常减压蒸馏工艺计算样本.doc

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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
1800

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 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)

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
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%＝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%)＝28945.4kg/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×(1－0.5%－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 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 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;
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+28894.3=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℃, 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 ＝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) 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
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×=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

450

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 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/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
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
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·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
3636.4×2.1×(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 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, 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=76.84
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%
806.4
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%
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
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%
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
107.0
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
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
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
5.2.4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