最新年产00万吨焦化厂洗苯工段的初步设计

年产00万吨焦化厂洗苯工段的初步设计
一、意义
1.1三苯在国民经济中的作用
苯、甲苯、二甲苯（简称BTX）等同属于芳香烃，是重要的基本有机化工原料，由芳烃衍生的下游产品，广泛用于三大合成材料（合成塑料、合成纤维和合成橡胶）和有机原料及各种中间体的制造。

纯苯大量用于生产精细化工中间体和有机原料，甲苯除用于歧化生产苯和二甲苯外，其化工利用主要是生产甲苯二异氰酸脂、有机原料和少量中间体，此外作为溶剂还用于涂料、粘合剂、油墨和农药等方面。

二甲苯在化工方面的应用主要是生产对苯二甲酸和苯酐，作为溶剂的消费量也很大。

间二甲苯主要用于生产对苯二甲酸和间苯二腈。

焦化粗苯主要含苯、甲苯、二甲苯等芳香烃，另外还有一些不饱和化合物、含硫化合物、含氧化合物及氮化合物等杂质。

焦化苯是染料、塑料、合成橡胶、树脂、纤维、药物等原料, 也可用作动力燃料以及涂料、橡胶、胶水的溶剂。

1.2三苯来源
苯在工业上由炼制石油所产生的石脑油馏分经催化重整制得，或从炼焦所得焦炉气中回收。

苯的生产方法有多种，其中来自催化重整和裂解汽油的苯各占世界苯总产量的38%，甲苯歧化占13%，甲苯加氢脱烷基化占6%，另外还有5%来自焦化工艺。

甲苯的主要来源是催化重整和裂解汽油，其中催化重整占世界甲苯产量的71%，甲苯在催化重整产物中的含量大约为9.5%-27%。

大部分重整产物中的甲苯并不抽提，而是留在调和汽油中。

裂解汽油中的甲苯占世界甲苯供应量的24%。

当裂解石脑油和柴油时，通
常每100t乙烯可产生10-15t甲苯。

煤焦油和焦炉轻油生产的甲苯约占世界甲苯供应量的1%。

1.3焦化粗苯的成分，性质
粗苯主要组成含量（%）
组分含量组分含量
苯55～80 古马隆0.6～1.0
甲苯12～22 茚 1.5～2.5
二甲苯2～6 硫化氢0.1～0.2
三甲苯2～6 二硫化碳0.3～1.5
乙基苯0.5～1 噻吩0.2～1.0
丙基苯0.03～0.05 甲基噻吩0.1～0.2
乙基甲苯0.08～0.10 吡啶及其同系物0.1～0.5
戊烯0.5～0.8 苯酚及其同系物0.1～0.6
环戊二烯0.5～1.0 萘0.5～2.0
C6～C8直链烯烃0.5～0.6 脂肪烃C6～C8 0.5～1.0
苯乙烯0.5～1.0
二、工艺选择
2.1终冷的几种工艺
焦炉煤气终冷有直接水终冷法、间接水终冷法和直接抽终冷法。

其主要设备为焦炉煤气终冷塔。

2.1.1直接水终冷法
直接水终冷法用循环喷洒的冷却水直接与煤气接触，对煤气进行最终冷却。

直接水终冷法是焦炉煤气终冷工艺中最通用的一种方法。

直接水终冷法分敞开式和封闭式两种。

敞开式在煤气终冷前既无脱萘也无脱硫脱氰
装置。

煤气在终冷中脱萘，煤气中的氰化氢同时大量溶解于终冷水中，氰化氢等有害气体从凉水架上逸散，污染了环境，并且工艺流程复杂，因此，敞开式出一些老厂仍在延续使用外，新厂已不再采用。

在封闭式流程中，煤气在终冷前已经脱除了煤焦油、奈、硫化氢和氰化氢，且回收了氨，因此工艺流程比较简单。

回收氨后约60C左右的煤气在终冷塔内被循环喷洒的终冷水冷却至25C，从塔顶排出，去洗苯塔。

在终冷水循环系统中设有间接冷却器，用循环冷却水和低温冷却水两端封闭式冷却。

终冷塔内产生的冷凝液以终冷水排污方式排出，送往生物托分装置处理。

2.1.2间接水终冷法
初冷后的煤气进入列管式终冷器内，在管束间自上而下的流动，被管内中冷水冷却至25~30C，由下部派出，送往洗苯塔。

煤气冷凝液流入器底，用泵抽出，送入终冷器的顶部和中部循环喷洒，以冲洗横管外壁上含沉积物。

多余的冷凝液，间歇的送往焦炉煤气初冷流程中的焦油氨水分离器。

间接水终冷在传热效果上不如直接水终冷法，因此较少采用。

2.1.3直接油终冷法
直接油终冷法以轻柴油为冷却介质，与煤气直接进行冷却。

脱去煤焦油、奈和氨后的煤气，在油终冷塔内被循环喷洒的轻柴油由约55C冷却至25~30C后出塔，送往后续的洗苯塔。

轻柴油和煤气冷凝液一起进入油终冷塔下部的油澄清槽，在冷凝液被分离出后用循环油泵送经油冷却器冷却至24~28C，入油终冷塔循环使用。

油终冷塔分为两段，上段引出的轻柴油用喷洒油泵送入下段喷洒冷却煤气。

我国焦化厂目前所采用的煤气终冷及除萘的工艺流程主要有四种,即:煤气终冷和机械除萘工艺;煤气终冷和焦油洗油工艺;洗油萘和煤气最终冷却工艺;横管终冷喷洒轻焦油洗萘工艺。

2.1.1煤气终冷和机械化除萘工艺
煤气终冷和机械化除萘工艺流程如图2-1所示.
煤气在终冷塔内自下而上流动,与经由隔板孔眼喷淋而下的冷却水流密切接触而被冷却至21-27℃,部分水汽被冷凝下来,同时还有相当数量的萘也从煤气中析出,并被水冲洗下来,煤气含萘量可从2000-3000mg/Nm³,降到800-1200mg/Nm³。

冷却后的煤气起洗苯塔。

含萘冷却水由塔底经水封管自流入机械化刮萘槽,水和萘在槽中分离后,水自流入凉水架冷却到30-32℃,再由泵抽送经冷却器冷却到21℃左右后,回终冷塔循环使用,在捺沉淀槽中积聚的萘,定期用水蒸气压送到焦油槽回焦油氨水澄清槽处理。

现在也有的焦化厂用热氨水或初冷冷凝液来熔萘。

融化后的萘自流回冷凝工段。

此发简化了操作且改善了劳动条件。

图 2-1 煤气终冷和机械化除萘工艺
1-终冷塔 2-机械化沉淀糙 3-萘扬液螬
4-循环水泵 5-凉水架 6-循环水冷却器
该流程的优点是操作稳定,便于管理,缺点是出冷却塔煤气含萘量较高;水和萘不能充分分离,部分萘被水带到凉水架,使其清扫次数
增加;刮萘槽结构复杂而且苯重,建设费用高,且操作环境较差,污水处理量大。

2.1.2煤气终冷和焦油洗萘工艺
煤气终冷和焦油洗萘工艺流程如图2-2:
煤气在终冷塔内的过程同前所述。

含萘冷却水从终冷塔底部流出，经液封管导入焦油洗萘器底部并向上流动。

热焦油经伸入器的分布管均匀喷洒在筛板上，通过筛板是孔眼向下流动，在与水对流接触过程中将水中含萘降到800mg/Nm³以下。

洗萘后的焦油从洗萘器下部排出，经液位调节器
流入焦油槽。

焦油在循环使用24小时后，经加热静止脱水用泵送往焦油
车间加工处理，送空的焦油槽再接受冷鼓工段的新鲜焦油以备循环洗萘使用。

从洗萘器上部流出的水进入水澄清槽，分离出残余焦油后，自流到凉水架。

分离出的焦油及浮在水面上的油类、萘等混合物自流到焦油槽。

焦油洗萘比机械化除萘效率高，但操作复杂。

图 2-2 用热焦油洗涤除萘的工艺流程
煤气终冷塔（下部为焦油洗萘器）循环水泵焦油循环泵
焦油槽水澄清槽液位调节器循环水冷却器焦油泵
该流程的优点是不仅可以把冷却水中的萘几乎全部清除，而且对水中的酚有一定萃取作用结果，减少凉水架的清扫次数，有利于冷却水的进一步处理。

缺点是操作复杂，出口煤气含萘量高，用水量大，后期仍需进行污水处理。

2.1.3油洗萘和煤气终冷工艺
油洗萘和煤气终冷工艺流程图如图2-3
冷却水℃
图 2-3 油洗萘和煤气终冷工艺流程
洗苯塔加热器富油泵含萘富油泵
煤气终冷塔循环水冷却器热水泵
、循环水泵热水池冷水池
饱和器来的50-56℃的煤气进入木格式洗苯塔，被有喷淋下来的富油洗萘。

富油进塔温度比煤气温度高5-7℃，煤气含萘可由2000-2500mg/Nm³降到500-800mg/Nm³。

除萘后的煤气进入终冷塔，该塔为隔板式，分两段。

下段用从凉水架来的循环水冷却至20-23℃的循环水喷淋，将煤气再冷却25℃左右，额外水从终冷塔底部经水封管流入热水池；然后用泵送至凉水架，经冷却后自流入冷水池。

再用泵送至终冷冷塔的上下两端，送往上端的水须于间冷器用低温水冷却，由于终冷器只是为了冷却煤气，所以终冷循环水量可减至2.5-3吨/1000标米³煤气。

该流程的优点是塔后煤气含萘量要低于恰们两种工艺流程，用水量也仅为水洗萘的一半，因而可减少含酚污水的排放量。

缺点是该流
程油洗萘在较为高的温度下进行，塔后煤气含萘量仍较高，煤气温度
波动；操作复杂，洗油耗量大，脱苯困难，仍需进行污水处理。

2.1.4横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺
横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺如图2-4
横管终冷洗萘塔 2-轻质焦油循环泵
3-备用泵或液下泵 4-轻质焦油槽 5-地下槽
从硫铵工段来的煤气由塔顶进入，与连续喷洒的轻质焦油并流差速接触速冷，至横管段继续冷却至21-25℃，同时脱萘至450毫克/
标米³以下，然后从塔底排出，进入旋风捕雾器除掉夹带的焦油，萘片和凝结水雾，然后去洗苯塔。

轻质焦油由其补充至塔底循环油槽，循环油由槽底泵出至槽中部，顶部喷洒，与横管束和煤气接触换热，同时溶解煤气中析出的萘，然后经液封回循环槽。

（此过程中，循环油槽内，入塔处，出塔处油温基本相同）。

焦油循环至一定程度，用泵送至焦油上段。

18℃的冷冻水由塔下部横管冷却器进入，向上经串联着的各横管器与塔内循环油，煤气间接换热绳温，然后从塔的外部排出。

由于该工程主要依靠降低煤气的温度使煤气中萘析出，并由轻质焦油将萘溶解，因此煤气温度需降至21℃左右。

如此低温，就决定了必须要有低温水的焦化厂才易采用该工艺。

该流程的优点是：
1、该工艺不仅对煤气中的萘的脱除率高，而且冷却效果非常好。

出口煤气约21℃左右，煤气含萘量大约在350-450mg/Nm³。

2、无须洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量；煤气中的萘直接转入焦油，降低了萘的损失。

3、该系统阻力小，风机电耗低；操作维护简便；无污染；占地面积小，基建费用少。

4、由于煤气冷却不直接与水接触，所以无含酚污水的处理。

综合上述的四种工艺，通过比较，第四种优点突出，徐州地区有低温的水源。

因此本设计采用第四种方法即：横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺。

2.2洗苯工艺
2.2.1从焦炉煤气中回收的苯族烃可采用下列方法：
1）洗油吸收法：
用洗油在洗涤塔中回收煤气中的苯族烃。

将吸收了苯族烃的洗油（富油）送至脱苯塔蒸馏装置中，以提取粗苯。

脱奔后的洗油（贫油）冷却后重新送至洗涤塔循环使用。

洗油吸收法又分为常压吸收法和加压吸收发。

加压吸收法可强化生产过程，适于煤气在远距离或用作合成氨厂原料的情况下采用。

2）吸附法：
煤气通过具有微孔组织，接触表面很大的活性炭或硅胶等固体吸附剂。

苯族烃即被吸附在其表面上直至达到饱和状态。

被吸附的苯族烃可用直接水蒸汽进行提取。

用活性炭吸附剂可将煤气中的苯族烃几乎完全吸附下来。

此法要求煤气净化的程度较高，加之吸附剂价格昂贵，因此在工业上的应用受到一定的限制，而多用于煤气中的苯族烃的定量分析。

3）凝结法：
在低温加压的情况下，使苯族烃从煤气中冷凝出来。

此法比吸附法所得粗苯质量好。

但煤气的压缩及冷冻过程复杂，动力消耗大，设备材质要求高。

目前，国内外焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃。

用洗油回收煤气中的苯族烃所采用的洗苯塔虽有多种形式，但工艺流程基本相近。

下面只简单介绍用木格填料塔回收粗苯的流程，如图2-5 煤气经最终冷却到25-27℃，含苯族烃为25-40克/标米³煤气，依次进入三个洗苯塔在塔内与逆向流动的洗油接触后，从最后的洗苯塔出来的煤气中苯族烃的含量要求低于2克/标米³。

洗苯塔的煤气直接回脱硫后回焦炉供加热使用及作冶金工厂的其他燃料。

含粗苯为0.2-0.4%的贫油，由洗油槽用泵送往洗苯塔顶，并依次经过各塔后，含苯量增至2.5%，此含苯富油从塔底经U型管排入接受槽。

由此，再用泵送往脱苯工序，脱苯后的贫油经冷却后再回贫油槽供循环使用。

在最后一个洗苯塔的喷头上部射捕雾层，以捕集被煤气带走的油滴，减少洗油的损失，也避免洗油进入煤气。

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 7-接受槽
我国焦化厂洗涤用的洗油主要有焦油洗油和石油洗油。

吸收放又分为焦油洗油吸收法和石油洗油法。

1）焦油洗油吸收法
焦油洗油是高温焦油加工时230-300℃的馏分,由于大多数焦化厂都能自得,所以应用广泛,其质量指标已在第一章中列出如表1-3.
焦油洗油的含萘量除规定要小于13%外,还要求其含苊量不大于5%,是为了保证在10-15℃时无固体沉淀物。

萘苊因熔点较高,在常温下易析出固体结晶,因此应控制其含量。

但是萘苊同芴,氧及洗油中其他高沸点组分混合时,能生成低熔点的有关各组分的共熔点混合物,所以洗油中存在一定数量的萘,则有助于降低洗油析出沉淀物的温度。

洗油含酸量高时,会与水形成乳化物,从而破坏吸苯的操作。

2）石油洗油吸收法
用石油洗油回收苯族烃的工艺与焦油挥手苯族烃的工艺流程一样,只是在设计油槽时,须要考虑经常排出油渣和可能生成的乳化物.
石油洗油洗苯具有油耗低，油水分离容易及操作简便等优点。

石油洗油稳定性好，脱萘能力强。

但石油洗油吸收能力低，故循环洗油比用焦油洗油时大，因而洗油在循环使用过程中，会形成不溶于洗油的油渣，造成换热设备的堵塞而破坏正常的加热制度。

同时，含有油渣的洗油与水能形成稳定的乳浊液而影响生产。

综上所述，由于石油洗油洗苯工艺存在很多问题尚未解决，设备选型上存在难题，所以一般不采用石油洗油工艺，而多采用焦油洗油洗苯工艺。

3.1洗苯塔
目前，我国焦化厂采用的洗苯塔主要有空喷塔，板式塔和填料塔，下面分别加以介绍。

3.1.1空喷塔
空喷塔一般为多段喷洒，没段下部均设有煤气分布器，相邻两段设有煤气通过的锥性散罩，底部设有许多个喷嘴组成的洗油喷洒装置，其上设有备用的中央喷嘴，从顶部洒下来的洗油经降液管引到下段。

洗油从第二段起来采用循环喷洒。

用空喷塔洗苯具有以下优点：投资省，处理能力大，阻力小，不堵塞等。

缺点：洗苯效率低，塔后煤气含苯量高，洗油循环量大，动力消耗大。

3.1.2板式塔（孔板塔）
板式塔主要有穿流式筛板塔。

该塔容易实现最佳流体力学条件，即增加气液两相的接触面积，提高两相的湍流程度，迅速更改两相界面以减小其扩散阻力。

这种塔结构简单，容易制造，生产能力大，投资省，节约金属材料，且安装和维修简便。

其缺点是塔板的效率受负荷变动的影响较大。

3.1.3填料塔
填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。

塔内填料用了木格，钢板网，金属螺旋，帖拉累托填料，鲍尔环，鞍形填料以及塑料花环填料等。

钢板网填料结构复杂, 比表面积相对较小, 容易堵塞, 阻力大, 也已被淘汰。

目前被广泛采用的填料有新型塑料花环、陶瓷环、金属螺旋波纹板3个系列, 其性能参数见表1。

表1 3种填料性能参数比较
本设计采用孔板波纹填料。

3．2终冷塔
通常终冷塔有金属板式直接终冷塔，带焦油洗萘器的煤气终冷塔及横管终冷塔。

根据本设计所确定的终冷除萘工艺流程，可确定选用与该工艺配套的横管终冷塔。

四、设计任务
设计题目：年产100万吨焦化厂洗苯工段的初步设计
设计要求：1.生产方法：焦油洗油吸收法
2.生产能力：年产100万吨焦炭
3.主要的技术经济指标：从洗苯塔出来的苯族烃含量要求低于2g/m3
4.设计时间：4周
已知条件
1.年产100万吨的焦炭，煤气产率：11.7%，全焦率：79%，一年按365
天，一天24小时。

2.煤气中杂质组成（煤气分子量：10.4）
水蒸气：40℃饱和水蒸气，煤气入终冷塔的温度：55℃，压力：约为1200mmH2O（表压）
3.当地大气压：96400Pa
4.洗油平均分子量：160，洗油密度：1055kg/m3
5.公用工程：循环水：32-40℃，低温水：16-23℃,饱和蒸汽：5kgf/cm3
6.比热：洗油：液相c=(0.403+0.0081t)/1.0551/2 kcal/kg℃
气相（焓）i=62.2+0.403t kcal/kg
粗苯：液相c=0.383+0.001043 kcal/kg℃
气相（焓）i=103+(20.7+0.026t)t/82.2kcal/kg
五、终冷洗苯工艺设备计算 焦炭产量：100万吨/年
全焦率：79%，干煤量：113.924万吨/年 煤气产率：11.7%，煤气量：12.759万吨/年
每小时煤气量：W =24
365%
7.11101007⨯⨯⨯=14.5656吨/h
5.1终冷初脱萘塔
采用横管式间接冷却器，粗气自上而下流动，冷却水自下而上流动。

分为止下两段，上段称为预冷段，下段称终冷段。

在上部和中部分别喷洒轻质焦油。

（一） 已知条件
入终冷器粗气温度 55℃ 入终冷器粗气压力 1200mmH 2O 出终冷器粗气温度 25℃ 出终冷器粗气压力 1000mmH 2O 入终冷器粗气含萘量 0.4g/m 3 出终冷器粗气含萘量
入终冷段粗气温度 30℃
入终冷器粗所组成如下：
组 成 千克/时 立方米/时 分子量 干煤气 14565.5 31390 10.4 水蒸气 1859.804 2314.4225 18 硫化氢 0.6274 0.4134 34 氨 气 0.9411 1.2401 17 氰化氢 9.4110 9.3077 27 苯 892.4765 243.2053 82.2 萘 12.548 2.1959 128 小 计 17341.308 33938.0445 --
（二）物料平衡
入口状态下相应的粗气露点按粗气中水蒸气分压来确定：为40℃。

预冷段入口水蒸气体积
v V =31623.622×
3766
.77684.114.963766
.7-+=2314.4225 m 3/h
相当于1859.804 kg/m 3
假设预冷段出口粗气温度为30℃，压力为1050 mmH 2O
（=10.2974kPa ）,饱和水蒸气分压为4.2474kPa ，则预冷段出口水蒸气体积为
v V =（33938.0445－2314.4225）×
2474
.42974.104.962474
.4-+=1311.0608
m 3/h
相当于1053.5310 kg/m 3 在预冷段冷凝的水量为
1859.804－1053.5310=806.2731（kg/m 3）
同样，终冷段出口的粗气温度为25℃，压力为1000 mmH 2O(=9.807kPa)时，粗气中的水蒸气分压p v =3.1684kPa ，则终冷段出口水蒸气体积为
v V =（33938.0445－2314.4225）×
1684
.3807.94.961684
.3-+=972.4151 m 3/h
相当于781.4050kg/m 3 故终冷塔的冷凝水总量为
1859.804－781.4050=1078.3991（kg/m 3）
其中，预冷段冷凝水量806.2731kg/m 3，终冷段冷凝水量272.1260kg/m 3
因此，预冷段出口和终冷段出口煤气组成见下表：
（三）热量衡算 1.预冷段入方
煤气带入热量 14565.5×0.73×55=584804.83kcal/h=2448460.84kJ/h
水蒸气带入热量 1859.804×2596.7=4829353.047kJ/h
粗苯带入热量 892.4765×0.26×55=12762.41kcal/h=53433.67kJ/h 硫化氢带入热量 0.6274×0.24×4.1868×55=34.674kJ/h
氨气带入热量 0.9411×2.112×（273+55）=652.232kJ/h
氰化氢带入热量 9.411×1.444×（273+55）=4457.35kJ/h
萘带入热量 12.548××
25℃冷却水带入热量（设水量为W1）为25W1
故带入预冷段的热量为
Q
预入=7336391+25W1
2.预冷段出方
煤气带出热量 14565.5×0.73×25=318984.45kcal/h=1335524.095kJ/h 水蒸气带出热量 1053.5310×2596.7=2735703.95kJ/h
粗苯带出热量 892.4765×0.26×30=6961.09kcal/h=29145.27kJ/h
硫化氢带出热量 0.6274×0.24×4.1868×30=18.913kJ/h
氨气带出热量 0.9411×2.112×（273+30）=602.244kJ/h
氰化氢带出热量 9.411×1.444×（273+30）=4117.61kJ/h
萘带出热量 12.548××
冷凝水带出热量 806.2731×30×1×4.1868=101271.1265
45℃冷却水带出热量（设水量为W1）为45W1
故带出预冷段的热量为
Q
预出=4206383.202+45W1
令Q预入=Q预出，则W1=156500.4kg/h
3.终冷段
设18℃冷却水量为W2 kJ/h，则带入终冷段的热量为Q终入=4206383.202+18 W2 kJ/h
4.终冷段出方
煤气带出热量 14565.5×0.73×25=265820.45kcal/h=1112936.667kJ/h 水蒸气带出热量 781.4050×608.2×4.1868=1989778.88kJ/h
粗苯带出热量 892.4765×0.26×25=5800.91kcal/h=24287.73kJ/h
硫化氢带出热量 0.6274×0.24×4.1868×25=15.761kJ/h
氨气带出热量 0.9411×2.112×（273+25）=592.306kJ/h
氰化氢带出热量 9.411×1.444×（273+25）=3431.34kJ/h
萘带出热量 12.548××
冷凝水带出热量 272.1260×25×1×4.1868=28483.43kJ/h
25℃冷却水带出热量（设水量为W2）为25W2
故终冷段出方热量为Q终出=3159526.112+25W2
令Q终入=Q终出，则W2=149551.01kg/h
（四）传热面积
1.温度差
预冷段终冷段
煤气 55℃→30℃→25℃
冷却水 45℃→25℃→18℃
10℃ 5℃ 7℃
预冷段温度差Δt 1=
510ln 5
10-=7.21℃ 终冷段温度差Δt 2=
5
7ln 5
7-=5.94℃ 2.终冷器基本参数的选取 选φ45×3管子，管程走冷却水，壳程走煤气。

3.传热系数K
（1）预冷段传热系数K 1 预冷段冷却水平均温度为
2
25
45+=35℃ 预冷段传热系数K 1计算式为 K 1=
2
2211111
1
αλδλδα+++
根据预冷段进出口粗气中水蒸气体积含量，求得
x =2
100
)923.329080608.13110445.339384225.2314(
⨯
+=5.4017 lg α1=1.69+0.0246×5.4017=1.8229
α1=66.51kcal/(m 2·h ·℃)=278.461kJ/(m 2·h ·℃)
管壁垢层热阻取
2
2
λδ=0.001 m 2·h ·℃/kcal 管壁至冷却水的给热系数α2按下式计算 α2=Nu d
λ
其中，λ—水的导热系数，取λ=0.538kcal/(m 2·h ·℃) d —水管内径，d =0.039 m Nu=0.023Re 0.8Pr 0.4φ
管程内水的流速v =0.1049m/s
Re=1000×
7225
.0994
039.01049.0⨯⨯=5628
过渡流时的膜系数8.15
Re
1061⨯-=ϕ=0.8935
Pr=3.6×
538
.07225
.0997.0⨯=4.28
于是求得 Nu=0.023×56280.8×4.820.4×0.8935=38.66 因此，管壁到冷却水的给热系数
α2=38.66×
039
.0538
.0=533.3kcal/(m 2·h ·℃) 将以上各值代入K 1计算式，得
K 1=
3
.5331
001.0000075.051.6611
+++=55.60kcal/(m 2·h ·℃)
（2）终冷段传热系数K 2 终冷段冷却水平均温度为21.5℃ 终冷段传热系数K 2计算式为 K 2=
'
2'2'
2'1'1'
11
1
1
αλδλδα+++
根据终冷段进出口粗气中水蒸气体积含量，求得
x =2
100
)923.329080608.13112773.325974151.972(
⨯
+=3.4835 lg α1=1.69+0.0246×3.4835=1.7757
α1=59.66kcal/(m 2·h ·℃)
管壁垢层热阻取
2
2
λδ=0.001 m 2·h ·℃/kcal 管壁至冷却水的给热系数α2按下式计算 α2=Nu d
λ
其中，λ—水的导热系数，取λ=0.538kcal/(m 2·h ·℃)
d —水管内径，d =0.039 m Nu=0.023R
e 0.8Pr 0.4φ
管程内水的流速v =0.1063m/s Re=1000×
9905
.08
.997039.01063.0⨯⨯=4176
过渡流时的膜系数8.15
Re
1061⨯-=ϕ=0.8177
Pr=3.6×
517
.09905
.0999.0⨯=6.89
于是求得 Nu=0.023×41760.8×6.890.4×0.817=32 因此，管壁到冷却水的给热系数
α2=32×
039
.0517
.0=424.2kcal/(m 2·h ·℃) 将以上各值代入K 2计算式，得
K 2=
2
.4241
001.0000075.066.5911
+++=49.52kcal/(m 2·h ·℃)
4.热负荷量
预冷段 Q 1=7336301kJ/h-4206383.202kJ/h=3129917.798kJ/h 终冷段 Q 2=4206383.202kJ/h-3159526.112kJ/h=1046857.09kJ/h 5.传热面积 预冷段 F 1=1868
.421.760.55798
.3129917111⨯⨯=∆K t Q =1864.84m 2 终冷段 F 2=1868
.494.552.4909
.10468572122⨯⨯=∆K t Q =850.04m 2 5.2洗苯塔
原始数据：煤气温度为25℃，塔前煤气压力1000mmH 2O ，塔后煤气压力为700 mmH 2O ，从煤气中吸收的粗苯量为892.4765-31390×2×0.001=829.7kg/h 。

物料平衡
湿煤气实际流量
入塔时 V 1=32597.2773100071.982971
.982927325273+⨯
+⨯
=32296.75m 3/h 出塔时 V 2=32371.178700
71.982971
.982927325273+⨯
+⨯=32986.52m 3/h 塔内平均流量 V =（32296.75+32986.52）/2=32641.64m 3/h 洗油量洗油G ＝i γ油V =1.7×1.055×32641.64=58542.78kg/h
油气比i 取为1.7L/m 3煤气，油密度取γ油=1.055kg/L, V =32641.64m 3/h 1. 贫富油实际含苯量 煤气实际含苯量
塔前α1=
75.322961000
4746.892⨯=27.6336g/m 3
塔后α2=52
.329861000
77.62⨯=1,9029g/m 3
用焦油作为洗油时，与洗苯塔塔后煤气含苯量2α相平衡的贫油允许含苯量
x (单位为%)满足以下公式：
0.0224
m M P 2
2α=m
b b b M X M X P M X /)100(/)/(25.1-+ 式中:α2-出塔含苯量，1.9029g/ m 3
x --洗油含苯量，% M m —洗油的平均分子量,160
M b —粗苯的分子量，82.2
P —煤气总压力,mmHg
P 2-出塔煤气的绝对压力， mmHg
P cb —回收温度下粗苯的饱和蒸汽压, mmHg 煤气出口压力为 P 2=760+700/12.6=811.47mmHg
粗苯饱和蒸汽压 P cb =0.8009P b +0.1340P t +0.0310P x +0.0343P s
其中，P b =119.35mmHg P t =36.67mmHg P x =12mmHg P s =4.2mmHg 分别为纯苯，甲苯，二甲苯，溶剂油在30℃时的饱和蒸汽压
代入数值求得P cb =101mmHg 于是可求得贫油含苯量x =0.1715%
入塔贫油实际含苯量 c 1=x /n =0.1705%/1.15=0.1491% 则出塔富油含苯量
c 2=c 1＋苯的回收量/（洗油量＋苯的回收量）=1.549%
2. 塔径
计算泛点气速：贝恩-霍根公式
8
14
12
.032
75.1291.0])log[(⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-=⨯⨯⨯l g l l g F
G L a g W ρρμρρε 其中，W F 泛点气速m/s g 重力加速度9.81m/s 2 a 填料比表面积m 2/m
250Y 塑料孔板波纹填料，比表面积250，空隙率97%，密度75。

a/ε3 干填料因子
27497.0/25033
==εa
m -1
L 液体流量 L=58542.78kg/m 3 在标准状况下，入塔前密度为ρG 入=0.499kg/m 3
出塔后密度为ρG 出=0.4769kg/m 3
平均ρG =0.4879kg/m 3
标准状态下，粗气重度γ1=0.4880kg/m 3 将重度换算成25℃，平均压力下的重度：
ρg =0.4880×
71
.9829850
71.982925273273+⨯
+=0.4857kg/m 3 故
1055
4857
.01
=
ρρg =0.00046 G =V s ρs =32641.64 ×0.4857=15854.045kg/h
故L /G =58542.78/15854.045=3.693
则81
41
2
.0200046.0693.375.1291.0]5.1600046.0274)81
.9log[(⨯⨯-=⨯⨯⨯F W 得W F =3.2005m/s
对填料塔而言，操作气速为泛点气速的0.5～0.85， 当v =0. 5W F =1.60025m/s
塔径D =
3600
60025.114.364
.3264144⨯⨯⨯=v V π=2.6866m 当v =0.85W F =2.7204m/s 塔径D =
3600
7204.214.364
.3264144⨯⨯⨯=v V π=2.0606m 取D =3.0m 3. 传质面积
F =
P
K G
∆ 式中，F --吸收面积（米2）；G --吸收粗苯数量，取G =320公斤/时；K --总传质系数（公斤/米2·时·毫米汞柱）；ΔP --吸收推动力（毫米汞柱）。

1)吸收推动力ΔP
塔下部吸收推动力ΔP 1=P g -P e 其中，P g =0.0224
cb
M P a 11=2.8253
.8333789.270224.0⨯⨯=6.2189mmHg
P e =0.01
cd
cd m M P M c 2=2.82101
160549.101.0⨯⨯⨯=3.0452mmHg
于是有，ΔP 1=3.1737mmHg 塔上部吸收推动力ΔP 2
P g =0.0224cb
M P a 22=2.8247
.8119029.10224.0⨯⨯=0.4208mmHg
P e =0.01
cd
cd m M P M c 1=2.82101
1601491.001.0⨯⨯⨯=0.2931mmHg
于是有，ΔP 2=0.1277mmHg
根据以上结果，求得吸收推动力ΔP =
1277
.01737.3ln
1277
.01737.3-=0.9480mmHg
2）总传质系数K =
L
G L
G K K K K 取 K =0.05kg/(m 2h ·mmHg) 3)传质面积
传质量：G =829.7kg/h
F =
P K G ∆=9480
.005.07
.829⨯=17504.22m 2 4）填料 填料体积V=1609.7025022.17504==填料比表面积F m 2
填料高度H=
2
23
14.31609
.7044⨯⨯=d V π=9.93m。