年产120万吨焦化厂粗苯工段的设计Word文件下载.docx
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=246.64Nm3/h
3)煤气中粗苯含量
G粗笨=G煤X粗苯的回收率+V煤气X塔后煤气含苯量
=187.2X1000X1.1%+59904X0.002
=2179.008kg/h
V粗笨=^且笨/P粗笨
=2179.008/3.667
=594.22Nm3/h
上述三种气体流量之和
V总=乂某气+VH2S+V粗苯
=59904+246.64+594.22
=60744.86Nm3/h
4)塔前煤气中水蒸气量(G塔前kg/h和V塔前Nm3/h)塔前煤气温度「=580,煤气露点T01=53C露点下的水蒸汽压力P01=13582Pa
煤气绝对总压力=大气压+煤气总压(表)
=101300+10000
=111300Pa
V塔前=P01/(P—Po1)
=60744.86X13582/111300-13582=8504.28Nm/h
G塔前=V塔前X18/22.
=8504.28X18/22.4
=6803.42Kg/h
5)塔后煤气中水蒸汽量(G塔后kg/h和V塔后Nm3/h)塔后煤气温度T2=22C露点T02=22C露点下水蒸汽压力P02=2638Pa
塔后煤气绝对总压力:
卩2=大气压+塔后煤气压力
=101300+8500
=109800Pa
V塔后=Po2/(P2-Po2)
=60744.86X2638/(109800-2638)
=1214.90Nm3/h
G塔后=V塔后X18/22.4
=1214.90X18/22.4
=976.26Kg/h
6.1.3横管终冷洗萘塔的计算
H2S
(一)
q3=G粗笨XIKJ/h
1=4.18X(103+Ct)
c=(20.7+0.026t)/MKcal/(kgC)
M粗苯平均分子量,可取为82.2
t――煤气塔前温度,C
则c=(20.7+0.026X58)/82.2
=0.27Kcal/kgC
I=4.18X(103+0.27X58)
=496.00KJ/kg
q3=G粗笨XI
=2179.008X496.00
=1080785.35KJ/h
(4)水蒸气带入热量:
q4=G塔前X水蒸气塔前温度下的焓
=6803.42X2600.54
=17692565.85KJ/h
故带入热量为:
Qn=q1+q2+q3+q4=5236807.68+21502.39+1080785.35+17692565.85=24031661.27KJ/h
2.带出热量Q出:
(1)干煤气带出热量
q'
=V煤气X干煤气在22C下的焓
=59904X33.16
=1986416.64KJ/h
式中33.16――22C下干煤气的焓,KJ/h
(2)H2S带出热量:
c2=Gh2sXH2S在塔后温度下的比热X塔后温度
=374.4X0.9889X22
=8145.37KJ/h
(3)粗苯带出热量:
Cjs=G粗笨Xi,KJ/h
「=4.18X(103+t'
c)
式中c-=(20.7+0.026tj/M,kcal/(kgC)
M粗苯平均分子量,可取为82.2
t'
――煤气塔后温度C
c=(20.7+0.026X22)/82.2
=0.259kcal/(kg.C)
r=4.18X(103+0.259X22)
=454.36KJ/kg
故粗苯产品带出热量
Cb=2179.008X454.36
=990054.07KJ/h
(4)水蒸气带出热量:
=976.26X2533.94
=2473784.26KJ/h
故带出热量为:
'
'
^C+q2+q3+q4
=1986416.64+8145.37+990054.07+2473784.26=5458400.34KJ/h
(二)冷却面积的计算冷却水采用18C的地下水出塔温度为28C左右
(1)冷却水量
W=(Q入一Q入)/【(28—18)X4.18X10001=(2403161.27—5458400.34)/【(28—18)X4.18
X10001
=444.34m/h
(2)传热系数的计算:
K=
1
%
+J1
查得:
塔前露点58C时煤气水蒸气含量x1=91.0g/Nm3塔后露点22C时煤气水蒸气含量x2=19.5g/Nm3
X=【—X0.0224X(273+to+生x0.0224x(273+to2%73]
1818^273
=8.36%
1=0.0522x+5.36
=0.0522X8.36+5.36
=5.80
故:
%=330.3J/rf.S-K
2)«
2是管内壁至冷却水对流传热系数J/S・K
a2=0.023Re0.8prn
人(取n=0.4)di
横管终冷塔采用①25X2.5的无缝钢管(钢号为20)管数为
342,根据前面计算得冷却水量为462.88m3/h
管内水速为
W
US話
444.34
少4咒0.022咒330.3咒3600
=0.1234m/s
几=0.6J/m•s•k
密度:
P=997.45kg/m3
比热:
Cp=4.18KJ/Kg-k导热系数:
黏度:
卩=9.437X10"
4pa
贝
R=diUsP厂k
0.02咒1.2咒997.45
9.437X104
=25366.96
Pr=6.53
r0.80.4Z
故0<
2=0.023'
Re”Pr”—
di
06
=0.023CSBGG.ge0865364
0.02
=4877.86J/m2SK
3)管壁厚b=0.0025m,钢的导热系数a=51.54J/m2”S*,
b/入=0.0025/51.54=4.85
则:
1b1
=—+RSo+「+Rsi+—%人a2
=1/323.76+1.7197X10丄+4.85X10,+1.7197X10"
+1/4877.86
=3.686X10°
rf.S-K/J
K=271.3J/S-K
(三)高度计算
(1)管箱高度
管间距为32mm正△布管,则行间距为22.6mm可取25mm塔体采用边长为2米的长方形制造,每排可布57根水管,每组管束含6排,则一组共有57X6=285根水管,组间距取60
则一个管箱高度为32X10+20X2+60=420箱间距取
200mm
(4)计算有效管长
管子的倾斜度约为3r,形状如图:
由于每侧的管箱间距
为200mm则每根水管的纵向倾斜距离为100mm如图:
100
2000
则有效管长为:
X=j20002+1002=2002.5mm
(5)管箱数:
共需要管束个数为
=1569.75=35取m=36
285%兀咒0.025咒2.0025
F
m=
285•兀记*x
组,而每个管箱含2组管束,则共需36组管束,18个管箱,分两段,一段为9个管箱,二段为9个。
(6)塔高计算:
有效管板高度为:
H'
二350+420X18+200X17+350=11660mm=11.66m两段喷洒高度共取1m煤气出口2m煤气入口1m底部油槽高5m则实际塔高为:
H=H'
+1+2+1+4=20.66m
22C,塔后煤气温度26C,
30r
8500Pa,塔后煤气压力5880Pa
6.2洗苯塔的计算:
原始数据:
塔前煤气温度入塔贫油温度塔前煤气压力
从煤气中吸收的粗苯量为:
G,=G煤X粗苯回收率
=187.2X1.1%X1000
=2059.2Kg/h
出塔煤气含粗苯量为2360.59-2059.2=301.39Kg/h
入塔湿煤气量:
V,(Nm3/h)
G,(Kg/h)
煤
气
6489629462.78
硫
化氢
267.19
405.6
粗苯蒸汽
643.74
2360.59
水
蒸汽
1619.96
1301.75
共
计
67426.89
33530.72
出塔湿煤气量:
6489629462.78
82.19
301.39
共计66865.3431471.524
煤气的实际流量(塔前为V1,塔后为V2)
V1=67426.89咒273十22咒101325=67221.45Nm3/h
273101325+8500
V2=66865.34X273+26%—101325一=69239.06Nm'
/h
273101325+5880
煤气平均流量V的计算:
V=(V1+V2)/2=68117.21Nm3/h
1.洗油循环量W的计算:
油气比取为1.7L/m3煤气,油密度取
丫=1.06kg/L,贝U
油
W=VX油气比X丫
=68117.21X1.7X1.06
=122747.21Kg/h
2.贫油粗苯含量的计算:
(1)塔前煤气含粗苯量:
%=G粗笨前X10OOV,|
=2179.008X1000/66995.36=32.52g/Nm3式中:
V1――塔前煤气实际流量,Nm3/h
(2)塔后煤气含粗苯量:
5=G粗笨后x1000V2
=301.39X1000/69239.06
2i
=4.35g/Nm3式中:
V21——塔后煤气实际流量,Nm3/h
(3)
1.25(x/Mb)R
贫油允许含粗苯量:
与a2相平衡的允许贫油含苯量按下式计算(用于焦油洗油):
0.0224竺2=
Mbx/Mb+(100-x)/Mm按规定塔后煤气含量不大于2g/Nm式中:
a――为苯族烃的浓度
Mm――洗油的平均分子量,取160Mb――粗苯的平均分子量,取82.2
P煤气总压力
Pb――回收温度下粗苯的饱和蒸汽压,伽Hg
Pb=0.8008Pb'
+0.1340R+0.0310Fx+0.00342FS伽HgPb'
、P、Px、P分别是纯苯、甲苯、二甲苯、萘溶剂油的饱和蒸气压,查《焦化设计参考资料》下册得:
Pb'
=95.2mmHg,R=34.87mmHg,
求得pb=80.9mHg将已知数据带入方程,即可求出洗油含萘量x:
X=0.209%
(4)入塔贫油实际含苯量为:
G=x/n
=0.209/1.2=0.174%
即取平衡偏离系数n=1.2
(5)出塔富油含苯量:
C2=C1+回收的苯量/(洗油量+苯的回收量)
=0.174%+20592(122747.21+2059.2)
=1.8%
3.塔径和塔高的确定;
根据《燃料化工》1998(3):
36提供的参数,塑料花环填料的空塔气
速卩在1.1〜1.4m/s之间;
花环填料表面定额在0.2〜0.3rf/Nmh本设计取卩=1.25m/s,花环填料表面定额值为0.25rf/Nm3-h
圆整后,取D=4.4m
式中VS――煤气平均体积流量,NnVs
花环填料面积,用量及塔高的计算:
由于花环填料表面定额值为0.25rf/Nm3-h得花环填料面积:
F=0.25X68117.21=17029.30rf
洗苯塔吸收段内填Z型花环填料,填料层的结构采用多段填充,塔顶部设一层高0.8m的捕雾层,充填X型花环填料,采用6个叶式喷头,在塔的适当部位设再分布器。
三种花环填料规格见下表;
型号
填充分数
个/m3
比表面积
rf/Nm3
空隙率
容重
Kg/m3
X
32500
185
88
111
Z
8000
127
89
120
D
3000
94
90
188
由上表可查出:
Z型花环的比表面积为127rf/Nm3。
秒年里则:
填料总体积V=17029.30/127=134.09m3
故填料高度为:
h=-Vy=134.092=9.77m
nr2兀(4.笃)2
因此洗苯塔可分为5层填料,每层高度为2m填料层间距为1m捕雾层高0.8m,再分布器段2.5m,煤气入口段2m,煤气出口段2m,洗苯塔底部槽高为5m喷淋高度为2.5m,第二层与第三层填料间设再分布器,则洗苯塔内填料高度为:
H=5X2+2.5+3X1=15.5m
塔高可取为:
H=15.5+0.8+2+2+5++2.5+2.2(附加高度)=30m
6.3蒸馏脱苯部分设备计算和选型
6.3.1计算依据:
2179.008X76%=1656.05kg/h
2179.008X15%=326.70kg/h
2179.008X5%=108.95kg/h2179.008X4%=87.16kg/h122747.21kg/h
丫=1050Kg/m3
粗苯产量为2179.008kg/h,其中
苯甲苯二甲苯
萘溶剂油贫油量贫油密度
贝V=W=122747/1050=116.90m3/h
7
贫油中粗苯的含量为116.90X0.3%=0.351m3/h粗苯的密度取860kg/m3,贝U
粗苯量为0.351X860=301.86Kg/h
其中含苯2.8%X301.86=8.45Kg/h
甲苯19.2%X301.86=57.96Kg/h
二甲苯30.8%X301.86=92.97Kg/h萘溶剂油47.2%x301.86=142.48Kg/h
富油量=贫油量+粗苯产量+贫油中含粗苯量
=122747.21+2179.008+301.86
=125228.078Kg/h
富油中水量=富油量X(0.5〜1%
=125228.078X0.6%
=751.37Kg/h
富油中萘量=富油量X5%
=125228.078X5%
=6261.40Kg/h
洗油量=贫油量-富油中萘量
=122747.21-6261.40
=116485.81Kg/h
则进入脱苯工序的富油量如下:
成分
Kg/h
Kmol/h
分子量
洗油
116485.81
122747.21
728.04
160
萘
6261.40
48.92
128
苯
1664.5
2529.32
21.34
78
甲苯
384.66
4.19
91.9
二甲苯
201.92
1.92
105.9
溶剂油
229.64
751.37
41.5
18
共计
125979.3
843.42
6.3.2管式炉:
管式炉出口富油温度为180C,压力为920mmHg180C时各种组分的饱和蒸汽压(mmHg分别为:
苯:
7668;
甲苯:
3875;
萘:
295;
溶剂油:
1100;
洗油:
110。
从管式炉出来的富油进入脱苯塔时,闪蒸后与闪蒸前液相中各组分比率计算如下:
(用试差法)
苯的比率:
假设
0.619X7668+0.381咒3875=0.764
0.619X7668
rN=0.61^7668^'
0.38n<
110=0.991
0.62X21.34=13.23
1031.94
1741.654
0.764X4.19=3.20
294.08
0.859X1.92=1.65
174.74
0.919X1.92=1.76
211.2
0.977X48.92=47.79
6117.12
120774.08
0.991X728.04=721.49
115438.4
789.11
123266.416
验算申
B-
水:
®
W=0
闪蒸后留在液相中各组分的数量如下(包括进入再生器的洗油量)
叫Gi
-S
Mi
789.11X920
848.05-789.11
B=A/(A+Pb)
=12317.29
1664.5-1031.94=632.56
与假设值WB=0.619
在脱苯塔进口各组分蒸发量如下:
12317.29=0.616
12317.29+7668
非常接近,故以上计算正确。
(包括进入再生器的蒸发量)
384.66-294.08=90.58
201.92-173.676=28.24
4
769.824
1961.514
229.64-211.2=18.44
6261.40-6117.12=144.28
1191.69
116485.81-115438.4=1047.41
2712.884
粗苯在管式炉中的蒸发率:
769.824/2179.008X100%=35%
1.管式炉输入热量Qr:
(1)从洗苯塔来的富油经分缩器,贫富油换热器后进入管式炉(包括洗
油,粗苯,水,其温度为125C),带入热量Q1:
1洗油带入热量(包括萘):
5=洗油量(包括萘)X125C洗油的比热X温度
=122747.21X0.491X125X4.18
=31490489.86KJ/h
式中0.491――含萘洗油125C时的比热,KcaL/Kg•C
2粗苯带入热量:
KJ/h。
q2=粗苯量X比热X温度,粗苯125C的比热
C=0.383+0.00104t=0.513KcaL/Kg
贝Uq2=2480.72X0.513X125X4.18
=664938.39KJ/h
3水带入热量:
q3=水量X比热X温度
=751.37X1.017X125X4.18
=399264.869KJ/h
式中1.017——水在125C下的比热,KcaL/Kg「C故带入热量
Q1=q1+q2+q3
=31490489.86+664938.39+399264.869
=325554693.12KJ/h
入管式炉对流段低压蒸汽带入热量Q2:
查《焦化设计参考资料》下册,得:
每千克粗苯的直接蒸汽耗量为1.592千克,则蒸馏用直接蒸汽耗量为:
G=1.592X2179.008
=3468.98Kg/h
Q2=3468.98X2747.8
=9532063.24KJ/h
式中2747.8――0.4MPa表压)饱和蒸汽热焓,KJ/h④管式炉加热用煤气供热量Q3;
则输入热量为:
Qr=Q1+Q2+Qs
2、管式炉输出热量Qc
(1)出管式炉富油180C时带走的热量Q4含萘洗油带走热量
q,=洗油量(包括萘)X比热X温度
=122747.21X2.236X180
=49403297.08KJ/h
式中2.236――含萘洗油180C时的比热,KJ/Kg•C粗苯带入热量:
KJ/h。
q?
=粗苯量X比热X温度,
粗苯比热
C=0.383+0.00104t
=0.383+0.00104X180
=0.571KcaL/Kg•C
贝Uq2,=2480.72X0.571X180X4.18
=1067652.27KJ/h故:
Q4=q/+q2,
=49403297.08+1067652.27
=50470949.35KJ/h
(2)粗苯蒸汽和油气带出热量Q5
1洗油蒸汽带走热量(含萘蒸汽)
q3,=含萘洗油蒸汽量X热焓
=1191.69X565.2
=673543.19KJ/h
式中565.2――180C含萘洗油蒸汽热焓,KJ/Kg
2粗苯蒸汽带出热量
q4=粗苯蒸汽量X热焓
=769.824X665.7
=512471.84KJ/h
式中665.7――180C粗苯蒸汽热焓,KJ/h
3水蒸汽带出热量
qs=水蒸汽量X热焓
=751.37X2834.5
=2129758.27KJ/h
式中2834.5——1.2Kgf/cm2180C水蒸汽热焓,KJ/Kg
4粗苯蒸汽和油气带出热量Qb
Q5=q3+q4+q5
=673543.19+512471.84+212
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