畢業(yè)設計-延遲焦化工藝計算書

1、<p><b>　　摘 要</b></p><p>　　本設計是以煤焦油為原料的延遲焦化工藝流程的設計。由于原油價格的不斷上漲，石油資源的日漸枯竭。世界各國以紛紛采取不同的方法，尋找石油的替代品。煤焦油——一種原油的替代品，它是從煤中提煉出來的，其中含有大量的燃料油餾份，及其重要有機化工原料，但由于殘?zhí)贾蹈?，雜質含量高，不宜采用對原料要求較高的方法加工。而延遲焦化工藝則正好滿足這

2、一要求。故本設計采取延遲焦化工藝對30萬噸煤焦油進行加工。本設計不僅滿足現代市場形勢的要求，還能滿足加工中的工藝要求，可以說是一舉兩得的方案。本設計中介紹了延遲焦化工藝改進方法；煤焦油的現代化加工方法；分別對延遲焦化分餾塔、焦化加熱爐和焦炭塔進行工藝計算。詳盡閱讀了三篇外文——生產石油針狀焦的新技術、延遲焦化的能耗分析和改進、重油熱裂化的仿真工藝的計算機輔助工具。最后還繪制了延遲焦化分餾塔及浮閥塔盤和延遲焦化工藝流程圖。</p&g

3、t;<p>　　關鍵詞：延遲焦化；煤焦油；焦化分餾塔；焦化加熱爐；焦炭塔</p><p><b>　　Abstract</b></p><p>　　This design is take the coal-tar oil as raw material delayed coking technical process design. as a resul

4、t of crude oil price unceasing rise, oil resource day after day depletion. The various countries by adopts the different method in abundance, seeks the crude oil the substitute. The coal-tar oil - - one kind of crude oil

5、 substitute, it is refines from the coal, in which includes the massive bunker oil fraction, and important organic industrial chemicals, but because the carbon residue value is</p><p>　　Key word: The delayed

6、 coking, the coal-tar oil, the coked fractionating tower, coke the heating furnace, the coke tower</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　1 綜述：延遲焦化的幾點認識</p><p>　　1.1 前言 ………………………

7、………………………………………….1</p><p>　　1.2 焦化工藝</p><p>　　1.2.3 焦化原理 …………………………………………………………….1</p><p>　　1.2.4 渣油熱反應的特點 …………………………………………………5</p><p>　　1.2.5 原料 ……………………………………………………

8、………….....7</p><p>　　1.2.6 工藝參數 …………………………………………………………….7</p><p>　　1.2.7 工藝流程 …………………………………………………………….9</p><p>　　1.2.8 焦化產品 ……………………………………………………………11</p><p>　　1.3 焦化工藝技

9、術及進展</p><p>　　1.3.1 提高焦化過程液收 ………………………………………………..13</p><p>　　1.3.2 焦化塔消泡 ..…………………………………………………..…..15</p><p>　　1.4 煤焦油部分 …………………………………………………….……18</p><p>　　2 焦化工藝計算部分：3

10、0萬噸/年煤焦油延遲焦化工藝計算</p><p>　　2.1 煤焦油評論 …………………………………………………………..24</p><p>　　2.2 焦化分餾塔的設計 ……………………………………………....... 25</p><p>　　2.3 焦化加熱爐的設計 …………………………………………...……..39</p><p>

11、　　2.4 焦炭塔的設計 ………………………………………………………..40</p><p>　　2.5 附圖 …………………………………………………………….……..46</p><p>　　3參考文獻 …………………………………………………………….…..49</p><p><b>　　綜述</b></p><p>

12、;　　延遲焦化工藝的幾點認識</p><p><b>　　前言</b></p><p>　　延遲焦化是一個相當成熟的減壓渣油加工工藝，一次投資低，多年來一直被視為一種普通的深加工手段、近年來隨著原油性質變差（指含硫量增加）、焦化的蠟油在國內一般直接作為催化裂化的原料，但由于其含氮量高，不受催化裂化的歡迎。</p><p>　　延遲焦化工藝自30

13、年代開發(fā)成功以來，至今已有70多年的工藝運轉經驗，已經成為一項重要的渣油加工工藝。至1998年全世界的焦化總量已達1.84噸/年，相當于原油加工能力的4.7%。焦化能力較大國家—美國是焦化能力最大的國家，其焦化能力占全世界總和的一半以上。[1~3]</p><p><b>　　焦化工藝</b></p><p><b>　　1 焦化原理</b>&l

14、t;/p><p>　　熱加工過包括減粘裂化、熱裂化和焦化等多種工工藝過程，其反應機理基本上是相同的，只是反應深度不同而已。熱過程一般包括兩種反應：烴分子的鏈斷裂生成小分子烴和鏈斷裂生成的活性分子再縮合生成更大的分子。前者為吸熱反應，后者為放熱反應。焦化過程是重質渣油深度裂化和縮合反應的綜合熱過程。</p><p>　　重質渣油的組成十分復雜，除了各種烴類之外，還含有較多的膠質和少量瀝青質以及堿

15、金屬、重金屬、氮化物等雜質，所以，其熱轉化反應機理十分復雜。</p><p>　　熱轉化機理可用自由基理論來解釋，烴分子熱裂化是在高溫下鍵能較弱化學鍵斷裂生成自由基。H· 、CH3· 和C2H5·等較小的自收基可從其他烴分子抽取一個氫自由基而生成氫氣甲烷及一個新的自由基。較大的自由基不穩(wěn)定，會很快再斷裂成為烯烴和小的自由基。這一系列的連鎖反應最終生成小分子的烯烴和烷烴。除了甲基自由基

16、外，其他自由基雖然也能從烴類中抽取氫自由基（或甲基自由基）生成烷烴，但是速度很慢。約只有10%的自由基互相結合終止反應，生成烷烴。以下分別說明渣油中各種組成熱轉化的分應機理：[2]</p><p><b>　　1.1 烴的熱反應</b></p><p>　　渣油熱加工過程的反應溫度一般在400~450℃范圍。烴類在熱的作用下主要發(fā)生兩類反應：一類是裂解反應，它是吸熱反

17、應；別一類是縮合反應，它是放熱反應。至于烴類的相對分子質量不變而僅僅是分子內部結構改變是異構化反應，則在不使用催化劑的條件下一般是很少發(fā)生的。</p><p><b>　　1.1.1 烷烴</b></p><p>　　烷烴的熱反應主要有兩類：</p><p>　?、?C-C鍵斷裂生成較小分子的烷烴和烯烴。</p><p>

18、;　?、?C-H鍵斷裂生成碳原子數保持不變的烯烴及氫。</p><p>　　上述兩類反應都是強吸熱反應。烷烴的熱反應行為與其分子中的各鍵能大小有密切的關系。</p><p>　　烷烴熱淚盈眶分解反應的某些規(guī)律性：</p><p>　　① C-H鍵的鍵能大于C-C鍵的，因此C-C鍵更易于斷裂。</p><p>　　② 長鏈烷烴中，越靠近中間處，

19、其C-C鍵能越小，也就越容易斷裂。</p><p>　　③ 隨著分子量的增大，烷烴中的C-C鍵及C-H鍵的鍵能都呈減少的趨勢，也就是說它們的熱穩(wěn)定性逐漸下降。</p><p>　?、?異構烷烴中的C-C鍵及C-H鍵的鍵能都小于正構烷烴，說明異構烷烴更易于斷鏈和脫氫。</p><p>　?、?烷烴分子中叔碳上的氫最容易脫除，其次是仲碳上的，而伯碳上氫最難脫除。從熱力學

20、判斷，在500℃左右，烷烴脫氫反應進行的程度不大。</p><p><b>　　(2) 環(huán)烷烴</b></p><p>　　環(huán)烷烴的熱反應主要是烷基側鏈斷裂和環(huán)烷環(huán)斷裂，前者生成較小分子的烯烴或烷烴，后者生成較小分子的烯烴及二烯烴。</p><p>　　單環(huán)環(huán)烷烴的脫氫反應須在600℃以上才能進行，但雙環(huán)環(huán)烷在500℃左右就能進行脫氫反應，生成

21、環(huán)烯烴。</p><p><b>　　(3) 芳香烴</b></p><p>　　芳香環(huán)極為不穩(wěn)定，一般條件下芳環(huán)不會斷裂，但在較高濁度下會進行脫氫縮合反應，生成環(huán)數較多的芳烴，直到生成焦炭。烴類熱反應生成焦炭是H/C原子比很低的稠環(huán)芳烴，具有類石墨狀結構。</p><p>　　帶烷基側鏈的芳烴在受熱條件下主要是發(fā)生側鏈斷裂或脫烷基反應。至于側

22、鏈的脫氫反應則須在更高的溫度（650~700℃）時才能發(fā)生。</p><p><b>　　(4) 環(huán)烷芳香烴</b></p><p>　　環(huán)烷芳香烴的反應按照環(huán)烷環(huán)和芳香環(huán)之間的連接方式不同而有區(qū)別。</p><p><b>　　(5) 烯烴</b></p><p>　　雖然在直餾餾分油和渣油中幾乎

23、不含有烯烴，但是從各種烴類熱反應中都可能產生烯烴。這些烯烴在加熱的條件下進一步裂解，同時與其他烴類交叉地進行反應，于是使反應變得極其復雜。</p><p>　　在不高的溫度下，烯烴裂解成氣體的反應遠不及縮合成高分子疊合物的反應來的快。但是，由于縮合作用所生成的高分子疊合物也會發(fā)生裂部分裂解，這樣，縮合物的反應來得快。介是，由于縮合作用所生成的高分子疊合物也會發(fā)生部分裂解，這樣，縮合反應和裂解反應就交叉地進行，使烯

24、烴的熱反應產物的餾程范圍變得很寬，而且在反應產物中存在有飽和烴、環(huán)烷烴和芳香烴。烯烴在低溫、高壓下，主要的反應是疊合反應。當溫度升高到400℃以上是裂解反應開始變得重要，碳鏈斷裂的位置一般在烯烴雙鍵的β位置。</p><p>　　烯烴分子的斷裂的位置一般在烯烴雙鍵的β位置。</p><p>　　烯烴分子的斷裂反應也有與烷烴相似的規(guī)律。當溫度超過600℃時，烯烴縮合成芳香烴、環(huán)烷烴和環(huán)烯烴的

25、反應變得重要起來了。</p><p>　　(6) 膠質和瀝青質</p><p>　　膠質、瀝青質主要是多環(huán)、稠環(huán)化合物，分子中也多含有雜原子。他們是相對分子質量分布范圍很寬，環(huán)數及其稠合程度差別很大的復雜化合物?？s合程度不同的分子中也含有不同長度的側鏈及環(huán)間的鏈橋。因此，膠質及瀝青質在熱反應中，除了經縮合反應生成焦炭外，還會發(fā)生斷側鏈、斷鏈橋等反應，生成較小的分子。</p>

26、<p>　　由以上的討倫可知，烴類在加熱的條件下，反應基本上可以分成裂解與縮合（包括疊合）兩個方向。裂解方向產生較小的分子，而縮合方向則生成較大的分子。烴類的熱反應是一種復雜的閏行順序反應。這些平行的反應不會停留在某一階段上，而是繼續(xù)不斷的進行下（如氣體烴）；另一方面由于縮合反應生成分子越來越大的稠環(huán)芳香烴。高度縮合的結果就產生膠質、瀝青質，最后生成碳氫比很高的焦炭。</p><p>　　關于烴類熱反應

27、的機理，目前一般都認為主要是自由基反應機理。根據此機理，可以解釋許多烴類反應的現象。例如，正構烷烴熱分解時，裂化氣中含C1 、C2低分子烴較多，也很難生成異構烷烴和異構烯等。</p><p>　　2 渣油熱反應的特點</p><p>　　渣油是多種烴類化合物組成的極為復雜的混合物，其組成的反應行為自然遵循各族烴類的熱反應規(guī)律。但作為一種復雜混合物，渣油的熱反應行為也還有一些自已的特點。&l

28、t;/p><p>　　2.1渣油熱反應比單體烴更明顯地表現出平行-順序反應的特征。隨著反應深度的增大，反應產物的分布也在變化。作為中間產物的汽油和中間餾分油的產率，在反應進行到某個深度時會出現最大值，而作為最終產物的氣體和焦炭則在某個反應濃度時開始產生，并隨著反應深度的增大而單調地增大。</p><p>　　2.2 渣油熱反應時容易生焦，除了由于渣油自身含有蔣多的膠質和瀝青質外，還因為不同族的

29、烴類之間的相互作用促進了生焦反應。芳香烴的熱穩(wěn)定性高，在單獨進行反應時，不僅裂解反應速度低，而且生焦速也低</p><p>　　含膠質甚多的原料油，如將它用不含膠質且對熱很穩(wěn)定的油品稀釋，可以使生焦量減少。</p><p>　　2.3 渣油在熱過程中的相分離問題。</p><p>　　減壓渣油是一種膠體分散體系，其分散相是以瀝青質為核心并吸附以膠質開成的膠束。由于膠

30、質的膠溶作用，在受熱之前渣油膠體體系是比較穩(wěn)定的。在熱轉化過程中，由于體系的化學組成發(fā)生變化，當反應進行到一定深度后，渣油的膠體性質就會愛到破壞。由于縮合反應，渣油中作分散相的瀝青質的含量逐漸增多，而裂解反應不僅使分散介質的粘度變小，還使其芳香性減弱，同時，作為膠溶組分的膠質含量是逐漸減少。這些變化都會導致分散相和分散介質之間的相容性變差。這種變化趨勢發(fā)展到一定程度后，就會導致瀝青質不能全部在體系中穩(wěn)定地膠溶而發(fā)生部分瀝青質聚，在渣油中

31、出現了第二相（液相）。第二相中的瀝青質濃度很高，促進了縮合生焦反應。</p><p>　　渣油受熱過程中的相分離問題在實際產中也有很重要的意義。例如，渣油熱加工過程中，渣油要通過加熱爐管，由于受熱及反應，在某段爐管中可能會出現相分離現象而導致生焦。如何避免出現相分離現象或縮短渣油在這段爐管內的停留時間對減少爐管內結焦、延長開工周期是十分得要的。又如在降低燃料油粘度的減粘裂化化過程中，若反應深度控制不當，引起分相、

32、分層現象，對生產合格燃料油也是不允許的。[1]</p><p><b>　　2原料</b></p><p>　　焦化原料油根據煉油廠的總流程，即下游裝置可供的渣油，重油種類和數量，后繼裝置對焦化液體產品的質量要求和煉油廠對焦炭的質量要求來確定。常用的焦化原料油有以下幾種：</p><p>　　1 減壓渣油，有時也可以使用常壓重油；</p&

33、gt;<p><b>　　2 減粘裂化渣油；</b></p><p>　　3 溶劑脫瀝青裝置的脫油瀝青也可作焦化原料；</p><p>　　4 熱裂化焦油、催化裂化澄清和裂解渣油作焦化原料時，可以生產持量很好的針狀焦；</p><p><b>　　5 煉廠的廢渣；</b></p><p&g

34、t;　　6 煤焦油瀝青作焦化原料。所得的焦炭中硫、灰分和重金屬含量很低，焦炭質量也很好。</p><p>　　一般來說，隨著原料油的密度增大，焦炭產率增大。原料油的殘?zhí)贾档拇笮∈窃嫌统山箖A向的指標。經驗證明，在一般情況下焦炭產北約為原料油殘?zhí)贾档?．5-2倍。對于來自同一種原油的而拔出深度不同的減壓渣油，隨著減壓渣油產率的下降，焦化原料由輕變重，焦化產物中蠟油產率和焦炭產率增加，而輕質油產率則下降。[2]<

35、;/p><p><b>　　3 工藝參數</b></p><p><b>　　3.1 循環(huán)比</b></p><p>　　影響延遲焦化過程的獨立參數包括工藝參數、原料參數和工程數。對延遲焦化產品產率與性質有影響的三個主要工藝參數為操作溫度、操作壓力和循環(huán)比。</p><p>　　原料油性質對選擇適宜的單

36、程裂化深度和循環(huán)比有重要影響。循環(huán)比是反應產物在分餾塔底循環(huán)油與新鮮原料油的流量之比。通常循環(huán)油與原料油在塔底混合一起送入加熱爐子的輻射管。而新鮮原料油則進入流管中預熱。因此，在生產實際中，循環(huán)油流量可由輻射管進料流量與對流管進料量之差來求得。對于較重的、易結焦的原料，由于單程裂化深度受到限制，應要采用較大的循環(huán)比。通常對于一般原料，循環(huán)比為0.1-0.5；對于重質、易強焦原料，循環(huán)比較大，有時達1.0左右。</p>&l

37、t;p>　　原料油性質還與加熱爐爐管內結焦的情況有關。有的研究工作者認為性質不同的原料油具有不同的最容易結焦的溫度范圍稱為臨界分解溫度范圍。原普油的UOP K值越大，則臨界分解溫度范圍的起始溫度越低。在加熱爐加熱時原料油應以高流速通過外于臨界分解溫度范圍的爐管段，縮短在此溫度范圍中的停留時間，從而抑制結焦反應。</p><p>　　原油中所含的鹽類幾乎全部集中到減壓渣油中。在焦化爐管里，由于原料油的分解、汽

38、化，使其中的鹽類沉積在管壁上。因此。焦化爐管內結的焦實際上是縮合反應產生的焦炭與鹽垢的混合物。為了延長開工周期，必須限制原料油的含鹽量。[2]</p><p>　　3．2 加熱爐出口溫度</p><p>　　加熱爐出口溫度是延遲焦化裝置的重要操作指標，他的變化直接影響到爐管內和焦炭塔內的反應深度，從而影響到焦化產物的產率和性質。對于同一種原料。加熱爐出口溫度升高，反應速度和反應深度增大，氣

39、體汽油和柴油的產率增大。而蠟油的產率減小。焦炭中的揮發(fā)分由于加熱爐出口溫度升高而降低，因此使焦炭的產北有所減小。</p><p>　　加熱爐出口溫度對焦炭塔內的泡沫層高度也有影響。泡沫層本身是反應不徹底的產物，揮發(fā)分高。因此，泡沫層高度除了與原產起泡沫性能有關外，還與加熱爐出口溫度直接有關，提高加熱爐出口溫度。可以使泡沫層在高溫下充分反應和生成焦炭，從而降低泡沫層在高溫下充分反應和生成焦炭，從而降低泡沫層的高度。

40、</p><p>　　加熱爐出口溫度的提高受到加熱爐熱負荷的限制，同時，提高加熱爐出口溫度會使爐管內結焦速度加快及造爐管局問過熱而發(fā)生變形，縮短了裝置的開工周期。因此，必須選擇合適的加熱爐出口溫度。對于容易發(fā)生裂化和縮合反應的重原料和殘?zhí)贾递^高的原料，加熱爐出口溫度可以低一些。</p><p><b>　　3．3 系統(tǒng)壓力</b></p><p&g

41、t;　　系統(tǒng)壓力直接影響到焦炭塔的操作壓力。焦炭塔的壓力下降使液相油品易于蒸發(fā)，也縮短了氣相油品在塔內的停留時間，從而降低了反應深度。一般來說，壓力降低會使蠟油產率增大而使柴油產率降低。為了取得較高的柴油產率，應采用較高的壓力；為了取是較高的蠟油產率則應則應采用較低的壓力。一般焦炭塔的操作壓力在0.18~0.28Mpa之間，但在生產針狀焦時，為了使富芳烴的油品進行深度反應，采用約0.7Mpa的操作壓力。</p><p

42、><b>　　4 工藝流程</b></p><p>　　延遲焦化裝置的工藝流程有不同的類型。就生產規(guī)模而言。有一爐兩塔（焦炭塔）流程、兩爐四塔流程等。</p><p>　　原料油（減壓渣油）經換熱及加熱爐對流管加管加熱到340~350℃，進入分餾塔下部，與來自焦炭塔頂問的高溫油氣（430~440℃）換熱，一方面把原料油中的輕質油蒸發(fā)出來，同進又加熱了原料（約39

43、0℃）及淋洗下高溫油氣中夾帶的焦末。原料油和循環(huán)油一起從分餾塔底抽出，用熱油泵送進加熱爐輻射室爐管，快速升溫到約500℃后，分別經過兩面?zhèn)€四通閥進入焦炭塔底抽出，用熱油泵卷宗是加熱爐輻射室爐管，快速升溫到約500℃后，分別經過兩個四通閥進入焦炭塔底部。熱渣油在伙炭塔內進行裂解、縮合等反應，最后生成焦炭。焦炭聚結在焦炭塔內，而反應產生的油氣自焦炭塔頂逸出，進入分餾塔，與原料油換熱后，經過分餾得到氣體，汽油，柴油，蠟油和循環(huán)油。[1]<

44、;/p><p><b>　　5 主要設備</b></p><p>　　在延遲焦化的工藝流程中，加熱爐、焦炭塔和分餾塔是最主要的設備：</p><p><b>　　5.1 加熱爐</b></p><p>　　加熱爐是延遲焦化的心臟設備，它為整個裝置提供熱量，也是影響焦化裝置操作的閏穩(wěn)性和生產周期的關鍵設備

45、。一般采用底燒的箱形立式加熱爐，斷管水平置于斷的兩側，爐底均勻布置油氣聯合燃燒器。</p><p><b>　　5.2 焦炭塔</b></p><p>　　延遲焦化的化學反應，主要在焦炭塔內進行，生成的焦炭也都積存在此塔內。600~800Kt/a和延遲焦化裝置，采用4臺焦炭塔時，焦炭塔的內徑為5。4M，切線高度為20M，總高約為30M容積約為</p>&

46、lt;p><b>　　5.3 分餾塔</b></p><p>　　延遲焦化的分餾塔是分餾焦化產品的設備；但設計中還考慮了原料油的換熱和循環(huán)油的調整功能。在采油槽以上部分，主要起分餾作用，百下部則主要起換熱和切取循環(huán)油的作用。分餾塔在運轉中。有進也會出現結焦現象，這主要是焦炭塔到分餾塔來的油氣溫度太高和油氣中帶有少量泡沫物質所致。為此，通常在焦炭塔出口管線的水平段打入急汽油來控制油氣的入

47、塔溫度；同進在分餾塔底用塔底循環(huán)泵將塔底油抽出，經過濾器將油氣中帶來的焦粉濾去，然后再送回分餾塔下部。這樣對防止分餾塔底結焦和防止加熱爐輻射爐管的結焦，都能起到良好的作用。[3]</p><p><b>　　6 焦化產品</b></p><p>　　延遲焦化產品主要性質如下</p><p><b>　　6．1 焦化汽油</b&g

48、t;</p><p>　　焦化氣油的手點是烯烴含量較高，安定性較差，馬達法辛烷值較低（約50~60左右）。汽油中的硫、氮和氧的含量較高（與原料油性質有關），細過穩(wěn)定后的焦化汽油只能作為半成品，必須進行精制脫除硫化氫和硫醇后才能作為成品汽油的調合組分。焦化重汽油組分經過加氫外理后可做為催化重整的原料，以進一步提高質量。</p><p><b>　　6．2 焦化柴油</b>

49、;</p><p>　　焦化柴油的十六烷值較高，含有一定量的硫、氮和金屬雜質；其含量與焦化原料油種類有關?；锘裼途幸欢肯N，性質不安定，必須進行精制（加氫精制或電化學精制）增加其安定性，才能作為柴油均含有一定量烯烴，懷質不安定，才能作為柴油調合組分。</p><p>　　焦化過程中，轉化為焦炭的烴類所釋 放的氫轉移至蠟油、柴油、汽油和氣體之中。由于原料中的氫轉移方向與催化方向與催化

50、裂化不同，使焦化柴油的質量明顯優(yōu)于催化裂化柴油。</p><p><b>　　6．3 焦化蠟油</b></p><p>　　焦化瓦斯油（CGO）一般指350~500℃的焦化餾出油，國內通常稱為焦化蠟油，焦化蠟油性質不穩(wěn)定，與焦化原料油性質和焦化的操作條件有關。焦化蠟油和直餾VGO的混合油可作為催化裂化或加氫裂化的原料油，是否需要進行加氫精制，需要根據伙化蠟油的質量和催

51、化裂化裝置的情況而定。為了擴大催化裂化原料量，有時需要改變焦化裝置的操作條件以提高焦化蠟油；但是焦化蠟油的質量也相應變差了。</p><p><b>　　6.4 焦炭</b></p><p>　　焦炭的質量隨原料油的性質和裝置的操作條件而異。由于我國的原油以石蠟基原油居多，渣油中的瀝青質和硫含均較低，所以焦炭質量好。</p><p><b

52、>　　6.5 焦化氣體</b></p><p>　　焦化氣中含有一定量的硫化氫氣體，與減壓渣油的硫含量有關。焦化氣體中含一定量的烯烴。焦化氣在輕組分回收過程中分離為焦化干氣和液化石油氣。焦化干氣送至燃料氣管網作為燃料；液化石油氣可做為成品。焦化氣體的收率約為焦化處理量的7%左右，焦化氣的化工利用以分離單體烯烴作化工原料為主。延遲焦化的生產能力大，焦化氣體化工利用是有可為的。[2]</p&g

53、t;<p><b>　　焦化工藝技術及進展</b></p><p>　　延遲焦化存在的問題是液體產物的收率低和焦炭價值不高而且銷路有時不暢。延遲焦化工藝的液體主物收率一般可達70%左右，但在處理劣質渣油時，其液收只50%~60%，而焦炭產率則可高達30%以上。因此世界各大石油公司一直沒有停止對延遲焦化技術的研究和改進。研究和改進的方向主要集中在提高液收和減少焦炭及氣體產率，優(yōu)化

54、操作和提高焦炭質量等。本文對優(yōu)化操作和提高液收方面有代表性的技術進展進行了分析和歸納，分別介紹如下</p><p>　　1 提高焦化過程的液收</p><p>　　提高延遲焦化工藝的液體產手收率一直截了是研的主要目標，因為延遲焦化裝置的噸位較大，液體心率哪怕只提高1%,也能給煉廠帶來巨大的經濟利益。各公司提出了許多提高液收的技術措施，本文將主要技術總結如下。</p><

55、p>　　1.1 加劑抑制不飽和烴的進一步縮合</p><p>　　渣油原料在焦化干革命中同時發(fā)生裂解和縮合反應。熱裂解產生的不飽和烴或含有雜原子的非烴以游離基式存在，極不穩(wěn)定，它們繼續(xù)發(fā)生再裂解和縮合反應，直至生成焦炭。為了使裂解反應適可而止，不產生過多的焦炭和氣體，人們試圖加入一定數量的游離基來“吃掉”要進一步裂解和縮合的不穩(wěn)定的戲類大分子，使其穩(wěn)定，Texaca公司提出在熱裂解反應過和中加入0.5%左右

56、的硫醇，四氯化碳等鏈反應傳遞劑和0.1%左右的傳統(tǒng)的自由基反應鏈引發(fā)劑。引發(fā)劑和硫醇等反應使其成為自由基，這些作為鏈傳遞劑的自由基和熱裂解反應產生的不穩(wěn)定的烴類或非烴類分子反應，從而避免了進一步縮合。通過控制加劑量和反應停留時間。焦炭的產率可以顯著減少。</p><p>　　1.2 加重芳烴或富芳油提高焦化液收</p><p>　　有許多發(fā)明申請?zhí)岬皆诮够M料中加入高芳油（芳炭含量>

57、60）后焦炭產率下降而液體產物收率增加。通常加入量在5%~20%。因為過多的高芳油會導致焦炭產經增加Anoco公司用催化裂化油漿（含催化劑粉末<1.0%）作為添加劑加入到焦化進料中，中型裝置（單和通過）試驗結果表明加入油漿10%后可提高C5+液體產物收率0.5%左右。而工業(yè)裝置試驗結果表明加入0.6%~0.7%左右的油漿可增加1%~2%。當然產品分布還與反應溫度和停留時間有關系。</p><p>　　1.3

58、 加金屬催化劑</p><p>　　ELF公司曾提出在焦化進料中預先混入抑制生焦的金屬催化劑，加入量為100ug/g以上，所用的金屬包括V，Mo，W，Cr，Fe，Co和Ni 等。由于催化劑的使用限制和減少了生焦，從而使液收有所增加。日本能源公司(Japan Energy Co.)則提出在渣油進料中加入適量稀土金屬化合物作為催化劑，既提高液收，又增加了所產焦炭的燃燒性能。</p><p>　

59、　1.4 優(yōu)化操作條件</p><p>　　延遲焦化過程的基本反應是熱裂解和縮合，產品（氣，油，焦）質量主要取決于進料性質。在運轉過程中，渣油進料在焦化爐中快速（一般5min左右）升溫至約495℃，然后送到焦化塔中反應。每塔運行周期約24h為了提高液收和焦炭質量，許多廠家對擔任進行了優(yōu)化。為了防止和減少焦化爐結焦，常規(guī)延遲焦化過程都要從焦化油氣中冷凝出足夠多的重組分油作為循環(huán)與原料渣油一起進焦化爐。Conoco公

60、司先是提高減少重組分循環(huán)量現時在爐入口加入適量稀釋油代替，據稱僅此即減少生焦，增加液收。Conoco公司隨后又提出完全用稀釋油代替，據最重沸點餾分冷凝后全部出系統(tǒng)。這一技術的實現是靠在分餾塔渣油進料口上方從焦化塔來的油氣進塔口的下方安裝一個集油盤來完成的。靠減少循環(huán)來提高液收已被許多煉廠所采用。優(yōu)化操作的另一個思路是調整進料速率。焦化塔內的油氣焦停留時間直接影響到產品分布，而油氣停留時間除愛進料速率，塔內油氣溫度壓力，蒸汽注入量等因素影

61、響外焦化塔內剩余的供油氣停留空間大小也有直接影響。如果以固定的速率進料，則隨著塔內焦位的不斷升高，塔中油氣停留時間和其安條件都將在較大范圍內變化。</p><p><b>　　2焦化塔消泡</b></p><p>　　在延遲焦化過程中，從焦化爐來的500℃左右的高溫原料油自底部進入焦化塔進行裂銀和縮合反應，生成焦炭和較原料油為輕的油氣，待焦炭塔快滿進將進料切換到第二個

62、焦化塔。而第一個焦化塔則進入下一個循環(huán)：冷卻除焦預熱進料。在焦化塔內焦炭層上部的固淮氣界面上通常有大量的泡沫，當塔內焦位較高時泡沫容易被油氣帶入分餾塔操作不穩(wěn)。</p><p>　　2.1 加含硅消泡劑 </p><p>　　為了避免泡灑夾帶，Nalco化學公司在1971年提出用粘度在0。15㎡/S以上的聚二甲基硅氧烷作為焦化塔消泡劑。硅氧烷聚合物可以減少焦化塔內泡沫的表面張力從而

63、導致破泡，因而70年代以來以聚二甲基硅氧烷為代表的含硅聚合手在延遲焦化的焦化塔消泡中得到了較廣泛的應用。</p><p>　　加消泡劑通常在焦化塔停止進料前的最后幾小時進行，此時泡沫已接近焦化塔頂。加劑可從塔頂加入，也可以從塔頂部的側壁加入。為了較準確的控制加劑時間和加劑量，一般是讓消泡劑通過外部閉路循環(huán)在適當進間噴入焦化塔頂部。由于靠近焦化塔壁處的溫度高達430~480℃。為避免消劑管路結焦，工業(yè)上都用蒸汽將消

64、泡劑噴入。噴消泡劑時一個閥門被打開，循環(huán)的消泡劑進入蒸汽線被蒸汽噴入焦化塔頂與泡沫接觸消泡。</p><p>　　2.2 用惰性氣體保護含硅消泡劑</p><p>　　用蒸汽攜帶消泡劑的缺點是蒸汽可引起一定數量的消泡劑分解。分解出的較易揮發(fā)的含硅物質被焦化塔內的氣相帶走，這既浪費了消泡劑，又對下游裝置的催化劑造成了污染。為了克服這一問題，Amoco公司提出用惰性蒸汽將消泡劑噴入塔中。他們考

65、察了不同粘度的聚硅氧烷肖泡劑在不同氣氛下的熱穩(wěn)定性，試驗條件為在熱重儀中裝入樣品，密封，通氣量為105mL/min升溫速度為10℃/min ，然后失重。結果表明，對不同熱穩(wěn)定性的硅消泡劑，在有水蒸汽的氣氛中穩(wěn)定性都顯著下降。在焦化裝置上使用時仍將消泡劑在外部閉路管線中循環(huán)，聚二甲基硅氧烷先用煤油稀釋為含劑2。5%的煤油溶液。噴劑時將消泡劑引入氮氣管線用氮氣噴入將消泡劑噴入焦化塔。據Amoco公司的工業(yè)裝置測試結果，在效果相當的情況下，用

66、氮氣噴入可將消泡劑用量從用蒸汽進的120ug/g降為60ug/g。</p><p>　　2.3 用植物油代替含硅聚合物消泡劑</p><p>　　氮氣保護減少了聚硅氧嘗的分解，從而可顯著降低其用理，但含硅化合物對下游裝置催化劑的污染仍不能從要本上得到解決。別外硅硅基劑價格昂貴，也很難分散于渣油中，并且還和焦化塔及下游裝置的金屬器壁反應，這些都是使用大地基消泡劑難以克服的問題。</p&

67、gt;<p>　　Betz Laboratories Inc.1994年提出用Jojoba（一種植物）油來打替硅基消泡劑用于焦化塔頂消泡。在焦化試驗裝置上控制泡沫高度為一定值，其安條件相同時不同消泡劑用量如下（各種消泡劑使用前都用溶劑稀釋）：</p><p>　　試驗表明用Jojoba油（不用精制）作消泡劑其效果可與用聚異丁烯和磺化烴油相比，但比聚二甲基硅氧烷差，達到相同效果時用量是大地基劑的10們

68、左右。盡管用量較大，但由于Jojoba油無比大地基油便宜，仍有一定的實際意義。</p><p>　　3 減下焦炭中的硫含量</p><p>　　世界范圍內環(huán)保意識的增強使得高硫焦的價值大幅降低，但煉廠經常因為某些原因還不得不用焦化裝置加工高硫渣油傳統(tǒng)的延遲焦化裝置運行經驗表明，焦炭硫含量是渣油原料硫含量的1.3~1.6倍。Texaco公司發(fā)明了一種方法可以使焦炭中的硫含量低于原料硫含量。當

69、用焦化原料的戊烷不溶物（ASTM D~893測得）和殘?zhí)亢浚ˋSTM D4530）之比作為特性因素K表征原料性質時，發(fā)現該特性因素K值真接影響焦中硫含量和原料硫含量的關系。不同特性因素的焦化原料試驗結果見表1</p><p>　　試驗結果表明當K值>=1時，焦炭硫含量即可以低于原料硫含量?；诖?，Texaco公司提出在焦化原料渣油在調入部分脫油瀝青，以增加原料的戊不溶物含量從而提高原料K值。渣油原料和脫油

70、瀝青混合后進入系統(tǒng)，混合后進分餾塔底部換熱并與循環(huán)油混合。通過調整進料組成可使焦炭硫含量只是進料硫含量的0.5~0.9倍。[3]</p><p><b>　　煤焦油部分</b></p><p>　　煤氣化廠在生產煤氣的同時，副產煤焦油，我國煤焦油數量可觀，約占煤氣化總量的2%~9%。就其性質、規(guī)模和數量，足以作為工業(yè)得用的資源。為充分利用該資源，探索技術經濟合理的加工

71、方案，對煤焦油進行了延遲焦化工藝設計研究結果表明：在常規(guī)延遲焦化工藝條件下處理煤焦油(與高壓下操作相比)，輕質油收率略高，氣體和焦炭產率較低；在較高壓力下操作時，不但液體收率下降，而且氣體和焦炭產率大幅上。兩種工藝條件下生產的汽油餾分、柴油餾分的多項技術指標不能滿足規(guī)格要求，需進一步處理。該原料油來自煤干餾工藝，是熱裂化產物，因此性質非常復雜。其化學組成主要是芳香族化合物，烷烴和烯烴含量較少，還有少量含氧、含氮、含硫化合物。含氧化合物主

72、要是具有弱酸性的各種相應的酚類，含氮化合物主要是具有弱堿性的吡啶、喹啉及其衍生物，含硫化合物主要是噻吩、硫酚、硫雜茚等。</p><p>　　1 煤焦油雖然輕質餾分含量高，但氫含量很低，芳烴含量較高，而且膠質、瀝青質含量也很高，故導致其裂化性能差。在常規(guī)延遲焦化條件下，轉化深度較低，焦炭產率很低，輕質油收率增加不多；在較高壓力下操作，轉化率高，但輕質油收率明顯下降，氣體和焦炭產率大幅上升。通過探索主要試驗研究，了

73、解和掌握了煤焦油焦化后的各種性能。</p><p>　　在高壓條件下操作時，汽油餾分中芳烴含量損失較大，造成辛烷值大幅下降，其它各項指標相差不大(與常規(guī)延遲焦化相比)；柴油餾分性質均較差，不能直接作為商品出售</p><p>　　2 以生產燃料油為目的對煤焦油進行延遲焦化處理時，如果將全餾分作為焦化進料，則增加裝置處理量，增加能耗。</p><p>　　另外，全餾分

74、通過焦化對改善汽、柴油餾分性質效果不明顯，還將導致部分較輕原料進一步裂解成氣體和焦炭。如果按常規(guī)石油原料考慮，只將大于35O℃餾分作為焦化進料更趨合理，但從該油性質看，也不適合單獨作為焦化進料，建議摻兌部分其它性質較好的原料。</p><p>　　3 在延遲焦化過程中選擇適宜的工藝條件加工煤焦油，對裝置操作影響不大，可以進行連續(xù)運轉。在發(fā)達國家，由于日趨嚴格的環(huán)保政策，許多焦化企業(yè)不得不縮小在本國的生產規(guī)模。據報

75、道，前幾年，德國煤焦油產量從150萬噸減少為50萬噸，法國20個焦化廠只保留一個，僅保持20萬噸焦油生產能力，日本也僅保留100萬噸油生產能力。并且在煤焦油加工方面，逐步淘汰粗加工，即關閉焦化廠的焦油加工裝置，而進口煤化工粗加工產品，在國內使用高技術深加工為精細化工產品后再出口，以獲得高額利潤。例如日本的新日鐵公司從中國進口粗吡啶，深加工為精吡啶，再制成高效農藥“敵草快”，市場價格高達12萬美元／噸。但是，2002年以來，由于全球鋼鐵業(yè)

76、的快速發(fā)展，焦炭開始變得緊俏，價格迅速上漲。鑒于此，各發(fā)達國家為了降低對進口焦炭構依存度，又紛紛恢復、改擴建焦爐，并仍保持著將生產逐漸向發(fā)展中國家轉移的趨勢。</p><p>　　4 煤焦油的綜合利用</p><p>　　煤焦油是煤在于餾和氣化過程中得到的液態(tài)產物。干餾溫度在450～600％ 可以得到低溫焦油；干餾溫度在700～900~C得到中溫焦油；高溫焦油的干餾溫度在1 000％ 左右

77、。中溫焦油和高溫焦油是低溫焦油在高溫下經過二次分解的產物，目前煤焦油中，來自煉焦的高溫焦油占80％ ，20％ 來自煤氣發(fā)生爐和土法煉焦，屬于低溫焦油。低溫焦油和高溫焦油組成上有很大差別，低溫焦油中酚類化合物以低級酚(苯酚、甲酚)為主，中性化合物為多烷基芳烴衍生物、脂肪族鏈狀烷烴和烯烴。因此，可以從焦油提取酚類化工原料或將其加工成各種燃料油。煤焦油化工在化學工業(yè)中有重要地位，在提供多環(huán)芳烴和高碳原料方面具有不可替代的作用。我國煤焦油資源豐

78、富，年產量已超過250萬t，但存在著加工點分散、技術陳舊、加工深度不夠、環(huán)境較差等問題。</p><p>　　4.1 煤焦油的蒸餾技術煤焦油的蒸餾分為間歇式和連續(xù)式兩種蒸餾方式，現代焦油蒸餾均選擇連續(xù)式蒸餾， 目前以發(fā)展到連續(xù)常減壓多塔蒸餾。</p><p>　　4.2 特殊精餾技術</p><p>　　在煤焦油中有不少沸點十分接近的成對組分，如苯和噻吩，萘和硫茚及

79、蒽和咔唑等，用普通精餾難以分離或幾乎不能分離。特殊精餾技術，如萃取精餾、共沸精餾和反應精餾等在焦油深加工中用得還不多，值得重視。</p><p><b>　　4.3 瀝青深加工</b></p><p>　　瀝青是煤焦油蒸餾中的殘渣，蒸餾條件不同，其產率一般為50％ ～60％ 。煤焦油瀝青是十分復雜的多相體系，含碳92％ ～94％ ，含氫僅為4％ ～5％ ，所以它是制取

80、各種炭素材料不可替代的原料。目前煤焦油瀝青在國外的主要用途：</p><p>　　生產各種炭素電極的粘結劑和浸漬劑，即電極瀝青；</p><p>　　針狀焦和碳纖維等高技術產品，產量不大，但附加值很高；</p><p>　　其他如防水防腐涂料和筑路材料等。</p><p>　　3 低溫焦油的綜合利用</p><p>　

81、　低溫焦油中的酚類化合物以低級酚為主，主要集中在170～210~C、210～230~C的兩種餾分中，大約占焦油總量的l3．7％ ，可以采用化學萃取法提取低級酚作為化工原料。芳烴組成分散，且多為芳烴烷基取代衍生物。脂肪族長鏈烷烴、烯烴含量較高大約13．4％ ，是低溫焦油的主要特征，提取低級酚后的餾分將是加氫制取高十六烷值柴油的優(yōu)良原料。</p><p>　　低溫煤焦油的綜合利用，一般包括轉入煉焦配煤、生產低溫瀝青、

82、制作防腐防水用的環(huán)氧煤焦油和油毛氈、代替重油煉鋼。還有報道，將精煉的煤焦油與水，和乳化劑混合而配制成柴油。中冶建筑研究總院環(huán)保所，以低溫煤焦油、土焦油、洗油等為原料，采用常壓分餾方法，切取105～310℃ 餾分，分餾得到的煤焦油經過酸堿洗滌，或者用活性白土吸附脫色，在其中加入煤油和添加劑硝基化合物組合而成的柴油，性能與普通柴油一樣，符合國家標準。</p><p>　　太原理工大學煤化所，對低溫焦油采用常、減壓蒸餾

83、法、蒸餾焦化法、回流焦化法和酸堿精制，得到的柴油經實際行車使用證明，添加適量十六烷值添加劑后，可基本達0號柴油的性能要求。哈爾濱氣化廠科實公司，對低溫煤焦油進行了加氫精制試驗，即用FH一98新型催化劑進行催化加氫精制。其原料油為低溫煤焦油370~C前的餾分。在氫壓8．0MPa，反應溫度350～360~C生產出柴油，經添加十六烷值添加劑后，可滿足0號柴油國標。</p><p>　　煤炭科學研究總院北京煤化學研究所對

84、氣化焦油，加氫制汽油、柴油進行了系統(tǒng)研究，針對氣化焦油機械雜質含量高，雜原子多、稠環(huán)芳香烴含量高的特點，提出了原料油預處理、預飽和加氫、加氫精制和加氫裂化的加氫工藝，汽、柴油產品全部符合國家標準。低溫煤焦油有巨大的經濟價值，在我國還沒有被充分利用，反而造成環(huán)境污染。所以，低溫煤焦油的綜合利用應給予相當的重視。由于低溫煤焦油的組分與一般高溫煤焦油明顯不同，故不能與現有的高溫煤焦油一起加工。</p><p><

85、b>　　4 結論</b></p><p>　　(1) 高溫焦油和低溫焦油的性質及元素組成，有明顯差別。高溫焦油是經過低溫焦油深度芳構化的產物。低溫焦油和高溫焦油相比具有較低的密度和殘?zhí)己恳约拜^高的氫碳原子比和凝固點。</p><p>　　(2) 由低溫焦油可以生產液體燃料及酚類、烷烴和芳烴等有機化學產品及耐火材料粘結劑、瀝青。</p><p>　

86、　(3) 高溫焦油主要生產萘、蒽等有機化學產品及瀝青、高級碳素制品。</p><p><b>　　參考文獻</b></p><p>　?。?）林世雄 石油煉制工程 焦炭化過程 2000。7</p><p>　?。?）李春年 渣油加工工藝 焦化工藝 2002。4</p><p>　?。?）程之光 重油加工工藝 延遲焦化 1

87、994。6</p><p>　?。?）黎元生 延遲焦化工藝的改進和發(fā)展 1999</p><p><b>　　第二篇計算部分</b></p><p>　　30萬噸/年煤焦油延遲焦化工藝設計</p><p>　　延遲焦化年處理量為30×104t/a煤焦油，年開工時間8760小時。</p><p

88、><b>　　一　煤焦油的評價</b></p><p>　　煤焦油是煤在干餾和氣化過程得到的液態(tài)產物，根據干餾溫度和過程方法不同可分為得到以下幾種焦油：</p><p>　　低溫焦油干餾溫度在 450~600℃</p><p>　　中溫焦油干餾溫度在 700~900℃</p><p>　　高溫焦油干餾溫度在

89、 1000℃ [6]</p><p>　　在常溫下煤焦油的比重為1.17～1.19的黑褐色粘稠液體，具有酚和萘的特臭味，懸浮在煤焦油中的一定數量的炭黑一樣的物質和高分子樹脂，決定了焦油常有深暗的顏色，它們是由高分子的物另是多炭少氫的烴類所組成。</p><p>　　在現代化的管式爐連續(xù)蒸餾煤焦油的工藝流程中，煤焦油可以被蒸餾切割成為：</p><p>　　輕

90、 油： <170℃</p><p>　　酚 油 170~210℃</p><p>　　萘 油 210~230℃</p><p>　　洗 油 230~300℃</p><p>　　蒽 油（也可以分割成一蒽油和二蒽油餾分）300~360℃</p><p&g

91、t;　　殘餾物瀝青 >360℃ [7]</p><p>　　工藝計算過程及結果如下</p><p>　　二　焦化分餾塔的設計</p><p><b>　　1　油品的性質參數</b></p><p>　　煤焦油常減壓切割方案及產品性質</p><p>　　2　產品的收率和物料平衡.

92、</p><p><b>　　物料平衡</b></p><p><b>　　3　汽提蒸汽用量</b></p><p>　　側線輕柴油需要用水蒸氣汽提，使用溫度是420℃，壓力為0 .3Mpa的過熱水蒸氣</p><p>　　汽提蒸汽用量取側線抽出量的2%</p><p>　　

93、7520Kg/h×2%=150.405Kg/h</p><p>　　4　塔板形式和塔板數</p><p><b>　　選用浮閥塔板</b></p><p>　　該段的塔板采用人字型擋板、圓盤－環(huán)型檔板或缺圓檔板開孔面積大的塔盤。取經驗塔板數如下表[1]</p><p>　　上述的上部兩個塔段的板數中包括3塊循環(huán)

94、回流換熱板[1]</p><p>　　5　分餾塔計算草圖 見附圖</p><p><b>　　6　操作壓力</b></p><p>　　由于焦炭塔的扣作壓力略高于常壓，故焦化分餾塔塔頂壓力通常為0.3Mpa（絕）塔頂至油氣分離器的壓降約為35Kpa；塔底至塔頂的壓降也大張為35Kpa[1]</p><p>　　設每層浮閥

95、塔板壓力降為0.5Kpa（4mmHg），則推算得，常壓塔各關鍵部分的壓力如下：</p><p>　　1 塔頂壓力為： 　 0.3Kpa</p><p>　　2　第一側線抽出板： 0.3+0.5×10-3MPa×10=0.305MPa</p><p>　　3　第二側線抽出板

96、： 0.3+0.5×10-3MPa×18=0.309MPa</p><p>　　4　第三側線抽出板： 0.3+0.5×10-3MPa×22=0.311MPa</p><p>　　5　取轉油線壓力為 0.035MPa</p><p>　　則:

97、 加熱爐出口壓力=0.311+0.035=0.346MPa</p><p><b>　　7　汽化段溫度</b></p><p>　　由于來自于焦炭塔的油氣全部氣化：</p><p>　　ef=100%故其溫度為480℃</p><p>　　8　塔板工藝尺寸的計算</p><p>&

98、lt;b>　?。?）　塔徑的計算</b></p><p><b>　　汽化段體積流率計算</b></p><p>　　氣相流量：Vs=1.75 m2/s 氣相平均密度：ρv=5.38 kg/m3</p><p>　　液相流量：Ls=0.0094 m2/s 液相平均密度：ρl=1004 kg/m3</p>

99、<p>　　由： Umax=C[(ρL-ρV)/ρV]0.5</p><p>　　式中C由式5-5計算，其中的C20由圖5-1查取，</p><p>　　查取C20值為： 0.13</p><p>　　C=C20(σL/20)0.2=0.13(20.41/20)0.2=0.14</p><p&g

100、t;　　取板間距HT=0.80 m，板上液層高度hL=0.08 m</p><p>　　Umax=0.13×[(1004-5.38)/5.38]0.5=1.77 m/s</p><p>　　取安全系數為0.6,則空塔氣速為：</p><p>　　U=0.6Umax=0.6×1.77=1.06 m/s</p><p>　　D

101、=(4Vs/πU)0.5=(4×1.75/3.14×1.06)0.5=1.45 m</p><p>　　按標準塔徑圓整后為D=1.6m</p><p><b>　　塔截面積為：</b></p><p>　　AT=πD2/4=3.141×1.62/4=2.01㎡</p><p><b&g

102、t;　　實際空塔氣速為：</b></p><p>　　U=9.486/3.141=3.020m/s</p><p>　?。?） 溢流裝置 選用單溢流弓形降液管，不設進口堰。各項計算如下：</p><p>　　1 堰長lw=0.66D，即lw=0.66×1.6=1.056 m</p><p>　　2 出口堰高 hw=h

103、l－h(huán)ow</p><p>　　采用平直堰，堰上液層高度how有</p><p>　　how=2.84/1000·E·(Lh/lw)2/3</p><p>　　E≈1,則可由列線圖3-1查出how值。</p><p>　　因lw=1.056 m,Lh=0.0094×3600=33.84 m3/h</p>

104、;<p>　　由該圖查得上how=0.03 m</p><p>　　則 hw=0.05m</p><p>　　3 弓形降液管寬度Wd和面積Af用圖3-12求取Wd及Af，因為</p><p><b>　　lw/D=0.66</b></p><p><b>　　由該圖查得：</b>&l

105、t;/p><p>　　Af/At=0.0712,Wd/D=0.124</p><p>　　則：Af=0.0712×2.01=0.145 ㎡</p><p>　　Wd=0.124×1.6=0.199 m</p><p>　　依式3-10驗算液體在降液管中停留時間，即</p><p>　　θ=AfHT/Ls

106、=0.415×0.80/0.0094=12.34 s</p><p>　　停留時間 θ>5 s,故降液的尺寸可用。</p><p>　　4 降液管底隙高度h0 依式3-11知</p><p>　　h0=Ls/lwu’0</p><p>　　取降液管底隙處液體流速u’0=0.18 m/s,則</p><p&

107、gt;　　h0=0.0094/1.056×0.18=0.049 m 取h0=0.05 m</p><p>　?。?） 塔板布置及浮閥數目與排列 取閥也功能因子F0=10,用式3-14a求孔速uo，即</p><p>　　uo＝Fo/ρv0.5=10/5.380.5=4.31 m2/s</p><p>　　求每層塔板浮閥數，即</p>&l

108、t;p>　　N=Vs/[(π/4)d02u0]=1.75/[(π/4)(0.039)2×4.31]=340個</p><p>　　取邊緣寬度 Wc=0.06 m 破沫區(qū)寬度 Ws=0.10 m</p><p>　　依式3－18計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即</p><p>　　Aa=2[x(R2-x2)1/2＋πR2arcsinx/R/180]</

109、p><p>　　R=D/2-Wc=1.6/2-0.06=0.74m</p><p>　　X=D/2-(Wd+Ws)=1.6/2-(0.217+0.10)=0.483m</p><p>　　Aa=2{0.483[(0.74)2-(0.483)2]1/2＋π(0.74)2arcsin0.483/0.74/180=1.32m2</p><p>　　浮閥

110、排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的空心據t=65mm=0.065m,則可按式3－17估算排間距t1,即</p><p>　　t1=Aa/Nt=1.32/(340×0.065)=0.0597m=59.7 mm</p><p>　　考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分快的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用60 mm,而應小于此值，故取t1=50 m

111、m=0.050 m.</p><p>　　按t=65,t1=50以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數348個</p><p>　　按N＝348重新核算孔速及閥孔動能因數：</p><p>　　u0=1.75/[(π/4)(0.039)2×348]=4.21 m/s</p><p>　　F0=4.21×5.381/2=9.77

112、</p><p>　　閥孔動能因子變化不大，仍在9～12范圍內</p><p>　　塔板開孔率＝u/u0=0.871/4.21×100%=20.6%</p><p>　　9 塔板流體力學驗算</p><p>　?。?）氣體通過浮閥板的壓強降，計算塔板壓降</p><p>　　hp=hc＋hl＋hσ</