【正文】 設(shè)在再生器內(nèi)粗苯全部蒸發(fā)，則油分子數(shù)與水蒸氣分子數(shù)之比為: =帶入公式則得組分蒸發(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 +=萘 +=粗苯 1+=水蒸氣 +=從再生器排除殘?jiān)鼣?shù)量如下：洗油 （）=萘 （）=，對每小時(shí)每噸180℃（t粗苯?h）再生器頂部氣體溫度為240℃，其直徑計(jì)算如下：m3/h取空塔速度v=，則直徑=則再生器規(guī)格選為：直徑mm全高mm塔板加熱器面積立方米重量，t形式板數(shù)設(shè)備重操作重18007050條形泡罩3216161 洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)率：提餾塔板數(shù)n=14，脫苯塔塔底970mmHg，塔底貧油溫度178℃。則組分的平衡常數(shù)為萘 =洗油 =。進(jìn)入脫苯塔內(nèi)富油的液相數(shù)量如下：洗油 =萘 =粗苯 =共計(jì) 油分子數(shù)與水蒸氣分子數(shù)之比：則萘和洗油的蒸發(fā)率為：萘 =洗油 =萘和洗油在提餾段的蒸發(fā)量為：萘 =洗油 =2 脫苯塔精餾段物料平衡計(jì)算：已知粗苯產(chǎn)量為1102kg/h，設(shè)在脫苯塔內(nèi)全部蒸發(fā)。其180℃前餾出量為93%，故實(shí)際粗苯量為=1185kg/h。粗苯中含油量為11851102=83kg/h，其中洗油占20%，萘占80%。根據(jù)富油在脫苯塔進(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，得到在精餾段內(nèi)冷凝而流到提餾段的洗油量和萘量如下：洗油 +576+=萘 ++=脫苯塔頂逸出的水蒸氣量和粗苯量計(jì)算如下：塔頂壓力位820mmHg，塔頂溫度為95℃.。水蒸氣的分子分?jǐn)?shù)為=，.粗苯（180℃ 前餾出93%）產(chǎn)量為=水全部蒸發(fā)。精餾段物料平衡：輸 入管式爐來的氣相,kg/h提餾段來的氣相,kg/h洗 油=+576=萘=+=粗 苯==水蒸氣=+=共 計(jì)+=輸 出塔頂出來的氣相,kg/h流回提餾段的液相,kg/h洗 油萘粗 苯1102—水蒸氣—共 計(jì)+=3 脫苯塔塔徑的計(jì)算（1）提餾段（上部）塔徑根據(jù)上表計(jì)算，進(jìn)入提餾段上部的氣相重量流量為：粗苯 1102kg/h萘 kg/h洗油 水蒸氣 共 計(jì) 提餾段上部氣相的體積流量為：=氣相重度為：=液相洗油重度（180℃時(shí)）為：=式中t—進(jìn)料處塔內(nèi)溫度，取180℃ γ15—液相洗油15℃時(shí)的重度，kg/m3為了不產(chǎn)生大量霧沫夾帶，保證塔板效率，選取塔板間距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：m/s選用空塔速度為塔徑為：（2）精餾段上段塔徑進(jìn)入精餾段上部的氣相重量流量為：粗苯 1102kg/h萘 洗油 水蒸氣 共 計(jì) 塔頂氣相體積流量： =氣相重度為：=液相洗油重度（180℃時(shí)）為：kg/m3m/s選用空塔速度為=塔徑為：通過以上計(jì)算，，板間距600mm，為一鑄鐵條形泡罩塔。，其體積流量為：=根據(jù)設(shè)計(jì)定額，用焦油洗油時(shí)，分縮器的冷卻面積計(jì)算如下：富油部分：m2式中2—對每立方米洗油所需冷卻面積，m2h/m3冷卻水部分：m2—對每立方米洗油所需冷卻面積，m2h/m3總的冷卻面積m2根據(jù)《焦化設(shè)計(jì)參考資料》，選取冷卻面積為210m2的分縮器，設(shè)備規(guī)格如下：面積m2設(shè)備尺寸mm設(shè)備重t管子尺寸mm程數(shù)工作壓力kg/cm3直徑總長管徑根數(shù)管長管間距排列方式管程殼程管程殼程210700252342130032△6一塊隔板4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。進(jìn)入貧富油換熱器貧油溫度175℃=，洗油（含萘）。貧油進(jìn)口溫度為175℃，出口溫度為t（假設(shè)）。，，洗油（含萘）75372kg/h。富油入口溫度70℃，出口溫度135℃。：熱量輸入Q入：（1）冷富油在70℃時(shí)帶入的熱量Q1：Q1=（75372++1）70 =、1—分別為洗油、粗苯、水在70℃下的比熱，kcal/kg?℃。（2）熱貧油175℃時(shí)帶入的熱量Q2：Q2=（+）175 =、—分別為洗油、粗苯在175℃下的比熱，kcal/kg?℃。則輸入熱量Q入=Q1+Q2=熱量輸出Q出：（1）135℃富油帶走的熱量Q3=（75372++）135 =、—分別為洗油、粗苯、水在135℃下的比熱，kcal/kg?℃（2）熱貧油在t時(shí)帶走的熱量：Q4=（+）t式中—洗油（含萘）在t下的比熱，kcal/kg?℃，可用此式計(jì)算：C1=（+）。C2——粗苯在t下的比熱，kcal/kg?℃，可用此式計(jì)算：C2=+帶入公式得：Q4=（+）t kcal/h =（+）t kJ/h（3）%,則：Q5=%（Q3Q1）=%（）=輸出熱量則為：Q出=Q3+Q4+Q5 =+（+）t由熱量平衡，得：Q入=Q出解得：t=℃則：Q4=熱量平衡如下：名稱輸入（kJ/h）輸出（kJ/h）富油熱貧油損失共計(jì)：換熱器內(nèi)貧富油為逆流流動(dòng)，其溫度差為：貧油 175℃→℃富油 135℃←70℃△t 40℃ ℃則平均溫度差△tm′==℃取△tm=φ△t?△tm′==℃式中φ△t—溫差調(diào)節(jié)系數(shù)。根據(jù)《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》上冊中螺旋板油油換熱器的設(shè)計(jì)定額，取換熱系數(shù)K=400Kcal/㎡?h?℃,則所需換熱面積為：F===計(jì)算依據(jù)：。℃，出口溫度27℃。冷卻水進(jìn)口溫度18℃，出口溫度35℃。貧油輸入熱量q1=貧油帶出熱量：q2=(+) 27 =—27℃時(shí)洗油的比熱，kcal/(kg?℃) —27℃時(shí)粗苯的比熱，kcal/(kg?℃)Q=q1q2=貧油和冷卻水在換熱器內(nèi)位逆流流動(dòng)，溫度差為：貧油 ℃→27℃冷卻水 35℃←18℃△t ℃ 9℃則：=℃根據(jù)《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》上冊中螺旋板油油換熱器的設(shè)計(jì)定額，取換熱系數(shù)K=600Kcal/㎡?h?℃,則所需換熱面積：F===每小時(shí)180℃前餾分產(chǎn)量為1102kg/h，根據(jù)《焦化設(shè)計(jì)參考資料》，取每噸180℃前粗苯所需的傳熱面積為150㎡，150=㎡，可取以下規(guī)格的冷凝冷卻器：面積m2設(shè)備尺寸mm設(shè)備重t管子尺寸mm程數(shù)工作壓力kg/cm3直徑總長管徑根數(shù)管長管間距排列方式管程殼程管程殼程1801200198225712127834396一塊隔板按終冷后煤氣（包括苯萘等）量計(jì)算則煤氣量：Vs=41827Nm3/h設(shè)煤氣流速為u=15m/s，則管徑D===圓整，取煤氣管徑為D=1000mm。已知蒸汽質(zhì)量流量G=，表壓為4Kgf/㎝2，該壓力下的飽和蒸汽密度為ρ=，則蒸汽體積流量VS===蒸汽在管內(nèi)流速取u=16m/s，則蒸汽管管徑為：==則選Φ1334的無縫鋼管。貧油體積流量VS==，則貧油管管徑：D===則選Φ1525的無縫鋼管。實(shí)際流速=富油體積流量VS==，則富油管管徑：D===則選Φ1525的無縫鋼管。計(jì)算依據(jù)：貧油的體積流量VS=脫苯塔底部油槽內(nèi)液面高Z1=3m，洗苯塔塔頂噴嘴高Z2=。噴頭要求壓力P2=㎝ =147105Pa脫苯塔底油槽與大氣相通，故P1=10 Pa。在噴嘴高處和脫苯塔底油槽內(nèi)液面上列伯努利方程，得式中=雷諾準(zhǔn)數(shù)=11582取管壁的絕對粗糙度 ，則由此可查《化工原理》上冊得：λ=，取l=130m，le=110m，則：=+=設(shè)u1為脫苯塔底液面處流速，由于液面大約保持不變，故取u1=0，u2為洗苯塔噴頭內(nèi)側(cè)流速u2=。將已知數(shù)據(jù)代入上式得：解得：He=故貧油泵壓頭H=He/g=貧油量Gs==V==則軸功率為：Ne==根據(jù)以上計(jì)算選用100Y—60B型離心油泵兩臺，一開一備。其性能如下：型號100Y60B流量79揚(yáng)程38m轉(zhuǎn)速2950r/min效率65%軸功率電機(jī)功率17kw允許汽蝕余量葉輪出口寬度葉輪直徑184mmm許用應(yīng)力，重量150kg5 工藝說明煤氣進(jìn)入橫管終冷塔溫度 50～60℃塔后煤氣溫度為 23～25℃循環(huán)輕質(zhì)焦油溫度 25～27℃冷卻水出口溫度≯37℃輕質(zhì)焦油循環(huán)量為40m3/h輕質(zhì)焦油洗萘阻力150mmH2O循環(huán)輕質(zhì)焦油含萘1014%質(zhì)量指標(biāo)：⑴、富油：含苯2%,含水1%⑵、貧油：含苯%,含水1%⑶、輕苯：比重≯,初餾點(diǎn)980℃,干點(diǎn)≯148℃。⑷、重苯：初餾點(diǎn)≮150℃，180℃前餾出量≯10%，200℃前餾出量≮50%。⑸、再生器洗油量（占處理量）～%⑹、洗油消耗≯150kg/T輕苯。⑺、噸苯耗煤氣700Nm3/T 苯；⑻、直接氣耗 ～溫度控制指標(biāo)⑴、貧富油換熱器：富油90～120℃；⑵、分縮器頂部：90177。2℃⑶、貧油冷卻器出口溫度：25～30℃⑷、冷凝冷卻器出口溫度：25～30℃；⑸、脫苯塔頂部：170～175℃，底部：160～180℃⑹、再生器頂部：180～200℃，底部：180～190℃；⑺、管式爐蒸汽溫度：400℃左右。壓力控制指標(biāo)⑴、脫苯塔底不壓力（表壓）：≤⑵、脫苯塔頂壓力（表壓）：≤⑶、人工段中壓蒸汽壓力（表壓）：≤8kg/cm2.⑷、人工段低壓蒸汽壓力（表壓）：≤4kg/cm2.⑸、入管式爐煤氣壓力（表壓）：≮300mmH2O。⑹、管式爐阻力（表壓）：＜2kg/cm2。根據(jù)生產(chǎn)工藝的特點(diǎn)，設(shè)備的布置應(yīng)符合下列要求：多個(gè)塔可按流程順序布置，也可根據(jù)具體條件布置并盡可能處于同一中心線上。塔徑大于5米時(shí)，其凈距離一般采用塔徑的一半。踏上設(shè)置連通的操作平臺，既便于操作又起到結(jié)構(gòu)上互相加強(qiáng)作用，從塔底到塔頂設(shè)帶斜梯的操作臺。大塔塔頂需設(shè)置吊柱，以吊起懸掛人孔蓋，便于塔底檢修換熱器按流程成組安裝，與其它設(shè)備之間至少要留出1m水平距離。泵多數(shù)安裝在抽吸設(shè)備附近，盡可能集中布置，產(chǎn)品泵單獨(dú)布置產(chǎn)品泵房內(nèi)，配以防爆型電機(jī)。塔區(qū)與泵房之間凈距離不少于5m。分凝器和冷凝冷卻器，蒸餾平臺之間宜用梯子和平臺相連通，以方便操作。管式爐作為明火設(shè)備，應(yīng)盡可能遠(yuǎn)離廠房和油槽，一般應(yīng)保持不小于20m的凈距離。洗滌和蒸餾部分應(yīng)設(shè)集中的儀表室，并單獨(dú)布置，當(dāng)與泵房布置在一起時(shí)，應(yīng)考慮通風(fēng)和采光。1鑄鐵脫苯塔布置專用框架中，脫苯塔底部貧油出口標(biāo)高不低于10m。11室外管道應(yīng)盡量避免沿地面鋪設(shè)，布置管道的地溝應(yīng)考慮排水。從整個(gè)工段來講，根據(jù)徐州地區(qū)主導(dǎo)風(fēng)向：東風(fēng)和東北風(fēng)，以及工段具體情況進(jìn)行布置的，公分為終冷，洗苯、廠房、換熱器、蒸餾及管式爐六部分布置，個(gè)部分位置如圖41所示。下面分別說明個(gè)部分的分布情況：終冷部分考慮到風(fēng)向問題，就整個(gè)焦化廠的布置來說，焦?fàn)t應(yīng)設(shè)置下風(fēng)區(qū)，即應(yīng)處于西部，故終冷部分布置在西方，處于粗苯工段的西北角，煤氣走向由北向南，按流程順序，終冷部分應(yīng)設(shè)與西南角。根據(jù)布置原則，終冷塔和旋風(fēng)捕霧器由北向南排列，且不在一條中心線上。煤氣管線位于終冷塔底西側(cè)，焦油貯槽位于終冷塔西邊，且在同一中心線上，輕焦油貯槽的北側(cè)為地下槽。洗苯部分終冷部分的南側(cè)為洗苯部分。洗苯塔與終冷塔處于一中心線上，塔底東側(cè)是洗油槽和新洗油槽，處于同一中心線上，再靠東山地下放空槽。換熱器部分貧油冷卻器在地下放空槽的東邊，其底線偏北半米，再往東是貧富油換熱器，與貧油冷卻器處于同一水平線上。廠房靠西側(cè)為泵房（洗苯及脫苯油泵、冷卻水泵），往東是配電室、儀表控制室、工具室、更衣室和衛(wèi)生間，再往東是產(chǎn)品泵房。蒸餾部分該部分位于工段的最東側(cè)。緊靠換熱器的脫苯塔，再往南依次是再生器、殘?jiān)?，向東，由北向南依次排列著輕分縮油油水分離器，重分縮油油水分離器，粗苯油水分離器和兩個(gè)控制分離器，再往東是兩個(gè)粗苯中間槽。分凝器和冷凝器處于產(chǎn)品泵房與工具室之上，其中，分縮器靠南側(cè)，二者處于同一中心線上。管式爐位于工段的最南側(cè)，防止其煙灰或煤氣異味吹向控制室。本工段的工藝布置考慮了通風(fēng)、防火、防爆等因素。采用露天布置，總體布置是符合布置原則的。：粗苯工段的責(zé)任有：終冷，洗苯各設(shè)備的開停工，調(diào)換及正常操作和異常情況的處理。各油槽液位的調(diào)節(jié)及新洗油的補(bǔ)充。向焦油工段輸送含萘高的輕質(zhì)焦油。貧富油及煤氣的取樣。蒸餾系統(tǒng)的開停工，調(diào)換及正常操作和異常情況的處理。及時(shí)檢查，調(diào)節(jié)各處的溫度，壓力是否合乎要求?？刂拼直降馁|(zhì)量指標(biāo)以及洗油耗量指標(biāo)，在輸送產(chǎn)品時(shí)檢