5(29090.072.8)(966168)23156443.8kJ/h式中 966焦油380( 即一次蒸发温度) 时热焓, kJ/kg; 168焦油110, kJ/kg。加热二段焦油中水分耗热量: Q691256740.1kJ/h式中 3285405水蒸气热焓, kJ/kg; 463.68110水蒸气热焓, kJ/kg。二段焦油总耗热量: Q5 Q623413183.9kJ/h管式炉有效热负荷QQ1Q2Q3Q4Q5Q628535619.6kJ/h加热焦油单位耗热量: 941.7 kJ/kg热负荷比例: 一段热负荷 15.3%过热蒸汽热负荷 2.6%二段热负荷 82%耗煤气量设管式炉热效率为75%, 则耗煤气量为: =2156.9Nm3/h式中 17640煤气热值, kJ/ m3每吨焦油耗煤气量为: =71.2 Nm3选用有效负荷为6270MJ/h(350万千卡/时)的标准圆筒式管式炉两台。 350万千卡时的管式炉规格性能见表4-4 4.3.2一段蒸发器已知条件: 塔顶温度 105 塔顶压力( 绝对压力) 1.01kg/cm3塔顶出来的物料 轻油 72.7kg/h 水分 909.1-91= 818.1kg/h汽相负荷: m3/s设空塔气速为0.2 m/s, 则蒸发器直径为: m 故选用Dg1600mm的一段蒸发器一台。表4-4 350万千卡/时焦油蒸馏圆筒管式炉规格性能项 目公称能力项 目公称能力热负荷分布, 万千卡/时热强度, 千卡/米2时辐射段280.3辐射段18200对流段59.7对流段8270过热蒸汽段12.2过热蒸汽段8820加热面积, 米2设备重量, 吨辐射段154.3金属49对流段72保温材料40过热蒸汽段14 4.3.3二段蒸发器已知条件: 直接汽量, 按焦油量的1%计算 303.03 kg/h焦油含水量, 按焦油量的0.3%计算 91kg/h小计 394.03kg/h塔顶压力( 绝对压力) 1.35 kg/cm3塔顶温度 370气相负荷 = 1.14m3/s式中 72.7、 454.5、 3636.4、 1515.3、 909.1、 5151.6、 1515.3、 394.03分别是轻油、 酚油、 萘油、 苊油、 一蒽油、 二蒽油等馏分产量及水气量, kg/h; 105、 120、 133、 170、 189、 209、 18分别是轻油、 酚油馏分、 萘油混合馏分、 苊油馏分、 一蒽油馏分、 二蒽油馏分及水气的分子量。采用空塔气速为0.2 m/s, 则蒸发器直径为: D=2.69m故选用Dg2800mm的二段蒸发器一台。 4.3.4酚油塔 酚油塔采用酚油进行回流。已知条件: 从二段蒸发器来的直接蒸汽量 377.2kg/h 塔顶压力( 绝对压力) 1.25 kg/cm3 塔顶温度 257 回流量 30303=4545.5kg/h 回流温度 85 酚油馏分汽化热 321.3 kJ/kg 酚油馏分平均比热 085 1.512 kJ/kg 0257 1.932 kJ/kg蒸发回流所需要的热量: Q=4545.5=3463234.63 kJ/h内回流量: =10778.8kg/h塔顶汽相负荷: =1.62m3/s=5834.9m3/h汽相重度: =4.18kg/m3液相重度: 0.89=890 kg/m3式中 0.00008计算系数; 1.08苊油馏分20时的比重。液相负荷: =0.00336m3/s空塔气速: =0.728m/s 式中 CO系数, 根据不同板间距求得( 当板间距是400mm时, 求得CO =0.0521) 。适宜空塔气速按0.7Wmax m/s计算塔径: D=2.01m表4-5 2200 酚油塔的规格与技术特性项 目规 格项 目规 格 高度, 重量, t 塔板层数 精馏段 提馏段 泡罩形式 泡罩个数 泡罩齿缝高度, 每层塔板齿缝面积 降液管截面积, 1600042.33624195条形10250.2750.022板距, 毫米馏分侧线的踏板编号( 由下往上) 萘油酚油操作重量, t45016、 18塔顶58 4.3.5馏分塔 已知条件: 直接蒸汽量 从二段蒸发器来的 377.2kg/h进入馏分塔的, 按焦油量的1.7%计 494.5kg/h小计 871.7 kg/h塔顶压力( 绝对压力) 26.6KPa塔顶温度 105冷回流量 .2kg/h回流温度 30 洗油馏分汽化热 395.2 kJ/kg 洗油馏分平均比热 0110 1.882kJ/kg 030 1.673kJ/kg蒸发回流所需要的热量: 内回流量: 塔顶汽相负荷: 汽相重度: kg/m3液相重度: 0.812=812 kg/m3式中 0.00008计算系数; 0.88轻油馏分20时的比重。液相负荷: =0.00569m3/s空塔气速: =0.852m/s 式中系数, 根据不同板间距求得( 当板间距是450mm时, 求得=0.05) 。适宜空塔气速按0.7Wmax m/s计算塔径: D=2.12m=2120mm按设备系列, 故选用Dg=2200mm的馏分塔, 表4-6 Dg2200毫米馏分塔规格项目规格项目高度, 毫米29000板距, 毫米450重量, 吨49.065二蒽油34塔板层数47苊油7精馏段42洗油塔顶提馏段5一蒽油25 4.3.6一段轻油冷凝冷却器已知条件: 物料量 轻油 72.7kg/h水蒸气( 按一段蒸发器底焦油含水量为零计) 909.1kg/h 物料温度 入口 105 出口 30 轻油平均比热 1.974kJ/kg冷凝阶段放出的热量: kJ/h式中 2250.36水蒸气汽化热; 396.9轻油汽化热。冷却阶段放出的热量: =297129.73kJ/h热量小计: Q=Qa+Qb=2371786.64kJ/h冷却水( 入口25, 出口40) 用量t/h冷却段水温升高至: 对数平均温度差: 油汽, 105冷却水, 65 78.12 5冷凝段: 冷却段: 需要换热面积F: K1=150kcal/m2h, 即630kJ/m2h; K2= 100 kcal/m2 h, 即420 kJ/m2h冷凝段: m2冷却段: m272.71m2故选用的175m2冷凝冷却器 4.3.7二段轻油冷凝冷却器已知条件: 物料量轻油 72.7+11632=11704.7kg/h水蒸气( 按一段蒸发器底焦油含水量为零计) 909.1kg/h物料温度入口 105出口 30轻油平均比热 30110 1.974kJ/kg冷凝阶段放出的热量: kJ/h式中 2250.36水蒸气汽化热; 396.9轻油汽化热。冷却阶段放出的热量: kJ/h热量小计: Q=Qa+Qb=8710645.05 kJ/h冷却水( 入口25, 出口40) 用量t/h冷却段水温升高至: 对数平均温度差: 油汽, 105冷却水, 65 76.5 5冷凝段: 冷却段: 需要换热面积F: K1=150kcal/m2 h, 即630kJ/ m2h; K2=100 kcal/m2h, 即420 kJ/ m2h冷凝段: m2冷却段: m2150.1+183.5=333.6 m2 4.3.8萘油冷凝冷却器已知条件: 物料量 3636.4kg/h物料温度入口 185出口 70物料比热 2.1kJ/kg物料放出热量3636.42.1(185-70)=878190.6kg/h对数平均温度差=78.3换热面积( 取K=420 kJ/ m2h) m2冷却水( 入口32, 出口45) 用量t/h选用换热面积为冷却器一台。 4.3.9洗油冷凝冷却器已知条件: 物料量 1515.3kg/h物料温度入口 185出口 70物料比热 2.1kJ/kg物料放出热量 1515.32.1(185-70)=365944.95kg/h对数平均温度差 =78.3换热面积( 取K=420 kJ/ m2h) m2冷却水( 入口32, 出口45) 用量 t/h选用换热面积为 浸没式冷却器一台。第5章 主要设备的计算及选型5.1塔板数的计算 将全塔分为三段, 每段取三个组分HK, MK, LK 为计算方便, 同时考虑到萘在焦油中的特殊地位, 馏分塔的三段分配组成及平均相对分子质量分别如下表: 表5-1 馏分塔三段分配组成LKMKHK段分布组分相对分子质量组分相对分子质量组分相对分子质量上段洗油馏分135苊油馏分170蒽油192苊油馏分侧线以上部分中段洗油+苊油馏分146蒽油192甲基苯的同分异构体201两侧线之间下段洗+蒽+苊油馏分177蒽油192沥青212蒽油馏分侧线至加料板之间表5-2 质量流量流入/( kg/h)流出萘含量占无水焦油百分数组分质量流量/( kg/h)25018.2洗油馏分1454.55.5%5%苊油馏分872.73%11%蒽油馏分640022%20%沥青馏分16290.95.5%5%表5-3 摩尔流量组分相对分子质量kmol/L摩尔分数/%洗油馏分1351454.5/135=10.828.58苊油馏分170872.7/170=5.134.07蒽油馏分1926400/192=33.3326.43沥青馏分21216290.9/212=76.8460.92总计126.12100洗油馏分+苊油 轻油+酚油+萘油馏分 5.1.1 下段的计算表5-4 下段物料衡算流入流出质量流率( kg/h)25018.2塔顶8727.3塔底16290.9摩尔流率( kmol/h)126.12塔顶49.28塔底76.84沥青中, 萘的含量取为沥青质量10%, 萘为轻组分( LK) , 记为组分A。根据沥青的主要成分, 取苊为重组分( HK) , 记为组分B, 含量为洗油量的10%。进料中萘的含量取为进料的23%, 苊的含量取为无水焦油的3%。则质量守恒: 萘: 25018.223%=10%16290.9+8727.3 解得=47.2%苊: 3%29090.9=16290.910%+8727.3 解得=8.66%表5-5 关键组分萘( LK) A M=128苊 ( HK) B M=154进料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%4119.2832.1823%27.89%806.45.243%6.88%出料塔顶3463.6827.0655.23%54.40%120.960.783.25%2.64%塔底655.365.1210%11.34%685.444.4610%9.43%进料板温度220, 塔顶温度199, 塔底温度230根据饱和蒸汽压计算 萘: lgP= 苊: lgP=完全理想体系 计算结果如下表5-6 相对挥发度萘苊塔顶483.89106.334.554.22进料板795.06191.654.15塔底990.64249.373.97由于假设误差太大则理论板数取为3块, 塔板效率取0.3, 则实际板数为进料板位置的确定1.11解得x=5.2取为6故进料板为从下向上数第6块板 5.1.2 中段的计算 相当于在塔底进料, 只有精馏段表5-7 中段物料衡算流入流出质量流率( kg/h)8727.3塔顶2327.3塔底6400摩尔流率( kmol/h)49.27塔顶15.94塔底33.33选取甲酚为LK记为C, 萘为HK记为D。进料中: 甲酚的含量为无水焦油的0.6%, 萘的含量为进料的25%出料中: 塔顶甲酚的含量占出料的20%, 塔底萘的含量占出料的7%质量守恒: 甲酚: 解得=4.54%萘: 解得=2.37%表5-8 关键组分甲酚( LK) C M=108萘 ( HK) M=128进料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%645.125.974.33%5.11%1954.5115.2752.5%51.73%出料塔顶505.214.6720%21.83%7.010.0541.11%1.01%塔底139.911.31.13%1.34%1947.515.2263%62.98%塔顶温度165, 塔底温度200, 假设进料板190间位甲酚: lgP=7.15904萘: lgP=计算结果如下: 表5-9 相对挥发度甲酚萘塔顶256.5192.61.331.40进料板545.1374.61.42塔底716.54961.44因此圆整为21块, 塔板效率取为0.3, 则实际塔板数为假设的进料处 8.15取理论板数9, 实际板数为8/0.3=26, 取为26( 包括下一段的第一块塔板) 由于中段无提留段, 因此实际中段的塔板为26块即 5.1.3 上段的计算表5-10 上段物料流入流出质量流率( kg/h)2327.3塔顶1454.5塔底872.8摩尔流率( kmol/h)15.94塔顶10.77塔底5.17选取苯为LK, 记为E, 甲酚为HK, 记为F进料中: 苯的含量占无水焦油的0.15%; 甲酚的含量为进料的20%出料中: 塔顶甲酚的含量5%, 取为2%; 塔底苯的含量占出料的2%质量守恒: 苯: 解得=41.7%甲酚: 20%2327.3=2%1454.5+872.8 解得=23.15%表5-11 关键组分苯( LK) E M=98甲酚( HK) F M=108进料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%43.630.456.38%7.66%1163.610.7720%21.76%出料塔顶31.980.3231.36%33.71%17.90.172%2.01%塔底11.650.132%2.46%1145.710.623.15%25.71%塔顶温度105, 塔底温度165, 假设进料板140苯的饱和蒸汽压数据能够直接查取间位甲酚: lgP=7.15904 计算结果如下: 表5-12 相对挥发度苯甲酚塔顶207.123.88.75.0进料板474.3107.04.43塔底782256.53.05因此理论板数取为4, 塔板效率设为0.3, 则实际塔板数为4/0.3=13.3, 取为14进料位置的确定: 实际板数为2.12/0.3=6.87, 取为7, 即 5.1.4 总塔板数的计算 因此馏分塔的总塔板数块5.2塔的工艺参数 5.2.1塔径 D=2.2m 则塔板面积 AT=0.785D2=0.7852.22=3.8m2 空塔气速 5.2.2塔高 根据经验顶部空间一般取1.21.5m, 故取h1=1.5m, 底部空间h2=1.5m。有效塔高人孔所在板间距增至800mm, 塔板间取5个人孔, 裙座取3.3m, 因此有效塔高 H0=0.4546+(0.8-0.45)5=22.45m塔高: H=22.45+1.5+1.5+3.3=28.75m故塔高取29m。 5.2.3圆泡罩塔盘的设计泡罩尺寸的选择泡罩尺寸选取100mm需要泡罩个数m选择圆形泡罩, 齿缝为矩形型, 根据下式得出泡罩个数: Vm=式中 Vm满负荷所取Vm=2.13Vs m每层塔板上泡罩的个数; F4每个泡罩的齿缝总面积; h齿缝的高度。根据经验得出一下数据: F4=5m2h=0.032m因此: 91个需要的鼓泡面积鼓泡中的中心距满足: t=(1.251.5)D ; t-D=2575mm根据本课题取 t=1.4D=140mm t-D=40mm 符合条件。按正三角形排列, 每个泡罩所占的正六角行鼓泡面积ab(mm2)为: ab=0.866t2=0.866mm2整个塔盘鼓泡面积Aa(m2)为: Aa=mab=1.477m2 5.2.4板面布置选定流行由液相负荷Ls=0.00569 m3/s=20.5m3/h估采用单流型。取堰长Lw为塔径的0.66倍, 即堰长为: Lw=0.662.2=1.45m塔截面积为: AT=3.8m2单型塔板系列选定降液管面积Af与塔截面积AT之比以及弓形降液管宽度Wd与塔径D之比分别为: 故能够知: Af=0.07213.8=0.274m2Wd=0.1242.2=0.273m降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于35s, 才能保证液体所夹带气体的释出。故所夹带气体能够释出。降液管尺寸