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1、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
2、 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400～410℃时, 一段焦油出口温度在120～130℃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400～450℃的要求。 ( 3) 辐射管热强度实际生产波动在18000～26000
3、千卡/米2·时, 设计宜采用18000～2 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6000～10000千卡/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1.25～1.3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) 800 900 1000 1200 1400 1600 1
4、800 2200 2400 板距( mm) 350 350 350 350 400 400 450 450 450 450 400 400 450 450 500 500 500 500 ( 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
5、 4% 年工作日 330日, 半年维修一次 每小时处理能力 w＝30303.03kg 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 0.5 1.5 12 5 17 5 3 56 4.2.1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)
6、 共计 煤焦油水分: 1212.1 无水煤焦油: 29090.9 30303 轻油: 29090.9×0.5%＝151.5 酚油: 29090.9×1.5%＝454.5 苊油: 29090.9×3%＝909.1 萘油: 29090.9×12%＝3636.4 洗油: 29090.9×5%＝1515.3 一蒽油: 29090.9×17%＝ 5151.6 二蒽油: 29090.9×5%＝1515.3 沥青: 29090.9×56%＝16969.
7、7 从脱水塔蒸出的煤焦油的水分: 30303×4%＝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×(1－4%)＝29090.9 kg/h 输出物料量: 轻油 29090.9×0.25%＝72.7kg/h 焦油 29090.9×99.75
8、＝29018.2kg/h 共计 72.7+29018.2＝29090.9 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 29090.9×0.25%＝72.7kg/h 馏分 29090.9×(1－0.25%－0.25%)＝28945.
9、4kg/h 共计 72.7+28945.4＝29018.2 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 29090.9×1.5%＝436.4kg/h 萘油 29090.9×12%＝3490.9kg/h 馏分蒸汽 29090.9×(1
10、－0.5%－12%－1.5%)＝25018.2kg/h 共计 436.4+25018.2+3490.9＝28945.4kg/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 29090.9×17%＝4945.5kg/h 二蒽油 29090.9×5%＝1454.5kg/h 沥青
11、 29090.9×56%=16290.9kg/h 洗油 29090.9×5%＝1454.5kg/h 苊油 29090.9×3%＝872.7 kg/h 共计 4945.5+1454.5+16290.9+1454.5+872.7＝25018.2kg/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
12、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
13、 30303×3%＝909.1kg/h 二段, 按焦油量的0.3%计 30303×0.3%＝91kg/h 过热蒸汽量, 按焦油量的4%计 30303×4%＝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 ⑴一段焦油加热 加热焦油耗热量: Q1＝3030396%(i125－i85)＝29090.9(197.4－121.8) ＝2199272kJ/h 式中 197.4—原料煤焦油125℃时的热焓, kJ/kg;
14、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) : Q2＝909.1(q125－q85)＝909.1(2722.02－357)＝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: Q3＝72.8396.9＝28894.3kJ/h 式中 57.6—轻油蒸发量, kg/h 396.9—轻油汽化热, kJ/kg 一段焦油加热总耗热量: Q1＋Q2 ＋Q3＝2199272+2150039+28
15、894.3=4378205.3kJ/h ⑵过热蒸汽加热量 加热蒸汽耗热量: Q4＝1212.1 (3385.6－2771.6)＝744229.4 kJ/h 式中 3385.6—6kg/cm2( 表压) 饱和水蒸气过热至450℃时热焓: kJ/kg; 2771.6—6kg/cm2( 表压) 饱和水蒸气热焓: kJ/kg。 ⑶二段洗油加热 加热焦油耗热量: Q5＝(29090.0－72.8)(966－168)＝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℃,
16、kJ/kg。 加热二段焦油中水分耗热量: Q6＝91＝256740.1kJ/h 式中 3285—405℃水蒸气热焓, kJ/kg; 463.68—110℃水蒸气热焓, kJ/kg。 二段焦油总耗热量: Q5 ＋Q6＝23413183.9kJ/h ⑷管式炉有效热负荷 Q＝Q1＋Q2＋Q3＋Q4＋Q5＋Q6＝28535619.6kJ/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
17、 ＝82% ⑸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)
18、 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
19、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
20、 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
21、 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
22、 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 0~85℃ 1.512 kJ/kg·℃ 0~257℃ 1.932 kJ/kg·℃ 蒸发回流所需要的热量: Q=4545.5×=
23、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 =0.05[21]) 。 适
24、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, 16000 42.336 24 19 5 条形 10 25 0.275 0.022 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, t 45
25、0 16、 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
26、 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 0~110℃ 1.882kJ/kg·℃ 0~30℃ 1.673kJ/kg·℃ 蒸发回流所
27、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
28、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
29、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+
30、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/m2·h·℃, 即630kJ/m2·h℃; K2= 100 kcal/m2· h·℃, 即420 kJ/m2·h·℃ 冷凝段: m2 冷却段: m2 72.71m2 故选用的1×75m2冷凝冷却器 4.3.7二段轻油冷凝冷却器
31、 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 30~110℃ 1.974kJ/kg·℃ 冷凝阶段放出的热量: kJ/h
32、 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/ m2·h·℃; K2=100 kcal/m2·h·℃, 即420 kJ/ m2
33、·h·℃ 冷凝段: m2 冷却段: m2 150.1+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 36
34、36.4×2.1×(185-70)=878190.6kg/h 对数平均温度差 =78.3℃ 换热面积( 取K=420 kJ/ m2·h·℃) 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
35、 70℃ 物料比热 2.1kJ/kg·℃ 物料放出热量 1515.3×2.1×(185-70)=365944.95kg/h 对数平均温度差 =78.3℃ 换热面积( 取K=420 kJ/ m2·h·℃) 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
36、 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 LK MK HK 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
37、占无水焦油百分数 组分 质量流量/( kg/h) 25018.2 洗油馏分 1454.5 5.5%×5% 苊油馏分 872.7 3%×11% 蒽油馏分 6400 22%×20% 沥青馏分 16290.9 5.5%×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 135 1454.5/135=10.82 8.58 苊油馏分 170 872.7/170=5.13 4.07 蒽油馏分 192 6400/192=33.33 26.43 沥青馏分 212 16290.9/212=76
38、84 60.92 总计 126.12 100 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
39、为无水焦油的3%。则质量守恒: 萘: 25018.2×23%=10%×16290.9+×8727.3 解得=47.2% 苊: 3%×29090.9=16290.9×10%+×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/h kmol/h w% mol% kg/h kmol/h w% mol% 4119.28 32.18 23% 27.89% 8
40、06.4 5.24 3% 6.88% 出料 塔顶 3463.68 27.06 55.23% 54.40% 120.96 0.78 3.25% 2.64% 塔底 655.36 5.12 10% 11.34% 685.44 4.46 10% 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 483.89 106.33 4.55 4.22 进料
41、板 795.06 191.65 4.15 塔底 990.64 249.37 3.97 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
42、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/h kmol/h w% mol% kg/h kmol/h w% mol% 645.12 5.97 4.33% 5.11% 1954.51 15.27 52.5
43、 51.73% 出料 塔顶 505.21 4.67 20% 21.83% 7.01 0.054 1.11% 1.01% 塔底 139.91 1.3 1.13% 1.34% 1947.5 15.22 63% 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 256.5 192.6 1.33 1.40 进料板 545.1 374.6 1.42 塔底
44、716.5 496 1.44 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
45、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/h kmol/h w% mol% kg/h kmol/h w% mol% 43.63 0.45 6.38% 7.66%
46、 1163.6 10.77 20% 21.76% 出料 塔顶 31.98 0.32 31.36% 33.71% 17.9 0.17 2% 2.01% 塔底 11.65 0.13 2% 2.46% 1145.7 10.6 23.15% 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 207.1 23.8 8.7 5.0 进料板 474.3 107.
47、0 4.43 塔底 782 256.5 3.05 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=0.785×D2=0.785×2.22=3.8m2 空塔气速 5.2.2塔高
48、 根据经验顶部空间一般取1.2~1.5m, 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=0.45×46+(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 ⑴泡罩尺寸的选择 泡罩尺寸选取100mm ⑵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
49、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=5m2 h=0.032m 因此: 91个 ⑶需要的鼓泡面积 鼓泡中的中心距满足: t=(1.25~1.5)D ; t-D=25~75mm 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
50、2.4板面布置 ⑴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=0.66×2.2=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=0.0721×3.8=0.274m2 Wd=0.124×2.2=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3~5s, 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
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