工艺技术万t每a焦化厂粗苯工段的工艺设计

加热面积为:2=（17105766.21X5%+1641139.83）/20900=119.45m设管式炉加热效率为75%煤气热值为4250Kcal/m3=17765KJ/Nm.则煤气消耗量为：Vg= — =1407.03Nm3/h75% 17765煤气在管式炉中燃烧产生热量为:=1407.03X4250=597.99万千卡/时根据《焦化设计参考资料》选热负荷为550万千卡/时的管式炉一台，其各项参数如下:型号:550-25-①114/①152直径:4612mm总高:29928mm 总热负荷:550万千卡/时加热面积：对流段油管：61m对流段气管31.5m辐射段油管：230m辐射段气管8.35m设备总重：金属重： 53.593t耐火材料重：43.000t（二）、再生器计算进入再生器的富油中的各组分的蒸发率按下式计算:1（丄）n/2'1（丄）n/21K/式中i――组分蒸发率n――提留段塔板层数Ki――组分平衡常数；Ki=Pi/PPi 组分的饱和蒸汽压力，mmHgP――再生器内总压力，mmHgI――油分子数与水分子数之比,GI――油分子数与水分子数之比,GmMSGsMmGm，Gs――油量和水蒸气量，Kg/h;Ms，Mm――油和水蒸气的分子量，分别为160和18;n=2。油在再再生器内设n=2。油在再生器内被加热至200C,该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压力分别为496mmHg和200mmHg再生器油气出口处油气压力为980mmHg则组分的平衡常数KiKi为：萘Kn=496/980=0.5061洗油Km=200/980=0.2041进入再生器内的油量Gm为管式炉后富油量的1.2%,即1454.17Kg/h，其中气相26.33Kg/h，液相1427.84Kg/h，气相包括洗油9.36Kg/h，萘1.45Kg/h，粗苯8.39Kg/h，水蒸气7.13Kg/h，液相包括洗油1335.29Kg/h，萘70.88Kg/h，粗苯21.67Kg/h。进入再生器的水蒸气量Gs为3135.92Kg/h。设在再生器内粗苯全部蒸发，则油分子数与水蒸汽分子数之比为:L=1427.84X18/(3135.92X160)=0.0512将上述各值代入公式，得各组分蒸发率为:1(0-0512/0-5°61匚=0.90811 (0.0512/0.5061)2/21洗油N洗油N2/2爲霊0爲/21=0.7994从再生器进入脱苯塔的气体数量如下:洗油9.36+1335.29X0.7994=1076.79Kg/h萘1.45+70.88X0.9081=65.82Kg/h粗苯8.39+21.67=30.06Kg/h水蒸气7.13+3135.92=3143.05Kg/h从再生器排出残渣数量如下:洗油1335.29X(1-0.7994)=267.86Kg/h萘70.88X(1-0.9081)=6.51Kg/h则每小时180C前粗苯排出残渣量为：274.37/1969.8X103=139.29Kg残渣/t粗苯再生器顶部气体温度为240r，其直径计算如下:经过再生器顶部的气体流量:V=(1076.79/160+65.82/128+30.06/82.2+3143.05/18)X22.4X(273+240)/273X760/980=5948.33Nm3/h取空塔气速为0.5m/s，则直径为D=]—5948.33 =2.05mf3600-0.5取D=1800mr的塔径，此再生器规格为:直径(mr)全高（m）塔 板形式板数加热面积（rf）重 量设备操作所用流程18007050条形泡罩32X166.54516管式炉脱苯6.4.2脱苯塔计算：（1）提馏段:

洗油与萘在提馏段的蒸发率:提馏段塔板数n=14,脱苯塔底压力为970mmHg塔底贫油温度为178C,该温度下洗油和萘的饱和蒸汽压为279.2和105mmHg则组分的平衡常数为:萘 Kn=279.2/970=0.2878洗油Km=105/970=0.1083由再生器进入脱苯塔的水蒸气量为 3135.92Kg/h，进入脱苯塔内富油液相量如下:洗油114202.97-1335.29=112867.68Kg/h萘6049.11-70.88=5978.23Kg/h粗苯1643.88-21.67=1622.21Kg/h共计120468.12Kg/h共计120468.12Kg/h则油分子数与水蒸汽分子数之比为:L=120468.12X18/(3135.92X160)=4.322将上述各值代入公式，得洗油与萘蒸发率为:（监胪：0.06659洗油S322/0，1083)：： 1 0.02506洗油(4.322/0.1083 11洗油与萘在提馏段的蒸发量:洗油112867.68X0.02506=2828.46Kg/h萘5978.23X0.06659=398.09Kg/h脱苯塔塔径的计算:提馏段塔径:根据上表，进入提馏段上部的气相质量流量为:成分气相质量流量成分气相质量流量Kg/h粗苯626.92+30.06+1337.52=1994.5123.45+65.82+398.09=587.36洗油805.06+1076.79+2828.46=4710.31水蒸气粗苯626.92+30.06+1337.52=1994.5123.45+65.82+398.09=587.36洗油805.06+1076.79+2828.46=4710.31水蒸气617.26+3143.05=3760.31共计11052.48共计11052.48则提馏段上部气相体积流量为:(1949.5/82.2+587.36/128+4710.31/160+3760.31/18)X22.4X(273+175)/273X760/900=8277.09NmB/h气相密度为g11052.48/8277.09=1.335Kg/Nm3液相洗油密度（180C）为:151055115105510.00040(t15) 10.00040(18015) 989.7Kg/m为了不产生大量雾沫夹带，保证塔板效率，选取塔板间距为 H=0.4m，从板式塔允许速度系数与板间距关系图查出 C=0.044m/s,得最大允许空塔气速为:Vmax=C{eg0.044障册11972选用空塔气速为:u 0.7Vmax0.71.1972=0.8380m/s则塔径：D=18277.091.870m3600o.83807取塔径D=1600mm其规格如下:塔径(mr)塔咼(m)塔板层数板间距(mm泡罩形式重量设操备作捕雾形式16001665016600条形26.2735二层泡罩本设计选取提馏段塔径为脱苯塔塔径643分缩器的计算:进入分缩器的富油量为124068.65kg/h其体积流量为:124068.65/1.05=118160.619l/h=118.16Nm 3/h则每小时富油所需传热面积为(根据《焦化设计参考资料》取每小时每立方米焦油洗油所需换热面积为2.3rf):118.16X2.3=271.768rf故取总传热面积为65X3+50=245rf的分缩器,该分器的规格如下:面积(rf)设备尺寸，mm设备重(t)程数直径总长管程壳程65X3+50=245120011.2506一块隔板管子尺寸工作压力(kg/cm2)管径(mm根数管长(mm管间距(mm排列方式管程壳程25X2.5712128032△60.2

6.5贫富油换热器的计算和选型：贫油温度较高，从换热器中心进入；富油温度较低，从换热器边缘进入。1、1、基础数据:进入贫富油换热器贫油温度175°C,贫油量为：121180.59-78.58-274.37=120827.64kg/h其中含粗苯297.95kg/h洗油(含萘)120529.69kg/h贫油进口温度为175C，出口温度为t(假设)。进贫富油换热器的富油量为124068.65kg/h其中含粗苯2270.8kg/h，水617.26kg/h，洗油(含萘)121180.59kg/h富油入口温度70C，出口温度135C。2、2、热量衡算:、热量输入Q入:、冷富油在70C时带入热量:4=(121180.59X0.446+2270.8X0.456+617.26X1)X70X4.18=16297611.65KJ/h式中0.446，0.456，1――分别为洗油，粗苯，水在70下的比热，kcal/kg•C、热贫油在175C时带入的热量:Q2=(120529.69X0.529+297.95X0.566)X175X4.18=46763950.64KJ/h式中0.529，0.566――洗油和粗苯在175C下的比热，kcal/kg•C故热量输入：Q入=Q1+Q2=63061562.29KJ/h(2)、热量输出Q出

①、135C富油带走的热量Q3=(121180.59X0.495+2270.8X0.523+617.26X1.021)X135X4.18=34875005.67KJ/h式中：0.495式中：0.495，0.523，1.021分别为洗油，粗苯，水在下的比热,kcal/kg•C②、热贫油在tC时带走的热量:Q4=(GC2)t式中G——洗油（含萘）在tC下的比热，kcal/kg「C，可用此式计算:C1=0.9643(0.398+0.000861t);C2――粗苯在tC下的比热，kcal/kg-C，可用此式计算:C2=0.383+0.001043t带入公式，得:Q4=(21474.77+46.48t)tkcal/h=(89764.54+194.29t)tKJ/h、设损失四周的热量为所传递热量的2.5%,则Q5=2.5%(34875005.67-16297611.65)=464434.85KJ/h式中34875005.67——热富油175C带走热量Q3，kJ/h;16297611.65——冷富油70C带入热量Q，kJ/h;;则输出热量Q出=Qs+Q4+Q=34875005.67+(89764.54+194.29t)t+464434.85由热量平衡，得：Q入=Q出即63061562.29=35339440.52+89764.54t+194.29t2

热量平衡如下:名 称输入（kJ/h）输出（kJ/h）富 油16297611.6534875005.67热贫油46763950.6427727831.31损 失464434.85共 计63061562.2963061562.29换热器面积的确定:3、解之得：t=211.8解之得：t=211.8rQ4=27727831.31kJ/h换热器内贫富油呈逆流流动，其温度差为:贫油175r211.8贫油175r211.8r富油135r70rt40t40r141.8r则平均温差tm为:t，=141.则平均温差tm为:m,141.8In 40取tm=t• t，m=0.95X80.44=76.42r式中t——温差调节系数，取0.95。根据《化工工艺设计手册》上册中螺旋板油油换热器的设计定额，取换热系数K=400Kcal/rf.h•r,则所需换热面积为：F=—Q—Kgtm=(34875005.67-16297611.65) -1672-76.42=145.39rn6.6贫油冷却器的计算：贫油量121180.59Kg/h,其中洗油115008.03Kg/h，粗苯2270.8Kg/h，进贫

油冷却器温度为211.8C,出来温度为30C,水进口温度为18C,出口温度为35C。30C时，洗油比热Cx=0.9643X(0.389+0.000861X30)=0.409Kcal/Kg.C=1.710KJ/Kg.粗苯比热Cb=0.383+0.001043X30=0.414Kcal/Kg.C=1.731KJ/Kg.211.8C时，洗油比热Cx0.9643X(0.389+0.000861X211.8)X4.18=2.303KJ/Kg.粗苯比热Cb=(0.383+0.001043X211.8)X4.18=2.52KJ/Kg.C则热负荷:Q=(121180.59X2.303+2270.8X2.52)X211.8-(121180.59X1.71+2270.8X1.731)X30=53986431.56KJ/h平均温差tm的计算:贫油211.8C30C冷却水35冷却水35C18Ct176.8Ct176.8C12C61.26Ct61.26Ctm=,176.8ln 12根据《化工工艺设计手册》上册中螺旋板油油换热器的设计定额，取换热系数K=600Kcal/h•C,则所需换热面积F=—=53986431.56/(2508X61.26)=351.38mKgtm6.7冷凝冷却器的计算：每小时180C前馏分产量为187.6X1.2%=2.2512(t)

X150=337.68rf,可取以下规格的冷凝冷却器2个:式中187.6――装炉干煤量，t/h根据《焦化设计参考资料》,