【正文】 Q=(＋＋)608 =、—洗油、粗苯、水在60℃的比熱，kcal/kg輸入管式爐來的氣相Kg/h提餾段來的氣相Kg/h洗油=+=奈=+=粗苯(11%）==水蒸汽(11%)=共計合計輸出塔頂出去的氣相Kg/h流回提餾段液相Kg/h洗油奈73粗苯水蒸汽共計合計脫苯塔塔徑的計算：提餾段塔徑：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 萘 +=洗油 +=水蒸氣 共計 則提餾段上部氣相體積流量為：Nm3/h氣相密度為Kg/Nm3液相密度：式中 t—進料處塔內(nèi)溫度為了不產(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)與板間距關系圖查出C=最大允許空塔氣速為：=選用空塔氣速為：則塔徑：=提餾段塔徑的計算： 提餾段上部氣相的體積流量為：塔徑為 ：=取塔徑D=800mm，其規(guī)格如下：塔徑（mm）塔高（mm）塔板層數(shù)板間距（mm）泡罩形式重量，噸設備重 操作重 捕霧形式8001273012400 圓型16大氣帽一個 分縮器的計算 循環(huán)洗油量為：根據(jù)設計定額，用焦油洗油時分縮器的冷卻面積計算如下：富油部分：F1==式中 —對每立方米洗油所需冷卻面積，㎡/m3油/h冷卻部分：F2== m2 式中 —㎡/m3洗油/h 所以，總冷卻面積：F=F1+F2= m2面積（㎡）設備尺寸，㎜設 備 重（t）程 數(shù)直徑總長管程殼程283+21=10580014644一塊隔板管 子 尺 寸工作壓力（kg/㎝）管 徑（mm）根數(shù)管長（mm）管間距（mm）排列方式管程殼程252312100035△4 計算依據(jù)：貧油量為 ：= kg/h kg/h；洗油（含萘） kg/h；進口溫度為178℃，出口溫度為t(假設)。設在再生器內(nèi)粗苯全部蒸發(fā)，則洗油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為：L=22218/(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+= Kg/h從再生器排出殘渣數(shù)量如下：洗油 ()= Kg/h萘 (= Kg/h,則每小時180℃前粗苯排出殘渣量為:10=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，則直徑為D=取D=1200mm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12007000篩板3管式爐脫苯 脫苯塔計算（1） 提餾段：提餾段塔板數(shù)n=10，精餾段n=2,脫苯塔底壓力為970mmHg，塔底貧油溫度為178℃， mmHg，則組分的平衡常數(shù)為：萘 =洗油 =105/970=，進入脫苯塔內(nèi)富油液相量如下：洗油 = Kg/h萘 = Kg/h粗苯 。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=進入再生器內(nèi)的油量為管式爐后富油量的1%，1%= Kg/h， Kg/h，液相222 Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h， Kg/h。h, 對流段加熱強度為5000 Kcal/㎡℃ 粗苯帶入熱量：=粗苯量比熱溫度=180= KcaL/h—粗苯在180℃時的比熱，KcaL/ Kg℃水帶入熱量：=水量比熱溫度 =125= KcaL/h℃下的比熱，KcaL/Kg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%=%：(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： 洗油帶入熱量（包括萘）：=洗油量（包括萘）比熱溫度 =125= KcaL/h 式中 ℃時的比熱，KcaL/Kg180℃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。則：V==貧油中粗苯的含量為：%= m/ h,粗苯的密度取860 kg/m，860= Kg/h，%=， %= Kg/h，%= Kg/h，%= Kg/h。則：填料總體積：V== 故填料高度為：h===因此洗苯塔可分為4層填料，每層高度為2m，,煤氣出口段高2m,洗苯塔底部油槽高為5m，,再加上附加高度全塔可取25m的總高度。h花環(huán)填料面積：F==㎡洗苯塔吸收段內(nèi)填Z型花環(huán)填料，填料層的結構采用多段填充，塔頂部設一層高800mm的捕霧層，充填X型花環(huán)填料，采用6個葉式噴頭，在塔的適當部位設再分布器。h，本設計取=，㎡/NmPb＝180。＋＋＋，mmHg，說明：Pb180。 由于沒側的管箱間距為200mm，則每 根水管的 縱向傾斜距離為100mm,如圖：則有效管長為： (4)塔高計算:有效管板高度為=6116mm兩段噴灑高度共取1m，煤氣出口2m,煤氣入口2m,底部油槽高3m,則塔全高：H= +1+2+2+3= 則終冷塔高為15m ：原始數(shù)據(jù)：塔前煤氣溫度22℃，塔后煤氣溫度22℃， 塔前煤氣壓力8800Pa，塔后煤氣壓力7300Pa，從煤氣中吸收的粗苯量為：=G煤粗苯回收率 =%1000==入塔濕煤氣量： 煤 氣 Nm/h 硫 化 氫 63 粗苯蒸汽 321 水 蒸 汽 共 計 出塔濕煤氣量： 煤 氣 Nm/h 硫 化 氫 63 粗苯蒸汽 水 蒸 汽 共 計 煤氣的實際流量（塔前為V，塔后為V）V= Nm/hV= Nm/h煤氣平均流量V的計算：V=（V+ V）/2=洗油循環(huán)量W的計算：，油密度取γ油=,則W=V油氣比γ油 == Kg/h 貧油粗苯含量的計算:(1)塔前煤氣含粗苯量: =3211000/= g/Nm式中:V1－塔前煤氣實際流量, Nm/h(2)塔后煤氣含粗苯量: =1000/ = g/Nm式中:V2－塔后煤氣實際流量, Nm/h(3)貧油允許含粗苯量:與a2相平衡的允許貧油含苯量x值按下式計算： 式中：x––洗油含苯量，％； a2––出塔煤氣含苯量，g/m3； Mb––粗苯平均分子量，； Mm––洗油的平均分子量，取為160； P2––出塔煤氣的絕對壓力，mmHg。組間距取60mm,則一個管箱高度為:506+60+322＝424mm,箱間距取200mm。K）得： F=(244)=㎡高度計算：（1）管箱數(shù)：橫管冷卻器采用323mm鋼管，V=所以，n=4/(3600)=64根需要水箱數(shù)nF=nπdo1264所以n=(2264)= 因此，取n=9個水箱，每個水箱排列為2個管程，第一層32個，第二層為32個，取管間距為60mm最外層換熱管中心至殼體為30mm。SSSSSk； 動力黏度：=10pa；密度：=則：R= =p==故 = =()=2230J/㎡Sk；導熱系數(shù)：=SSK ㏑=＋式中：x—每m飽和煤氣（塔前塔后的露點下為飽和煤氣）中水蒸氣的平均含量（體積百分比）查得：塔前露點52℃時煤氣水蒸氣含量x=83g/Nm； 塔前露點22℃煤氣水蒸氣含量x=則x=【】100247。計算依據(jù)：煤氣密度 產(chǎn)率 (占裝煤量) % 密度 苯回收率（占干煤重量） %洗苯塔后煤氣含苯 2g/粗苯蒸汽密度 kg/硫銨工段來煤氣溫度/飽和溫度：56/50℃終冷溫度：22℃炭化室有效容積： 結焦時間（周轉周期）：12小時根據(jù)公式：G煤=nNV炭化室γ干煤/t （t/h）裝爐干煤量：G煤=2225式中：n—每個焦爐組的焦爐個數(shù)；N—每座焦爐的炭化室孔數(shù)；V炭化室—炭化室有效容積，m3；γ干煤—干煤堆積密度，t/m3 （ t/m3） ；t—周轉時間干煤氣體積產(chǎn)量(V煤氣，Nm3/h)：G煤V煤氣=345=干煤氣質(zhì)量產(chǎn)量(G煤氣，kg/h)：V煤氣γ煤氣==㎏/h 煤氣中含量 G= G產(chǎn)率=%=63kg/hV=G/=63/= 煤氣中粗苯含量G=G粗苯的回收率+ V塔后煤氣含苯量 =1000 %＋108672/1000=321kg/hV =G/=321/=上述三種氣體流量之和V=＋＋= /h= kg/h 塔前煤氣中水蒸氣量（Gkg/h和V/h）塔前煤氣溫度T=56℃,露點T=50℃，露點下水蒸汽壓力p= =12300pa , 煤氣絕對總壓力=大氣壓＋煤氣壓力=(10333＋1000)=113663 pa ===G =V18/= 塔后煤氣中水蒸汽量（Gkg/h和V/h）塔后煤氣溫度T=22℃,露點T=22℃,露點下水蒸汽壓力p=2984pa 塔后煤氣絕對總壓力p=大氣壓＋塔后煤氣壓力 =（10333＋900）=112630pa === G= V18/= 熱量衡算帶入熱量Q入：（1）干煤氣帶入熱量：q= V干煤氣在56℃下的焓 ==(1) H2S帶入熱量：q 2 ＝G H2SH2S在塔前溫度下的比熱塔前溫度 =6356= KJ/h(3) 粗苯帶入熱量：q3=G 粗苯i，kJ/h ；i=(103＋ct)式中：c＝(＋ t)/M M––粗苯平均分子量， t––煤氣塔前溫度，℃則：c=(＋)/M=(＋56)/=℃i=(103＋56)=q3== KJ/h(4)水蒸氣帶入熱量：q= G水蒸氣塔前溫度下的焓 == KJ/h故帶入熱量：Q入＝q1＋q2＋q3＋q4 =+++ =帶出熱量Q出：（1）干煤氣帶出熱量：q= V干煤氣在22℃下的焓 == （2）帶出熱量 ：q= G在塔前溫度下的比熱塔前溫度 =6322=(3) 粗苯帶出熱量：q= Gi，KJ/h；i=(103＋ct)c=(＋)/M=℃i=(103＋22)===(4)水蒸氣帶出熱量：q= G水蒸氣塔前溫度下的焓 ==故帶出熱量為：Q出=q＋q＋q＋q =＋＋＋ =煤氣從56℃降到22℃放出的熱量為： Q—Q=—= KJ/h冷卻水量：(冷卻水采用18℃的地下水出塔溫度為28℃左右)則：W=（Q—Q）/【（28—18）1000】=(—)/【（28—18）1000】= 傳熱系數(shù)的計算： K=(1）是由煤氣至管外璧的對流傳熱系數(shù) J/㎡，氣體1020 螺旋板式與管殼式換熱器價格比較 表35單臺設備重量，t螺旋板式換熱器價格 元/噸列管式式換熱器價格 元/噸 碳鋼1Cr18Ni9Ti碳鋼1Cr18Ni9Ti≦115510﹥1038003500320029002500024000230002200055005100