粗苯回收基本工艺毕业设计方案.doc

毕 业 设 计 [论 文]

题 目：焦炉煤气粗苯回收工艺设计

（煤气解决量：40000 m3/h）

系 别：
专 业：
姓 名：
学 号：
指引教师：

河南城建学院
年 月 日

摘 要

用洗油吸取或活性炭吸附等物理办法从焦炉煤气中回收粗苯。其中洗油吸取粗苯法应用广泛。焦炉煤气中粗苯含量普通为25～40g/m³，粗苯是有机化学工业重要原料，回收粗苯具备较高经济效益。 洗油吸取粗苯法是德国人卡罗(H.Caro)在1869 年创造。第一次世界大战期间得到发展，已被各国普遍采用。洗油吸取粗苯工艺由洗油吸苯和富油脱苯工序构成。洗油吸苯是用洗油洗涤煤气吸取苯族烃，吸取了苯族烃洗油称为富油。富油脱苯是用蒸汽蒸馏出溶解在富油中苯族烃，因装置不同可以得到轻苯一种产品或轻苯和重苯两种产品，也可以得到轻苯、精重苯和萘溶剂油三种产品。富油脱苯后洗油称为贫油，贫油送吸苯工序循环使用。活性炭吸附笨重法是德国人恩格尔哈特( Engel- hardt)在19开发，19应用于都市煤气厂，代后在英国、法国、荷兰和日本等国某些小型煤气厂相继采用。与洗油吸取法相比，活性炭吸附法设备投资少，动力消耗低，粗苯回收率高;但在运营过程中活性炭微孔容易被煤气中焦油雾、萘、树脂化合物和元素硫等杂质堵塞，使吸附能力下降。活性炭价格昂贵，50年代后工业上已很少采用。

Abstract

Wash oil with activated carbon adsorption or absorption of physical methods，such as coke oven gas from the crude benzene recovery. Wash oil which are widely used to absorb crude benzene Act. Crude benzene content in the coke oven gas is generally 25 ~ 40g / Bang，crude benzene is an important organic chemical industrial raw materials，crude benzene recovery with higher economic efficiency. Wash oil absorption of crude benzene is Carlo German (H. Caro) invented in 1869. Developed during the First World War，has been widely adopted countries. Crude benzol wash oil absorption process to wash the oil absorption by benzene and benzene-rich oil from the composition process. Wash oil absorption of benzene is washed with wash oil group hydrocarbon gas absorption of benzene，benzene absorbed hydrocarbon group known as the wash oil-rich oil. Benzene-rich oil from steam distillation is dissolved in the oil-rich family of benzene hydrocarbons，due to the different devices can be a product of light of benzene or benzene and re-light the two products of benzene，benzene can also be light，precise weight of benzene and naphthalene solvent oil three products. After the benzene-rich oil from the wash oil as depleted oil and send the poor absorption of benzene oil recycling process. Activated carbon adsorption is a clumsy German Engelhardt (Engel-hardt) in 1916 developed the city gas used in 1918，after the age of 20 in the United Kingdom，France，the Netherlands and Japan and other countries have adopted a number of small-scale gas. And wash oil absorption compared to activated carbon adsorption equipment，low investment and low power consumption，high crude benzene recovery；but running easily microporous activated carbon gas in the fog of tar，naphthalene，resin compounds and elemental sulfur impurities，such as plug to decrease the adsorption capacity. The high cost of activated carbon，50 post-industrial era have been rarely used.

目 录

摘 要 …………………………………………………………………………………2
Abstract……………………………………………………………………………….3
1. 总论………………………………………………………………………………6
1.1 概述…………………………………………………………………………6
1.2 文献综述……………………………………………………………………6
2. 设计方案………………………………………………………………….13
2.1 用洗油吸取煤气中苯族烃…………………….……………………13
2.2 富油脱苯……………………………………………………………….13
3. 生产流程阐明……………………………………………………………….14
3.1 吸取苯族烃工艺流程………………………………….……...………14
3.2 富油脱苯工艺流程………………………………………………………14
4. 设计任务和操作条件…………………………………………………………..16
4.1 设计任务………………………………………………….……...………16
4.2 操作条件…………………………………………………………………16
5. 物料计算……………………………………………….………………………...17
5.1 煤气中苯族烃体积分数计算………………………………………17
5.2 粗苯回收率计算…………………………………………………………..17
5.3 焦炉煤气中粗苯含量……………………………………………………17
5.4 循环洗油量计算…………………………………………………………..18
5.5 计算根据…………………………………………………………………..19
5.6进入脱苯工序富油量………………………………………………….20
5.7 富油构成…………………………………………………………………..20
5.8计算脱水后各组分留在液相中分率…………………………………21
5.9富油进入脱苯塔闪蒸后与闪蒸前液相中各组分比率计算……….…23
5.10在脱苯塔进口处各组分蒸发量……………………………………….25

6. 热量计算……………………………………………..…………………….26
6.1管式炉供应富油热量………………………………………………...26
6.2 管式炉供应蒸气热量………………………………………………….27
6.3 管式炉加热面积……………………………………………………………28
7. 重要设备工艺计算……………………………………………………………..29
7.1 塔径计算…………………………………………………………………......29
7.2 塔高计算……………………………………………………………………..29
8. 辅助设备选型和计算………………………………………………………30
8.1洗油再生器……………………………………………………………………30
8.2 塔设备壁厚设计…………………………………………………………….32
8.3 封头、人孔选用及设计………………………………………………………34
9.稳定性及机械强度计算..........................................................................35
9.1 圆筒应力计算……………………………………………………………..35
9.2 塔设备质量载荷…………………………………………………………..35
9.3 塔风载荷…………………………………………………………………..36
10.设计体会和收获………………………………………………………………38
11.重要符号阐明…………………………………………………………….39
12.重要参照文献……………………………………………………………41
道谢…………………………………………………………………………………42

1 总论

1.1 概述
苯族烃是宝贵化工原料，焦炉气普通含苯族烃25～40g/m3,因而。通过脱氨后煤气需进行苯族烃回收并制取粗苯。
从焦炉煤气中回收苯族烃采用办法有洗油吸取法，活性炭吸取法和深冷凝结法。其中洗油吸取法工艺简朴，经济可靠，因而得到广泛应用。
洗油吸取法根据操作压力分为加压吸取法，常压吸取法和负压吸取法。加压吸取法操作压力为800～1200kPa,此法可强化吸取过程，适于煤气远距离输送或作为合成氨厂原料。常压吸取法操作压力稍高于大气压，是各国普遍采用办法。负压吸取法应用于全负压煤气净化系统。
吸取了煤气中苯族烃洗油称为富油。富油脱苯按操作压力分为常压水蒸气蒸馏法和减压蒸馏法。按富油加热方式又分为预热器加热富油脱苯法和管式炉加热富油脱苯法。各国多采用管式炉加热富油常压水蒸气蒸馏法。
因而，该设计对于化工生产来说也是一种很重要课题。通过毕业设计可以使咱们初步掌握该工艺基本原理，重要工艺过程及设备构造，使咱们综合运用所学专业课知识独立解决实际问题能力得到了提高，培养和提高咱们决策能力、计算能力，构造设计与绘图能力。

1.2 文献综述
1.2.1粗苯物理、化学性质
粗苯重要具有苯、甲苯、二甲苯、和三甲苯、等芳香烃。此外，还具有不饱和化合物、硫化物、饱和烃、酚类和吡啶碱类。当用洗油回收煤气中苯族烃时，粗苯中尚具有少量洗油轻质馏分。
此外，粗苯中酚类质量含量普通为0.1%～1.0%，吡啶碱类质量含量普通不超过0.5%。当硫酸铵工段从煤气中回收吡啶碱类时，则粗苯中吡啶碱类质量含量不超过0.01%
粗苯各重要组分均在1800C前馏出，1800C后流出物称为溶剂油。在测定粗苯中各组分含量和计算产量时，普通将1800C前馏出量当作100%来计算，故以其1800C前馏出量作为鉴别粗苯质量指标之一。粗苯在1800C前馏出量取决于粗苯工段工艺流程和操作制度。1800C前馏出量愈多，粗苯质量就愈好。普通规定粗苯1800C前馏出量为93%～95%。
粗苯是黄色透明液体，比水轻，微溶于水。在贮存时，由于低沸点不饱和化合物氧化和聚合所形成树脂状物质能溶解于粗苯中，使其着色变暗。粗苯易燃，闪点为120C。粗苯蒸气在空气中体积浓度为1.4%～7.5%时，能形成爆炸性混合物。

1.2.2影响苯族烃吸取因素
1)吸取温度
吸取温度系指洗苯塔内气液两相接触面平均温度，它取决于煤气和洗油温度，也受大气温度影响。
吸取温度是通过吸取系数和吸取推动力变化而影响粗苯回收率。提高吸取温度，可使吸取系数略有增长，但不明显，而吸取推动力却明显减小。
总来说，吸取温度不适当过高，但液不适当过低。在低于150C时，洗油黏度将明显增长，使洗油输送及其在塔内均匀分布和自由流动都发生困难。当洗油温度低于100C时，还可以从油中析出固体沉淀物。因而适当吸取温度为250C左右，实际操作温度波动于20～300C之间。
操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中水汽冷凝而进入洗油中。普通规定洗油温度在夏季比煤气温度高20C左右，冬季高40C左右。
为保证适 宜吸取温度，自硫酸铵工序来煤气进洗苯塔前，应在最后冷却器内冷却至18～280C，贫油应冷却至低于300C。
2)洗油吸取能力及循环油量
由式可见，
式中 ———理论最小循环洗油量，
———纯苯饱和蒸汽压，
———洗油相对分子质量，
———不涉及苯族烃入塔煤气体积，
———入塔煤气压力，
———规定达到苯族烃实际回收率
———无限大吸取面积苯族烃回收率
当其她条件一定期，洗油相对分子质量减小将使洗油中粗苯含量C增大，即吸取能力提高。同类液体吸取剂吸取能力与其相对分子质量成反比，吸取剂与溶质相对分子质量愈接近，则愈易互相溶解，吸取得愈完全。在回收等量粗苯状况下，如洗油吸取能力强，使富油含苯量高，则循环洗油量也可相应减少。
但洗油相对分子质量也不适当过小，否则洗油在吸取过程中挥发损失较大，并在脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。
送往洗苯塔循环洗油量可依照下式求得：

式中 V——煤气量，/
,——洗苯塔进、出口煤气中苯族烃含量，/
L——洗油量，/
,——贫油和富油中粗苯含量，%
由上式可见，增长循环洗油量，可减少洗油中粗苯含量，增长吸取推动力，从而可提高粗苯回收率。但循环洗油量也不适当过大，以免过多地增长电、蒸汽耗量和冷却水用量。
在塔后煤气含苯量一定状况下，随着吸取温度升高，所需要循环洗油量也随之增长。
3)贫油含苯量
贫油含苯量是决定塔后煤气含苯族烃量重要因素之一。由式可见，当其她条件一定期，入塔贫油中粗苯含量愈高，则塔后损失愈大。如果塔后煤气中苯族烃含量为2/，设洗苯塔出口煤气压力p=107.19kPa,洗油相对分子质量M=160,300C时粗苯饱和蒸气压=13.466kPa，将关于数据代入上式，即可求出与此相平衡洗油中粗苯含量：

计算成果表白，为使塔后损失不不不大于2/，贫油中最大粗苯含量为0.22%.为了维持一定吸取推动力，值应除以平衡偏移系数n,普通n=1.1～1.2。入取n=1.14，则容许贫油含苯量。事实上，由于贫油中粗苯构成里，苯和甲苯含量少，绝大某些为二甲苯和溶剂油，其蒸气压仅相称于同一温度下煤气中所含苯族烃蒸气压20%～30%，故实际贫油含粗苯量可容许达到0.4%～0.6%，此时仍能保证塔后煤气含苯族烃在/如下。如进一步减少贫油中粗苯含量，虽然有助于减少塔后损失，但将增长脱苯塔蒸馏时水蒸气耗量，使粗苯产品1800C前馏出率减少，并使洗油耗量增长。
近年来，国外有些焦化厂，塔后煤气含苯量控制在4/左右，甚至更高。这一指标对大型焦化厂粗苯回收是经济合理。此外普通粗苯和从回炉煤气中分离出苯族烃性质可以看出，由回炉煤气中得到苯族烃，硫含量比普通粗苯高 3.5倍，不饱和化合物含量高1.1倍。由于这些物质很容易聚合，会增长粗苯回收和精制操作困难，故塔后煤气含苯量控制高某些也是合理。
4)吸取表面积
为了洗油充分吸取煤气中苯族烃，必要使气液两相之间有足够接触表面积（即吸取面积）。填料塔吸取表面积即为塔内填料表面积。填料表面积愈大，则煤气与洗油接触时间愈长，回收过程进行得也愈完全。
依照生产实践，当塔后煤气含苯量规定达到2/时，对于木格填料洗苯塔，每小时1煤气所需吸取面积普通为1.0～1.1；对于钢板网填料塔，则为0.6～0.7。当减少吸取面积时，粗苯回收率将明显减少。
5)煤气压力和流速
当增大煤气压力时，扩散系数将随之减少，因而时吸取系数有所减少。但随着压力增长，煤气中苯族烃分压将成比例地增长，使吸取推动力明显增长，因而吸取速率也将增大。
由式/s可见，增长煤气速度可提高气膜吸取系数，从而提高吸取速率，强化吸取过程。但煤气速度也不适当过大，以免使洗苯塔阻力和雾膜夹带量过大。对木格填料塔，空塔气速以不高于载点气速0.8倍为宜。回收率和上述诸因素之间关系，可用下列无因次式表达：

式中 ——回收率
——指数；
P——煤气平均压力；kPa
F——填料表面积；
V——煤气量；/h
K——总吸取系数；/（）
b——指数；
——油气比；/
n——系数；
——贫油中粗苯质量含量；%
——入洗苯塔煤气中苯族烃含量；/
1.2.3洗油质量规定
为满足从煤气中回收和制取粗苯规定，洗油应具备如下性能：
1)常温下对苯族烃有良好吸取能力，在加热时又能使苯族烃较好地分离出来；
2)具备化学稳定，即在长期使用中其吸取能力基本稳定；
3)在吸取操作温度下不应析出固体沉淀物；
4)易与水分离，且不生成乳化物；
5)有较好流动性，易于用泵送并能在填料上均匀分布。
焦化厂用于洗苯重要有焦油洗油和石油洗油。
焦油洗油是高温煤焦油中230～3000C镏分，容易得到，为大多数焦化厂所采用。规定洗油萘质量含量不大于13%，苊质量含量不不不大于5%，以保证在10～150C时无固体沉淀物。萘因熔点较高，在常温下易析出固体结晶，因而，应控制其含量。但萘与苊、芴、氧芴及洗油中其她高沸点组分混合时，能生成熔点低于关于各组分共熔点混合物。因而，在洗油总存在一定数量萘，有助于减少从洗油中析出沉淀物温度。洗油中甲基萘含量高，洗油粘度小，平均相对分子质量小，洗苯能力较大。因此，在采用洗油脱萘工艺时，应防止甲基萘成分随之切出。
洗油含酚高易与水形成乳化物，破坏洗苯操作。此外，酚存在还易使洗油变稠。因而，应严格控制洗油中含酚量。
石油洗油系指轻柴油，为石油精馏时，在馏出汽油和煤油后所切取馏分。生产实践表白：用石油洗油洗苯，具备洗油耗量低、油水分离容易及操作简便等长处。
石油洗油脱萘能力强，普通在洗苯塔后，可将煤气中萘脱至0.15/如下。但洗苯能力弱，故循环油量比用焦油洗油时大，因而脱苯蒸馏时蒸汽耗量也大。
石油洗油在循环使用过程中会形成不溶性物质——油渣，并堵塞换热设备，因而破坏正常加热制度。此外，具有油渣洗油与水还会形成稳定乳化液，影响正常操作。故在洗苯流程中增设沉淀槽，控制含渣量不不不大于20/L。

洗油质量在循环使用过程中将逐渐变坏，其密度、黏度和相对分子质量均会增大，3000C前馏出量减少。这是由于洗油在洗苯塔中吸取苯族烃同步还吸取了某些不饱和化合物，如环戊二烯、古马隆、茚和丁二烯等，这些不饱和化合物在煤气中硫醇等硫化物作用下，会聚合成高分子聚合物并溶解在洗油中，因而使洗油质量变坏并析出沉淀物。此外，在循环使用过程中，洗油某些轻质馏分被出塔煤气和粗苯带走，也会使洗油中高沸点组分含量增多，黏度、密度及平均相对分子质量增大。
循环洗油吸取能力比新洗油约下降10%，为了保证循环洗油质量，在生产过程中，必要对洗油进行再生解决。

2 设计方案

2.1 用洗油吸取煤气中苯族烃：
洗油吸取煤气中粗苯蒸气过程是物理吸取过程，当煤气中粗苯蒸气分压不不大于洗油表面上粗苯蒸气时，煤气中粗苯就被洗油吸取。而两者之间差值就是吸取粗苯过程推动力，故差值越大，则吸取过程进行越容易，吸取速率也越快。此外吸取过程进行还与洗油和煤气物理性质（黏度、密度）及吸取过程条件（温度、洗苯塔形式、气体流速和喷洒密度等）关于。用洗油吸取煤气中苯族烃所采用洗苯塔虽有各种形式，但工艺流程基本相似。

2.2 富油脱苯：
富油脱苯按其加热方式分为预热器加热富油脱苯法和管式炉加热富油脱苯法。前者是运用列管式换热器用蒸汽间接加热富油，使其温度达到135～1450C后进入脱苯塔；后者是运用管式炉用煤气间接加热富油，使其温度达到180～1900C后进入脱苯塔。该法由于富油预热温度高，与前者相比具备如下长处：脱苯限度高，贫油中苯质量含量可达0.1%左右，粗苯回收率高；蒸汽耗量低，每生产1t1800C前粗苯为1～1.5t，仅为预热器加热富油脱苯蒸汽耗量1/3；产生污水量少；蒸馏和冷凝冷却设备尺寸小。因而，当前广泛采用管式炉加热富油脱苯工艺。

3 生产流程阐明

3.1吸取苯族烃工艺流程（填料吸取苯族烃工艺流程）：
1—洗苯塔；2—新洗油塔；3—贫油槽；4—贫油泵；5—半富油泵；6—富油泵

煤气经最后冷却器冷却到25～270C后，依次通过两个洗苯塔，塔后煤气中苯族烃含量普通为2g/m3,温度为27～300C脱苯洗油（贫油）用泵送至顺煤气流向最后一种洗苯塔顶部。与煤气逆向沿着填料向下喷洒，然后通过油封流入塔底接受槽，由此用泵送至下一种洗苯装置，脱苯后贫油经冷却后回到贫油槽循环使用。

3.2富油脱苯工艺流程：
来自洗苯工序富油依次与脱苯塔顶油气和水汽混合物，脱苯塔底排除热贫油换热后温度达110～1300C进入脱水塔，脱水后富油经管式炉加热至180～1900C进入脱苯塔。脱苯塔顶逸出90～900C粗苯蒸气与富油换热后降温到730C左右进入冷凝冷却器，冷凝液进入油水分离器，分离出水后粗苯流入回流槽，某些粗苯送至塔顶作为回流，别的作为产品采出，脱苯塔底部排除热经贫油换热器换热进入热贫油槽，再用泵送贫油冷却器冷却至25～300C后去吸苯工序循环运用，脱水塔顶逸出具有萘和洗油蒸气进入脱苯塔精馏段下部，在脱苯塔精馏段切取奈油，以脱苯塔上部断塔板引出液体至油水分离器分出水后返回塔内、脱苯塔用直接蒸气是经管式炉加热至400～4500C后经由再生器进入，以保持再生器顶部温度高于脱苯塔底部温度。
为了保持循环洗油质量，将循环油量1%～1.5%由富油入塔前管路引入再生器再生，在此用蒸汽间接将洗油加热至160～1800C，并用蒸汽直接蒸吹，其中大某些洗油被蒸发并随直接蒸汽进入脱苯塔低，残留于再生器底部残渣油，靠设备内部压力间歇或持续地排至残渣油槽，残渣油中3000C前馏出量规定低于40%，洗油再生器操作对洗油消耗量有较大影响，在洗苯塔补雾及再生操作正常时，每生产1t1800C前粗苯焦油洗油消耗量应在100Kg如下。

生产一种苯流程
1—脱水塔；2—管式炉；3—再生器；4—脱苯塔；5—热贫油槽；6—换热器；7—冷凝冷却器；8—冷却器；9—分离器；10—回流槽

4 设计任务和操作条件

4.1 设计任务
1） 设计题目：焦炉煤气粗苯回收工艺设计
2） 焦炉煤气解决量：40000 m³∕h
3） 煤气中粗苯初始量：40 g∕m³
4） 经回收后出塔煤气中粗苯含量： 2.0 g∕m³
5） 贫油洗油中粗苯含量0.3％

4.2 操作条件
1）操作温度：
进塔煤气温度25℃
进塔洗油温度27℃
2） 操作压力：
常压操作
3） 操作目的：
粗苯回收率达到90％～96％

5 物料计算

5.1 煤气中苯族烃体积分数计算：
已知苯族烃在煤气中含量为，根据粗苯构成，工程计算中取 ，则

5.2 粗苯回收率计算：
焦炉煤气中苯族烃在洗苯塔内被吸取限度称为回收率。洗苯塔入口煤气粗苯含量，出口煤气含苯量，则

％

5.3 焦炉煤气中粗苯含量：
常压操作取塔平均压强为101.3kPa，故：

煤气量

煤气中粗苯含量

5.4 循环洗油量计算：
按理论最小量计算拟定：

式中 ———理论最小循环洗油量，
———纯苯饱和蒸汽压，
———洗油相对分子质量，
———不涉及苯族烃入塔煤气体积，
———入塔煤气压力，
———规定达到苯族烃实际回收率
———无限大吸取面积苯族烃回收率
其中

代入数据得：

％
查手册，25℃时，；取

； ％
将以上数据代入得：

实际循环油量可取～倍：

为了以便操作，同步提高粗苯回收率，可使洗油量略大某些，则实际循环油量取

5.5 计算根据如下：
其组分质量含量：
组 成
苯（B）
甲 苯(T)
二甲苯(X)
溶剂油(S)
含量（％）
70
18
5
7
贫油中粗苯质量含量取0.4%。
贫油中粗苯构成质量含量：
组 成
苯（B）
甲 苯(T)
二甲苯(X)
溶剂油(S)
含量（％）
2.5
20
30
47.5
富油中萘（N）质量含量5%，水(W)质量含量1%。

5.6进入脱苯工序富油量：

富油量 ％
富油中水量 ％
富油中萘量 ％
洗油量

5.7 富油构成：

组 分

苯
甲 苯
二甲苯
溶剂油
萘
洗 油
水
1033.00
315.96
151.32
225.63
3336.32
61663.68
667.26
13.24
3.43
1.43
1.88
26.07
342.58
37.07
合 计
67393.17
425.70

5.8进入脱苯工序富油被预热到1250C后进入脱水塔，在脱水塔顶压力P=120Kpa。水汽化率为90%，在此条件下计算脱水后各组分留在液相中分率：

查图1250C各组分饱和蒸汽压如下：（KPa）
=333.43； =162.68； =74.14；
=36.86； =6.86； =2.04;

以分别代表苯，甲苯，二甲苯，溶剂油，萘，洗油和水留在液相中质量含量（%）:

经分析和多次核算，先设=0.760，代入公式计算余下各组分值：

进入管式炉各组分数量：
组 分

苯
甲 苯
二甲苯
溶剂油
萘
洗 油
水
785.08
273.62
141.33
217.96
3316.30
61540.35
66.73

10.07
2.97
1.33
1.82
25.91
341.89
3.71
合 计
66341.37
387.70
为了验算值，必要将上式计算值，按下式求A值：

数据代入上式得：

则按 验算 ，即：

与假设接近相符合，证明假设适当，上述计算成果成立。

5.9 管式炉出口富油温度180℃，压力122.66 kPa，在此条件下，富油进入脱苯塔闪蒸后与闪蒸前液相中各组分比率计算如下：

查180℃ 122.66 kPa时，各组分饱和蒸气压得：（kPa）
=1016.58； =477.29； =270.11；
=106.66； =39.33； =14.67;
经分析和多次核算，先设，代入公式计算别的各组分值：

闪蒸后留在液相中各组分数量（涉及进入再生器油量）如下：

组 分

苯
甲 苯
二甲苯
溶剂油
萘
洗 油
667.32
252.55
134.97
214.04
3293.09
60857.23

8.56
2.75
1.27
1.78
25.73
338.10
合 计
65419.20
378.19

为了验算值，必要将上式计算值，按下式求A值：

数据代入上式得：

则按 验算 ，即：

与假设接近相符合，证明假设适当，上述计算成果成立。
5.10在脱苯塔进口处各组分蒸发量（涉及进入再生器蒸发量）如下：

组 分

苯
甲 苯
二甲苯
溶剂油
萘
洗 油
水
78.51
13.68
4.10
2.62
13.27
622.08
66.73

合 计
800.99

6 热量计算

加热面积拟定:
在进行普通工艺计算时，可采用已知热强度数据按下式拟定所需要加热面积：

式中 Q——单位时间内炉管吸取热量，KJ/h
——炉管表面热强度，辐射段单排管可取为84000～105000KJ/(m2.h)；对流段可取为21000～50000KJ/(m2.h)

6.1管式炉供应富油热量：
1）从脱水塔来富油带入热量
洗油（涉及萘）

粗苯

水
式中 2.056，2.150，4.258分别依次为1250C时，洗油、粗苯和水比热容，KJ/()
其中粗苯比热容得出，洗油和水比热容查表得出。
即：

2）出管式炉1800C富油带出热量
洗油（涉及萘）

粗苯
式中 2.236，2.391分别依次为1800C时，洗油和粗苯比热容，KJ/()
其中粗苯比热容 得出，洗油和水比热容查表得出。
即：

3）出管式炉粗苯蒸气和油气带出热量
洗油蒸气（涉及萘 蒸气）

粗苯蒸气

水蒸气
式中 565.2，665.7分别为洗油蒸气和粗苯蒸气焓，KJ/Kg
2834.5－0.12MPa，1800C时水蒸气质量焓，KJ/Kg
即：

则管式炉供应富油热量：

6.2 管式炉供应蒸气热量：
1）入管式炉对流段低压蒸汽带入热量:
蒸馏用直接蒸汽消耗量:
=1.5×1466.43=2199.65 Kg/h
=2747.8×2199.65=6044198.27 KJ/h
式中 2747.8-------0.4MPa(表压)饱和蒸汽质量焓，KJ/Kg
2） 4000C过热蒸气带出热量:
=2199.65×3272=7197254.80 KJ/h
式中 3272-------0.4MPa(表压) 过热蒸汽质量焓，KJ/Kg
则管式炉供应蒸气热量：

6.3 管式炉加热面积:
1）取95%由辐射段供应，5%由对流段供应，取辐射段热强度为105000KJ/(m2.h),则辐射段炉管加热面积为：

2）取对流段热强度为21000KJ/(m2.h),则对流段炉管加热面积为：

3) 设管式炉热效率为75%，煤气热值为17800KJ/m3,则