产135万吨焦化厂粗苯回收工段设计

2024-07-18 来源：步旅网

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目录 ...................................................................... I 摘要 ...................................................................... V Abstract ................................................................. VI 第一章总论 .............................................................. 1

1.1 设计对象 ......................................................... 1 1.2 设计的目的和意义 ................................................. 1 1.3 设计项目的发展情况简介 ........................................... 2 1.4 炼焦化学产品概述 ................................................. 2 1.5 设计原理及规模简介 ............................................... 2

1.5.1 设计原理 .................................................... 2 1.6 产品的性质、组成及用途 ........................................... 4

1.6.1 产品的性质 .................................................. 4 1.6.2 产品的组成 .................................................. 5 1.6.3 产品的用途 .................................................. 5 1.7 设计条件说明 ...................................................... 6 第二章粗苯工段的工业过程及工艺选择 ...................................... 7

2.1 煤气终冷及洗萘工艺 ............................................... 7

2.1.1 煤气终冷和机械化除萘工艺 .................................... 7 2.1.2 横管式煤气终冷除萘 .......................................... 8 2.1.3 煤气终冷和用热焦油除萘 ...................................... 9 2.2 洗苯工艺 ........................................................ 11

2.2.2 石油洗油吸收法 ............................................. 13 2.3 用洗油回收煤气中苯族烃的主要生产操作指标 ........................ 13 2.4 脱苯工艺 ........................................................ 14

2.4.1脱苯原理及影响因素 .......................................... 14 2.4.2 主要设备论证及选型 ......................................... 16 2.4.3 脱苯塔 ..................................................... 18 2.4.4 蒸汽加热法生产一种苯 ....................................... 19

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2.4.5 管式炉加热法生产一种苯的工艺 ............................... 20

第三章主要设备论证及选型 ............................................... 23

3.1 洗苯塔 .......................................................... 23

3.1.1 空喷塔 ..................................................... 23 3.1.2 板式塔（孔板塔） ........................................... 23 3.1.3 填料塔 ..................................................... 23 3.2 脱苯塔 .......................................................... 25 3.3 终冷塔 .......................................................... 26 3.4 贫油冷却器和贫富油换热器 ........................................ 26

3.4.1 贫油冷却器 ................................................. 26 3.4.2 贫富油换热器 ............................................... 27

第四章主要设备及管道的工艺计算 ......................................... 28

4.1 原始数据 ........................................................ 28 4.2 最终冷却塔的计算 ................................................ 29

4.2.1 物料衡算 ................................................... 29 4.2.2 热量衡算 ................................................... 31 4.2.3 传热面积 ................................................... 34 4.2.4 终冷塔塔高的计算 ........................................... 36 4.3 洗苯塔的计算 .................................................... 37

4.3.1 物料衡算 ................................................... 38 4.3.2 洗苯塔的基本尺寸计算和吸收表面积 ........................... 41 4.4 蒸馏脱苯部分设备计算和选型 ...................................... 42

4.4.2 再生器计算 ................................................. 49 4.4.3 脱苯塔计算: ................................................ 53 4.5 换热器计算 ...................................................... 55 4.6 管道计算 ........................................................ 59 5.1 操作岗位的确定及定员 ............................................ 60

5.1.1岗位的确定 .................................................. 60 5.1.2岗位定员 .................................................... 60

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5.2 岗位操作规程 .................................................... 61

5.2.1 岗位操作 ................................................... 61 5.3 主要设备及工艺技术指标 .......................................... 61 5.6 系统检查及开、停车 .............................................. 65 5.6.1 系统启动前检查 ................................................. 65

5.6.2 开车顺序及操作： ........................................... 66 5.6.3 系统开车及操作： ........................................... 66 5.6.4 系统停车及操作： ........................................... 67 5.6.5 特殊操作 ................................................... 67 5.7 岗位规范 ........................................................ 68 5.7.1 岗位职责 ....................................................... 68

5.7.2 巡检内容 ................................................... 69 5.7.3常见故障及处理方法 .......................................... 69 5.7.4 安全注意事项 ............................................... 71

第六章非工艺部分 ....................................................... 72

6.1 防火防爆 ........................................................ 72 6.2 供汽和给排水 .................................................... 72

6.2.1 供汽： ..................................................... 72 6.2.2 给排水： ................................................... 72 6.3 检化验项目 ...................................................... 73 6.4 电力、土建 ..................................................... 73 第七章设备及管道材料汇总 ............................................... 75

7.1 设备一览表 ...................................................... 75 7.2 图纸目录 ......................................................... 76 7.3 管道明细表 ...................................................... 77 第八章经济概算 ......................................................... 84

8.1 编制说明 ........................................................ 84 8.2 经济概算 ........................................................ 84 8.3 经济分析 ......................................................... 88

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参考文献 ................................................................. 90 致谢 ................................................................... 91 附录 ..................................................................... 92

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年产135万吨焦化厂粗苯回收工段设计

摘要

本设计为年产135万吨粗苯回收工段的设计(粗苯回收率0.95%)。

本设计内容主要包括绪论，粗苯回收工艺方法的论证及选择(煤气的终冷除萘,粗苯的吸收和脱出),工艺流程详述和说明，主要设备(如终冷塔、洗苯塔、脱苯塔、等)的工艺选型及计算，设备布置说明，非工艺部分要求（如自动化仪表、供水供电、安全劳保等），经济概算几个部分。

本设计采用横管式间接终冷工艺，该工艺对煤气采用间接冷却，不产生含酚废水，保护环境；洗苯采用塑料花环填料塔，其具有阻力小，洗苯效果好等优点。蒸馏脱苯采用管式炉加热生产一种苯的工艺，具有富油预热温度高、节省蒸汽耗量、脱苯效果好等优点。

关键词：煤气洗油回收粗苯

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A process design of crude benzol recovery section in 1.35

million t/a coking plan

Abstract

This design is about a crude benzol recovery section of coking plant which annual output of 1.15 million tons of coke (the crude benzol recovery is 0.95% ).

It mainly contents following patrts :introduction,recovery process methods of argumentation and choice (the coal-gas final cooling and naphthalene removing, the absorption and prolapse of crude benzol),process flow detailing and instructions, the main equipments(such as final cooling tower, washing tower of benzene, taking off tower of benzene , etc) process selection and calculation, equipment layout, the process that partial requirements (such as automated instrument, water supply, power supply, safe Labour protection, etc.), economic estimate several parts.

The design uses the horizontal pipe type indirect final cooling process, this process by indirect cooling of coal gas, do not produce of hydroxybenzene wastewater, protecting the environment; Washing the benzene uses plastic garland packed tower, it has the small resistance, good washing effect of benzene etc. Distillation using tubular furnace were off a benzene heat production craft, has rich oil high preheating temperature , saving the steam consumption of benzene, taking off good effect, etc.

Key words:coal gas wash oil crude benzol

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第一章总论

1.1 设计对象

年产135万吨焦化厂粗苯工段设计(苯回收率0.95%），来自硫胺工段或洗氨塔的煤气经脱除后进入粗苯生产系统，于此进行苯的回收和制取粗苯。粗苯的制取过程包括煤气中奈的清除，用洗油吸取煤气中苯族烃及富油脱苯三个工序。

设计粗苯工段的工业流程，并根据工艺流程作物料衡算、热量衡算和设计计算，用最佳的计算方法，得到较理想的数据，尽量减小误差。

1.2 设计的目的和意义

煤在炼焦时一般72%～78%转化为焦炭，其中22%～28%转化为荒煤气，苯族烃是煤干馏过程中产生的芳香烃化合物中分子较低的部分，其产率占炼焦干煤脏入量0.8%～1.4%产率的波动主要受炼焦煤料的性质炼焦温度的影响，近年来，由于石油化学工业的迅速发展，可以提供苯类，苯酚类等产品，对煤炼焦化学工业产生了巨大的影响，但是焦化工业提供的许多种芳香族化合物和杂环化合物是石油化学工业所不能代替的，它们不可能或者不能经济的从石油加工过程中获得，今后这类产品主要依赖炼焦化学产品的吸收与加工，因此这些化学产品对综合利用煤炭资源和我国社会主义经济建设有着重要意义。

荒煤气需要净化成为净化气，才能够通过煤气输送管道外送及供用户使用。焦炉煤气中所含的苯族烃是宝贵的化工原料，是由多种芳香族化合物组成的混合物，其中苯、甲苯、二甲苯含量占95%以上，粗苯本身用途不大，但粗苯精制的的产品为苯、甲苯、二甲苯及溶剂油均为有机化学工业得基础原料，因此进行焦炉煤气中苯族烃的回收很有意义。每炼1t焦炭，约可以生产340m3左右的煤气，焦炉煤气一般含苯族烃25~40g/m3，以年产焦炭135万t的企业来说，每年可回收粗苯为1.69万t左右。

煤在高温下裂解的焦化产品大约有500多种。在焦化工业发达的德国从炼焦煤中以提取250个品种，500多个规格的产品。我国目前经过生产试制，包括小批量生产的有150余种。，正式生产的有50多个品种。50多个品种的含量约占煤中所含化学产品的95%，搞好这些炼焦化学产品的回收与精致，对我国经济建设起到很大的作用。

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苯族烃回收精制加工后，可得到的轻苯，重苯，精苯，甲苯，二甲苯，溶剂油等产品。甲苯，二甲苯，三甲苯，乙基甲苯，古马隆，茚，噻吩，酚。这些产品具有极为广泛的用途，是塑料合成纤维，合成橡胶，染料，涂料，医药，耐高温材料及国防工业极为宝贵的原料，对于我国的社会主义建设具有十分重大的政治意义和经济意义。

1.3 设计项目的发展情况简介

苯族烃是宝贵的化工原料，焦炉煤气一般含苯25~40g/m3。因此，脱氨后的煤气需要进行苯族烃的回收并制取粗苯。目前，中国年产焦炭达到1.6～1.8亿吨，可回收的粗苯资源达200万吨。

近年来，化产脱苯市场发展迅速。经过近几年的快速发展，世界化产脱苯行业已经形成一定的产业规模，相关化产脱苯产业也日渐完善，但是国内化产脱苯市场还远未成熟，同发达的欧美国家相比，无论市场规模、产品档次、品种规格、消费水平等方面都还有相当大的差距。随着市场经济的发展，化产脱苯技术水平、产品质量的提高，应用领域的不断扩展，我国的化产脱苯将会有巨大的市场需求和发展空间。

1.4 炼焦化学产品概述

炼焦煤于炼焦炉内在隔绝空气并高温加热条件下。煤质发生一系列的变化，裂解成各种化合物，C1 ～C6 直链烃类和氢等是裂解成焦炉煤气的主要成分。缩环裂解后，含一个苯环的为苯系化合物，包括苯、甲苯、乙基苯和二甲苯、三甲苯的同分异构体；含两个苯环的为萘系化合物，三个、四个、甚至很多个苯环组成的化合物等等。在煤的结构中除碳、氢元素外的氮、氧、硫等成分，在裂解中除一部分生成一氧化碳、氰化氢、硫化氢、氨等进入焦炉煤气外，其余部分与苯环和多环化合物结合，形成一系列复杂化合物。例如，含氧的苯环生成酚、甲酚、二甲酚等酸性物质。煤在高温下裂解的焦化产品大约有500多种。在焦化工业发达的德国从炼焦煤中以提取250个品种，500多个规格的产品。

1.5 设计原理及规模简介

1.5.1 设计原理

从焦炉煤气中回收苯族烃采用的方法有液体吸收法，固体吸附法和深冷凝结法。其中液体吸收法工艺简单经济，得到广泛应用。

(1)液体吸收法是用焦油蒸馏中230～300℃范围的馏出物并经脱酚脱吡啶后所得的

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液体焦油洗油作吸收剂，在洗涤塔呢回收煤气中的苯烃，将吸收了的苯族烃的洗油（富油）送至脱工段的脱蒸馏设备中提取出粗。在给个过程中液体洗油是循环使用的。由于吸收所用的吸收剂通常为焦油洗油。因此，液体吸收法也称为洗油吸收法。

洗油法依据操作压力的不同，可分为加压吸收法，常压吸收法和负压吸收法。加压吸收法的操作压力（表压）为800～1200kPa，此法可强化吸收过程，适于煤气远距离输送或作为合成氨厂的原料气。常压吸收法的操作压力稍高于大气压，是各国普遍采用的方法。负压吸收法应用于全负压煤气净化系统。

在洗油吸收法中，吸收剂的优劣往往成为决定吸收操作效果是否良好的关键。在选择吸收剂时应注意考虑一下几方面问题：

溶解度: 吸收剂对于溶剂质组分应具有较大的溶解度，这样可以提高吸收速度并减少吸收剂的耗油量。

选择行: 吸收剂要在对溶质组分有良好吸收能力的同时，对混合气体中的其他组分基本上不吸收或吸收甚微，

黏度: 操作温度下吸收剂的黏度要低，这样可以改善吸收塔内吸收剂流则不能实现有效分离。

挥发度: 操作温度下吸收剂的蒸汽压要低，因为离开吸收设备的气体往往为吸收剂蒸汽所饱和，吸收剂的挥发度愈高，其损失量就愈大。

动情况，从而提高吸收速率，有助于降低泵的能耗，还能较少传热和传质的阻力。其他: 所选用的吸收剂还应进肯能无毒性，无腐蚀性，不易燃，不发泡，冰点低，价廉易得，并具有化学稳定性。

(2)固体吸附法是采用具有大量微孔组织和很大吸收表面积的活性炭或硅胶作吸附剂，活性炭的吸附表面积为1000m2/g，硅胶的吸附表面积为450m2/g。用活性炭等吸附剂吸收煤气中的粗苯。该法在中国曾用于实验室分析测定。例如煤气中苯含量的测定就是利用这种方法。

(3)深冷凝结法是把煤气冷却到－40～－50℃，从而使苯族烃冷凝冷冻成固体，将其从煤气中分离出来。该法中国尚未采用。

吸收了煤气中苯族烃的洗油称为富油。富油的脱苯按操作压力分为常压水蒸汽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的脱苯法和管式炉加热富油的脱苯法。各国多采用管式炉加热富油的常压水蒸汽蒸馏法。

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1.5.2 设计规模简介

本设计采用焦油洗油吸收煤气中的苯族烃，对焦油洗油的质量要求见表1.1。

表1.1 焦油洗油质量标准

项目

密度﹙20℃﹚／g·ml1 馏程（1.013×10pa）

5指标 1.03~1.06

≯3 ≮90 ≯1.5 ≯0.5 ≯1.0 ≯1.5 无

230℃前馏出量（容）／％ 300℃前馏出量（容）／％萘含量（容）／％酯含量／％水分／％黏度Eso

15℃结晶物

计算依据：

炉型是TJL4350D型焦炉年产135万吨焦炭

生产1吨焦炭约可以生产340m3左右的煤气其产率占炼焦干煤入量的0.8%～1.4%

荒煤气中的粗苯含量一般为25～45%／㎡，它在荒煤气中的体积比约为1%。

1.6 产品的性质、组成及用途

1.6.1 产品的性质

粗苯是淡黄色透明液体，有剧毒，比是水轻，微溶于水且易与水分离。由于粗苯中含有不饱和化合物，经氧化和聚合反应后又溶于苯，所以粗苯储存时间过长时显黑色。粗苯易燃，闪点为12℃，粗苯蒸汽在空气中的浓度1.4%～7.5%范围内能形成爆炸性混合物,因此该工段要严禁烟火，电机防爆。

粗苯的物化性质依其组成而定，在计算中可采用下列有关计算公式，

粗苯比热：Ct=0.383+0.001043t kcal／﹙㎏·℃﹚

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l 粗苯的蒸发潜热： λ=107－0.158t kca／㎏

粗苯蒸汽的焓：I=103+C·t kcal／㎏ C=

20.70.0026tl kca／﹙㎏·℃﹚

M M—粗苯分子式量（依粗苯组成而定，在计算时可取82.2) 1.6.2 产品的组成

粗苯的各主要成分皆在180℃前馏出，180℃以后馏出的是粗苯中所含的洗油轻质馏分，称为溶剂油。在测定粗苯中各组分的含量和计算其加工过程中的产量时，通常将180℃前的馏出量作为鉴别粗苯质量的指标之一。粗苯在180℃前的馏出量取决于粗苯的工艺流程和操作制度。180℃前的馏出量越多，粗苯的质量就越好，一般要求粗苯在180℃前馏出量达93%～95%，粗苯中除了主要的苯类物质之外，还有饱和化合物和硫化物，这是由于从煤气中回收粗苯的同时，煤气中的烯烃，一氧化碳等等的胶质生成物及有机硫化合物也一同进入了粗苯中。 1.6.3 产品的用途

粗苯可用作动力油或用作溶剂油，前者叫动力苯，后者叫溶剂苯。

粗苯最大的用途是加工成苯、甲苯、二甲苯、三甲苯、茚、氧茚树脂、轻溶剂油等。粗苯主要含有苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等芳香烃，是宝贵的化工原料。苯族烃回收精制加工后，可得到的轻苯、重苯、精苯、甲苯、二甲苯、溶剂油等产品。甲苯、二甲苯、三甲苯、乙基甲苯、古马隆、茚、噻吩、酚，这些产品具有极为广泛的用途，是塑料合成纤维、合成橡胶、染料、涂料、医药、耐高温材料及国防工业极为宝贵的原料。粗苯的主要组成取决于炼焦配煤的质量及炼焦产物在炭化室呢裂解的程度，在配煤的质量稳定的条件下，在不同的炼焦温度下得到的粗苯中苯、甲苯、二甲苯及不饱和化合物在180℃前馏分中含量如表1.2所示。

表1.2 不同炼焦温度下粗苯（180℃前馏分）中主要组成的含量

炼焦温度／℃

950 1050

粗苯中主要组分含量／％

苯甲苯二甲苯不饱和化合物 50～60 18～22 6～7 10～12 65～75 13～16 3～4 7～10

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1.7 设计条件说明

本设计是参考贵州省六盘水市盘县柏果天能焦化公司粗苯工段进行设计的。以下是

柏果镇地区简介：

地理位置：柏果镇位于盘县西北部，距县城58公里，总面积为175.51平方公里，东接松河乡，鸡场坪乡，南界盘江镇，西靠云南省宣威市，北邻洒基镇。镇中心区建有盘县发电厂（装机容量为100万千瓦）、盘北选煤厂（年洗煤能力为240万吨），周边有月亮田矿、土城矿等国有大中型企业。

交通情况：柏果镇交通便利，资源丰富，现有两水路（两河至水城）和（水柏铁路）、盘宣公路、鸡土公路、贵昆铁路盘西支线穿越镇境，水柏铁路已建成通车。以煤和石灰石为主的矿产资源极为丰富，遍布全镇，已探明煤储量5.1亿吨。全镇共有有证煤矿32对，焦化厂6个，石厂18个。现在在柏果火车站停的车有到贵阳，昆明，重庆，成都大城市列车。

气候条件：柏果镇气候温和，雨量充沛，年平均气温15℃，年降雨量1400毫米，平均海拔1514米以上。镇境内水资源丰富，拖长江、松土河、茨石河在镇中心区交汇，自南向北流入珠江。

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第二章粗苯工段的工业过程及工艺选择

焦炉煤气经硫铵工段脱除氨后进入粗苯工段,粗苯工段的主要任务是将煤气进行终冷并除萘，吸收粗苯和脱苯。下面分别对完成这三项任务进行工艺论证。

2.1 煤气终冷及洗萘工艺

在生产硫酸铵的化学产品回收工艺系统中，饱和器后的煤气温度常为50-56℃，而回收苯族烃的适宜温度为21-27℃，因此，在回收苯族烃之前煤气要再次进行冷却，称为最终冷却。在煤气冷却和部分水蒸气冷凝的同时，尚有萘从煤气中析出。因此煤气在最终冷却的同时还要进行除萘。

在终冷前煤气含萘约1~2g/m3，大大超过终冷温度下的饱和含萘量。因此，煤气最终冷却同时还有除萘作用。早些年，煤气净化流程中普遍采用直接式最终冷却兼水洗萘工艺，即用水直接喷洒进入终冷塔的煤气，在煤气冷却的同时，萘析出并被水冲洗下来。混有萘的冷却水通过机械化萘沉淀槽将萘分离出去，或用热焦油将萘萃取出来。这种方法洗萘效率低，终冷塔出口煤气含萘高达0.6~0.8g/m3；循环水所夹带的萘或焦油容易沉积于凉水架上，凉水架的排污气和排污水严重污染环境，因此水洗萘法已被淘汰。比较有前途的方法是油洗萘法和横管式煤气终冷除萘流程。 2.1.1 煤气终冷和机械化除萘工艺

该工艺流程如图2.1所示。来自硫铵工段的煤气进入终冷塔底部，在塔内自下而上流动的过程中与隔板孔眼淋下的冷却水密切接触，从50～56℃冷却至25～27℃。煤气冷却的同时，其中部分水蒸汽被冷凝下来,同时还有相当数量的萘也从煤气中析出,并用水蒸汽冲洗下来,煤气含萘量可从2000～2500mg/Nm³,降到500～800mg/Nm³。

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煤气25℃5622℃水煤气2水1水蒸汽萘43萘萘送焦油槽32℃1-终冷塔 2-机械化沉淀糙 3-萘扬液螬 4-循环水泵 5-凉水架 6-循环水冷却器图 2.1 煤气终冷和机械化除萘工艺

冷却后的煤气去洗苯塔脱苯，含萘冷却水由塔底经水封管自流入机械化刮萘槽,水和

萘在槽中分离后,水自流入凉水架,再由泵抽送经冷却器冷却到16～23℃回终冷塔循环使用。

在刮萘槽中积聚的萘,定期用水蒸气间接加热熔化后流入萘的扬液槽，再用泵送往焦油槽或焦油氨水澄清槽。亦可用冷凝工段的初冷凝液来熔化萘，熔萘后的冷凝液自流返冷凝鼓风段，这样既简化了操作又改善了劳动条件。

该工艺流程的除萘率受冷却水温度的影响，故塔后煤气含萘量较高。水和萘不易充分分离，部分萘被水带到凉水架．增加了凉水架清扫工作。因其排污水量大，刮萘槽结构复杂且重，基建费用高。该洗萘法仅用于硫铵生产工序之后。 2.1.2 横管式煤气终冷除萘

来自硫酸铵工段54℃左右的煤气，进入横管式煤气终冷器进行最终冷却，煤气和轻质焦油走管间，冷却水所管内。终冷器分上、下两段。上段为循环水冷却，下段为制冷水冷却。横管式煤气终冷除萘工艺流程见图2.2所示。

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煤气自上而下流动，终冷器上段用25℃的循环睡间接冷却煤气，下段用18℃低温水间接冷却煤气，经终冷后煤气被冷却至25℃左右，同时在终冷的过程中，除去一部分萘，然后进入洗苯塔脱除其中的苯族烃。

轻质焦油与煤气并流直接接触，自上而下分两段喷洒，轻质焦油含水量控制在10％

h) 。含萘的轻质焦油用泵送冷凝鼓风工段与初冷器以下，喷淋密度控制在4.5~5m3/(m2·冷凝液混合，混合分离出的轻质焦油循环使用。

为降低终冷器煤气系统阻力，终冷上段设氨水喷洒管，定期喷洒以清除横管外壁的油垢。该流程的特点是： (1)轻质焦油为工厂自产，(2)轻质焦油吸萘能力强， (3)与鼓风冷凝装置紧密结合，流程简单投资省。(4)煤气不与低温水、循环水直接接触，不会造成大气污染和废水处理。 2.1.3 煤气终冷和用热焦油除萘 (1)工艺流程

从饱和器来的54℃左右的煤气进入木格填料洗萘塔底部，经由塔顶喷淋下来的55～57℃的富油洗涤后，可使煤气含苯由2000～2500㎎／m3降到500g/m3左右。除萘后的煤气于终冷塔内冷却后送往洗苯塔。

煤气气体于隔板式终冷塔冷却后送往洗苯塔。油洗萘和煤气终冷的工艺流程如图2.3所示。

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℃℃℃℃低温水 17℃煤气含苯富油洗苯富油到凉水架热水煤气℃ 从凉水架来冷却水℃ 1-洗苯塔 2-加热器 3-富油泵 4-含萘富油泵 5-煤气终冷塔 6-循环水冷却器 7-热水泵 8、9-循环水泵 10-热水池 11-冷水池

洗萘塔常用木格填料塔，洗萘所需填料面积为每m3煤气0.2~0.3m2。塔内煤气的空塔速度为0.8~1.0m/s。

洗萘用的洗油为洗苯富油，其喷洒量为洗苯富油量的30~35%，入塔富油含萘要求小于8%。吸收了萘的富油与另一部分洗苯富油一起送去蒸馏脱苯脱萘。为了防止在终冷塔内从煤气中析出萘，以保证终冷塔的正常操作，洗萘塔后煤气含萘要求≤0.5g/m3。影响洗萘塔后煤气含萘量的主要因素是富油含萘量和吸收温度。

终冷塔为隔板式塔，共19层隔板，分两段。下段11层隔板用从凉水架来的循环水喷淋，将煤气冷却至40℃左右。上段8层隔板，用温度为20~23℃的低温循环水喷淋，将煤气再冷却至25℃左右。热水从终冷塔底部经水封管流入热水池，然后用泵送至凉水架，经冷却后自流入冷水池，再用泵送到终冷塔的下段，送往上段的水尚须于间冷器中用低温水冷却。由于终冷器只是为了冷却煤气而无须冲洗萘，故终冷循环水量可减少至2.5～3tkm3图 2.3 油洗萘和煤气终冷工艺流程(煤气)。

(2)水－油－水洗萘终冷流程

如将入洗苯塔煤气进一步降低温度，保证洗萘塔在较低的温度下操作，则洗苯效果更好。因此，可采用将煤气先预冷，然后再洗萘的工艺流程（即水－油－水洗萘终冷流程）。该流程如图2.4所示。

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1－预冷塔；2－油洗萘塔；3－终冷塔；4－一段循环水冷却器；5－二段低温水冷却器；

6－循环水泵；7－终冷水中间槽；8－终冷水泵；9－送终冷水脱氰水泵；

12－富萘油槽；13－洗萘油泵；14－洗萘油加热器；15－富油泵

图2.4 水－油－水终冷流程

在此流程中，煤气先进入预冷塔，被冷却水冷却至40～50℃（萘露点为30～35℃），由于煤气温度保持在40～45℃。洗萘后的煤气再经最终冷却至25℃左右。此流程由于洗萘温度低，故经洗萘后的煤气含萘量可降至400～500㎎／m3

在水－油－水洗萘终冷流程中，操作的关键是要保证预冷塔煤气出口温度高于煤气的露点温度5～10℃，以保证萘不在预冷塔中析出。

洗油萘和煤气终冷流程与水洗萘相比，除了洗萘效果好之外，另外突出的优点就是所需终冷水量仅为水洗萘用水量的一半。因此可以减少污水排放量，并有可能采用终冷水闭路循环系统，从而可取消水架，避免对大气的污染。

综上可知，横管式煤气终冷除萘的工艺流程是最简单、最经济。又不会造成大气污染和废水处理。因此本设计采用横管式间接冷却器进行煤气最终除萘，是最优的方案。

2.2 洗苯工艺

从焦炉煤气中回收的苯族烃可采用下列方法： (1)洗油吸收法：

洗油吸收煤气中的苯族烃为典型的物理吸收，是在洗涤塔中回收煤气中的苯族烃。将吸收了苯族烃的洗油（富油）送至脱苯塔蒸馏装置中，以提取粗苯。脱苯后的洗油（贫油）冷却后重新送至洗涤塔循环使用。洗油吸收法又分为常压吸收法和加压

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吸收发。加压吸收法可强化生产过程，适于煤气在远距离或用作合成氨厂原料的情况下采用 (2)吸附法：

煤气通过具有微孔组织，接触表面很大的活性炭或硅胶等固体吸附剂。苯族烃即被吸附在其表面上直至达到饱和状态。被吸附的苯族烃可用直接水蒸汽进行提取。用活性炭吸附剂可将煤气中的苯族烃几乎完全吸附下来。此法要求煤气净化的程度较高，加之吸附剂价格昂贵，因此在工业上的应用受到一定的限制，而多用于煤气中的苯族烃的定量分析。 (3)凝结法：

在低温加压的情况下，使苯族烃从煤气中冷凝出来。此法比吸附法所得粗苯质量好。但煤气的压缩及冷冻过程复杂，动力消耗大，设备材质要求高。

目前，国内外焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃。用洗油回收煤气中的苯族烃所采用的洗苯塔虽有多种形式，但工艺流程基本相近。下面只简单介绍用木格填料塔回收粗苯的流程，如图2.5。

近年来，为解决木材短缺问题，采用筛板塔，钢板网填料，不锈钢填料以及塑料花环填料洗苯塔，取得了较好的效果，洗苯塔台数可减少为一至两台。

我国焦化厂洗涤用的洗油主要有焦油洗油和石油洗油。吸收放又分为焦油洗油吸收法和石油洗油法。

富油 1-洗苯塔 2-新洗油槽 3-贫油槽 4-贫油泵 5-半富油泵 6-富油泵 7-接受槽图 2.5 从煤气中吸取苯族烃的工艺流程煤气煤气新洗油贫油

2.2.1 焦油洗油吸收法

焦油洗油是高温焦油加工时230～300℃的馏分,由于大多数焦化厂都能自得,所以

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应用广泛,其质量指标已在第一章中列出如表1～3.

焦油洗油的含萘量除规定要小于13%外,还要求其含苊量不大于5%,是为了保证在10～15℃时无固体沉淀物。萘苊因熔点较高,在常温下易析出固体结晶,因此应控制其含量。但是萘苊同芴,氧及洗油中其他高沸点组分混合时,能生成低熔点的有关各组分的共熔点混合物,所以洗油中存在一定数量的萘,则有助于降低洗油析出沉淀物的温度。洗油含酸量高时,会与水形成乳化物,从而破坏吸苯的操作,且酚的存在使洗油变稠,黏度大,因此必须严格控制洗油中的含酚量。 2.2.2 石油洗油吸收法

用石油洗油回收苯族烃的工艺与焦油洗油苯族烃的工艺流程一样,只是在设计油槽时,须要考虑经常排出油渣和可能生成的乳化物.

石油洗油洗苯具有油耗低，油水分离容易及操作简便等优点。石油洗油的质量指标见表2.1.

石油洗油稳定性好，脱萘能力强。但石油洗油吸收能力低，故循环洗油比用焦油洗油时大，因而洗油在循环使用过程中，会形成不溶于洗油的油渣，造成换热设备的堵塞而破坏正常的加热制度。同时，含有油渣的洗油与水能形成稳定的乳浊液而影响生产。

表2.1 石油洗油质量指标：名称

比重（20℃）黏度蒸馏试验：初馏点 350℃前馏出量凝固点含水量固体杂物

单位 Rl 50° ℃ % ℃ %

指标不大于0.89 不大于1.5

不小于265 不小于95 低于20 不大于0.2

无

综上所述，由于石油洗油洗苯工艺存在很多问题尚未解决，设备选型上存在难题，所以一般不采用石油洗油工艺，而多采用焦油洗油洗苯工艺。

2.3 用洗油回收煤气中苯族烃的主要生产操作指标

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表2.2 主要生产操作指标如下：

入洗苯塔的煤气温度／℃ 25左右入洗苯塔煤气中苯族烃含量／gm3 25～40 入洗苯塔贫油含苯量／% 0.2～0.4 入洗苯塔贫油温度／℃ 大于煤气入塔温度2～7 出洗苯塔煤气中苯族烃含量／gm1 ＜2 出洗苯塔富油含苯量／% 2～3 洗苯塔内操作温度／℃ 20～30 木格填料塔阻力／pa 不大于1000

2.4 脱苯工艺

2.4.1脱苯原理及影响因素 (1)洗苯原理

用焦油洗油吸收煤气中的苯族烃的过程是物理吸收过程，煤气中的苯族烃易溶解于洗油中，它在洗油中有一定的溶解度。这样，煤气与洗苯塔顶喷淋下来的洗油逆流吸收过程，煤气中的苯族烃分子便进入洗油中而被洗油吸收。吸收的推动力是煤气中苯族烃的分压与洗油液面上的苯族蒸汽压力之差，此值越大，越容易被洗油吸收。

洗油的成分中含有甲基萘、联苯、苊、芴、氧芴等组分，用洗油吸收煤气中的苯族烃是典型的多组分吸收，为了叙述问题方便，视其为单组分吸收，同时洗油吸收煤气中苯族烃又是物理吸收过程，服从拉乌尔定律和道尔顿定律。

煤气中苯族烃的分压Pg可根据道尔顿定律计算：

Pg=P•y 式中 P—煤气的总压力，kPa

y—煤气中苯族烃的体积分数(或摩尔分数)。

通常苯族烃在煤气中的浓度以g/m3表示。若已知苯族烃在煤气中的浓度为a g/m3，则换算为体积分得： y22.4a

1000Mb

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式中Mb粗苯的平均相对分子质量。将此式代入式(2-1)，则得：

y

22.4a

1000Mb 用洗油吸收苯族烃所得的稀溶液可视为理想溶液，其液面上粗苯的平衡蒸气压PL可按拉乌尔定律确定:

PL=P0•x 式中P0—在回收温度下苯族烃的饱和蒸气压，kPa； x—洗油中粗苯的摩尔分数

通常洗油中粗苯的含量以C%(质量百分数)表示，换算为摩尔分数得：

C/Mb xC100CMbMm

式中 Mm—洗油的相对分子质量。将此式代入式（2-4），则得： pLC/MbP0

C100CMbMm

当煤气中苯族烃的分压Pg大于洗油液面上苯族烃的平衡蒸汽压PL时，煤气中的苯族烃即被洗油吸收。pg和pL之间的差值越大，则吸收过程的推动力越大，吸收速率也越快。

洗油吸收苯族烃过程的极限为气液两相达成平衡，此时Pg=PL，即：

CPMb0aP0.0224C100CMbMMm b 洗油中粗苯的浓度很小，式(2-7)可简化为：

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CP0a.pMb0.0224100MbMm

因此，在平衡状态下a与C之间的关系式为：

CMmPag/m3 a0.466P 或 C2.24(2)脱苯原理

脱苯原理实际是精馏原理，由挥发度不同的组分组成的混合液在精馏塔内进行部分汽化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态的过程。在精馏过程中，当加热互不相溶的液体混合物时，如果此混合物的蒸汽分压之和达到塔内的总压时，液体即行沸腾。所以。在脱苯蒸馏过程中通入大量直接水蒸汽，当塔内的总压力一定时，若气相中水蒸汽所占的分压愈高，则粗苯和洗油的蒸汽分压就愈低，这样就可以在较低的脱苯蒸馏温度（远比250～300℃的温度低）下，便可将粗苯完全地从洗油中蒸出来。 (3)影响脱苯的因素

①、在塔底温度下各组分在蒸汽压。

提高富油预热温度，则塔底贫油温度也相应提高。贫油中各组分的蒸汽压增大，从而使粗苯的蒸出率也增加。 ②、脱苯塔内操作压力

提高塔内操作压力时，各组分的蒸出率相应减少。反之，则响应增加。 ③、脱苯塔的塔板层数

增多加料板以下的塔板数n，可使各组分的蒸出率增大，特别是对甲苯，二甲苯的蒸出率影响较大。

④、直接蒸汽量、温度。

提高直接蒸汽量，可使各组分的蒸出率增加。反之则各组分的蒸出率减小。此外还有富油的预热温度和含苯量。 2.4.2 主要设备论证及选型

前面我们介绍了四种终冷洗萘工艺，它们各自使用的终冷塔也不同。

ap

Mmp0 贵州大学本科毕业设计第17页

煤气终冷和机械化除萘工艺用金属隔板塔。此塔局有传热，传质好的优点，但在终冷塔后出口煤气的含萘量较高，萘的脱除率低，终冷水和萘不能很好地分离。

煤气终冷和热焦油洗萘工艺使用带焦油洗萘器的煤气终冷塔（筛板塔）。此塔虽然具有扩散推动力大的优点，但操作不稳定，对水质的要求高。

油洗萘和煤气终冷工艺中使用的是横管式终冷塔。此工艺洗萘与终冷分开，投资高，不易小厂借鉴。

横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺使用横管终冷洗萘塔。它的优点：不仅终冷效果好，除萘效果也好；系统阻力小，操作维修简便，节约点耗；不需含酚污水处理。

根据本设计在第二章所确定选用的终冷除萘工艺、流程，可确定选用与该工艺相配套的终冷塔——横管终冷洗萘塔。 (1)洗苯塔

目前，我国焦化厂采用的洗苯塔主要有空喷塔，板式塔和填料塔，下面分别加以介绍。

(2)空喷塔

空喷塔一般为多段喷洒，没段下部均设有煤气分布器，相邻两段设有煤气通过的锥性散罩，底部设有许多个喷嘴组成的洗油喷洒装置，其上设有备用的中央喷嘴，从顶部洒下来的洗油经降液管引到下段。洗油从第二段起来采用循环喷洒。

用空喷塔洗苯具有以下优点：投资省，处理能力大，阻力小，不堵塞等。缺点：洗苯效率低，塔后煤气含苯量高，洗油循环量大，动力消耗大。 (3)板式塔（孔板塔）

板式塔主要有穿流式筛板塔。该塔容易实现最佳流体力学条件，即增加气液两相的接触面积，提高两相的湍流程度，迅速更改两相界面以减小其扩散阻力。

这种塔结构简单，容易制造，生产能力大，投资省，节约金属材料，且安装和维修简便。其缺点是塔板的效率受负荷变动的影响较大。 (4)填料塔

填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。塔内填料了用木格，钢板网，金属螺旋，帖拉累托填料，鲍尔环，鞍形填料以及塑料花环填料等。

①、木格填料塔

该塔型在我国焦化厂应用较多，它具有阻力较小，操作稳定等优点。但也存在着生

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产能力小，设备庞大、苯重，投资和操作费用高及木材耗量大等缺点。因此在一些国家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。

②、钢板网填料塔

该塔型在国内已被采用。该填料塔与木格填料塔相比，具有比表面积大，吸收率高，阻力小，动力消耗小等优点，但制造麻烦，价格昂贵，处理能力小。

③、金属螺旋填料塔

金属螺旋填料塔采用钢带和钢丝绕成，其比表面积大，重度小

由于形状复杂，填料层的持液量大，因此吸收剂与煤气接触时间较长，又由于煤气通过填料时搅动激烈，因而吸收效率较高。但难于制造，价格昂贵。这种填料在苏、美应用较多。

④、塑料花环填料塔

塑料花环填料是近年来又国外引进的高效填料，经过实践检验证明，花环填料是一种具有比表面大，空隙来率高，阻力小，处理能力大，液体分布好，湿润率高，投资省，占地少，节省能耗，制造安装容易，操作方便等突出优点的填料。国家有关部门鉴于该填料具有以上优点，已要求推广使用高效花环填料洗苯塔。

根据以上的论述，本设计采用塑料花环填料洗苯塔。

从以上两表可以看出，几乎在所有比较项目中，花环填料塔都优于其它塔型（包括填料塔），它是当前国内最先进的洗苯塔。

采用花环填料塔代替木格子填料塔洗苯时，对于年产135万吨焦炭的焦化厂，可节省100余万远，泵的电耗节省86.5万kwh，价值9万元，并可获得节省占地，缩短基建周期等社会效益。 2.4.3 脱苯塔

我国焦化厂采用的脱苯塔有圆形泡罩塔，条形泡罩塔以及浮阀塔等，以条形泡罩塔应用最广。

泡罩塔是工业上应用最久的一种塔板型式，该种塔型的优点是：不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，即当气、液负荷有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，对各种物料的适应性强，操作经验丰富。缺点是：塔板结构复杂，金属耗量大，造价高，板上液层厚，气体流动曲折，塔板压降大，兼因雾沫夹带现象较严重，限制气速的提高，故生产能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，气

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体分布不均匀，也影响了板效率的提高。

根据目前的使用证明泡罩塔的操作，运行更为稳定。虽然浮阀塔具有很多优点，但因其防腐较差，操作不易稳定，故选用条形泡罩塔作为本设计的脱苯塔。

2.4.4 蒸汽加热法生产一种苯

蒸汽法生产一种苯的工艺流程如图2.6所示。由图可见，洗苯工序来的富油在分缩器下面的三格中被脱塔顶逸出的蒸汽加热，然后进入到贫油换热器，被脱塔底排出的热贫油加热，再进入富油预热器中，富油被间接蒸汽加热至135～145℃后，从脱塔的上部进入塔内。

上水富油出富油入水蒸汽贫油去洗苯冷却水直接蒸汽水与富油混合残渣1-贫油冷却器 2-贫富体油换热器 3-再生器 4-富油预热器 5-脱苯塔 6-残渣池 7-粗笨储槽 8-产品泵 9-分缩器10-冷凝冷却器 11-重油水分离器 12-轻油水分离器 13-粗笨油水分离器 14-控制分离器图 2.6 蒸汽加热法生产一种苯

从脱苯塔顶部溢出的粗苯，洗油蒸汽和水蒸气的油汽和水汽混合物进入分缩器下面三格中与富油换热，并在分缩器顶上的一格用冷水冷却，从而之大部分洗油汽和水汽冷凝下来，从分缩器顶部溢出的即是粗苯蒸汽。为得到合格的粗苯产品，可用冷却水水量控制分缩器顶部蒸汽温度，之其在86～90℃的范围内。

由分缩器顶部溢出的粗苯蒸汽进入冷凝冷却器，在此用冷水冷凝冷却到25～30℃，做经粗苯分离器将水分出后计量槽进入粗苯储槽。

进入分离器的油气和水汽混合物，在分离器底部两格所形成的冷凝液为重分缩油，在分缩器顶部两格所形成的冷凝液为轻分缩油。轻、重分缩油分别进入油水跟力气，与水分离后与富油混合并送往脱苯塔。

从粗苯、轻分缩油、重分缩油油水分离器排出的分离水均进入控制分离器进一步分离，以减少洗油损失。

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从脱苯塔底部排出的贫油温度比富油温度低3～5℃，自流入贫富油换热器，与富油换热并冷却至110～120℃后，再回到脱苯塔底热贫油槽，在此用贫油泵送到贫油冷却器冷却至25～30℃后，送往洗苯塔循环喷洒。

由于洗油在循环使用当中质量变坏。为保持循环洗油量的1～2%由富油入塔的管路引入洗油再生器，在此，洗油被间接蒸汽加热至160～180℃，并用过热蒸汽直接蒸吹，从再生器顶部蒸吹出来的温度为135～175℃ 的油气和水汽的混合蒸汽进入脱苯塔的底部。再生器底部的残渣油可靠设备内的蒸汽压力间歇地或连续地排至残渣油槽。 2.4.5 管式炉加热法生产一种苯的工艺

管式炉加热法生产一种苯的工艺流程如图2.7。

图管式炉加热法生产一种苯工艺流程管式炉 2-再生器 3-残渣池 4-脱苯塔 5-贫油冷却器6-贫富油换热器 7-重分缩器水分离器 8-轻分缩器油水分离器9-粗笨油水分离器 10-控制分离器 11-粗笨储槽12-产品泵 13-分缩器 14-冷凝冷却器 15-贫油泵来自洗苯塔的富油先进入分缩器，被从脱苯塔来的粗苯油气加热到70～80℃，然后

入贫富油换热器，被热贫油加热到130～140℃后进入管式炉。加热到180～190℃的富油，从第14层板进入脱苯塔。热贫油从脱苯塔底部经贫富油换热器自流入脱苯塔下部的热贫油槽，温度120℃左右，然后用泵送到贫油冷却器到25～30℃送回洗苯塔循环使用。从脱苯塔顶出来的粗苯蒸汽，进入分缩器，温度从170～180℃，降到90℃左右，部分水蒸汽被冷凝下来，然后进入冷凝冷却器，粗苯和水从冷凝冷却器下部流入油水分离器进行分离。从油水分离器出来的粗苯进入粗苯储槽。轻、重分缩器分别进入油水分离器分离。

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为保证洗油质量，从管式炉加热后的富油管线引出1～2%的富油进再生器，于此用管式炉过热至400～450℃的蒸汽进行蒸吹。再生器顶排出温度为190～200℃的水汽，油汽与粗苯汽一起进入脱苯塔，再生器底部残渣定期排放。

在蒸汽法脱苯的生产系统中，由于存在着蒸汽耗量大，贫油含苯量偏高等缺点。因此，焦化厂采用了管式炉加热富油来制取粗苯，管式炉加热法生产一种苯与蒸汽加热法生产一种苯相比具有以下优点：

(管式炉法脱苯可以提高粗苯回收率。由于富油在管式炉内的加热温度高（可达180～200℃），故脱苯效果好，贫油含苯量可降至0.1%左右，从而使洗苯塔塔后煤气含苯大为降低，粗苯回收率可达95%以上。

(1)管式炉法脱苯可以降低直接蒸汽耗量，每生产1t180℃前粗苯所耗蒸汽量为1～1.5t，，仅为蒸汽法脱苯的30%～40%。

(2)管式炉法脱苯可减少水量，每生产1t180℃前粗苯生产的酚水量仅为1～1.5t，而蒸汽法脱苯可以生产酚水3～4t。

(3)管式炉法脱苯由于蒸汽耗量低，体积小，可大大降低蒸馏及冷凝冷却设备尺寸，从而降低了设备费用。

(4)管式炉脱苯蒸馏有多种流程，有只设一座蒸馏塔的；有设脱苯塔和两本塔两座塔的；有设有脱苯塔和脱萘气提塔的；有设分缩器，有不设分缩器的；有生产一种苯的，有生产两种苯的；有一塔生产三种产品的，有两塔产品三种产品的。生产粗苯一种产品主要操作控制指标如下：

贫富油换热器富油出口温度／℃ 100～130 入脱苯塔富油温度／℃ 180～200 脱苯塔顶部油气温度／℃ 90～93 萘油侧线切取温度／℃ 125～135 再生器顶部温度／℃ ＞180 进再生器直接蒸汽温度／℃ 400～450 再生器顶部压力（表压）／kpa ≤49 脱苯塔底部压力（表压）／kpa ≤39 入脱苯塔直接蒸汽量／tt1（180℃前粗苯） 1.5

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萘油采出量／kgt1（180℃前粗苯） 80～100

再生器处理量占循环洗油量／％ 1～2 2.5 对粗苯产率的影响

C 粗苯产率随配煤中碳氢比的增加而增加，且配煤中挥发分含量愈高，所得粗苯

H中甲苯含量就越少；反之，情况就相反。一般情况下，粗苯的产率为干煤的0.8%～1.4% 当配煤中干燥无灰基挥发分为Vdaf=20%～30%时，可由下式求得粗苯的产率（%）：

2 y1.60.144 Vdaf0.0016Vdaf 式中 y —粗苯产率的影响

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第三章主要设备论证及选型

横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺使用横管终冷洗萘塔。它的优点：不仅终冷效果好，除萘效果也好；系统阻力小，操作维修简便，节约点耗；不需含酚污水处理。根据本设计在第二章所确定选用的终冷除萘工艺、流程，可确定选用与该工艺相配套的终冷塔——横管终冷洗萘塔。

3.1 洗苯塔

目前，我国焦化厂采用的洗苯塔主要有空喷塔，板式塔和填料塔，下面分别加以介绍。

3.1.1 空喷塔

空喷塔一般为多段喷洒，每段下部均设有煤气分布器，相邻两段设有煤气通过的锥性散罩，底部设有许多个喷嘴组成的洗油喷洒装置，其上设有备用的中央喷嘴，从顶部洒下来的洗油经降液管引到下段。洗油从第二段起来采用循环喷洒。

用空喷塔洗苯具有以下优点：投资少，处理能力大，阻力小，不堵塞等。缺点：洗苯效率低，塔后煤气含苯量高，洗油循环量大，动力消耗大。 3.1.2 板式塔（孔板塔）

这种塔结构简单，容易制造，生产能力大，投资少，节约金属材料，且安装和维修简便。其缺点是塔板的效率受负荷变动的影响较大。 3.1.3 填料塔

填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。塔内填料了用木格，钢板网，金属螺旋，帖拉累托填料，鲍尔环，鞍形填料以及塑料花环填料等。 (1)木格填料塔

该塔型在我国焦化厂应用较多，它具有阻力较小，操作稳定等优点。但也存在着生产能力小，设备庞大、重，投资和操作费用高及木材耗量大等缺点。因此在一些国家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。 (2)钢板网填料塔

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该塔型在国内已被采用。该填料塔与木格填料塔相比，具有比表面积大，吸收率高，阻力小，动力消耗小等优点，但制造麻烦，价格昂贵，处理能力小。 (3)金属螺旋填料塔

金属螺旋填料塔采用钢带和钢丝绕成，其比表面积大、重量较轻。由于形状复杂，填料层的持液量大，因此吸收剂与煤气接触时间较长，又由于煤气通过填料时搅动激烈，因而吸收效率较高。但难于制造，价格昂贵。这种填料在苏、美应用较多。 (4)塑料花环填料塔

塑料花环填料是近年来由国外引进的高效填料，经过实践检验证明，花环填料是一种具有比表面大、空隙率高、阻力小、处理能力大、液体分布好、湿润率高、投资少、占地少、节省能耗、制造安装容易、操作方便等突出优点的填料。国家有关部门鉴于该填料具有以上优点，已要求推广使用高效花环填料洗苯塔。

根据以上的论述，本设计采用塑料花环填料洗苯塔。据资料介绍，以年产60万吨冶金焦焦化厂为例，与本格填料洗苯塔相比，可节省投资81万元，年产省电9万元。

各型式洗苯塔经济比较见表3.1。花环填料洗苯塔与其他填料洗苯塔的经济比较见表3.2。

表3.1 各种型式填料的洗苯塔经济效果比较

塔

型厂名

年产焦炭／万t

塑料花料木格填料浮动板钢板网日本空喷塔德国钢板网

洗苯塔直径／㎜

高度／m

塔单塔数质量／／台台

总阻力

总容积比

总质量比

总占地比

总投资比

某厂日本某厂某厂某厂某厂国内某厂国内某厂

60 60 60 60 60 60 60

3200 2800 3500 3500 3500 6200 2800

27 27 37 23 35 44 51

1 2 3 1 2 3 1

31 83 35 54 210 198

0.6 0.8-1.1 2.0 7.0 1.0 1.5 1.2

1 4.19 1.02 3.5 5.9 1.77

1 8 1.1 3.5 7 4.4

1 3 ＞1 2 3 ＞1

1 3.6 0.7 1.6 3.15 2.6

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表3.2 花环填料与其它填料经济比较

各种填料塔与济钢的相

比

（济钢花环填料）泵多用电／万kwh

多用塔台数多占地多用煤气阀门／个多用泵／台增加投资增大阻力／Pa

86.5 2 2/3 6 2 >2/3 1300

15 1 1/2 3 1 2/5 400

15 2 1/2 3 1 1/2 200-600

30 1/3 - - - 3/5 600

275 2 1/2 6 11 2/3 900

木格子填料塔

钢板网填料塔

日本花环填料塔

西德钢板网塔

日本空喷塔

包括鼓风机电耗

从以上两表可以看出，几乎在所有比较项目中，花环填料塔都优于其它塔型（包括填料塔），它是当前国内最先进的洗苯塔。

采用花环填料塔代替木格子填料塔洗苯时，对于年产135万吨焦碳的焦化厂，可节省182余万元，泵的电耗节省173万kwh，价值18余万元，并可获得节省占地，缩短基建周期等社会效益。

表3.3 国内生产的三种型号的花环填料规格如下：

型号

外经

内厚

环

高

容重kg/m 111 102 88

空隙率% 88 89 90

比表面积 185 127 94

32.5×10³/m 8×10³/m³ 3.6×10³/m³ 填充个数

使用温度 120℃ 120℃ 120℃

数（cm）

HX1(x) 47cm HZ1(z)

73cm

3×3 3×4 3×6

2 12

19 27.5 37

HD1(d) 95cm

3.2 脱苯塔

我国焦化厂采用的脱苯塔有圆形泡罩塔，条形泡罩塔以及浮阀塔等，以条形泡罩塔应用最广。

泡罩塔是工业上应用最久的一种塔板型式，该种塔型的优点是：不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，即当气、液负荷有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，对各种物料的适应性强，操作经验丰富。缺点是：塔板结构复杂，金属耗

贵州大学本科毕业设计第26页

量大，造价高，板上液层厚，气体流动曲折，塔板压降大，兼因雾沫夹带现象较严重，限制气速的提高，故生产能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，气体分布不均匀，也影响了板效率的提高。

浮阀塔是在泡罩塔与筛板塔两种型式的基础上而衍生的一种新塔型。该塔型具有以下优点：生产能力大，操作弹性大，塔式造价低，气体压强降及液面落差较小，塔板条件变差，使塔内堵塞严重，气体，液体分布不均匀，阻力增加，后果较为严重。根据目前的使用证明泡罩塔的操作，运行更为稳定。虽然浮阀塔具有很多优点，但因其防腐较差，操作不易稳定，故选用条形泡罩塔作为本设计的脱苯塔。

3.3 终冷塔

通常终冷塔有金属板式直接终冷塔，带焦油洗萘器的煤气终冷塔及横管终冷塔。根据本设计所确定的终冷除萘工艺流程，可确定选用与该工艺配套的横管终冷塔。具体情况后面有详细说明。

3.4 贫油冷却器和贫富油换热器

3.4.1 贫油冷却器

我国焦化厂应用贫油冷却器主要有：空气—水喷淋式冷却器，浮头管壳冷却器和螺旋板换热器三种。

国内应用较多的是浮头管壳式贫油冷却器。近年来，螺旋板换热器在我国焦化厂得到广泛应用。除可作为贫油冷却器使用之外，还可以作贫油换热气，蒸氨废水换热器等。螺旋板换热器与普通换热器相比较，具有以下优点：

(1)传热效率高。该设备可进行逆流，并流和错流操作，其总传热系数约为列管式换热器的三倍左右。最突出的特点是对低温热源进行热交换时，有极好的效果。如在液－液逆流型中为保持逆流的温差，其出入口温差可以小到最小限度。冷却水用量也最小。它传热系数大。对液－液逆流型换热器来说，总传热系数K可高达1200～2800 kcal/m2.h. ℃ 。而列管式换热器的平均传热系数K只为500 kcal/m2.h. ℃。 (2)结构紧凑，占地面积小。所需面积只为列管式换热器的1/2～1/4。

(3)它能自行清除污垢。因螺旋板的通道是单通道，如果通道内处沉积了污垢，此处的通道截面积就会减少，流速就相应增高，污垢易被冲刷掉。因此几乎不用人工清扫，可延长清扫周期。

贵州大学本科毕业设计第27页

另外，它还有钢材耗量少，成本低等优点，但它阻力较大，与列管式换热器相比，当螺旋通道的当量直径与圆管直径相等时，则前者阻力为后者的2～3倍。两种换热器的经济效益经济效益比较见表3.4至表3.5鉴于以上优点，本设计选用螺旋板换热器作为贫油冷却器。

3.4.2 贫富油换热器

由于所需换热面积较大，为了节省用地本设计选用浮头管壳式换热器作为贫富油换热器。

管壳式换热器与螺旋板换热器的经济效益比较见表3.4，价格比较见表3.5。

表3.4 螺旋板换热器与管壳式换热器经济效益比较

项目

传热系数 kcal/m²·h·℃

堵塞情况体积耐压

重量（随压力，温度变）

材质

压力损失△P，kg/cm²

管内流速m/s 管外流速m/s

种类

螺旋板式管壳式

600-1500 不堵小低 8T /160m²=50

kg/m² 不锈钢大（0.5-2） 1-2（有时>2）

100-500

6T/160m²=37.5 kg/m²

0.5-1.5

液体0.4-2，气体10-20

表3.5 螺旋板式与管壳式换热器价格比较

单台设备重量t ≦1 1-5 5-10 ﹥10

螺旋板式换热器价格元/吨碳钢 3800 3500 3200 2900

1Cr18Ni9Ti 25000 24000 23000 22000

列管式式换热器价格元/吨碳钢 5500 5100 4800 4500

1Cr18Ni9Ti 30000 28000 26000 24000

贵州大学本科毕业设计第28页

第四章主要设备及管道的工艺计算

4.1 原始数据

年产135万吨焦炭，焦炉的干煤年装入量为135万吨÷0.75=180万吨，焦炉的干煤每小时装入量为1800000÷8760=205.48吨。煤料水份9%

按干煤计算的主要炼焦产品率，%（重量）：焦炭 75 干煤气 17 焦油 3.5 苯族烃 1.0 硫化氢 0.5 氨 0.3 热解水 2.7

干煤气组成（苯族烃、硫化氢和氨除外），%（体积）： H2 57.9 CO2 2.2 CH4 26.2 CmHn CO 6.0

2.5

O2 0.6

N2 4.6 ※ 计算依据：

煤气密度 0.454kg/Nm3 粗苯的回收率(占装煤量) 0.95% 洗苯塔后煤气含苯 2g/Nm3

粗苯蒸汽密度 3.677 kg/Nm3 终冷温度℃ 23℃ 年产焦炭135万吨

贵州大学本科毕业设计第29页

硫铵工段来煤气温度饱和/温度：56/50℃

本设计的粗苯工段是在化产车间最后的工段，煤气中只有干煤气、苯族烃和水汽，因为煤气经过了冷股工段、脱硫工段、硫胺工段三个工段。所以进入粗苯工段的焦油汽、硫化氢、氨流量已很小，在计算过程中没有考虑它们的影响。

4.2 最终冷却塔的计算

采用横管式间接冷却器，粗煤气自上而下流动，冷却水自下而上流动。分为上下两段，上段称为预冷段，下段称终冷。在上部和中部分别喷洒轻质焦油。已知条件：

入终冷塔煤气温度 55℃ 入终冷塔煤气压力 1100毫米水柱出终冷塔煤气温度 2 5℃ 出终冷塔煤气压力 1000毫米水柱入终冷塔煤气含萘量 1.2克／标米3 出终冷塔煤气含萘量 0.4克／标米3 入终冷段煤气温度 32.5℃ 4.2.1 物料衡算

进入终冷器的是来自饱和器的焦炉煤气，其温度为55℃，其压力为1100毫米水柱。

湿煤耗量为：

100205.48×=225.8th

1009则煤料水分为225.8－205.48=20.32th 进入粗苯工段的气态炼焦产品数量如下：按重量计时，kgh

干煤气 m1=205480×0.17=34931.60kg

所以进入粗苯工段的气态炼焦产品总重量m=36986.40kg

3Nm按体积计算时，

干煤气：

贵州大学本科毕业设计第30页

V1=式中：

3m134931.6==76941.85Nm

h10.4541—按煤气组成求出的干煤气密度，Nm3h

2+0.262×16+0.06×28+0.046×28+0.022×44+0.025×28+0.006×32）×1=（0.579× =0.454Nm31 22.4h

煤气中粗苯含量

m粗苯 =G干煤×粗苯的回收率+ V煤气×塔后煤气含苯量 =205.48×1000×0.95% %+76941.85×0.002 =2105.94kg/h

V粗笨 =m2/粗笨=2105.94/3.667=574.30Nm3/h

3 合计：V=V1+V2=76941.85+574.30=77516.15Nmh

终冷塔塔前煤气中水蒸气体积流V塔前水蒸气＝V×P50 /(P入+10333－P50)＝77516.15×1255/（1100+10333-1255）=9555.71Nm3 /h , 其中，P50 ＝1255mmH2O ,是55℃（塔前煤气露点）下水蒸气饱和蒸气压； P入＝1100mmH2O ,是入终冷塔煤气压力（表压）。水蒸气的质量流量为：

m塔前水蒸=气V塔前水蒸气×入终冷塔的煤气量为：

kg3 Nm hh1818=9555.71×=7678.70kg

h22.422.4 干焦炉煤气 34931.60 76941.85 水蒸气 7678.70 9555.71 苯族烃 2105.94 574.30 合计 44716.2 87071.86 人口状态下相应的煤气露点按煤气中水蒸气分压来确定：当P0

9555.71(103321100)1254.61毫米水柱

87071.86

贵州大学本科毕业设计第31页

煤气露点为46.42℃。

假设预冷段出口煤气温度为32.5℃，压力为1050毫米水柱，饱和水蒸气分压为497毫米水柱，则预冷段出口水蒸气体积为： V0(87071.869555.71)相当于2844.09kg34973539.32Nm

h103321050497h

在预冷段冷凝的水量为：

9555.71－2844.09=6711.62kgh

同样，终冷塔出口的煤气温度为25℃，压力为1000毫米水柱时，煤气中的水蒸气分压P1=322毫米水柱，则终冷塔出口水蒸气体积为;

V1(87071.869555.71)相当于1821.74kg33222267.05Nm

h103321000322h

故终冷塔的冷凝水总量为9555.71－1821.74=7733.97kg其中，预冷段冷凝水量6711.62kg 终冷段冷凝水量1022.35kgh

hh；。

因此，预冷段出口和终冷段出口煤气组成如下表4.1所示

表4.1 预冷段出口和终冷段出口煤气组成:

预冷段出口

项目

终冷段出口

Nm3

h76941.85 3539.32 574.30 81055.47

Nm3

h76941.85 2267.05 574.30 79783.20

气相：干煤气水蒸气粗苯合计液相：冷凝水

34931.60 2844.09 2105.94 39881.63 6711.62

34931.60 1821.74 2105.94 38859.28 1022.35

4.2.2 热量衡算 (1)预冷段入方

①、干煤气带入热量：

贵州大学本科毕业设计第32页

Q煤气1= 34931.60×0.73×55×4.18=5862465.63kj式中，0.73—干煤气的比热（kcal／kg·℃）。

②、水蒸气带入热量：

Q水蒸气1=7678.70×612.2×4.18=19649762.59kj式中，612.2—55℃水蒸气的焓（kcal／kg）。

③、粗苯带入热量：

Q粗苯1=2105.94×0.26×55×4.18=125880.46kj式中，0.26—粗苯比热（kcal／kg·℃）。

25℃冷却水带入热量：设冷却水量为W1kgh

h，则带入热量为（25×4.18W1）kjh

故带入预冷段的热量为：

Q预入Q煤气1+Q水蒸气1+Q粗苯1+25W1 =（25638108.68+25×4.18W1） (2)预冷段出方

①、干煤气带出热量： Q煤气2=34931.60×0.73×32.5×4.18=3464184.24kj式中，0.73—干煤气比热（kcal／kg·℃）。

②、水蒸气带出热量：Q水蒸气2=2844.09×598.23×4.18=7111935.44kj式中，598.23—是32.5℃水蒸气的焓(kcal／kg).

③、粗苯带出热量：

Q粗苯2=2105.94×0.26×32.5×4.18=74383.91kj式中，0.26—是粗苯比热（kcal／kg·℃）。

④、冷凝水带出热量：

Q冷凝水32.5×1×4.18=911773.58kj=6711.62×45℃冷却水带出热量：45×4.18W1

故预冷段带出热量： Q预出=（11562277.17+45×4.18W1）kj

贵州大学本科毕业设计第33页

令 Q预入 Q预出

则， 25638108.68+25×4.18W1=11562277.17+45×4.18W1 解得：W1=168371.19kg(3)终冷段入方

设18℃冷却水量为W2kgh

h，则带入终冷段的热量为：

Q终入=（11562277.17+18×4.18W2）kj(4)终冷段出方

①、干煤气带出热量：

Q煤气3=34931.60×0.73×25×4.18=2664757.11kj式中，0.73—是干煤气比热（kcal②、水蒸气带出热量：

Q水蒸气594.43×4.18=194921.44kj3=1821.74×式中，594.43—是25℃水蒸气的焓（kcal③、粗苯带出热量：

Q粗苯3=2105.94×0.26×25×4.18=57218.39kj式中，0.26—是粗苯比热（kcalkgkgkgh

·℃）。

）。

·℃）。

25℃冷却水带出热量：（25×4.18W2）kjh

冷凝水带出热量为：7733.97×25×1×4.18=808199.87kj故终冷段出方热量为

Q终出=（3725096.81+25×4.18W2）kj令 Q终入=Q终出则

11562277.17+18×4.18W2=3725096.81+25×4.18W2 解得: W2=267846.21kg

贵州大学本科毕业设计第34页

4.2.3 传热面积温度差;

预冷段终冷段煤气 55℃  32.5℃  25℃ 冷却水 45℃  25℃  18℃ 10℃ 7.5℃ 7℃ 预冷段温度差△t1 终冷段温度差△t2107.58.69℃ 10ln7.57.577.25℃ 2 终冷塔基本参数的选取，选57×4.5管子，管长3000毫米；传热系数K

(1)预冷段传热系数K1 预冷段冷却水平均温度为

452535℃ 2 预冷段传热系数K1计算式为 K1=

111211221

式中，1—干煤气到管壁的给热系数（kcal／m2·h·℃）； 1—管壁厚度，取1=0.0045（m）；

1—钢的导热系数，取1=40（kcal／m2·h·℃）； 2—管壁垢层厚度（m）；

2—管壁到冷却水的给热系数（kcal／m2·h·℃）；

1主要取决于干煤气中水蒸气平均含量x（体积%），按下列计算； lg1=1.69+0.0246x

根据预冷段进出口粗气中水蒸气体积含量，求得

贵州大学本科毕业设计第35页

.713539.321009555 x=7.6705 .8681055.47287071代人上式：

lg1=1.69+0.0246×7.6705=1.8786 1=75.61kcal／m2·h·℃ 管壁垢层热阻取：

2h· =0.001m2·℃／kcal

2管壁至冷却水的给热系数2按下列计算 2=Nud

式中， Nu—努赛尔特准数；

—水的导热系数；取=0.538（kcal／m2·h·℃）； d—水管内径，d=0.048m。

Nu=0.023Re0.8Pr0.4 ，Re—雷诺数； Pr—普兰特数； —系数； Re按下列计算： Re=1000式中，—管程呢水流速（m）；

s —水的重度， =994（kgm3d ）；

—水的粘度， =0.7225（里泊）。

管程呢水流速为 =因此，

168.37=1.169m

s36000.04 贵州大学本科毕业设计第36页

Re=10001.1690.04899440297.67

0.7225Re=40297.67时，查得=12.326。 Pr准数按下列计算；

Pr=3.6由此求得

0.997072254.82

0.538 Nu=0.023×40297.670.8×4.820.4×12.326=2570.35 因此，管壁到冷却水的给热系数：

0.538h·=28809.34kcal／m2·℃

0.0481预冷段传热系数K1

110.0000750.00175.6128809.34 1=2570.35× =69.76×4.18

h· =291.59kj／m3·℃

(2)终冷段传热系数K2 计算过程与计算K1是一样；

h·所以同上,可计算出K2=60.58×4.18=253.23kj／m3·℃

(3)热负荷量：

预冷段 Q1=25638108.68－11562277.17=14075831.51kj 终冷段 Q2=11562277.17－3725096.81=7837180.36kj(4)传热面积:

预冷段 F1=Q1／△t1K1=14075831.51／(8.69×291.59)=5554.97m2 终冷段 F2=Q2／△t2K2=7837180.36／(7.25×253.23)=4268.81m2 所以总传热面积： F=5554.97+4268.81=9823.78m2 4.2.4 终冷塔塔高的计算 (1)预冷段管箱高度为H1

h 贵州大学本科毕业设计第37页

横管冷却器采用57×4.5mm钢管，根据前面计算得冷却水量为168.37m3/h设管内流速为0.5m/s

u 24din3600所以，n=168.37×4/(0.5×3600×3.14×0.0482)=52根

采用3.5m长的管子，则需要管子根数 N=F1/(πd.3)

=5554.97/(3.14×0.057×3.5) =8867.66

由流速知需37根管子、采用正三角型排列、且组成一个管束、每8个管束组成一个管箱，则每个管箱热面积为：A=nd×3.5×52 =8×3.14×0.057×3.5×52 =260.59㎡需管箱：5554.97/260.59＝21.32、取22个

冷却水管采用正三角型排列、且取管心距为1.3D，则管心距为：1.3×0.057=0.0741m 取74mm 每个管箱的宽度为：28×74=2072 取2100mm

设管间距为300mm ，则每个管箱宽为1.732/2 ×74×16=1025mm取1米 , H1=22m (2)终冷段管箱高H2

同理可求得H2=11m

两段喷洒高度共取1m，煤气出口2m,煤气入口2m,底部油槽高2m,则塔全高： H=22+11+1+2+2+2=40m

4.3 洗苯塔的计算

原始数据：塔前煤气温度25℃，塔后煤气温度26℃，塔前煤气压力9900Pa，塔后煤气压力8400Pa，

贵州大学本科毕业设计第38页

4.3.1 物料衡算

通过对进出洗苯塔煤气平均流量，洗油循环量，贫富油中粗苯量的计算，来计算洗苯塔的塔径，塔高等。并完成洗苯塔填料的计算和选型。进入洗苯塔的煤气量为：

kg3 Nm hh 干焦炉煤气 34931.60 76941.85 水蒸气 1821.74 2267.05 苯族烃 2105.94 574.30 合计 38859.28 79783.20

进入洗苯塔的煤气温度为25℃，压力847毫米汞柱。设洗苯塔后的煤气苯族烃含量为2gNm3，则其损失量为：

76941.85×0.002=153.88kg 回收苯族烃的量为：

h G=2105.94－153.88=1952.06kg这样，洗苯塔后的煤气量为：

kgh

3 Nm hh 干焦炉煤气 34931.60 76941.85 水蒸气 1821.74 2267.05 苯族烃 153.88 41.85 合计 36907.18 79250.75 ※ 煤气的实际流量（塔前为V前，塔后为V后）

V前79783.2032732510132579337.64Nm

h2731013259900327326101325V后79250.7580153.58Nm

h2731013258400 煤气平均流量V的计算：

V2平均V前V后793373.6480153.5879745.61Nm

h22

贵州大学本科毕业设计第39页

入洗苯塔的煤气中苯族烃的实际含量为：

a12105.94100027384725.88g3

m79783.20303760153.8810002738251.90g

Nm379250.75303760 洗苯塔后的煤气中为： a2式中：

825—洗苯塔后煤气压力，毫米汞柱 303—洗苯塔后煤气温度， K

贫油中粗苯的最大含量按下式计算，此式在浓度不大时是正确的： C1最大2.24a2p2% pcMNm3

式中: a2—洗苯塔后煤气中苯族烃的含量， a2=1.90g p2—洗苯塔后煤气压力， p2=825毫米汞柱 M—洗油分子量， M=170

pc—当t=30℃时，贫油面上的苯族蒸汽压，毫米汞柱

为了确定贫油面上的蒸汽压，设粗苯的组成为：苯73%、甲苯21%、二甲苯5%、溶剂油1%。

为进行计算，假设贫油中的粗苯组成与所得的粗苯组成相同。当30℃时，粗苯各组份蒸汽压为：

毫米汞柱苯 118.4 甲苯 39.5

二甲苯 23.5（按对二甲苯计）溶剂油 5 （安1,3,5－三甲苯计）粗苯的平均分子量为： M式中：

10083

7321517892106120 贵州大学本科毕业设计第40页

78、93、106、120——各组份的分子量粗苯中各组份的分子分数为： x苯73830.775 x甲苯0.039

78100 x二甲苯=0.179 x溶剂油0.007 因此，当30℃时，粗苯的蒸汽压为：

pcxipi0.775×118.4+0.179×39.5+0.039×23.5+0.007×5=99毫米汞柱这样，贫油中粗苯最大含量为： C1最大2.248251.90%0.21%

99170为了在洗苯塔上部造成吸收推动力，贫油的实际含粗苯量C1应低于最大含量，并由以下公式计算得出：

C1式中：

n—平衡偏移系数， n=1.1～1. 设n=1.15 则 C1C1最大% n0.21%0.18% 1.15 当洗苯塔的下面达到平衡时，从洗苯塔引出的富油中粗苯的最大含量按下式计算： C2最大2.2484729.4%3.32%

99170 考虑到塔下面的吸收平衡有偏移，取平衡偏移系数n=1.5,。此时 C23.32%2.2% 1.5

最小的洗油量: L最小G1952.0610010097770.41kg

hC2C13.320.18而对1m3的干煤气的洗油量为：因此，

贫油中的粗苯量为：

97770.411.27kg

76941.85 贵州大学本科毕业设计第41页

97770.410.18175.99kg

h100 而在富油中的粗苯量为：因而，

被洗油吸收的粗苯量为：

2150.95－175.99=1926.96kg洗苯塔的物料平衡， kg97770.412.22150.95kgh

100h

输入输出

焦炉煤气 38834.82 焦炉煤气 36882.80 洗油 97770.41 洗油 97770.41 苯族烃 175.99 苯族烃 2150.95 合计 136781.22 合计 136781.22 4.3.2 洗苯塔的基本尺寸计算和吸收表面积 (1)塔径的确定；

根据《燃料化工》1998：提供的参数，塑料花环填料的空塔气速在1.1～1.4m/s之间；花环填料表面定额在0.2～0.3㎡/Nm3·h，本设计取=1.3m/s ，花环填料表面定额值为0.26㎡/Nm3·h D2=

4Vs479745.614.48m

36001.436001.4式中 VS—煤气平均体积流量，Nm3/S (2)花环填料面积，用量及塔高的计算：

由于花环填料表面定额值为0.25m2 得花环填料面积：

F=0.28×V1=0.25×76941.85=19235.46㎡，其中, V

Nm3 ＝76941.85 煤气h

贵州大学本科毕业设计第42页

是干煤气的体积流量。

洗苯塔吸收段内填Z型花环填料，填料层的结构采用多段填充，塔顶部设一层高0.8m的捕雾层，充填X型花环填料，采用6个叶式喷头，在塔的适当部位设再分布器。

4.2 三种花环填料规格；

型号填充分数个/m 比表面积㎡/Nm 空隙率% 容重Kg/m X 32500 185 88 111 Z 8000 127 89 120 D 3000 94 90 88

333由上表可查出：Z型花环的比表面积为A'=127㎡/Nm3。秒年里则：

填料总体积V=F/A'=19235.46/127=151.46m

V151.46故填料高度为：h===21.44m 22πr3/2因此洗苯塔可分为4层填料，每层高度为5.4m，填料层间距为1.5m，捕雾层高0.8m,分布板段2.5m,洗苯塔底部槽高为8m，喷淋高度为2.1m,第二层与第三层填料间设再分布器，间隔为2m,上段支座高0.7m，洗苯塔顶部段高3.5m，则洗苯塔内填料高度为：

H， =4×5.4+1.5×2=24.6m 塔高可取为：

H=8+24.6+2.5+2.1+0.7+0.8+3.5=42.2m

4.4 蒸馏脱苯部分设备计算和选型

计算依据：

粗苯产量为1952.06kg/h,其中含苯1952.06×73%=1425.39 kg/h,甲苯1952.06×21%=409.93kg/h，二甲苯1952.06×5%=97.60kg/h，萘溶剂油为:1952.06×1%=19.52kg/h 洗油量m=97770.41kg/h

富油量=洗油量＋粗苯产量＋贫油中含粗苯量 =97770.41＋1952.06＋175.99=99898.46kg

贵州大学本科毕业设计第43页

富油中水量=富油量×（0.5～1%） =99898.46×0.6% =2996.95kg富油中萘量=富油量×3% =99898.46×3% =2996.95kgh

有上计算得：洗油量为97770.41kgh

贫油的量为：w=97770.41+2996.95=100767.36kg又贫油密度=1050Kg/Nm3 则：V=

3W=100767.36/1050=95.97Nm

hh

贫油中粗苯的含量为:质量流量为175.99kgh,粗苯的密度取860kgNm3,则粗苯体积量为

3Nm175.99÷860=0.21，其中含苯2.8%×175.99=4.93kg,甲苯19.2%×175.99=33.79

hhkgh，二甲苯30.8%×175.99=54.20kg

h，萘溶剂油47.2%×175.99=83.07kg

h。

表4.3 则进入脱苯工序的富油量如下：

成分

kjh 分子量

洗油 97770.41 575.12 170 萘 2996.95 23.41 128 合计 100767.36

苯 1430.32 18.34 78 甲苯 443.72 4.82 92 二甲苯 151.80 1.43 106 溶剂油

合计 2128.43

水 599.39 33.30 18 共计 103495.18 657.39

贵州大学本科毕业设计第44页

4.4.1 管式炉 (1)物料恒算计算依据

管式炉出口富油温度为180℃，压力为920mmHg。180℃时各种组分的饱和蒸汽压（mmHg）分别为：苯：7668；甲苯：3875；萘：295；二甲苯：2060；溶剂油：1100；洗油：110。

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比率计算如下：（用试差法）

苯的比率：假设甲苯：T=

B=0.658

0.6587668=0.792

0.65876680.34238750.6587668二甲苯：X==0.878

0.65876680.34220600.6587668溶剂油：S==0.931

0.65876680.34211000.6587668洗油：M==0.993

0.65876680.3421000.6587668萘：N==0.980 水：0.65876680.342295

W=0

表4.4 闪蒸后留在液相中各组分的数量如下（包括进入再生器的洗油量）:

kg成分 kmol

苯 12.07 941.15

甲苯 3.82 351.43 二甲苯 1.26 133.28 溶剂油 0.80 95.51

合计 1521.37 洗油 571.10 97086.02 萘 22.95 2937.01 共计 612 101544.40

贵州大学本科毕业设计第45页

PiGiMi验算B： A=

GiiGiMMii =

920361.86=14614.19

384.64361.86 与假设值BB=A/（A+PB）=

14614.19=0.656

14614.197668=0.658非常接近，故以上计算正确。

表4.5 在脱苯塔进口各组分蒸发量如下：（包括进入再生器的蒸发量）: 成分

苯 489.17 甲苯 92.29 二甲苯 18.52 溶剂油 7.08 合计 607.06 萘 59.94 洗油 684.39 合计 744.33 水 599.39

共计 1950.78

粗苯在管式炉中的蒸发率： 607.06/1952.06×100%=31.10% (2)能量恒算管式炉输入热量QR：

①、从洗苯塔来的富油经分缩器，贫富油换热器后进入管式炉（包括洗油，粗苯，水，其温度为135℃），带入热量Q1：

洗油带入热量（包括萘）：q1=洗油量（包括萘）×比热×温度

=100767.36×0.491×135×4.18 =27919743.43kj式中：

贵州大学本科毕业设计第46页

0.491—含萘洗油135℃时的比热，kcaL/kg·℃ 粗苯带入热量：q2=粗苯量×比热×温度，kjh

粗苯比热C=0.383+0.001043t=0.524 kcaL/kg·℃

则： q2=2128.43×0.524×135×4.18=629362.28kj 水带入热量：q3=水量×比热×温度

=599.39×1.0215×135×4.18=345507.85 kj式中1.0215—水在135℃下的比热，kcal故带入热量

Q1=q1+q2+q3=27919743.43+629362.28+345507.85=28894613.56kj②、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水蒸气＝1.592×1952.06=3107.68kg

kg·℃

故：Q2=3107.68×656.3×4.18 =8525404.21kjh

式中656.3—4kgf/㎝3(表压)饱和蒸汽热焓，kcalh

③、管式炉加热用煤气供热量Qo；

则输入热量为： QR=Q1＋Q2＋Qo

=43205808.38＋Qo

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：

贵州大学本科毕业设计第47页

，比热×温度 q1=洗油量（包括萘）×

=100023.03×0.534×180×4.18 =40187413.03kj/h

式中0.534—含萘洗油180℃时的比热，kcalkg·℃

粗苯带出热量：q,2=粗苯量×比热×温度，kj/h。粗苯比热C=0.383＋0.001043t

=0.383＋0.001043×180 =0.571 kcaL/kg·℃ 则q2=1521.31×0.571×180×4.18 =28144.84kj/h

故：Q4=q1＋q2=40187413.03+28144.84 =40215557.87kj/h ②、粗苯蒸汽和油气带出热量Q5

洗油蒸汽带走热量（含萘蒸汽）热焓 q3=含萘洗油蒸汽量× =744.33×135×4.18 =420025.42kjh,，,,

kg式中135—180℃含萘洗油蒸汽热焓，kcal

粗苯蒸汽带出热量：q4=粗苯蒸汽量×热焓

=607.06×159×4.18 =403464.22kjh

式中159—180℃粗苯蒸汽热焓，kcalh

水蒸汽带出热量：q5=水蒸汽量×热焓

=599.39×677×4.18=1696189.79kjh

贵州大学本科毕业设计第48页

式中677—1.2Kgf/㎝2180℃水蒸汽热焓，kcal故：

粗苯蒸汽和油气带出热量Q5 Q5=q3＋q4＋q5

,kg

=420025.42+403464.22+1696189.79=2519679.43kj ③、400℃过热蒸汽带出热量Q6

' Q6＝H'6G水蒸气＝3269.79×3107.68＝10161460.99kj/h ,其中H5＝3269.79 kcalkg，

是400 ℃水蒸气的热焓值。 ④、散热损失Q7

Q7=0.05QR=(43205808.38+Qo)× 0.05 =21602904.42+0.05Qo

式中0.05为散热系数则：Qc=Q4＋Q5＋Q6＋Q7

=40215557.87+2519679.43+10161460.99+21602904.42+0.05Qokj =（74499602.71+0.05Qo）kj 令Qc=QR得

74499602.71+0.05Q3=43205808.38＋Qo 则：Qo=32940836.14kj/h

故：散热损失Q7=21602904.42+0.05Qo=23249946.23kj管式炉加热面积：

供给富油的热量：Qm=Q4＋Q5－Q1

=40215557.87+2519679.43-28894613.56 =13840624.26kjhhhh

贵州大学本科毕业设计第49页

供给蒸汽的热量：QV=Q6－Q2=10161460.99-8525404.21=1636056.78kjh

设Qm的95%由辐射段供给，5%由对流供给，辐射段强度为25000kcal/㎡·h=104500kj/㎡·h,则辐射段加热面积为：

F1=95%Qm／104500=13840624.26×95%/104500=125.82㎡

取对流段加热强度为5000 kcal/㎡·h=20900kj/㎡·h，则对流段加热面积为：

F2=（5%Qm+QV）=(13840624.26×5%+1636056.78)/20900=111.39㎡

设管式炉加热效率为75%，煤气热值为4250 kcal/ m3=17765kj则煤气消耗量为：Vg=

Nm3.

QVQm

75%177653 =1161.59Nmh

煤气在管式炉中燃烧产生热量为：

Q,=1161.59×4250=493.68万千卡/时 (3)管式炉的选型

根据《焦化设计参考资料》选热负荷为550万千卡/时的管式炉一台，其各项参数如下：型号:550-25-Φ114/Φ152

直径:4612 mm 总高:19928mm 总热负荷:550万千卡/时加热面积：

对流段油管：61㎡对流段气管31.5 ㎡辐射段油管：230㎡辐射段气管 8.35 ㎡设备总重：

金属重 53.593t 耐火材料重 43.000t 4.4.2 再生器计算

进入再生器的富油，一部分蒸发成气体进入脱苯塔，其余当作残渣排出，达到再生的目的。

(1)物料恒算

贵州大学本科毕业设计第50页

ln/2)Ki 进入再生器的富油中的各组分的流出率按下式计算：i

ln/211()Ki1( 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，LGmMS； GSMmGm，GS—富油量和水蒸气量，kg/h；

Mm，MS—油和水蒸气的分子量，分别为160和18；

我们取出管式炉富油的1%进入再生器，则总量＝0.01×102895.79＝1028.96kg/h ,其中102895.79kg/h是进入管式炉富油的质量流量。同理可以求出进入再生器的富油中所有组分的流量见下表4.6所示：

表4.6 进入再生器的富油中所有组分的流量:

项目质量流量（kg/h）分子量摩尔流量（kmol/h）总量 1028.96 气相 19.51

气相中洗油 6.84 170 0.040 气相中萘 0.60 128 0.0047 气相中粗苯 4.90 83 0.059 气相中水蒸气 5.99 18 0.333 液相 1009.45

液相中洗油 970.86 170 5.711 液相中萘 29.37 128 0.229 液相中粗苯 15.21 83 0.183

贵州大学本科毕业设计第51页

再生器内油分子数和水分子数之比LGmMS＝18073.08/355859.2＝0.051 ,其中，GSMmGm＝1009.45kg/h ，是再生器内的富油的液相部分的质量流量；Gs＝3107.68kg/h是再生器内水蒸气的质量流量；Ms＝18，是水的分子量；Mm＝160，是洗油的分子量。

萘的平衡常数K萘＝P萘/P=496/980=0.506 ,其中；P萘＝496mmHg，是200℃（洗油在再生器内被加热到的温度）时萘的饱和蒸汽压力；P＝980mmHg 是再生器出口油气压力。

萘在再生器内的蒸发率

1(0.051/0.506) 萘＝＝＝0.908 （n/2）121(L/K萘)1(0.051/0.506)其中n=2（再生器内设7层折流板，设其相当于2层泡罩塔板）同理可以求得洗油的蒸发率洗油＝0.8

表4.7 再生器内洗油和萘的蒸发率：

项目萘洗油

n/21（L/K萘）) 496 200 组分的饱和蒸汽压P2(mmHg) 980 980 再生器出油汽压力P2(mmHg组分i的平衡常数Ki 0.506 0.204 提馏段塔板数n 2 2 再生器内组分i的蒸发率i 0.908 0.8

在再生器内粗苯全部蒸发萘的蒸发量为29.37×0.908＝26.67kg970.86×0.8＝776.69kg0.60+26.67=27.27kghhh，洗油的蒸发量为

,所以，从再生器进入脱苯塔的气体中萘含量为

h，洗油蒸发量为776.69+6.84=783.53kg

h，粗苯蒸汽量为20.11kg

水的蒸汽量为3107.68kg见下表4.8所示。

贵州大学本科毕业设计第52页

表4.8 从再生器进入脱苯塔的气体中各组分及流量:

组分质量流量（

h）分子量摩尔流量(kmol)

h洗油 783.53 170 4.609 萘 27.27 128 0.213 粗苯 20.11 83 0.242 水蒸气 3107.68 18 172.65 共计 3938.59 177.714

进入再生器的富油一部分蒸发成气体，没有蒸发的部分就成为残渣排出。所以，残渣中含萘29.37－27.27＝2.1kgh,洗油970.86－783.53＝187.33kg

h见下表4.9所示：

表4.9 各组分从再生器排渣量:

组分排放量(

kgh) 分子量摩尔流量（kmolh）

洗油 187.33 170 1.102 萘 2.1 128 0.0164 共计 189.43 1.1184

所以，单位时间每吨180℃前粗苯排渣量G渣＝189.43＝97.04

1952.06103(2)再生器选型

再生器顶部分气体流量

22.4760V‘（273t）V＝＝4201.80

273P其中，V'＝128.72kmolh,是从再生器进入脱苯塔的气体的摩尔流量见下表，t=240℃ 是再生器顶部气体温度；P＝980mmHg ，是再生器出口油气压力。

再生器塔径D＝4V u44205.40

3.1436000.6 ＝

＝1.57m

其中，u＝0.6m/s ，是再生器空塔气速。

贵州大学本科毕业设计第53页

根据以上计算结果再进行再生器先型:5层多孔折流板、板间距300mm

直径/mm 高/mm 设备重/t 加热面积m2 图号 1600 7000 5.070 214 1F4626

4.4.3 脱苯塔计算:

(1)提馏段：

洗油与萘在提馏段的蒸发率：

提馏段塔板数n=14，脱苯塔底压力为970mmHg，塔底贫油温度为175℃，该温度下洗油和萘的饱和蒸汽压为279.2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3107.68kg 洗油 97086.02-970.86=96115.16kg 萘 2937.01-29.37=2907.64kgkg 粗苯 1521.37-15.21=1506.16kg共计 100528.96 kg

hhhh，进入脱苯塔内富油液相量如下：

则油分子数与水蒸汽分子数之比为：

L= 100528.96×18/(3107.68×160)=3.639 将上述各值代入公式，得洗油与萘蒸发率为：

(3.639/0.287)148/210.0526萘 N(3.639 /0.287)148/211(3.639/0.108)143/210.023814/21洗油 N(3.639 /0.108)31提馏段内洗油的蒸发量为96115.16×0.0238＝2287.54kg萘的蒸发量为2907.64×0.0526 ＝152.94 kg

贵州大学本科毕业设计第54页

表4.10 在提馏段各组分蒸发量：

组分质量流量(

h) 分子量摩尔流量(kg

洗油 2287.54 170 13.46 萘 152.94 128 1.19

(2)脱苯塔塔径的计算：

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粗苯 1952.06 萘 59.95+27.27+152.94=240.16 洗油 684.39+783.53+2287.54=3755.46 水蒸气 599.39+3107.68=3667.07 共计 9614.75 则提馏段上部气相体积流量为：

(1952.06/83+240.16/128+3755.46/170+3667.07/18)×22.4×(273+175)/273×760/900=7797.85Nm3h

气相密度为g9614.75/7797.85=1.233kg液相洗油密度（175℃）为： LNm3

1510.0004(t15)＝

1060=996.24Kg/m3

10.000417515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=0.4m，从板式塔允许速度系数与板间距关系图查出C=0.044m/s,得最大允许空塔气速为：

Vmax=c

Lg996.241.2330.0441.250选用空塔气速为： g1.233

u0.7Vmax0.71.250 =0.875m/s

则塔径：

贵州大学本科毕业设计第55页

7797.8536000.87541.776m

取塔径D=1700mm，其规格如下表4.11：

表4.11

塔径（mm）

塔高（mm）塔板层数板间（mm）泡罩形式重量

设操备作

1700

22800

400

条形

26.27

二层泡罩捕雾形式

4.5 换热器计算

在粗苯回收工段，有的地方物料需要加热，而有的地方物料需要降温，为充分利用能量，减少能量损失，我们采用大量的换热器来完成物料的部分加热和降温。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。

这里主要对贫富油换热器进行计算和选型，由于其他换热器的工作原理与贫富油换器的工作原理一样，所以在计算过程中就省去了对其他换热器的计算。基础数据：

进入贫富油换热器贫油温度175℃，贫油量为： 100767.36-83.07-189.43=100494.88kg 其中含粗苯175.99kg

h，洗油（含萘）100318.87kg

贫油进口温度为175℃，出口温度为t(假设)。进贫富油换热器的富油量为103495.18kg（含萘）100767.36kg

hh其中含粗苯2128.43kg

h水599.59kgh，

富油入口温度75℃，出口温度135℃。热量恒算：

贵州大学本科毕业设计第56页

(1)热量输入Q入

①、冷富油在70℃时带入热量：

Q1=(100767.36×0.446＋2128.43×0.456＋559.59×1)×70×4.18 =13597823.26kjh

式中0.446，0.456，1——分别为洗油，粗苯，水在70下的比热，kcalkg·℃

②、热贫油在175℃时带入的热量：

Q2=(100318.87×0.529＋175.99×0.566)×175×4.18 =38892606.01kjh

kg式中0.529，0.566——洗油和粗苯在175℃下的比热，kcal

故热量输入：Q入= Q1＋Q2

h·℃

=52490429.27kj (2)热量输出Q出

①、富油中洗油带出热量Q洗油1C洗油1t1G洗油1

＝2.071×135×100767.36

h =28173042.35kj

·℃ 是135℃洗油

式中，t1 ＝135℃ ,是出贫富油换热器的富油温度；C洗油1 ＝2.071kj的比热；G洗油1＝100767.36kghkg，是出贫油换热器的富油中洗油的质量流量。

 ②、富油中粗苯带出热量Q粗苯1＝C粗苯1t1G粗苯1

＝2.192×135×2128.43 ＝629845.01kjh

贵州大学本科毕业设计第57页

kj其中，C粗苯＝2.192 1kg·℃ 是135℃粗苯的比热；C粗苯＝4.18×（0.383+0.001043t1） 1g，是出贫富油换热器的富油中粗苯的质量流量。 ＝2128.43G粗苯 1h ③、富油中水带出热量Q水＝C水1t1G水1 1 ＝4.272×135×599.59 ＝322726.74kj＝4.272kj其中，C水 1h

，是出贫富油换

kgkj·℃ 是135℃粗苯的比热；G水＝599.59 1kg热器的富油中水的质量流量。

kjQ 富油带出热量Q富油出＝Q洗油++＝29125614.10Q1粗苯1水1h

 ④、贫油中洗油带出热量Q洗油2＝C洗油2tG洗油2其中，t 是出贫富油换热器的贫油温度

kjG＝4.18×0.9643×（0.398+0.000861t）·℃ 是t℃洗油的比热；C洗油洗油2＝2kg100318.87kgh ，是出贫富油换热器的贫油中洗油的质量流量。

 ⑤、贫油中粗苯带出热量Q粗苯（0.383+0.001043t），2＝C粗苯2tG粗苯2 其中C粗苯2＝4.18×＝175.99G粗苯2

kgh，是出贫富油换热器的贫油中粗苯的质量流量。

贫油带出热量：

 Q贫油出=Q洗油2+Q粗苯2

=348.94t2+161218.10t 设损失四周的热量为所传递热量的2.5% 则热量损失为：

Q损失=2.5%（Q富油出－Q富油入）

贵州大学本科毕业设计第58页

=0.025（29148638.90－13597823.26） =388770.39kjh

所以贫富油换热器的输出热量为：

Q出=Q富油出+Q贫油出+Q损失=348.94t2+161218.10t+29537452.29 因为Q入=Q出

52490429.27=348.94t2+161218.10t+29537452.29

即 348.94t2+161218.10t－22952974.88=0，从而求得t=112.89℃ Q贫油出=348.94t2+161218.10t

=348.94×112.892+161218.10×112.89=22976044.78kj表4.12 贫富油换热器热量平衡表：

组份

输入（

hkjh）输出（

kjh）

富油 13597823.26 29125614.10 贫油 38892606.01 22976044.78 损失 388770.39 共计 52490429.27 52490429.27

热流体T 175℃112.89℃ 冷流体t 135℃ 70℃

t 40℃ 42.89℃

则平均温差△tm=

t1t242.89=（42.89-40）/ln =41.43℃ t140lnt2对数平均温度△tm=tm△tm=0.95×41.43=39.359℃，

贵州大学本科毕业设计第59页

式中，tm =0.95是温差调节系数。

根据《化工工艺设计手册》上册中螺旋板油油换热器的设计定额，取换热器总传热系数K=120Kcal/㎡·h·℃,则所需总换热面积为：

Q Ktm =(29125614.10-13597823.26)÷（400×4.18×39.359） =235.96m2

4.6 管道计算

(1)煤气管径计算：

按终冷后煤气量计算则煤气量：

V=76941.85+2236.67+574.30=79752.82NNm 设煤气流速为20ms，则管径 D=

4V479752.821.188m u360020 圆整，取煤气管径为D=1200mm，规格为Φ1240×20mm 用所选的管子对流速进行核算得： u煤气4V479752.8219.59m 22sD36003.141.2所以，所选的管子符合要求。 (2)贫油管路计算：

贫油体积流量为100494.86/1050=95.71mh 设贫油流速为1.2ms，则贫油管管径 D=

34V495.710.168mmm u36001.2圆整，取贫油管管径D=160mm,规格为Φ169×4.5mm 实际流速u4V495.711.32

3600D236003.140.152所以，所选的管子符合要求。

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第五章粗苯工段岗位定员及操作规程

5.1 操作岗位的确定及定员

5.1.1岗位的确定

粗苯工段的职责：

①、终冷洗苯塔设备的开停工，调换及正常操作和异常情况的处理。

②、备油槽液位的调节及新洗油的补充。 ③、向焦油工段输送含萘高的焦油。

④、蒸馏系统的开停工，调换及正常操作和异常情况处理。 ⑤、及时检查、调整各处的温度、压力是否符合要求。

⑥、控制轻重苯的质量指标，洗油耗量指标，在输送产品时，检查管道，阀们有无漏油。

⑦、将地下储槽的洗油抽入系统。 ⑧、再生器的定期排渣。

⑨、整个工段所属运转设备及仪表的使用，维修，清扫，加油。如有损坏和故障，修复后的试车。

⑩、整个工段的清洁卫生。岗位确定：

据以上责任确定岗位：洗涤泵工负责1～3倍的责任；蒸馏工，负责，4～8倍的责任。另设技术员，工段长，维修工，安全员。 5.1.2岗位定员

表5.1 粗苯工段岗位定员：

序号 1 2

操作岗位名称洗涤泵工

蒸馏工（其中一人任班长）

早班 2 2

中班 2 2

晚班 2 2

轮休 2 2

另设工段长、技术员、维修工、、安全员各1人，整个工段共20人。

贵州大学本科毕业设计第61页

5.2 岗位操作规程

5.2.1 岗位操作

①、检查各处的温度、压力，及时调整符合要求，各设备要定期清扫。

②、经常检查各泵，马达等运转设备，是否稳定正常，及时发现问题，即使调整，逢早班对运转设备加油一次。

③、每班取贫油油样，逢夜班取富油样。

④、补充新洗油时，开新洗油槽出口阀，再关贫油槽出口阀。新洗油补充完毕后，阀门恢复原状。补充新洗油一般应在再生器放残渣后进行。

⑤、经常检查油水分离器情况，做到油不带水，水不带油。 ⑥、记录各班的粗苯产量。

⑦、经常注意地下槽液位，发现较高时，抽入系统，注意不要抽得太底。 ⑧、按时取粗苯试样进行分析，并据质量分析结果，及时调整再生器液位或分缩器水量。

5.3 主要设备及工艺技术指标

(1)、主要设备一览5.2: 续表

序号设备名称型号 Ø1800×29620；工作介质：粗苯，洗油，蒸汽填料：孔板波纹填料分为6.8m,1.7m,1.8m三段 1 脱苯塔操作温度：～166℃ 精馏段设五块泡罩，塔盘板间400mm 工作压力：0.040Mpa（表） Ø5000×3600立式锥顶；V=70.65m3,操作温度：2 贫油槽 90～100℃ 材料：Q235-A 1 1 台数

贵州大学本科毕业设计第62页

Ø5000×3600立式锥顶；V=70.65m3,工作介质：洗油加热介质：蒸汽 3 新洗油槽操作温度，槽内常温管内：158℃ 操作压力，槽内常压管内：：0.5Mpa 加热管：Ø57×3.5 材料：Q235-A Ø5000×5200立式锥顶；V=102m3,温度压力：常温4 粗苯贮油槽常压材料：Q235-A Ø4000×4000卧式圆封头；V=14.9m3,温度压力：5 地下放空槽常温常压材料：Q235-A Ø1800×4000立式平底平盖；V=10.14m3,温度压粗苯油水分6 离器材料：Q235-A Ø1200×4000立式平底平盖；V=4.5m3,温度压力：7 控制分离器 30℃常压材料：Q235-A Ø1200×4000 立式平底平盖；V=4.5m3,温度压力：8 粗苯回流槽 30℃常压材料：Q235-A Ø1800×3600卧式圆封头；V=10.9m3,工作介质：萘油加热介质：蒸汽 9 萘扬液槽操作温度，槽内130 ℃ 管内：158℃ 操作压力，槽内管内0.5Mpa 加热管：Ø57×3.5 F=7.0m2 材料：Q235-A

1 3 1 力：30℃常压 1 1 1 贵州大学本科毕业设计第63页

Ø1800×3600卧式圆封头；V=14.9m3,工作介质：新洗油地下10 槽加热介质：蒸汽压力温度：常压，30 ℃ 材料：Q235-A Ø1800×2400立式平底平盖；V=6.1m3,温度压力：冷凝液水封11 槽材料：Q235-A Ø1000×3077立式平底平盖；V=6.1m3,温度压力：～27℃常压 12 煤气过滤器工作介质：煤气内装铁刨花 H=1000mm 材料：Q235-A Ø1600×8400立式椭圆封头操作温度：～200℃ 13 洗油再生器工作压力：0.5Mpa（表）内设五块弓形塔板材料：20R Ø13442 H=23093 热负荷：Q=280万千卡/h 工作压力：0.5Mpa（表）热源：煤气 14 管式加热炉工作介质：富油 130～200℃ 水蒸汽：158～200℃ 材料：Q235-A 3-Ø1100×4550 换热面积：F=360m2 粗苯冷凝冷15 却器介质：洗油，粗苯，水管程：洗油30～72℃ 制冷水：16～23℃ 换热面积：F=125m2 热贫油：165～100℃ 16 油油换热器富油：71.6～130℃ 卧式不可拆，材质：304 一段贫油冷17 却器环水：32～40℃；卧式不可拆材料：Q235-A 换热面积：F=150m2；热贫油：100～60℃ 循2 2 操作温度：壳程：97～30℃ 1 1 1 1 30℃常压 1 萘油 1

贵州大学本科毕业设计第64页

换热面积：F=150m2 二段贫油冷18 却器卧式不可拆材料：Q235-A 序号设备名称型号 F81-316H4M-0506TS1 Q=18～24m3/h ,H= 18～28m 粗苯输送泵 19 输送介质：粗苯介质密度：870kg/m3 介质温度：常温附电机粗苯回流泵输送介质：粗苯介质密度：870kg/m3 20 屏蔽泵介质温度：常温附电机地下放空槽21 液下泵附电机新洗油地下22 槽液下泵附电机 5.5kw,380V n=2900r/imn 65FY-25I Q=28.8m3/h ,H= 25m 1 插入深度：l=1800mm 5.5kw,380V n=2960r/imn 5FY-25I Q=28.8m3/h ,H= 25m 1 插入深度：l=1800mm 5.5kw,380V n=2960r/imn

(1)、工艺技术指:表5.3: 续表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9

热贫油：60～30℃ 制冷水：16～23℃ 2 台数 2 37kw,380V n=2900r/imn F81-316H4M-0204TS1 Q=2～9m3/h ,H= 40～60m 2 2 2 1 1 指标名称洗苯塔后煤气含苯量终冷塔阻力洗苯塔阻力泵的轴承温度电机外壳温度入洗苯塔贫油温度终冷塔出口煤气温度贫油含苯贫油含萘指标 2～4 ≤2000 ＜1000 ≯65 ≯60 比煤气温度高2～4 22～27 ≤0.1 ≤7.0 单位 g/Nm3 Pa Pa ℃ ℃ ℃ ℃ ％％备注

贵州大学本科毕业设计第65页

10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 贫油含水富油含水富油流量管式炉后富油温度过热蒸汽温度再生器底部温度入再生器贫油流量脱苯塔底部压力脱苯塔顶部温度粗苯冷却器后粗苯温度洗苯塔液位 ≤0.5 ≤1.0 40～60 165±5 400～450 180～190 循环洗油量的0.6～1.2 ＜16 92～94 ＜30 50～80 ％％ t/h ℃ ℃ ℃ ％ KPa ℃ ℃ cm 5.6 系统检查及开、停车 5.6.1 系统启动前检查

(1)终冷塔、洗苯塔

①、开人孔检查塔内是否遗留工具和杂物并清除。 ②、检查喷淋系统是否正常均匀。 ③、关闭人孔做气密性试验良好。 (2)粗苯储槽、新洗油槽、循环洗油槽

①、开人孔检查槽内是否遗留工具和杂物并清除。 ②、检查加热盘管是否有漏点。 ③、注水检查罐体是否有漏点。 (3)管式炉

①、开人孔检查塔内是否遗留工具和杂物并清除。 ②、检查火嘴是否堵塞并清通。

③、检查富油管道、蒸汽气密性是否良好。 ④、检查烟囱调节翻板是否灵活、正确。 (4)贫油泵、富油泵、粗苯回流泵、粗苯外售泵

①、联系机电工检查电气设备绝缘情况和接地装置是否完好，检查地脚螺栓是否紧固，试松动进出口阀门，并对电机和泵体进行盘车检查，关闭放空阀。 ②、各润滑点加好油，安上压力表和安全罩。

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③、盘车数转,看是否有卡涩现象。 (5)脱苯塔、再生器

①开人孔检查塔内是否遗留工具和杂物并清除。 ②检查各仪表及阀门是否灵活好用。 ③关闭人孔，做各塔的气密性是否良好。 (6)检查给水系统是否畅通。

(7)查蒸汽系统是否畅通并对管道进行吹扫。 (8)检查所有管道上的阀门是否完好灵活。 (9)检查现场所有仪表与DCS显示是否相符。 5.6.2 开车顺序及操作：开车前的准备工作：

①、准备齐全开停车所有工具。 ②、向油水分离器、控制分离器注满水。

③、检查系统设备、管线上所有应开、关的阀门。

④、联系综合供水工段向本岗位送循环水及制冷水，岗位作业人员打开终冷塔水管上的排气阀排完空气后微开回水阀，关闭排空气阀，让水系统建立起微循环。 ⑤、检查苯蒸汽管线和粗苯储槽上的接地导线的连接情况，开蒸汽疏水阀疏水。 ⑥、仪表阀门调试完毕并正确无误，各机泵灵活好用。 ⑦、按工艺要求在新洗油槽和贫油槽贮备一定量的新鲜洗油。 ⑧、由终冷塔进直接蒸汽并从洗苯塔顶放散置换煤气系统。 5.6.3 系统开车及操作：

(1)接到公司生产调度或车间下达的开车指令时，作业人员进行系统的开车作业。 (2)微开终冷塔煤气入口阀，关置换蒸汽，由洗苯塔顶放散口放散煤气。

(3)置换一段时间后从洗苯塔顶放散口处取煤气样做氧含量分析，合格（O2＜1％）后，关放散阀，开煤气进出口阀，关闭煤气旁路；同时启用终冷塔制冷水和循环水，逐步调节终冷塔煤气出口温度达工艺指标。

(4)启动贫油泵向洗苯塔送油，当洗苯塔底部建立起一定液位后打开富油槽出口阀，并开启富油泵，建立起油系统循环。

(5)油系统循环后进行管式炉开车加热富油作业。

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(6)打开管式炉炉膛蒸汽清扫阀，对管式炉炉膛进行置换，当烟囱冒出大量蒸汽时关小蒸汽阀门。

(7)先引入明火后，再开煤气阀门点火，点火正常后关闭蒸汽阀门。 (8)炉膛温升控制在40～45℃/h，逐步加热富油。

(9)加热富油的同时视贫油入洗苯塔的温度情况，逐步打开一、二段贫油冷却器的循环水和制冷水，使入洗苯塔的贫油温度高于煤气温度。 (10)当富油温度达110℃以上时，开启管式炉直接蒸汽。

(11)逐步调节各工艺参数在指标范围内，特别是脱苯塔顶、底温度和压力，使粗苯、萘得到完好的分离，启用油水分离器。

(12)视脱苯塔顶混合苯蒸汽温度和粗苯回流槽液位情况，启用粗苯冷凝冷却器制冷水和开启粗苯回流泵，控制脱苯塔顶苯蒸汽温度。 (13)控制好油水分离器的操作，保证产品合格。

(14)当富油温度达到150℃左右时从脱苯塔底贫油出口管引出部分循环洗油进入再生器，同时加入部分直接蒸汽进行洗油的再生。 (15)进入粗苯储槽粗苯进行外售。 5.6.4 系统停车及操作：

(1)当接到公司生产调度或车间下达的停车指令时，作业人员作好停车的各项准备工作，检查各排放管线保持畅通。

(2)关闭管式炉加热煤气阀，停止管式炉加热，停止再生器作业、脱苯塔作业。 (3)煤气系统可根据需要走旁通或不停，走旁通时关闭终冷塔的循环水及制冷水。 (4)停贫油泵和富油泵，同时停一、二段贫油冷却器的循环水及制冷水。 (5)停粗苯回流泵，同时停粗苯冷凝冷却器的制冷水。

(6)缓慢打开管式炉烟道翻板、通风口，使炉膛温度缓慢下降，降温速度保持在10～15℃/h，冷却时间不小于4小时，停工3天以内可不放油，超过3天时应将油放回地下槽，并用蒸汽置换合格。 5.6.5 特殊操作 (1)突然停电作业：

立即停止管式炉加热，再生器停止加油，关闭直接蒸汽进口阀。 (2)切断各泵的电源，关闭各泵出口阀，包括回流泵。

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②、密切注意洗苯塔底油槽液位的高度，如超过上限，可放至地下槽。 ③、其余工况可依停电时间的长短作相应处理（停车或运行）。 (3)突然停蒸汽作业：

①、若停汽时间短，停管式炉加热煤气，关闭系统各蒸汽阀门，立即关再生器进油阀，油路采取闭路循环。

②、若停汽时间长，可按停车处理。 (4)突然停水(循环水)的作业：

①、突然停水时，停下管式炉加热煤气，关闭入再生器贫油阀和直接蒸汽阀及脱苯塔直接蒸气阀。

②、若停水时间过长，则按系统停车处理。

5.7 岗位规范 5.7.1 岗位职责

(1)能熟练掌握岗位设备的原理、性能、构造、用途，会检查、维护，能正确分析、排除一般故障。会对维修后的设备、设施进行验收。

(2)熟悉操作规程和相关技术、管理制度，能正确使用防护用品和消防器材，能积极配合班组、各岗位做好工作,保障人身、设备安全和产品质量合格。

(3)会用专业语言表述岗位存在的问题和建议；能正确填写交接班记录、相关报表。 (4)服从调度指挥,能保质保量完成生产任务,按5S管理要求做好岗位文明卫生工作； (5)对新到岗位学习人员，进行培训和教育。

(6)负责终冷塔、洗苯塔、脱苯塔、管式加热炉、新洗油槽、贫油槽、粗苯储槽、贫油冷却器、各类泵及本岗位管辖设备、泵、管道、阀门的安全运行和维护保养。 (7)负责调整各运行设备、机泵的作业，使之控制在最佳的工艺运行状态，控制各工艺参数符合技术规定要求。

(8)负责新鲜洗油的接收、补加及系统洗油的回收。

(9)负责完成各项经济技术指标，确保生产安生、稳定、连续地进行。

(10)负责在《洗脱苯岗位操作记录表》上填写工艺技术参数，在《生产作业交接班记录》上填写生产记录，在《设备巡回检查记录》上填写设备巡检及加油记录。

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5.7.2 巡检内容

(1)检查各运行设备、管道、阀门、贮槽有无跑、冒、滴、漏情况。 (2)检查各电器、仪表的显示是否正确。

(3)检查各运转机泵有无异常声响,润滑情况是否良好，温度、压力、流量是否符合技术参数。

(4)仔细检查备用设备的完好情况，保证随时能投入运行。 (5)检查各贮槽、油槽及分离器液位是否正常。

(6)检查管式炉的运行情况是否正常。 5.7.3常见故障及处理方法

表5.4 事故及方法一览: 续表

现象终冷塔阻力增大原因分析 1.终冷内列管间隙被萘堵塞； 2.终冷排液管堵造成积液。处理方法 1.用循环氨水或直接蒸汽清扫； 2.用蒸汽清扫通排液管。 1.联系综合工段降低水温到指1.水（循环水）温度偏高；终冷塔煤气出口温度偏高 2.水压不够，水量不足； 3.入终冷塔煤气温度过大。标； 2.联系综合工段提高水压，保证所加水量； 3.联系前系统降下煤气温度。 1.贫油入洗苯塔温度低； 2.终冷塔冷凝液排放管不畅，积水洗油含水超标带入洗苯塔； 3.管式炉后或脱苯塔顶温度控制过低，水分难以脱除。洗苯塔阻力升高填料堵塞造成煤气流动不畅。 1.一、二段冷却器冷却水压不够；入洗苯塔贫油温度偏高 2.冷却水温度超标； 3.冷却器结垢或堵塞。 1.责任心不强，油泵送油量不一致； 2.液位计不准。 1.调整入塔贫油温度比煤气温度高2～4℃； 2.清扫终冷塔冷凝液排放管，排除积液； 3.提高富油温度和减少塔顶回流泵流量。用蒸汽及热贫油进行处理。 1.联系提高冷却水压力 2.联系降低水温度； 3.停工处理。 1.平衡各油泵操作； 2.联系处理液位计，同时作业人员作相应调节。洗苯塔底油槽抽空或冒槽

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现象脱苯塔顶温度偏高或偏低原因分析进脱苯塔的蒸汽量、富油量、油温、汽温和回流量发生波动 1.油槽液位抽空；处理方法稳定进塔的富油量和温度、过热蒸汽温度、过热蒸汽量和粗苯回流量。 1.及时补油； 2.及时排除泵体内空气； 3.联系检修人员检修。 1.拧松填料压盖； 2.及时倒泵检修。泵流量不足 2.泵体内有气泡； 3.机械故障。 1.泵的轴封填料压得过紧；泵运转时电流过大 2.泵的转动部分与固定部分发生摩擦。 1.填料压得过紧； 2.轴承已损伤或损坏； 1.加油或换油并清洗轴承； 1.更换轴承； 2.校正两轴的同轴度。 1.校正两轴的同轴度； 2.校直泵轴； 3.更换叶轮，校正静平衡； 4.检查调整，消除摩擦； 5.紧固基础螺栓； 6.调节出口阀，使之在规定的范围内运转。 1.用蒸汽清扫排渣管； 2.向器内补油，适当降低再生器内温度，一段时间的浸泡溶解即可排出。 1.降低过热蒸汽量； 2.调整塔顶油水分离器至正常。 1.捅火嘴，清除结炭； 2.调大煤气量； 3.适当增加风门和烟囱翻板开度。轴承过热 3.电机轴与泵轴不在同一中心线上。 1.电机轴与泵轴不在同一中心线上； 2.泵轴弯曲；泵振动大有杂音 3.叶轮腐蚀磨损，轮子不平衡； 4.叶轮与泵体摩擦； 5.基础螺丝松动； 6.泵发生气蚀。 1.间歇排渣操作中，排后未及时清再生器排不出渣扫，造成排渣管堵； 2.器内残渣液粘度过高； 1.过热蒸汽量过大；脱苯塔液泛 2.塔顶油水分离器未开或操作不好。 1.火嘴结炭严重；管式炉出口富油温度过低 2.煤气量小； 3.进风量小，燃烧不好。

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5.7.4 安全注意事项

(1)严格执行工艺操作规程和安全操作规程；熟练掌握各工质的理化性质和防范措施，认真贯彻“安全第一，预防为主，综合治理”的方针，做到人人防火、防爆，保证生产顺利进行；

(2)开关阀门应缓慢，严禁猛开猛关； (3)加强巡回检查,严防系统跑液；

(4)开关放空阀，应站在上风区，防止煤气中毒；

(5)严禁在岗位、现场吸烟动火，检修动火时，必须取样分析合格方能动火，并有一定的防范措施；

(6)凡属于泄漏跑气，应及时采取措施，防止煤气中毒。 (7)系统使用蒸汽前,必须排放导淋暖管,严防水击。

(8)凡进入漏气现场处理故障时,有关人员必须戴好防毒面具； (9)严禁用铁器碰撞或敲打粗苯产品槽； (10)夏季粗苯产品槽应打开冷却水降温；

(11)管式炉煤气点火必须遵“先走油、后点火”，“先熄火，后停油”的原则，严禁“不走油点火”；

(12)管式炉煤气点火必须遵循“先点火，后开煤气”的原则；

(13)检修系统各设备及工艺管道时，严禁同时打开塔顶、塔底入孔，防止空气对流，严防FeS自燃及油气着火；严禁用粗苯洗手、擦地板或它用。

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第六章非工艺部分

6.1 防火防爆

表6.1 爆炸和火灾危险场所等级:

场所或设备名称终冷塔、洗苯塔洗涤泵房产品泵房室外蒸馏设备粗苯油水分离器粗苯贮槽

重要介质名称煤气、洗油洗油苯类苯、洗油苯类苯类

介质操作温度 22～55℃ 25～180℃ 30℃ 30～200℃ 30℃ 20～30℃

环境或场所等级 Q-3 Q-3 Q-3 Q-3 Q-3 Q-3

在易于积存苯处，设置防火防爆装置，如阻力火器等。

6.2 供汽和给排水

6.2.1 供汽：

(1)本工段要求供汽压力为2kgf/cm2,(绝)的蒸汽引入工段后，根据不同的要求和用途，经蒸汽分配器和减压阀供各处使用。

(2)本工段主要好用蒸汽的地方有：脱苯塔用蒸汽，再生器用间、直接蒸汽；个贮槽、塔、管道的保温蒸汽，吹扫蒸汽等。 6.2.2 给排水：

(1)生产用水采自地下水，温度18℃，硬度17～20德国度，PH值为6.0～8.5，悬浮物小于50mg/ρ,生活用水应满足《生活饮用水标准》(TJ26-76)。 (2)排水应符合下列要求：

①、除鱼水外，其他污水不应设明沟外排；

②、含酚废水必须经过处理，使之达到现行的工业三废排放变准，禁止采用稀释的方法排放。

③、生活用水引自来水管，供厕所，更衣室用水，其下水走下水总管。

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6.3 检化验项目

为有效地控制产品的质量，最大限度地减少化产产品的浪费和降低化产品的生产成本，高效地回收煤气中的苯族烃，要求对某些指标进行检测，清晰的了解生产情况，以便于控制和操作，检化验项目如下表6.2所示：

表6.2 检化验项目: 续表名称项目采样地点检化验次数煤气洗萘塔前煤气含萘洗萘塔后煤气含萘洗苯塔前煤气含苯洗苯塔后煤气含苯富油贫油循环洗油残渣粗苯分离水水分，苯水分、苯、萘全分析蒸馏实验，300℃前挥发氢全分析洗萘轻焦油粗苯水分、萘煤气管道上煤气管道上煤气管道上煤气管道上富油泵后贫油冷却器后富油泵再生器分离器后分离器后洗萘油泵后每周一次每班一次每周一次每班一次每班一次每班一次每周一次每班一次每班一次每周一次每班一次每班一次比重，初馏.180℃、水分、分离器后萘比重、180℃前馏出物贮槽贮槽贮槽送出时一次来油时一次来油时一次新轻焦油新洗油比重、粘度、水分、萘比重、粘度、270℃、300℃萘、酚、水分15℃结晶物 6.4 电力、土建

(1)电力：

①、本工段为二级供电负荷：

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②、电动机的起动和停止位记旁操作；

③、轻质焦油泵、贫油泵、富油泵的电机在仪表室内安装电流表，并以运转指示和事故信号。

④、除正常室内照明外，管道视镜，塔底视镜各踏的液位计旁设有局部照明； ⑤、仪表室内设有调度电话和自动电话。 (2)土建

①、粗苯工段的厂旁火灾危险性分类参照建筑设计规范，甲级防火建筑。②、室内地坪标高比室外高0.15米

③、室外铺设0.05m的混凝土地坪，并考虑排水； ④、地下油槽应设有防漏措施； ⑤、个泵要打防震基础

⑥、屋顶最大承重载荷为6t/m2.

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第七章设备及管道材料汇总

7.1 设备一览表

135万吨粗苯回收车间粗苯设备一览表如下表7.1所示

表7.1 粗苯回收车间粗苯设备一览: 续表编号 T-301 T-302 T-303 T-304 名称横管终冷冷凝器洗苯塔脱苯塔再生器规格（mm） H=40000m DN4480,H=42200 DN1700,H=22800 DN1600,H=7000 数量 1 1 1 1 单重，kg 2083218 26270 6545 型号或图号 IF4746 IF4626 550-25-Φ114 F-301 E-301 E-302 E-304 V-301 V-302 V-303 V-304 V-305 V-306 V-307 V-308 V-309 V-310 V-311 管式炉贫油冷却器贫富油换热器冷凝冷却器轻焦油满流槽轻质焦油贮槽旋风捕雾器液封槽液封槽新洗油槽贫油槽地下防空槽残渣槽控制分离器粗苯油水分离器 DN4612,H=19928 F1=100m2,F2=50m2 F1=100m2,F2=50m2 F=60×3=180m2 Φ2000×6000 DN3600,H=4000 DN2000 DN800,H=2000 DN800,H=2500 DN5000,H=4000 DN5000,H=4000 Φ2000×6000 Φ2000×4000 Φ1800×4000 Φ1800×4500 1 2 2 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 2 1 52780 8980 /Φ114/152 IF4855

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续表

编号名称轻分缩油油水分离V-312 器重分缩油油水分离V-313 V-314 V-315 器粗苯中间槽液封槽贫油泵 P-301 配电机富油泵 P-302 配电机轻质焦油泵 P-303 配电机终冷水泵 P-304 配电机贫油冷却器及分凝器用水泵 P-305 配电机产品泵 P-306 配电机液下泵 P-307 配电机液下泵 P-308 配电机 H=43.8～35m W=30kw H=44m W=7.5kw H=32.5-30.5m W=7.5kw H=32.5～30.5 W=7.5Kw 2 2 2 2 1 1 1 1 145 608 73 95 145 95 145 95 6Sh-9A JO2-92-2 2.5w-1.8 AJO2-51-4 QB-4 AJO2-51-4 QB-4 AJO2-51-4 Φ1800×4500 DN4000,H=3500 DN800,H=2500 H=38m w=17kw h=58～47m w=40kw h=58～47m W=40kw H69～50m W=75kw 1 2 1 2 2 2 2 3 3 2 2 150 260 508 425 508 425 242 608 100Y-60B AJO2-61-4 6DA-8X2 AJO2-82-4 6DA-8X2 AJO2-82-4 8Sh-9 JO2-92-2 Φ1800×4500 1 规格（mm）数量单重，kg 型号或图号 7.2 图纸目录

(1)设备平面布置图

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(2)带控制点的工艺流程图（终冷洗苯部分） (3)带控制点的工艺流程图（粗苯蒸馏部分） (4)终冷洗苯部分平面管线图 (5)粗苯蒸馏部分平面管线图

(6)粗苯蒸馏部分立面管线图（I-I剖面）

(7)洗苯塔

7.3 管道明细表

表7.2 管道明细表：续表编号管道名称一、终冷洗苯部分

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 从冷股工段类的轻质焦油管轻质焦油槽至终冷塔底油槽满流管终冷塔底油槽至轻质焦油泵的油管轻质焦油泵终冷塔顶油管终冷塔底油槽至轻焦油满流槽满流管轻质焦油贮槽至轻质焦油泵a油管轻质焦油满流槽至轻质焦油槽C的油管轻质焦油泵至轻质焦油满流槽放进总管轻质焦油贮槽至满流槽分离氨水管道轻质焦油贮槽间接加热蒸汽管轻质焦油贮槽加热蒸汽冷凝水管终冷塔下水管终冷塔上水管轻质焦油泵b送至冷鼓工段的油管终冷塔蒸汽清扫管轻质焦油贮槽放散管轻焦油满流槽放散管管钢缝无 Φ219×6 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ108×4 Φ133×4 Φ133×4 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ57×3.5 Φ57×3.5 Φ480×15 Φ480×15 Φ159×4.5 Φ89×4.5 Φ76×3 Φ76×3 材料规格

贵州大学本科毕业设计第78页

续表

编号 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 管道名称终冷塔顶放散管液封槽至漫流槽放尽管轻质焦油泵C出口至4#管的油管轻质焦油泵b出口至4#管的油管轻质焦油泵a出口至4#管的油管轻质焦油泵C入口管轻质焦油泵b入口管轻质焦油泵a入口管终冷水泵b至3#管道水管终冷水泵a至4#管道水管终冷水管b入口管终冷水管a入口管钢缝无材料规格 Φ76×3 Φ89×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ133×4 Φ133×4 Φ133×4 Φ273×8 Φ273×8 Φ273×8 Φ273×8 Φ273×8 Φ273×8 Φ273×8 管 Φ273×8 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ133×4 Φ133×4 Φ159×4.5 无 Φ159×4.5 Φ133×4 Φ133×4 缝 Φ108×4 30 贫油冷却器及分凝器用水泵b出口至49#管的水管 31 贫油冷却器及分凝器用水泵a出口至50#管的水管 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 贫油冷却器及分凝器用水泵b入口管贫油冷却器及分凝器用水泵a入口管贫油泵b出口至50#管的油管贫油泵a出口至51#管的油管贫油泵b入口管贫油泵a入口管富油泵b出口管51#管道油管富油泵a出口管52#管道油管富油泵b入口管富油泵a入口管富油泵a出口管至入口的旁路调节管

贵州大学本科毕业设计第79页

续表

编号 43 44 45 46 47 48 49 50 51 52 53 54 55 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 管道名称富油泵b出口管至入口的旁路调节管贫油泵a出口管至入口的旁路调节管贫油泵b出口管至入口的旁路调节管轻质焦油泵b出口至入口的旁路调节管轻质焦油泵c出口至入口的旁路调节管轻质焦油泵a出口至入口的旁路调节管去贫油冷却器水管去贫油冷却器贫油管去分缩器（脱苯工序）油管去贫油泵油管贫富油泵放尽总管洗苯塔油槽去贫油泵油管洗苯塔底油槽至地下槽放尽管终冷塔底油槽放散管洗油槽至贫油槽泵的管道贫油槽至57#管道油管新洗油槽至57#管道油管洗苯塔底油槽至贫油槽满流管液封槽放尽管洗苯塔底紧急放尽管洗苯塔底部U形管取样口洗苯塔底部U型管洗苯塔底油槽放散管洗苯塔底油槽放散管洗苯塔蒸汽清扫管钢缝无管钢 Φ108×4 Φ108×4 Φ108×4 Φ108×4 Φ108×4 Φ273×8 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ133×4 Φ89×4.5 Φ133×4 Φ76×4 Φ133×4 Φ133×4 Φ133×4 Φ133×4 Φ133×4 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ45×2.5 Φ159×4.5 Φ76×3 Φ76×3 Φ59×3.5 材料规格 Φ108×4

贵州大学本科毕业设计第80页

续表

编号 68 69 70 71 72 73 74 75 76 77 78 79 80 81 82 83 84 85 86 87 管道名称洗苯塔顶捕雾器清洗管贫富油换热器及洗苯塔顶的油管贫富油换热器a入水管贫富油换热器b入水管贫富油换热器b出水管贫富油换热器a出水管去凉水架水管地下放空槽液下水泵至洗苯塔底油槽的油管新洗油槽间接加热蒸汽管新洗油槽间接加热蒸汽管新洗油槽加热器出来的冷凝水管与78#管相同液封槽顶放散管煤气管道下油管终冷塔底U型管终冷塔底U型管取样口轻焦油满流槽液下泵至轻质焦油贮槽顶油罐贫油槽顶放散管贫油槽至新洗油槽漫流管新洗油槽顶放散管二、粗苯蒸馏部分

1 2 3 4 洗苯工序来的富油管从分缩器出来的富油管从贫富油换热器出来如管式炉的富油管出管式炉的富油管无 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 管钢缝无管材料规格 Φ89×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ273×8 Φ159×4.5 Φ89×4.5 Φ57×3.5 Φ57×3.5 Φ57×3.5 Φ76×3 Φ89×4.5 Φ159×4.5 Φ45×2.5 Φ159×4.5 Φ76×3 Φ133×4 Φ76×3

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续表

编号 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 管道名称进脱苯塔富油管入再生器富油管由再生器至脱苯塔蒸汽管自脱苯塔顶至分缩器粗苯蒸汽管出分缩器进冷凝冷却器的粗苯蒸汽管从冷凝冷却器至粗苯油水分离器油管从粗苯油水分离至粗苯中间槽总管从11#管至粗苯中间槽a的粗苯支管分缩器至轻份缩油油水分离器的轻分缩油管分缩器至重分缩油油水分离器的重分缩油管 13#管到14#管道交通管重分缩油油水分离器排至18#的油管轻分缩油油水分离器排至18#的油管分缩油至地下放空槽管道油水分离器至控制分离器的分离水总管重分缩油油水分离器排至19#的油管轻分缩油油水分离器排至19#的油管粗苯油水分离器至19#的分离水管控制分离器b至a的油管控制分离器b的分离水管控制分离a分离水管五台分离器的放尽总管控制分离器a外排至地下放空槽的油管从脱苯塔底至贫富油换热器的热贫油管从贫富油换热器至脱苯塔底的贫油管缝无管钢缝材料规格 Φ133×4 Φ89×4.5 Φ273×8 Φ325×10 Φ273×8 Φ133×4 Φ108×4 Φ108×4 Φ133×4 Φ133×4 Φ133×4 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ133×4 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ133×4 Φ89×4.5 Φ219×6 Φ219×6

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续表

编号 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 51 52 53 54 管道名称脱苯塔贫油槽至贫油泵的油管外来蒸汽总管由31#管如脱苯塔的蒸汽管由管式炉出来过热蒸汽管由33#管入脱苯塔的蒸汽管由33#管入再生器的过热蒸汽管由31#管入再生器间接加热器的蒸汽管再生器加热蒸汽管再生器加热蒸汽冷凝水管再生器加热器冷凝水下水管冷凝冷却器冷却水下水管冷凝冷却器冷却水上下水管分缩器冷却水下水管分缩器冷却水上水管贫富油换热器b至33#管道富油管贫富油换热器a至34#管道富油管贫富油换热器a热贫油入口管贫富油换热器b热贫油入口管再生器顶防爆放散管残渣槽放散管各油水分离视镜上放散管各油水分离器控制分离器放散管 36#官至残渣槽的蒸汽管再生器至残渣的残油管粗苯中间槽放散管（带阻火器）管钢缝无管钢材料规格 Φ159×4.5 Φ273×8 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ108×4 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ57×3.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ76×3 Φ76×3 Φ76×3 Φ76×3 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ76×3

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续表

编号 55 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 68 69 70 71 72 73 管道名称冷凝冷却器底部放散管分缩器底放尽管去管式炉煤气管液封槽底部放尽管液封槽底部放散管液封槽煤气进口管液封槽煤气出口管分缩器顶放散管蒸汽交通管蒸汽冷凝水管管式炉辐射段总油管管式炉对流段总气管管式炉辐射段支油管管式炉对流段支管脱苯塔底油槽放散管 33#官至63#管道交通管残渣槽出渣口脱苯塔底放散管冷凝冷却器和分缩器的水、油管道放散管管钢缝无材料规格 Φ76×3 Φ76×3 Φ219×6 Φ89×4.5 Φ76×3 Φ219×6 Φ219×6 Φ76×3 Φ76×3 Φ57×3.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ89×4.5 Φ76×3 Φ159×4.5 Φ108×4 Φ108×4 Φ76×3 图中有些放散管标成统一编号，旨在表达集中放散的意思。

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第八章经济概算

8.1 编制说明

投资对象：年产焦炭135万吨焦化厂煤气中粗苯回收工段的设计的投资。

8.2 经济概算

采用比例法进行概算。该法首先按设备的现行价格计算设备的交货价格，然后计算设备的安装费用，（一般为设备交货价格的43%），得到设备安装后的价格，再以此为依据，按照各种费用的不同比例，计算出工艺管线，仪表，附属设施等项目的费用，最后根据工程的实体部分的价值按比例计算施工费用，不可预见费用等，汇总德投资总额。具体算法如下：

(1)按现行价格计算的设备交货价格J。 J=计算价格×（1+20%）×（1+7%）式中计算价格——见表9-1 J=5585014×（1+15%）×（1+7%） =717.16万元

(2)安装后的设备价值A

A=1.43J=1.43×717.16=1025.48万元 (3)厂房建筑费X X=a×A

式中 a的值取决于建筑类型，本设计取a=0.4 X=0.4×1025.48=410.19万元

(4)附属设施费Y Y=b×A (b=0.7)

式中b的值区决于水,电,汽等附属设施的来源 Y=0.7×1025.48=717.83万元

(5)仪表费用Z Z=C×A

式中C的值取决于工厂自动化的程度,取C=0.12

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Z=0.12×1025.48=123.06万元 (6)工艺管线费用W W=d×A

式中d的数值取决于工厂产品的性质，取d=0.5 W=0.5×1025.48=512.74万元

(7)工厂实体部分的投资T T=A+X+Y+Z+W

=1025.48+410.19+717.83+123.06+512.74 =2789.30万元 (8)施工费U U=e×T

始终e的数值取决于工程施工的复杂程度，取e=0.5 U=0.5×2789.30=1394.65万元 (9)不可预见费V

V=0.37×2789.30=1032.04万元 (10)工厂所需固定资金L

L=T+U+V

=2789.30+1394.65+1032.04=5215.99万元 (11)工厂所需流动资金M M=f×L (f=0.10-0.20)

M=0.15×5215.99=782.40万元

(12)工厂总投资K

K=L+M

=5215.99+782.40=5998.39万元

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表9.1 续表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 横管终冷洗萘塔洗苯塔脱苯塔再生器管式炉冷凝冷却器油水分离器控制分离器贫富油换热器 H=40000 DN4480，H=42200 DN1700, H=22800 DN1600, H=7000 DN=4612 H=19928 F=251.47㎡ DN=1800,H=4500 DN1800,H=4000 F=231.1㎡ F=80㎡ DN=800,H=2500 DN900 Φ2000×6000 2.5W-1.8,H=44m 名称型号数量 1 1 1 1 1 1 1 2 2 3 2 7 1 2 估算估算估算估算估算估算估算估算估算估算估算估算估算《焦化参考设计资料》附电机 AJO2-51-4,W=7.5kw 2 《焦化参考设计资料》 15 液下泵 QB-4,H=32.5-30.5 2 《焦化参考设计资料》附电机 AJO2-51-4,W=7.5kw 2 《焦化参考设计资料》 16 旋风捕雾器 DN2000 1 30000 1600 4200 1600 2000000 908000 608500 135282 590000 146307 39750 23800 480200 78600 8500 60000 13000 3500 价格依据概算（元） 10 贫油冷却器 11 液封槽 12 煤气管道闸阀 13 轻质焦油满流槽 14 产品泵

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17 18 19 20 21 22 地下防空槽轻质焦油循环槽贫油槽新洗油槽粗苯中间槽轻分缩油油水分离器 Φ2000×6000 DN3600,H=4000 DN5000，H=4000 DN5000，H=4000 DN4000，H=3500 DN=1800,H=4500 1 1 1 1 2 1 估算估算估算估算估算估算 13000 25875 45000 45000 45000 40000 23 重分缩油油水分离器 DN=1800,H=4500 1 估算 40000 24 终冷水泵 8sh-9-2,H=69-50m 2 《焦化设计手册》 3800 25 附电机 JO2-92-2,W=75kw 2 《焦化设计手册》 10000 26 贫油冷却器及分凝用泵 6sh-9A,H=43.8-35m 2 《焦化设计手册》 2500 27 附电机 JO2-92-2,W=30kw 2 《焦化设计手册》 6500 28 轻质焦油 6DA-8*2,H=58-47m 3 《焦化设计手册》 10000 29 附电机 AJO2-82-4,W=40kw 3 《焦化设计手册》 9500 30 贫油泵 100F-57 H=62-40m 2 《焦化设计手册》 7000 31 附电机 JO2-72-2,W=30kw 2 《焦化设计手册》 5500 32 富油泵 100F-57 H=62-40m 2 《焦化设计手册》 7000 33 附电机 JO2-72-2,W=30kw 2 《焦化设计手册》 5500

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以上设备总概算为5585014元

8.3 经济分析

(1)收入

年产粗苯量：1.95206×24×360=16865.7984（t/a），每吨粗苯按5800元来计算则收入为：5800×16865.7984=9782.163（万元/年） (2)支出 ①、蒸汽费

直接蒸汽量为2224.12kg/h，其它为500kg/h,则年耗蒸汽量为：（2224.12+500）×24×360/1000=23536.40 t/a

蒸汽价格按80元/吨计算，则蒸汽费为： 23536.40×110=258.90万元/年 ②、冷却水费

终冷塔贫油冷却器冷凝冷却器其它共计

436.22t/h 270.937t/h 45t/h 0.8 t/h 636.717

3768940.8 t/a 2373408.12t/a 394200t/a 7008 t/a 6543556.92

冷却水按1.1元/吨计，则冷却水费为 6543556.92×1.1=719.79（万元/年） ③、电费

年耗电量约为2.5×106度，按0.3元/度计算，则电费为 2.5×106×0.3=75（万元/年） ④、设备折旧费

4585014×15%=68.78（万元/年）

⑤、设备维修费：安装置投资的3～6%计，取4%，则 4585014×4%=18.34万元/年

⑥、工人工资：按每人3000元/月计，共20人，则每年工资额为：3000×20×12=72万/年

⑦、煤气消耗量：按0.5元/标米3则为：

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1424.46×24×360×0.5=615.36万元/年

⑧、原料费：正常生产时洗油耗量为110kg/吨粗苯，洗油按4500元/吨，则洗油费为：

12070.60×110×4500/1000=853.22万元/年总计支出：2677.45万元/年 (3)销售税金的计算

①、不含税金的收入=9782.163/(1+17%)=8360.82万元/年 ②、销售税金=不含税收×17%=1421.34元/年

③、城建税=不含税收入×4.12%=8360.823×4.12%=344.47万元/年 ④、教育附加税＝增值税×3%＝1421.34×3%＝42.64万元/年

⑤、应交税金=销售税金-原材料费×14.5%=1421.34-388.23=1033.10元/年 ⑥、结余=不含税收入- 2677.45-1421.34-344.47-42.64-1033.10 =8360.82-5519

=2841.82万元/年

(4)回收期：

n=总投资/结余=5998.39/2841.82=2.11年

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参考文献

[1] 何建平，李辉. 《炼焦化学产品回收技术》. 冶金工业出版社，2006 [2] 肖瑞华，白金峰. 《煤化学产品工艺学》. 冶金工业出版社，2003 [3]《焦化设计参考资料》下册冶金工业出版社 1980

[4] 柯洛布恰斯基（苏联），《煤焦化学产品回收设备的计算》.鞍山焦耐院译，1974 [5] 夏清陈常贵.《化工原理》（上、下册）.天津：天津大学出版社，2005 [6] 《煤炭设计手册》编写组.《煤炭设计手册》.北京：中国建筑工业出版社，2004 [7] 刁玉纬王立业.《化工设备机械基础》.大连：大连理工大学出版社，2003 [8] 何建车主编。《炼焦化学产品回收与加工》。化学工业出版社，2005； [9] 宋航等.《化工技术经济》.北京：化学工业出版社，2002 [10] 厉玉鸣. 《化工仪表及自动化》.北京：化学工业出版社，2003

[11]《化工工艺设计手册》上、下册，国家医药管理局上海医药设计院编化学工业出版

社 1985。

[12]《化工容器及设备》青岛化工学院武汉工学院编湖北科学技术出版社 1980 [13]《炼焦化产理化常数》冶金工业出版社 1980

[14]《化工制图》华东化工学院机械制图教研室编高等教育出版社1980 [15]《化工设备机械基础》董大勤主编化学工业出版社 [16]《燃料化工》1998。

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致谢

经过几个月的努力工作，本设计已将完成，在此过程中我学到了很多有用的知识，同时以学会了一些重要的方法，在分析问题、解决问题以有了很大的提高，为将来走向社会打下了坚实的基础。设计从资料查阅、设计方案的确定、整个设计过程到设计的顺利的完成都是在李琳老师的指导下进行的，在此，我向我尊敬的李琳老师表示真诚的致敬!

由于自身经验的匮乏，难免有许多考虑不周全的地方。

从实习开始，李琳老师就到现场给我们讲解各个设备的工作原理，甚至于每个工艺的小细节，让我们有了很大的收获。为了我们完成这次实习和毕业设计，她不辞辛劳，多次耐心指导，提出设计过程中存在的一些错误，给出了切实可行的指导性建议，使我们对粗苯回收工段有了更深的了解和认识，并最终完成了本次毕业设计。在此，我向尊敬的李琳老师表示真挚的感谢！

在实习和毕业设计的过程中，我得到了厂里师傅们耐心的讲解和帮助，以得到了同学的支持，在此一并致以我诚挚的谢意！

最后，衷心祝福我尊敬的老师们工作顺利、身体健康、万事如意！祝母校越办越辉煌！祝同学们事业有成。

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附录

附

1.主要设备装备图一张 2.带控制点的工艺流程图一张

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产135万吨焦化厂粗苯回收工段设计