毕业设计产60万吨焦炭焦化厂粗苯回收车间设计.doc

1 文献综述1.1 产品简介 粗苯是多种芳烃和其他化合物组成的混合物，粗苯主要成分是苯、甲苯、二甲苯及三甲苯等，此外，还含有一些不饱和化合物、硫化物及少量的酚类和吡啶碱类。当用洗油回收煤气中的苯族烃时，在所得的粗苯中有少量的洗油轻质馏分，粗笨是焦炭生产过程中副产物，常温下是一种淡黄色易挥发的液体。粗苯的各主要组分在180的馏出物称为溶剂油。在测定粗苯中各组分的含量和计算产量时，通常把180前馏出量当作100%来计算，故以其180前的馏出量作为馏出量质量的指标之一。粗苯在180前的馏出量取决于粗苯工段的工艺流程和操作制度。180前的馏出量越多，粗苯的质量就越少，一般要求180前的馏出量为9395%粗苯。粗苯是淡黄色的透明液体，比水轻，不溶于水。在储存时，由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合形成的树脂状物质能溶解于粗苯中使其着色并很快地变暗。粗苯是易燃的物质，闪点12。粗苯蒸汽在空气中的浓度在1.47.5%（体积）范围内时，能形成爆炸性混合物，此工段要求严禁烟火。由于粗笨是一种初级化工产品，成分复杂，不能直接用于化工生产，也不能直接被终端客户消费，因此需要精苯生产企业把粗笨分理出纯苯、甲苯、二甲苯以及重质苯后，再到消费者手中。苯、甲苯、二甲苯（简称BTX）等同属于芳香烃，是重要的基本有机化工原料，芳香烃衍生的下游产品，广泛用于三大合成材料（合成塑料、合成纤维、合成橡胶）和有机原料及各种中间体的制造。苯主要用于合成乙苯、异丙苯环己烷，一部分也用于合成苯胺、马来酸、环氧树脂、尼龙和氯苯等。其中氯苯是重要的制药和染料工业的中间体，而苯胺则广泛用于染料、医药、农药、炸药、助剂、香料等精细化学品的生产，也用于合成材料工业1。二甲苯在工业上有用的是邻、对二甲苯。邻二甲苯可以用作生产邻二甲苯酰酐（苯酐）的原料，邻二甲苯酰酐主要用于增塑剂的制备；对二甲苯用作生产对二甲酸的原料，对苯二甲酸不仅是制造聚酯纤维涤纶的原料，也是制造模型树脂的原料。见表1.1 表1.1各组分的平均含平量 组 分分 子 式含量 %苯甲苯二甲苯三甲苯不饱和化合物其中：环戊二烯苯乙烯苯并呋喃及同系物茚及同系物硫化物（按硫计）其中：二硫化碳噻吩C6H6C6H5CH3C6H4（CH3）2C6H3（CH3）3C5H6C6H5CHCH2C8H6OC9H8CS2C4H4S558011222.561.027120.51.00.51.01.02.01.52.50.31.80.31.50.21.61.2 国内外的生产现状和市场需求1.2.1 国内焦化制纯苯现状（1）酸洗法生产纯苯现状 目前酸洗法生产的纯苯主要用于医药、农药、合成橡胶、树脂、染料、溶剂等等，由于酸洗法生产苯工艺落后而且对环境污染比较严重，目前大城市已逐步的取缔和搬迁；国家考虑到人们健康的要求，早已限制酸洗苯在某些领域的使用，国家发改委也将酸洗法工艺列入了淘汰技术目录予以限制，这样导致了酸洗苯产量的增幅下降。据有关资料显示2003、2004、2005年酸洗苯产量分别为47万吨、52万吨、55万吨，2004年比2003年同比增长了10%，2005年比2004年同比增长了6%，增幅下降。但是酸洗苯在价格方面有很大的优势，下游生产企业仍在不断的加大需求以降低生产成本，因此，酸洗苯受下游产品需求的支援，预计产量将保持一段平稳后，逐步进入下降通道。（2）苯加氢工艺生产纯苯现状 近年来国际石油价格居高不下，带动了下游产品石油苯价格的不断攀升，价格由2004年初的5000元吨左右，上升到最高10500元吨左右，目前价格在7000元吨左右。苯加氢工艺生产的纯苯，在质量上不仅完全达到了石油苯的技术指标要求，而且价格上却有很大的优势，目前以粗笨为原料的加氢苯生产成本与以石油为原料的石油苯生产成本相比低1600元左右，最高时成产成本相差3500元，高利润导致了苯加氢工艺的迅猛发展。而且苯加氢工艺能实现甲苯、二甲苯等化学品的有效分离，代表了粗笨精制的发展方向。 粗苯市场发展中存在这些问题（1）粗苯回收普及率较低。世界上发达国家炼焦企业的焦炉气的回收普及率接近100% , 而我国目前不足70%。其主要原因: 炼焦装置发展速度过快, 但配套的回收装置因资金问题发展缓慢; 小炼焦、土炼焦和工艺落后的炼焦炉由于各种原因或地方保护未按规定的时间关停。(2)由于技术落后或资金投入不足, 造成粗苯回收率低。据实地考察, 新建大型炼焦装置的焦炉气回收技术比较先进, 回收率比较高, 环境污染也比较小, 而一些小型炼焦装置的焦炉气回收技术既落后又不完善, 如缺少排水系统、污水处理系统和硫回收系统, 不仅粗苯回收率低, 而且也污染了环境。(3)一些地方和焦炭企业对环境治理不重视, 以牺牲环境和资源为代价发展经济, 再加上资金不足,造成焦炉气回收装置不能及时的配套建设, 因此, 国家对焦炭企业治理除了采取强制手段外, 还需在焦炉气回收方面给予一定的政策鼓励和资金投入2。1.2.2 焦化粗苯回收的现有生产工艺（1）煤气的最终冷却及除萘工艺 目前我国焦化厂所采用的煤气终冷及除萘工艺主要有四种:煤气终冷和机械除萘工艺;煤气终冷和焦油洗萘工艺;洗油萘和煤气最终冷却工艺;横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺.本设计采用横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺，同时在粗苯回收的过程中运用智能控制其过程，使其达到最大化17。a煤气终冷和机械除萘工艺煤气在终冷塔内自下而上流动,与经由隔板孔眼喷淋而下的冷却水流密切接触而被冷却至25左右,部分水汽被冷凝下来,同时还有相当数量的萘从煤气中析出,并被水冲洗下来,煤气含萘量也从2000-3000mg/Nm³降到800-1200mg/Nm³。含萘冷却水由塔底经水封管进入机械化刮萘槽,在此水和萘分离,水流入凉水架冷却到30-32,再由泵抽送经冷却器冷却到25左右后,回终冷塔循环使用,在萘沉淀槽中积聚的萘定期用蒸汽间接加热使其融化流入萘扬液槽，再定期用水蒸气压送到焦油槽或焦油氨水澄清槽处理。该流程的优点是操作稳定,便于管理,缺点是出冷却塔煤气含萘量较高;终冷水和萘不能充分分离,部分萘被带到凉水架,使其清扫次数增加;刮萘槽结构复杂笨重,建设费用高,且操作环境较差,污水处理量大9。b煤气终冷和焦油洗萘工艺煤气在终冷塔内的过程同前所述。含萘冷却水从终冷塔底流出，经液封管导入焦油洗萘器底部并向上流动。热焦油通过洗萘器中的筛板孔眼向下流动，在与含萘冷却水对流接触中将冷却水中的萘萃取出来。洗萘后的焦油从洗萘器底部排入焦油贮槽。焦油在循环使用24小时后经加热静止脱水，再用泵送往焦油车间加工处理，放空的焦油槽再接受新的焦油以备循环洗萘使用。从洗萘器上部流出的水进入澄清槽，经与焦油分离后自流到凉水架冷却，分离出的焦油及浮在水面上的油类、萘等混合物自流到焦油贮槽。该流程的优点是不仅可以把冷却水中的萘几乎全部清除，而且对水中的酚有一定萃取作用。结果，减少凉水架的清扫次数，有利于终冷水的进一步处理。缺点是操作复杂，出口煤气含萘量高，用水量大，后期仍需进行污水处理8。c洗油萘和煤气最终冷却工艺煤气进入木格填料洗萘塔底，经由塔顶喷淋下来的55左右富油洗涤后可使煤气含萘量降到600mg/Nm³左右。除萘后的煤气进入终冷塔，该塔为隔板式分两段，下段用从凉水架来的循环水喷淋，将煤气冷却至40左右，上段用经冷却器冷却至20-30的循环水喷淋，将煤气再冷却25左右，热水从终冷塔底部经水封管流入热水池，然后用泵送至凉水架，经冷却后自流入冷水池。再用泵送至终冷塔的上下两段，送往上段的水须经间冷器用低温水冷却，由于终冷器只冷却煤气，所以终冷循环水量可减至2.5-3t/1000 Nm³。该流程的优点是塔后煤气含萘量要低于前两种工艺，用水量也仅为水洗萘的一半，因而可减少含酚污水的排放量。缺点是该流程洗萘在较为高的温度下进行，塔后煤气含萘量仍较高，煤气温度波动；操作复杂，洗油耗量大，脱苯困难，仍需进行污水处理7。d横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺煤气的终冷和除萘都在横管终冷塔中进行，煤气从上部导入终冷洗萘塔，从终冷塔下部导出；而水从下往上与煤气逆流而行，且与煤气间接接触，煤气在预冷段内冷却至21-25后进入吸收段的上部，循环喷洒轻质焦油雾滴，捕雾后的煤气进入洗苯塔。为使循环轻质焦油中的萘含量保持稳定，轻质焦油由泵导入循环槽的同时，从循环槽的导出管导出相同的焦油连续送往机械化氨水澄清槽，再送往焦油车间处理14。 设计除萘过程采用横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺。其优点是该流程的优点是：a对煤气中的萘的脱除率高，而且冷却效果好。出口煤气约22左右，煤气含萘量大约在350-450mg/Nm³。b须用洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量；煤气中的萘直接转入焦油，减少了萘的损失。c系统阻力小，风机电耗低；操作维护简便；无污染；占地面积小，基建费用少。d与煤气的冷却不直接与水接触，所以无含酚污水的处理5。（2） 洗苯工艺a焦油洗油吸收法煤气经最终冷却至25左右后，首先进入第一台洗苯塔的底部，从塔顶导出，再依次经过各台洗苯塔。从最后一台洗苯塔顶出来的煤气含苯量要求低于2 g/Nm³。从贫油槽来的贫油则从最后一台洗苯塔顶喷淋而下，与煤气逆向而行密切接触，吸收煤气中的苯。含苯为2.5%左右的富油从第一台洗苯塔的底部导出，用富油泵抽送至脱苯工序，脱苯后的贫油送回贫油槽循环使用。各洗苯塔底部为洗油接受槽，用钢板与煤气隔开。从塔顶下来的洗油经U型管流入该槽，槽内油位应保持稳定。最后一台洗苯塔喷头上面捕雾层，以捕集煤气夹带的油滴，减少洗油损失，也避免洗油进入煤气。b石油洗油吸收法用石油洗油回收苯族烃的工艺与用焦油洗油回收苯族烃的工艺流程一样,只是在设计贫油槽时,需要考虑经常排出油渣和可能生成的乳浊物。目前国内使用的石油洗油为轻柴油，与焦油洗油比较耗量低、油水分离容易，具有较高的稳定性，长期使用其物理化学性质几乎不变。此外石油洗油吸收萘的能力强，一般塔后煤气量可达150 mg/Nm³以下。石油洗油吸收法的缺点是洗苯能力较低，故循环洗油量比用焦油洗油时大，所以脱苯蒸馏时的蒸汽耗量也大。此外在洗苯过程中生成的难容油渣容易堵塞换热设备，含有油渣的洗油与水容易形成乳浊液，影响正常操作。由于上述工艺流程缺点较多，设备选型上存在难题，所以，一般不采用该工艺。本设计采用洗苯过程采用焦油洗油吸收法3 。（3） 脱苯工艺a水蒸气蒸馏生产两种苯由洗苯工序来的富油在分缩器下面的三格中，被脱苯塔来的洗油加热，然后进入贫富油换热器，再进入预热器，用中压蒸汽将富油加热到135-145，最后进入脱苯塔顶部进行脱苯，蒸馏用的直接蒸汽从再生器供入。从脱苯塔底部排出的热贫油自流入贫富油换热器，然后回脱苯塔底部贫油槽，再用泵送到贫油冷却器冷却，送往洗苯塔循环使用。从脱苯塔顶部出来的粗苯、轻质洗油蒸汽和水蒸气进入分缩器，进行部分冷凝，大部分洗油蒸汽和部分水蒸气被冷凝下来，形成轻重分缩油，分别进入分离器与水分离后兑入富油中。从分缩器底部出来的粗苯蒸汽和水蒸气进入两苯塔，在此分离成轻苯和重苯。重苯呈液态从塔底经重苯冷却器流入贮槽，再由泵送出。从两苯塔顶部出来的轻苯蒸汽和水蒸气进入轻苯冷凝冷却器，冷凝的轻苯用泵送到两苯塔顶部作回流，控制塔顶温度，同时控制轻苯质量，另一部分由回流槽进入中间槽即为轻苯产品。由于两苯塔塔顶温度较低，有水蒸汽冷凝下来，为了引出两苯塔内的冷凝水，分别从塔的上部和下部的既定塔板引出液体到相应的油水分离器，分离出水后的油再返回塔内引出板的下层。此外，洗油在循环使用过程中质量会变坏。为保持循环洗油量，从预热器后富油管引出占循环洗油量的1.5%的洗油进入再生器。大部分洗油被蒸发并随着直接水蒸汽进入脱苯塔的底部。再生器底部的残渣油可靠设备内的蒸汽压力间歇或连续排至残渣油槽。b采用管式炉再生法生产一种苯，该工艺流程与前述工艺基本相同，唯一区别在经贫富油换热器后的富油不是进入预热器中用中压蒸汽加热，而是进入管式炉加热到180-200后再进入脱苯塔脱苯6。该工艺和蒸汽法脱苯比较有以下优点：1 富油在管式炉内加热度较高，故脱苯程度高，粗苯回收率高；2 蒸汽耗量低，且受蒸汽压力波动影响小，操作稳定；3 酚水量少，因为蒸汽耗量低；4 管式炉脱苯时，蒸汽耗量显著降低，可以大大缩小蒸馏和冷凝冷却设备的尺寸，从而使设备费用大为降低。设计脱苯过程采用管式炉再生法生产一种苯方法411 。1.2.3 工艺流程简图1.3 本课题的要求、目的和意义1.3.1 本课题的要求随着市场需求的增大，焦化厂回收粗苯的生产工艺越来越关注。本课题要求对现有的生产工艺进行全面、系统的分析，并结合企业对粗苯回收的生产，对现有技术进行理论分析，进而对生产进行诊断，对生产原料的选取及工艺的可行性进行论证，选择合理的、优化的工艺条件进行生产车间设计，同时要求生产对环境影响极小，排放物达到排放标准；且经济效益客观。1.3.2 本课题的目的和意义本设计的目的是要需要解决生产原料短缺、生产工艺复杂、设备投资高、污染严重等问题。现对生产原料、生产工艺方法进行改进，采用管式炉生产一种苯，减少了投资，并且提高了粗苯的回收量，降低了生产成本和设备投资，大大提高了经济效益。希望通过本设计，一方面对我国粗苯回收的生产现状，存在的问题有一个比较具体的了解和清晰的认识。在对其生产工艺进行全面系统分析的基础上，结合当前企业的生产情况，对其技术进行理论分析，进而对生产进行诊断和评析，最终提出优化的工艺方案，选择最佳工艺条件进行生产车间工艺设计，以达到提回收率的目的，又使生产过程对环境的污染大大减小。另一方面，通过本课题的分析设计，可以更加丰富自己的专业理论知识，加深对化工工艺方面的理解，加强实践应用能力的锻炼，同时对以往课堂上不明白的知识，工艺流程、课后习题等方面遇到的问题将会得到进一步的解答。另外，通过本次设计将会拓宽自己的知识面，在文献检索，电脑软件，动手动脑能力等方面也会得到进一步的锻炼和提高。在以后的生产工作中能够更快的适应，真正地将知识运用到实践中去。2 物料衡算与热量衡算2.1 计算依据煤气量：340Nm3/t煤煤气密度：0.454kg/Nm3产率 (占装煤量)：0.2%密度：1.518kg/Nm3粗苯的回收率(占装煤量)：1%洗苯塔后煤气含苯量：2g/Nm3粗苯蒸汽密度：3.677 kg/Nm3煤气量：31824Nm3/h硫铵工段来的煤气温度/饱和温度：58/52终冷温度：222.2 横管终冷洗萘塔的物料及热量衡算2.2.1 横管终冷洗萘塔物料衡算1 干煤气的体积流量和质量流量V煤气=31824Nm3/h G煤气=31824×0.454=14448.1/h2 煤气中含量 G= G煤×H2S产率=93.6×1000×0.2%=187.2kg/hV=G/=187.2/1.518=123.32Nm3/h 3 煤气中粗苯含量G粗苯=G煤×粗苯的回收率+ V煤气×塔后煤气含苯量 =93.6×1000×1%31824×0.002=999.648kg/h V粗苯 =G粗苯/粗苯=999.648/3.667=272.6Nm3/h 4 三种气体流量之和V总=31824+123.32+272.6=32219.9Nm3/h5 塔前煤气中水蒸气量（G塔前kg/h和V塔前Nm3/h）塔前煤气温度T=58，煤气露点T=52，露点下的水蒸汽压力为 P01=1385kg/m2,煤气分压为8948kg/m2,煤气压约为10000paP1=煤气绝对总压力=大气压煤气压 =101330+10000 =111330paV塔前=V总×P02/(P1-P01)=32219.9×1385×9.807/(111330-1385×9.807)=4477.19Nm3/hG塔前 =V塔前×18/22.4=4477.19×18/22.4=3597.74kg/h6 塔后煤气中水蒸汽量（G塔后kg/h和V塔后Nm3/h）塔后煤气温度T2=22,露点T02=22,露点下水蒸汽压力P02=269kg/m2,煤气压为P2=9500paV塔后=V总×P02/(P2-P01) =32219.2×269×9.807/(101330+9500-1385×9.807) =767.88Nm3/hG塔后= V塔后×18/22.4=767.88×18/22.4=617.04kg/h2.2.2 横管终冷洗萘塔热量衡算1 带入热量干煤气带入热量：q1= V煤气×干煤气在58c下的焓 =31824×20.88×4.184 =3035854.845KJ/h H2S带入热量：q2= G×H2S在塔前温度下的比热×塔前温度 =187.2×0.2369×58×4.18 =10761.9KJ/h式中 4.18kcal与kJ之间的单位转换系数粗苯带入热量：q3= G粗苯×ii=4.18×(103ct)式中c=(20.70.026t)/M M粗苯平均分子量，可取为82.2t煤气塔前温度，则c=(20.70.026×58)/82.2=0.27Kcal/kgi=4.18×(1030.27×58)=496.51Kj/kgq3= G粗苯×i=999.648×496.51=496335.22KJ/h水蒸气带入热量：q4= G塔前×水蒸气塔前温度下的焓 =3597.74×2601.5 =9359520.6KJ/h总共带入的热量：Q入= q1q2q3q4=12902474.58KJ/h2 带出热量干煤气带出热量：q1= V煤气×干煤气在22下的焓 =31824×7.92×4.184=1054560.8KJ/hH2S带出热量 ：q2= G×H2S在塔前温度下的比热×塔前温度 =187.2×0.2372×22×4.18=4083.38KJ/h粗苯带出热量:q3= G粗苯×i,c=(20.70.026t)/M=(20.7+0.026×22)/82.2=0.26 Kcal/kg i=4.18×(103ct)=4.18×(1030.26×22)=454.35KJ/kgq3=999.648×454.35=454190.069KJ/h水蒸气带出热量：q4= G塔前×水蒸气塔前温度下的焓 =617.04×2532.6=1562717.27 KJ/h总共带出的热量：Q出=q1q2q3q4 =1054560.8+4083.38+454190.069+1562717.27 =3075551.52 KJ/h所以煤气从58降到22放出的热量为：Q入- Q出=9826923 KJ3 冷却水量W：(冷却水采用18的地下水出塔温度为28左右)W=（QQ）/（2818）×1000×4.18 =9826923/（2818）×4.18×1000 =235.1m3/h4 冷却面积的计算：平均温差： 煤 气：5822 冷却水：2818 T： 30 4则平均温差为：=12.9冷却面积F：由公式F=Q/（·K）得：F=9826923×1000/(12.9×256.76×3600)=824.12.3 洗苯塔的物料衡算塔前煤气温度22，塔后煤气温度22，塔前煤气压力8800Pa，塔后煤气压力7300Pa1 从煤气中吸收的粗苯量为： G=G煤×粗苯回收率 =93.6×1000×1% =936Kg/h出塔煤气含粗苯量为:63.648Kg/h入塔湿煤气量：煤 气 31824Nm3/h 14448.1Kg/h 硫 化 氢 123.32Nm3/h 187.2Kg/h 粗苯蒸汽 271.86Nm3/h 999.648Kg/h 共 计 32987.067Nm3/h 16251.988Kg/h出塔湿煤气量：煤 气 31824Nm3/h 14448.1Kg/h 硫 化 氢 123.32Nm3/h 187.2Kg/h 粗苯蒸汽 17.31Nm3/h 63.648Kg/h 水 蒸 汽 767.88Nm3/h 617.04Kg/h 共 计 32732.6Nm3/h 15315.988Kg/h2 煤气平均流量V：V=（V+ V）/2=(32987.06+32732.6）/2=32538.15Nm3/h3 洗油循环量W的计算：油气比取为1.7L/m煤气，油度取油=1.06kg/L,则W=V×油气比×油 =32538.15×1.7×1.06 =58633.75Kg/h4 塔前煤气含粗苯量:a1 =G粗苯前×1000/V1 =999.648×1000/32987.06 =30.3g/Nm35 塔后煤气含粗苯量:a2 =G粗苯后×1000/V2 =63.648×1000/32732.6 =1.94g/Nm3查资料知贫油允许含粗苯量：入塔贫油含苯量为0.325%6 入塔贫油实际含苯量为：C=0.325%/1.2=0.271%取平衡偏离系数1.27 出塔富油含苯量：C= C回收的苯量/（洗油量苯的回收量） =0.271%+936×100/(58633.75+936) =1.842%2.4 管式炉的物料衡算和热量衡算2.4.1 管式炉的物料衡算粗苯产量为936kg/h,其中含苯936×76%=711.36kg/h,甲苯936×15%=140.4kg/h，二甲苯936×5%=46.8kg/h，1 萘溶剂油为: 936×4%=37.44kg/h 贫油量W=58633.8kg/h又贫油密度=1050Kg/h,则：V=58633.8/1050=55.84m/h贫油中粗苯的含量为：55.84×0.271%=0.151m/ h,2 粗苯的密度取860 kg/m，粗苯量为0.151×860=130.14Kg/h，其中含苯2.8%×130.14=3.64Kg/h，甲苯19.2%×130.14=24.99Kg/h，二甲苯30.8%×130.14=40.08Kg/h，萘溶剂油47.2%×130.14=61.426 Kg/h。3 富油量=贫油量粗苯产量贫油中含粗苯量 =58633.8+936+130.14 =59699.94Kg/h4 富油中水量=富油量×0.5% =59699.94×0.5% =298.5Kg/h5 富油中萘量=富油量×5% =59699.94×5% =2984.99Kg/h6 洗油量=贫油量-富油中萘量 =58633.8-2984.99 =55648.81Kg/h 7 则进入脱苯工序的富油量见表2.1： 表2.1 成分Kg/hKmol/h分子量洗油55648.81347.8160萘2984.9923.32128苯711.369.1278甲苯140.41.5391.9二甲苯46.80.44106溶剂油37.440.36105.4水298.516.5818共计59868.3399.15399.07管式炉出口富油温度为180，压力为920mmHg。180时各种组分的饱和蒸汽压（mmHg）分别为：苯：7668；甲苯：3875；萘：295；溶剂油：1100；洗油：110。从管式炉出来的富油进入脱苯塔时，闪蒸后与闪蒸前液相中各组分比率计算如下：苯的比率：假设=0.660 甲 苯：=（0.660×7668）/（0.660×7668+0.345×3875）=0.793 二甲苯：=（0.660×7668）/（0.660×7668+0.345×2060）=0.878 溶剂油：=（0.660×7668）/（0.660×7668+0.345×1100）=0.931 洗 油：=（0.660×7668）/（0.660×7668+0.345×110）=0.992 萘 ：=（0.660×7668）/（0.660×7668+0.345×295）=0.981 水 ：=08 闪蒸后留在液相中各组分的数量如表2.2：蒸发量=闪蒸前的量-闪蒸后留下的量 =98.87+86.88+165.39+715-471.9-131.42-76.32-91.698=294.805蒸发量=闪蒸前的量-闪蒸后留下的量 =98.87+86.88+165.39+715-471.9-131.42-76.32-91.698 =294.805表2.2成分Kmol/hKg/h苯9.17×0.660=6.05471.9甲苯1.8×0.793=1.43131.42二甲苯0.938×0.8784=0.7276.32溶剂油0.938×0.931=0.8791.698洗油347.8×0.993=345.2555240萘23.32×0.981=22.872927.36共计37719858938.698粗苯在管式炉中的蒸发率：294.805/936×100%=31.5%2.4.2 管式炉的热量衡算1 从洗苯塔来的富油经过分缩器，贫富油换热器后进入管式炉带入的热量Q1洗油带入热量（包括萘）：含萘洗油135时的比热是0.491KcaL/Kg·q1=洗油量（包括萘）×比热×温度 =58633.8×0.491×135×4.184 =16261289.36kJ/h粗苯带入热量：粗苯在135时的比热是0.524KcaL/Kg·q2=粗苯量×比热×温度 =1066.14×0.524×135×4.184 =315250.3KJ/h水带入热量：水在135下的比热是1.0215KcaL/Kg·=水量×比热×温度 =298.5×1.0215×135×4.18 =172065.09KJ/hQ1=q1q2q3=16261289.36+315250.3+172065.09 =16748604.75 KJ/h2 查文献知，每千克粗苯的直接蒸汽耗量为1.592kg则蒸馏用直接蒸汽耗量为：1.592×936=1490.1kg/hQ2=1490.1×656.3×4.18 =4087874.9KJ/h3 管式炉加热用煤气供热量Q3所以管式炉输入热量为：QA=Q1+Q2+Q3=16748604.75+4087874.9+Q3 =(20836479.66Q3)kj/h4 出管式炉富油180时带走的热量Q4含萘洗油带走的热量q4=洗油量（包括萘）×比热×温度 =58167.36×0.543×180×4.18 =23764461.06KJ/h粗苯带出的热量：粗苯在180时的比热是0.571KcaL/Kg·q5=771.338×0.571×180×4.18=331381.25KJ/h故：Q4=q4q5=23764461.06+331381.25=24095842.31KJ/h5 粗苯蒸汽和油气带出热量Q5洗油蒸汽带走热量（含萘蒸汽） 含萘洗油蒸汽热焓是135KcaL/ Kg含萘洗油蒸汽量=闪蒸前含萘洗油的量-闪蒸后含萘洗油的量 =58633.8-58167.36=466.44 q6=含萘洗油蒸汽量×热焓 =466.44×135×4.184 =262989.5KJ/h粗苯蒸汽带出热量： 180粗苯蒸汽热焓是159KcaL/ Kgq7=粗苯蒸汽量×热焓 =377.198×159×4.184 =250933.2KJ/h水蒸汽带出热量： 180水蒸汽热焓是677KcaL/ Kgq8=水蒸汽量×热焓 =298.5×677×4.18 =844713.2KJ/hQ5=q6+q7+q8=262989.5+250933.2+844713.2=1358635.9KJ/h6 400过热蒸汽带出热量Q6Q6=1490.1×781.5×4.18=4867664.967KJ/h7 散热损失Q7 其中0.05为散热系数Q7=0.05QA =0.05×(20836479.66Q3)=10478239.830.05Q38 管式炉的输出热量：QB=Q4+Q5+Q6+Q7 =24095842.31+1358635.9+4867664.967+10478239.830.05Q3 =40800383.010.05Q39 QA=QB20836479.66Q3=40800383.010.05Q3Q3=21014635.1KJ/h所以散热损失Q7=10478239.83+0.05×21014635.1=11528971.59 KJ/h2.5 再生器的物料衡算洗油与萘在提馏段的蒸发率的公式设有两层塔板n=2，油在再生器内被加热至200，该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压力分别为 496 mmHg和200 mmHg。再生器油气出口处油气压力为980 mmHg，萘：Kn=496/980=0.5061，洗油：Km=200/980=0.2041进入再生器内的油量为管式炉后富油量的1%，即599.98 Kg/h，其中气相2.33Kg/h，液相597.65Kg/h，气相包括洗油0.848Kg/h，萘0.104Kg/h，粗苯0.743 Kg/h，水蒸气0.632Kg/h，液相包括洗油555.1Kg/h，萘31.99 Kg/h，粗苯10.56 Kg/h。进入再生器的水蒸气量Gs为1490.1Kg/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=599.98×18/(1490.1×160)=0.045各组分蒸发率为：萘洗油从再生器进入脱苯塔的气体数量：洗油：0.848+599.98×0.84=504.83 Kg/h萘：0.104+31.99×0.918=29.47 Kg/h粗苯：0.743+10.56=18.1 Kg/h水蒸气：0.632+1490.1=1490.732Kg/h2.6 脱苯塔的物料衡算1 提馏段的计算设提馏段塔板数n=14，脱苯塔底压力为970mmHg，塔底贫油温度为178，该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压为279.2mmHg和105mmHg，则组分的平衡常数按组分平衡常数；Ki=pi/p萘 Kn=279.2/970=0.2878洗油 Km=105/970=0.1083则进入脱苯塔内富油液相量为：洗油：55240-597.65=54642.35Kg/h萘：2927.36-31.99=2895.37Kg/h粗苯：771.335-10.56=760.775Kg/h总共：54642.35+2895.37+760.775=58024.245Kg/h油分子数与水蒸汽分子数之比的公式是I=GmMs/GsMmGm,Gs,Ms,Mm分别是油量,水蒸气量,水蒸气(18),油(160)的分子量 设在再生器内粗苯全部蒸发,则L=58024.245×18/(1490.1×160)=4.381所以得洗油与萘蒸发率为：萘=0.0567洗油=0.0247洗油和萘在提馏段的蒸发量：洗油：54642.35×0.0247=1349.67Kg/h萘：2895.37×0.0657=190.23Kg/h2 精馏段的计算粗苯产量999.648kg/h，设在脱苯塔中全部蒸发，180前馏出量为93%，故实际粗苯产量为999.648/0.93=1074.89Kg/h粗苯蒸汽中含油量为1074.89-999.648=75.242Kg/h其中洗油：75.242×20%=15.05Kg/h，萘75.242×80%=60.19Kg/h根据富油在脱苯塔进口的闪蒸量，由再生器进脱苯塔的气体量，脱苯塔提馏段的蒸发量以及塔顶粗苯带走油量，得到在精馏段冷凝而流到提馏段的洗油量和萘量：洗油：（555.1-0.848）+504.83+1349.67-15.05=2393.702Kg/h萘：（31.99-0.104）+29.47+190.23-60.19=191.396Kg/h即2393.702/160+191.396/128=16.46kmol/h脱苯塔总物料平衡表如表2.3 表2.3进料粗苯萘洗油水蒸汽总计管式炉油汽294.80557.6408298.141058.545再生器油汽11.34329.47504.831490.12035.743提馏段蒸发625.115190.21349.672164.985合计931.263277.272262.51788.245259.2732.7 贫富油换热器的物料及热量衡算2.7.1 贫富油换热器的物料衡算 粗苯产量为936t/h，设在塔内全部蒸发其180前蒸馏出量为93故实际粗苯量为936/93=1006.45t/h 粗苯含油量为70.46t/h 洗油量20%×70.46=14.09t/h 萘80%×70.46=56.368t