【導(dǎo)讀】工利用，生產(chǎn)多種化學(xué)產(chǎn)品。目前應(yīng)用最廣，也是最合理成熟的綜合利用是。煉焦化學(xué)工業(yè)，隨著煉焦工業(yè)的發(fā)展，煤氣及化學(xué)產(chǎn)品已不再是舊的燃燒，我國(guó)煤炭資源，提高經(jīng)濟(jì)效益有十分重要的現(xiàn)實(shí)意義。族烴及萘應(yīng)盡可能回收完全。苯，二甲苯及三甲苯等。此外，還含有一些不飽和化合物，硫化物及小量的。當(dāng)用洗油回收煤氣中的苯族烴時(shí)，在所得的粗苯中尚有少。粗苯的組成取決于煉焦配煤的組成及煉焦產(chǎn)物在炭化室內(nèi)熱解的程度。此外，粗苯中酚類的含量通常在—%. 之間，吡啶堿類的含量不超過(guò)%。粗苯的各主要組分均在180℃的餾出物稱為溶劑油。180℃前的餾出量作為餾出量質(zhì)量的指標(biāo)之一。于粗苯工段的工藝流程和操作制度。工段要求嚴(yán)禁煙火，電機(jī)防爆。萘溶解，因此煤氣溫度需降至21℃左右。苯族烴即被吸附在其表面上直至達(dá)到飽和狀態(tài)。被吸附的苯族烴可用直接水。制，而多用于煤氣中的苯族烴的定量分析。在低溫加壓的情況下，使苯族烴從煤氣中冷凝出來(lái)。

　　

【正文】 GMGP?? = 920 ??= ? B =A/（ A+ BP ） = 7668?= 與假設(shè)值 ? B = 非常接近，故以上計(jì)算正確。 在脫苯塔進(jìn)口各組分蒸發(fā)量如下：（包括進(jìn)入再生器的蒸發(fā)量） 成分 Kg/h 苯 甲苯 二甲苯 溶劑油 萘 洗油 水 共計(jì) 粗苯在管式爐中的蒸發(fā)率： 100%=% 1． 管式爐輸入熱量 RQ ： （ 1） 、從洗苯塔來(lái)的富油經(jīng)分縮器，貧富油換熱器后進(jìn)入管式爐（包括洗油，粗苯，水，其溫度為 135℃），帶入熱量 1Q ： 洗油帶入 熱量（包括萘）： 1q =洗油量（包括萘）比熱溫度 = 135 =式中： 135℃時(shí)的比熱， KcaL/Kg ℃ 35 粗苯帶入熱量： 2q =粗苯量比熱溫度， KJ/h。 粗苯比熱 C=+= KcaL/Kg ℃ 則 2q = 135 = KJ/h 水帶入熱量： 3q =水量比熱溫度 = 135 = KJ/h 式中： 135℃下的比熱， KcaL/Kg℃ 故帶入熱量： 1Q =1q + 2q + 3q =++= KJ/h （ 2） 、入管式爐對(duì)流段低壓蒸汽帶入熱量 2Q : 查《焦化設(shè)計(jì)參考資料》下冊(cè)，得：每千克粗苯的直接蒸汽耗量為 千克，則蒸餾用直接蒸汽耗量為： Ｇ＝ = 千克 / h 故： 2Q = = KJ/h 式中： — 4Kgf/㎝ 3(表壓 )飽和蒸汽熱焓， Kcal/h (3)、管式爐加熱用煤氣供熱量 3Q ； 則輸入熱量為： RQ = 1Q ＋ 2Q ＋ 3Q =＋ 3Q 管式爐輸出熱量 cQ （ 1）、出管式爐富油 180℃時(shí)帶走的熱量 4Q 含萘洗油帶走熱量 ，1q =洗油量（包括萘）比熱溫度 36 = 180 = KJ/h 式中 — 含萘洗油 135℃時(shí)的比熱， KcaL/ Kg℃ 粗苯帶入熱量： 2,q =粗苯量比熱溫度， KJ/h。 粗苯比熱 C=＋ =＋ 180 = KcaL/Kg ℃ 則 ,2q = 180 =故： 4Q = ，1q ＋ ,2q =＋ =（ 2）、粗苯蒸汽和油氣帶出熱量 5Q 洗油蒸 汽帶走熱量（含萘蒸汽） ,3q =含萘洗油蒸汽量熱焓 = 135 = KJ/h 式中 135— 180℃含萘洗油蒸汽熱焓， KcaL/ Kg 粗苯蒸汽帶出熱量： 4q =粗苯蒸汽量熱焓 = 159 = KJ/h 式中 159— 180℃粗苯蒸汽熱焓， KcaL/ h 水蒸汽帶出熱 量： 5q =水蒸汽量熱焓 = 677 = KJ/h 式中 677— ㎝ 2180℃水蒸汽熱焓， KcaL/ Kg 故：粗苯蒸汽和油氣帶出熱量 5Q 37 5Q = ,3q ＋ 4q ＋ 5q =＋ ＋ = KJ/h （ 3）、 400℃過(guò)熱蒸汽帶出熱量 6Q 6Q = = KJ/h 式中 — 4Kgf/㎝ 2400℃過(guò)熱蒸汽熱焓， KcaL/ Kg （ 4）、散熱損失 7Q 7Q = RQ =(+ 3Q ) =+ 3Q 式中 為散熱系數(shù) 則： cQ = 4Q ＋ 5Q ＋ 6Q ＋ 7Q =（ + 3Q ） KJ/h 令 cQ = RQ 得： + 3Q =+ 3Q 則： 3Q = KJ/h 故：散熱損失 7Q =+ 3Q = KJ/h 管式爐加熱面積： 供給富油的熱量： mQ = 4Q ＋ 5Q － 1Q =+ = KJ/h 供給蒸汽的熱量： VQ = 6Q － 2Q = KJ/h 設(shè) mQ 的 95%由輻射段供給， 5%由對(duì)流供給，輻射段強(qiáng)度為 25000Kcal/㎡ h=104500KJ/㎡ h,則輻射段加熱面 積為： F1 = 95%/104500= ㎡ 取對(duì)流段加熱強(qiáng)度為 5000 Kcal/㎡ h=20900 KJ/㎡ h，則對(duì)流段 38 加熱面積為： F2 =( 5%+)/20900= ㎡ 設(shè)管式爐加熱效率為 75%，煤氣熱值為 4250 Kcal/ m3 =17765KJ/Nm3 . 則煤氣消耗量為 ： Vg = 17765%75 ?? mV = Nm3 /h 煤氣在管式爐中燃燒產(chǎn)生熱量為： Q, = 4250= 萬(wàn)千卡 /時(shí) 根據(jù)《焦化設(shè)計(jì)參考資料》選熱負(fù)荷為 550 萬(wàn)千卡 /時(shí)的管式爐一臺(tái)，其各項(xiàng)參數(shù)如下： 型號(hào) :55025Φ 114/Φ 152 直徑 :4612 mm 總高 :29928mm 總熱負(fù)荷 :550 萬(wàn)千卡 /時(shí) 加熱面積：對(duì)流段油管： 61 ㎡ 對(duì)流段氣管 ㎡ 輻射段油管： 230㎡ 輻射段氣管 ㎡ 設(shè)備總重：金屬重： 耐火材料重： （二）、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： 12/2/i)(1)(1????niniKlKl? 式中 i? —— 組分蒸發(fā)率 n —— 提留段塔板層數(shù) Ki —— 組分平衡常數(shù)； Ki = ppi/ ip —— 組分的飽和蒸汽壓力， mmHg 39 P —— 再生器內(nèi)總壓力， mmHg l —— 油分子數(shù)與水分子數(shù)之比，mSSmMG MG?? ； mG ， SG —— 油量和水蒸氣量， Kg/h； SM ， mM —— 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)Ki 為：萘 NK =496/980= 洗油 mK =200/980= 進(jìn)入再生器內(nèi)的油量 mG 為管式爐后富油量的 %，即 ，其中氣相 ，液相 ，氣相包括洗油 ，萘，粗苯 ，水蒸氣 ，液相包括洗油 Kg/h，萘 ，粗苯 。進(jìn)入再生器的水 蒸氣量 SG 為 。 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= 18/( 160)= 將上述各值代入公式，得各組分蒸發(fā)率為： 萘 12/22/2)(1 )(1 ????N?= 洗油 12/22/2)(1 )(1 ????N?= 從再生器進(jìn)入脫苯塔的氣體數(shù)量如下： 洗油 + =萘 + = Kg/h 40 粗苯 + = Kg/h 水蒸氣 + = Kg/h 從再生器排出殘?jiān)鼣?shù)量如下： 洗油 ()= Kg/h 萘 ()= Kg/h 則每小時(shí) 180℃前粗苯排出殘?jiān)?量為 : 103? = 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(guò)再生器頂部的氣體流量： V=(+++) (273+240)/273 760/980 = Nm3 /h 取空塔氣速為 ，則直徑為 D=?? ?= 取 D=1800mm 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 1800 7050 條形泡罩 3 2 16 16 管式爐 脫苯 脫苯塔計(jì)算： （ 1） 提餾段： 41 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℃，該溫度下洗油和萘的飽和蒸汽壓為 105 mmHg，則組分的平衡常數(shù)為： 萘 NK =洗油 mK =105/970= 由再生器進(jìn)入脫苯塔的水蒸氣量為 ，進(jìn)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(jì) Kg/h 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 0 6 65 )2 8 ( 1)2 8 ( 12/142/14 ?????N? 洗油 0 2 50 )1 0 ( 1)1 0 ( 12/142/14 ?????N? 洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)量： 洗油 = Kg/h 萘 = Kg/h 脫苯塔塔徑的計(jì)算： 提餾段塔徑： 42 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 Kg/h 粗苯 ++= 萘 ++= 洗油 ++= 水蒸氣 += 共計(jì) 則提餾段上部氣相體積流量為： (+++) (273+175)/273 760/900=179。/h 氣相密度為 g?? 179。 液相洗油密度（ 180℃）為： 151 0 .0 0 0 4 0 ( 1 5 )e t?? ???? 31055 9 8 9 . 7 /1 0 . 0 0 0 4 0 (1 8 0 1 5 ) K g m?? ? ? 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(guān)系圖查出 C=,得最大允許空塔氣速為： maxV =c 1 9 7 ????gge ? ?? 選用空塔氣速為： ??? =則塔徑： D= 8 7 48 3 8 6 0 0 2 7 7 ??? ?m 取塔徑 D=1600mm，其規(guī)格如下： 43 塔徑（ mm） 塔高（ mm） 塔 板層 數(shù) 板間距（ mm） 泡罩形式 重 量 設(shè) 操 備 作 捕 霧形式 1600 16650 16 600 條形 7 35 二層泡罩 本設(shè)計(jì)選取提餾段塔徑為脫苯塔塔徑 分縮器的計(jì)算： 進(jìn)入分縮器的富油量為 /kgh 其體積流量為： 則 每小時(shí)富油所需傳熱面積為（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 ㎡ ）： = ㎡ 故取總傳熱面積為 65 3+50=245 ㎡ 的分縮器， 該分器的規(guī)格如下： 面積 （ ㎡ ） 設(shè)備尺寸， ㎜ 設(shè) 備 重 （ t） 程 數(shù) 直徑 總長(zhǎng) 管程 殼程 653+50=245 1200 6 一塊隔板 管 子 尺 寸 工作壓力 （ kg/㎝ 2 ） 管 徑（ mm） 根數(shù) 管長(zhǎng)（ mm） 管間距（ mm） 排列方式 管程 殼程 25 712 1280 32 △ 6 44 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。 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)： 進(jìn)入貧富油換熱器貧油溫度 175℃ ， 貧油量為 ： =其中含粗苯 （含萘） kg/h 貧油進(jìn)口溫度為 175℃，出口溫度為 t(假設(shè) )。 進(jìn)貧富油換熱器的富油量為 ，水，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入 : ①、冷富油在 70℃時(shí)帶入熱量： Q1=( ＋ ＋ 1) 70 =式中 ， ， 1—— 分別為洗油，粗苯，水在 7