年處理16萬噸焦油焦油車間蒸餾工段初步設計（一）摘要本次設計的題目是年產16萬噸焦油焦油車間蒸餾工段工藝初步設計，焦油蒸餾采用兩塔連續式餾分工藝流程。通過已知數據計算整個生產過程的主要設備的工藝尺寸，并進行非工藝部分的設計。詳細論述了工藝流程。本設計的主體設備是管式爐，主要進行管式爐的物料衡算、能量衡算及具體的工藝尺寸計算，并繪制成圖。此外還進行蒽塔和餾分塔的物料衡算和熱量衡算對蒽塔、餾份塔、冷凝冷卻器等設備進行計算與選型。本設計的專題是瀝青冷卻生產工藝探討，詳細論述目前瀝青冷卻的工藝流程、瀝青冷卻工業中所產生的問題——瀝青煙的凈化。最后根據相關數據及資料進行非工藝部分的簡要論述。完成工藝流程圖、蒸餾車間的設備布置圖、平面立面布置圖和主體設備（管式爐）圖。關鍵詞：焦油蒸餾，管式爐，瀝青Thepreliminarydesignofdistillingsectionofcoaltarworkshopwiththescaledealingof160,000tonscoaltarperyear（一）AbstractThetopicofthedesignisthepreliminarydesignofdistillingsectionofcoaltarworkshopwiththescaledealingof160,000tonscoaltarperyear,thedistillationprocessusestwotowercontinualtypeoftechnicalprocess.Majorequipment'scraftsizeofproductionprocessiscalculatedbytheknowndata,andthedesignofthenon-craftparthasbeencarriedon.Thetechnicalprocessiselaborated.Themainequipmentpipestilliscalculated,includingmaterialbalance,energybalanceandandsizeofthepipestil,andthechartofthathasbeenworkedout.Inadditionthematerialabalanceandheatbalanceofanthracenetowerandthefractiontoweriscalculatedandthecraftsizeofthatisdfinited.Thespecialtopicofthedesignisstudyonproductiontechnologyofcoolingasphalt.thecoolingproductiontechnologyandcleansingofasphaltgasindifferentcrafthavebeendiscussedindetail.Finally,accordingtothedataandthematerial,thenon-craftpartiscarriedon.Thedraftingincludingtheflowsheetwithcontrolledpoint,thequipmentlayoutplansandthemainequipmentpipestillhavebeendrawn.Keyword:tardistillation,pipestill,asphalt目錄TOC\h\z\t"標題1,1,標題2,2,標題3,3"1緒論11.1煤化工生產的國內外現狀11.2發展煤化工產業的經濟意義21.3設計任務32生產工藝流程和設備的論述42.1工藝流程的論述4原料及產品4生產工藝的論述52.2設備的論述6管式爐的工作原理6管式爐的選型7塔設備的選型83工藝計算及設備選型103.1物料與熱量衡算10計算條件及操作制度10燃燒過程的計算11耗熱量和煤氣用量的計算143.2管式爐的計算與選型19輻射段計算19對流段的計算26爐管壓力降計算35煙囪計算403.3其他設備的計算的和選型46蒽塔的選型463.3.2瀝青高置槽473.3.3一次蒸發器47二段蒸發器48其他冷卻器的選型484非工藝部分514.1廠址的選擇514.2土建514.3防火防爆51選擇適宜的輸送設備51控制和消除明火與摩擦、撞擊火花52安全裝置52焦化廠的防火防爆事項524.4環境保護53采用的環保標準53主要污染源和污染物分析54三廢處理544.5勞動保護安全衛生54編制依據54主要危險源及防護措施55防護措施55工業衛生防護措施554.6電力554.6.1供電55防觸電564.7給水排水565專題——瀝青冷卻生產工藝探討585.1瀝青冷卻生產舊工藝58瀝青質量585.1.2瀝青的冷卻成型585.2瀝青冷卻生產新工藝59工藝介紹59生產參數操作控制61該工藝特點625.3工藝流程的選擇625.4主要設備計算與選型625.5瀝青生產工藝中產生的問題及解決方案64出現的問題64瀝青煙的處理方法65技術改造665.3結論66結論67致謝68參考文獻69附錄A70英文文獻70附錄B75英文翻譯751緒論1.1煤化工生產的國內外現狀煤焦油行業是一個比較傳統的行業，盡管近30年來受到石油化工行業的激烈競爭，煤焦油行業仍然具有較大的發展潛力，尤其近幾年來隨著新材料和鋼鐵行業的發展，煤焦油資源的高效利用再度引起人們的重視。我國煤焦油年產量約為500—600萬噸，加工能力約為450萬噸，在建、擴建、擬建項目能力約為200萬噸。目前共有約50多家企業進行煤焦油加工，其中最為先進的是寶鋼集團上世紀從日本引入的煤焦油加工裝置，加工規模為26萬噸／年，產品品種有26種，其次是鞍鋼、武鋼和本鋼。隨著我國經濟的不斷發展和對環境保護要求的日益提高，煤焦油的深加工成為一個亟待解決的課題。從目前煤焦油行業的發展情況來看，國內的煤焦化行業正處在一次重要的整合變革時期，未來的煤焦油工業正向集中化、精細分離、深加工、新材料合成方向發展。1、生產規模日本、德國、法國、俄羅斯等國家的單套焦油蒸餾裝置的能力都在l0～50萬。從理論上講，能力越大，規模效益越好。國內單套焦油蒸餾裝置有0．6，1．2，3，5，7．5，5，10，15萬噸／年各種規模。3萬噸／年以上的規模均為連續蒸餾工藝，小于3萬噸／年的規模都是間歇蒸餾工藝。。2、產品方案國外煤焦油加工有3種模式生產：一是全方位多品種，提純和配制各種規格和等級的產品；二是在煤焦油加工產品的基礎上，向著精細化工、染料、醫藥方面延伸的深加工產品；三是重點加工瀝青類產品國內煤焦油加工產品主要是酚類、萘、洗油、粗蒽、瀝青等。3、工藝流程國內外焦油蒸餾的工藝大同小異，都是脫水、分餾，但國外的工藝比國內要多樣化。國內的焦油蒸餾工藝與國外工藝相比較，差距并不大，只是適用的場合不同。只要對國內工藝的設備、儀表控制、能量利用方面做一些改進工作，就能夠變成先進和實用的工藝。4、環保水平環保主要是指對焦油加工過程中所產生的廢水、廢氣、廢渣的處理。在廢水、廢渣的處理上國內外所采取的措施基本相同，所不同的是國內處理后的指標要差一點。廢氣處理主要是指焦油加工過程中的放散氣和瀝青煙氣的處理。國外焦油廠收集這部分廢氣，并集中到洗滌塔，凈化、降溫后送管式爐焚燒。有些焦油加工廠的油槽頂部還進行氮封，其放散氣排出的可能性就更小。而國內只有個別焦油加工裝置對放散氣進行集中收集處理，大部分裝置都是自由放散。但只要嚴格管理，認真處理，達到國外處理水平是完全可以實現的。5、節能水平節能降耗是裝置的重要指標。焦油加工是高能耗過程，國外在水、蒸汽、煤氣消耗方面控制較好，采用空冷、冷熱流體換熱、多級循環水、低溫減壓蒸餾、熱量回收蒸汽等技術，但電的消耗反而比國內還高。隨著國內能源結構的調整，多使用電，減少水、蒸汽和煤氣的消耗是一個必然趨勢。目前國內多采用常壓、一塔式、切取兩混或三混餾分的蒸餾工藝。而引進的煤焦油蒸餾裝置有如下特點：采用連續脫水-脫輕油，餾分塔為減壓操作，塔頂采出酚油、壓力為13．3kPa，塔底為軟化點為65℃的軟瀝青；采用方箱管式爐，出口焦油溫度為330℃；余熱利用好，其中，軟瀝青與焦油換熱、各餾分采用蒸汽發生器產生0．3MPa的低壓蒸汽；餾分塔塔頂的油汽采用空氣冷凝冷卻器，并為減壓操作，可節能約15％一1.2發展煤化工產業的經濟意義煤焦油是塑料、合成纖維、染料、合成橡膠、農藥、醫藥、耐高溫材料以及國防工業的重要原料。在國內，其產品已廣泛應用于各個生產建設領域。隨著經濟的發展，其生產、加工、消費呈現良好的發展勢頭。2000年中國煤焦油需求量約為3Mt／a，預計到2005年的需求量約為3.5Mt／a，生產能力將有望達到4.425Mt／a。增長的原因：一是中國能源消費歷來以煤為主，煤焦油化工一直是中國化學工業的主要支柱之一；二是煉焦工業將隨著鋼鐵工業的發展繼續發展；三是城市燃料煤氣化的發展表明，焦爐制氣將是中等城市最好的供氣方案之一；四是化學工業中的某些重要有機產品無法從石油中提取，只能從煤焦油中提取。隨著產業結構的調整和企業改制任務的逐步完成，中國經濟的發展已開始走上持續發展的軌道。這對中國基礎工業的發展從新的發展層次提出越來越緊迫的更高要求，對煤焦油加工工業的發展在結構和總量上會帶來新的發展需求。其主要原因：一是國家發展改革委員會在“十五”計劃中己確定中國基礎化學品和能源將以煤為主，煤焦油加工項目己列人國家發展計劃，得到國家和地方政府政策上的支持；二是進入90年代中期，利用煤焦油加工的萘、蒽、吡啶、酚類等多環或雜環芳香烴產品，以及發展起來的炭素工業對原料(如針狀焦、中間相瀝青)的需求不斷加大，人們對煤焦油加工業的重要經濟地位又有了更新的認識。中國煤焦油加工工業作為區域經濟發展的重要支柱產業已經形成。煤礦是我國的只要能源對人民的日常生活起著舉足輕重的影響。而煤焦油蒸餾是焦油加工的龍頭，其技術水平影響著焦油餾份的質量，并對焦油餾份的后續加工工藝的選擇有著較大影響。所以說對蒸餾工段的研究將會對增加產量有著巨大的作用[1]。目前，我國煤焦油主要用來加工生產輕油、酚油、萘油及改質瀝青等，再經深加工后制取苯、酚、萘、蒽等多種化工原料，產品數量眾多、用途十分廣泛。但煤焦油簡單加工后的利用價值不大，國內外普遍看好的是其深加工精制產品的應用。世界焦油精制先進廠家已從焦油中提取230多種產品，并集中加工向大型化方向發展。其優點是：成本低；能耗低、產率高；投資省；產品品種多、檔次高，有利于深加工；環境保護好。據業內人士介紹，國內外煤焦油加工工藝大同小異，都是脫水、分餾，煤焦油加工的主要研究方向是增加產品品種、提高產品質量等級、節約能源和保護環境[1]。1.3設計任務本設計主要完成年處理16噸焦油焦油車間蒸餾工段工藝初步設計.對工藝與主要設備進行物料衡算，能量衡算；主要設備的工藝計算及選型：包括管式爐的工藝尺寸的計算；瀝青換熱器工藝尺寸的計算；蒽塔，瀝青高置槽，一次蒸發器和二次蒸發器及相關冷卻器的選型。完成蒸餾工段的設備布置，繪制工藝流程圖、平面圖及立面圖；完成該工藝三廢處理與環境保護方面的設計和用水、用電等非工藝部分的設計任務。2生產工藝流程和設備的論述目前我國各焦化廠根據生產能力和規模大小的不同，所采取的生產形式有：間歇式焦油蒸餾和連續式焦油蒸餾，生產工藝有分為：單塔、雙塔兩種。通過設計題目和要求可知本設計屬大型焦化廠精餾工段，所以采用管式爐連續蒸餾工藝對焦油進行蒸餾，在這套工藝中，無水焦油經過汽化和精餾，能夠較好地得到分離，從而得到瀝青和其他副產品[2]。2.1工藝流程的論述原料及產品煤焦油是煉焦工業煤熱解生成的粗煤氣中的產物之一，其產量約占裝爐煤的3%～4%，在常溫常壓下其產品呈黑色粘稠液狀，密度通常在之間，閃點100℃，具有特殊臭味，煤焦油又稱焦油。煤焦油是煤在干餾和氣化過程中獲得的液體產品。根據干餾溫度和方法的不同可得到以下幾種焦油：低溫（450～650℃）干餾焦油；低溫和中溫（600～800℃）發生爐焦油；中溫（900～1000℃）立式爐焦油；高溫（1000℃）煉焦焦油。生產原料為煉焦回收的高溫焦油。一般在焦油連續蒸餾系統中所切取的餾分有以下幾種：輕油餾份：為170℃前的餾分，產率0.4~0.8%(對無水焦油)，比重為0.88~0.90。主要含有苯族烴，酚含量小于5%酚油餾份：為170~210℃前的餾分，產率為1.0~2.5%，比重為0.98~1.01。含有酚和甲酚20～30%；萘5～20%；吡啶堿類4～6%萘油餾份：為210～230℃的餾份，產率為10～13%，比重為1.01～1.04。主要含有萘（達70～80%）；另含有酚、甲酚、二甲酚4～6%；重質吡啶堿類3～4%；其余為萘油。洗油餾份：為230～300℃餾份，產率為4.5～6.5%，比重為1.04～1.06。含有甲酚、二甲酚及高沸點酚類3～5%；重質吡啶堿類4～5%；萘含量低于15%；其余為洗油及少量其他有機物質。Ⅰ蒽油餾份：為280～360℃餾份，產率為16～22%，比重1.05～1.10。含蒽16～20%；萘2～4%；高沸點酚類1～3%；重質吡啶堿類2～4%；其余為ⅠⅡ蒽油餾份：產率4~6%，比重1.08～1.12，初餾點310℃，餾出50%時為400℃，含萘不大于3%。瀝青：為焦油蒸餾的殘液，產率為54～56%[2]。生產工藝的論述我國大型焦化廠廣泛采用了管式爐焦油連續蒸餾裝置，一般均采用原料焦油直接進管式爐的加熱方式。按蒸餾系統采用的塔數及餾份切取的方式的不同，主要有：單塔式流程、兩塔式流程和切取寬、窄餾分的焦油蒸餾流程[3]。本設計采用兩塔式蒸餾過程，蒸餾工藝如下：由原料貯槽來的初步脫水的焦油用1段焦油泵送入管式爐的對流段、加熱至120—130℃后進入1次蒸發器。于此，粗焦油中的大部分水份和部分輕油的混合蒸汽以100—106℃的溫度自1次蒸發器頂逸出，進入一段冷凝冷卻器；及油水分離器；與水分離后的輕油送往粗苯工段處理。經脫水后含水量0.5%以下的無水焦油，經過油封流入無水焦油槽中。無水焦油槽應保持經常滿流，滿流的焦油流入無水焦油槽，此槽中的焦油可用泵倒回原料焦油貯槽，或將滿流焦油引入一段焦油泵前的管路中。無水焦油用2段焦油泵送入管式爐輻射段，在此被加熱到400℃由2次蒸發器的底部排出的瀝青，送瀝青冷卻澆注系統。從2次蒸發器頂逸出的餾份混合蒸汽進入蒽塔進料塔板，塔底排出溫度為320~330℃的二蒽油，側線切取溫度為290~300自蒽塔頂來的油氣進入餾分塔進料塔板。洗油餾份以230~340℃的溫度自塔底排出；溫度為200~210℃的萘油餾份從側線采出；溫度為150~1602.2設備的論述焦油蒸餾過程主要是將焦油加熱，利用組分間的沸點不同。從而得到分離開的輕、重組分，重組分為瀝青，輕組分可通過進一步的精餾得到多種產品。此生產過程的主要設備為：管式爐、蒸發器、蒽塔、餾分塔、冷卻器等[4]。管式爐的工作原理管式加熱爐一般由三個主要部分組成：輻射室、對流室及煙囪。其工作原理如下：爐底的油氣聯合燃燒器(火嘴)噴出高達幾米的火焰，溫度高達1000~1500℃、主要以輻射傳熱的方式，將大部分熱量傳給輻射室(又叫爐膛)爐管(也叫輻射管)內流動的油品。煙氣沿著輻射室上升到對流室，溫度降到700~900℃。以對流傳熱的方式繼續將部分熱量傳給對流室爐管內流動著的油品，最后溫度降至200~450℃的煙氣從煙囪排人大氣。油品則先進入對流管再進入輻射管，不斷吸收高溫煙氣傳給的熱量，逐步升高到所需要的溫度。輻射室是加熱爐的核心部分，從火嘴噴出的燃料(油或氣)在爐膛內燃燒，需要一定的空間才能燃燒完全，同時還要保證火焰不直接撲到爐管上，以防將爐管燒壞，所以輻射室的體積較大。由于火焰溫度很高(最高處可達1500~1800℃左右)，又不允許沖刷爐管，所以熱量主要以輻射方式傳送。在對流室內，煙氣沖刷爐管，將熱量傳給管內油品，這種傳熱方式稱為對流傳熱。煙氣沖刷爐管的速度越快，傳熱的能力越大，所以對流室窄而高些，排滿爐管，且間距要盡量小。有時為增加對流管的受熱表面積，以提高傳熱效率，還常采用釘頭管和翅片管。在對流室還可以加幾排蒸汽管，以充分利用蒸汽余熱，產生過熱蒸汽供生產上使用。煙氣離開對流室時還含有不少熱量，有時可用空氣預熱器進行部分熱量回收，使煙氣溫度降到200℃左右，再經煙囪排出，但這需要用鼓風機或引風機強制通風。有時則利用煙囪的抽力直接將煙氣排入大氣。由于抽力受煙氣溫度、大氣溫度變化的影響，要在煙道內加擋板進行控制，以保證爐膛內最合適的負壓，一般要求負壓為2~3mm水柱，這樣既控制了輻射室的進風量，又使火焰不向火門外撲，確保操作安全。[4]圖2.1管式加熱爐的主要結構管式爐的選型煉油廠加熱爐類型很多，按照管式加熱爐的用途可分為純加熱爐和加熱-反應爐，前者如常壓爐、減壓爐，原料在爐內只起到被加熱的作用；后者如裂解爐、焦化爐，原料在爐內不僅被加熱，同時還有足夠的時間進行裂解和焦化反應。按照管式爐的結構又可分為立式爐、圓筒爐和無焰爐[4]。1、立式爐立式爐爐膛為長方形箱體，爐管可水平放置或垂直放置。臥管立式爐其輻射爐管沿爐壁橫排，火焰垂直于爐管上燒，爐膛較窄。對流室置于輻射室之上，長度與輻射室相同，煙囪放在對流室頂部。這種爐的特點是爐管沿長度方向受熱均勻，另外由于其輻射室高度低，故各輻射管間的受熱也比較均勻。其主要優點是減少了爐管支架，便于布置多管程，缺點是爐管沿管長受熱不均勻，清掃困難。立式爐在熱負荷較低時，投資高于圓筒爐，一般在熱負荷較大時使用。2、圓筒爐圓簡爐爐膛為直立圓筒形，輻射管在爐膛周圍垂直地排列一周，方形對流室在圓筒體上部，對流管分水平與直立設置兩種。圓筒爐的特點是結構緊湊，造價較低。從熱負荷上看，圓筒爐通常用作中、小型加熱護，這是因為輻射管不能太長，加大爐膛直徑又會提高造價。圓筒爐的熱效率偏低也使熱負荷的提高受到限制。3、無焰爐無焰爐其外形和立式爐相似，主要特點是將無焰噴嘴沿爐膛測墻均勻分布。由于無焰燃燒，爐膛體積可縮小，傳熱較均勻。由于燃燒完全，過剩空氣系數小，爐子熱效率較高。但這種無焰燃燒噴嘴目前只能燒氣體燃料，另外爐墻結構也比較復雜、造價較高，國內主要用作焦化爐、高溫制氫的轉化爐及裂解爐等。從生產實踐和經濟條件方面來選擇管式爐。圓筒爐是本設計的最佳選擇，其不僅能夠達到設計要求而且造價便宜。塔設備的選型1、板式塔可根據氣液操作狀態分為鼓泡式塔板，如泡罩、浮閥、篩板等塔板及噴射式塔，如舌形、網孔等塔板。又可根據有沒有降液管分為溢流式塔板（泡帽等）和穿流式塔板（穿流式篩板和穿流式柵板等）[5]。（1）泡罩塔盤泡罩塔盤是工業上應用最早的塔盤之一。在塔盤板上開許多圓孔，每個孔上焊接一個短管，稱為升氣管，管上再罩一個“帽子“，稱為泡罩，泡罩周圍開有許多條形空孔。工作時，液體由上層塔盤經降液管流入下層塔盤，氣體從下一層塔盤上升進入升氣管，再經泡罩的條形孔流散到液體中。（2）浮閥塔盤浮閥塔盤是在塔盤板上開許多圓孔，每一個孔上裝一個帶三條腿可上下浮動的閥。浮閥是保證氣液接觸的元件，操作時氣流自下而上吹起浮閥，從浮閥周邊水平地吹入塔盤上的液層；液體由上層塔盤經降液管流入下層塔盤，再橫流過塔盤與氣相接觸傳質后，經溢流堰入降液管，流入下一層塔盤。（3）篩板塔盤篩板塔盤是在塔盤板上開許多小孔，操作時液體從上層塔盤的降液管流入，橫向流過篩板后，越過溢流堰經降液管導入下層塔盤；氣體則自下而上穿過篩孔，分散成氣泡通過液層，在此過程中進行傳質、傳熱。由于通過篩孔的氣體有動能，故一般情況下液體不會從篩孔大量泄漏。（4）舌形和浮舌塔盤舌形塔盤是在塔盤板上沖有一系列舌孔，舌片與塔盤板呈一定傾角，氣流通過舌孔時，利用氣體噴射作用，將液相分散成液滴和流束而進行傳質，并推動液相通過塔盤。2、填料塔根據結構特點分為亂堆填料（鮑爾環、階梯環、環矩鞍等顆粒填料）及規則填料（網波紋填料、板波紋填料、格柵填料）[6]。本設計所應用的2個塔設備都是對多種分進行分離，通過造價、塔板效率和操作彈性等多方面考慮，采用泡罩塔作為本設計的塔設備類型。其主要特點為：氣、液兩相接觸充分，傳質面積大，因此塔盤效率高。操作彈性大，在負荷變動較大時，仍能保持較高的效率。具有較高的生產能力，適用于大型生產。不易堵塞，介質適用范圍廣。結構復雜、造價高，安裝維護麻煩；氣相壓降較大，但若在常或加壓下操作，這并不是主要問題。3工藝計算及設備選型3.1物料與熱量衡算計算條件及操作制度1、原料焦油無水焦油年處理量噸/年80000焦油車間工作日，天330無水焦油處理量，千克/時10101焦油中含水，%（對無水焦油）42、焦油加熱制度焦油入對流段的溫度，℃80焦油出對流段的溫度，℃130焦油入輻射段的溫度，℃110焦油出輻射段的溫度，℃400輻射段出口壓力，千帕1503、過熱蒸汽蒸汽量（占無水焦油的6%），千克/時606蒸汽入口壓力千帕600蒸汽入口溫度℃164.2蒸汽出口溫度℃4004、燃料體積組成CO2CmHnO2COH2CH4N06.059.525.54.05、空氣過剩系數α輻射段1.2對流段1.36、焦油蒸餾的餾份產率表3.1焦油蒸餾的餾份產率餾份名稱產率%產量千克/時平均分子量輕油0.770.7105酚油2.5252.5120萘洗寬餾份16.01616.3130洗油3.0303.0150Ⅰ蒽油16.01616.3177Ⅱ蒽油6.8686.9198瀝青54.05454.5—損失1.0101—總量10010101—燃燒過程的計算1、焦油煤氣的低熱值干煤氣的低熱值Q′e由表3.3查得：Q′e=30.18CO+25.18H2+85.58CH4+163.75CmHn=30.18×6.0+25.18×59.5+85.58×25.5+163.75×2.2=4260千卡/標米3=17807千焦/標米3煤氣中的含水量：=2.18%≈2.2%式中：P0——在20℃時，煤氣中的飽和水氣分壓，由表3.2查得P0=17.5毫米汞柱P2——大氣壓力，取P2=760毫米水柱；P——燒嘴前煤氣的靜壓力，毫米汞柱，取P=600毫米汞柱；濕煤氣的低熱值Qe：==4160千卡/標米3=17389千焦/標米32、燃燒所需空氣量當煤氣中含水2.2%濕煤氣組成（體積%）：CO2CmHnO2COH2CH4N2H2O2.352.160.395.8758.224.913.922.2表3.2在760毫米汞柱下煤氣中的飽和水蒸汽壓力溫度℃壓力mmHg溫度℃壓力mmHg溫度℃壓力mmHg溫度℃壓力mmHg04.58119.802219.803337.7014.901210.502321.103439.9025.301311.202422.403542.2035.701412.002523.803644.6046.101512.802625.203747.1056.501613.602726.703849.7067.001714.502828.303952.4077.501815.502930.004055.3088.001916.503031.804156.3098.602017.503133.704261.50109.202118.703235.704364.80表3.3焦爐煤氣各組成的發熱量（千卡/標米3）氣體名稱高熱值低熱值氣體名稱高熱值低熱值CO30183018C6H63491033504H230522581CmHn1743016375CH495008558H2S60635593C2H41505714120C3H621955205503、燃燒過程計算由表3.4中可知，燃燒1標米3的濕煤氣的理論需氧量為：0.8834-0.0039=0.8795標米3表3.4以100米3濕煤氣組成含量體積%焦爐煤氣可燃成分的燃燒反應式理論需氧量米3廢棄組成米3CO2H2ON2CO22.35——2.35——O20.39—————CmHn2.16C2H4+3O2→2CO2+2H2O6.484.324.32—CO5.87CO+1/2O2→CO22.9355.87——CH424.19CH4+2O2→CO2+2H2O48.3824.9149.82—H258.2H2+1/2O2→H2O29.1—58.2—N23.92————3.92H2O2.2—————合計10088.3437.45114.543.92當空氣過剩系數α=1.2時的實際需氧量為：0.8795×1.2=1.055標米3/標米3濕煤氣；當空氣過剩系數α=1.3時的實際需氧量為：0.8795×1.3=1.143標米3/標米3濕煤氣；未參加燃燒的過剩氧量為：當α=1.2時，1.055-0.8795=0.176標米3/標米3濕煤氣；當α=1.3時，1.143-0.8795=0.264標米3/標米3濕煤氣；燃燒1標米3為濕煤氣所需的干空氣量為：當α=1.2時，標米3/標米3濕煤氣；當α=1.3時，標米3/標米3濕煤氣；由干空氣帶入的氮氣量為：當α=1.2時，5.03×0.79=3.97標米3/標米3濕煤氣；當α=1.3時，5.45×0.79=4.31標米3/標米3濕煤氣；當大氣溫度15℃和相對濕度為0.7當α=1.2時，0.017×5.03=0.0855標米3/標米3濕煤氣；當α=1.3時，0.017×5.45=0.0927標米3/標米3濕煤氣；表3.5燃燒1標米3為濕煤氣所產生的廢氣量及其組成（標米3）空氣過剩系數CO2H2ON2O2廢氣量α=1.2α=1.30.3750.3751.1454+0.0855=1.231.1454+0.0927=1.240.0392+3.97=4.010.0392+4.31=4.350.1760.2645.7916.226耗熱量和煤氣用量的計算1、一次蒸發溫度在管式爐連續蒸餾裝置中，煤焦油蒸餾是以一次蒸發的方式進行的。所謂一次蒸發溫度，就是指在二段蒸發器中，液體與蒸汽之間達到平衡狀態時的溫度。管式爐二段焦油出口溫度必須保證焦油在二段蒸發器內一次蒸發所需的熱量。一次蒸發溫度與餾份產率及二段蒸發器底部壓力有關。(1)二段蒸發器底部壓力：設器底總壓為1035毫米汞柱，進入器底的直接氣量為無水焦油的1.0%，無水焦油量為10078千克/時，餾份產率45%，含水0.5%。水蒸汽的千摩爾：油汽的千摩爾（按表3.1計算）：油氣分壓：(2)一次蒸發溫度：先按下式確定一次蒸發直線的正切tgα與蒸發壓力關系：tgαP=3.24-0.00107×801=2.38式中：tgα——在一定壓力下，一次蒸發直線傾角的正切由tgα進而算出一次蒸發溫度tfdtfd=683-tgα(174.5-g)=683-2.38(174.5-45)=375℃式中：g——餾份產率，%查得，在一次蒸發溫度為375℃，餾份產率為45%時，焦油焓223千卡/千克=932千焦/設管式爐二段出口焦油的焓為238千卡/千克=994.8千焦/千克。實際上，由二段蒸發器底通入過熱蒸汽，故一次蒸發溫度較計算為底。圖3.1在不同溫度下焦油餾分及油類的焓2、有效耗熱量⑴焦油在一段內吸收的熱量加熱無水焦油所需的熱量:Q1=G（i130-i80）=10101(93-74)=191919千卡/時=802221千焦/小時式中：G——無水焦油處理量，千克/時i130、i80——焦油在130℃及80℃時的焓，千焦/千克加熱和蒸發焦油中水分所需的熱量:Q2=W（649.8-80）=10101×0.04（649.8-80）=230222千卡/時=962328千焦/小時W——焦油中所含的水分，千克/時649.8——水蒸氣在爐管出口處（130℃）的焓，千卡/80——水在爐管入口處（80℃）的焓，千卡/蒸發焦油中部分輕油所需的熱量:設在第一段內焦油中被蒸出的輕油為無水焦油的0.23%。Q3=0.0023G×i=0.0023×10101×94.5=2195.5千卡/時=9177.0千焦/小時式中：i輕——輕油餾份的蒸發潛熱，千卡/千克則第一段的有效耗熱量為：Q1+Q2+Q3=802221+962328+9177.0=1773726千焦/小時⑵.工藝用蒸汽過熱所吸收的熱量Q4=g（I2'-I1'）=606(780.7-659.9)=73204.8千卡/時=305996.1千焦/小時式中：g——過熱的蒸汽量，千克/時I1'——6千克/厘米2飽和水蒸氣的焓，取I1'=659.9千卡/I2'——6千克/厘米2400℃過熱水蒸氣的焓，取I1'=780.7千卡⑶焦油在二段內吸收的熱量二段焦油出口溫度400℃，其焓為994.8千焦/Q5=（G-0.0023G）（I400-I110=（10101-0.0023×10101）（994.8-85）×4.18=6444732.4千焦/小時式中：I400、I110——焦油在二段出口與入口溫度下的焓，千焦/千克加熱與蒸發焦油中水份所需的熱量Q6=10078×0.005（）=33872.7千卡/時=141587.7千焦/小時式中：0.005——無水焦油中所含的水份782.4、110.19——二段出口狀態下過熱水蒸汽和二段入口狀態下水的焓，千卡/千克則二段的有效耗熱量為：Q5+Q6=6444732.4+141587.7=1575674.7千卡/小時=6586320.1千焦/小時總有效熱量：QS=1773726+305996.1+6586320.1=8666042.2千焦/小時3、熱損失⑴廢氣帶走的熱量當空氣過剩系數α=1.3，廢氣溫度t=400℃=20%式中：V——濕廢氣體積，在α=1.3時，1標米3濕煤氣能生成6.226標米3的濕廢氣C——400℃C=（0.375×0.460+1.238×0.373+4.349×0.316+0.246×0.329）×=0.336千卡/標米3·℃=1.4千焦/標米3·攝氏度上述計算式中的各數據為廢氣中各組成的量及其比熱，后者可由表3.6得。⑵爐體的散熱損失取輻射段和對流段的總熱損失占總耗熱量的5%。表3.6不同溫度下幾種氣體和蒸汽的平均比熱溫度℃比熱，千卡/標米3·℃溫度℃比熱，千卡/標米3·℃N2O2H20CO2N2O2H20CO201002003004005006007008000.3020.3060.3090.3120.3160.3190.3220.3250.3280.3100.3150.3200.3250.3290.3330.3370.3410.3440.3460.3530.3600.3660.3730.3790.3860.3920.3980.4020.4180.4330.4470.4600.4730.4850.4960.50790010001100120013001400150016000.3310.3330.3360.3380.3410.3430.3450.3470.3470.3500.3530.3560.3580.3600.3620.3640.4040.4100.4160.4210.4270.4330.4380.4450.5160.5250.5340.5410.5180.5540.5600.5644、熱效率取熱效率η=76%總熱消耗量：5、煤氣耗量濕煤氣重度：r=(1.975×2.35+1.49×2.16+1.429×0.39+1.250×5.87+0.0899×58.2+0.717×24.91+1.251×3.92+0.804×2.2）/100=0.455千克/標米3式中：1.975、1.49、1.429、1.250、0.0899、0.717、1.251、0.804——分別為CO2、CmHn、O2、CO、H2、CH4、N2、H2O在標準狀態下的氣體重度，千克/標米3濕煤氣的重量流量：W=656×0.455=298.48千克/6、廢氣量當α=1.3時，每1標米3濕煤氣產生的廢氣量為：1.975×0.375+0.804×1.238+1.251×4.349+1.429×0.264=7.562千克/標米3則廢氣量為WG為：WG=656×7.562=4960.67千克3.2管式爐的計算與選型3.2.1輻射段計算焦油二段加熱的有效熱負荷為，占總有效熱負荷8666042.2千焦/時的79%。通常輻射段的熱負荷為全爐熱負荷的70～80%。因此，將輻射段作為二段加熱。1、估算輻射管管壁平均溫度式中：t1、t2——原料焦油在輻射段入口處和出口處的溫度,℃2、輻射段加熱面積式中：Q——輻射段熱負荷，千卡/時q——輻射段表面積熱強度，千卡/米2·時3、輻射管管徑及管心距（1）管徑選擇式中：di——管內徑，米mt——管內流體重量流速，千克/米2·秒按實際情況，焦油管式爐重量速度選取650～950。此時，相當于管內線速度為0.55～0.8米/秒，今取mt=700千克/米2·G——管內焦油流量，取G=13889千克/時N——管程數選用φ89×6，Cr5Mo石油裂化鋼管。（2）管心距C加大管心距可以提高管表面熱強度，管心距一般采用2dc（外徑），此處取C=105毫米4、輻射段爐體尺寸（1）輻射管總長及根數對于不設輻射錐或折煙板的圓筒爐，火焰直接照射遮蔽管，因此，把遮蔽管當作輻射管看待。遮蔽管長度可取輻射管總長的5～10%，設為7%。則遮蔽管總長：輻射管有效長度（露出長度）與爐膛大小及火嘴結構有關，一般圓筒爐的高徑比，即小爐高徑比應大些。取Li=6.0取n=48根（2）爐管節圓直徑D′將48根爐管分為6組，其中每組為8根。組間管心距取為370毫米則節圓直徑D′為：（3）爐膛直徑一般爐管中心距爐膛內壁約為3dc。即5、當量冷平面αAcp火焰和赤熱煙氣的部分，輻射熱能直接傳給管組，并為管組所吸收。另一部分熱能通過爐墻，再度輻射至爐內，然后再被管組所吸收，其余部分熱能上升至對流段。這種復雜情況，在設計計算中，為簡化計算，以當量冷平面來代替管排進行計算。當量冷面為理想黑平面，與管排具有相同的吸收能力。對于輻射管，當量冷平面式中：α——有效吸收因數，為管心距與管徑之比的函數，查圖得α=0.94n——輻射管根數L——輻射管有效長度，米C——管心距，米對于遮蔽管，因遮蔽管的后面沒有再輻射的爐墻，故不能吸收再輻射熱，但由于赤熱氣體直接流過遮蔽管，籍對流傳熱給它的熱量遠較一般輻射管為高，此對流熱用以補償再輻射而有余，故設α=1。遮蔽管每排5根，每根有效長2.2米總當量冷平面：6、爆露磚墻面積AR全部磚墻面積：式中：H——爐膛高，米D——爐膛直徑，米暴露磚墻面積：7、氣體輻射率在爐膛內的燃燒氣體中，只有CO2和水汽等三原子氣體具有顯著的輻射能力，所以煙氣的輻射能力取決于該氣體的濃度、爐膛尺度和煙氣溫度（即CO2和水汽在煙氣中的分壓P、氣層的平均輻射長度L和煙氣溫度）有關。而氣層的平均輻射長度與爐膛高徑比和爐膛直徑的關系如下：高徑比=1時，L=2/3D米高徑比≥2時，L=D米由于高徑比等于2，所以氣層平均輻射長度CO2和水汽的分壓P，當α=1.2時式中：0.375、1.231——分別為煙氣中CO2和水汽的體積5.791——煙氣量設煙氣溫度t=600℃，查圖3.2得氣體輻射率為0.5設煙氣溫度t=900℃，查圖3.2得氣體輻射率為0.475圖3.2氣體輻射率8、交換因數F交換因數F依賴于氣體輻射率和暴露磚墻面積的再輻射量。后者以暴露磚墻面積和當量冷面積的比值作為函數進行計算，即：設煙氣溫度t=600℃，查圖3.3得交換因數F=0.61設煙氣溫度t=600℃，查圖3.3得交換因數F=0.48圖3.3氣體的交換因數9、輻射段氣體出口溫度輻射段的熱平衡，輸入熱量:燃料的總發熱量Qn，千焦/時空氣顯熱qn,千焦/時燃料顯熱qf，千焦/時輸出熱量：二段熱焦油帶出的熱量（有效熱）QI千焦/時爐體熱損失qL,千焦/時煙氣帶走的熱量qz,千焦/時則熱平衡式為：Qn+qn+qf=Q1+qL+qz或Q1=Qn+qn+qf-qL-qz等式兩邊均除以αAcpF上式中的qn/Qn、qf/Qn值甚小，故可忽略不計，則當煙氣溫度tp=600℃時式中：0.346——煙氣在20～600℃之間的平均比熱，千焦/標米3·℃5.791——當α=1.2時，1標米3濕煤氣燃燒產生的煙氣量，標米34160——濕煤氣的低熱值，千卡/標米30.035——輻射段的總熱損失，取qL/Qn=3.5%當煙氣溫度tp=900℃時式中：0.359——煙氣在20～900℃之間的平均比熱，千焦/標米3·℃將以上tp和Qn/αAcpF值，查圖3.4得兩點（此兩點應在吸收曲線的兩邊），連接兩點作一直線，與管壁溫度tw=290℃曲線相交，由此兩點查的煙氣溫度為760圖3.4輻射段的總吸熱量10、輻射段的校核（1）校核輻射段熱負荷Q1由熱平衡方程式代入得：原假定為65866320千焦/時，與此處計算值基本相符。（2）校核爐管表面熱強度q1輻射段加熱管實際表面積：原假設熱強度為75240千焦/米2·時，與計算所得值基本相符。（3）校核管壁平均溫度他tw管壁平均溫度按下式檢核：式中：α——管壁對油品的給熱系數，管壁對焦油的給熱系數取α=600千卡/米2·時·℃δ——管壁厚度，取δ=0.006λ——管壁金屬的導熱系數，取Cr3Mo鋼的λ=25千焦/米2·時·℃t1、t2——原料在入口及出口的溫度，取t1=110℃、t2=400℃其余符號意義同前。故與原假設2911、體積熱強度qv對于圓筒爐，qv可按下式計算：式中：Qn——燃料的總發熱量，千焦/時D——爐膛直徑，取D=3.267H——爐膛高度，取H=6燃燒過程需要有足夠的空間和時間，以使燃氣充分燃燒。一般體積熱強度取30000～80000千卡/米2·時3.2.2對流段的計算對流段由兩部分組成，一是用作焦油脫水（第一段加熱），一是用作蒸汽過熱。焦油脫水溫度較低，其爐管放于對流段的上部，這樣有利于降低煙氣出口溫度，并便于調節一段出口溫度。為此，過熱蒸汽管就置于對流段下部。對流段爐管采用光管，橫排布置。由于輻射室管排為脹接彎頭，應考慮輻射管的安裝與檢修方便，從而確定對流室的爐管長度。1、焦油一段脫水管排的計算焦油脫水管段的熱負荷為1773726千焦/時（1）對流段尺寸的確定選用爐管φ89×8，管墻距取1.5dc，管心距178毫米，有效長2200毫米式中：n——對流室每排管根數c——管心距，米煙氣重量流速：式中：WG——煙氣量，千克/時煙氣的重量速度，一般為1～4千克/米2·秒對流室尺寸確定如下：有效長L=2.2米有效寬B=980毫米（2）進入焦油脫水段煙氣的溫度ts′每標米3濕煤氣所產生煙氣的焓，可由下列熱平衡式求得：式中：is′——煤氣進入焦油脫水段的焓，千焦/標米3濕煤氣i400——煤氣出焦油脫水段的焓，千焦/標米3濕煤氣0.336——當α=1.3時，煙氣在400℃時的比熱，千卡/標米3濕煤氣6.226——當α=1.3時，每標米3濕煤氣產生的煙氣量，113742——焦油脫水段的總熱量，千焦/時對流段總傳熱量為總耗熱量的5%-3.5%=1.5%，其中對流段中焦油脫水管排占總管排的7/8。則焦油脫水段的傳熱量為：煙氣進入焦油脫水段的溫度：式中：0.349——當α=1.3時，煙氣在此溫度時的比熱，千焦/標米2·℃（3）內膜給熱系數管內焦油對管壁的內膜給熱系數可按下式計算：式中：λ——焦油導熱系數。千焦/米·時·℃d——對流段爐管內徑，米w——焦油在管內流速，米/秒υ——焦油運動粘度，米2/秒γ——焦油平均重度，千克/米3c——焦油平均比熱，千焦/千克·℃以上各參數計算如下焦油平均溫度：105℃時含水焦油的比重：1.1815——在20℃時焦油的比重0.04——1千克0.955——水在105℃時的比重焦油在管內的流速：105℃時焦油的運動粘度，可按下式計算：式中：t—焦油平均溫度，℃k、b—系數，取k=4.29、b=7.75即105℃時焦油的比熱：式中：0.396——焦油在0～150℃間的平均比熱1.01——水在105℃時的比熱105時焦油的導熱系數為：式中：γ15——焦油在15℃時的比重，取λ15=1.185t——焦油的平均溫度，取t=105℃則內膜給熱系數：由于雷諾數Re屬于2300～10000間，故屬過度流狀態，所以，在求得的αi值中，應加入校正系數f，即則內膜給熱系數αi′為：包括結構熱阻在內的內膜給熱系數：式中：Ri——結構熱阻，取Ri=0.0004(4)管外膜給熱系數管外膜給熱系數α0可按下式計算：式中：α0c——管外對流給熱系數，千焦/·時·℃α0r——管外氣體輻射給熱系數，千焦/·時·℃1.1——磚墻輻射給熱系數值。其平均值取氣體輻射給熱系數α0r與對流給熱系數α0c之和的10%①對流給熱系數α0c，可按煙氣垂直于交錯排列的光管群的計算式計算：式中：mG——煙氣重量流速，千克/米2·秒TG——煙氣平均溫度，oK——對流爐管外徑，毫米取MG——1.17千克/米2·秒，取得②氣體輻射給熱系數α0c煙氣和焦油的對熱平均溫度差可按加油的平均溫差加上煙氣到焦油的對熱平均溫差：平均煙氣溫度：平均管壁溫度：查圖3.4得α0t=7.15千卡/米2·時·℃=29.89千焦/米2·時·℃圖3.4對流段氣體輻射傳熱系數取轉強輻射系數為對流傳熱系數和輻射傳熱系數之和的10%，則外膜給熱系數為：包括結垢熱阻在內的外膜傳熱系數：使用氣體燃料時，取結垢熱阻Ri=0.005米2·時·℃/千(5)對流段總傳熱系數K代入得：(6)爐管表面積和爐管排數爐管表面積：爐管排數：取16排，則爐管表面積：(7)爐管表面熱強度2、過熱蒸汽管排的計算過熱蒸汽管排的熱負荷QC=305996.1千卡千焦/時，管內蒸汽流速一般取60~130千克/米2·秒。選用φ60×4取管心距為120毫米取7根煙氣重量速度：（1）煙氣進入過熱蒸汽段的溫度煙氣溫度：式中：0.352——煙氣的平均比熱，千焦/米3·℃這與前述輻射段煙氣溫度76（2）內膜給熱系數過熱蒸汽的內膜給熱系數可由下式計算：包括結垢熱阻在內的內膜給熱系數：取水蒸氣的垢層熱阻Ri=0.0001米2·時·℃/（3）外膜給熱系數①對流給熱系數煙氣平均溫度：式中：——煙氣的重量流速，取②輻射給熱系數煙氣和蒸汽的對數平均溫差可按下式計算：平均煙氣溫度：平均管壁溫度：查圖3.4得=55.2則外膜給熱系數為：包括垢層熱阻在內的外膜給熱系數：（4）總傳熱系數爐管表面積和爐管排數爐管表面積：（5）爐管排數：取2排管，則實際爐管表面積為5.8米爐管表面熱強度3.2.3爐管壓力降計算（一）對流段焦油管壓降對流段焦油溫度低，視為無相變化，其壓力降可按下式計算式中f——管內摩查系數，Re=4958，查圖3.5得f=0.011w——平均操作條件下焦油的線速度，0.66米g——重力加速度，g=9.81米/rl——操作條件下，焦油的平均重度，1120千克/leg——包括回彎頭在內的爐管當量長度：圖3.5管內摩擦系數f式中：n——爐管根數，16×5=80根L——每根管子的長度,約3ф——與爐管連接形式有關，其值見表3.7，對流段采用V型急彎彎管，取ф=30di——管內徑，0.0表3.7與連接型式有關的ψ值連接型式ψ油流急劇轉彎及內部縮小的回彎頭油流急劇轉彎的回彎頭油流平緩轉彎的回彎頭半徑R≥4d的急彎彎管10050～603015（二）輻射段爐管壓力降計算輻射段爐管中的焦油。在加熱過程中有相變化，故分為加熱段（無相變化）和汽化段（有相變化）兩部分進行計算。1、汽化段爐管壓力降假設開始汽化時的壓力，pe=3.5千克/厘米2（絕）查圖3.6得開始汽化時的溫度，te=圖3.6煤焦油壓力與一次汽化開始溫度的關系曲線輻射段全部爐管當量長度leg為汽化段爐管當量長度按下式計算：式中：It——油料在爐出口處的焓，焦油及其餾分的焓為995千卡/千克焦油（按一次汽化溫度及汽化率值，查圖3.1），水分的焓為4千焦/千克焦油，則共計238+4=242千卡/千克焦油=1012千焦/千克焦油Ie——開始汽化時油料的焓，185+4=189千焦/千克焦油Ii——爐入口處油料的熱焓，40+0.6=40.6千焦/千克焦油忽略微量的水分，則汽化混合重度可按下式計算：式中：e——汽化段焦油的平均汽化率，在二段出口處的焓為222千焦/千克，t=400查圖得此點的汽化率e=0則汽化段中，平均汽化率：（參照焦油蒸餾工段設計指導書）rv——汽化段換算為一個大氣壓下的餾分蒸汽平均重度：式中128——餾分蒸汽的平均分子量2.5——爐出口處油料的壓力，千克/（絕）rL——汽化段的液相重度（包括油和水），rL=951千克/米2氣液混合物流速：（1）汽化段壓力降：式中：f——水力摩察系數，對汽化段取f=0.006是安全的故開始汽化時的壓力：今pe1值與原假設值3.5千克/厘米2也可用圖解法進行，其試算法如下：另設pe=2.5千克/，則由圖查得te=331℃,相應汽液混合物重度：式中：rv=6.48千克/米2，rL=965千克汽液混合物流速：汽化段壓力降：則開始汽化點的壓力：然后，以假定值pe為橫坐標，計算值與假定值之比值為縱坐標，將以上兩次假設所得兩點繪于圖中，；連接兩點為以直線，此直線與橫坐標之交點，即為所求開始汽化的壓力，pe=3.45千克/厘米2，見圖則汽化段的爐段壓力降為：圖3.7汽化段阻力圖解試算圖（2）汽化點前壓力降為：當pe=3.45千克/厘米2，查圖3.6得te=357℃，則Ie=192千卡/千克=803千汽化點當前爐管當量長度：焦油的平均比重：焦油流速：壓力降：（3）液柱壓頭ΔP3輻射段入口處的總壓力Pi：3.2.4煙囪計算設計煙囪時，煙囪的有效抽力應足以克服各項阻力之和而有余。以保證加熱爐的熱效率和操作穩定性。當煙囪吸力不足時，會導致燃燒不完全。當煙囪吸力不足時，會導致燃燒不完全，而使熱效率降低，同時會造成后燃的危險。有時，由于爐內出現正壓，煙氣噴出爐外。煙囪的最小高度還應考慮輻射管的安裝和檢修。煙囪的設計首先要求處煙氣的阻力，然后根據阻力設計處合適的煙囪直徑和高度。1、阻力計算煙囪抽力的富裕量，按煙氣量在對流段入口處增加10%，煙囪入口處增加25%來計算各部的阻力。（1）對流段的管排阻力煙氣通過遮蔽管的阻力、過熱蒸汽管及焦油脫水管排后進入煙囪，各部阻力計算如下：①遮蔽管的阻力水平放置，交錯排列的光管管排的阻力可按下式計算：式中TG——煙氣在此段的平均溫度，TG=760+273=1033KmG——煙氣在此段的重量流速，mG=1.17×1.1=1.29千克/米2·秒N——管排數N=2dp——管與管間的空隙，dp=0.15－0.089=0.06μG——煙氣的粘度，按下式計算：當煙氣的溫度為760時，u=1.3時煙氣的粘度為：②過熱蒸汽管排的阻力當a=1.3煙氣溫度為700℃焦油脫水管排的阻力當a=1.3，煙氣平均溫度為538℃時，煙氣的粘度為：則對流段阻力為：（2）體積收縮阻力計算①煙氣由輻射到對流段前（過渡段）的阻力入口側煙氣溫度：式中：A2——煙氣出口流通面積，A1——煙氣入口流通面積，由圖3.8查得，圖3.8體積收縮時的阻力系數出口側煙氣重量流速：體積收縮阻力：②煙氣由過渡段到對流段的阻力入口側煙氣溫度：查圖3.8得出口側煙氣重量流速mG=1.287千克/米體積收縮阻力：③從對流段到煙囪體積收縮阻力設煙囪通道直徑為900查圖3.8得體積縮小阻力：則體積縮小阻力總計為：（3）煙囪摩擦阻力損失及動能損失假定煙囪高度L=7米煙氣在煙囪內的重量流速一般為2.5～3.5千克/米為了施工方便，煙囪直徑不宜過小，故取Ds=0.9①煙囪的摩擦阻力式中：——煙囪內煙氣平均溫度，一般按對流段煙氣出口溫度減去55，既TG=（400-55）+273=618K——煙囪內煙氣速度，千克/米2秒——水力摩擦系數，米l——煙囪高度，米Ds——煙囪直徑。米②動能損失動能損失即煙囪出口的速度頭：則系統總阻力：2、煙囪高度大氣溫度取25℃，則T2煙囪內煙氣平均溫度式中：Tb——煙囪入口煙氣溫度——計算系數，其值見表3.8，煙囪有襯里時，as=0.95表3.8計算系數值煙囪高度，米煙囪直徑，米102030401230.93（0.95）0.94（0.95）0.94（0.95）0.89（0.905）0.90（0.91）0.92（0.92）0.83（0.87）0.86（0.88）0.865（0.89）0.79（0.83）0.82（0.845）0.825（0.86）煙囪的有效吸力，應大于總阻力，故：則取定煙囪尺寸：HS=7米，DS=表3.9管式爐工藝尺寸項目數據輻射段加熱面積，米2輻射管根數，根輻射管尺寸，米爐膛直徑，米輻射段氣體出口溫度，℃體積熱強度，千卡/米3·時對流室寬，米對流管尺寸，毫米過熱蒸汽管排，排過熱蒸汽管每排根數，根過熱蒸汽管表面熱強度，千卡/米2·時·℃煙囪直徑，米煙囪尺寸，米87.54889×6×150×60003.267760542640.9889×6×178×220027126220.97.03.3其他設備的計算的和選型3.3.1蒽塔的選型蒽塔直徑計算：無水焦油處理量為10101千克/時,由蒽塔頂出來的油氣量為：輕油47.5千克/時、酚油餾分252.5千克/時、萘油餾分1616.3千克/時、洗油餾分303.0千克/時，洗油回流量按無水焦油量的20%計算為：10101×20%=2020.2千克/時。二段蒸發器帶來的水汽量為無水焦油量的1.5%，蒽塔通入直接汽量為無水焦油量的0.5%，總水汽量為。塔頂蒸汽溫度為257℃，操作壓力為0.25千克/厘米2則塔頂蒸汽混合物的體積為：蒽塔的空塔流速取0.23米/秒，故選蒽塔的規格為Dg1400型項目數據高度，毫米12885重量，噸25.625塔板層數23精餾段18提餾段5泡罩形式條形泡罩個數9泡罩齒縫高度25每層塔板齒縫面積，米20.204降液管截面積，米20.0077板距，毫米375一蒽油的塔板編號11，13，15操作重量，噸403.3.2瀝青高置槽一般選用立式，數量應不少于兩臺，并聯使用，當有液體瀝青用戶時，瀝青高置槽的臺數，還應滿足液體瀝青裝車的要求。瀝青的處理量為5.454噸，225℃時比重為1.163，在高置槽內停留時間按進料、冷卻和放料所需最長時間為24則選用V=36米3瀝青高置槽3項目數據高度，毫米8063折流板板數3折流板距離400捕霧層25×25×3鋼環，H=500無水焦油槽容積，米26重量，噸2.241材質鋼33.3.3一次蒸發器塔頂溫度105℃，塔頂壓力1.01千克/塔頂出來的物料：輕油23.2千克/時，水分252.5千克塔徑計算：汽相負荷設空塔速度為0.2米/秒，則蒸發器直徑為故選Dg=1000毫米項目數據高度，毫米8063折流板板數3折流板距離400捕霧層25×25×3鋼環，H=500無水焦油槽容積，米26重量，噸2.241材質鋼3二段蒸發器汽相負荷采用空塔速度為0.2米/秒，則蒸發器直徑為故選Dg=1600毫米項目數據高度，毫米8520捕霧層鋼環φ50×50，V=1.35米，總高內蒸空間，毫米2634設備重量，噸11.130其他冷卻器的選型混合餾分冷卻器進入冷卻器的混合分（酚、萘、洗）2171千克/混合分入口溫度220℃，混合分出口溫度需由冷卻水帶走的熱量:17545平均溫度差總傳熱系數K=100,所以傳熱面積故選用GL500Ⅳ-6-15型號的規格：項目數據公稱換熱面積，米215計算換熱面積，米215.02管程流通截面積，米20.0132殼程流通截面積，米20.114換熱管全長，毫米1200重量，千克550一