【文章內(nèi)容簡介】 ）V=（273+22）/273101325/(101325+10000)=V=（273+22）/273101325/(101325+8500)=煤氣平均流量V的計算：V=（V+ V）/2=(+)/2=洗油循環(huán)量W的計算：，油度取γ=,則W=V油氣比γ == 貧油粗苯含量的計算:(1)、塔前煤氣含粗苯量: =1000/=式中:V－塔前煤氣實際流量, Nm/h(2)、塔后煤氣含粗苯量: = 1000/= 式中:V－塔后煤氣實際流量, Nm/h(3)、貧油允許含粗苯量:查焦化設計參考資料186頁 圖4514 %（4）入塔貧油實際含苯量為：C=%/=%（5）出塔富油含苯量： C= C＋回收的苯量/（洗油量＋苯的回收量） =%+936100/(+936)=%塔徑的確定； 根據(jù)《燃料化工》1998（3）：36提供的參數(shù)，～；～㎡/Nmh，本設計取=㎡/Nmh圓整后，取D= m 式中 V—煤氣平均體積流量，Nm/S 花環(huán)填料面積，用量及塔高的計算： ㎡/Nmh得花環(huán)填料面積： F=31824 = 12600㎡洗苯塔吸收段內(nèi)填Z型花環(huán)填料，填料層的結(jié)構(gòu)采用多段填充，充填X型花環(huán)填料，采用6個葉式噴頭，在塔的適當部位設再分布器。三種花環(huán)填料規(guī)格見下表；型號填充分數(shù) 個/m比表面積 ㎡/Nm空隙率 %容重Kg/mX32500 185 88111 Z8000 127 89 120 D3000 94 90 88由上表可查出：Z型花環(huán)的比表面積為127㎡/Nm。秒年里則：填料總體積V= = m 故填料高度為：h==因此洗苯塔可分為五層填料，填料層間距為1m，,煤氣入口段2m, 煤氣出口段2m,洗苯塔底部槽高為5m，,第二層與第三層填料間設再分布器，間隔為2m,則洗苯塔內(nèi)填料高度為：塔高可取為：H=4+++2+2+5+2＋(附加高度)=29m第二節(jié) 蒸餾脫苯部分設備計算和選型計算依據(jù)：粗苯產(chǎn)量為936kg/h,其中含苯93676%=,甲苯93615%=，二甲苯9365%=，萘溶劑油為: 9364%= 貧油量W=,則：V==貧油中粗苯的含量為：%=3m/ h,粗苯的密度取860 kg/m，860=，%=，%=，%=，%= Kg/h。 富油量=貧油量＋粗苯產(chǎn)量＋貧油中含粗苯量 =+936+ =富油中水量=富油量（～1%） =% =富油中萘量=富油量5% =5% =洗 油 量=貧油量富油中萘量 = =則進入脫苯工序的富油量如下： 成分Kg/hKmol/h分子量洗油.160萘128苯71578甲苯二甲苯106溶劑油水18共計（一） 管式爐：管式爐出口富油溫度為180℃，壓力為920mmHg。180℃時各種組分的飽和蒸汽壓（mmHg）分別為：苯：7668；甲苯：3875；萘：295；溶劑油：1100；洗油：110。從管式爐出來的富油進入脫苯塔時，閃蒸后與閃蒸前液相中各組分比率計算如下：（用試差法）苯的比率：假設=甲 苯：=7668/7668+3875=二甲苯：=7668/7668+2060=溶劑油：=7668/7668+1100=洗 油：=7668/7668+110=萘 ：=7668/7668+295=水 ：=0 閃蒸后留在液相中各組分的數(shù)量如下（包括進入再生器的洗油量）：成分Kmol/hKg/h苯=甲苯=二甲苯=溶劑油=洗油=55240萘=共計377．198 驗算： A= =920(－) = =A/（A+）=(+7668)=與假設值=，故以上計算正確。蒸發(fā)量=+++=粗苯在管式爐中的蒸發(fā)率： 100%=%1． 管式爐輸入熱量：（1） 、從洗苯塔來的富油經(jīng)分縮器，貧富油換熱器后進入管式爐（包括洗油，粗苯，水，其溫度為135℃），帶入熱量：洗油帶入熱量（包括萘）：=洗油量（包括萘）比熱溫度=135=式中 ℃時的比熱，KcaL/Kg ℃粗苯帶入熱量：=粗苯量比熱溫度，KJ/h。粗苯比熱C=+=+135= KcaL/Kg ℃則=135=水帶入熱量：=水量比熱溫度=135=℃下的比熱，KcaL/Kg℃故帶入熱量=＋＋= KJ/h（2） 、入管式爐對流段低壓蒸汽帶入熱量:查《焦化設計參考資料》下冊，得：，則蒸餾用直接蒸汽耗量為：Ｇ＝936=故：= =—4Kgf/㎝(表壓)飽和蒸汽熱焓，Kcal/h(3)、管式爐加熱用煤氣供熱量；則輸入熱量為： =＋＋ =(＋)kj/h管式爐輸出熱量 （1）、出管式爐富油180℃時帶走的熱量 含萘洗油帶走熱量=洗油量（包括萘）比熱溫度=180 =—含萘洗油135℃時的比熱，KcaL/ Kg℃ 粗苯帶入熱量：=粗苯量比熱溫度，KJ/h。粗苯比熱C=＋ =＋180 = KcaL/Kg ℃則=180 =故：=＋ =（2）、粗苯蒸汽和油氣帶出熱量洗油蒸汽帶走熱量（含萘蒸汽）=含萘洗油蒸汽量熱焓 =135 =式中135—180℃含萘洗油蒸汽熱焓，KcaL/ Kg粗苯蒸汽帶出熱量：=粗苯蒸汽量熱焓 =159 =式中159—180℃粗苯蒸汽熱焓，KcaL/ h水蒸汽帶出熱量：=水蒸汽量熱焓=677= 式中677—㎝180℃水蒸汽熱焓，KcaL/ Kg故：粗苯蒸汽和油氣帶出熱量 =＋＋ = （3）、400℃過熱蒸汽帶出熱量 = =—4Kgf/㎝400℃過熱蒸汽熱焓，KcaL/ Kg（4）、散熱損失 = =(＋) =＋則：=＋＋＋ =＋令=得：＋=＋則：=故：=＋= KJ/h管式爐加熱面積： 供給富油的熱量：=＋－ =供給蒸汽的熱量：=－=設的95%由輻射段供給，5%由對流供給，輻射段強度為25000Kcal/㎡h=104500KJ/㎡h,則輻射段加熱面積為： F=95%/104500㎡=取對流段加熱強度為5000 Kcal/㎡h=20900 KJ/㎡h，則對流段加熱面積為： F=5%+設管式爐加熱效率為75%，煤氣熱值為4250 Kcal/m,=17765KJ/Nm.則煤氣消耗量為 ：V= =煤氣在管式爐中燃燒產(chǎn)生熱量為： Q=4250=根據(jù)《焦化設計參考資料》選熱負荷為310萬千卡/時的管式爐一臺。（二）、再生器計算 進入再生器的富油中的各組分的蒸發(fā)率按下式計算：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，Kg/h；，——油和水蒸氣的分子量，分別為160和18；再生器內(nèi)設7層多孔折流板，設其相當于兩層泡罩塔板，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 =496/980=洗油 =200/980=進入再生器內(nèi)的油量為管式爐后富油量的1%， Kg/h，，， Kg/h，， Kg/h， Kg/h。設在再生器內(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=18/(160)=將上述各值代入公式，得各組分蒸發(fā)率為：萘 洗油 從再生器進入脫苯塔的氣體數(shù)量如下：洗油 += Kg/h萘 += Kg/h粗苯 += Kg/h水蒸氣 +=從再生器排出殘渣數(shù)量如下：洗油 ()= Kg/h萘 ()=則每小時180℃前粗苯排出殘渣量為:再生器頂部氣體溫度為240℃，其直徑計算如下：經(jīng)過再生器頂部的氣體流量：V==，則直徑為D=m取D=：直徑（mm）全高（mm）塔 板形式 板數(shù)加熱面積（㎡）重 量設備 操作所用流程18007050弓形隔板521416管式爐脫苯（二） 脫苯塔計算：（1） 提餾段：洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)率：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℃， mmHg，則組分的平衡常數(shù)為：萘 =洗油 =105/970= Kg/h，進入脫苯塔內(nèi)富油液相量如下：洗油 = Kg/h萘 = Kg/h粗苯 = Kg/h共計 則油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為：L= 18/(160)=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 = Kg/h萘 =78進 料（Kg/h）管式爐油汽再生器油汽提餾段蒸發(fā)粗苯萘洗油水蒸汽洗油萘粗苯水蒸氣洗油粗苯萘408小計粗苯洗油萘水蒸氣936 脫 苯 塔 總 物 料 平 衡 表 中國礦業(yè)大學2009屆本科生畢業(yè)設計 第 78 頁 第 78 頁 20227162． 脫苯塔塔徑的計算：⑴、提餾段塔徑：根據(jù)上表，進入提餾段上部的氣相質(zhì)量流量為：成分 氣相質(zhì)量流量 Kg/h粗苯 936萘 洗油 水蒸氣 共計 則提餾段上部氣相體積流量為： =氣相密度為液相洗油密度（180℃）為：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=，從板式塔允許速度系數(shù)與板間距關系圖查出C=,得最大允許空塔氣速為：選用空塔氣速為：=則塔徑：m取塔徑D=1800mm，其規(guī)格如下：塔徑mm塔高mm塔板層數(shù)板間距mm泡罩形式設備操作捕霧形式16001665016600條形35二層泡罩本設計選取提餾段塔徑為脫苯塔塔徑(四)、分縮器的計算： ,則其體積流量為 則 每小時富油所需傳熱面積為（根據(jù)《焦化設計參考資料》㎡）： =㎡ 冷卻水 故取冷卻面積 =+=㎡該分器的規(guī)格如下：面積（㎡）設備尺寸，㎜設 備 重（t）程 數(shù)直徑總長管程殼 程 1807006一塊隔板管 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252342130032△4(五)、貧富油換熱器的計算和選型：貧油溫度較高，從換熱器中心進入；富油溫度較低，從換熱器邊緣進入。已知粗苯產(chǎn)量為936t/h 設在塔內(nèi)全部蒸發(fā) 其180176。C 前蒸餾出量為93％故實際粗苯量為936/= t/h t/h 洗油量20%= t/h 萘80%= t/h 基礎數(shù)據(jù)：進入貧富油換熱器貧油溫度175℃，貧油量為 ：= ，洗油（含萘）貧油進口溫度為175℃，出口溫度為t(假設)。，，洗油（含萘）。富油入口溫度70℃，出口溫度135℃。 熱量衡算： (1)、熱量輸入Q: ①、冷富油在70℃時帶入熱量：Q=(＋＋1)70 =，1——分別為洗油，粗苯，水在70下的比熱，kcal/kg℃②、熱貧油在175℃時帶入的熱量：