【正文】 從管式爐出來的富油進(jìn)入脫苯塔時(shí)，閃蒸后與閃蒸前液相中各組分比率計(jì)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(jìn)入再生器的洗油量）:成分 苯 甲苯 二甲苯 溶劑油 合計(jì) 洗油 萘 共計(jì) 612 驗(yàn)算： A= == =A/（A+）==與假設(shè)值=，故以上計(jì)算正確。 則進(jìn)入脫苯工序的富油量如下： 成分 分子量洗油 170萘 128 合計(jì) 苯 78 甲苯 92 二甲苯 106溶劑油 合計(jì) 水 18 共計(jì) 管式爐(1)物料恒算計(jì)算依據(jù) 管式爐出口富油溫度為180℃，壓力為920mmHg。秒年里則：填料總體積V=F/A=故填料高度為：h===因此洗苯塔可分為4層填料，,洗苯塔底部槽高為8m，,第二層與第三層填料間設(shè)再分布器，間隔為2m,，則洗苯塔內(nèi)填料高度為： H， =4+2=塔高可取為： H=8++++++= 蒸餾脫苯部分設(shè)備計(jì)算和選型計(jì)算依據(jù)：,73%= kg/h,21%=，5%=，萘溶劑油為:1%=洗油量m=富油量=洗油量＋粗苯產(chǎn)量＋貧油中含粗苯量 =＋＋=富油中水量=富油量（～1%） =% =富油中萘量=富油量3% =3% =有上計(jì)算得：貧油的量為：w=+=又貧油密度=1050Kg/則：V==貧油中粗苯的含量為:,粗苯的密度取860,247。 洗苯塔吸收段內(nèi)填Z型花環(huán)填料，填料層的結(jié)構(gòu)采用多段填充，充填X型花環(huán)填料，采用6個(gè)葉式噴頭，在塔的適當(dāng)部位設(shè)再分布器。h，本設(shè)計(jì)取=，㎡/Nm 當(dāng)30℃時(shí)，粗苯各組份蒸汽壓為： 毫米汞柱 苯 甲苯 二甲苯 （按對(duì)二甲苯計(jì)） 溶劑油 5 （安1,3,5－三甲苯計(jì)）粗苯的平均分子量為： 式中： 7910120——各組份的分子量 粗苯中各組份的分子分?jǐn)?shù)為： = 因此，當(dāng)30℃時(shí)，粗苯的蒸汽壓為： +++5=99毫米汞柱 這樣，貧油中粗苯最大含量為： 為了在洗苯塔上部造成吸收推動(dòng)力，貧油的實(shí)際含粗苯量應(yīng)低于最大含量，并由以下公式計(jì)算得出： %式中： n—平衡偏移系數(shù)， n=～1. 設(shè)n= 則 % 當(dāng)洗苯塔的下面達(dá)到平衡時(shí)，從洗苯塔引出的富油中粗苯的最大含量按下式計(jì)算： 考慮到塔下面的吸收平衡有偏移，取平衡偏移系數(shù)n=,。設(shè)洗苯塔后的煤氣苯族烴含量為，則其損失量為： = 回收苯族烴的量為： G=－=這樣，洗苯塔后的煤氣量為： 干焦?fàn)t煤氣 水 蒸 氣 苯 族 烴 合計(jì) ※ 煤氣的實(shí)際流量（塔前為，塔后為） 煤氣平均流量V的計(jì)算：入洗苯塔的煤氣中苯族烴的實(shí)際含量為： 洗苯塔后的煤氣中為： 式中： 825—洗苯塔后煤氣壓力，毫米汞柱 303—洗苯塔后煤氣溫度， K 貧油中粗苯的最大含量按下式計(jì)算，此式在濃度不大時(shí)是正確的： 式中: —洗苯塔后煤氣中苯族烴的含量， = —洗苯塔后煤氣壓力， =825毫米汞柱 M—洗油分子量， M=170 —當(dāng)t=30℃時(shí)，貧油面上的苯族蒸汽壓，毫米汞柱為了確定貧油面上的蒸汽壓，設(shè)粗苯的組成為：苯73%、甲苯21%、二甲苯5%、溶劑油1%。并完成洗苯塔填料的計(jì)算和選型。管程呢水流速為 ==因此， ==，查得=。℃）； —水管內(nèi)徑，=?！妫鼙谥晾鋮s水的給熱系數(shù)按下列計(jì)算 =式中， —努賽爾特準(zhǔn)數(shù)； —水的導(dǎo)熱系數(shù)； 取=（／℃ 管壁垢層熱阻?。? =℃）； 主要取決于干煤氣中水蒸氣平均含量（體積%），按下列計(jì)算； =+根據(jù)預(yù)冷段進(jìn)出口粗氣中水蒸氣體積含量，求得 =代人上式 ： =+= =／℃）； —管壁垢層厚度（）； —管壁到冷卻水的給熱系數(shù)（／℃）； —管壁厚度，取=（）； —鋼的導(dǎo)熱系數(shù)，取=40（／ 預(yù)冷段 終冷段 煤氣 55℃ ℃ 25℃ 冷卻水 45℃ 25℃ 18℃ 10℃ ℃ 7℃ 預(yù)冷段溫度差△℃ 終冷段溫度差△℃ 終冷塔基本參數(shù)的選取，選57，管長(zhǎng)3000毫米；傳熱系數(shù) (1)預(yù)冷段傳熱系數(shù) 預(yù)冷段冷卻水平均溫度為℃ 預(yù)冷段傳熱系數(shù)計(jì)算式為 =式中，—干煤氣到管壁的給熱系數(shù)（／℃）。②、水蒸氣帶出熱量： ==式中，—是25℃水蒸氣的焓（）。④、冷凝水帶出熱量： =1=45℃冷卻水帶出熱量：45故預(yù)冷段帶出熱量： =（+45）令 則， +25=+45 解得：=(3)終冷段入方 設(shè)18℃冷卻水量為，則帶入終冷段的熱量為： =（+18）(4)終冷段出方 ①、干煤氣帶出熱量： =25=式中，—是干煤氣比熱（②、水蒸氣帶出熱量：==式中，—℃水蒸氣的焓(kcal／kg).③、粗苯帶出熱量： ==式中，—是粗苯比熱（kcal／kg25℃冷卻水帶入熱量：設(shè)冷卻水量為，則帶入熱量為（25）故帶入預(yù)冷段的熱量為： +++25 =（+25）(2)預(yù)冷段出方①、干煤氣帶出熱量： ==式中，—干煤氣比熱（kcal／kg③、粗苯帶入熱量： =55=式中，—粗苯比熱（kcal／kg℃）。 －=其中，； 。水蒸氣的質(zhì)量流量為： ===入終冷塔的煤氣量為： 干焦?fàn)t煤氣 水 蒸 氣 苯 族 烴 合計(jì) 人口狀態(tài)下相應(yīng)的煤氣露點(diǎn)按煤氣中水蒸氣分壓來確定： 當(dāng)毫米水柱℃。已知條件： 入終冷塔煤氣溫度 55℃ 入終冷塔煤氣壓力 1100毫米水柱 出終冷塔煤氣溫度 2 5℃ 出終冷塔煤氣壓力 1000毫米水柱 入終冷塔煤氣含萘量 ／標(biāo)米3 出終冷塔煤氣含萘量 ／標(biāo)米3 入終冷段煤氣溫度 ℃ 物料衡算 進(jìn)入終冷器的是來自飽和器的焦?fàn)t煤氣，其溫度為55℃，其壓力為1100毫米水柱。分為上下兩段，上段稱為預(yù)冷段，下段稱終冷。所以進(jìn)入粗苯工段的焦油汽、硫化氫、氨流量已很小，在計(jì)算過程中沒有考慮它們的影響。8760=?！。瑲怏w1020　　 螺旋板式與管殼式換熱器價(jià)格比較單臺(tái)設(shè)備重量t螺旋板式換熱器價(jià)格 元/噸列管式式換熱器價(jià)格 元/噸 碳鋼1Cr18Ni9Ti 碳鋼1Cr18Ni9Ti　　≦1　　15　　510　　﹥10　　3800　　3500　　3200　　2900　　25000　　24000　　23000　　22000　　5500　　5100　　4800　　4500　　30000　　28000　　26000　　24000第四章 主要設(shè)備及管道的工藝計(jì)算 原始數(shù)據(jù)　　年產(chǎn)135萬噸焦炭，焦?fàn)t的干煤年裝入量為135萬噸247?！　〔讳P鋼　　大（）　　12（有時(shí)2）　　100500　6T/160m178。　　管內(nèi)流速m/s　　管外流速m/s　　6001500　　不堵　　小　　低　　8T /160m178。h　 螺旋板換熱器與管殼式換熱器經(jīng)濟(jì)效益比較項(xiàng) 目種 類　 螺旋板式 管殼式　　傳熱系數(shù) kcal/m178。 貧富油換熱器　　由于所需換熱面積較大，為了節(jié)省用地本設(shè)計(jì)選用浮頭管殼式換熱器作為貧富油換熱器?！　×硗?，它還有鋼材耗量少，成本低等優(yōu)點(diǎn)，但它阻力較大，與列管式換熱器相比，當(dāng)螺旋通道的當(dāng)量直徑與圓管直徑相等時(shí)，則前者阻力為后者的2～3倍。因螺旋板的通道是單通道，如果通道內(nèi)處沉積了污垢，此處的通道截面積就會(huì)減少，流速就相應(yīng)增高，污垢易被沖刷掉。所需面積只為列管式換熱器的1/2～1/4。而列管式換熱器的平均傳熱系數(shù)K只為500 kcal/. ℃。　 它傳熱系