1總 論1.1概述 苯族烴是寶貴的化工原料，焦爐氣一般含苯族烴2540g/m3，因此。經過脫氨后的煤氣需進行苯族烴的回收并制取粗苯。 從焦爐煤氣中回收苯族烴采用的方法有洗油吸收法，活性炭吸收法和深冷凝結法。其中洗油吸收法工藝簡單，經濟可靠，因此得到廣泛應用。 洗油吸收法依據操作壓力分為加壓吸收法，常壓吸收法和負壓吸收法。加壓吸收法的操作壓力為8001200kPa,此法可強化吸收過程，適于煤氣遠距離輸送或作為合成氨廠的原料。常壓吸收法的操作壓力稍高于大氣壓，是各國普遍采用的方法。負壓吸收法應用于全負壓煤氣凈化系統。 吸收了煤氣中苯族烴的洗油稱為富油。富油的脫苯按操作壓力分為常壓水蒸氣蒸餾法和減壓蒸餾法。按富油加熱方式又分為預熱器加熱富油的脫苯法和管式爐加熱富油的脫苯法。各國多采用管式爐加熱富油的常壓水蒸氣蒸餾法。 因此，該設計對于化工生產來說也是一個很重要的課題。通過畢業設計可以使我們初步掌握該工藝的基本原理，重要的工藝過程及設備的構造，使我們綜合運用所學專業課知識獨立解決實際問題的能力得到了提高，培養和提高我們的決策能力、計算能力，結構設計與繪圖能力。1.2粗苯的理化性質 粗苯主要含有苯、甲苯、二甲苯、和三甲苯、等芳香烴。此外，還含有不飽和化合物、硫化物、飽和烴、酚類和吡啶堿類。當用洗油回收煤氣中的苯族烴時，粗笨中尚含有少量的洗油輕質餾分。 此外，粗苯中酚類的質量含量通常為0.1%1.0%，吡啶堿類的質量含量一般不超過0.5%。當硫酸銨工段從煤氣中回收吡啶堿類時，則粗苯中吡啶堿類質量含量不超過0.01%。 粗苯的各主要組分均在180前餾出，180后的流出物稱為溶劑油。在測定粗苯中各組分的含量和計算產量時，通常將180前的餾出量當作100%來計算，故以其180前的餾出量作為鑒別粗苯質量的指標之一。粗苯在180前的餾出量取決于粗苯工段的工藝流程和操作制度。180前餾出量愈多，粗苯質量就愈好。一般要求粗苯的180前餾出量為93%95%。 粗苯是黃色透明液體，比水輕，微溶于水。在貯存時，由于低沸點不飽和化合物的氧化和聚合所形成的樹脂狀物質能溶解于粗苯中，使其著色變暗。粗苯易燃，閃點為12。粗苯蒸氣在空氣中的體積濃度為1.4%7.5%時，能形成爆炸性混合物。1.3影響苯族烴吸收的因素1.3.1吸收溫度吸收溫度系指洗苯塔內氣液兩相接觸面的平均溫度，它取決于煤氣和洗油的溫度，也受大氣溫度的影響。吸收溫度是通過吸收系數和吸收推動力的變化而影響粗苯回收率的。提高吸收溫度，可使吸收系數略有增加，但不顯著，而吸收推動力卻顯著減小。總的來說，吸收溫度不宜過高，但液不宜過低。在低于15時，洗油的黏度將顯著增加，使洗油輸送及其在塔內均勻分布和自由流動都發生困難。當洗油溫度低于10時，還可以從油中析出固體沉淀物。因此適宜的吸收溫度為25左右，實際操作溫度波動于2030之間。操作中洗油溫度應略高于煤氣溫度，以防止煤氣中的水汽冷凝而進入洗油中。一般規定洗油溫度在夏季比煤氣溫度高2左右，冬季高4左右。為保證適宜的吸收溫度，自硫酸銨工序來的煤氣進洗苯塔前，應在最終冷卻器內冷卻至1828，貧油應冷卻至低于30。1.3.2洗油的吸收能力及循環油量由式可見，當其他條件一定時，洗油的相對分子質量減小將使洗油中粗苯含量增大，即吸收能力提高。同類液體吸收劑的吸收能力與其相對分子質量成反比，吸收劑與溶質的相對分子質量愈接近，則愈易相互溶解，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，使富油的含苯量高，則循環洗油量也可相應減少。但洗油的相對分子質量也不宜過小，否則洗油在吸收過程中揮發損失較大，并在脫苯蒸餾時不易與粗苯分離。 送往洗苯塔的循環洗油量可根據下式求得： 式中 V煤氣量，/; ,洗苯塔進、出口煤氣中苯族烴含量，/； L洗油量，/; ,貧油和富油中粗苯的含量，%。由上式可見，增加循環洗油量，可降低洗油中粗苯的含量，增加吸收推動力，從而可提高粗苯回收率。但循環洗油量也不宜過大，以免過多地增加電、蒸汽的耗量和冷卻水用量。 在塔后煤氣含苯量一定的情況下，隨著吸收溫度的升高，所需要的循環洗油量也隨之增加。實際的循環洗油量可下述方法計算: 理論最小量計算確定： 理論最小循環洗油量 kg/h 入塔煤氣壓力 kPa純苯的飽和蒸汽壓 kPa 不包括苯族烴的入塔煤氣體積 洗油相對分子質量要求達到的苯族烴的實際回收率無限大吸收面積時苯族烴的回收率 由上面的式子求的貧油量為96347.191.3.3貧油含苯量貧油含苯量是決定塔后煤氣含苯族烴量的主要因素之一。由式可見，當其他條件一定時，入塔貧油中粗苯含量愈高，則塔后損失愈大。如果塔后煤氣中苯族烴含量為2/，設洗苯塔出口煤氣壓力p=100.00kPa，洗油相對分子質量M=160，25時粗苯的飽和蒸氣壓=13.00kPa，將有關數據代入上式，即可求出與此相平衡的洗油中粗苯含量： 計算結果表明，為使塔后損失不大于2/，貧油中的最大粗苯含量為0.22%。為了維持一定的吸收推動力，值應除以平衡偏移系數n，一般n=1.11.2。入取n=1.14，則允許的貧油含苯量。實際上，由于貧油中粗苯的組成里，苯和甲苯含量少，絕大部分為二甲苯和溶劑油，其蒸氣壓僅相當于同一溫度下煤氣中所含苯族烴蒸氣壓的20%30%，故實際貧油含粗苯量可允許達到0.4%0.6%，此時仍能保證塔后煤氣含苯族烴在/以下。如進一步降低貧油中的粗苯含量，雖然有助于降低塔后損失，但將增加脫苯塔蒸餾時的水蒸氣耗量，使粗苯產品的180前餾出率減少，并使洗油的耗量增加。近年來，國外有些焦化廠，塔后煤氣含苯量控制在4/左右，甚至更高。這一指標對大型焦化廠的粗苯回收是經濟合理的。另外一般粗苯和從回爐煤氣中分離出的苯族烴的性質可以看出，由回爐煤氣中得到的苯族烴，硫含量比一般粗苯高 3.5倍，不飽和化合物含量高1.1倍。由于這些物質很容易聚合，會增加粗苯回收和精制操作的困難，故塔后煤氣含苯量控制高一些也是合理的。1.34吸收表面積 為了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表面積（即吸收面積）。填料塔的吸收表面積即為塔內填料表面積。填料表面積愈大，則煤氣與洗油接觸的時間愈長，回收過程進行得也愈完全。 根據生產實踐，當塔后煤氣含苯量要求達到2/時，對于木格填料洗苯塔，每小時1煤氣所需的吸收面積一般為1.01.1；對于鋼板網填料塔，則為0.60.7。當減少吸收面積時，粗苯的回收率將顯著降低。1.3.5煤氣壓力和流速 當增大煤氣壓力時，擴散系數將隨之減少，因而時吸收系數有所降低。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大。 由式/s可見，增加煤氣速度可提高氣膜吸收系數，從而提高吸收速率，強化吸收過程。但煤氣速度也不宜過大，以免使洗苯塔阻力和霧膜夾帶量過大。對木格填料塔，空塔氣速以不高于載點氣速的0.8倍為宜。回收率和上述諸因素之間的關系，可用下列無因次式表示：式中 回收率； 指數，； P煤氣的平均壓力，kPa; F填料的表面積， V煤氣量，/h K總吸收系數，/（）； b指數，； 油氣比，/； n系數，； 貧油中粗苯質量含量，%； 入洗苯塔煤氣中苯族烴含量， /。1.4洗油的質量要求為滿足從煤氣中回收和制取粗苯的要求，洗油應具有如下性能：（1）常溫下對苯族烴有良好的吸收能力，在加熱時又能使苯族烴很好地分離出來；（2）具有化學穩定，即在長期使用中其吸收能力基本穩定；（3）在吸收操作溫度下不應析出固體沉淀物；（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。焦化廠用于洗苯的主要有焦油洗油和石油洗油。 焦油洗油是高溫煤焦油中230300的鎦分，容易得到，為大多數焦化廠所采用。要求洗油的萘質量含量小于13%，苊質量含量不大于5%，以保證在1015時無固體沉淀物。萘因熔點較高，在常溫下易析出固體結晶，因此，應控制其含量。但萘與苊、芴、氧芴及洗油中其他高沸點組分混合時，能生成熔點低于有關各組分的共熔點混合物。因此，在洗油總存在一定數量的萘，有助于降低從洗油中析出沉淀物的溫度。洗油中甲基萘含量高，洗油粘度小，平均相對分子質量小，洗苯能力較大。所以，在采用洗油脫萘工藝時，應防止甲基萘成分隨之切出。 洗油含酚高易與水形成乳化物，破壞洗苯操作。另外，酚的存在還易使洗油變稠。因此，應嚴格控制洗油中的含酚量。 石油洗油系指輕柴油，為石油精餾時，在餾出汽油和煤油后所切取的餾分。生產實踐表明：用石油洗油洗苯，具有洗油耗量低、油水分離容易及操作簡便等優點。 石油洗油脫萘能力強，一般在洗苯塔后，可將煤氣中萘脫至0.15g/m3以下。但洗苯能力弱，故循環油量比用焦油洗油時大，因而脫苯蒸餾時的蒸汽耗量也大。 石油洗油在循環使用過程中會形成不溶性物質油渣，并堵塞換熱設備，因而破壞正常的加熱制度。另外，含有油渣的洗油與水還會形成穩定的乳化液，影響正常操作。故在洗苯流程中增設沉淀槽，控制含渣量不大于20/。 洗油的質量在循環使用過程中將逐漸變壞，其密度、黏度和相對分子質量均會增大，300前餾出量降低。這是因為洗油在洗苯塔中吸收苯族烴的同時還吸收了一些不飽和化合物，如環戊二烯、古馬隆、茚和丁二烯等，這些不飽和化合物在煤氣中硫醇等硫化物的作用下，會聚合成高分子聚合物并溶解在洗油中，因而使洗油質量變壞并析出沉淀物。此外，在循環使用過程中，洗油的部分輕質餾分被出塔煤氣和粗苯帶走，也會使洗油中高沸點組分含量增多，黏度、密度及平均相對分子質量增大。 循環洗油的吸收能力比新洗油約下降10%，為了保證循環洗油的質量，在生產過程中，必須對洗油進行再生處理2設計方案 2.1用洗油吸收煤氣中的苯族烴 洗油吸收煤氣中粗苯蒸氣的過程是物理吸收過程，當煤氣中粗苯蒸氣的分壓大于洗油表面上粗苯蒸氣時，煤氣中的粗苯就被洗油吸收。而兩者之間的差值就是吸收粗苯過程的推動力，故差值越大，則吸收過程進行的越容易，吸收的速率也越快。此外吸收過程的進行還與洗油和煤氣的物理性質（黏度、密度）及吸收過程的條件（溫度、洗苯塔形式、氣體流速和噴灑密度等）有關。用洗油吸收煤氣中的苯族烴所采用的洗苯塔雖有多種形式，但工藝流程基本相同。2.2富油脫苯 富油脫苯按其加熱方式分為預熱器加熱富油的脫苯法和管式爐加熱富油的脫苯法。前者是利用列管式換熱器用蒸汽間接加熱富油，使其溫度達到135145后進入脫苯塔；后者是利用管式爐用煤氣間接加熱富油，使其溫度達到180190后進入脫苯塔。該法由于富油預熱溫度高，與前者相比具有以下優點：脫苯程度高，貧油中苯質量含量可達0.1%左右，粗苯回收率高；蒸汽耗量低，每生產1 t 180前粗苯為11.5t，僅為預熱器加熱富油脫苯蒸汽耗量的1/3；產生的污水量少；蒸餾和冷凝冷卻設備的尺寸小。因此，目前廣泛采用管式爐加熱富油的脫苯工藝。2.3處理能力粗苯產量： Kg/h 粗苯產量4170Kg/h，其組成質量含量：苯70%，甲苯15%，二甲苯（含乙基苯）5%，三甲苯1.5%（含乙基甲苯），不飽和化合物7.0%，硫化物（按硫計）0.5%，飽化合物1.0%。 貧油量96347.19Kg/h，貧油中粗苯質量含量0.2%（貧油中粗苯組成質量含量：苯2.7%，甲苯20%，二甲苯30%，三甲苯25%，不飽和化合物10%，硫化物0.3%，飽化合物12%）。 富油中萘質量含量5%，水質量含量1%。 設定依據： 粗苯中各組分的平均含量（質量含量/%） 苯：5580 甲苯1122 二甲苯2.56 一般要求粗苯的180前餾出量為93%95%。3生產流程說明3.1總流程概述3.11吸收苯族烴的工藝流程 1洗苯塔；2新洗油塔；3貧油槽；4貧油泵；5半富油泵；6富油泵圖3.1 吸收苯族烴工藝流程圖 煤氣經最終冷卻器冷卻到2527后，依次通過兩個洗苯塔，塔后煤氣中苯族烴含量一般為2g/m3,溫度為2730的脫苯洗油（貧油）用泵送至順煤氣流向最后一個洗苯塔的頂部。與煤氣逆向沿著填料向下噴灑，然后經過油封流入塔底接收槽，由此用泵送至下一個洗苯裝置，脫苯后的貧油經冷卻后回到貧油槽循環使用。3.12富油脫苯工藝流程介紹 來自洗苯工序的富油依次與脫苯塔頂的油氣和水汽混合物，脫苯塔底排除的熱貧油換熱后溫度達110130進入脫水塔，脫水后的富油經管式爐加熱至180190進入脫苯塔。脫苯塔頂逸出的9090的粗苯蒸氣與富油換熱后降溫到73左右進入冷凝冷卻器，冷凝液進入油水分離器，分離出水后的粗苯流入回流槽，部分粗苯送至塔頂作為回流，其余作為產品采出，脫苯塔底部排除的熱經貧油換熱器換熱進入熱貧油槽，再用泵送貧油冷卻器冷卻至2530后去吸苯工序循環利用，脫水塔頂逸出的含有萘和洗油的蒸氣進入脫苯塔精餾段下部，在脫苯塔精餾段切取奈油，以脫苯塔上部斷塔板引出液體至油水分離器分出水后返回塔內、脫苯塔用的直接蒸氣是經管式爐加熱至400450后經由再生器進入的，以保持再生器頂部溫度高于脫苯塔底部溫度。為了保持循環洗油質量，將循環油量的1%1.5%由富油入塔前的管路引入再生器再生，在此用蒸汽間接將洗油加熱至160180，并用蒸汽直接蒸吹，其中大部分洗油被蒸發并隨直接蒸汽進入脫苯塔低，殘留于再生器底部的殘渣油，靠設備內部的壓力間歇或連續地排至殘渣油槽，殘渣油中300前的餾出量要求低于40%，洗油再生器的操作對洗油消耗量有較大影響，在洗苯塔補霧及再生操作正常時，每生產1t 180前粗苯的焦油洗油消耗量應在100kg以下。生產純苯工藝流程圖如下：1脫水塔；2管式爐；3再生器；4脫苯塔；5熱貧油槽；6換熱器；7冷凝冷卻器；8冷卻器；9分離器；10回流槽3.2 生產純苯的流程圖4裝置的工藝計算4.1物料衡算計算依據如下：粗苯產量G粗苯=GCB=4170kg/h。其組分質量含量：苯70%，甲苯15%，二甲苯5%，三甲苯1.5%，不飽和化合物7.0%，硫化物0.5%，飽化合物1.0%貧油量GP=60000kg/h，貧油中粗苯質量含量0.2% 貧油中粗苯組成質量含量：（苯2.7%，甲苯20%，二甲苯30%，三甲苯25%，不飽和化合物10%，硫化物0.3%，飽化合物12%）富油中萘（N）質量含量5%，水(W)質量含量1%。進入脫苯工序的富油量GF富油量GF= GCB+GP+GP0.2%=4170+96347.19+996347.190.2%=100709.884kg/h富油中水量GF1%=100709.8841%=1007.099kg/h富油中萘含量GF5%=100709.8845%=5035.49kg/h洗油量Gm=GP-GN=96347.19-5035.49=91314.7kg/h查得各物質Mi(kg/kmol)如下：苯甲苯二甲苯三甲苯不飽和化合物飽和化合物硫化物萘洗油水(g/ kg/h)7892106120101963212816078富油組成（GFi）- GFi(kg/h)- GFi/Mi(kmol/h)苯 96347.190.2%2.7%+417070%=2924.20 37.49甲苯 96347.190.2%20%+417015%=664.04 7.22二甲苯 96347.190.2%30%+41705%=266.31 2.51三甲苯96347.190.2%25%+41701.5%=110.72 0.92不飽和化合物96347.190.2%10%+41707.0%=311.17 3.08飽和化合物96347.190.2%12%+41701.9%=102.35 1.07硫化物96347.190.2%0.3%+41700.5%=21.43 0.67萘 5035.49 39.34洗油 91314.7 570.72水 1007.099 55.95合計 97357.289 718.97 進入脫苯工序的富油被預熱到125后進入脫水塔，在脫水塔頂壓力P=120kPa。水的汽化率為90%，在此條件下計算脫水后各組分留在液相中的分率。i查圖125各組分的飽和蒸汽壓如下：（kPa）苯（B）甲苯（T）二甲苯(X)三甲苯(S)奈(N)洗油（m）Pi0(kPa)333.43162.6874.1430.006.862.04以分別代表苯，甲苯，二甲苯，三甲苯，萘，洗油和水留在液相中的質量含量（%）先設B=0.781，代入公式計算余下各組分i值：由式驗算其中苯 0.781/1=2283.80 29.28甲苯 664.400.880/1=584.36 6.35二甲苯266.310.941/1=250.60 2.36三甲苯 110.720.975/1=107.95 0.90萘 5035.490.994/1=5005.28 39.10 洗油91311.70.998/1=91129.08 569.56水1007.10.1/1=100.71 5.595合計 99461.42 653.15故=120653.15/(718.97-653.15)=1190.79則=1190.79/(1190.79+333.43)=0.781B=0.781與假設B=0.781接近，證明上述計算正確。管式爐出口富油溫度180，壓力122.66kPa，180時各組分的飽和蒸汽壓查圖得（kPa）：P0B苯（B）甲苯(T)二甲苯(X)三甲苯(S)奈(N)洗油(m)P0B（kPa）1016.58477.29270.11120.0039.3314.67富油進入脫苯塔閃蒸后與閃蒸前液相中各組分的比率（I/）計算如下：先設B/=0.90，代入公式計算余下各組分值：閃蒸后留在液相中各組分的數量（包括進入再生器的油量）如下： 苯 2283.800.90=2055.42 26.35甲苯 584.360.95=555.14 6.03二甲苯 250.600.971=243.33 2.30三甲苯 107.950.987=106.55 0.89萘 5005.280.996=4985.26 38.95洗油 91129.080.998=90946.82 568.42合計 98892.54 642.94驗算/與假設/=0.883接近，證明上述計算正確。在脫苯塔進出口各組分的蒸發量（包括進入再生器的蒸發量）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合計 569.264.2加熱面積的確定在進行一般工藝計算時，可采用已知的熱強度數據按下式確定所需要的加熱面積： 式中 Q單位時間內爐管吸收的熱量kJ/h； 爐管的表面熱強度，輻射段單排管可取為84000105000kJ/(m2.h)；對流段可取為2100050000kJ/(m2.h)。4.2.1管式爐供給富油的熱量Q1從脫水塔來的富油帶入的熱量Q1洗油（包括萘）=（5005.2891129.08）2.056125=15385682.79kJ/h粗苯水 式中 2.056，2.148，4.258依次為125時，洗油、粗苯和水的比熱容，kJ/()。粗苯的比熱容得出，吸油和水的比熱容查表得出。 出管式爐180的富油帶出的熱量Q2洗油（包括萘）粗苯 式中 2.236，2.391分別為180時，洗油和粗苯的比熱容，kJ/()粗苯的比熱容得出，吸油和水的比熱容查表得出。出管式爐粗苯蒸氣和油氣帶出的熱量Q3 洗油蒸氣（包括萘 蒸氣） 粗苯蒸氣 水蒸氣 式中 565.2，665.7分別為洗油蒸氣和粗苯蒸氣的焓，kJ/kg; 2834.50.12Mpa, 180時水蒸氣質量焓，kJ/kg。粗苯蒸氣焓 4.2.2管式爐供給蒸氣的熱量QV5入管式爐對流段低壓蒸汽帶入熱量Q4蒸餾用直接蒸汽消耗量GS=1.54170=6255kg/h Q4=2747.86255=17187489kJ/h式中 2747.8-0.4Mpa(表壓)飽和蒸汽質量焓，kJ/kg。 400過熱蒸氣帶出熱量Q5Q5=62553272=20466360kJ/h式中 3272-0.4Mpa(表壓) 400過熱蒸汽質量焓，kJ/kg。 4.23管式爐加熱面積取Qm的95%由輻射段供給，5%由對流段供給，取輻射段熱強度為105000KJ/(m2.h),則輻射段爐管加熱面積為： 取對流段熱強度為21000kJ/(m2h),則對流段爐管加熱面積為： 設管式爐熱效率為75%，煤氣熱值為17800kJ/m3,則煤氣消耗量為： 5塔設備計算（填料塔）5.1主要設備的工藝尺寸焦爐煤氣中苯族烴在洗苯塔內被吸收的程度稱為回收率：式中 粗苯回收率。% a1,a2洗苯塔入口煤氣和出口煤氣中苯族烴的含量，g/m3.分別取=40g/m3. =2g/m3.送往洗苯塔的循環量可根據下式求得: 選鋼板網填料，由代入數據式中 V煤氣量，m3/h. L洗油量，kg/h. L=95674.394kg/h洗油飽和粗苯含量不大于2.5%3.0%，解吸后貧油中含粗苯為0.3%0.4%。 C1,C2貧油和富油中粗苯的含量，%；這里取C1為2.5%，C2為0.3%。在進行填料計算時，可取空塔氣速0.81.0m/s,這里取1.0m/s.則圓整為D=4.4m. 煤氣的處理量為52864.67m3/h(吸收塔)混合氣體的組成，進塔氣中含苯族烴體積分數，進入吸收塔的洗油中含苯族烴摩爾分數混合氣體溫度25選用鋼板網填料塔計算時，可采用下列數據：油氣比1.62.0L/m3；空塔氣速0.91.1m/s；煤氣所需填料面積0.60.7m2/(m3.h)；洗油相對分子質量160； 吸收相平衡關系為： y*=0.125X溶劑用量為理論最小用量的1.5倍（吸收），水蒸氣用量取最小用量的1.5倍（解吸）解吸相平衡關系為： y*=3.16X苯族烴的氣相體積吸收總系數 KYa=0.035kmol/(m3.s) 液相體積吸收總系數 KXa=30kmol/(m3.h)將體積分數0.01換算為摩爾比將摩爾分數換算為摩爾比出塔氣濃度 最小液氣比 液氣比惰性氣體流量：填料塔高度為實際取12m。5.2輔助設備的選型5.21洗油再生器1)構造介紹洗油再生器為鋼板制的直立圓筒，帶有錐形體底。中部設有帶再分布裝置的進料管，下部設有殘渣排出管。蒸汽法加熱富油脫苯的再生器下部設有加熱器，管式爐法加熱富油脫苯的再生器不設加熱器。為了降低洗油的蒸出溫度，再生器底部設有直接蒸汽管，通入脫苯蒸餾所需的絕大部分或部分蒸汽。在富油入口管下面設兩塊弓形隔板，以提高再生器內洗油的蒸出程度。在富油入口管的上面設三塊弓形隔板，以捕集油滴。2)富油中各組分的蒸出率計算再生器內設5層多孔折流板，設其相當于兩層泡罩塔板，即n=2。油在再生器內被加熱到200。該溫度下萘和洗油的飽和蒸汽壓力分別為66.128kPa和26.664kPa。再生器出口油氣壓力為130.656KPa，則組分的平衡常數ki為： 萘 洗油 進入再生器內的油量Gm為脫水塔后富油量的1%，即994.61kg/h。其中氣相為569.260.01=5.69kg/h，液相為994.61-5.69=988.92kg/h。氣相包括洗油182.260.01=1.14kg/h，萘20.020.01=0.02kg/h，粗苯（228.38+29.22+7.27+1.4）0.01=2.66kg/h，水蒸氣100.70.01=1.01kg/h。液相包括洗油90946.820.01=909.47kg/h，萘4985.260.01=49.85kg/h，粗苯(2055.42+555.14+243.33+106.55)0.01=29.60kg/h。進入再生器內的水蒸氣量GS=1800kg/h。液相油與水蒸氣摩爾量之比為： 將上式各值代入式，得組分蒸出率為： 萘 洗油 從再生器進入脫苯塔的氣體數量： 洗油 1.82+909.470.912=831.26kg/h 萘 0.20+49.850.965=48.31kg/h 粗苯 2.66+29.60=32.26kg/h 水蒸氣 1.01+6255=6256.01kg/h從再生器排除殘渣數量：洗油 909.47 （1-0.912）=80.03kg/h萘 49.85(1-0.965)=1.74kg/h共計 80.03+1.74=81.82kg/h，對每噸180前粗苯為： 81.821000/1200=68.18kg富油再生的油氣和過熱水蒸氣從再生器頂部進入脫苯塔的底部，作為富油脫苯蒸汽。該蒸汽中粗苯蒸氣分壓與脫苯塔熱貧油液面上粗苯蒸氣壓接近，很難使脫苯貧油含苯量再進一步降低，貧油含苯質量含量一般在0.4%左右。故有人提出將富油再生改為熱貧油再生，這樣可使貧油含苯量降到0.2%，甚至更低，使吸苯效率得以提高。6設備穩定性及機械強度校核計算6.1壁厚的計算6.11筒體的設計壁厚式中 圓筒設計厚度，mm； 容器計算壓力，MPa；圓筒內徑，mm； 設計溫度下筒體材料的許用壓力，MPa； 焊接接頭系數；腐蝕裕量，mm。依據上式，塔體材料選用16MnR，代入得：考慮到鋼板厚度負偏差圓整后，=0.25mm，取圓筒名義厚度4mm。水壓試驗時的應力為圓筒有效厚度厚度附加量()，mm16MnR的屈服極限水壓試驗時滿足強度要求。6.12封頭壁厚的設計塔內徑，壁厚，材質16,設計壓力，工作溫度1828。采用標準橢圓形封頭。雙面對接焊縫100%探傷。橢圓形封頭壁厚其中 =，=170，=1.0，=1.0mm,代入得：考慮到鋼板厚度負偏差，取=0.22mm，圓整后用4mm鋼板。6.2機械強度的校核塔設備由內壓或外壓引起的軸向應力式中 由內壓或外壓引起的軸向應力，MPa；計算壓力，MPa；筒體直徑，mm；i-i截面處筒體有效壁厚，mm。6.21塔的質量載荷設備操作時的質量式中 塔體和裙座質量，kg;內件質量，kg;保溫材料質量，kg;平臺、扶梯質量，kg;操作時塔內物料質量，kg;人孔、接管、法蘭等附件質量，kg;偏心質量，kg;塔體質量 DN=4400mm, 的筒節，每米質量為的計算 V封+V筒= 6.22塔的風載荷6.221水平風力的計算式中 水平風力，N；體型系數，圓柱直立設備取0.7；塔設備各計算段的風振系數，當塔高H20m時，取=1.7；基本風壓，N/m2；風壓高度變化系數；第i段計算長度，mm；塔設備各計算段的有效直徑，mm。（設計取=4400 mm）每隔5m計算水平風力：6.222風彎矩的計算每隔5m為一截面，計算得：7主體設備的材料選擇鋼板網填料是用0.5mm厚的薄鋼板，在剪拉機上剪出一排排交錯排列的切口，再將口拉上，板上即形成整齊排列的菱形孔。將鋼板網立著一片片平行疊合起來，相鄰板間用厚為20mm長短不一、交錯排列的木條隔開，再用長螺栓固定起來。從頂部噴淋下來的洗油，被鋼板網間的木條分配到板網上形成液膜向下流動。煤氣再網間向上流動，當被板網間的長木條擋住時，便穿過網孔進入鄰近的空間。這樣網上的液膜就不斷地被鼓破，新的液膜又隨即形成。所以，再鋼板網填料中，氣液兩相的接觸面積遠大于填料表面積，并由于較激烈的湍動和吸收表面不斷更新而強化了操作。鋼板網填料分段堆砌在塔內，每段高約1.5m。填料板面垂直于塔的橫截面，再板網之間即形成了煤氣的曲折通路。為了保證洗油在塔的橫截面上均勻分布，在塔內每隔一定距離安裝一塊帶有煤氣渦流罩的液體再分布板。煤氣渦流罩按同心圓排列在液體再分布板上，彎管出口方向與圓周相切，在同一圓周上的出口方向一致，相鄰兩圓周上的方向相反。由于彎管的導向作用，煤氣流出渦流罩時，形成多股上升的旋風氣流，因而使煤氣得到混合，以均一的濃度進入上段填料。匯聚在液體再分布板上的洗油，勁升氣管內的彎管流到設于升氣管中心的圓棒表面，再流到下端的齒形圓板上，借重力噴濺成液滴而淋灑到下段填料上。從而可消除洗油沿塔壁下流及分布不均的現象。在進行鋼板網填料塔計算時，可采用下列數據：填料比表面積44/；油氣比1.62.0L/；空塔氣速0.91.1m/s；煤氣所需填料面積0.60.7/(h)。8設計體會與收獲為期一個月的畢業實習剛剛結束，便開始了為期三個多月的畢業設計了。從這次實習在廠里學到的生產工藝和操作技能，再到離開廠里在校園里整理資料并準備實習答辯的整個過程。以及再結合自己這段日子的畢業設計，同時結合自身的專業知識，從中學習到