脱苯工序计算

175万吨/年焦炭规模之富油脱苯工艺主要设备及工艺管道计算与选择1.1主要设备计算与选择以无分凝器的管式炉加热法富油脱苯工艺流程，进行主要设备计算。计算依据如下：75万吨/年－－－4万m3/h焦炉煤气，其中粗苯产量1280kg/h，其中苯973kg/h，甲苯192kg/h，二甲苯51kg/h，溶剂油61kg/h。贫油量68248kg/h或68248/1055=64.69m3/h贫油中苯量64.69*0.4%=0.259m3/h或0.259*860=222.7kg/h，其中苯6kg/h，甲苯42.7kg/h，二甲苯68.3kg/h，溶剂油105kg/h富油量1280+68248+222.7=69750.7kg/h富油中水量69750.7*0.1%=69.75kg/h富油中萘量69750.7*5%=3487.5kg/h洗油量68248-3487.5=64760.5kg/h进入脱苯工序的富油量如下：kg/hkg×分子数/h洗油1942821214.26萘1046281.73苯293637.64甲苯7057.66二甲苯3593.99溶剂油5064.22水20911.61共计2094591360.514.1.1管式炉管式炉出口富油温度180℃，压力920122.6kPa。180℃时各组分的饱和蒸汽压力（kPa）如下：苯：1022.1；甲苯：516.5；二甲苯：274.6；溶剂油：146.6；萘：39.3；洗油：14.7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的比率计算如下：苯：假设φB=0.903甲苯：φT=0.9031022.10.9031022.10.097274.6´??=0.949二甲苯：φX=0.9031022.10.9031022.10.097274.6´??=0.972溶剂油：φS=0.9031022.10.9031022.10.097146.6´??=0.985萘：φN=0.9031022.10.9031022.10.09739.3´?+=0.996洗油：φm=0.9031022.10.9031022.10.09714.7´??=0.998水：φW=0闪蒸后留在液相中各组分的数量如下：（包括进入再生器的油量）kg·分子数/hkg/h苯0.903×37.64=33.992651甲苯0.949×7.66=7.27669二甲苯0.972×3.39=3.3350溶剂油0.985×4.22=4.16499萘0.996×81.73=81.410419洗油0.998×1214.26=1211.83193893共计1341.95208481验算φB：A=1341.95122.61360.511341.95´-=8864.4φB=8864.48864.41022.1-=0.896与假设之φB=0.903接近，证明以上计算正确。在脱苯塔进口各组分的蒸发量如下（包括进入再生器的蒸发量）：kg/h苯2936－2651=285甲苯705－669=36二甲苯359－350=9溶剂油506－499=7萘10462－10419=43洗油194282－193893=389水209共计978粗苯在管式炉内总蒸发率为3373840=8.78%。（1）管式炉输入热量QR管式炉的富油（包括洗油、粗苯和水，其温度为125℃），带入热量Q1：洗油（包括萘）q1=204744×2.056×125=526.1×105kJ/h式中2.056——125℃时洗油比热，kJ/kg·K。粗苯q2=4506×2.148×125=12.1×105kJ/h式中2.148——125℃时粗苯比热，kJ/kg·K。水q3=209×4.258×125=1.1×105kJ/h式中4.258——125℃时水的比热，kJ/kg·K。Q1=q1+q2+q3=593.3×105+Q3kJ/h入管式炉对流段低压蒸汽带入Q2：蒸馏用直接蒸汽消耗量G=1.592×3.84=6113kg/hQ2=6133×2747.9=168×105kJ/h式中2747.9——4公斤/厘米2（表压）饱和蒸汽热含，kJ/kg·K。管式炉加热用煤气供热量Q3QR=Q1+Q2+Q3=707.3×105+Q3kJ/h（2）管式炉输出热量QC富油180℃时带出的热量Q4：洗油（包括萘）q1=204312×2.236×180=822.3×105kJ/h式中2.236——180℃时洗油比热，kJ/kg·K。粗苯q2=4169×2.391×180=17.9×105kJ/h式中2.391——180℃时洗油比热，kJ/kg·K。Q4=q1+q2=822.3×105+17.9×105=840.2×105kJ/h粗苯蒸汽和油汽带出热量Q5：洗油蒸汽（包括萘蒸汽）q1=432×565.245=2.4×105kJ/h式中565.245——180℃时油汽热含，kJ/kg。粗苯蒸汽q2=337×665.733=2.2×105kJ/h式中665.733——180℃时粗苯蒸汽热含，kJ/kg。水蒸汽q3=209×2834.6=5.9×105kJ/h式中2834.6——1.2kg/cm2,180℃时水蒸汽热含，kJ/kg。Q5=q1+q2+q3=10.5×105kJ/h400℃过热蒸汽带出热量Q6：Q6=6113×3272.1=200×105kJ/h式中2834.6——4kg/cm2（表压），400℃过热蒸汽热含，kJ/kg。散热损失Q7：Q7=0.05QR=0.05（707.3×105+Q3）=35.4×105+0.05Q3kJ/hQC=Q4+Q5+Q6+Q7=1086.1×105+0.05Q3kJ/h令QR=QC，得Q3=389.7×105kJ/h，Q7=54.9×105kJ/h。（3）管式炉加热面积供给富油的热量Qm=Q4+Q5－Q1=311.4×105kJ/h供给蒸汽的热量QV=Q6－Q2=32×105kJ/h取Qm的95%由辐射段供给，5%由对流段供给，辐射段热强度为1.05×105kJ/m2·h,则辐射段炉管加热面积为：F1=3114000095%105000´=281.74m2取对流段总加热强度为20935kJ/m2·h,则对流段炉管加热面积为：蒸汽部分F2=320000020935=152.85m2富油部分F3=31400005%20935´=74.37m2对流段总加热面积F2+F3=227.22m2设管式炉热效率为75%，煤气热值为17795kJ/Nm3，则煤气消耗量为：Vg=343400000.75177950.7517795mVQQ+=创=2573Nm3/h选用热负荷为9539kw的圆筒管式炉一台。4.1.2再生器进入再生器的富油中各组分的蒸发率按下式计算：ηi=2121()1()ninilKlk+--(4.1)式中ηi——组分的蒸发率；n——提馏段塔板层数；Ki——组分的平衡常数，按下式计算：Ki=Pi/PPi——组分的饱和蒸汽压力，kPa；P——再生器内总压力，kPa；l——油分子数与水蒸汽分子数之比，按下式计算：l=mssmGMGM（4.2）Gm、Gs——油量和水蒸气量，kg/h；Mm、Ms——油和水蒸汽的分子量，分别为160和18。再生器内设7层多孔折流板，设其相当于两层泡罩塔板，即n=2。油在器内被加热到200℃，该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压力分别为66.11kPa和26.66kPa。再生器出口油汽压力为130.62kPa，则组分的平衡常数Ki为：萘KN=66.11130.62=0.5061洗油Km=26.66130.62=0.2041进入再生器内的油量Gm为管式炉后富油量的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,萘0.43kg/h，粗苯3.37kg/h，水蒸汽2.09kg/h。液相包括洗油1938.93kg/h，萘104.19kg/h，粗苯41.69kg/h。进入再生器内的水蒸气量Gs=6113.1kg/h。设在再生器内粗苯全部蒸发，则油分之数与水蒸气分之数之比为：l=2082.73186113.1160´´=0.03833将上列各值代入公式4.1得组分蒸发率为：萘ηN=20.038331()0.50610.038331()0.5061--=0.9296洗油ηm=20.038331()0.20410.038331()0.2041--=0.8419从再生器进入脱苯塔的汽体数量如下：洗油3.89+1938.93×0.8419=1636.28kg/h萘0.43+104.19×0.9296=97.28kg/h粗苯3.37+41.69=45.06kg/h水蒸气2.09+6113.1=6115.2kg/h从再生器排出残渣数量如下：洗油1938.93×（1-0.8419）=306.54kg/h萘104.19×（1-0.9296）=7.33kg/h共计313.87kg/h，对每小时每吨180℃前粗苯为313.873.840=81.7kg/h。再生器顶部汽体温度240℃，其直径计算如下：V=1636.2897.2845.066115.09273240101.3()22.416012882.218273130.6++++创?=11466.2m3/h取空塔速度v=0.5m/s，则直径D=11466.236000.7850.5创=2.849m取D=3.0米，设有7层多孔折流板，板距350mm。4.1.3脱苯塔洗油和萘在提馏段内的蒸发率按公式4.1计算如下：提馏段塔板层数n=14脱苯塔塔底压力为129.29kPa，塔底贫油温度为178℃，该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压力分别为37.21kPa和14kPa。则组分的平衡常数为萘KN=37.21129.29=0.2878洗油Km=14129.29=0.1083由再生器进入脱苯塔的水蒸气量为6113.1kg/h。进入脱苯塔内富油的液相数量如下：洗油193893-1938.9=191954.1kg/h萘10419-104.2=10314.8kg/h粗苯4169-41.7=4127.3kg/h共计206396.2kg/h油分子数与水蒸气分子数之比：l=206396.2186113.1160´´=3.798将上列各值代入公式（4.1），得洗油和萘的蒸发率：洗油ηm=783.798()10.10833.798()10.1083--=0.02852萘ηN=783.798()10.28783.798()10.2878--=0.07578洗油和猱在提馏段的蒸发量为：洗油191954.1×0.02852=5474.5kg/h萘10314.8×0.07578=781.6kg/h脱苯塔精馏段物料平衡计算如下：已知粗苯产量为3840kg/h，设在脱苯塔内全部蒸发。其180℃前馏出量为93%，故实际粗苯量为38400.93=4129kg/h。粗苯中含油量为4129-3840=289kg/h，其中洗油占20%，即57.8kg/h；萘占80%，即231.2kg/h。从精馏段侧线采出萘馏分，含萘50%，这部分萘量相当于洗油从煤气中吸收的萘量1.5g/Nm3煤气，即：150000×1.5×11000=225kg/h采出的萘馏分量为450kg/h，其中洗油225kg/h。根据富油在脱苯塔进口的闪蒸量、由再生器进入脱苯塔的汽体量、脱苯塔提馏段的蒸发量以及塔顶粗苯带走和侧线萘馏分带走的油量，得到在精馏段冷凝而流到提馏段的洗油量和萘量如下：洗油（389-3.9）+1636.3+5474.5－57.8－225=7213.1kg/h萘（43-0.4）+97.3+781.6－231.2－225=465.3kg/h脱苯塔塔顶逸出的水蒸气量和粗苯量计算如下：塔顶压力为109.3kPa，塔顶温度为95℃。该温度下水的饱和蒸汽压力为84.5kPa。水蒸气的分子分数为84.5109.3=0.773，则粗苯的分子分数为0.227。粗苯（180℃前馏出93%）产量为：2918577154191231.257.87892106120128160+++++=48.894kg·