【正文】 系數(shù)的計(jì)算 K 是由煤氣至管外璧的對流傳熱系數(shù) J ㎡ KJ 則 1323761719710485 1017197 101487786 3686 10 ㎡℃故熱量輸入 Q Q＋ Q 6076586135 KJh2 熱量輸出 Q ① 125℃富油帶走的熱量 Q 12121251 2052＋253008 2144＋ 74694 1017 125 31864025 KJh 式中 205221441017 分別為洗油粗苯水在下的比熱 KJkg ℃② 粗苯帶入熱量 粗苯量比熱溫度 KJh粗苯 125℃的比熱 C 0383000104t 0513 KcaLKg k導(dǎo)熱系數(shù) 06 Jm K 是管內(nèi)壁至冷卻水對流傳熱系數(shù) J ㎡ h 本設(shè)計(jì)取 125ms 花環(huán)填料表面定額值為 025 ㎡ Nm℃ 可 用此 式 計(jì)算 03830001043t 帶 入 公式 得 Q 47817253909t t kcalh 1998761116340t t KJh③ 設(shè)損失四周的熱量為所傳遞熱量的 25 則 Q 25 318640251373137027 45331637 KJh 式中31864025 熱富油 175℃帶走熱量 QkJh1373137027 冷富油 60℃帶入熱量 Q kJh 則輸出熱量 Q Q＋ Q＋ Q 3211385343 2020204140032t t45686898 由熱量平衡得 Q Q 即 6118829501 3211385343 1998761116340t t45331637 解之得 t 12877℃ Q 2844749857 kJh 熱量平衡如下名 稱輸入 kJh 輸出 kJh 富 油13731370273 1864025 熱 貧 油 47034491082844749857 損 失 45331637 共 計(jì) 60765861356076586135643 換熱器面積的確定換熱器內(nèi)貧富油呈逆流流動(dòng)其溫度差為貧油 175℃ 115627℃富油 125℃ 60℃ 50℃ 55627℃則。 S 2 836 ㏑ 00522x＋ 536 00522 836＋ 536 580 故 3303 J ㎡ k 黏度 9437 10pa 密度 99745 kg m 則 R 2536696 653 故 487786 管壁厚 b 00025m 鋼的導(dǎo)熱系數(shù) bλ 000255154 485 10 ㎡℃故帶入熱量 314904898666493839399264869 32555469312 KJh 入管式爐對流段低壓蒸汽帶入熱量查《焦化設(shè)計(jì)參考資料》下冊得每千克粗苯的直接蒸汽耗量為 1592 千克則蒸餾用直接蒸汽耗量為Ｇ＝ 1592 2179008 346898Kgh 故 34689827478 953206324 KJh 式中 2747804MPa 表壓 飽和蒸汽熱焓 KJh④ 管式爐加熱用煤氣供熱量則輸入熱量為 ＋＋ 2 管式爐輸出熱量出管式爐富油 180℃時(shí)帶走的熱量 含萘洗油帶走熱量 洗油量包括萘比熱溫度 122747212236 180 4940329708 KJh 式中 2236 含萘洗油 180℃時(shí)的比熱 KJ Kg h 則對流段加熱面積為 蒸 汽 F 8659 ㎡ 富 油 設(shè)管式爐加熱效率為 80 煤氣熱值為 17800 KJNm 則煤氣消耗量為 V 172663 Nmh 煤氣在管式爐中燃燒產(chǎn)生熱量為 Q 159641 17800 284161 萬 KJh 67981 萬 Kcalh 根據(jù)《焦化設(shè)計(jì)參考資料》選熱負(fù)荷為 270 萬千卡時(shí)和熱負(fù)荷為420 萬千卡時(shí)的管式爐各一臺其各項(xiàng)參數(shù)如下型號 25525Φ 127Φ 12789 直徑3442mm 總高 19572mm 總熱負(fù)荷 270 萬千卡時(shí)加熱面積對流段油管 60 ㎡ 對流段氣管 315 ㎡ 輻射段油管 828 ㎡ 輻射段氣管 835 ㎡ 設(shè)備總重金屬重31178t 耐火材料重 21602t 型號 42025φ 114φ 152 直徑 4254mm 總高28564mm 總熱負(fù)荷 420 萬千卡時(shí) 加熱面積 對流段油管 50 ㎡ 對流段氣管 ㎡ 輻射段油管 175 ㎡ 輻射段氣管 ㎡ 設(shè)備總重 金屬重 45048t 耐火材料重38000t633 再生器計(jì)算 進(jìn)入再生器的富油中的各組分的蒸發(fā)率按下式計(jì)算式中組分蒸發(fā) 率 n 提留段塔板層數(shù) K組分平衡常數(shù) K 組分的飽和蒸汽壓力 mmHgP 再生器內(nèi)總壓力 mmHgl 油分子數(shù)與水分子數(shù)之比油量和水蒸氣量 Kgh 油和水蒸氣的分子量分別為 160 和 18 再生器內(nèi)設(shè) 7 層多孔折流板設(shè)其相當(dāng)于兩層泡罩塔板n 2 油在再生器內(nèi)被加熱至 200℃該溫度下萘和洗油的飽和蒸汽壓力分別為 496 mmHg 和 200 mmHg 再生器油氣出口處油氣壓力為 980 mmHg 則組分的平衡常數(shù) K為萘 496980 05061 洗 油 202080 02041 進(jìn)入再生器內(nèi)的油量為管式爐后富油量的 15 即 123266416 15 1848996 Kgh 其中氣相 719 Kgh 液相184507 Kgh 氣相包括洗油 261 Kgh 萘 033 Kgh 粗苯 229 Kgh 水蒸氣 196 Kgh 液相包括洗油 172246 Kgh 萘 9220 Kgh 粗苯 3041 Kgh 水蒸氣量為 355143 Kgh 設(shè)在再生器內(nèi)粗苯全部蒸發(fā)則油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為 L 184507 18 355143 160 0058 將上述各值代入公式得各組分蒸發(fā)率為萘 洗 油 從再生器進(jìn)入脫苯塔的氣體數(shù)量如下洗 油 261 172246 0688 118766 Kgh 萘 033 922 08829 8173 Kgh 粗 苯 229 3041 327 Kgh 水蒸氣 196 355143 355339 Kgh 從再生器排出殘?jiān)鼣?shù)量如下洗 油 172246 10688 53741 Kgh 萘 912 108829 108Kgh 共 計(jì) 54821 Kgh 則每小時(shí) 180℃前粗苯排出殘?jiān)繛?548212230798 10 23753 Kg殘?jiān)?t粗苯再生器頂部氣體溫度為 240℃其直徑計(jì)算如下經(jīng)過再生器頂 部的氣體流量 V 67501 Nmh 取空塔氣速為 10 ms 則直徑為 D m 取 D 1600mm 的塔徑此再生器規(guī)格為直 徑 mm全 高 mm 塔 板形式 板數(shù)加熱面積㎡重 量設(shè)備 操作所用流程 16007000 弓形網(wǎng)板 52 145070管式爐脫苯 634 脫苯塔計(jì)算提餾段洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)率按下式計(jì)算提餾段塔板數(shù) n 14 脫苯塔底壓力為 970mmHg 塔底貧油溫度為178℃該溫度下洗油和萘的飽和蒸汽壓為 2792 mmHg 和 105 mmHg 則組分的平衡常數(shù)為萘 2792970 02878 洗 油 105970 01083 由再生器進(jìn)入脫苯塔的水蒸氣量為 355339 Kgh 進(jìn)入脫苯塔內(nèi)富油液相量如下洗 油 123266416172246 121543956 Kgh 萘 611712922 602492 Kgh 粗 苯 17108963041 1680486 Kgh 共計(jì) 129249362 Kgh 則油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為 L 12929362 18 355339 160 409將上述各值代入公式得洗油與萘蒸發(fā)率為萘 洗 油 洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)量洗 油 121543956 0031 376786 Kgh 萘 602492 00704 42415 Kgh 精餾段物料平衡粗苯產(chǎn)量為2179008 Kgh 設(shè)在脫苯塔中全部蒸發(fā) 180℃前餾出量為 93 故實(shí)際粗苯量為 2179008093 234302 Kgh 粗苯蒸汽中含油量為 2343022179008 16401Kgh其中 洗 油 20 即 3358 Kgh 萘 80 即 13432 Kgh 根據(jù)富油在脫水塔內(nèi)的蒸發(fā)量在脫苯塔進(jìn)口的閃蒸量由再生器進(jìn)入脫苯塔的氣體量脫苯塔提餾段的蒸發(fā)量以及塔頂粗苯帶走 的油量得到在精餾段冷凝而流到提餾段的洗油量和萘量如下 洗 油 1722462611187663767863358973 654449Kgh 萘 92203381734241513432973 36613 Kgh 即 65444916036613128 4376 Kmolh脫苯塔塔頂逸出的水蒸氣量和粗苯量計(jì)算塔頂壓力 820mmHg塔頂溫度 95℃該溫度下水的飽和蒸汽壓力 6339mmHg 水蒸氣的分子數(shù)為 6339820 0773 則粗苯的分子數(shù)為 0227粗苯 180℃以前的餾出 93產(chǎn)量為設(shè)水全 部蒸發(fā)精餾段物料平衡輸 入 管式爐來的氣相 Kgh 提餾段來的氣相 K 洗 油 104918261 104657 118766320369 439135 萘 14468033 14435 817345122 53295 粗 苯 787992229 785702 2230798785702 1445096 水蒸氣 7528196 75084 355339 共 計(jì) 2727462 9922786 2727462 9922786 12650248 輸 出 塔頂出來的氣相 Kgh 流回提餾段的液相 Kgh 洗 油 3358 59796 萘 13432 3932 粗 苯 2230798 水蒸氣 3351437528 430423 共 計(jì) 6702928 63728 130757282 脫苯塔塔徑的計(jì)算提餾段塔徑根據(jù)上表進(jìn)入提餾段上部的氣相質(zhì)量流量為成 分 氣相質(zhì)量流量 Kgh 粗 苯 2179008 萘 393213432 52752 洗 油 597963358 601318水蒸氣 430423共 計(jì) 13023938則提餾段上部氣相體積流量為 955955 氣相重度為 13023938955955 1368 液相洗油重度 180℃為式中 t進(jìn)料處塔內(nèi)溫度取 180℃ 液相洗油 15℃時(shí)的重度為了不產(chǎn)生大量霧沫夾帶保證塔板效率選取塔板間距為 H 600mm從板式塔允許速度系數(shù)與板間距關(guān)系圖查出 C 0064ms 最大允許空塔氣速為選用空塔氣速為 07517 1275 ms 則塔徑精餾段塔徑塔頂氣相體積流量 686503氣相重度 686498686503 0999液相重度 800 最大允許空塔氣速 075 181 136 m 取塔徑 D 1600mm 其規(guī)格如下塔 徑 mm塔 高 mm塔 板層 數(shù)板間距 mm泡 罩形 式重 量 噸設(shè) 操備 作 捕霧形式 1XXXXXXXXXX500 條 形 262735 二層泡罩 635 分縮器的計(jì)算 進(jìn)入分縮器的循環(huán)洗油量為 89950 其體積流量為 則 富油部分傳熱面積為根據(jù)《焦化設(shè)計(jì)參考資料》取每小時(shí)每立方米焦油洗油所需換熱面積為 2 ㎡ 11615 2 2323 ㎡ 冷卻水部分 05 11615 5808 ㎡ 總換熱面積 F 23235808 29038 ㎡ 故取總傳熱面積為 60 330 210 ㎡和 28 321 105 的分縮器各一臺分縮器的規(guī)格如下面 積㎡設(shè)備尺寸㎜設(shè) 備 重 t 程 數(shù)直 徑總 長管 程殼 程 60 330 21028 321 10570080018141027548564 一塊隔板一塊隔板管 子 尺 寸工作壓力kg ㎝管 徑 mm 根 數(shù)管 長 mm 管間距 mm 排列方式管 程殼 程 25 225234231XXXXXXXXXX235△△ 44020364 貧富油換熱器的 計(jì)算和選型貧油溫度較高從換熱器中心進(jìn)入富油溫度較低從換熱器邊緣進(jìn)入 641 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)入貧富油換熱器貧油溫度 175 ℃貧油量 循環(huán)洗油量 殘 渣 量 塔頂油氣量 12274721548213358 12