1 75萬噸/年焦炭規(guī)模之富油脫苯工藝主要設(shè)備及工藝管道計算與選擇1.1主要設(shè)備計算與選擇以無分凝器的管式爐加熱法富油脫苯工藝流程，進(jìn)行主要設(shè)備計算。計算依據(jù)如下:75萬噸/年 4萬m*h焦?fàn)t煤氣，其中粗苯產(chǎn)量1280kg/h,其中苯973kg/h,甲苯192kg/h,二甲苯51kg/h,溶劑油61kg/ho貧油量68248kg/h或68248/1055=64.69m3/h貧油中苯量64.69*0.4%=0.259n?/h或0.259*860=222.7kg/h,其中苯6kg/h,甲苯42.7kg/h,二甲苯68.3kg/h,溶劑油105kg/h富油量 1280十68248十222.7=69750.7kg/h富油中水量69750.7*0.1%=69.75kg/h富油中荼量69750.7*5%=3487.5kg/h洗油量68248-3487.5=64760.5kg/h進(jìn)入脫苯工序的富油量如下：kg/hkg-分子數(shù)/h洗油1942821214.26蔡1046281.73苯293637.64甲苯7057.66二甲苯3593.99溶劑油5064.22水20911.61共計2094591360.514.1.1管式爐管式爐出口富油溫度180°C,壓力920122.6kPao180°C時各組分的飽和蒸汽壓力（kPa）如下：苯：1022.1；甲苯：516.5；二甲苯：274.6：溶劑油:146.6；荼：39.3；洗油：14.7從管式爐岀來的富油進(jìn)入脫苯塔時，閃蒸后與閃蒸前液相中各組分的比率計算如下:苯：假設(shè)＜Pb=0?903甲苯:0.903x1022.1甲苯: =0.9490.903X1022.1+0.097X274.6二甲苯:0.903x1022.10.903x1022.1+0.097x274.6二甲苯:0.903x1022.10.903x1022.1+0.097x274.6=0.972溶劑油:0.903x1022.10.903x1022.1+溶劑油:0.903x1022.10.903x1022.1+0.097x146.6=0.985荼:0.903x1022.1U.9U3x1022.1+0.09/+39.3=0.996洗油:0.903x1022.19m=0.903x1022.1+0.097x14.7=0.998水: <p\V=0閃蒸后留在液相中各組分的數(shù)量如下：（包括進(jìn)入再生器的油量）kg?分子數(shù)荼:0.903x1022.1U.9U3x1022.1+0.09/+39.3=0.996洗油:0.903x1022.19m=0.903x1022.1+0.097x14.7=0.998水: <p\V=0閃蒸后留在液相中各組分的數(shù)量如下：（包括進(jìn)入再生器的油量）kg?分子數(shù)/h kg/h苯0.903x37.64=33.992651甲苯0.949x7.66=7.27669二甲苯0.972x3.39=3.3350溶劑油0.985x4.22=4.16499荼0.996x81.73=81.410419洗油1[).998x1214.26=1211.83193893共計1341.95208481驗(yàn)算<Pb：1341.95x122.6A= =8864.41360.51-1341.958864.4<pB=8864.4-1022.1=0.896與假設(shè)之（Pb=0.903接近，證明以上計算正確。在脫苯塔進(jìn)口各組分的蒸發(fā)量如下（包括進(jìn)入再生器的蒸發(fā)量人苯甲苯二甲苯溶劑油荼洗油水kg/h2936—2651=285705-669=36359-350=9506-499=710462-10419=43194282-193893=389209共計978337粗苯在管式爐內(nèi)總蒸發(fā)率為=8.78%o3840（1）管式爐輸入熱量Qr管式爐的富油（包括洗油、粗苯和水，其溫度為125°C）,帶入熱量Qi：洗油（包括荼）qi=204744x2.056xl25=526.1xl05kJ/h式中2.056——125°C時洗油比熱，kJ/kg-Ko粗苯 q2=4506x2.148xl25=12.1xl05kJ/h式中2.148——125°C時粗苯比熱，kJ/kg-Ko水 q3=209x4.258xl25=l.lxl05kJ/h式中4.258——125°C時水的比熱，kJ/kg-KoQi=qi+q2+q3=593.3x105+Q3kJ/h

入管式爐對流段低壓蒸汽帶入q2：蒸謂用直接蒸汽消耗量G=1.592X3.84=6113kg/hQ2=6133x2747.9=168xl05kJ/h式中2747.9——公斤/厘米2（表壓）飽和蒸汽熱含，kJ/kg-Ko管式爐加熱用煤氣供熱量QsQr=Qi+Q2+Q3=707.3x105+Q3kJ/h（2） 管式爐輸出熱量Qc富油180°C時帶岀的熱量Q4：洗油（包括荼）qi=204312x2.236xl80=822.3xl05kJ/h式中2.236——180°C時洗油比熱，kJ/kg-Ko粗苯 q2=4169x2.391xl80=17.9xl05kJ/h式中2.391——180°C時洗油比熱，kJ/kg-KoQ尸qi十q?=822.3x105+17.9xl05=840.2x105kJ/h粗苯蒸汽和油汽帶岀熱量Q5：洗油蒸汽（包括蔡蒸汽）qi=432x565.245=2.4x105kJ/h式中565.245——180JC時油汽熱含，kJ/kgo粗苯蒸汽 q2=337x665.733=2.2xl05kJ/h式中665.733——180°C時粗苯蒸汽熱含，kJ/kgo水蒸汽 q3=209x2834.6=5.9x105kJ/h式中2834.6——1.2kg/cm2,180°C時水蒸汽熱含，kJ/kgoQ5=qi+q2+q3=10.5x10’kJ/h400°C過熱蒸汽帶岀熱量Q“Q6=6113x3272.1=200xl05kJ/h式中2834.6 4kg/cnr（表壓），400°C過熱蒸汽熱含，kJ/kgo散熱損失Q?：Q7=0.05Qr=0.05（707.3x105十Q3）=35.4x105+0.05Q3kJ/hQc=Q4+Q5+Q<5+Q7=l086.1x1OHO.O5Q3 kJ/h令Qr=Qc，得Q3=389.7xl05kJ/h,Q7=54.9xl05kJ/ho（3） 管式爐加熱面積供給富油的熱量 Qm=Q4+Q5-Qi=311.4xlO5kJ/h供給蒸汽的熱量 Qv=Q<5-Q2=32xlO5kJ/h取Qm的95%由輻射段供給，5%由對流段供給，輻射段熱強(qiáng)度為1.05xl05kJ/m2-h,則輻射段爐管加熱面積為：Fi=31140000x95%105000Fi=31140000x95%105000=281.74m23200000巳20935取對流段總加熱強(qiáng)度為20935kJ/m2-h,3200000巳20935富油部分f3=3140000x5%=?437m220935蒸汽部分=152.85m2對流段總加熱面積F2+F3=227.22m2設(shè)管式爐熱效率為75%,煤氣熱值為17795kJ/Nm3,則煤氣消耗量為:

Qm+Qv0.75x17795343400000.75x17795=2573Nm3/h選用熱負(fù)荷為Qm+Qv0.75x17795343400000.75x17795=2573Nm3/h選用熱負(fù)荷為9539kw的圓筒管式爐一臺。4.1.2再生器進(jìn)入再生器的富油中各組分的蒸發(fā)率按下式計算:(4.1)式中邛——組分的蒸發(fā)率；n—提鐳段塔板層數(shù)；Ki—組分的平衡常數(shù)，按下式計算：Kx=Px/PP：——組分的飽和蒸汽壓力，kPa；P——再生器內(nèi)總壓力，kPa：1——油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比，按下式計算:(4.2)Gm、Gz 油量和水蒸氣量，kg/h：Mm、M=——油和水蒸汽的分子量，分別為160和18。再生器內(nèi)設(shè)7層多孔折流板，設(shè)其相當(dāng)于兩層泡罩塔板，即n=2。油在器內(nèi)被加熱到200 該溫度下荼和洗油的飽和蒸汽圧力分別為66.11kPa和26?66kPg再生器出口油汽圧力為130.62kPa,則組分的平衡常數(shù)&為:…66.11荼Kn= =0.5061130.62…26.66洗油Km= =0.2041130.62進(jìn)入再生器內(nèi)的油量Gm為管式爐后富油量的1%，即2092.51kg/h,其中汽相9.78kg/h,液相2082.73。汽相包括洗油3.89kg/h,荼0.43kg/h,粗苯3.37kg/h,水蒸汽2.09kg/h。液相包括洗油1938.93kg/h,荼104.19kg/h,粗苯41.69kg/h。進(jìn)入再生器內(nèi)的水蒸氣量G尸6113.1kg/ho設(shè)在再生器內(nèi)粗苯全部蒸發(fā)，則油分之?dāng)?shù)與水蒸氣分之?dāng)?shù)之比為：2082.73x181= =0.038336113.1x160將上列各值代入公式4.1得組分蒸發(fā)率為：1 .0.03833.1—( )=0.92960.5061以I,0.03833^=0.92961-( Y0.5061

0.03833洗油n- 0.2041 _0841nnm「0.03833、，08419i-( y0.2041從再生器進(jìn)入脫苯塔的汽體數(shù)量如下：洗油 3.89十1938.93x0.8419=1636.28kg/h荼 0.43十104.19x0.9296=97.28 kg/h粗苯 3.37十41.69=45.06kg/h水蒸氣 2.09+6113.1=6115.2kg/h從再生器排出殘渣數(shù)量如下：洗油 1938.93X(1-0.8419)=306.54kg/h荼 104.19X(1-0.9296)=7.33kg/h31387共計313.87kg/h,對每小時每噸180°C前粗苯為__:一=81.7kg/h。3.840再生器頂部汽體溫度240°C,其直徑計算如下：160*128*82.2取空塔速度v=0.5m/s,160*128*82.2取空塔速度v=0.5m/s,則直徑18" 273 130.611466.2A<3600x0.785x0.5一"％口取D=3.0米，設(shè)有7層多孔折流板，板距350miiio4.1.3脫苯塔洗油和荼在提係段內(nèi)的蒸發(fā)率按公式4.1計算如下：提謂段塔板層數(shù)n=14脫苯塔塔底壓力為129.29kPa,塔底貧油溫度為178°C,該溫度下蔡和洗油的飽和蒸汽壓力分別為37.21kPa和14kPao則組分的平衡常數(shù)為荼 2竺U.2878129.29洗油14=0.1083洗油14=0.1083由再生器進(jìn)入脫苯塔的水蒸氣量為6113.1kg/ho進(jìn)入脫苯塔內(nèi)富油的液相數(shù)量如下:洗油蔡粗苯193893-1938.9=191954.1kg/h10419-104.2=10314.8kg/h4169-41.7=4127.3kg/h共計206396.2kg/h油分子數(shù)與水蒸氣分子數(shù)之比:206396.2xl8=3j98206396.2xl8=3j986113.1x160將上列各值代入公式（4.1）,得洗油和荼的蒸發(fā)率:（4-1洗油i]m= =0.02852（丿"）￡-10.1083（亠一1蔡 ——=0.07578（3/98）8-10.2878洗油和猱在提係段的蒸發(fā)量為：洗油 191954.1x0.02852=5474.5kg/h蔡 10314.8x0.07578=781.6kg/h脫苯塔精憎段物料平衡計算如下：已知粗苯產(chǎn)量為3840kg/h,設(shè)在脫苯塔內(nèi)全部蒸發(fā)。其180°C前鐳岀量為93%,故實(shí)際粗苯量為3840 =4129kg/ho0.93粗苯中含油量為4129-3840=289kg/h,其中洗油占20%,即57.8kg/h；蔡占80%,即231.2kg/h。從精鐳段側(cè)線采出蔡係分，含荼50%,這部分荼量相當(dāng)于洗油從煤氣中吸收的荼量1.5g/Nnf煤氣，即：1150000xl.5x =225kg/h1000采出的荼憎分量為450kg/h,其中洗油225kg/ho根據(jù)富油在脫苯塔進(jìn)口的閃蒸量、由再生器進(jìn)入脫苯塔的汽體量、脫苯塔提鐳段的蒸發(fā)量以及塔頂粗苯帶走和側(cè)線荼僻分帶走的油量，得到在精係段冷凝而流到提鐳段的洗油量和荼量如下：洗油（389-3.9）十1636.3十5474.5—57.8—225=7213.lkg/h荼 （43?0.4）+97.3+781.6-231.2-225=465.3kg/h脫苯塔塔頂逸出的水蒸氣量和粗苯量計算如下：塔頂壓力為109.3kPa,塔頂溫度為95°C。該溫度下水的飽和蒸汽壓力為84.5kPa。水蒸氣的分子分?jǐn)?shù)為竺丄=0.773,則粗苯的分子分?jǐn)?shù)為0.227。109.3粗苯（180°C前憎岀93%）產(chǎn)量為：TOC\o"1-5"\h\z2918 577 154 191 231.2 57.8 八“ +——4-——+——+ +——=4&894kg-分子數(shù)/h78 92 106 120 128 160設(shè)塔頂粗苯回流量為Xkg?分子/h,則塔頂汽體含水蒸氣量為：z 0.773（x+4&894）x x18=6l?3x+2997?2kg/h0.2274129粗苯產(chǎn)品分子量為上匕=84.45,則塔頂汽體含粗苯量為：4&8944129+84.45xkg/h精謂段物料平衡計算結(jié)果見圖4.1o脫苯塔塔徑計算：（1）提鐳段（上段）塔徑根據(jù)圖4.1,求得進(jìn)入提僻段上部的氣相巫量流量為:

粗苯荼洗油水蒸氣3506.4+333.6=3840k割h878.9+42.6=921.5kg/h7110.8+385.1=7495.9kg/h6115.2十206.9=6322.1kg/h共計18579.5kg/h塔頂出來的氣體:提憎段上部氣相的體積流量為:圖4.1脫苯塔精憎段物料平衡384。+罟*空竺+型 ％竺也x… … 273塔頂出來的氣體:提憎段上部氣相的體積流量為:圖4.1脫苯塔精憎段物料平衡384。+罟*空竺+型 ％竺也x… … 273V=_(82.2'128'16018101.3120=14027.4m3/h氣相巫度為:18579.514027.4=1.324kg/m3液相洗油巫度（180°C時）為:_ 丫15 = 1055 _丫尸1+0.0040(/—15)—1+0.0040(180-15)=989.1kg/m為了不產(chǎn)生大量霧沫夾帶，保證塔板效率,選取塔板間距H=0.4m。從文獻(xiàn)［1］圖4?543查出C=0.044m/s,最大允許空塔速度：廣1丫0-廣1丫0-丫& /989.1-1324Vk"-=0?044pmax*1.324=1.202m's選用空塔速度為V=0?7VgF0?7xl?202=0?8414m/s塔徑為：D=14027.43600x0.785x0.8414D=14027.43600x0.785x0.8414辺彳対m精鐳段(上部)塔徑首先計算回流比。根據(jù)圖4.1,通過熱平衡可求得回流量x,得到回流比約小于2?，F(xiàn)取回流比為3計算精鐳段塔徑。當(dāng)回流比R=3時，塔頂汽體體積流量為：TOC\o"1-5"\h\z一 6322.1 273+951013 .Vg=［4&894X(3+1)+ 1X22.4X X =15302.6m3/h18 273 1093汽相巫量流量為:48.894x4x84.45+6322.1=22838.5kg/li一口「宀 22838.5 .汽相重度 丫尸 =1.492kg/n?匚15302.6液相巫度 70=800kg/m3V^O.044J800 1492=1.018m/sV1.492V=0.7xl.018=0.7126m/s塔徑D==2.756m塔徑D==2.756m3600x0.785x0.7126通過以上計算，選用脫苯塔塔徑為2.8m。4.1.4油氣換熱器物料計算取脫苯塔回流比R=3,從脫苯塔來的氣體數(shù)量如下：粗苯4&894x4x84.45x0.93=15360.2kg/h洗油和荼48.894x4x84.45x0.07=1156.1kg/h水蒸氣 6322.1 kg/h進(jìn)口汽體溫度為95°C。岀口物料數(shù)量：…粗苯和水共凝點(diǎn)計算，設(shè)換熱器汽體岀口總壓為103.96kPao70°C和80°C時粗苯各組分的飽和蒸汽壓力見表4.1苯甲苯二甲苯溶劑油蔡洗油

苯甲苯二甲苯溶劑油蔡洗油表粗苯中各組分的分子4.1表粗苯中各組分的分子4.1分?jǐn)?shù)0.7652570°C70°C和粗苯各組分飽73.42oUC時粗和蒸汽壓力80°C苯各kPa100.90組分0.128050.029640.032720.0369527.1610.534.530.553&8215.616.661.000.00739的飽和蒸汽壓力70°C粗苯飽和蒸汽壓力Pi=0.76525x73.42十0.12805x27.16+0.03272x4.53+0.003695x0.55=60.14kPa80°C粗苯飽和蒸汽壓力P2=0.76525x100.90+0.12805x3&82+0.03272x6.66十0.003695x1.00=82.97kPa水的飽和蒸汽壓力：70°C——31.15kPa80°C 7.33kPa共凝點(diǎn)"十心103?96-(60.14+31.15)皿g(82.97十47.33)-60.14+31.15)共凝物中水蒸氣含量8x31.15—7x47.33+O.lx47.33—31.15x73.1103.96xw= =0.34103.96共凝物中粗苯含量=1-0.348=0.652油氣換熱器出口含水蒸氣量4&894x4x0.348十0.652x18=187&97kg/h輸入熱量Qr輸入熱量Qr：粗苯蒸汽帶入熱量油汽帶入熱量水蒸氣帶入熱量Qi=15360.2x543.9=84xl05kJ/hQ2=1156.1x420.8=4.9x105kJ/hQ3=6322.1x266&0=16&7xlO5kJ/h式中543.9、420.8、2668.0——95°C時粗苯蒸汽、油汽、水蒸氣熱含，kJ/kgoQr=Qi+Q2+Q3=257.6x105kJ/h輸出熱量Qc：出口汽體帶走熱量（溫度73.roQ4：粗苯 qi=15360?2x515?4=79?2xl05kJ/h油汽 q2=1156.1x383.9=4.4xl05kJ./h水蒸氣q3=1878.97x2631.5=49.4xl05kJ/h式中515.4.383.9.2631.5——73.PC時粗苯蒸汽、油汽和水蒸氣熱含，kJ/kgoQ4=qi+q2+q3=133x10〉kJ/h

冷凝水帶岀熱量（取冷凝水平均溫度=—!—=84°C）2Qs=（6322.1-1878.97）x84x4.2=15.7xl05kJ/h式中4.2——84°C時冷凝水比熱，kJ/kg-Ko富油吸收熱量Q6oQc=Q4+Q5+Q6=148.7x105+Q6kJ/h令Qr=Qc得Q6=10&9xl05kJ/h。（3）對數(shù)平均溫度差A(yù)t富油量20925lkg/h,富油中水分209kg/h,富油進(jìn)口溫度30C。富油溫度升高△t=富油溫度升高△t==28.6°C(209251X0.433+209x0.997)X4.187富油出口溫度30+28.6=58.6°C對數(shù)平均溫度差油汽 95—73.1°C富油 5&6t30°C36.4 43.143.1-36.5=3943.1-36.5=39?7°C（4）換熱面積F取總傳熱系數(shù)K=628kJ/m2-lr°C換熱面積108.9x10s39.8x150x4.187換熱面積108.9x10s39.8x150x4.187=436.7m2折合每小時每噸肌前粗苯薯=27皿與設(shè)計定額基本符合。4.2主要工藝管道計算與選擇選用的管徑太大則相應(yīng)的支吊架都要增加，增加了管道投資；管徑太小則因輸岀阻力大而增加操作費(fèi)用；因此，應(yīng)按經(jīng)濟(jì)流速計算管徑。管徑計算公式［⑺：d=0.0188(4.3)管徑計算公式［⑺：d=0.0188(4.3)式中d——管內(nèi)徑（m）；Q 流量，按需要量或泵排量（m*h）；v 經(jīng)濟(jì)流速（m/s）。（1）管式爐1）富油管道計算：富油量20925lkg/h富油量20925lkg/h或2092511055=1983m3/h富油管道為液體壓力管道，取流速v=l?2nvs則管內(nèi)徑d=0.0188取富油管道d=250mm管式爐后富油管道d=250mm2）蒸汽管道計算：直接蒸汽管道計算：直接蒸汽流量Q=等x224x直接蒸汽流量Q=等x224x273+180~~273-X竺論佔(zhàn)h3.922直接蒸汽管道內(nèi)徑d=0.0188取直接蒸汽管道d=200mm過熱蒸汽管道：直接蒸汽流量x22,4x27^4°°x273直接蒸汽流量x22,4x27^4°°x2731.0133.922=4843.8m3/h過熱蒸汽管道內(nèi)徑d=0.0188取過熱蒸汽管道d=250mm3）煤氣管道：煤氣流量Q=2573m3/h煤氣管道內(nèi)徑d=0.0188煤氣管道內(nèi)徑d=0.0188取煤氣管道d=350mm