本设计选择了焦油洗油法吸收煤气中粗苯和管式炉法生产三种产品的流程（1.8万吨粗苯）。

主要操作参数及指标：

终冷后煤气出口温度 25～27℃

冷却后贫油温度夏季比煤气温度高0～2℃，冬季比高2～10℃

每台终冷器煤气阻力 不大于2.0kPa

每台钢板网填料塔煤气阻力 不大于0.6kPa

洗苯塔后煤气含苯量 不大于2g/Nm3

富油温度 冷凝冷却器前 27～30℃

冷凝冷却器后 60～70℃

贫富油换热器后 130～140℃

管式炉后 180～190℃

贫油温度 脱苯塔后 170～175℃

贫富油换热器后 100～110℃

脱苯塔顶部气体温度 170～175℃

贫富油换热器富油出口温度 110～113℃

入脱苯塔富油温度 180～190℃

脱苯塔顶部油气温度 90～95℃

冷凝冷却器后粗苯温度 25～30℃

重质苯切取侧线温度 135～140℃

再生器底部温度 200℃

再生器顶部温度 　 大于180℃

进再生器直接蒸汽温度 400～450℃

再生器处理油量占循环洗油量 1%～1.5%

再生器残渣中 300℃前馏出量25～30%

贫油含苯量 0.4～0.6%

富油含苯量 2～3%

主要设备及辅助设备的类型

（1）终冷塔选择隔板式；（2）洗苯塔：钢板网填料；（3）脱苯塔：泡罩塔；（4）两苯塔：浮阀塔；（5）管式炉：有焰圆筒炉；

（6）冷凝冷却器、换热器，油气换热器和冷凝冷却器均为列管式换热器，贫富油换热器为螺旋板换热器，贫油冷却器为板式换热器。

工艺计算及设备选型计算

3.1 洗苯部分设计计算

3.1.1 终冷塔的设计计算

入终冷器煤气温度 65℃

入终冷器煤气压力 1100毫米水柱

出终冷器煤气温度 27℃

出终冷器煤气压力 900毫米水柱

根据处理粗苯的量计算此时煤气的组成。

年处理粗苯1.8万吨，即2080千克/时。

干煤量为=189吨/时。根据干煤量计算如下：

干煤气的量为标米3/时（28297.9千克/时）

硫化氢的量为千克/时（249标米3/时）

苯族烃的量为2080千克/时（561.3标米3/时）

煤气温度为65℃时，露点为50℃，此时水的饱和蒸汽压力为1255毫米水柱。则此时煤气中含水量为

=7790标米3/时

千克/时

则入终冷器煤气组成如下（忽略了微量的氨）：
组 成 千克/时 标米3/时
干煤气 28297.9 62370
水蒸汽 6260 7790
硫化氢 378 249
粗苯 2080 561.3
小计 36995.9 70970.3

物料平衡 ：
设终冷器出口的煤气温度为27℃，压力为900毫米水柱时，此时水蒸汽的饱和蒸汽压力为363毫米水柱。则终冷段出口水蒸气体积为：
标米3/时
相当于1705.1千克/时。
故终冷塔的冷凝水总量为
6260-1705.1=4554.9千克/时
则出终冷塔煤气组成为：

组 成 千克/时 标米3/时
干煤气 28297.9 62370
水蒸汽 1705.1 2121.9
硫化氢 378 249
粗苯 2080 561.3
小计 32461 65302.2

终冷塔前后煤气实际流量及煤气含苯量如下：

1、湿煤气实际流量

入塔

V1=70970.365302.2××=79414米3 /时

出塔

V2=65302.264774.6××=66671米3 /时

塔内煤气平均流量

V=米3 /时

取空塔气速为1米/秒

D=米

取D=5.0米，根据标准选择H=38米。

3.1.2 洗苯塔设计计算

采用三台钢板网填料塔串联操作。由于条件所限，现根据木格填料塔的计算方法换算钢板网填料。

1.原始数据及物料衡算

设出塔煤气含苯量为2克/标米3，则出塔煤气含苯量为：

千克/时 即33.7标米3/时

煤气进入第一台洗苯塔的温度为27℃,压力为900毫米水柱，经三台洗苯塔后，出塔压力为600毫米水柱。

则出洗苯塔煤气组成为：

组 成 千克/时 标米3/时
干煤气 28297.9 62370
水蒸汽 1705.1 2121.9
硫化氢 378 249
粗苯 124.74 33.7

小计 30505.8 64774.6

洗苯塔前后煤气实际流量及煤气含苯量如下：

（1）湿煤气实际流量

入塔

V1=65302.2××=66011米3 /时

出塔

V2=64774.6××=67274.5米3 /时

（2）洗苯塔前后煤气实际含苯量

克/米3

克/米3

（3）粗苯回收率

（4）贫油富油实际含苯量及洗油量

当塔顶吸收过程达平衡，所允许的贫油最高含苯量由下式计算：

式中：y—煤气出塔含苯量，a2=1.854克/米3

x—贫油含苯量，%（质量）

P—煤气压力

P=毫米汞柱

PCB—粗苯饱和蒸汽压力（30℃）

粗苯组成及分子量

% 分子量

苯 76 78

甲苯 15 92

二甲苯 4 106

溶剂油 5 120

则粗苯的平均分子量为：

则在粗苯中各成分的组成为：

苯

甲苯

二甲苯

溶剂油

PCB=

式中，119.35，36.67，12，4.2分别是苯、甲苯、二甲苯、溶剂油在30℃时的蒸汽压力，单位为毫米汞柱。

Mm—洗油分子量，取为160

代入上式得：

x=0.16613%

入塔贫油实际含苯量为：

n—平衡变动系数，为1.1～1.2。

设n=1.15，则

此时，平衡煤气含苯量为：

y=1.713克/米3

故塔顶吸收达到平衡时，粗苯的最高回收率为

ηmax=1-=94.564%

最小洗油循环量为

Lmin=

式中： PCB─30℃粗苯的蒸气压，PCB=101毫米汞柱；

p─煤气入塔时压力，p=毫米汞柱

Mm─洗油分子量，Mm=160；

V─入塔时煤气流量（粗苯除外），V=10335.81标米3/时；

η─粗苯回收率，η=94%；

ηmax─粗苯最高回收率，ηmax =94.564%。

因此，

Lmin==62655千克/时

实际洗油循环量

L=mLmin

式中 m─洗油多余系数，取1.5。

L=1.5 ×62655=93982.5千克/时

回收的粗苯量

G=2080-124.74=1955.26千克/时

富油含苯量

C2=C1+×100%=0.144%+×100%=2.22%

贫油总含苯量

0.144%×93982.5=135.3千克/时

富油总含苯量

1955.26+135.3=2090千克/时

表3-1 洗苯塔物料平衡

2.塔尺寸计算

（1）木格填料规格：

木格厚度 a=10毫米

木格缝隙厚 b=20毫米

木格高度 h=120毫米

（2）煤气通过木格缝隙厚度的临界温度

Uk=2.32

式中 μ— 煤气粘度，27℃时μ=0.012678厘泊；

de — 木格填料当量直径，米；

γ— 煤气密度，千克/米3。

木格填料当量直径为

de=2b=2×0.02=0.04米

γ=××=0.4531千克/米3

将已知数据代入得：

Uk2.32×=1.623米/秒

需木格填料自由截面积

Fs==11.514米2

塔的横截面积

F= Fs=11.514×=17.271米2

因此，塔直径为

D===4.69米

选D=5.0米

3.传质面积

F=

式中：F—吸收面积（米2）；

G—吸收粗苯数量，千克/时；

K—总传质系数，千克/米2•时•毫米汞柱；

ΔP—吸收推动力，毫米汞柱；

（1）吸收推动力ΔP

ΔP=

式中：ΔP1—塔下部吸收推动力，毫米汞柱；

ΔP2—塔上部吸收推动力，毫米汞柱。

塔下部吸收推动力为

ΔP1 = Pg ' – Pe"

式中： Pg '—入塔煤气中粗苯分压，毫米汞柱；

Pe"—出塔富油面上粗苯的蒸气压，毫米汞柱。

Pg '的计算式为

Pg '=0.0224

式中： P1—入塔煤气压力，P1 =826.18毫米汞柱；

a1—入塔煤气实际含苯量，a1=31.51克/米3。

因此，

Pg '=0.0224×=7.0941毫米汞柱

Pe "=0.01

将已知各值代入得

Pe "=0.01×=4.364

由此可得

ΔP1=7.0941-4.364=2.730毫米汞柱

塔下部吸收推动力为

ΔP2 = Pg " - Pe '

式中： Pg " —塔出口煤气中粗苯分压，毫米汞柱；

Pe '—入塔贫油面上粗苯的蒸气压，毫米汞柱。

Pg "的计算式为

Pg "=0.0224

将已知各值代入得

Pg "=0.0224×=0.4063毫米汞柱

Pe '的计算式为

Pe '=0.01

Pe '=0.01×=0.2831毫米汞柱

由此求得

ΔP2=0.4063-0.2831=0.1232毫米汞柱

根据以上计算结果，求得吸收推动力为

ΔP==0.842毫米汞柱

（2）总传质系数K

K=

式中： KG—气膜传质系数，千克/米2•时•毫米汞柱；

KL—液膜传质系数，千克/米2•时•毫米汞柱。

①KG的计算

塔内气体平均流量为：

V=米3/时

空塔速度米/秒

缝间流速米/秒

塔内煤气平均密度 千克/米3

27℃煤气粘度 厘泊

27℃煤气的运动粘度

米2/秒

标准状况下，苯族烃在煤气中的扩散系数

厘米2/秒

则当煤气的温度为27℃，平均压力为750毫米水柱时，苯族烃在煤气中的扩散系数为：

=12.2米2/秒

则=

==22.10

C—木条高度，0.1米

则气膜传质系数为：

千克/米2•时•毫米汞柱

②KL的计算

其中： νl—洗油运动粘度，30℃时，νl=0.0563米2/时

—喷洒密度，米3/米.时

ql=

其中： L—洗油喷淋量，L=93982.5千克/时；

γL—洗油密度，γL =1055千克/米3；

U—每层木格填料的润湿周边，米；

U=

其中 F— 塔横截面积，塔径5米，F=19.625米2；

Ft—木格填料自由截面积，米2。

米2

米

米3/米.时

米2/时

式中：—粗苯密度，30℃时为0.867千克/米3

所以有

H—亨利系数，毫米汞柱.米3/千克

H=

其中 H1—塔上部亨利系数，毫米汞柱٠米3/千克

H2—塔下部亨利系数，毫米汞柱٠米3/千克

H1 =PL1/x1

其中 PL1—入塔贫油面上粗苯蒸气压，0.3008毫米汞柱；

x1 —入塔贫油含苯量，千克/米3。

x1= c1γL =0.144%×1055=1.519千克/米3

H1 =0.3008/1.519=0.198毫米汞柱٠米3/千克

H2=PL2/x2

其中 PL2—出塔富油面上粗苯蒸气压，为4.408毫米汞柱；

x2 —出塔富油含苯量，千克/米3。

x2=c2γL=2.22%×1055=22.349千克/米3

H2=4.408/22.349=0.197毫米汞柱٠米3/千克

所以

H===0.198毫米汞柱٠米3/千克

将上述数据代入公式

千克/米2٠时٠毫米汞柱

将KG、KL代入公式得到总传质系数

K==0.03334千克/米2٠时٠毫米汞柱

（3）吸收面积F

F’=米2

每1标米3/时煤气需木格吸收面积为：米2

钢板网与木格填料的比值为0.7

钢板网吸收面积F=0.7×F’=45956米2

每1标米3/时煤气需钢板网吸收面积为：米2

则洗苯塔所需钢板网填料体积V=米3

式中：44—钢板网的比表面积，米2/米3填料

每层填料1.5米，每段3.0米。

每段填料的体积为3.0×0.785×52=58.9米3

所需填料段数为=17.73

每个填料塔的填料为17.73/3=6段

塔的有效高度H=米

3.2 脱苯部分设计计算

3.2.1 脱水塔

1.物料衡算

从油油换热器来得富油的数量如下：

表3-2 进入脱水塔物料

其中：苯+二甲苯+甲苯+溶剂油=2090千克/时，即25.046千摩尔/时。

入脱水塔的富油温度为135℃，压力790毫米汞柱，各组分的蒸汽压如下：

表 3-3粗苯个组分的蒸汽压 （毫米汞柱）

135℃时，萘的饱和蒸汽压计算如下[15]：

在脱水塔内各组分的蒸发率计算如下：

经脱苯塔后各组分留在液相中的分率，设水分蒸发90%。则w=0.1，设留在液相中苯的分率为φB=0.735

T==0.85889

x==0.92604

s= =0.96160

m= =0.997326

N=

留在液相中的各组分数量如下，千摩尔/时：

水 0.1×53.374=5.3374

苯 0.735×19.098=14.037

甲苯 0.85889×3.467=2.9778

二甲苯 0.92604×1.133=1.0492

溶剂油 0.9616×1.348=1.2962

萘 0.77167×37.5=37.1878

洗油 0.997326×587.39=585.8193

共计 647.7047

A=×790=8722.76毫米汞柱

B==0.7345

与假设的φB相近，证明假设正确。留在液相中各组分数量如下：

表3-4 脱水塔液相组成

各组分在脱水塔内的蒸发数量如下：

千摩尔/时 千克/时

水 53.374-5.3374=48.0366 864.659

苯 19.098-14.037=5.061 394.758

甲苯 3.467-2.9778=0.4892 45.0

二甲苯 1.133-1.0492=0.0838 8.883

溶剂油 1.348-1.2962=0.0518 6.216

萘 37.5-37.1878=0.3122 39.96

洗油 587.39-585.8193=1.5707 251.31

共计： 55.60 1610.8

塔顶油气含粗苯量

CB==64.41%

塔顶压力780毫米汞柱，温度为130℃时的油气体积

V=55.29×22.4××=1781.38米3/时

取塔内流速W=0.3米/秒

则塔的直径为：

D==1.449米

取D=1.6米H=6000毫米，7层弓形折流板板间距350毫米。

2.热量衡算

（1）输入热量

输入热量即为135℃富油带入的热量

洗油带入的热量：

洗油比热C==0.4988千卡/千克·℃

Q1=93982.5×0.4988×135=6328593.6千卡/时

粗苯带入的热量:

粗苯比热C=0.383+0.0103×135=0.5238千卡/千克·℃

Q2=1054.3×0.5238×135=74553千卡/时

水带入的热量:

水的比热C=1.0215千卡/千克·℃

Q3=960.72×1.0215×135=132486千卡/时

总输入的热量为：

Q入=Q1 +Q2 +Q3=6608869千卡/时

（2）输出热量

①塔顶气体带走的热量

水蒸气带走的热量

130℃时水蒸气焓I=653.4千卡/千克

q1=864.659×653.4=564968.2千卡/时

粗苯气体带走的热量

i=130+Ct

C==0.301千卡/千克·℃

粗苯汽体中各组分的重量组分(%)

表3-5 塔顶粗苯组成（%）[17]

粗苯分子量

M==80.03

i=130+0.301×130=142013千卡/千克

q2=454.8568×142.13=64648.8千卡/时

洗油蒸汽带走的热量

i=62.2+0.403×130=114.59千卡/时

q3=251.312×114.59=28797.8千卡/时

则塔顶汽体带走的热量为：

Q4= q1+ q2 +q3=658415千卡/时

②热损失

脱水塔保温层厚度100毫米，表面温度60℃，保温后的脱水塔表面积：F=π×1.2×6+0.785×1.62=26.63米2

当风速为3米/秒时对流给热系数

ak=5.3+3.6×3=16.1千卡/米2·时·℃

辐射给热系数：

aa=4.6=5.8千卡/米2·时·℃

Q5=26.63×(16.1+5.8) ×(60-25)=30412千卡/时

③塔底富油带走的热量

设塔底富油的温度为t℃

洗油带走的热量：

洗油比热C=千卡/千克·℃

q1=93731()t=36775.83t+72.92t2千卡/时

粗苯带走的热量：

C=0.383+0.001043t千卡/千克·℃

q2=1635.6（0.383+0.001.43t）t=626.43t+01.706t2千卡/时

水带走的热量：

C=1.0174千卡/千克·℃

q3=96.07×1.0174×t=97.48t千卡/时

Q6=q1+q2+q3=37499.7t+75.626t2千卡/时

则总输出热量为：

Q出=658415+37499.7t+75.626t2

令Q入= Q出

6608869=658415+37499.7t+75.626t2

得 t=126.46℃

所以可知经过脱水塔后富油温度降低了8.54℃

3.2.2 管式炉

1.物料计算

进入管式炉的富油数量如下：

表3-6 管式炉进料

设经管式炉加热后的富油的温度为180℃，该温度下各组分的饱和蒸汽压[19]，千帕：

表3-7 粗苯各组分饱和蒸汽压（千帕）

设管式炉出口富油压力为122.66千帕，以B、T、X、S、M、N、W 分别表示苯、甲苯、二甲苯、溶剂油、洗油、萘和水在管式炉后留在富油中的分子分率。

经过管式炉后，富油中水份全部汽化，故W=0

设B=0.898

则T===0.949

x===0.971

s===0.988

N===0.996

m===0.998

管式炉后富油中的各组分数量如下（包括进入再生器的油量）：

洗油： 0.998×585.8193=584.65千摩尔/时（93544千克/时）

苯 ：0.898×14.037=12.6千摩尔/时（983千克/时）

甲苯 ：0.949×2.9778=2.83千摩尔/时（260千克/时）

二甲苯 ：0.971×1.0492=1.06千摩尔/时（108千克/时）

溶剂油 ：0.988×1.2962=1.28千摩尔/时（154千克/时）

萘：0.996×37.1878=37.04千摩尔/时（4741千克/时）

共计：洗油+苯+甲苯+二甲苯+溶剂油+萘=639.46千摩尔/时

（99790千克/时）

A===9513.53

验证： ==0.900

与假设的相近，说明假设的是适当的。

管式炉后富油中被汽化的各组分的数量如下：

洗油： 187千克/时 萘：19千克/时

苯： 110千克/时 甲苯：14千克/时

二甲苯：3千克/时 溶剂油：2千克/时

水蒸汽：96千克/时

共计： 431千克/时

管式炉物料衡算见表3-8。

表3-8 管式炉物料衡算

2.管式炉供热量的计算

（1）输入热量

①脱水塔后126.46℃的富油带入的热量

=6608869-658415=59505458千卡/时

②管式炉过热段蒸汽带入的热量

=1.5×2090×656.3=2057500千卡/时

式中：1.5×2090—蒸汽量，千克/时

656.3—4千克/厘米，蒸汽焓，千卡/千克

③管式炉供热量

设管式炉供热量为千卡/时则总输入热量为：

=8007954+千卡/时

（2）输出热量

①富油在180℃时带走的热量

洗油带走的热量（包括萘）

千卡/时

式中：0.5343—洗油比热，千卡/千克·℃

C=千卡/千克·℃

粗苯带走的热量:

千卡/时

式中：0.5705—粗苯比热，千卡/千克·℃

C=0.383+0.001043×180=0.5707千卡/千克·℃

=9640292千卡/时

②汽体带走的热量

洗油蒸汽带走的热量（包括萘）:

千卡/时

式中：134.74—洗油蒸汽的焓，千卡/千克

千卡/千克

粗苯蒸汽带走的热量:

千卡/时

式中：158.58—粗苯蒸汽的焓，千卡/千克

C=千卡/千克·℃

千卡/千克

水蒸汽带走的热量:

千卡/时

式中：677—0.2 千克/厘米，180℃时过热水蒸汽的焓，千卡/千克

千卡/时

③过热蒸汽在400℃时带走的热量

千卡/时

式中：781.5—4千克/厘米，蒸汽过热到400℃的热焓，千卡/千克

④散热损失

入=400398+0.05

令入=出 得=4625315千卡/时

热损失=400398+0.05×4625315=642290千卡/时

管式炉热平衡见表3-9。

表3-9 管式炉热平衡（千卡/时）

3 .管式炉加热面积的计算

供给富油的热量

=9640292+113205-5950454=3803043千卡/时

供给蒸汽的热量

=392502千卡/时

总计：

=4195545千卡/时

中的95%由辐射段供给，5%由对流段供给。

辐射段热强度为25000千卡/米·时

需加热面积（辐射段）：

F==144.5米

对流段热强度为5000千卡/米·时

需加热面积（对流段）

油管部分

米

蒸汽管部分

米

对流段面积共计：

米

管式炉总加热面积：F=261米

管式炉的热效率取75%，煤气的发热量为4250千卡/标米，则煤气的耗量：

V=标米/时

选用负荷为420万千卡/时圆筒管式炉一台。

3.2.3 再生器

1.物料衡算

进入再生器的富油是从脱苯塔前（即管式炉出口）的富油中引来，其数量为富油量的1%，即1002.24千克/时。

其中气相5.13千克/时，液相997.9千克/时。气相包括洗油

1.87千克/时，萘0.19千克/时，粗苯1.29千克/时，水蒸气0.96千克/时。液相包括洗油935.44千克/时，萘47.41千克/时，粗苯15.05千克/时，进入再生器的直接蒸汽量为3135千克/时，为了提高洗油蒸发率以减少洗油损失，在再生器顶部设两层塔板。设粗苯的蒸发率为100%，则组分的蒸发率。

式中： ηi—组分的蒸发率

n—塔板层数，n=2

L—洗油分子数与水蒸汽分子数之比

Ki—组分的平衡常数

=

设再生器上部的压力P=130.656千帕，200℃时洗油的饱和蒸汽压Pm=26.664千帕，萘的饱和蒸汽压为PN=66.128千帕[16]则

结果代入上式得蒸发率：

，

从再生器进入脱苯塔的气体数量，千克/时：

洗油 1.87+935.44×0.851=797.15

萘 0.19+47.41×0.934=44.47

粗苯 1.29+15.05=16.34

水蒸气 0.96+3135=3135.96

再生器排出残渣数量，千克/时：

洗油 935.44×（1-0.851）=139.38

萘 47.41×（1-0.934）=3.13

共计 142.47千克/时，对每吨180℃前粗苯为68.17千克。

2.再生器直径的计算

允许空塔速度按下式计算：

千克/米·时

式中：—与塔板间距和液体表面张力有关的系数， =163

—洗油密度，200℃时

千克/米

—再生器顶部逸出的混合蒸汽之密度，千克/米

混合汽体温度为210℃时，其体积流量为：

V =

=5414米/时

千克/米

则允许空塔速度为：

千克/米·时

换算为线速度：

米/秒

取计算空塔速度

W=0.60.9912米/秒

塔径 D=米

取D=1600毫米 H=6000毫米

3.热量衡算

因再生器底部无间接蒸汽加热计算的目的在于确定汽体的出口温度，设该温度为t=240℃

输入热量

1、洗油带入的热量(包括萘)

式中：0.5335—180℃时洗油的比热，千卡/千克·℃

0.5707—180℃时粗苯的比热，千卡/千克·℃

2、直接水蒸汽（过热）带入的热量

千卡/时

输出热量

（1）再生器残渣带出的热量

千卡/时

（2）洗油240℃蒸汽带出的热量（包括萘）

千卡/时

240℃时油汽热焓：千卡/千克

（3）粗苯蒸汽带出的热量

千卡/时

240℃时粗苯蒸汽焓千卡/千克

（4）水蒸汽带出的热量

千卡/时

式中705.5—压力为0.316千克/厘米，240℃的蒸汽焓，千卡/千克

（5）汽体带出的热量：

千卡/时

（6）再生器热损失

则总输出热量为：

=

令= 得千卡/时

设保温层厚度100毫米。则再生器的外表面积为：

F=3.1416×1.4×6+0.785×1.6×2=32.8米

则热损失为：

千卡/时

与接近，证明所假设的汽体出口温度240℃是正确的。

再生器热平衡见下表。

表3-10 再生器热平衡（千卡/时）

3.2.4 脱苯塔

1.物料衡算

为了计算富油中各组分在脱苯塔中的馏出率，先假定贫油排出温度为t=178℃，该温度下洗油和萘的饱和蒸汽压力分别为279.2和105毫米汞柱。取提馏段塔板层数为14层，脱苯塔底部压力为970毫米汞柱。则组分的平衡常数为：

萘

洗油

由再生器进入脱苯塔的水蒸气量为3135.96千克/时，进入脱苯塔内富油的液相数量如下：

洗油 93544-935.44=92608.56 千克/时

萘 4741-47.41=4693.59 千克/时

粗苯 1505-15.05=1489.95 千克/时

共计 98792.1 千克/时

油分子数与水蒸气分子数之比：

则洗油和萘的蒸发率按下式计算：

式中：n—提馏段的塔板层数，n=14

L—洗油分子数与直接水蒸汽分子数之比

—各组分的平衡系数

洗油

萘

洗油和萘在提馏段的蒸发量为：

洗油 92608.56×0.031=2870.9 千克/时

萘 4693.59×0.0824=386.7 千克/时

脱苯塔精馏段物料平衡计算如下：

脱苯塔得到粗苯为2080千克/时，设在脱苯塔内全部蒸发。其180℃前的馏出量为93%，故实际粗苯量为千克/时。粗苯中含油量为2236.6-2080=156.6千克/时，其中洗油占20%，即31.3千克/时；萘占80%，即125.3千克/时。

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1.5克/标米3煤气，即

千克/时

采出的萘馏分量为187.12千克/时，其中洗油93.56千克/时。

根据富油在脱水塔内的蒸发量、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 251.312+(185.13-1.85)

+797.15+2870.9-31.3-93.56=3977.7千克/时

萘 39.96+(18.81-1.88)+44.47

+386.7-125.3-9356=269.19千克/时

　　脱苯塔顶逸出的水蒸气量和粗苯量计算如下：

塔顶压力为820毫米汞柱，塔顶温度为95℃。该温度下水的饱和蒸汽压力为633.9毫米汞柱。水蒸气的分子分数为：

=0.773，则粗苯的分子分数为0.227

粗苯产量为：千摩尔/时

设塔顶粗苯回流量为x千摩尔/时，则塔顶汽体含水蒸汽量为：千克/时

粗苯产品分子量为2236.6/24.487=84.44，则塔顶汽体含粗苯量为：2236.6+84.44x千克/时。

精馏段物料平衡计算结果见图3-1。

2.塔径计算

脱苯塔塔径的计算

提馏段塔径

根据上图，求得进入提馏段的气相质量流量为：

粗苯 1506.47+127.71+455=2089.18千克/时

萘 431.17+39.96+18.81=489.94千克/时

洗油 3668.05+185.13+251=4104.49千克/时

水蒸气 3135.96+95.04+865=4096千克/时

总计 10779.27千克/时

提馏段上部气相的体积流量为：

气相密度为：

液相洗油密度（180℃）为

千克/米3

塔顶出来的汽体

95℃ 粗苯 2236.6+84.44x 千克/时

水蒸汽 1023.65+61.3x 千克/时

30℃回流84.44x 千克/时

分离水100℃

2720-61.3x千克/时

135℃

萘馏分187.12千克/时

126℃

从脱水塔来油气

粗苯455千克/时 180℃ 从管式炉来油气

萘 21千克/时 粗苯127.71千克/时

洗油251千克/时 萘 18.81千克/时

蒸气865千克/时175℃175℃ 洗油185.13千克/时

水蒸气95.04千克/时

从精馏段来的油 从提馏段上升的油气

萘 269.19千克/时 粗苯 1506.47千克/时

洗油 3977.78千克/时 萘 431.17千克/时

洗油 3668.05千克/时

水蒸气3135.96千克/时

图3-1 脱苯塔物料图

为了不产生大量雾沫夹带，保证塔板效率，选取塔板间距H=0.5米。由板式塔允许速度系数与板距关系图查得C=0.055米/秒，最大允许空塔速度为：

米/秒

选用空塔速度为： 米/秒

塔径为 米

3.热量衡算

根据热量衡算计算回流量。

（1）输入热量

①管式炉来的液相带入的热量 千卡/时

②从管式炉来的油气带入的热量千卡/时

③从再生器来的油气带入的热量千卡/时

④从脱水塔来油气带入的热量千卡/时

⑤30℃粗苯回流带入的热量

千卡/时

其中 0.31006—粗苯的比热，千卡/千克·时·℃

则总输入热量为：

=千卡/时

（2）输出热量

①塔顶汽体带出的热量

水蒸汽带走的热量

千卡/时

95℃蒸汽焓 千卡/千克

粗苯蒸汽带走的热量

千卡/时

95℃时苯族烃蒸汽焓

千卡/千克

②塔底热贫油带出的热量（包括萘）

设热贫油温度为178℃

洗油带走的温度

t℃时洗油比热为：

千卡/千克·℃

千卡/时

粗苯带走的热量

t℃时苯族烃比热为：

千卡/时

则热贫油带走的热量为：

③热损失

式中：F—散热面积

米

—对流和辐射传热系数之和

取=21.9千卡/米·时·℃

—外壁温度与大气温度之差

取=60-25=35℃

千卡/时

④分离水带走的热量

千卡/时

令Q入=Q出

则 =

得 x=18千摩尔/时

4.精馏段塔径计算

由此得到回流比约小于2，取回流比为2.5计算精馏段塔径。

当回流比R=2.5时，塔顶油气的体积流量为：

气相质量流量为：

26.487×3.5×84.44+4095.66=11924千克/时

气相密度千克/米3

液相密度千克/米3

米/秒

米/秒

塔径米

通过以上计算，选用脱苯塔塔径为2.0米。

3.2.5 油气换热器

1.物料衡算

取脱苯塔回流比为2.5，从脱苯塔来的气体数量如下：

粗苯 26.487×3.5×84.44×0.93=7280千克/时

洗油和萘 26.487×3.5×84.44×0.07=547.96千克/时

水蒸气 4095.66千克/时

进口油气温度为95℃。

出口物料数量：

粗苯和水的共凝点计算，设换热器汽体出口总压为780毫米汞柱。70℃和80℃是粗苯各组分的饱和蒸汽压力[18]见表3-11：

表3-11 粗苯各组分饱和蒸汽压力（毫米汞柱）

70℃粗苯饱和蒸汽压力

P1=0.76525×550.81+0.12805×203.75+0.02964

×79+0.03272×34+0.04434×4.12=451.2毫米汞柱

80℃粗苯饱和蒸汽压力

P2=0.76525×757.61+0.12805×291.21+0.02964×117.15

+0.03272×50+0.04434×7.53=451.2毫米汞柱

水的饱和蒸汽压力: 70℃—233.7毫米汞柱

80℃—355.1毫米汞柱

共凝点℃

共凝物中水蒸气含量

共凝物中粗苯含量=1-0.348=0.652

油气换热器出口气体含水蒸气量

26.487×3.5××18=890.6千克/时

2.热量计算

（1）输入热量Q入

粗苯蒸汽带入热量Q1 =7280×129.9=945672千卡/时

油气带入热量 Q2 =547.96×100.5=55070千卡/时

水蒸气带入热量 Q3 =4095.66×637.2=2609755千卡/时

式中：129.9、100.5、637.2—95℃时粗苯蒸汽、油气和水蒸气的热焓，千卡/千克。

Q入= Q1 +Q2 +Q3 =3610497千卡/时

（2）输出热量Q出

出口气体带走热量Q4

粗苯 q1 =7280×123.1=896168千卡/时

油气 q2 =547.96×91.7=50248千卡/时

水蒸气 q3 =890.6×628.5=371192千卡/时

式中：123.1、91.7、628.5—73.1℃时粗苯蒸汽、油气和水蒸气的热焓，千卡/千克。

Q4=q1+q2+q3=1317608千卡/时

冷凝水带出热量（取冷凝水平均温度84℃）

Q5=（4095.66-890.6）×84×1.003=270033千卡/时

式中：1.003—84℃时冷凝水的比热，千卡/千克·℃。

富油吸收热量Q6

Q出= Q4+Q5+Q6=1587641+ Q6千卡/时

令Q入= Q出 得Q6=2022856千卡/时

（3）对数平均温度差

富油量101836千克/时，富油中水分961千克/时，富油进口温度30℃。富油温度升高

℃

富油出口温度为30+44.899=74.9℃

对数平均温度差 油气 95℃73.1℃

富油 74.930℃

10.1 43.1

℃

（4）换热面积

取总传热系数K=200千卡/米2·时·℃

换热面积 F=米2

折合每小时每吨180℃前粗苯444/2.08=213米2。

3.2.6 粗苯冷却器

粗苯 73.1℃30℃

冷却水 45℃ 25℃

Tm=51.55℃,tm=35℃,Cp=4.174千焦/千克·℃

两流体温差为16.55℃

1.热量计算

73.1℃时粗苯带入的热量Q1= 1317608千卡/时

30℃时粗苯带出的热量

Q2=7280×（103+0.31006×30）+547.96×（62.2+0.403×30）+890.6×30=884983千卡/时

冷却水吸收的热量

Q=Q1-Q2=432625千卡/时

冷却用水的流量为千克/时

约为21.67米3/时

水的流速为米/秒

2.传热总系数计算

水的平均温度35℃，其物理常数：

γ=994千克/米3 μ=0.7286厘泊

C=0.997千卡/千克·℃ λ=0.538千卡/米·时·℃

Re=1000=1000×=9177

Pr=3.6=3.6×=4.861

当Re=9177时，φ=0.99884

Nu=0.023Re0.8Pr0.4φ

=0.023×97680.8×4.8610.4×0.99884=64.059

从管壁到水的给热系数：

α2=Nu=64.059×=1723千卡/米2·时·℃

从油汽到管壁的给热系数α1=

式中： Tm=51.55℃

ts—壁温，设为37℃

51.55℃时粗苯与水的混合物μ=1.83厘泊

α1=千卡/米2·时·℃

K1==213.9千卡/米2·时·℃

验算壁温

ts=51.55-=37.4℃，与假设相差很小，假设成立。

3.换热面积的计算

⊿tm==32.02℃

所需传热面积 F==63.2米2

3.2.7 两苯塔

1.物料衡算

从粗苯冷凝冷却器进入两苯塔的粗苯组成如下：

千克/时

苯 1473.05

甲苯 307.76

二甲苯 87.24

溶剂油 66.35

洗油（含萘） 156.6

共计 2080千克/时

轻苯产率为粗苯的93%，则轻苯及重苯的产量分别为：

轻苯 1934.4×93%=1799千克/时

重苯 1934.4-1799=135.4千克/时

萘溶剂油156.6千克/时

规定二甲苯在轻苯中的含量为3%，且不含溶剂油及洗油，

轻苯中二甲苯的量为：

1799×3%=53.97千克/时

则轻、重苯的组成为：

轻苯

千克/时 千摩尔/时 千摩尔%

苯 1473.05 18.885 84.72

甲苯 271.98 2.9563 13.26

二甲苯 53.97 0.5092 2.367

共计 1799 22.3505 100.00

轻苯的平均分子量 MHB==80.49

重苯

甲 苯 307.76-271.98=35.78千克/时

二甲苯 87.24-53.97=33.21千克/时

溶剂油 66.35千克/时

共计 135.4千克/时

萘溶剂油 156.6千克/时

取两苯塔顶温度73℃，塔底160℃，塔顶压力800毫米汞柱。73℃时塔顶气体中饱和水蒸汽含量计算如下：

两苯塔顶温度：

t=+46.8=73.5℃

共凝物中水蒸汽含量：

xw==34.52357%

粗苯含量：

xB=65.47625%

设回流比为2.5，则塔顶气体量为：

1799×3.5=6296.5千克/时

由轻苯汽体所带走的水蒸汽量为：

22.3505×3.5××18=742.44千克/时

进入两苯塔的汽体中水蒸汽量很小，故塔顶轻苯蒸汽是不饱和的，不需从侧线引水。

2.计算塔径

采用浮阀塔，取塔板层数n=35塔顶汽体流量为：

Vs=（3.5×22.3505+）×22.4×

×=3226.84米3/时

表3-12两苯塔的物料平衡（千克/时）

在塔顶温度下，液相密度γc=820千克/米3，汽相密度

γv==2.1814千克/米3

液相流量

Ls==5.44米3/时

动能参数

0.5=0.5=0.03269

板间距HT=300毫米，板上清液层高度hc=70毫米

则HT-hc=230毫米，即 0.23米

查图得C20=0.05

C===0.051

式中：σ—73.5℃时轻苯的表面张力，

σ=22达因/厘米

塔内最大允许的空塔速度：

Wmax=C=0.051×=0.987米/秒

取w=0.8 Wmax=0.8×0.987=0.790米/秒

塔径为:

D==1.21米

取D=1.4米

3.热量衡算

（1）输出热量

①从粗苯冷凝冷却器来的粗苯蒸汽带入的热量

Q1=1934.4×（103+0.31006×30）=217237千卡/时

②回流带入的热量

Q2=4461.5×0.423×30=56616千卡/时

式中： 0.423—30℃时轻苯的比热，千卡/千克·℃

③塔下外加热器供热量Q3

则总输入热量为：

Q入=Q1+Q2+Q3=273853+ Q3千卡/时

（2）输出热量

①塔顶气体带走的热量Q4

轻苯气体带走的热量：

q 1=6296.5×123.65=778562千卡/时

75℃时轻苯汽的焓

C==0.2809千卡/千克·℃

i=103+0.2809×73.5=123.65千卡/千克

水蒸汽带走的热量:

q2=742.44×628.7=466772千卡/时

式中： 628.7—73.5℃时水蒸汽的焓，千卡/千克

则塔顶气体带走的热量为：

Q4= q1+ q2=1245334千卡/时

②重苯带走的热量

Q5=135.4×0.51×140=9668千卡/时

式中： 0.51—140℃时重苯的比热，千卡/千克·℃

③萘溶剂油带走的热量

Q6=156.6×0.403×160=10098千卡/时

式中：0.403—160℃时萘溶剂油的比热，千卡/千克·℃

④塔体散热损失

Q7=F（α2+αt）（tB- tA）

式中：F—保温外表面积

F=3.1416×1.10×10+0.785×1.62×2=37.63米2

α2+αt—对流及辐射给热系数之和，取α2+αt=21.9

千卡/米2·时·℃

tB- tA—外壁温度与大气温度之差，取tB- tA=35℃

则塔体热损失

Q7=37.63×21.9×35=28847千卡/时

则总输出热量为：

Q出= Q4+ Q5+Q6+ Q7=437194千卡/时

令 Q入= Q出

得 Q3=1020094千卡/时

两苯塔的热平衡见下表。

表3-13两苯塔的热平衡（千卡/时）

4.两苯塔塔盘设计

两苯塔选择浮阀塔。

（1）溢流装置

选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下

①堰长，取堰长=0.66D，即=0.66×1.4=0.924米

②出口堰高， =-，采用平直堰，

堰上液层高度 =

式中：Lh—塔内液体流量，米3/时

E—液流收缩系数，可近似取为1

=0.0084米 =0.07-0.0084=0.0616米

③弓形降液管宽度Wd和面积Af

由图查得=0.13， =0.075

Wd=0.13×1.4=0.182米，Af=0.075×0.785×1.42=0.115米2

验算液体在降液管中停留时间

=

停留时间大于5秒，故降液管尺寸可用。

④降液管底隙高度

取降液管底隙处液体流速=0.13米/秒，则

=0.0178米，取为0.02米

（2）塔板布置及浮阀数目与排列

取阀孔动能因子F0=10，则孔速u0为：

u0==6.76米/秒

则每层塔板上浮阀的数量为：

取边缘区宽度 Wc=0.06米 破沫区宽度为 Ws=0.10米

塔板上的鼓泡区面积为：

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75毫米，估算排间距t’，即

米

考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而分块塔板的支承与衔接也占一部分面积，因此排间距应小于此值，故取t’=100毫米。

按t=75毫米、t’=100毫米以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数116个。按N=116重新核算孔速及阀孔动能因数：

米/秒

F0=，阀孔动能因数变化不大，仍在范围内。

（3）塔板流体力学验算

①气相通过浮阀塔板的压强降

式中：—干板阻力，米汞柱

米/秒 则有

=19.0米汞柱

—板上充气液层阻力，米汞柱 ==0.035米汞柱

—液体表面张力所造成的阻力，此阻力很小，忽略不计。

因此=0.067米汞柱

单板压降帕

②淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度

式中：—系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。此时取为0.5

可用下式计算

=++

式中：—板上清液高度，米 取为0.070米

—液体通过降液管的压头损失，米汞柱

=米汞柱

则， =++=0.139米

经验算

③雾沫夹带

泛点率=

以及泛点率=

式中：ZL—板上液体流径长度，米

ZL=D-2Wd=1.4-2×0.182=1.036米

Ab—板上液流面积，米2

Ab=AT-2Af=1.539-2×0.115=1.309米2

K—物性系数，取为1，由泛点负荷图查得泛点负荷系数CF=0.082。

计算后的得泛点率为45.2%和46.3%。

对于本塔，要求泛点率不超过80%，所以雾沫夹带符合要求。

（4）塔板负荷性能图

①雾沫夹带线

泛点率=

将、、、、及代入上式得到雾沫夹带线

0.0508+1.409=0.0859

②液泛线

=++=++

由上式确定液泛线，忽略，将各式带入得

=+ [+

将各定值带入上式后得到

在操作范围内取若干个数得到

表3-14

③液相负荷上限线

液体的最大流量应保持在降液管中停留时间不低于5秒。

（Ls）max =米3/秒

④漏液线

以Fo=5作为规定气体最小负荷的标准，则

（Vs）min ==

==0.468米3/秒

⑤液相负荷下限线

=0.006

=0.00079米3/秒

由以上计算做出塔板负荷性能图得到：

设计的气、液负荷下的的操作点处在适宜的操作区内的适中位置；塔板的气相负荷上限由液泛控制，操作下限由漏液控制；浮阀塔的操作弹性为3.21。

3.2.8 塔下外加热器面积的确定

采用15.85千克/厘米2、200℃的蒸汽加热，蒸汽与油的平均温度差：

⊿t=200-160=40℃

取传热系数K=350千卡/米2·时·℃，则所需加热器面积[16]：

米2

选用F=37米2的加热器两台。

蒸汽用量：

式中：485.8—15.85千克/厘米2饱和蒸汽的蒸发潜热，千卡/千克

3.2.9 轻苯冷凝冷却器

从两苯塔进入冷凝器的物料量为：

表3-15 冷凝冷却器进料

1.热量衡算

输入热量：

从两苯塔来的气体带来的热量

Q入=Q1=1245334千卡/时

（1）输出热量：

30℃时冷凝液体带走的热量

Q2=（6296.5×0.423+742.44×0.997×30=102109千卡/时

（2）冷却水带走的热量

Q3= Q1- Q2=1143225千卡/时

冷却水入口温度25℃，出口温度45℃，用水量为：

千克/时≈57.45米3/时

2.换热面积计算

气体在冷凝器中冷凝冷却，分两段进行：

（1）轻苯汽和水蒸气在73.5℃时冷凝；

（2）冷凝液体从73.5℃冷却到30℃。

第二段放出的热量：

q2=（6296.5×0.460+742.44×1.0007）×73.5-102109

=165345千卡/时

式中： 1.0007—73.5℃时水的比热，千卡/千克·℃

0.460—73.5℃时轻苯的比热，千卡/千克·℃

第一段放出热量：

q1= Q3- q2=977880千卡/时

冷却水的中间温度

℃

冷凝冷却器的温度制度：

73.5℃ → 73.5℃ → 30℃

Ⅰ ∣ Ⅱ

45℃ ← 27.893℃ ← 25℃

28.5℃ 45.607℃ 5℃

第一段平均温差：

℃

第二段平均温差：

℃

管内水流速:

米/秒

雷诺准数:

式中：0.02—管内径，米

994—平均温度为35℃时的密度，千克/米3

0.7286—平均温度时水的粘度，厘泊

普兰特准数

Pr=4.18

努塞尔准数

Nu=0.23Re0.8Pr0.4 =0.023×243250.8×4.8610.4=139.72

35℃时水的导热系数

λ=0.538千卡/米.时.℃

从管壁到水的给热系数

αz=Nu=139.72×=3758千卡/米.时.℃

从气体到管壁的给热系数

式中:—轻苯蒸汽到管壁的给热系数

式中：—73.5℃时轻苯的导热系数，取=0.11千卡/米.时.℃

—73.5℃时轻苯的粘度，去=0.34厘泊

=2329千卡/米2.时.℃

为水蒸气到管壁的给热系数

取=1000千卡/米.时.℃

为水蒸气的冷凝热，73.5℃时水蒸气潜热为555.2千卡/千克

=742.44×555.2=412203千卡/时

为轻苯的冷凝热，

=q1-=977880-412203=565677千卡/时

=5562千卡/米2.时.℃

第一段总传热系数

=400千卡/米2.时.℃

第一段换热面积

67.07米2

在第二段中，从冷凝液到管壁的给热系数

式中：—冷凝液的平均温度

==54℃

—管壁温度，设=42.8℃

—平均温度51.75℃时，冷凝液粘度，厘泊

冷凝液平均温度为51.75℃时水和轻苯粘度各为

厘泊

轻苯和水的混合液粘度

=0.5380.3405×0.430.6595=0.4641厘泊

=0.4641×3.6=1.671千克/米.时

=429千卡/米2.时.℃

第二段总传热系数

=215千卡/米2.时.℃

验算壁温

℃

与假设值相同，证明假设正确

41.86米2

则总换热面积

F=F1+F2=67.07+41.86=108.93米2

3.2.10 油油换热器

从脱苯塔来的178℃热贫油，富油从分凝器来，在热交换器中从70℃升高到135℃。

1.热量衡算

（1）输入热量

①温度为70℃的富油带入的热量，

=70×（98785.5×0.4397+2090×0.4456+960.725×1）

=317390千卡/时

式中： 0.4397—洗油70℃时的比热，千卡/千克.时.℃

0.4456—粗苯70℃时的比热，千卡/千克.时.℃

②温度为178℃的热贫油带入的热量

=9074961千卡/时

则总的输入热量

Q入=+=12247980千卡/时

（2）输出热量

①温度为135℃的富油带走的热量

=6608869千卡/时

②贫油带走的热量

=37545.71t+75.49t2千卡/时

③热损失