焦化厂产6万吨粗苯回收工艺设计.doc

《焦化厂产6万吨粗苯回收工艺设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《焦化厂产6万吨粗苯回收工艺设计.doc（26页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流焦化厂产6万吨粗苯回收工艺设计.精品文档. 毕 业 设 计题目：焦化厂年产6万吨粗苯回收工艺设计 系 别：化学与化工系专 业：煤炭深加工与利用姓 名：学 号：指导教师：河南城建学院2012年 11月 21日河南城建学院 毕业设计（论文）任 务 书题 目焦化厂年产6万吨粗苯回收工艺设计系 别化学化工系专业班级 学号学生姓名指导教师发放日期 2012年11月21日河南城建学院专科毕业设计（论文）任务书一、 主要任务与目标：设计题目：焦化厂年产6万吨粗苯回收工艺设计原料粗苯组成：物质苯甲苯二甲苯(含乙基苯)三甲苯(含乙基甲苯)不饱和化合物硫化物(按

2、硫计)饱和化合物含量/%60.020.07.0 1.510.0 0.51.0 工艺条件： 吸收前焦油煤气中含苯族烃45g/m3；吸收塔操作压力：0.4MPa；入塔气体温度：25。 进料原料气流量根据粗苯产量进行物料衡算计算。设计目标： 回收后苯族烃含量3.6 g/m3。二、主要内容与基本要求：主要内容：1 明确设计任务，查阅文献资料；2 明确设计方案：通过技术及经济筛选、对比，选定技术先进、经济效益好的设计方案；3 明确已知条件、工艺参数及计算基准；4 工艺计算部分（物料衡算、热量衡算、主要设备的工艺计算、辅助设备的选型或计算、稳定性及机械强度计算、工艺流程图绘制、主要设备结构图的绘制等）。基

3、本要求：对所涉及的化工生产过程的原理，工艺参数，流程，影响因素及控制手段有一定的掌握。按毕业设计任务书的条件和要求，根据所学理论知识和技能和积累的素材，自主的，创造性的完成设计的工作。目 录第一章 设计条件及设计方案的确定8第二章 设计方案15第三章 物料衡算和热量衡算17第四章 填料塔工艺尺寸计算22第五章 填料塔附属设备的设计与选型27第六章 填料塔高度29第七章 计算结果概览30第八章 主要参考文献30第九章 结束语31第一章 设计条件及设计方案的确定一、设计条件 表1 原料组成物质苯甲苯二甲苯（含乙基笨）三甲苯（含乙基甲苯）不饱和化合物硫化物（按硫计）饱和化合物含量/%60.020.0

4、7.01.510.00.51.0工艺条件： 吸收前焦炉煤气中含苯族烃45g/m; 吸收塔操作压力：0.4MPa; 入塔气体温度：25.设计目标：回收后苯族烃含量=3.6g/m.二、设计方案的依据1.2.1粗苯的组成、性质和质量 粗苯中主要含有苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等芳香烃，此外还含有不饱和化合物、硫化物、饱和烃、酚类和吡啶碱类。当用洗油吸收焦炉煤气中的苯族烃时，粗苯中尚有少量的洗油轻质馏分，粗苯的组成取决于炼焦配煤的组成及煤焦产物在炭化室内热解的程度。 粗苯是黄色透明的液体，比水轻，微溶于水。在贮存时由于低沸点不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶解于粗苯中，使其着色变暗。粗苯易燃，

5、闪点为12。粗苯蒸气在空气中的体积浓度为1.47.5%时，能形成爆炸性混合物。粗苯的各主要组分均在180前馏出，180后的馏出物成为溶剂油。在测定粗苯中各组分的含量和计算产量时,通常将180前的馏出量当做100%来计算，故以其180前的馏出量作为鉴别粗苯质量的指标之一。粗苯在180前的馏出量取决于粗苯工段的工艺流程和操作制度。180前馏出量愈多，粗苯质量就愈好。一般要求粗苯的180前馏出量为9395%。 表2 粗苯各组分的平均含量组分分子式质量含量/%备注苯甲苯二甲苯三甲苯和乙基甲苯不饱和化合物硫化物饱和物C6H6C6H5CH3C6H4(CH3)2C6H3(CH3)3C2H5C6H4CH355

6、8011222.56127120.31.80.62.0同分异构物和乙基苯总和同分异构物总和按硫计1.2.2吸收苯族烃的工艺流程(填料吸收苯族烃的工艺流程) 图1.从煤气中吸收苯族烃的工艺流程1- 洗苯塔；2-新洗油槽；3-贫油槽；4-贫油泵；5-半富油泵；6-富油泵煤气经最终冷却器冷却到25270C后，依次通过两个洗苯塔，塔后煤气中苯族烃含量一般为2g/m3,温度为27300C的脱苯洗油（贫油）用泵送至顺煤气流向最后一个洗苯塔的顶部。与煤气逆向沿着填料向下喷洒，然后经过油封流入塔底接收槽，由此用泵送至下一个洗苯装置，脱苯后的贫油经冷却后回到贫油槽循环使用。1.2.3吸收苯族烃的基本原理用洗油吸

7、收煤气中的苯族烃是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿定律。煤气中苯族烃的分压Pg可根据道尔顿定律计算： Pg=Py 式中，P煤气的总压力，kPa； y煤气中苯族烃的摩尔分数。 通常苯族烃在煤气中的含量以g/ m表示。若已知苯族烃在煤气中的含量为a，则换算成体积浓度为:式中为粗苯的平均相对分子质量。则有 Pg= 用洗油吸收苯族烃所得的稀溶液可视为理想溶液，其液面上粗苯的平衡蒸汽压可按拉乌尔定律确定： 式中，在回收温度下苯族烃的饱和蒸汽压，kPa； 洗油中粗苯的摩尔分数。 通常洗油中粗苯的含量以C（质量百分数）表示，换算为摩尔分数为： 式中为洗油的相对分子质量。则有 当煤气中苯族烃的分压Pg大于洗

8、油液面上苯族烃的平衡蒸汽压时，煤气中的苯族烃即被洗油吸收。Pg与之间的差值愈大，则吸收过程进行得愈容易，吸收速率也愈快。 洗油吸收苯族烃过程的极限为气液两相达成平衡，此时Pg=，即由于洗油中粗苯的浓度很小，则有因此在平衡状态下a与C之间的关系为或 1.2.4影响苯族烃吸收的因素 煤气中的苯族烃在洗苯塔内被吸收的程度称为回收率。回收率是评价洗苯操作的重要指标，可用下式表示： 式中，粗苯回收率，%； 、洗苯塔入口煤气和出口煤气中苯族烃的含量，g/ m。 回收率的大小取决于下列因素：1.2.4.1吸收温度吸收温度系指洗苯塔内气液两相接触面的平均温度，它取决于煤气和洗油的温度，也受大气温度的影响。吸收

9、温度是通过吸收系数和吸收推动力的变化而影响粗苯回收率的。提高吸收温度，可使吸收系数略有增加，但不显著，而吸收推动力却显著减小。总的来说，吸收温度不宜过高，但液不宜过低。在低于150C时，洗油的黏度将显著增加，使洗油输送及其在塔内均匀分布和自由流动都发生困难。当洗油温度低于100C时，还可以从油中析出固体沉淀物。因此适宜的吸收温度为250C左右，实际操作温度波动于20300C之间。操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中的水汽冷凝而进入洗油中。一般规定洗油温度在夏季比煤气温度高20C左右，冬季高40C左右。为保证适 宜的吸收温度，自硫酸铵工序来的煤气进洗苯塔前，应在最终冷却器内冷却至1828

10、0C，贫油应冷却至低于300C。1.2.4.2洗油的吸收能力及循环油量由式可见，当其他条件一定时，洗油的相对分子质量减小将使洗油中粗苯含量C增大，即吸收能力提高。同类液体吸收剂的吸收能力与其相对分子质量成反比，吸收剂与溶质的相对分子质量愈接近，则愈易相互溶解，吸收得愈完全。在回收等量粗苯的情况下，如洗油的吸收能力强，使富油的含苯量高，则循环洗油量也可相应减少。但洗油的相对分子质量也不宜过小，否则洗油在吸收过程中挥发损失较大，并在脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。送往洗苯塔的循环洗油量可根据下式求得：式中， V煤气量，/; ,洗苯塔进、出口煤气中苯族烃含量，/； L洗油量，/; ,贫油和富油中粗苯的含量

11、，%。 由上式可见，增加循环洗油量，可降低洗油中粗苯的含量，增加吸收推动力，从而可提高粗苯回收率。但循环洗油量也不宜过大，以免过多地增加电、蒸汽的耗量和冷却水用量。在塔后煤气含苯量一定的情况下，随着吸收温度的升高，所需要的循环洗油量也随之增加。实际的循环洗油量可按理论最小量计算确定。 理论最小循环洗油量，kg/h； 入塔煤气压力，kPa；纯苯的饱和蒸汽压,kPa； 不包括苯族烃的入塔煤气体积, m/h 洗油相对分子质量；要求达到的苯族烃的实际回收率；当吸收面积为无限大时苯族烃的回收率。 实际循环洗油量可取的1.51.6倍。1.2.4.3贫油含苯量贫油含苯量是决定塔后煤气含苯族烃量的主要因素之一

12、。由式可见，当其他条件一定时，入塔贫油中粗苯含量愈高，则塔后损失愈大。如果塔后煤气中苯族烃含量为3.6/，设洗苯塔出口煤气压力p=100.00kPa,洗油相对分子质量M=160,250C时粗苯的饱和蒸气压=13.00kPa，将有关数据代入上式，即可求出与此相平衡的洗油中粗苯含量：计算结果表明，为使塔后损失不大于2/，贫油中的最大粗苯含量为0.22%.为了维持一定的吸收推动力，值应除以平衡偏移系数n,一般n=1.11.2。入取n=1.14，则允许的贫油含苯量。实际上，由于贫油中粗苯的组成里，苯和甲苯含量少，绝大部分为二甲苯和溶剂油，其蒸气压仅相当于同一温度下煤气中所含苯族烃蒸气压的20%30%，

13、故实际贫油含粗苯量可允许达到0.4%0.6%，此时仍能保证塔后煤气含苯族烃在2/以下。如进一步降低贫油中的粗苯含量，虽然有助于降低塔后损失，但将增加脱苯塔蒸馏时的水蒸气耗量，使粗苯产品的1800C前馏出率减少，并使洗油的耗量增加。近年来，国外有些焦化厂，塔后煤气含苯量控制在4/左右，甚至更高。这一指标对大型焦化厂的粗苯回收是经济合理的。另外一般粗苯和从回炉煤气中分离出的苯族烃的性质可以看出，由回炉煤气中得到的苯族烃，硫含量比一般粗苯高 3.5倍，不饱和化合物含量高1.1倍。由于这些物质很容易聚合，会增加粗苯回收和精制操作的困难，故塔后煤气含苯量控制高一些也是合理的。1.2.4.4吸收表面积 为

14、了洗油充分吸收煤气中的苯族烃，必须使气液两相之间有足够的接触表面积（即吸收面积）。填料塔的吸收表面积即为塔内填料表面积。填料表面积愈大，则煤气与洗油接触的时间愈长，回收过程进行得也愈完全。根据生产实践，当塔后煤气含苯量要求达到2/时，对于木格填料洗苯塔，每小时1煤气所需的吸收面积一般为1.01.1；对于钢板网填料塔，则为0.60.7。当减少吸收面积时，粗苯的回收率将显著降低。1.2.5洗油的质量要求为满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油应具有如下性能：(1)常温下对苯族烃有良好的吸收能力，在加热时又能使苯族烃很好地分离出来；(2)具有化学稳定，即在长期使用中其吸收能力基本稳定；(3)在吸收操

15、作温度下不应析出固体沉淀物；(4)易与水分离，且不生成乳化物；(5)有较好的流动性，易于用泵送并能在填料上均匀分布。焦化厂用于洗苯的主要有焦油洗油和石油洗油。焦油洗油是高温煤焦油中230300的馏分，容易得到，为大多数焦化厂所采用。其质量指标如下： 表3 焦油洗油质量指标指 标 指 标 名 称指 标密度（20）/(g/mL)流程230前馏出量/%(体积)300前馏出量/%(体积)酚含量/%(质量)1.041.073900.5萘含量/%(质量)黏度/E25水分/%(质量)15结晶物1321无 要求洗油的萘质量含量小于13%，苊质量含量不大于5%，以保证在1015时无固态沉淀物。萘因熔点高，在常温

16、下易析出固体结晶，因此应控制其含量。但萘与苊、芴、氧芴及洗油中其他高沸点组分混合时，能生成熔点低于有关各组分的共熔点混合物，因此在洗油中存在一定数量的萘，有助于降低从洗油中析出沉淀物的温度。洗油中甲基萘含量高，洗油黏度小，平均相对分子质量小，吸奔能力较大。所以在采用洗油脱萘工艺时，应防止甲基萘成分随之切出。洗油含酚量高易与水形成乳化物，破坏洗苯操作，另外酚的存在还易使洗油变稠。因此应严格控制洗油中的含酚量。第二章 设计方案一、富油脱苯 富油脱苯按其加热方式分为预热器加热富油的脱苯法和管式炉加热富油的脱苯法。前者是利用列管式换热器用蒸汽间接加热富油，使其温度达到1351450C后进入脱苯塔；后者

17、是利用管式炉用煤气间接加热富油，使其温度达到1801900C后进入脱苯塔。该法由于富油预热温度高，与前者相比具有以下优点：脱苯程度高，贫油中苯质量含量可达0.1%左右，粗苯回收率高；蒸汽耗量低，每生产1t1800C前粗苯为11.5t，仅为预热器加热富油脱苯蒸汽耗量的1/3；产生的污水量少；蒸馏和冷凝冷却设备的尺寸小。因此，目前广泛采用管式炉加热富油的脱苯工艺。二、富油脱苯工艺流程来自洗苯工序的富油依次与脱苯塔顶的油气和水汽混合物，脱苯塔底排除的热贫油换热后温度达1101300C进入脱水塔，脱水后的富油经管式炉加热至1801900C进入脱苯塔。脱苯塔顶逸出的90930C的粗苯蒸气与富油换热后降温

18、到730C左右进入冷凝冷却器，冷凝液进入油水分离器，分离出水后的粗苯流入回流槽，部分粗苯送至塔顶作为回流，其余作为产品采出，脱苯塔底部排除的热经贫油换热器换热进入热贫油槽，再用泵送贫油冷却器冷却至25300C后去吸苯工序循环利用，脱水塔顶逸出的含有萘和洗油的蒸气进入脱苯塔精馏段下部，在脱苯塔精馏段切取奈油，以脱苯塔上部断塔板引出液体至油水分离器分出水后返回塔内、脱苯塔用的直接蒸气是经管式炉加热至4004500C后经由再生器进入的，以保持再生器顶部温度高于脱苯塔底部温度。图2. 生产一种苯的流程1脱水塔；2管式炉；3再生器；4脱苯塔；5热贫油槽；6换热器；7冷凝冷却器；8冷却器；9分离器；10回

19、流槽为了保持循环洗油质量，将循环油量的1%1.5%由富油入塔前的管路引入再生器再生，在此用蒸汽间接将洗油加热至1601800C，并用蒸汽直接蒸吹，其中大部分洗油被蒸发并随直接蒸汽进入脱苯塔低，残留于再生器底部的残渣油，靠设备内部的压力间歇或连续地排至残渣油槽，残渣油中3000C前的馏出量要求低于40%，洗油再生器的操作对洗油消耗量有较大影响，在洗苯塔补雾及再生操作正常时，每生产1t1800C前粗苯的焦油洗油消耗量应在100Kg以下。第三章 物料衡算及热量衡算一、处理能力 粗苯产量6944Kg/h,其组成质量含量：苯60%，甲苯20%，二甲苯（含乙基苯）4%，溶剂油16%。 贫油量55555.8

20、Kg/h,贫油中粗苯质量含量0.4%（贫油中粗苯组成质量含量：苯2.7%，甲苯19%，二甲苯31%，溶剂油47.3%） 富油中奈质量含量5%，水质量含量1%。设定依据： 粗苯中各组分的平均含量（质量含量1%） 苯：5580 甲苯1122 二甲苯2.56一般要求粗苯的1800C前馏出量为93%95%，溶剂油一般为5%7%。二、物料衡算 进入脱苯工序的富油量： 富油量 GF=6944+55555.8+55555.80.4%=62722kg/h 富油中水量 GW=627221%=627.22kg/h 富有中萘量 GN=627225%=3136kg/h 洗油量 Gm=55555.8-3136=5241

21、98kg/h查得各组分的摩尔质量如下： 表4. 富油中各组分摩尔质量组分苯（B）甲苯（T）二甲苯（X）溶剂油（S）奈（N）洗油（m）水（w）Mi(kg/kmol)789210612012817018 富油组成：组 分GFi(kg/h)GFi/Mi(kmol/h)苯甲苯二甲苯溶剂油萘洗油水55555.80.4%2.7%+694460%=417255555.80.4%19%+694420%=143155555.80.4%31%+69444%=346.655555.80.4%47.3%+694416%=1216 3136 524198 627.2253.4915.553.2710.1324.5327

22、6.234.8合 计 535127 3417.94 进入脱苯工序的富油被预热到1250C后进入脱水塔，在脱水塔顶压力P=120Kpa。水的汽化率为90%，在此条件下计算脱水后各组分留在液相中的分率i查图1250C各组分的饱和蒸汽压如下：（KPa） 表5. 各组分的饱和蒸汽压（1250C）苯（B）甲苯（T）二甲苯(X)溶剂油(S)奈(N)洗油（m）Pi0(kPa)333.43162.6874.1436.866.862.04以分别代表苯，甲苯，二甲苯，溶剂油，萘，洗油和水留在液相中的质量含量（%）先设B=0.761,代入公式计算余下各组分i值： =0由式验算，其中 如果计算的值与假定的相接近，则证

23、明假设的合适，以上各式计算的结果成立。 进入脱苯工序的富油被预热到135后进入脱水塔，脱水塔顶压力p=120kPa，水的气化率为90%，在此条件下按上述方法计算的脱水后各组分留在液相中的分率：B=0.761，=0.853，=0.935，=0.966，=0.9936，=0.998，则进入管式炉的各组分数量为：组 分Gi= /1(kg/h)/Mi(kmol/h)苯甲苯二甲苯溶剂油萘洗油水4172 0.761/1=31751431 0.853/1=1220346.6 0.935/1=3241216 0.966/1=11753136 0.9936/1=3116524198 0.998/1=523150

24、627.22 0.1/1=62.7 40.7 13.27 3.06 9.79 24.34 3269.69 3.48合 计 532222.7 3364.33验算B：组 分(kg/h)苯甲苯二甲苯溶剂油萘洗油水4172-3175=9971431-1220=211346.6-324=22.61216-1175=413136-116=20524198-523150=1048627.22-62.7-564.52合 计 2924.27 =0.785与所假设=0.761相接近，所以以上计算结果正确。在脱苯塔出口各组分的蒸发量如下：三、热量衡算 在进行一般工艺计算时，可采用已知的热强度数据按下式确定所需的加热

25、面积。 式中，单位时间内炉管吸收的热量，kJ/h； 炉管的表面热强度，kJ/( )辐射段单排管可取84000105000kJ/( )对流段可取2100050000 kJ/( )3.3.1管式炉供给富油的热量Qm 从脱水塔来的富油带入的热量Q1洗油（包括萘）q1=(523150+3116) 2.056125=135250362kJ/h粗苯 q2=(3175+1220+324) 2.148125=1267051.5kJ/h水 q3=62.74.258125=33372kJ/h式中2.056、2.148、4.258依次为125时洗油、粗苯和水的比热容,kJ/(kgK)所以Q1= q1+q2+q3=1

26、36550785.6kJ/h出管式炉1800C的富油带出的热量Q2洗油（包括萘）q1=5262662.236 180=211811539.7kJ/h粗苯 q2=47192.391 180=1824554.2kJ/h式中 2.236，2.391分别为1800C时，洗油和粗苯的比热容，kJ/(kgK)粗苯的比热容得出，吸油和水的比热容查表得出。所以Q2= q1+q2=213636093.9kJ/h出管式炉粗苯蒸气和油气带出的热量Q3 洗油蒸气（包括萘蒸气）q1=(20+1048) 565.2=603633.6kJ/h 粗苯蒸气 q2=(997+211+22.6) 665.7=819210.42kJ

27、/h水蒸气 q3=564.52 2834.5=1600131.94kJ/h式中 565.2，665.7分别为洗油蒸气和粗苯蒸气的焓，KJ/kg; 2834.50.12Mpa, 1800C时水蒸气质量焓，KJ/kg。所以Q3= q1+q2+q3=3022975.96kJ/h则Qm= Q2+Q3-Q1=80108284kJ/h3.3.2管式炉供给蒸气的热量QV入管式炉对流段低压蒸气带入热量Q4蒸馏用直接蒸气消耗量G=1.5 6944=10416kg/h所以Q4=2747.8 10416=28621084.8kg/h式中 2717.8为0.4MPa（表）饱和蒸气质量焓，kJ/kg 400过热蒸气带出

28、热量Q5=10416 3272=34081152kJ/h 式中 3272为0.4MPa（表）400过热蒸气质量焓，kJ/h所以QV= Q5-Q4=546067kJ/h3.3.3管式炉加热面积取Qm的95%由辐射段供给，5%由对流段供给，取辐射强度为105000kJ/(h)，则辐射段炉管加热面积为 F1=80108284 95%/105000=724.8取对流段加热强度为21000kJ/(h),则对流段炉管加热面积为：蒸气部分： F2=546067/21000=260富油部分： F3=801082845%/21000=190所以对流段加热总面积为F2+F3=450四、洗油再生器 洗油再生器为钢板

29、制的直立圆筒，带有锥形底。中部设有带分布装置的进料管，下部设有残渣排出管。蒸气法加热富油脱苯的再生器下部设有加热器，管式炉法加热加热富油的脱苯再生塔不设加热器。为了降低洗油的蒸出温度，再生器底部设有直接蒸汽管，通入脱苯蒸馏所需的绝大部分或全部蒸发。在富油入口管下面设有两块弓形隔板，已提高再生器内洗油的蒸出温度。在富油入口管的上面设三块弓形隔板，以捕集焦油。第四章 填料塔工艺尺寸计算一、 塔径计算焦炉煤气中苯族烃在洗苯塔内被吸收的程度称为回收率：式中 粗苯回收率。% a1,a2洗苯塔入口煤气和出口煤气中苯族烃的含量，g/m3.分别取=45g/m3. =3g/m3. 粗苯处理量为5万吨/年，即69

30、44kg/h,又粗苯摩尔质量为83kg/kmoL,粗苯密度为11.04kg/ m3,所以粗苯体积处理量为631.3 m3/h，由公式y= 可得出焦炉煤气含粗苯的体积分数y. 式中，a苯族烃在煤气中的含量，45 g/m3 Mb粗苯的相对分子质量，83所以y=0.012所以煤气处理量为631.3/0.012=52608.3 m3/h在进行填料计算时，可取空塔气速0.81.0m/s,这里取1.0m/s.则 D= =4.3m圆整为D=4.5m.所以塔径为4.5m。二、 填料层高度计算煤气的处理量为52608.3m3/h(吸收塔)混合气体的组成，进塔气中含苯族烃体积分数，进入吸收塔的洗油中含苯族烃摩尔分

31、数 =55.15%所以=0.025混合气体温度25。选用钢板网填料塔计算时，可采用下列数据：油气比1.62.0L/m3 空塔气速0.91.1m/s 煤气所需填料面积0.60.7m2/(m3.h) 洗油相对分子质量160吸收相平衡关系为： y*=0.125X溶剂用量为理论最小用量的1.5倍（吸收），水蒸气用量取最小用量的1.5倍（解吸）解吸相平衡关系为： y*=3.16X苯族烃的气相体积吸收总系数 KYa=0.035kmol/(m3.s) 液相体积吸收总系数 KXa=30kmol/(m3.h)将体积分数0.01换算为摩尔比将摩尔分数换算为摩尔比出塔气浓度 最小液气比 =0.12操作液气比=1.5

32、 0.12=0.18 =0.69 =16.2即传质单元数为5.62惰性气体流量： =2130kmoL/h=0.59kmol/s所以=1.06 即传质单元高度为1.06所以填料层高度为Z=5.621.06=5.95m,圆整为6m。填料层高度为6m，封头高度为0.9m，其他塔附属设备取1.1m。则填料塔高度为H=6+0.9+1.1=8m所以填料塔总高度为8米。三、壁厚设计及校核筒体的设计壁厚式中 圆筒设计厚度，mm; 容器计算压力，MPa;圆筒内径，mm; 设计温度下筒体材料的许用压力，MPa; 焊接接头系数;腐蚀裕量，mm。依据上式，塔体材料选用16MnR，则有=170Mpa查表6有=1.0(双

33、面对接焊，100%无探伤).当腐蚀速率小于或等于0.05（包括大气腐蚀）时，碳素钢和低合金钢单面腐蚀取=1，双面腐蚀取=2，不锈钢取=0.由操作条件知取=1. 表6 焊接接头形式无损检测的长度比例100% 局部双面焊对接接头或相当于双面焊的全焊透焊接接头 1.0 0.85单面焊接头（沿焊缝根部全长有紧贴基本金属的垫片） 0.9 0.8所以=+1=6.3查表7有钢板厚度负偏差为=0.6所以圆筒厚度为d=+=6.3+0.6=6.9，圆整后为7.四、水压试验校核水压试验时的应力为圆筒有效厚度厚度附加量()，mm=67.0916MnR的屈服极限水压试验时满足强度要求。 表7. 钢板厚度负偏差 /钢板厚

34、度22.22.52.83.03.23.53.844.55.5负偏差0.180.190.20.220.250.30.5钢板厚度6782526303234364042505260负偏差0.60.80.911.11.21.3五、封头设计塔内径，壁厚，材质16,设计压力，工作温度1828。采用标准椭圆形封头。双面对接焊缝100%探伤。椭圆形封头壁厚其中 =，=170，=1.0，=1.0mm,代入得：=6.3考虑到钢板厚度负偏差，取=0.6mm，圆整后用7mm钢板。封头高度：标准封头长短轴为2:1，所以封头为900mm。第五章 填料塔附属设备的设计及选型一、液体分布器本塔可采用溢流盘式液体分布器，其由底

35、盘、溢流升气管及圈环组成。液体送至盘中心高于圈环上缘50200mm，最大液速为3ms。溢流升气管数应满足喷淋点数的要求，按三角形或正方形排列。溢流管直径大于15mm，上开三角形缺口，管子下缘突出分布板以防液体偏流。此型分布器可用金属、塑料或陶瓷制造。盘上开有=310mm的小孔，液体分布淋洒在整个塔洁面上。分布盘直径为塔径的（0.60.8）倍，故适用于气液负荷小、直径800mm以上的塔。盘上筛孔数 n=L/（）式中 L液相流量，1219.3kmolh=0.32ms； d0孔径，mm； g重力加速度， m/s2； H板上液头高度，m，可取塔径的（1/61/7）。取d0=10mm，H=1/7D=14

36、3mm，L=0.32ms,则盘上筛孔数为： n=2434 个二、液体再分布器液体再分布器是收集由上部填料床层流下的液体并将其均匀分配到下部填料床层的构件。由于液体在填料层中向下流动时有向塔壁流动的趋势，当填料层很高时，填料层中心部分液体愈来愈少，从而严重影响填料的效率，故填料层高度超过一定高度时，必须分段，段间设再分布器。一般分层高度应小于1520块理论板，金属填料不超过67.5m，塑料填料不超过34.5m，瓷环不超过2.53m。本塔采用多孔盘式再分布器，其结构同盘式分布器，唯升气管上有帽盖，以免液体从升气管落下。升气管多采用矩形。使用该分布器时应多点进液，以使进料管内液体流速低于1.2m/m

37、。适用于D1200mm的塔。设计参考数据见表8所示，故本塔的分布盘外径应取980mm，升气管数量为6个。表8 多孔盘式再分布器的设计参考数据塔径D/mm分布盘外径D1/mm升气管数量8007856900880610009806120011808三、 填料支撑板填料支撑起着支撑填料及分布气、液流的作用，其设计影响塔压降和操作上限，因其阻力过大会引起填料底部液泛。当填料分成数段安装时，填料支撑更起着气体分布器及液体再分布器的作用。对填料支撑板的要求是：有足够的强度；足够大的自由截面；有利于液体的再分布；能耐腐蚀，易制造，易拆装等。本塔采用气体喷射式支撑，该种支撑具有自由截面大，强度好，允许气、液负

38、荷高，制作安装容易等优点。用钢板冲压成波形梁，钢板表面冲长孔，处于波脊的孔道通气体，波谷处孔道通液体，彼此不想干扰。单条支撑梁宽290mm，高300mm，各梁之间有凸台保持10mm间隙，供排液用。梁板厚：碳钢6mm，不锈钢34mm。梁也可用陶瓷、塑料制，唯厚度要增加。四、填料压板及床层限制板填料在大压降操作时，由于气流冲击和负荷波动，如无压板，则陶瓷填料将会破碎而堵塞填料层，对金属填料因其较轻，易于松动或不均匀膨胀，致使流体分布不均或被气流带走。为此，对陶瓷填料须安装填料压板，对塑料或金属填料须设床层限制板。填料压板，不固定于塔壁，借自身重量压住填料，其单位面积重量约1100Pa，空隙率超过7

39、0%，可用栅条（扁钢）或丝网制成。倾斜（约45）的栅条压板还可以起到液体分布的作用，即将自液体分布器流下的液柱顺斜板方向分散。大孔径金属网与扁钢支架焊接而成的压板上可焊限位台肩或加配重以防填料松动。床层限制板，为金属网与支架组成，重力约300Pa，直径较塔径小1038mm，边缘以螺钉固定于塔壁的凸台上。五、气体入塔分布和排液装置填料塔的气体进口既要防止液体倒灌，更要有利于气体的均匀分布。对500mm直径以下的小塔，可使进气管伸到塔中心位置，管端切成45向下斜口或切成向下切口，使气流折转向上。对1.5m以下直径的塔，管的末端可制成下弯的锥形扩大器，或采用其它均布气流的装置。气体出口装置既要保证气

40、流通畅，又要尽量除去被夹带的液沫。最简单的装置是在气体出口处装一除沫挡板（拆板），或填料式、丝网式除雾器，对除沫要求高时可采用旋流板除雾器。液体出口装置既要使塔底液体顺利排出，又能防止塔内与他外气体串通，常压吸收塔可采用液封装置。气体进出口气速可取1020m/s（高压塔气速低于此值），以降低突然扩大造成的压头损失，并利于气流均匀分布，当气速高时，可配以喇叭管。液体进出口流速可取0.81.5m/s。管径以所选气速决定后，应按标准管规格进行圆整，并确定其厚度。第六章 计算结果概览一 、物料衡算结果粗苯处理量（kg/h）煤气处理量（mh）富油量（kg/h）贫油量 （kg/h）吸收剂用量（kg/h）694452608.36272255555.8535127二 、塔设备计算结果塔径（m）塔高（m）填料层高度（m）壁厚（mm）封头高度（m）4.58670.9第七章 主要参考文献1.肖瑞华 白金峰 煤化学产品工艺学 北京冶金工业出版社2.郭树才 煤化工工艺学 北京化学工业出版社3.陈国桓 化工机械基础 北京化学工业出版社4.潘国昌 郭庆丰 化工设备设计 北京清华大学出版社5.毛树盈 现代填料塔的设计 北京中国石油出版社6.徐绍平 殷德宏 化工工艺学 大连大连理工大学出版社7.刘道德