Goodisgood,butbettercarriesit.

精益求精，善益求善。Goodisgood,butbettercarriesit.

精益求精，善益求善。產(chǎn)135萬噸焦化廠粗苯回收工段設(shè)計(jì)附錄A學(xué)生用表附錄A學(xué)生用表洗油中粗苯的濃度很小，式(2-7)可簡化為：因此，在平衡狀態(tài)下a與C之間的關(guān)系式為：或(2)脫苯原理脫苯原理實(shí)際是精餾原理，由揮發(fā)度不同的組分組成的混合液在精餾塔內(nèi)進(jìn)行部分汽化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)的過程。在精餾過程中，當(dāng)加熱互不相溶的液體混合物時(shí)，如果此混合物的蒸汽分壓之和達(dá)到塔內(nèi)的總壓時(shí)，液體即行沸騰。所以。在脫苯蒸餾過程中通入大量直接水蒸汽，當(dāng)塔內(nèi)的總壓力一定時(shí)，若氣相中水蒸汽所占的分壓愈高，則粗苯和洗油的蒸汽分壓就愈低，這樣就可以在較低的脫苯蒸餾溫度（遠(yuǎn)比250～300℃的溫度低）下，便可將粗苯完全地從洗油中蒸出來。(3)影響脫苯的因素①、在塔底溫度下各組分在蒸汽壓。提高富油預(yù)熱溫度，則塔底貧油溫度也相應(yīng)提高。貧油中各組分的蒸汽壓增大，從而使粗苯的蒸出率也增加。②、脫苯塔內(nèi)操作壓力提高塔內(nèi)操作壓力時(shí)，各組分的蒸出率相應(yīng)減少。反之，則響應(yīng)增加。③、脫苯塔的塔板層數(shù)增多加料板以下的塔板數(shù)n，可使各組分的蒸出率增大，特別是對甲苯，二甲苯的蒸出率影響較大。④、直接蒸汽量、溫度。提高直接蒸汽量，可使各組分的蒸出率增加。反之則各組分的蒸出率減小。此外還有富油的預(yù)熱溫度和含苯量。2.4.2主要設(shè)備論證及選型前面我們介紹了四種終冷洗萘工藝，它們各自使用的終冷塔也不同。煤氣終冷和機(jī)械化除萘工藝用金屬隔板塔。此塔局有傳熱，傳質(zhì)好的優(yōu)點(diǎn)，但在終冷塔后出口煤氣的含萘量較高，萘的脫除率低，終冷水和萘不能很好地分離。煤氣終冷和熱焦油洗萘工藝使用帶焦油洗萘器的煤氣終冷塔（篩板塔）。此塔雖然具有擴(kuò)散推動力大的優(yōu)點(diǎn)，但操作不穩(wěn)定，對水質(zhì)的要求高。油洗萘和煤氣終冷工藝中使用的是橫管式終冷塔。此工藝洗萘與終冷分開，投資高，不易小廠借鑒。橫管終冷噴灑輕質(zhì)焦油洗萘工藝使用橫管終冷洗萘塔。它的優(yōu)點(diǎn)：不僅終冷效果好，除萘效果也好；系統(tǒng)阻力小，操作維修簡便，節(jié)約點(diǎn)耗；不需含酚污水處理。根據(jù)本設(shè)計(jì)在第二章所確定選用的終冷除萘工藝、流程，可確定選用與該工藝相配套的終冷塔——橫管終冷洗萘塔。(1)洗苯塔目前，我國焦化廠采用的洗苯塔主要有空噴塔，板式塔和填料塔，下面分別加以介紹。(2)空噴塔空噴塔一般為多段噴灑，沒段下部均設(shè)有煤氣分布器，相鄰兩段設(shè)有煤氣通過的錐性散罩，底部設(shè)有許多個(gè)噴嘴組成的洗油噴灑裝置，其上設(shè)有備用的中央噴嘴，從頂部灑下來的洗油經(jīng)降液管引到下段。洗油從第二段起來采用循環(huán)噴灑。用空噴塔洗苯具有以下優(yōu)點(diǎn)：投資省，處理能力大，阻力小，不堵塞等。缺點(diǎn)：洗苯效率低，塔后煤氣含苯量高，洗油循環(huán)量大，動力消耗大。(3)板式塔（孔板塔）板式塔主要有穿流式篩板塔。該塔容易實(shí)現(xiàn)最佳流體力學(xué)條件，即增加氣液兩相的接觸面積，提高兩相的湍流程度，迅速更改兩相界面以減小其擴(kuò)散阻力。這種塔結(jié)構(gòu)簡單，容易制造，生產(chǎn)能力大，投資省，節(jié)約金屬材料，且安裝和維修簡便。其缺點(diǎn)是塔板的效率受負(fù)荷變動的影響較大。(4)填料塔填料洗苯塔是應(yīng)用較早，較廣的一種塔。塔內(nèi)填料了用木格，鋼板網(wǎng)，金屬螺旋，帖拉累托填料，鮑爾環(huán)，鞍形填料以及塑料花環(huán)填料等。①、木格填料塔該塔型在我國焦化廠應(yīng)用較多，它具有阻力較小，操作穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)。但也存在著生產(chǎn)能力小，設(shè)備龐大、苯重，投資和操作費(fèi)用高及木材耗量大等缺點(diǎn)。因此在一些國家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。②、鋼板網(wǎng)填料塔該塔型在國內(nèi)已被采用。該填料塔與木格填料塔相比，具有比表面積大，吸收率高，阻力小，動力消耗小等優(yōu)點(diǎn)，但制造麻煩，價(jià)格昂貴，處理能力小。③、金屬螺旋填料塔金屬螺旋填料塔采用鋼帶和鋼絲繞成，其比表面積大，重度小由于形狀復(fù)雜，填料層的持液量大，因此吸收劑與煤氣接觸時(shí)間較長，又由于煤氣通過填料時(shí)攪動激烈，因而吸收效率較高。但難于制造，價(jià)格昂貴。這種填料在蘇、美應(yīng)用較多。④、塑料花環(huán)填料塔塑料花環(huán)填料是近年來又國外引進(jìn)的高效填料，經(jīng)過實(shí)踐檢驗(yàn)證明，花環(huán)填料是一種具有比表面大，空隙來率高，阻力小，處理能力大，液體分布好，濕潤率高，投資省，占地少，節(jié)省能耗，制造安裝容易，操作方便等突出優(yōu)點(diǎn)的填料。國家有關(guān)部門鑒于該填料具有以上優(yōu)點(diǎn)，已要求推廣使用高效花環(huán)填料洗苯塔。根據(jù)以上的論述，本設(shè)計(jì)采用塑料花環(huán)填料洗苯塔。從以上兩表可以看出，幾乎在所有比較項(xiàng)目中，花環(huán)填料塔都優(yōu)于其它塔型（包括填料塔），它是當(dāng)前國內(nèi)最先進(jìn)的洗苯塔。采用花環(huán)填料塔代替木格子填料塔洗苯時(shí)，對于年產(chǎn)135萬噸焦炭的焦化廠，可節(jié)省100余萬遠(yuǎn)，泵的電耗節(jié)省86.5萬kwh，價(jià)值9萬元，并可獲得節(jié)省占地，縮短基建周期等社會效益。2.4.3脫苯塔我國焦化廠采用的脫苯塔有圓形泡罩塔，條形泡罩塔以及浮閥塔等，以條形泡罩塔應(yīng)用最廣。泡罩塔是工業(yè)上應(yīng)用最久的一種塔板型式，該種塔型的優(yōu)點(diǎn)是：不易發(fā)生漏液現(xiàn)象，有較好的操作彈性，即當(dāng)氣、液負(fù)荷有較大的波動時(shí)，仍能維持幾乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，對各種物料的適應(yīng)性強(qiáng)，操作經(jīng)驗(yàn)豐富。缺點(diǎn)是：塔板結(jié)構(gòu)復(fù)雜，金屬耗量大，造價(jià)高，板上液層厚，氣體流動曲折，塔板壓降大，兼因霧沫夾帶現(xiàn)象較嚴(yán)重，限制氣速的提高，故生產(chǎn)能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，氣體分布不均勻，也影響了板效率的提高。根據(jù)目前的使用證明泡罩塔的操作，運(yùn)行更為穩(wěn)定。雖然浮閥塔具有很多優(yōu)點(diǎn)，但因其防腐較差，操作不易穩(wěn)定，故選用條形泡罩塔作為本設(shè)計(jì)的脫苯塔。2.4.4蒸汽加熱法生產(chǎn)一種苯蒸汽法生產(chǎn)一種苯的工藝流程如圖2.6所示。由圖可見，洗苯工序來的富油在分縮器下面的三格中被脫塔頂逸出的蒸汽加熱，然后進(jìn)入到貧油換熱器，被脫塔底排出的熱貧油加熱，再進(jìn)入富油預(yù)熱器中，富油被間接蒸汽加熱至135～145℃后，從脫塔的上部進(jìn)入塔內(nèi)。從脫苯塔頂部溢出的粗苯，洗油蒸汽和水蒸氣的油汽和水汽混合物進(jìn)入分縮器下面三格中與富油換熱，并在分縮器頂上的一格用冷水冷卻，從而之大部分洗油汽和水汽冷凝下來，從分縮器頂部溢出的即是粗苯蒸汽。為得到合格的粗苯產(chǎn)品，可用冷卻水水量控制分縮器頂部蒸汽溫度，之其在86～90℃的范圍內(nèi)。由分縮器頂部溢出的粗苯蒸汽進(jìn)入冷凝冷卻器，在此用冷水冷凝冷卻到25～30℃，做經(jīng)粗苯分離器將水分出后計(jì)量槽進(jìn)入粗苯儲槽。進(jìn)入分離器的油氣和水汽混合物，在分離器底部兩格所形成的冷凝液為重分縮油，在分縮器頂部兩格所形成的冷凝液為輕分縮油。輕、重分縮油分別進(jìn)入油水跟力氣，與水分離后與富油混合并送往脫苯塔。從粗苯、輕分縮油、重分縮油油水分離器排出的分離水均進(jìn)入控制分離器進(jìn)一步分離，以減少洗油損失。從脫苯塔底部排出的貧油溫度比富油溫度低3～5℃，自流入貧富油換熱器，與富油換熱并冷卻至110～120℃后，再回到脫苯塔底熱貧油槽，在此用貧油泵送到貧油冷卻器冷卻至25～30℃后，送往洗苯塔循環(huán)噴灑。由于洗油在循環(huán)使用當(dāng)中質(zhì)量變壞。為保持循環(huán)洗油量的1～2%由富油入塔的管路引入洗油再生器，在此，洗油被間接蒸汽加熱至160～180℃，并用過熱蒸汽直接蒸吹，從再生器頂部蒸吹出來的溫度為135～175℃的油氣和水汽的混合蒸汽進(jìn)入脫苯塔的底部。再生器底部的殘?jiān)涂煽吭O(shè)備內(nèi)的蒸汽壓力間歇地或連續(xù)地排至殘?jiān)筒邸?.4.5管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯的工藝管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯的工藝流程如圖2.7。來自洗苯塔的富油先進(jìn)入分縮器，被從脫苯塔來的粗苯油氣加熱到70～80℃，然后入貧富油換熱器，被熱貧油加熱到130～140℃后進(jìn)入管式爐。加熱到180～190℃的富油，從第14層板進(jìn)入脫苯塔。熱貧油從脫苯塔底部經(jīng)貧富油換熱器自流入脫苯塔下部的熱貧油槽，溫度120℃左右，然后用泵送到貧油冷卻器到25～30℃送回洗苯塔循環(huán)使用。從脫苯塔頂出來的粗苯蒸汽，進(jìn)入分縮器，溫度從170～180℃，降到90℃左右，部分水蒸汽被冷凝下來，然后進(jìn)入冷凝冷卻器，粗苯和水從冷凝冷卻器下部流入油水分離器進(jìn)行分離。從油水分離器出來的粗苯進(jìn)入粗苯儲槽。輕、重分縮器分別進(jìn)入油水分離器分離。為保證洗油質(zhì)量，從管式爐加熱后的富油管線引出1～2%的富油進(jìn)再生器，于此用管式爐過熱至400～450℃的蒸汽進(jìn)行蒸吹。再生器頂排出溫度為190～200℃的水汽，油汽與粗苯汽一起進(jìn)入脫苯塔，再生器底部殘?jiān)ㄆ谂欧?。在蒸汽法脫苯的生產(chǎn)系統(tǒng)中，由于存在著蒸汽耗量大，貧油含苯量偏高等缺點(diǎn)。因此，焦化廠采用了管式爐加熱富油來制取粗苯，管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯與蒸汽加熱法生產(chǎn)一種苯相比具有以下優(yōu)點(diǎn)：(管式爐法脫苯可以提高粗苯回收率。由于富油在管式爐內(nèi)的加熱溫度高（可達(dá)180～200℃），故脫苯效果好，貧油含苯量可降至0.1%左右，從而使洗苯塔塔后煤氣含苯大為降低，粗苯回收率可達(dá)95%以上。管式爐法脫苯可以降低直接蒸汽耗量，每生產(chǎn)1180℃前粗苯所耗蒸汽量為1～1.5，，僅為蒸汽法脫苯的30%～40%。管式爐法脫苯可減少水量，每生產(chǎn)1180℃前粗苯生產(chǎn)的酚水量僅為1～1.5，而蒸汽法脫苯可以生產(chǎn)酚水3～4。管式爐法脫苯由于蒸汽耗量低，體積小，可大大降低蒸餾及冷凝冷卻設(shè)備尺寸，從而降低了設(shè)備費(fèi)用。管式爐脫苯蒸餾有多種流程，有只設(shè)一座蒸餾塔的；有設(shè)脫苯塔和兩本塔兩座塔的；有設(shè)有脫苯塔和脫萘氣提塔的；有設(shè)分縮器，有不設(shè)分縮器的；有生產(chǎn)一種苯的，有生產(chǎn)兩種苯的；有一塔生產(chǎn)三種產(chǎn)品的，有兩塔產(chǎn)品三種產(chǎn)品的。生產(chǎn)粗苯一種產(chǎn)品主要操作控制指標(biāo)如下：貧富油換熱器富油出口溫度／℃100～130入脫苯塔富油溫度／℃180～200脫苯塔頂部油氣溫度／℃90～93萘油側(cè)線切取溫度／℃125～135再生器頂部溫度／℃＞180進(jìn)再生器直接蒸汽溫度／℃400～450再生器頂部壓力（表壓）／≤49脫苯塔底部壓力（表壓）／≤39入脫苯塔直接蒸汽量／（180℃前粗苯）1.5萘油采出量／（180℃前粗苯）80～100再生器處理量占循環(huán)洗油量／％1～22.5對粗苯產(chǎn)率的影響粗苯產(chǎn)率隨配煤中碳?xì)浔鹊脑黾佣黾?，且配煤中揮發(fā)分含量愈高，所得粗苯中甲苯含量就越少；反之，情況就相反。一般情況下，粗苯的產(chǎn)率為干煤的0.8%～1.4%當(dāng)配煤中干燥無灰基揮發(fā)分為=20%～30%時(shí)，可由下式求得粗苯的產(chǎn)率（%）：式中—粗苯產(chǎn)率的影響第三章主要設(shè)備論證及選型橫管終冷噴灑輕質(zhì)焦油洗萘工藝使用橫管終冷洗萘塔。它的優(yōu)點(diǎn)：不僅終冷效果好，除萘效果也好；系統(tǒng)阻力小，操作維修簡便，節(jié)約點(diǎn)耗；不需含酚污水處理。根據(jù)本設(shè)計(jì)在第二章所確定選用的終冷除萘工藝、流程，可確定選用與該工藝相配套的終冷塔——橫管終冷洗萘塔。3.1洗苯塔目前，我國焦化廠采用的洗苯塔主要有空噴塔，板式塔和填料塔，下面分別加以介紹。3.1.1空噴塔空噴塔一般為多段噴灑，每段下部均設(shè)有煤氣分布器，相鄰兩段設(shè)有煤氣通過的錐性散罩，底部設(shè)有許多個(gè)噴嘴組成的洗油噴灑裝置，其上設(shè)有備用的中央噴嘴，從頂部灑下來的洗油經(jīng)降液管引到下段。洗油從第二段起來采用循環(huán)噴灑。用空噴塔洗苯具有以下優(yōu)點(diǎn)：投資少，處理能力大，阻力小，不堵塞等。缺點(diǎn)：洗苯效率低，塔后煤氣含苯量高，洗油循環(huán)量大，動力消耗大。3.1.2板式塔（孔板塔）板式塔主要有穿流式篩板塔。該塔容易實(shí)現(xiàn)最佳流體力學(xué)條件，即增加氣液兩相的接觸面積，提高兩相的湍流程度，迅速更改兩相界面以減小其擴(kuò)散阻力。這種塔結(jié)構(gòu)簡單，容易制造，生產(chǎn)能力大，投資少，節(jié)約金屬材料，且安裝和維修簡便。其缺點(diǎn)是塔板的效率受負(fù)荷變動的影響較大。3.1.3填料塔填料洗苯塔是應(yīng)用較早，較廣的一種塔。塔內(nèi)填料了用木格，鋼板網(wǎng)，金屬螺旋，帖拉累托填料，鮑爾環(huán)，鞍形填料以及塑料花環(huán)填料等。(1)木格填料塔該塔型在我國焦化廠應(yīng)用較多，它具有阻力較小，操作穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)。但也存在著生產(chǎn)能力小，設(shè)備龐大、重，投資和操作費(fèi)用高及木材耗量大等缺點(diǎn)。因此在一些國家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。(2)鋼板網(wǎng)填料塔該塔型在國內(nèi)已被采用。該填料塔與木格填料塔相比，具有比表面積大，吸收率高，阻力小，動力消耗小等優(yōu)點(diǎn)，但制造麻煩，價(jià)格昂貴，處理能力小。(3)金屬螺旋填料塔金屬螺旋填料塔采用鋼帶和鋼絲繞成，其比表面積大、重量較輕。由于形狀復(fù)雜，填料層的持液量大，因此吸收劑與煤氣接觸時(shí)間較長，又由于煤氣通過填料時(shí)攪動激烈，因而吸收效率較高。但難于制造，價(jià)格昂貴。這種填料在蘇、美應(yīng)用較多。(4)塑料花環(huán)填料塔塑料花環(huán)填料是近年來由國外引進(jìn)的高效填料，經(jīng)過實(shí)踐檢驗(yàn)證明，花環(huán)填料是一種具有比表面大、空隙率高、阻力小、處理能力大、液體分布好、濕潤率高、投資少、占地少、節(jié)省能耗、制造安裝容易、操作方便等突出優(yōu)點(diǎn)的填料。國家有關(guān)部門鑒于該填料具有以上優(yōu)點(diǎn)，已要求推廣使用高效花環(huán)填料洗苯塔。根據(jù)以上的論述，本設(shè)計(jì)采用塑料花環(huán)填料洗苯塔。據(jù)資料介紹，以年產(chǎn)60萬噸冶金焦焦化廠為例，與本格填料洗苯塔相比，可節(jié)省投資81萬元，年產(chǎn)省電9萬元。各型式洗苯塔經(jīng)濟(jì)比較見表3.1。花環(huán)填料洗苯塔與其他填料洗苯塔的經(jīng)濟(jì)比較見表3.2。表3.1各種型式填料的洗苯塔經(jīng)濟(jì)效果比較塔型廠名年產(chǎn)焦炭／萬t洗苯塔總阻力總?cè)莘e比總質(zhì)量比總占地比總投資比直徑／㎜高度／m塔數(shù)／臺單塔質(zhì)量／臺塑料花料木格填料浮動板鋼板網(wǎng)日本空噴塔德國鋼板網(wǎng)某廠日本某廠某廠某廠某廠國內(nèi)某廠國內(nèi)某廠606060606060603200280035003500350062002800272737233544511231231318335542101980.60.8-1.12.07.01.091.07181.13.574.413＞123＞3.152.6表3.2花環(huán)填料與其它填料經(jīng)濟(jì)比較各種填料塔與濟(jì)鋼的相比（濟(jì)鋼花環(huán)填料）木格子填料塔鋼板網(wǎng)填料塔日本花環(huán)填料塔西德鋼板網(wǎng)塔日本空噴塔泵多用電／萬kwh多用塔臺數(shù)多占地多用煤氣閥門／個(gè)多用泵／臺增加投資增大阻力／Pa86.522/362>2/313001511/2312/54001521/2311/2200-600301/3---3/560027521/26112/3900包括鼓風(fēng)機(jī)電耗從以上兩表可以看出，幾乎在所有比較項(xiàng)目中，花環(huán)填料塔都優(yōu)于其它塔型（包括填料塔），它是當(dāng)前國內(nèi)最先進(jìn)的洗苯塔。采用花環(huán)填料塔代替木格子填料塔洗苯時(shí)，對于年產(chǎn)135萬噸焦碳的焦化廠，可節(jié)省182余萬元，泵的電耗節(jié)省173萬kwh，價(jià)值18余萬元，并可獲得節(jié)省占地，縮短基建周期等社會效益。表3.3國內(nèi)生產(chǎn)的三種型號的花環(huán)填料規(guī)格如下：型號外經(jīng)內(nèi)厚環(huán)數(shù)高（cm）容重kg/m空隙率%比表面積填充個(gè)數(shù)使用溫度HX1(x)HZ1(z)HD1(d)47cm73cm95cm3×33×43×62121927.537111102888889901851279432.5×103/m8×103/m33.6×103/m3120℃120℃120℃3.2脫苯塔我國焦化廠采用的脫苯塔有圓形泡罩塔，條形泡罩塔以及浮閥塔等，以條形泡罩塔應(yīng)用最廣。泡罩塔是工業(yè)上應(yīng)用最久的一種塔板型式，該種塔型的優(yōu)點(diǎn)是：不易發(fā)生漏液現(xiàn)象，有較好的操作彈性，即當(dāng)氣、液負(fù)荷有較大的波動時(shí)，仍能維持幾乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，對各種物料的適應(yīng)性強(qiáng)，操作經(jīng)驗(yàn)豐富。缺點(diǎn)是：塔板結(jié)構(gòu)復(fù)雜，金屬耗量大，造價(jià)高，板上液層厚，氣體流動曲折，塔板壓降大，兼因霧沫夾帶現(xiàn)象較嚴(yán)重，限制氣速的提高，故生產(chǎn)能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，氣體分布不均勻，也影響了板效率的提高。浮閥塔是在泡罩塔與篩板塔兩種型式的基礎(chǔ)上而衍生的一種新塔型。該塔型具有以下優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔式造價(jià)低，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小，塔板條件變差，使塔內(nèi)堵塞嚴(yán)重，氣體，液體分布不均勻，阻力增加，后果較為嚴(yán)重。根據(jù)目前的使用證明泡罩塔的操作，運(yùn)行更為穩(wěn)定。雖然浮閥塔具有很多優(yōu)點(diǎn)，但因其防腐較差，操作不易穩(wěn)定，故選用條形泡罩塔作為本設(shè)計(jì)的脫苯塔。3.3終冷塔通常終冷塔有金屬板式直接終冷塔，帶焦油洗萘器的煤氣終冷塔及橫管終冷塔。根據(jù)本設(shè)計(jì)所確定的終冷除萘工藝流程，可確定選用與該工藝配套的橫管終冷塔。具體情況后面有詳細(xì)說明。3.4貧油冷卻器和貧富油換熱器3.4.1貧油冷卻器我國焦化廠應(yīng)用貧油冷卻器主要有：空氣—水噴淋式冷卻器，浮頭管殼冷卻器和螺旋板換熱器三種。國內(nèi)應(yīng)用較多的是浮頭管殼式貧油冷卻器。近年來，螺旋板換熱器在我國焦化廠得到廣泛應(yīng)用。除可作為貧油冷卻器使用之外，還可以作貧油換熱氣，蒸氨廢水換熱器等。螺旋板換熱器與普通換熱器相比較，具有以下優(yōu)點(diǎn)：(1)傳熱效率高。該設(shè)備可進(jìn)行逆流，并流和錯(cuò)流操作，其總傳熱系數(shù)約為列管式換熱器的三倍左右。最突出的特點(diǎn)是對低溫?zé)嵩催M(jìn)行熱交換時(shí)，有極好的效果。如在液－液逆流型中為保持逆流的溫差，其出入口溫差可以小到最小限度。冷卻水用量也最小。它傳熱系數(shù)大。對液－液逆流型換熱器來說，總傳熱系數(shù)K可高達(dá)1200～2800kcal/m.h.℃。而列管式換熱器的平均傳熱系數(shù)K只為500kcal/m.h.℃。(2)結(jié)構(gòu)緊湊，占地面積小。所需面積只為列管式換熱器的1/2～1/4。(3)它能自行清除污垢。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減少，流速就相應(yīng)增高，污垢易被沖刷掉。因此幾乎不用人工清掃，可延長清掃周期。另外，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。兩種換熱器的經(jīng)濟(jì)效益經(jīng)濟(jì)效益比較見表3.4至表3.5鑒于以上優(yōu)點(diǎn)，本設(shè)計(jì)選用螺旋板換熱器作為貧油冷卻器。3.4.2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。管殼式換熱器與螺旋板換熱器的經(jīng)濟(jì)效益比較見表3.4，價(jià)格比較見表3.5。表3.4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/m2·h·℃堵塞情況體積耐壓重量（隨壓力，溫度變）材質(zhì)壓力損失△P，kg/cm2管內(nèi)流速m/s管外流速m/s600-1500不堵小低8T/160m2=50kg/m2不銹鋼大（0.5-2）1-2（有時(shí)>2）100-5006T/160m2=37.5kg/m20.5-1.5液體0.4-2，氣體10-20表3.5螺旋板式與管殼式換熱器價(jià)格比較單臺設(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≦11-55-10﹥10380035003200290025000240002300022000550051004800450030000280002600024000第四章主要設(shè)備及管道的工藝計(jì)算4.1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÷0.75=180萬噸，焦?fàn)t的干煤每小時(shí)裝入量為1800000÷8760=205.48噸。煤料水份9%按干煤計(jì)算的主要煉焦產(chǎn)品率，%（重量）：焦炭75干煤氣17焦油3.5苯族烴1.0硫化氫0.5氨0.3熱解水2.7干煤氣組成（苯族烴、硫化氫和氨除外），%（體積）：57.92.226.22.56.0 0.64.6※計(jì)算依據(jù)：煤氣密度0.454kg/粗苯的回收率(占裝煤量)0.95%洗苯塔后煤氣含苯2g/粗苯蒸汽密度3.677kg/終冷溫度℃23℃年產(chǎn)焦炭135萬噸硫銨工段來煤氣溫度飽和/溫度：56/50℃本設(shè)計(jì)的粗苯工段是在化產(chǎn)車間最后的工段，煤氣中只有干煤氣、苯族烴和水汽，因?yàn)槊簹饨?jīng)過了冷股工段、脫硫工段、硫胺工段三個(gè)工段。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。4.2最終冷卻塔的計(jì)算采用橫管式間接冷卻器，粗煤氣自上而下流動，冷卻水自下而上流動。分為上下兩段，上段稱為預(yù)冷段，下段稱終冷。在上部和中部分別噴灑輕質(zhì)焦油。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25℃出終冷塔煤氣壓力1000毫米水柱入終冷塔煤氣含萘量1.2克／標(biāo)米3出終冷塔煤氣含萘量0.4克／標(biāo)米3入終冷段煤氣溫度32.5℃4.2.1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。濕煤耗量為：205.48×=225.8則煤料水分為225.8－205.48=20.32進(jìn)入粗苯工段的氣態(tài)煉焦產(chǎn)品數(shù)量如下：按重量計(jì)時(shí)，干煤氣=205480×0.17=34931.60所以進(jìn)入粗苯工段的氣態(tài)煉焦產(chǎn)品總重量=36986.40按體積計(jì)算時(shí)，干煤氣：===76941.85式中：—按煤氣組成求出的干煤氣密度，=（0.579×2+0.262×16+0.06×28+0.046×28+0.022×44+0.025×28+0.006×32）×=0.454煤氣中粗苯含量=×粗苯的回收率+V×塔后煤氣含苯量=205.48×1000×0.95%%+76941.85×0.002=2105.94kg/hV=/=2105.94/3.667=574.30/h合計(jì)：=+=76941.85+574.30=77516.15終冷塔塔前煤氣中水蒸氣體積流＝×P50/(+10333－P50)＝77516.15×1255/（1100+10333-1255）=9555.71Nm3/h,其中，P50＝1255mmH2O,是55℃（塔前煤氣露點(diǎn)）下水蒸氣飽和蒸氣壓；＝1100mmH2O,是入終冷塔煤氣壓力（表壓）。水蒸氣的質(zhì)量流量為：=×=9555.71×=7678.70入終冷塔的煤氣量為：干焦?fàn)t煤氣34931.6076941.85水蒸氣7678.709555.71苯族烴2105.94574.30合計(jì)44716.287071.86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)毫米水柱煤氣露點(diǎn)為46.42℃。假設(shè)預(yù)冷段出口煤氣溫度為32.5℃，壓力為1050毫米水柱，飽和水蒸氣分壓為497毫米水柱，則預(yù)冷段出口水蒸氣體積為：相當(dāng)于2844.09在預(yù)冷段冷凝的水量為：9555.71－2844.09=6711.62同樣，終冷塔出口的煤氣溫度為25℃，壓力為1000毫米水柱時(shí)，煤氣中的水蒸氣分壓=322毫米水柱，則終冷塔出口水蒸氣體積為;相當(dāng)于1821.74故終冷塔的冷凝水總量為9555.71－1821.74=7733.97其中，預(yù)冷段冷凝水量6711.62；終冷段冷凝水量1022.35。因此，預(yù)冷段出口和終冷段出口煤氣組成如下表4.1所示表4.1預(yù)冷段出口和終冷段出口煤氣組成:項(xiàng)目預(yù)冷段出口終冷段出口氣相：干煤氣水蒸氣粗苯合計(jì)液相：冷凝水34931.602844.092105.9439881.636711.6276941.853539.32574.3081055.4734931.601821.742105.9438859.281022.3576941.852267.05574.30797熱量衡算(1)預(yù)冷段入方①、干煤氣帶入熱量：=34931.60×0.73×55×4.18=5862465.63式中，0.73—干煤氣的比熱（kcal／kg·℃）。②、水蒸氣帶入熱量：=7678.70×612.2×4.18=19649762.59式中，612.2—55℃水蒸氣的焓（kcal／kg）。③、粗苯帶入熱量：=2105.94×0.26×55×4.18=125880.46式中，0.26—粗苯比熱（kcal／kg·℃）。25℃冷卻水帶入熱量：設(shè)冷卻水量為，則帶入熱量為（25×4.18）故帶入預(yù)冷段的熱量為：+++25=（25638108.68+25×4.18）(2)預(yù)冷段出方①、干煤氣帶出熱量：=34931.60×0.73×32.5×4.18=3464184.24式中，0.73—干煤氣比熱（kcal／kg·℃）。②、水蒸氣帶出熱量：=2844.09×598.23×4.18=7111935.44式中，598.23—是32.5℃水蒸氣的焓(kcal／kg).③、粗苯帶出熱量：=2105.94×0.26×32.5×4.18=74383.91式中，0.26—是粗苯比熱（kcal／kg·℃）。④、冷凝水帶出熱量：=6711.62×32.5×1×4.18=911773.5845℃冷卻水帶出熱量：45×4.18故預(yù)冷段帶出熱量：=（11562277.17+45×4.18）令則，25638108.68+25×4.18=11562277.17+45×4.18解得：=168371.19(3)終冷段入方設(shè)18℃冷卻水量為，則帶入終冷段的熱量為：=（11562277.17+18×4.18）(4)終冷段出方①、干煤氣帶出熱量：=34931.60×0.73×25×4.18=2664757.11式中，0.73—是干煤氣比熱（·℃）。②、水蒸氣帶出熱量：=1821.74×594.43×4.18=194921.44式中，594.43—是25℃水蒸氣的焓（）。③、粗苯帶出熱量：=2105.94×0.26×25×4.18=57218.39式中，0.26—是粗苯比熱（·℃）。25℃冷卻水帶出熱量：（25×4.18）冷凝水帶出熱量為：7733.97×25×1×4.18=808199.87故終冷段出方熱量為=（3725096.81+25×4.18）令=則11562277.17+18×4.18=3725096.81+25×4.18解得:=2678傳熱面積溫度差;預(yù)冷段終冷段煤氣55℃32.5℃25℃冷卻水45℃25℃18℃10℃7.5℃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57×4.5管子，管長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)（／·h·℃）；—管壁厚度，取=0.0045（）；—鋼的導(dǎo)熱系數(shù)，取=40（／·h·℃）；—管壁垢層厚度（）；—管壁到冷卻水的給熱系數(shù)（／·h·℃）；主要取決于干煤氣中水蒸氣平均含量（體積%），按下列計(jì)算；=1.69+0.0246根據(jù)預(yù)冷段進(jìn)出口粗氣中水蒸氣體積含量，求得=7.6705代人上式：=1.69+0.0246×7.6705=1.8786=75.61／·h·℃管壁垢層熱阻取：=0.001··℃／管壁至冷卻水的給熱系數(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=0.538（／·h·℃）；—水管內(nèi)徑，=0.048。=0.023，—雷諾數(shù)；—普蘭特?cái)?shù)；—系數(shù)；按下列計(jì)算：=式中，—管程呢水流速（）；—水的重度，=994（）；—水的粘度，=0.7225（里泊）。管程呢水流速為==1.169因此，==40297.67時(shí)，查得=12.326。準(zhǔn)數(shù)按下列計(jì)算；=4.82由此求得=0.023×40297.670.8×4.820.4×12.326=2570.35因此，管壁到冷卻水的給熱系數(shù)：=2570.35×=28809.34／··℃預(yù)冷段傳熱系數(shù)=69.76×4.18=291.59／··℃(2)終冷段傳熱系數(shù)計(jì)算過程與計(jì)算是一樣；所以同上,可計(jì)算出=60.58×4.18=253.23／··℃(3)熱負(fù)荷量：預(yù)冷段=25638108.68－11562277.17=14075831.51終冷段=11562277.17－3725096.81=7837180.36(4)傳熱面積:預(yù)冷段=／△=14075831.51／(8.69×291.59)=5554.97終冷段=／△=7837180.36／(7.25×253.23)=4268.81所以總傳熱面積：=5554.97+4268.81=9823.784.2.4終冷塔塔高的計(jì)算(1)預(yù)冷段管箱高度為橫管冷卻器采用57×4.5mm鋼管，根據(jù)前面計(jì)算得冷卻水量為168.37m/h設(shè)管內(nèi)流速為0.5m/sV=所以，n=168.37×4/(0.5×3600×3.14×0.0482)=52根采用3.5m長的管子，則需要管子根數(shù)N=/(πd.3)=5554.97/(3.14×0.057×3.5)=8867.66由流速知需37根管子、采用正三角型排列、且組成一個(gè)管束、每8個(gè)管束組成一個(gè)管箱，則每個(gè)管箱熱面積為：A=nd×3.5×52=8×3.14×0.057×3.5×52=260.59㎡需管箱：5554.97/260.59＝21.32、取22個(gè)冷卻水管采用正三角型排列、且取管心距為1.3D，則管心距為：1.3×0.057=0.0741m取74mm每個(gè)管箱的寬度為：28×74=2072取2100mm設(shè)管間距為300mm，則每個(gè)管箱寬為1.732/2×74×16=1025mm取1米,=22(2)終冷段管箱高同理可求得=11兩段噴灑高度共取1m，煤氣出口2m,煤氣入口2m,底部油槽高2m,則塔全高：=22+11+1+2+2+2=404.3洗苯塔的計(jì)算原始數(shù)據(jù)：塔前煤氣溫度25℃，塔后煤氣溫度26℃，塔前煤氣壓力9900Pa，塔后煤氣壓力8400Pa，4.3.1物料衡算通過對進(jìn)出洗苯塔煤氣平均流量，洗油循環(huán)量，貧富油中粗苯量的計(jì)算，來計(jì)算洗苯塔的塔徑，塔高等。并完成洗苯塔填料的計(jì)算和選型。進(jìn)入洗苯塔的煤氣量為：干焦?fàn)t煤氣34931.6076941.85水蒸氣1821.742267.05苯族烴2105.94574.30合計(jì)38859.2879783.20進(jìn)入洗苯塔的煤氣溫度為25℃，壓力847毫米汞柱。設(shè)洗苯塔后的煤氣苯族烴含量為，則其損失量為：76941.85×0.002=153.88回收苯族烴的量為：G=2105.94－153.88=1952.06這樣，洗苯塔后的煤氣量為：干焦?fàn)t煤氣34931.6076941.85水蒸氣1821.742267.05苯族烴153.8841.85合計(jì)36907.1879250.75※煤氣的實(shí)際流量（塔前為，塔后為）79337.64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，=1.90—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%。為進(jìn)行計(jì)算，假設(shè)貧油中的粗苯組成與所得的粗苯組成相同。當(dāng)30℃時(shí)，粗苯各組份蒸汽壓為：毫米汞柱苯118.4甲苯39.5二甲苯23.5（按對二甲苯計(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：78、93、106、120——各組份的分子量粗苯中各組份的分子分?jǐn)?shù)為：0.039=0.1790.007因此，當(dāng)30℃時(shí)，粗苯的蒸汽壓為：0.775×118.4+0.179×39.5+0.039×23.5+0.007×5=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=1.1～1.設(shè)n=1.15則0.18%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=1.5,。此時(shí) 最小的洗油量:97770.41而對1的干煤氣的洗油量為：因此，貧油中的粗苯量為：而在富油中的粗苯量為：因而，被洗油吸收的粗苯量為：2150.95－175.99=1926.96洗苯塔的物料平衡，輸入輸出焦?fàn)t煤氣38834.82焦?fàn)t煤氣36882.80洗油97770.41洗油97770.41苯族烴175.99苯族烴2150.95合計(jì)136781.22合計(jì)1367洗苯塔的基本尺寸計(jì)算和吸收表面積(1)塔徑的確定；根據(jù)《燃料化工》1998：提供的參數(shù)，塑料花環(huán)填料的空塔氣速在1.1～1.4m/s之間；花環(huán)填料表面定額在0.2～0.3㎡/Nm·h，本設(shè)計(jì)取=1.3m/s，花環(huán)填料表面定額值為0.26㎡/Nm·h=式中V—煤氣平均體積流量，Nm/S(2)花環(huán)填料面積，用量及塔高的計(jì)算：由于花環(huán)填料表面定額值為0.25得花環(huán)填料面積：F=0.28×=0.25×76941.85=19235.46㎡，其中,V＝76941.85是干煤氣的體積流量。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，塔頂部設(shè)一層高0.8m的捕霧層，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。4.2三種花環(huán)填料規(guī)格；型號填充分?jǐn)?shù)個(gè)/m比表面積㎡/Nm空隙率%容重Kg/mX3250018588111Z800012789120D3000949088由上表可查出：Z型花環(huán)的比表面積為A=127㎡/Nm。秒年里則：填料總體積V=F/A=19235.46/127=151.46m故填料高度為：h===21.44m因此洗苯塔可分為4層填料，每層高度為5.4m，填料層間距為1.5m，捕霧層高0.8m,分布板段2.5m,洗苯塔底部槽高為8m，噴淋高度為2.1m,第二層與第三層填料間設(shè)再分布器，間隔為2m,上段支座高0.7m，洗苯塔頂部段高3.5m，則洗苯塔內(nèi)填料高度為：H，=4×5.4+1.5×2=24.6m塔高可取為：H=8+24.6+2.5+2.1+0.7+0.8+3.5=42.2m4.4蒸餾脫苯部分設(shè)備計(jì)算和選型計(jì)算依據(jù)：粗苯產(chǎn)量為1952.06kg/h,其中含苯1952.06×73%=1425.39kg/h,甲苯1952.06×21%=409.93kg/h，二甲苯1952.06×5%=97.60kg/h，萘溶劑油為:1952.06×1%=19.52kg/h洗油量m=97770.41kg/h富油量=洗油量＋粗苯產(chǎn)量＋貧油中含粗苯量=97770.41＋1952.06＋175.99=99898.46富油中水量=富油量×（0.5～1%）=99898.46×0.6%=2996.95富油中萘量=富油量×3%=99898.46×3%=2996.95有上計(jì)算得：洗油量為97770.41貧油的量為：w=97770.41+2996.95=100767.36又貧油密度=1050Kg/則：V==100767.36/1050=95.97貧油中粗苯的含量為:質(zhì)量流量為175.99,粗苯的密度取860,則粗苯體積量為175.99÷860=0.21，其中含苯2.8%×175.99=4.93,甲苯19.2%×175.99=33.79，二甲苯30.8%×175.99=54.20，萘溶劑油47.2%×175.99=83.07。表4.3則進(jìn)入脫苯工序的富油量如下：成分分子量洗油97770.41575.12170萘2996.9523.41128合計(jì)100767.36苯1430.3218.3478甲苯443.724.8292二甲苯151.801.43106溶劑油合計(jì)2128.43水599.3933.3018共計(jì)103495.18657.394.4.1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。180℃時(shí)各種組分的飽和蒸汽壓（mmHg）分別為：苯：7668；甲苯：3875；萘：295；二甲苯：2060；溶劑油：1100；洗油：110。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)=0.658甲苯：==0.792二甲苯：==0.878溶劑油：==0.931洗油：==0.993萘：==0.980水：=0表4.4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12.07941.15甲苯3.82351.43二甲苯1.26133.28溶劑油0.8095.51合計(jì)1521.37洗油571.1097086.02萘22.952937.01共計(jì)612101544.40驗(yàn)算：A===14614.19=A/（A+）==0.656與假設(shè)值=0.658非常接近，故以上計(jì)算正確。表4.5在脫苯塔進(jìn)口各組分蒸發(fā)量如下：（包括進(jìn)入再生器的蒸發(fā)量）:成分苯489.17甲苯92.29二甲苯18.52溶劑油7.08合計(jì)607.06萘59.94洗油684.39合計(jì)744.33水599.39共計(jì)1950.78粗苯在管式爐中的蒸發(fā)率：607.06/1952.06×100%=31.10%(2)能量恒算管式爐輸入熱量：①、從洗苯塔來的富油經(jīng)分縮器，貧富油換熱器后進(jìn)入管式爐（包括洗油，粗苯，水，其溫度為135℃），帶入熱量：洗油帶入熱量（包括萘）：=洗油量（包括萘）×比熱×溫度=100767.36×0.491×135×4.18=27919743.43式中：0.491—含萘洗油135℃時(shí)的比熱，kcaL/kg·℃粗苯帶入熱量：=粗苯量×比熱×溫度，粗苯比熱C=0.383+0.001043t=0.524kcaL/kg·℃則：=2128.43×0.524×135×4.18=629362.28水帶入熱量：=水量×比熱×溫度=599.39×1.0215×135×4.18=345507.85式中1.0215—水在135℃下的比熱，·℃故帶入熱量=++=27919743.43+629362.28+345507.85=28894613.56②、入管式爐對流段低壓蒸汽帶入熱量:查《焦化設(shè)計(jì)參考資料》下冊，得：每千克粗苯的直接蒸汽耗量為1.592千克，則蒸餾用直接蒸汽耗量為：＝1.592×1952.06=3107.68故：=3107.68×656.3×4.18=8525404.21式中656.3—4kgf/㎝(表壓)飽和蒸汽熱焓，③、管式爐加熱用煤氣供熱量；則輸入熱量為：=＋＋=43205808.38＋管式爐輸出熱量①、出管式爐富油180℃時(shí)帶走的熱量含萘洗油帶走熱量：=洗油量（包括萘）×比熱×溫度=100023.03×0.534×180×4.18=40187413.03kj/h式中0.534—含萘洗油180℃時(shí)的比熱，·℃粗苯帶出熱量：=粗苯量×比熱×溫度，kj/h。粗苯比熱C=0.383＋0.001043t=0.383＋0.001043×180=0.571kcaL/kg·℃則=1521.31×0.571×180×4.18=28144.84kj/h故：=＋=40187413.03+28144.84=40215557.87kj/h②、粗苯蒸汽和油氣帶出熱量洗油蒸汽帶走熱量（含萘蒸汽）=含萘洗油蒸汽量×熱焓=744.33×135×4.18=420025.42式中135—180℃含萘洗油蒸汽熱焓，粗苯蒸汽帶出熱量：=粗苯蒸汽量×熱焓=607.06×159×4.18=403464.22式中159—180℃粗苯蒸汽熱焓，水蒸汽帶出熱量：=水蒸汽量×熱焓=599.39×677×4.18=1696189.79式中677—1.2Kgf/㎝180℃水蒸汽熱焓，故：粗苯蒸汽和油氣帶出熱量=＋＋=420025.42+403464.22+1696189.79=2519679.43③、400℃過熱蒸汽帶出熱量＝H＝3269.79×3107.68＝10161460.99kj/h,其中H＝3269.79，是400℃水蒸氣的熱焓值。④、散熱損失=0.05=(43205808.38+)×0.05=21602904.42+0.05式中0.05為散熱系數(shù)則：=＋＋＋=40215557.87+2519679.43+10161460.99+21602904.42+0.05=（74499602.71+0.05）令=得74499602.71+0.05=43205808.38＋則：=32940836.14kj/h故：散熱損失=21602904.42+0.05=23249946.23管式爐加熱面積：供給富油的熱量：=＋－=40215557.87+2519679.43-28894613.56=13840624.26供給蒸汽的熱量：=－=10161460.99-8525404.21=1636056.78設(shè)的95%由輻射段供給，5%由對流供給，輻射段強(qiáng)度為25000kcal/㎡·h=104500kj/㎡·h,則輻射段加熱面積為：F=95%／104500=13840624.26×95%/104500=125.82㎡取對流段加熱強(qiáng)度為5000kcal/㎡·h=20900kj/㎡·h，則對流段加熱面積為：F=（5%+）=(13840624.26×5%+1636056.78)/20900=111.39㎡設(shè)管式爐加熱效率為75%，煤氣熱值為4250kcal/m=17765.則煤氣消耗量為：V==1161.59煤氣在管式爐中燃燒產(chǎn)生熱量為：Q=1161.59×4250=493.68萬千卡/時(shí)(3)管式爐的選型根據(jù)《焦化設(shè)計(jì)參考資料》選熱負(fù)荷為550萬千卡/時(shí)的管式爐一臺，其各項(xiàng)參數(shù)如下：型號:550-25-Φ114/Φ152直徑:4612mm總高:19928mm總熱負(fù)荷:550萬千卡/時(shí)加熱面積：對流段油管：61㎡對流段氣管31.5㎡輻射段油管：230㎡輻射段氣管8.35㎡設(shè)備總重：金屬重53.593t耐火材料重43.000t4.4.2再生器計(jì)算進(jìn)入再生器的富油，一部分蒸發(fā)成氣體進(jìn)入脫苯塔，其余當(dāng)作殘?jiān)懦觯_(dá)到再生的目的。(1)物料恒算進(jìn)入再生器的富油中的各組分的流出率按下式計(jì)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，；，—富油量和水蒸氣量，kg/h；，—油和水蒸氣的分子量，分別為160和18；我們?nèi)〕龉苁綘t富油的1%進(jìn)入再生器，則總量＝0.01×102895.79＝1028.96kg/h,其中102895.79kg/h是進(jìn)入管式爐富油的質(zhì)量流量。同理可以求出進(jìn)入再生器的富油中所有組分的流量見下表4.6所示：表4.6進(jìn)入再生器的富油中所有組分的流量:項(xiàng)目質(zhì)量流量（kg/h）分子量摩爾流量（kmol/h）總量1028.96氣相19.51氣相中洗油6.841700.040氣相中萘0.601280.0047氣相中粗苯4.90830.059氣相中水蒸氣5.99180.333液相1009.45液相中洗油970.861705.711液相中萘29.371280.229液相中粗苯15.21830.183再生器內(nèi)油分子數(shù)和水分子數(shù)之比＝18073.08/355859.2＝0.051,其中，Gm＝1009.45kg/h，是再生器內(nèi)的富油的液相部分的質(zhì)量流量；Gs＝3107.68kg/h是再生器內(nèi)水蒸氣的質(zhì)量流量；＝18，是水的分子量；＝160，是洗油的分子量。萘的平衡常數(shù)K＝P/P=496/980=0.506,其中；P＝496mmHg，是200℃（洗油在再生器內(nèi)被加熱到的溫度）時(shí)萘的飽和蒸汽壓力；P＝980mmHg是再生器出口油氣壓力。萘在再生器內(nèi)的蒸發(fā)率 ＝其中n=2（再生器內(nèi)設(shè)7層折流板，設(shè)其相當(dāng)于2層泡罩塔板）同理可以求得洗油的蒸發(fā)率表4.7再生器內(nèi)洗油和萘的蒸發(fā)率：項(xiàng)目萘洗油組分的飽和蒸汽壓496200再生器出油汽壓力980980組分i的平衡常數(shù)K0.5060.204提餾段塔板數(shù)n22再生器內(nèi)組分i的蒸發(fā)率0.9080.8在再生器內(nèi)粗苯全部蒸發(fā)萘的蒸發(fā)量為29.37×0.908＝26.67，洗油的蒸發(fā)量為970.86×0.8＝776.69,所以，從再生器進(jìn)入脫苯塔的氣體中萘含量為0.60+26.67=27.27，洗油蒸發(fā)量為776.69+6.84=783.53，粗苯蒸汽量為20.11,水的蒸汽量為3107.68見下表4.8所示。表4.8從再生器進(jìn)入脫苯塔的氣體中各組分及流量:組分質(zhì)量流量（）分子量摩爾流量()洗油783.531704.609萘27.271280.213粗苯20.11830.242水蒸氣3107.6818172.65共計(jì)3938.59177.714進(jìn)入再生器的富油一部分蒸發(fā)成氣體，沒有蒸發(fā)的部分就成為殘?jiān)懦觥Ｋ?，殘?jiān)泻?9.37－27.27＝2.1,洗油970.86－783.53＝187.33見下表4.9所示：表4.9各組分從再生器排渣量:組分排放量()分子量摩爾流量（）洗油187.331701.102萘2.11280.0164共計(jì)189.431.1184所以，單位時(shí)間每噸180℃前粗苯排渣量G＝＝97.04(2)再生器選型再生器頂部分氣體流量其中，＝128.72,是從再生器進(jìn)入脫苯塔的氣體的摩爾流量見下表，t=240℃是再生器頂部氣體溫度；P＝980mmHg，是再生器出口油氣壓力。再生器塔徑＝＝1.57m其中，＝0.6m/s，是再生器空塔氣速。根據(jù)以上計(jì)算結(jié)果再進(jìn)行再生器先型:5層多孔折流板、板間距300mm直徑/mm高/mm設(shè)備重/t加熱面積m2圖號160070005.0702141F46264.4.3脫苯塔計(jì)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175℃，該溫度下洗油和萘的飽和蒸汽壓為279.2和105mmHg，則組分的平衡常數(shù)為：萘=279.2/970=0.2878洗油=105/970=0.1083由再生器進(jìn)入脫苯塔的水蒸氣量為3107.68，進(jìn)入脫苯塔內(nèi)富油液相量如下：洗油97086.02-970.86=96115.16萘2937.01-29.37=2907.64kg粗苯1521.37-15.21=1506.16共計(jì)100528.96則油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為：L=100528.96×18/(3107.68×160)=3.639將上述各值代入公式，得洗油與萘蒸發(fā)率為：萘洗油提餾段內(nèi)洗油的蒸發(fā)量為96115.16×0.0238＝2287.54萘的蒸發(fā)量為2907.64×0.0526＝152.94表4.10在提餾段各組分蒸發(fā)量：組分質(zhì)量流量()分子量摩爾流量()洗油2287.5417013.46萘152.941281.19(2)脫苯塔塔徑的計(jì)算：提餾段塔徑：根據(jù)上表，進(jìn)入提餾段上部的氣相質(zhì)量流量為：成分氣相質(zhì)量流量粗苯1952.06萘59.95+27.27+152.94=240.16洗油684.39+783.53+2287.54=3755.46水蒸氣599.39+3107.68=3667.07共計(jì)9614.75則提餾段上部氣相體積流量為：(1952.06/83+240.16/128+3755.46/170+3667.07/18)×22.4×(273+175)/273×760/900=7797.85氣相密度為9614.75/7797.85=1.233液相洗油密度（175℃）為：＝=996.2