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式中1.017——水在125℃下的比热，KcaL/Kg·℃
故带入热量
Q1 = q1+q2+q3
= 31490489.86+664938.39+399264.869 = 325554693.12 KJ/h
入管式炉对流段低压蒸汽带入热量Q2:
查《焦化设计参考资料》下册，得：每千克粗苯的直接蒸汽耗量为1.592千克，则蒸馏用直接蒸汽耗量为：
Ｇ＝1.592×2179.008 = 3468.98Kg/h
故：Q2 = 3468.98×2747.8 = 9532063.24 KJ/h
式中2747.8——0.4MPa表压)饱和蒸汽热焓，KJ/h ④管式炉加热用煤气供热量Q3； 则输入热量为： QR=Q1＋Q2＋Q3 2、管式炉输出热量Qc
（1） 出管式炉富油180℃时带走的热量Q4 含萘洗油带走热量
，q1 = 洗油量（包括萘）×比热×温度
= 122747.21×2.236×180
= 49403297.08 KJ/h
式中2.236——含萘洗油180℃时的比热，KJ/ Kg·℃ 粗苯带入热量：
'q2 = 粗苯量×比热×温度，KJ/h。 粗苯比热
C = 0.383＋0.00104t
= 0.383＋0.00104×180 = 0.571 KcaL/Kg· ℃
则 q2, = 2480.72×0.571×180×4.18 = 1067652.27 KJ/h
故:Q4 = q1，＋q2,
= 49403297.08＋1067652.27 = 50470949.35 KJ/h
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（2） 粗苯蒸汽和油气带出热量Q5
①洗油蒸汽带走热量（含萘蒸汽）
,q3 = 含萘洗油蒸汽量×热焓 = 1191.69×565.2 = 673543.19 KJ/h
式中565.2——180℃含萘洗油蒸汽热焓，KJ/ Kg ②粗苯蒸汽带出热量
q4' = 粗苯蒸汽量×热焓
= 769.824×665.7 = 512471.84 KJ/h
式中665.7——180℃粗苯蒸汽热焓，KJ/ h ③水蒸汽带出热量
'q5 = 水蒸汽量×热焓
= 751.37×2834.5 = 2129758.27KJ/h
式中2834.5——1.2Kgf/㎝2180℃水蒸汽热焓，KJ/ Kg ④粗苯蒸汽和油气带出热量Q5
Q5 = q3＋q4'＋q5
= 673543.19＋512471.84＋2129758.27
= 3315773.3 KJ/h
（3） 400℃过热蒸汽带出热量Q6 Q6=3468.98×3272 =11350502.56 KJ/h
式中3272——4Kgf/㎝2400℃过热蒸汽热焓，KJ/ Kg
（4） 散热损失Q7
Q7=0.05QR （式中0.05为散热系数） 3、管式炉加热面积：
（1） 供给富油的热量：
Qm=Q4＋Q5－Q1
=50470949.35+3315773.3-32554693.12 =21232029.53 KJ/h
（2） 供给蒸汽的热量：
QV=Q6－Q2
=11350502.56-9532063.24
,'中国矿业大学2009届进修生毕业设计第18页共31页
= 1818439.32 KJ/h
设Qm的95%由辐射段供给，5%由对流供给，辐射段强度为 105000KJ/㎡·h,则辐射段加热面积为：
95%?Qm F1==192.10㎡
105000取对流段加热强度为21000 KJ/㎡·h，则对流段加热面积为： 1818439.32蒸汽 F2==86.59㎡
210005%?Qm?50.55m2
21000F2?F3?86.59?50.55?137.14m2
设管式炉加热效率为80%，煤气热值为17800 KJ/Nm3. 则煤气消耗量为 ：
QV?QmVg=
80%?17800=1726.63 Nm3/h
煤气在管式炉中燃烧产生热量为： Q,=1596.41×17800
=2841.61万KJ/h = 679.81 万Kcal/h
根据《焦化设计参考资料》选热负荷为270万千卡/时和热负荷为420万千卡/时的管式炉各一台，其各项参数如下：
型号:255-25-Φ127/Φ127/89
直径:3442mm 总高:19572mm 总热负荷:270万千卡/时， 加热面积 富油 F3?对流段油管：60㎡ 对流段气管31.5 ㎡ 辐射段油管：82.8㎡ 辐射段气管 8.35 ㎡ 设备总重：
金属重：31.178t 耐火材料重：21.602t
型号：420-25-φ114/φ152
直径：4254mm；总高：28564mm；总热负荷：420万千卡/时 加热面积
对流段油管：50 ㎡ 对流段气管：--㎡ 辐射段油管：175 ㎡ 辐射段气管：--㎡
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设备总重
金属重：45.048t 耐火材料重：38.000t 6.3.3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：
l1?()n/2Ki?i?
ln/2?11?()Ki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/p pi——组分的饱和蒸汽压力，mmHg P ——再生器内总压力，mmHg l ——油分子数与水分子数之比，??GmMS；
GSMmGm，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；
再生器内设7层多孔折流板，设其相当于两层泡罩塔板，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，则组分的平衡常数Ki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1.5%，即123266.416×1.5% =1848.996Kg/h，其中气相7.19 Kg/h，液相1845.07 Kg/h，
气相包括洗油2.61 Kg/h，萘0.33 Kg/h，粗苯2.29 Kg/h，水蒸气1.96 Kg/h；
液相包括洗油1722.46 Kg/h，萘92.20 Kg/h，粗苯30.41 Kg/h，水蒸气量GS为3551.43 Kg/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=1845.07×18/(3551.43×160)=0.058 将上述各值代入公式，得各组分蒸发率为：
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1?0.058/0.5061?0.897
1?（0.058/0.5061)21?0.058/0.2041洗油 ?M??0.779 21?(0.058/0.2041)萘?N?从再生器进入脱苯塔的气体数量如下：
洗油 2.61+1722.46×0.688=1187.66Kg/h 萘 0.33 + 92.2×0.8829 = 81.73 Kg/h 粗苯 2.29 + 30.41 = 32.7 Kg/h 水蒸气 1.96 + 3551.43= 3553.39 Kg/h
从再生器排出残渣数量如下：
洗油 1722.46×(1-0.688)=537.41 Kg/h 萘 91.2 ×(1-0.8829)=10.8Kg/h
共 计 548.21Kg/h
则每小时180℃前粗苯排出残渣量为:
548.21/2230.798×10?3=237.53Kg残渣/t粗苯 再生器顶部气体温度为240℃，其直径计算如下： 经过再生器顶部的气体流量：
1187.6681.7332.73553.39273?240760（???）?22.4??V=
16012882.218273980=6750.1 Nm3/h
6750.1?1.55m
3600?0.785?1取D=1600mm的塔径，此再生器规格为： 取空塔气速为1.0 m/s，则直径为D=
直径（mm） 1600 全高塔 板 加热面重 量 （mm） 形式 板数 积（㎡） 设备 操作 7000 弓形5 网板 2×14 5.070 -- 所用流程 管式炉脱苯
6.3.4脱苯塔计算：
（1） 提馏段
洗油与萘在提馏段的蒸发率按下式计算