【正文】 度為2m，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(shè)再分布器，則洗苯塔內(nèi)填料高度為： H， = 52++31 = m塔高可取為： H = ++2+2+5+++（附加高度） = 30 m 蒸餾脫苯部分設(shè)備計算和選型 計算依據(jù)： kg/h,其中苯 76% = kg/h甲 苯 15% = kg/h二甲苯 5% = kg/h萘溶劑油 4% = kg/h 貧油量 kg/h貧油密度 γ= 1050Kg/ m則： V = = 122747/1050 = m/h貧油中粗苯的含量為 % = m/ h粗苯的密度取860 kg/m，則粗苯量為 860 = Kg/h其中含苯 % = Kg/h甲 苯 % = Kg/h二甲苯 % = Kg/h萘溶劑油 % = Kg/h富油量 = 貧油量＋粗苯產(chǎn)量＋貧油中含粗苯量 = ＋+ = Kg/h富油中水量 = 富油量（～1%） = % = Kg/h富油中萘量 = 富油量5% = 5% = Kg/h洗油 量 = 貧油量 富油中萘量 = – = Kg/h則進入脫苯工序的富油量如下：成分Kg/hKg/hKmol/h分子量洗油160萘128苯78甲苯二甲苯105．9溶劑油120 水18共計：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(shè)=甲 苯： = = 二甲苯： = = 溶劑油： = = 洗 油： = = 萘 ： = = 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=萘=洗 油=共 計驗算： A = = = = A/（A+）= = 與假設(shè)值= ，故以上計算正確。在脫苯塔進口各組分蒸發(fā)量如下：（包括進入再生器的蒸發(fā)量）成 分Kg/h苯=甲 苯=二甲苯=溶劑油=萘=洗 油=水共 計粗苯在管式爐中的蒸發(fā)率： 100 % = 35%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125℃），帶入熱量：① 洗油帶入熱量（包括萘）： = 洗油量（包括萘）125℃洗油的比熱溫度= 125 = KJ/h——含萘洗油125℃時的比熱，KcaL/Kg ℃② 粗苯帶入熱量： = 粗苯量比熱溫度，KJ/h。粗苯125℃的比熱 C = + = KcaL/Kg ℃則 = 125 = KJ/h③ 水帶入熱量： = 水量比熱溫度 = 125= KJ/h——水在125℃下的比熱，KcaL/Kg℃故帶入熱量 = ++= ++= KJ/h 入管式爐對流段低壓蒸汽帶入熱量:查《焦化設(shè)計參考資料》下冊，得：，則蒸餾用直接蒸汽耗量為：Ｇ＝ = 故： = = KJ/h——)飽和蒸汽熱焓，KJ/h④ 管式爐加熱用煤氣供熱量；則輸入熱量為： = ＋＋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 = KJ/h——含萘洗油180℃時的比熱，KJ/ 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 = KJ/h故: = ＋ = ＋= KJ/h（2） 粗苯蒸汽和油氣帶出熱量① 洗油蒸汽帶走熱量（含萘蒸汽） = 含萘洗油蒸汽量熱焓 = = KJ/h——180℃含萘洗油蒸汽熱焓，KJ/ Kg② 粗苯蒸汽帶出熱量 = 粗苯蒸汽量熱焓= = KJ/h——180℃粗苯蒸汽熱焓，KJ/ h③ 水蒸汽帶出熱量 = 水蒸汽量熱焓= = ——㎝180℃水蒸汽熱焓，KJ/ Kg④ 粗苯蒸汽和油氣帶出熱量 = ＋＋ = ＋＋ = KJ/h （3） 400℃過熱蒸汽帶出熱量 = 3272 = KJ/h式中3272——4Kgf/㎝400℃過熱蒸汽熱焓，KJ/ Kg（4） 散熱損失 = （） 管式爐加熱面積：（1） 供給富油的熱量： = ＋－ = + = KJ/h（2） 供給蒸汽的熱量： = －= = KJ/h設(shè)的95%由輻射段供給，5%由對流供給，輻射段強度為105000KJ/㎡h,則輻射段加熱面積為： F = = ㎡取對流段加熱強度為21000 KJ/㎡h，則對流段加熱面積為： 蒸 汽 F = = ㎡ 富 油 設(shè)管式爐加熱效率為80%，煤氣熱值為17800 KJ/Nm.則煤氣消耗量為 ：V = = Nm/h 煤氣在管式爐中燃燒產(chǎn)生熱量為： Q = 17800 = = 萬Kcal/h根據(jù)《焦化設(shè)計參考資料》選熱負荷為270萬千卡/時和熱負荷為420萬千卡/時的管式爐各一臺，其各項參數(shù)如下：型號:25525Φ127/Φ127/89直徑:3442mm 總高:19572mm 總熱負荷:270萬千卡/時，加熱面積對流段油管：60㎡ ㎡ 輻射段油管：㎡ 輻射段氣管 ㎡ 設(shè)備總重：金屬重： 耐火材料重： 型號：42025φ114/φ152 直徑：4254mm；總高：28564mm；總熱負荷：420萬千卡/時 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： 耐火材料重： 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(shè)7層多孔折流板，設(shè)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 = %，% = Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h； Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h。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 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 + = Kg/h從再生器排出殘渣數(shù)量如下：洗 油 () = Kg/h萘 ()= 共 計 Kg/h 則每小時180℃前粗苯排出殘渣量為:10 = Kg殘渣/t粗苯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 = = Nm/h m/s，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5214管式爐脫苯：（1） 提餾段洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)率按下式計算提餾段塔板數(shù)n = 14，脫苯塔底壓力為970mmHg，塔底貧油溫度為178℃， mmHg和105 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 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 洗 油 洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)量：洗 油 = Kg/h萘 = Kg/h精餾段物料平衡 Kg/h,設(shè)在脫苯塔中全部蒸發(fā)180℃前餾出量為93%，故實際粗苯量為 粗苯蒸汽中含油量為 = 其中 洗 油： 20%， Kg/h萘： 80%， Kg/h 根據(jù)富油在脫水塔內(nèi)的蒸發(fā)量、在脫苯塔進口的閃蒸量、由再生器進入脫苯塔的氣體量、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 （）++ = 萘 （）++ = Kg/h即 +脫苯塔塔頂逸出的水蒸氣量和粗苯量計算：塔頂壓力：820mmHg；塔頂溫度：95℃。該溫度下水的飽和蒸汽壓力：水蒸氣的分子數(shù)為 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，Kg/h 提餾段來的氣相，K洗 油 = + = 萘 = + = 粗 苯 = = 水蒸氣 = 共 計 + = 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 水蒸氣 + = 共 計 + = （2）脫苯塔塔徑的計算：1) 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