【正文】 兩塊弓形隔板，已提高再生器內(nèi)洗油的蒸出溫度。蒸氣法加熱富油脫苯的再生器下部設(shè)有加熱器， 管式爐法加熱加熱富油的脫苯再生塔不設(shè)加熱器。h),則對流段爐管加熱面積為： 蒸氣部分： F2=546067/21000=260 ㎡ 富油部分： F3=80108284? 5%/21000=190 ㎡ 所以對流段加熱總面積為 F2+F3=450 ㎡ 四、洗油再生器 洗油再生器為鋼板制的直立圓筒，帶有錐形底。 所以 Q3= q1+q2+q3=則 Qm= Q2+Q3Q1=80108284kJ/h 管式爐供給蒸氣的熱量 QV 入管式爐對流段低壓蒸氣帶入熱量 Q4 蒸餾用直接蒸氣消耗量 G= ? 6944=10416kg/h 河南城建學(xué)院?？飘厴I(yè)設(shè)計（論文） 第 19 頁 所以 Q4= ? 10416=式中 為 （表）飽和蒸氣質(zhì)量焓， kJ/kg 400℃ 過熱蒸氣帶出熱量 Q5=10416 ? 3272=34081152kJ/h 式中 3272 為 （表） 400℃ 過熱蒸氣質(zhì)量焓， kJ/h 所以 QV= Q5Q4=546067kJ/h 管式爐加熱面積 取 Qm 的 95% 由輻射段供給， 5% 由對流段供給，取輻射強(qiáng)度為105000kJ/(㎡ 所以 Q2= q1+q2=出管式爐粗苯蒸氣和油氣帶出的熱量 Q3 洗油蒸氣（包括萘蒸氣） q1=(20+1048) ? = 粗苯蒸氣 q2=(997+211+) ? =水蒸氣 q3= ? =式中 ， 分別為洗油蒸氣和粗苯蒸氣的焓， KJ/kg。 39。 QF ?? 式中， Q ——單位時間內(nèi)爐管吸收的熱量， kJ/h； 組 分 39。 進(jìn)入脫苯工序的富油被預(yù)熱到 135℃ 后進(jìn)入脫水塔，脫水塔頂壓力 p=120kPa，水的氣化率為 90%，在此條件下按上述方法計算的脫水后各組分留在液相中的分率： ? B=，T? =， X? =， S? =， N? =， m? =，則進(jìn)入管式爐的各組分?jǐn)?shù)量為： 組 分 Gi= i FiG?? /1(kg/h) i FiG?? /Mi(kmol/h) 河南城建學(xué)院?？飘厴I(yè)設(shè)計（論文） 第 17 頁 苯 甲苯 二甲苯 溶劑油 萘 洗油 水 4172 ? 1431 ? ? 1216 ? 3136 ? 524198 ? ? 合 計 驗算 ? B： 3 3 6 4 . 3 3 4 0 0 2 5 1 0 2 . 2 53 4 1 7 . 9 4 3 3 6 4 . 3 3A ???? 2 5 1 0 2 . 2 5 0 . 7 8 52 5 1 0 2 . 2 5 2 5 1 0 2 . 2 5 3 3 3 . 4 3B AA p A? ? ? ?? ? ?B?= 與所假設(shè) B? = 相接近，所以以上計算結(jié)果正確。 二、物料衡算 進(jìn)入脫苯工序的富油量： 富油量 GF=6944++? %=62722kg/h 富油中水量 GW=62722? 1%= 富有中萘量 GN=62722? 5%=3136kg/h 洗油量 Gm==524198kg/h 查得各組分的摩爾質(zhì)量如下 ： 表 4. 富油中各組分摩爾質(zhì)量 組分 苯（ B） 甲苯（ T） 二甲苯（ X） 溶劑油（ S） 奈（ N） 洗油（ m） 水（ w） 河南城建學(xué)院?？飘厴I(yè)設(shè)計（論文） 第 15 頁 Mi(kg/kmol) 78 92 106 120 128 170 18 富油組成： 組 分 GFi(kg/h) GFi/Mi(kmol/h) 苯 甲苯 二甲苯 溶劑油 萘 洗油 水 ? %? %+6944? 60%=4172 ? %? 19%+6944? 20%=1431 ? %? 31%+6944? 4%= ? %? %+6944? 16%=1216 3136 524198 合 計 535127 進(jìn)入脫苯工序的富油被預(yù)熱到 1250C 后進(jìn)入脫水塔，在脫水塔頂壓力P=120Kpa。 貧油量 ,貧油中粗苯質(zhì)量含量 %（貧油中粗苯組成質(zhì)量含量：苯 %，甲苯 19%，二甲苯 31%，溶劑油 %） 富油中奈質(zhì)量含量 5%，水質(zhì)量含量 1%。 圖 2. 生產(chǎn)一種苯的流程 1—脫水塔； 2—管 式爐； 3—再生器； 4—脫苯塔； 5—熱貧油槽； 6—換熱器； 7—冷凝冷卻器； 8—冷卻器； 9—分離器； 10—回流槽 為了保持循環(huán)洗油質(zhì)量，將循環(huán)油量的 1%～ %由富油入塔前的管路引入再生器再生，在此用蒸汽間接將洗油加熱至 160～ 1800C，并用蒸汽直接蒸吹，其中大部分洗油被蒸發(fā)并隨直接蒸汽進(jìn)入脫苯塔低，殘留于再生器底部的殘渣油，靠設(shè)備內(nèi)部的壓力間歇或連續(xù)地排至殘渣油槽，殘渣油中 3000C 前的餾出量要求低于 40%，洗油再生器的操作對洗油消耗量有較大影響，在洗苯塔補(bǔ)霧及再河南城建學(xué)院?？飘厴I(yè)設(shè)計（論文） 第 14 頁 生操作正常時，每生產(chǎn) 1t1800C 前粗苯的 焦油洗油消耗量應(yīng)在 100Kg以下 。脫苯塔頂逸出的 90～ 930C 的粗苯蒸氣與富油換熱后降溫到 730C 左右進(jìn)入冷凝冷卻器，冷凝液進(jìn)入油水分離器，分離出水后的粗苯流入回流槽，部分粗苯送至塔頂作為回流，其余作為產(chǎn)品采出，脫苯塔底部排除的熱經(jīng)貧油換熱器換熱進(jìn)入熱貧油槽，再用泵送貧油冷卻器冷卻至 25～ 300C 后去吸苯工序循環(huán)利用，脫水塔頂逸出的含有萘和洗油的蒸氣進(jìn)入脫苯塔精餾段下部，在脫苯塔精餾段切取奈油，以脫苯塔上部斷塔板引出液體至油水分離器分出水后返回塔內(nèi)、脫苯塔用的直接蒸氣是經(jīng)管式爐加 熱至 400～ 4500C 后經(jīng)由再生器進(jìn)入的，以保持再生器頂部溫度高于脫苯塔底部溫度。因此，目前廣泛采用管式爐加熱富油的脫苯工藝。前者是利用列管式換熱器用蒸汽間接加熱富油，使其溫度達(dá)到 135～ 1450C后進(jìn) 入脫苯塔；后者是利用管式爐用煤氣間接加熱富油，使其溫度達(dá)到 180～1900C 后進(jìn)入脫苯塔。因此應(yīng)嚴(yán)格控制洗油中的含酚量。所以在采用洗油脫萘工藝時，應(yīng)防止甲基萘成分隨之切出。但萘與苊、芴、氧芴及洗油中其他高沸點(diǎn)組分混合時，能生成熔點(diǎn)低于有關(guān)各組分的共熔點(diǎn)混合 物，因此在洗油中存在一定數(shù)量的萘，有助于降低從洗油中析出沉淀物的溫度。其質(zhì)量指標(biāo)如下： 河南城建學(xué)院?？飘厴I(yè)設(shè)計（論文） 第 12 頁 表 3 焦油洗油質(zhì)量指標(biāo) ` 指 標(biāo) 指 標(biāo) 名 稱 指 標(biāo) 密度（ 20℃ ） /(g/mL) 流程 230℃ 前餾出量 /%(體積 ) 300℃ 前餾出量 /%(體積 ) 酚含量 /%(質(zhì)量 ) ～ ≤3 ≥90 ≤ 萘含量 /%(質(zhì)量 ) 黏度 /E25 水分 /%(質(zhì)量 ) 15℃ 結(jié)晶物 ≤13 2 ≤1 無 要求洗油的萘質(zhì)量含量小于 13%，苊質(zhì)量含量不大于 5%，以保證在 10～ 15℃時無固態(tài)沉淀物。 焦化廠用于洗苯的主要有焦油洗油和石油洗油。當(dāng)減少吸收面積時，粗苯的回收率將顯著降低 。填料表面積愈大，則煤氣與洗油接觸的時間愈長，回收過程進(jìn)行得也愈完全。 吸收表面積 為了洗油充分吸收煤氣中的苯族烴，必須使氣液兩相之間有足夠的接觸表面積（即吸收面積）。另外一般粗苯和從回爐煤氣中分離出的苯族烴的性質(zhì)可以看出，由回爐煤氣中得到的苯族烴，硫含量比一般粗苯高 倍，不飽和化合物含量高 倍。 近年來，國外有些焦化廠，塔后煤氣含苯量控制在 4g / 3m 左右，甚至更高。實際上，由于貧油中粗苯的組成里，苯和甲苯含量少，絕大部分為二甲苯和溶劑油，其蒸氣壓僅相當(dāng)于同一溫度下煤氣中所含苯族烴蒸氣壓的 20%～ 30%，故實際貧油含粗 苯量可允許達(dá)到%～ %，此時仍能保證塔后煤氣含苯族烴在 2g / 3m 以下。如果塔后煤氣中苯族烴含量為 / 3m ，設(shè)洗苯塔出口煤氣壓力p=,洗油相對分子質(zhì)量 M=160,250C 時粗苯的飽和蒸氣壓 0p =，將有關(guān)數(shù)據(jù)代入上式，即可求出與此相平衡的洗油中粗苯含量 1C ： 1 2 1 0 0 .0 02 .2 4 0 .2 21 6 0 1 3 .0 0C ?? ? ??% 計算結(jié)果表明，為使塔后損失不大于 2g / 3m