【導讀】和經(jīng)濟分析，這些都是生產(chǎn)順利進行的必要條件。有阻力小，比表面積大，效率高，重量輕，裝卸方便等優(yōu)點。煉焦化學工業(yè)是煤炭綜合利用的專業(yè)。煤在煉焦時除了有75%左右變成。從荒煤氣粗苯的含量來看，回收苯是十分必要的。苯，目前我國焦化工業(yè)生產(chǎn)的苯類產(chǎn)品仍占很重要的地位。要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等。此外，還含有一些不飽和化合物，硫化物及少量的酚類和吡啶堿類。在用洗油回收煤氣中的苯族烴時，在所得。粗苯是談黃色的透明液體，比水輕，不溶于水。在常溫下，粗苯的比重是～。形成爆炸性的混合物。180℃后的溜出物則為洗油輕質(zhì)餾分，稱為溶劑油。粗苯易燃易爆，要求工段必須嚴禁煙火，并對電動機加以防爆。

　　

【正文】 (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 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 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)Ki 為： 萘 NK =496/980= 洗油 mK =200/980= 進入再生器內(nèi)的油量 mG 為管式爐后富油量的 1%，即 Kg/h，其中氣相 ，液相 ，氣相包括洗油 ，萘 ，粗苯 Kg/h，水蒸氣 ，液相包括洗油 ，萘 Kg/h，粗苯 Kg/h。進入再生器的 過熱 水蒸氣量 SG 為 。 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=179。 18/(179。 160)= 將上述各值代入公式，得各組分蒸發(fā)率為： 萘 ???? 2)(1 )(1N? 洗油 2m )(1 )?? （?= 從再生器進入脫苯塔的氣體數(shù)量如下： 洗油 +179。 = Kg/h 萘 +179。 =粗苯 += Kg/h 水蒸氣 +=從再生器排出殘渣數(shù)量如下： 洗油 179。 ()=萘 179。 ()= 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： 980760273 24027322 .41813 68 .4582 . .2316038 ?????????? ???? = 取空塔氣速為 ，則直徑為 D=???= 取 D= 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 設備 操作 所用流程 1800 7000 弓形隔板 5 2179。 14 16 管式爐脫苯 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℃，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= 由再生器進入脫苯塔的水蒸氣量為 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 =共計 則油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為： L= 179。 18/(179。 160)= 將上述各值代入公式，得洗油與萘蒸發(fā)率為： 萘 1)( 7??? ）（N?= 洗油 1)( 1)( 87???m?= 洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)量： 洗油 179。 = Kg/h 萘 179。 = 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 小計 粗苯 洗油 萘 水蒸氣 858 共計 脫 苯 塔 總 物 料 平 衡 表 2． 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 858 萘 洗油 水蒸氣 共計 則提餾段上部氣相體積流量為： 900760273 17527322 .41816 19 .0416019 94 .0812824 882 .2858s ?????????? ????V =氣相密度為 ： g ??= 液相洗油密度（ 180℃）為： 15 1055 = 9 8 9 . 6 81 0 . 0 0 0 4 0 ( 1 5 ) 1 0 . 0 0 0 4 0 e t?? ??? ? ? （ 1 8 0 1 5 ） 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： ggem ax ? ??CV ? = = 選用空塔氣速為： ??179。 = 則塔徑： u4?SVD? =?? ?= 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 1800 16650 16 600 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： 進入分縮器的富油量 （即：循環(huán)洗油量） 為 49150kg/h,則其體積流量為lkg hkg/ /49150= Nm3/h 則 每小時富油所需傳熱面積為（根據(jù)《焦化設計參考資料》取每小時每立方米焦油洗油所需換熱面積為 ㎡）： 179。 = ㎡ 冷卻水 23/( / )m m h 故取冷卻面積 179。 = ㎡ 則冷卻總面積為 += ㎡ 該分 縮 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 210 700 6 一塊隔板 管 子 尺 寸 工作壓力（ kg/㎝ 2 ） 管 徑（ mm） 根數(shù) 管長（ mm） 管間距（ mm） 排列方式 管程 殼 程 25179。 2 342 1300 32 △ 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 858t/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 858/= Kg/h 粗苯含油量為 Kg/h 洗油量 20%179。 = Kg/h 萘 80%179。 = Kg/h 基礎數(shù)據(jù)： 進入貧富油換熱器貧油溫度 175℃ ，貧油量為 ： 其中含粗苯 ，洗油（含萘） 49150kg/h 貧油進口溫度為 175℃，出口溫度為 t(假設 )。 進貧富油換熱器的富油量為 ，其中含粗苯 ， 水，洗油（含萘） 49150kg/h。 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℃時帶入熱量： Q1=(49150179。 ＋ 179。 ＋ 179。 1)179。 70179。 =式中 ， ， 1—— 分別為洗油，粗苯，水在 70下 的比熱， kcal/kg178?！? ②、 熱貧油在 175℃時帶入的熱量： Q2 =(49150179。 ＋ 179。 )179。 175179。 =式中 ， —— 洗油和粗苯在 175℃下的比熱， kcal/kg178?！? 故熱量輸入： Q入 = Q1 ＋ Q2 =（ 2）、熱量輸出 Q出 ①、 135℃富油帶走的熱量 Q3 =（ 49150179。 ＋ 179。 ＋ 179。 ）179。 135179。 =式中 ， ， —— 分別為洗油，粗苯，水在下的比熱， kcal/kg178?！? ②、熱貧油在 t℃時帶走的熱量： Q4 =（ 12CC? ） t =（ 49150179。 1C +179。 2C ） t 式中 1C —— 洗油（含萘）在 t℃下的比熱， kcal/kg178?！?，可用此式計算： 1C =+。 2C —— 粗苯在 t℃ 下的比熱， kcal/kg178?！妫捎么耸接嬎悖? 2C =+ 帶入公式，得： Q4 =(+) 179。 ③、設損失四周的熱量為所傳遞熱量的 %，則 Q5 =%（ ) =式中 —— 熱富油 175℃帶走熱量 Q3 ， kJ/h。 —— 冷富油 70℃帶入熱量 Q1 ， kJ/h； 則輸出熱量 Q出 = Q3 ＋ Q4 ＋ Q5 =+(+) 179。 + 由熱量平衡，得： Q入 = Q出 解之得： t= ℃ ? Q4 = 換熱器面積的確定： 換熱器內(nèi)貧富油呈逆流流動，其溫度差為： 貧油 175℃ ?℃ 富油 135℃ ? 70℃ t? 40℃ ℃ 則平均溫差mt?，為：mt?，=40 ?=℃ 取 mt? = t?? 178。mt?，=179。 =℃ 式中 t?? —— 溫差調(diào)節(jié)系數(shù)，取 。 根據(jù)《化工工藝設計手冊》上冊中螺旋板油油換熱器的設計定額，取換熱系數(shù) K=400Kcal/㎡178。 h178?！?,則所需換熱面積為： F=mQKt? = m42 ????? ? = ㎡ 選換熱面積為 100 ㎡的換熱器兩臺 規(guī)格如下： PN FN DN b δ F V dN lt f d Mpa ㎡ mm mm mm m ㎡ 3/mh mm m ㎡ mm ≤ 100 1400 10 4 1 35 100 300 (六 )、貧油冷卻器的計算： 貧油量 49150Kg/h,其中洗油 ，粗苯 ，進貧油冷卻器溫度為 ℃，出來溫度為 30℃，水進口溫度為 18℃，出口溫度為 35℃。 30℃時，洗油比熱 XC =(+179。 30) =℃ =℃ 粗苯比熱 BC =+179。 30 =℃ = kJ/kg.℃ ℃時，洗油比熱 XC?′ 179。 (+179。 )179。 = kJ/kg.℃ 粗苯比熱 BC′ =(+179。 ) = kJ/kg.℃ 則熱負荷： Q=(179。 +179。 )179。 (179。 +179。 )179。 30 = kJ/kg.℃ 平均溫差 mt? 的計算： 貧油 ℃ ?30℃ 冷卻水 35℃ ? 18℃ t? ℃ 12℃ 則：12 ??? mt=℃ 根據(jù)《化工工藝設計手冊》上冊中螺旋板油油換熱器的設計定額，取換熱系數(shù) K=400Kcal/㎡178。 h178?！?,則所需換熱面積 F=mQKt? = 3462 .94?? = ㎡ PN FN DN b δ H F V dN lt f d Mpa ㎡ mm mm mm m ㎡ 3/mh mm m ㎡ mm （七）、冷凝冷卻器的計算： 每小時 180℃ 前餾分產(chǎn)量為： 78179。 %/93%=(t) 式中 78—— 裝爐干煤量， t/h 根據(jù)《焦化設計參考資料》，取每噸 180℃前粗苯所需的傳熱面積為 150 ㎡，則所需冷凝冷卻面積為 ： 179。 150= ㎡ 可取以下規(guī)格 的冷凝冷卻器： 面積 設備尺寸（ mm） 設備重（ t） 程數(shù) 工作壓力（ Kgf/㎝ 2 ） 直徑 總長 管程 殼程 管程 殼程 60179。3=180 1200 1982 6 一塊隔板 管道計算 （一）、煤氣管徑計算： 按終冷后煤氣入吸苯塔的最大流量 V=設煤氣流速為 13m/s，則管徑 D=133600 ???? ??V= 圓整，取煤氣管徑為 D=900mm，規(guī)格 為Φ 916179。 8mm （二）、貧油管路計算： 貧油體積流量為 105049150 = 3m /h 設貧油流速為 ，則貧油管管徑 D= ???? ??V= 圓整，取貧油管管徑 D=150mm,規(guī)格為Φ 159179。 ㎜ 則實際流速 536 00 46 .814u ???? ?‘=(三 )、富油管路計算： 富油體積流量為= 3m /h 設富油流速為 ，則富油管管徑 D= ???? ??V= 圓整，取富油管管徑 D=150mm,規(guī)格為Φ 159179。 則實際流速 536 00 47 .734u ???? ?‘=（四）、蒸汽管徑的計算： 已知蒸汽質(zhì)量流量 G=179。 858=，表壓為