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1?(l/ki)n/2 ?i?1?(l/ki)1?(n/2)提馏段塔板数n=14，脱苯塔底压力为970mmHg，塔底贫油温度为178℃，该温度下洗油和萘的饱和蒸汽压为279.2mmHg和105 mmHg，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3553.39 Kg/h，进入脱苯塔内富油液相量如下：
洗油 123266.416-1722.46=121543.956 Kg/h 萘 6117.12-92.2=6024.92Kg/h 粗苯 1710.896-30.41=1680.486Kg/h 共计 129249.362 Kg/h 则油分子数与水蒸汽分子数之比为：
L=12929.362×18/(3553.39×160)= 4.09 将上述各值代入公式，得洗油与萘蒸发率为：
(4.09/0.2878)7?1萘?N??0.0704 8(4.09/0.2878)?1洗油 ?M(4.09/0.1083)7?1??0.031 8(4.09/0.2878)?1洗油与萘在提馏段的蒸发量：
洗油 121543.956×0.031=3767.86 Kg/h 萘 6024.92×0.0704 = 424.15Kg/h 精馏段物料平衡
粗苯产量为2179.008Kg/h,设在脱苯塔中全部蒸发
180℃前馏出量为93%，故实际粗苯量为 2179.008/0.93 = 2343.02Kg/h 粗苯蒸汽中含油量为
2343.02-2179.008 = 164.01Kg/h 其中洗油：20%，即33.58 Kg/h
萘：80%，即134.32Kg/h
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
苯塔的气体量、脱苯塔提馏段的蒸发量以及塔顶粗苯带走的油量，得
到在精馏段冷凝而流到提馏段的洗油量和萘量如下：
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洗油（1722.46-2.61）+1187.66+3767.86-33.58-97.3 = 6544.49Kg/h
萘 （92.2-0.33）+81.73+424.15-134.32-97.3 = 366.13 Kg/h 即 6544.49/160+366.13/128 = 43.76 Kmol/h 脱苯塔塔顶逸出的水蒸气量和粗苯量计算：
塔顶压力：820mmHg；
塔顶温度：95℃;该温度下水的饱和蒸汽压力：633.9mmHg 水蒸气的分子数为 633.9/820 = 0.773则粗苯的分子数为0.227 粗苯（180℃以前的馏出93%）产量为
1656.05326.70108.9587.1633.58134.32??????27.8 7891.9105.9120160128设水全部蒸发。
精馏段物料平衡
输 入管式炉来的气相，Kg/h 提馏段来的气相，K 洗 油1049.18-2.61=1046.571187.66+3203.69=4391.35 萘144.68-0.33=144.3581.73+451.22=532.95
粗 苯 787.992-2.29=785.7022230.798-785.702=1445.096 水蒸气752.8-1.96=750.843553.39
共 计 2727.4629922.786
2727.462+ 9922.786 = 12650.248
输 出 塔顶出来的气相，Kg/h 流回提馏段的液相，Kg/h 洗 油 33.585979.6 萘134.32393.2
粗 苯 2230.798 水蒸气3351.43+752.8=4304.23
共 计 6702.928 + 6372.8 = 13075.728 （2）脱苯塔塔径的计算：
1) 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Kg/h 粗苯 2179.008
萘 393.2+134.32=527.52 洗油 5979.6+33.58 = 6013.18
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水蒸气 4304.23
共计 13023.938 则提馏段上部气相体积流量为：
2179.008527.526013.184304.23273?175760VS?(???)?22.4??82.212816018273900
= 9559.55Nm3/h 气相重度为
?g?13023.938/9559.55 = 1.368Kg/Nm3 液相洗油重度（180℃）为：
?e??151?0.0004(t?15)?1050?989.1Kg/Nm3
1?0.0004(180?15)式中 t——进料处塔内温度，取180℃；
?15——液相洗油15℃时的重度，Kg/m3 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=600mm，从板式塔允许速度系数与板间距关系图查出C=0.064m/s,最大允许空塔气速为：
Umax?c?e???gg?0.064984.99?1.393?1.7m/s
1.393选用空塔气速为：
u?0.75Umax= 0.75?1.7=1.275m/s 则塔径：
Vs?49617.58?4D???1.63m
??u?3600??1.275?36002) 精馏段塔径
塔顶气相体积流量
2398.71134.3233.584298.37273?95760VS?(???)?22.4??
82.212816018273900 = 6865.03Nm3/h
气相重度?g?6864.98/6865.03 = 0.999Kg/m3
液相重度 ?e= 800Kg/m3 最大允许空塔气速
Umax?c?e???gg?0.064800?0.999?1.81m/s
0.999中国矿业大学2009届进修生毕业设计第24页共31页
u?0.75Umax= 0.75 ×1.81 = 1.36 m
取塔径D=1600mm，其规格如下： 塔径（mm） 1600
6.3.5分缩器的计算：
进入分缩器的循环洗油量为89950kg/h，
121959.45?116.15m3/h 其体积流量为
1050 则 富油部分传热面积为（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㎡）：
F1= 116.15×2=232.3㎡
冷却水部分 F2= 0.5×116.15 = 58.08㎡ 总换热面积 F = 232.3+58.08 = 290.38㎡
故取总传热面积为60×3+30=210㎡和28×3+21=105的分缩器各一台 分缩器的规格如下： 面积 （㎡） 60×3+30=210 28×3+21=105 管 径（mm） 25×2 25×2
342 312 根数 设备尺寸，㎜ 直径 700 800 管长1300 1350 总长 —— 1814 管间距32 35 设 备 重 程 数 （t） 管程 壳程 10.27 5.485 6 4 一块隔板 一块隔板 壳程 0.2 0.3 塔高 （mm） 16650 16 500 条形 塔 板层 数 板间距泡罩（mm） 形式 重 量 ，吨 捕雾设 操 形式 备 作 26.27 35 二层泡罩 管 子 尺 寸 （mm） （mm） △ △ 工作压力（kg/㎝2） 排列方式 管程 4 4 6.4 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。 6.4.1基础数据：
进入贫富油换热器贫油温度175℃
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贫油量 = 循环洗油量-残渣量-塔顶油气量 = 122747.21-548.21-33.58 =122165.42 kg/h
其中含粗苯：301.86 kg/h；洗油（含萘）：122050.05kg/h 贫油进口温度为175℃，出口温度为t(假设)。
富油量为125466.36 kg/h，其中含粗苯：2532.66 kg/h； 水：752.8 kg/h；洗油（含萘）122180.9kg/h 富油入口温度60℃，出口温度125℃。 6.4.2热量衡算：
(1)热量输入Q入:
① 冷富油在60℃时带入热量：
Q1=(2530.08×1.864＋121212.51×1.843＋746.94×0.998)×60 =13731370.27KJ/h
式中 1.864，1.843，0.998
——分别为粗苯，富油，水在60℃下的比热，kJ/kg·℃
② 热贫油在175℃时带入的热量：
Q2=(2.36×301.86＋2.211×122050.05)×175
=4734900.73 KJ/h
式中2.211，2.366——洗油和粗苯在175℃下的比热，kJ/kg·℃ 故热量输入：Q入= Q1＋Q2 =60765861.35 KJ/h （2） 热量输出Q出
① 125℃富油带走的热量
Q3=（121212.51×2.052＋2530.08×2.144＋746.94×1.017）×125 =31864025 KJ/h
式中2.052，2.144，1.017——分别为洗油，粗苯，水在下的比热，KJ/kg·℃
② 热贫油在t℃时带走的热量：
.45C1?299.28C2)t Q4=(121239式中C1——洗油（含萘）在t℃下的比热，kcal/kg·℃，可用此式
计算：
C1=0.962（0.409+0.000813t）;
C2——粗苯在t℃下的比热，kcal/kg·℃，可用此式计算： C2=0.383+0.001043t
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