【正文】 關系：＝ ＝＝ ＝＝ 設＝ 則 ＝7668/(7668+3875)= ＝7668/(7668+2060)＝ ＝7668/(7668+1100)＝ ＝7668/(7668+295)＝ ＝7668/(7668+110)＝ 其中，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，另外，因富油中的水在管式爐中全部蒸發(fā)，因而＝0，所以，出管式爐的富油的富油（液相）中的純苯的量＝＝，同理可得甲苯 ，二甲苯，溶劑油 ，洗油，萘，水的量。表二：出管式爐內(nèi)各組分的蒸發(fā)量組分 質(zhì)量流量（kg/h） 分子量 摩爾流量（Kmol/h）苯 78 甲苯 二甲苯 溶劑油 120 洗 油 160 萘 128 水 0 18 0共計 進入管式爐的富油，一部分蒸發(fā)成為蒸汽，其余部分是液態(tài)，所以，苯在管式爐內(nèi)的蒸發(fā)量G苯3＝G苯1－G苯2＝－＝,同理可得甲苯，二甲苯，溶劑油，洗油，萘，水的蒸發(fā)量表三：管式爐內(nèi)各組分的蒸發(fā)量組分 質(zhì)量流量（kg/h） 分子量 摩爾流量（Kmol/h）苯 78 甲苯 二甲苯 溶劑油 120 洗 油 160 萘 128 水 18 共計 的驗算： A＝＝＝，其中，P＝920mmHg ，是管式爐出口壓力 ，N1 ＝，是進管式爐富油中各個組分的物質(zhì)的量總和；N2 ＝，是出管式爐的富油（液相）中各組分的物質(zhì)的量總和。 ＝ ＝＝（符合要求）粗苯在管式爐內(nèi)的蒸發(fā)率(+++)/100%=% .2能量衡算: 進入管式爐富油可以分成洗油（含萘），粗苯和水三部分（均為液相）富油帶入熱量也可以由這三部分求得。（一）（含萘）帶入熱量： ＝135 ＝其中 ，t=135℃ 是從貧富油換熱器來的富油的溫度；C1 ＝℃是135℃時洗油的比熱；G洗油1 ＝，G萘1 ＝,分別是進出管式爐富油中洗油和萘的質(zhì)量流量 ： ＝135 ＝粗苯比熱C2=+135= Kj/Kg ℃ G粗苯1 ＝。 ： ＝135= kj/h ，其中C3 ＝ Kj/Kg ℃ 是135 ℃時水的比熱 ，G水1 ＝。： ＝＝,其中 ＝,是所用的低壓蒸汽的焓值；＝＝，是脫苯所需要直接蒸汽量，而ψ＝，是單位質(zhì)量粗苯所需的蒸汽量，G粗苯＝，是粗苯產(chǎn)量。 ，則管式爐的輸入熱量＝++++＝+（二） 出管式爐富油既有氣相也有液相，液相主要是洗油（含萘）和粗苯，氣相主要是洗油（含萘），蒸汽 ，粗苯蒸汽和水蒸汽。 1. 洗油（含萘）帶出熱量＝180＝，其中t=180℃，是出管式爐富油的溫度；＝ kj/kg. ℃ ，是180℃時洗油（含萘）的比熱；＝, =，分別是 出管式爐富油中液相洗油和萘的質(zhì)量流量。 2. 粗苯帶出熱量＝180＝其中＝ kj/kg. ℃ 是180℃時粗苯的比熱 ，＝（+t），t＝180℃ ；＝+++=,是出管式爐富油中液相粗苯的量。 3. 洗油蒸氣（含萘蒸氣）帶出熱量＝＝，是180 ℃時洗油蒸汽的質(zhì)量流量。 ＝＝,其中＝，是180℃時粗苯的焓值；＝，而G苯3＝, G甲苯3 =, G二甲苯3 =, G溶劑油3 =,分別是出管式爐富油中苯蒸汽 ，甲苯蒸氣和溶劑油蒸汽的質(zhì)量流量。 ℃水蒸氣帶了熱量＝＝,其中H＝，是180 ℃水蒸氣的熱焓值 ，G水3＝，是出管式爐水蒸氣的質(zhì)量流量。 6. 400 ℃水蒸氣帶了熱量=＝,其中＝，是400 ℃水蒸氣的熱焓值 ，G水蒸氣 ＝，是脫苯所需的直接水蒸氣的量。 ＝＝+其中γ＝5% ，是散熱損失占管式爐輸入熱量的比例 ，＝+是管式爐輸入的熱量。所以，管式爐的輸出熱量＝+因為＝ ＝得＝供給富油的熱量＝供給脫苯所需要的直接水蒸氣熱量＝－＝管式爐熱量平衡表 項目 輸入（kj/h） 輸出(kj/h)洗油（含萘） 粗苯 水 低壓水蒸汽 煤氣燃燒 油蒸汽（含萘） 苯蒸汽 180℃時水蒸汽 400℃過熱水蒸汽 熱損失 共計 管式爐由輻射段和對流段兩段組成， 輻射段主要是對富油進行加熱，對流段主要對脫苯所需要的直接水蒸汽進行加熱，并附帶對富油進行一點加熱。輻射段加熱面積:設的95%由輻射段供給，5%由對流供給，輻射段強度為K1=110000kj/㎡h,是輻射段熱量強度，則輻射段加熱面積為：F=㎡ 對流段加熱面積F＝[+（1－95%）]/ K2＝[ +]/21000＝㎡ 其中，K2 ＝21000kj/ ，是對流段熱強度；1－95%表示供給富油熱量的5%由對流段提供的。 煤氣消耗量：V＝＝(+)/(75%17800) ＝ Nm/h ，其中 ，η＝75% ,是管式爐熱效率 ，H＝17800 kj/ Nm3 是煤氣熱值。 根據(jù)以上計算結果型號 高/mm 設備重/t 總熱負荷/MJ。H1 直徑 /mm420－25－φ114φ152 28564 17590 4254 進入再生器的富油，一部分蒸發(fā)成氣體進入脫苯塔，其余當作殘渣排出，達到再生的目的。 我們?nèi)〕龉苁綘t富油的1%進入再生器，則總量＝＝,。同理可以求出進入再生器的富油中所有組分的流量（見下表） 項目 質(zhì)量流量（kg/h） 分子量 摩爾流量（Kmol/h）總量 氣相 氣相中洗油 160 氣相中萘 128 氣相中粗苯 氣相中水蒸氣 18 液相 液相中洗油 160 液相中萘 128 液相中粗苯 再生器內(nèi)油分子數(shù)和水分子數(shù)之比＝＝ ,其中，＝，是再生器內(nèi)的富油的液相部分的質(zhì)量流量；Gs＝；Ms＝18，是水的分子量；Mm＝160，是洗油的分子量。萘的平衡常數(shù)K＝P/P=496/980= ,其中；P＝496mmHg，是200℃（洗油在再生器內(nèi)被加熱到的溫度）時萘的飽和蒸汽壓力；P＝980mmHg 是再生器出口油氣壓力。萘在再生器內(nèi)的蒸發(fā)率 ＝其中n=2（再生器內(nèi)設7層折流板，設其相當于2層泡罩塔板） 同理可以求得洗油的蒸發(fā)率再生器內(nèi)洗油和萘的蒸發(fā)率 項目 萘 洗油組分的飽和蒸汽壓 496 200再生器出油汽壓力 980 980組分i的平衡常數(shù)K 提餾段塔板數(shù)n 2 2 再生器內(nèi)組分i的蒸發(fā)率 ＝，＝,所以，+＝，,。從再生器進入脫苯塔的氣體中各組分及流量組分 質(zhì)量流量（kg/h） 分子量 摩爾流量（Kmol/h）洗油 160 萘 128 粗苯 水蒸氣 18 共計 進入再生器的富油一部分蒸發(fā)成氣體，沒有蒸發(fā)的部分就成為殘渣排出。所以，－＝,－＝。各組分從再生器排渣量組分 排放量(kg/h) 分子量 摩爾流量（Kmol/h）洗油 160 萘 128 共計 所以，單位時間每噸180℃前粗苯排渣量G＝＝ 再生器頂部分氣體流量其中，＝,是從再生器進入脫苯塔的氣體的摩爾流量，t=240℃ 是再生器頂部氣體溫度；P＝980mmHg ，是再生器出口油氣壓力。再生器塔徑 ＝ ＝其中，＝，是再生器空塔氣速。 根據(jù)以上計算結果再進行再生器先型:5層多孔折流板、板間距300mm 直徑/mm 高/mm 設備重/t 加熱面積m2 圖號1600 7000 214 1F4626 七、粗苯蒸餾工段:（一）設備論證及選型我國焦化廠采用的脫苯塔有圓形泡罩塔，條形泡罩塔以及浮閥塔等，以條形泡罩塔應用最廣。泡罩塔是工業(yè)上應用最久的一種塔板型式，該種塔型 的優(yōu)點是：不易發(fā)生漏液現(xiàn)象，有較好的操作彈性，即當氣、液負荷有較大的波動時，仍能維持幾乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，對各種物料的適應性強，操作經(jīng)驗豐富。缺點是：塔板結構復雜，金屬耗量大，造價高，板上液層厚，氣體流動曲折，塔板壓降大，兼因霧沫夾帶現(xiàn)象較嚴重，限制氣速的提高，故生產(chǎn)能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，氣體分布不均勻，也影響了板效率的提高。浮閥塔是在泡罩塔與篩板塔兩種型式的基礎上而衍生的一種新塔型。該塔型具有以下優(yōu)點：生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔是造價低，氣體壓強降及液面落差較小，塔板條件變差，使塔內(nèi)堵塞嚴重，氣體，液體分布不均勻，阻力增加，后果較為嚴重。根據(jù)目前的使用證明泡罩塔的操作，運行更為穩(wěn)定。雖然浮閥塔具有很多優(yōu)點，但因其防腐較差，操作不易穩(wěn)定，故選用條形泡罩塔作為本設計的脫苯塔。我國焦化廠應用貧油冷卻器主要有：空氣—水噴淋式冷卻器，浮頭管殼冷卻器和螺旋板換熱器三種。國內(nèi)應用較多的是浮頭管殼式貧油冷卻器。近年來，螺旋板換熱器在我國焦化廠得到廣泛應用。除可作為貧油冷卻器使用之外，還可以作貧油換熱氣，蒸氨廢水換熱器等。螺旋板換熱器與普通換熱器相比較，具有以下優(yōu)點： 傳熱效率高。該設備可進行逆流，并流和錯流操作，其總傳熱系數(shù)約為列管式換熱器的三倍左右。最突出的特點是對低溫熱源進行熱交換時，有極好的效果。如在液－液逆流型中為保持逆流的溫差，其出入口溫差可以小到最小限度。冷卻水用量也最小。 它傳熱系數(shù)大。對液－液逆流型換熱器來說，總傳熱系數(shù)K可高達12002800 kcal/. ℃ 。而列管式換熱器的平均傳熱系數(shù)K只為500 kcal/. ℃。 結構緊湊，占地面積小。所需面積只為列管式換熱器的1/21/4。 它能自行清除污垢。因螺旋板的通道是單通道，如果通道內(nèi)處沉積