年处理24万吨焦油常减压蒸馏车间设计书

年处24万焦常压馏间计书第

绪论1.1设计目的和意义业设的和义：毕业设计是教学计划中最后一个综性实践教学环节，是学生在教师指导下，独立从事化工设计工作的步尝试，其基本目的是培养学生合运用所学的基础理论、专业知识、基技能应对和处理问题的能力。是生对四年所学知识和技能进行系统化、合化运用、总结和深化的过程。过考察、立题、收集素材、设计方案、艺制作等过程，检查学生的思维力、创造能力、实践能力和掌握工艺的度。通过毕业答辩、毕业设计和习工作，来考核教学质量，对深化教学革，提高人才培养工作水平具有要的意义。设计和意：无论现在还是将来，煤焦油蒸馏都是化学工业的先导，目前全世界焦油总产量约万工煤焦油的数量有万其中前苏联有280万t,美国200万t,日本180万t,德国160万t,全世界产煤焦油有五分之一被烧掉。尽管近0来受到石油化工的激烈竞争焦油加工非但未失去其存在价值且仍具发展潜力在经济上仍具重要位,如焦油化学品有一定不可替代性,蒽全世界萘的需求上,生产碳素电极的电极沥青年消耗250万t,咔唑啉、噻它们几乎全部来量约100万t,目前90%以上仍来自煤焦油,作为染料原料的精蒽年需求万t来自煤焦油。煤焦油加工业再度引起人们的重视由于随着经济和技术的发展，不传统工业的焦油加工产品如萘和酚类及沥青开发出了新的用途，而且应用新技术提取和进一步加工的煤焦油产品更具市场竞争力。焦油蒸馏是对煤焦油进行初步分离一半可得到萘油、酚油、洗油、油、蒽油和沥青六种馏分。萘用来取邻苯二甲酸酐，供生产树脂、程塑料、染料油漆及医药等用；蒽用来蒽醌染料、合成糅剂及油漆；沥是焦油蒸馏残夜多种多环高分子的混合物于制屋顶涂料潮层和筑路、生产沥青焦和电炉电极等。煤焦油是一个组分上万种的复杂混物，其中很多有机物是生产塑料合成纤维、染料、橡胶、医药、耐温材料的重要材料。所以在1世纪，煤焦油加工在化工业有着不可替代的要位置。1.2产品的组成和成分及物参数煤焦油蒸馏的产品组成成分及物性表1-1表1-1产品的物性参数

1.3产品的质量指标、价格煤焦油蒸馏一般按其中所含不同组的沸点分割成：轻油馏分170℃以前)，酚油馏分(170，萘馏分℃)洗油馏分300℃)一蒽油馏分(300℃)二蒽油馏分(330℃)沥青于360℃)。轻油馏分是煤焦油蒸馏时切取的馏为170℃前的馏出物。其产率为无水煤焦油的0.4％～0.8％。主要组分为苯及其同系物。表所示表1-2轻油馏分是质量指标

酚油馏分是煤焦油蒸馏时切取的馏为170～210的馏出物率为无水煤焦油的1.4％～2.3％。煤焦油中的酚40％～50％集中在这段馏分中。如表1-3所示表1-3酚油馏分的质量指标

萘油馏分是煤焦油蒸馏时切取的馏为210～230的馏出物率为无水煤焦油的10%～3%中的萘80%～85%集中在萘油馏分中所示表1-4萘油馏分的质量指标

洗油馏分是煤焦油蒸馏时切取的馏为230～300的馏出物。其产率为无水焦油的4.5%～6.5%。主要组分有甲基萘、二甲基、苊e)、联苯、芴、氧芴、喹啉、吲哚和好高沸点等。如表1-5所示表1-5洗油馏分的质量指标

一蒽油馏分是煤焦油蒸馏时切取的程为300-330馏出物率为无水焦油的14%-20%。主要成分有蒽、菲、咔唑和芘。如表所示表1-6一蒽油馏分的质量指标二蒽油馏分是煤焦油蒸馏时切取的程为330-360馏出物率为无水焦油的4%-10%。主要成分苯基萘、荧蒽、芘、苯基芴等。如表1-7所示表1-7二蒽油馏分的质量指标沥青是煤焦油蒸馏提取馏分后的残物，常温下为黑色固体，无固定熔点，呈玻璃相，受热后软化继而化，密度为1.25～1.35g/cm3。按其软化点高低可分为低温沥青、中温沥和高温沥青三种。焦油蒸馏一般取中温沥青，其软化点为80～90。1.4设计地点及气候参数设计地点：黑龙江七台河。七台河市属寒温带大陆性季风气候具有寒暑悬殊、雨量充沛、光照足短明的气候特点长而寒冷气温为℃，最高气温37.2℃，最低气温-39.3℃，年降雨量为400~600mm，积雪厚度为5~10cm，最大积雪厚度42cm，年蒸发量为1200mm，日照平均时数2060.6h，年平均气压987.2Pa，冬季高，夏季低年主导风向为西风，夏季主导风向为西南风，冬季主导向为西北风。风向玫瑰图见图1-1。年平均风速3.1m/s，最大风速在冬季），平均为和4.3m/s，最大时可达九级、十级；最小风速夏季（8~9月），平均为。评价区夏季逆温频率22%，平均逆温强度为℃/100m，平均高度140m，逆温维持时间短；冬季逆温出现频率为86%，平均强度为2.0℃/100m，平均高度为166m，冬季逆温特点是频率高，强大，持续时间长。地震裂度Ⅵ。第

工艺论证2.1国内外工艺路线目前国内外成熟的煤焦油蒸馏工艺程较多的操作压而言，可分为常压蒸馏、常减压蒸馏和减蒸馏三大类；按蒸馏塔的数量可为一塔式、二塔式和多塔式。目前国外型煤焦油加工企业，大都采用常压流程，特点是：各馏份切取较精细，萘油馏份中萘的集中度可达以上，洗油馏份中含萘量较低；由于馏份割较细，有利于馏份的后续加工提高产品的提取率。而国内焦化企业大采用常压单塔流程，这种流程投低，易操作，比较适合中小规模的焦油馏装置，但馏份切割较粗。2.2国外工艺发展情况国外的煤焦油加工企业以德国和日比较有代表性，德国吕格特公司煤焦油加工能力为150万t/a，已能生产500多种化工产品，煤焦油的化工利用率接近60%，位居世界之首，世界闻名的一些工流程几乎都是德国斯蒂尔公司和考伯斯公司设计的，论是产品种类还是生产技术，始在世界的前列的焦化工业曾经发较快煤焦油加工能力超过180万t/a焦油加工工艺大多是考伯斯二次气化工艺的改进十年多来住友金属化学铁化学制钢和川崎钢铁等多家公司的共同努下，日本的煤焦油加工已形成了集中化大型化和现代化的产业体系。所多采用减压蒸馏、常减压蒸馏工艺[压蒸：蒸馏过程由脱水和馏分蒸馏组成。在常压下脱水，然后无水焦油在馏分塔内进行减压蒸馏。钢化工公司、钢焦化厂、钢焦化厂均采用此种工艺焦油经蒸汽预热后进预脱水塔，塔顶脱出大部分水和少量轻油，塔底的焦油自流入脱水塔。脱水塔顶部用轻油回流控制轻油质量，部由重沸器进行循环加热以提供蒸所需热量，重沸器以高压蒸汽为热源。脱水塔顶馏出轻油馏分和水，塔底无水焦油经过管式炉热后进入主蒸馏塔下部。主蒸馏塔为减压操作，塔顶出酚油馏分，侧线自上而下分别取萘油、洗油和蒽油馏分，塔底采出软青，主蒸馏塔顶用酚油馏分回流减压蒸馏工艺优点是：①煤气消耗少；②由于蒸馏是负压操作，降了蒸馏温度，减少了管式炉结焦；减压操作可改善操作环境，有利环境保护。缺点是：①由于无水焦油需要在单内分离成多个馏分，各馏分之间离不够精细，导致高附加值产品流；②减压蒸馏增加了套真空装置，对设备及操作要求严格，基建投资高常压蒸馏，真空系统有腐蚀现象③软沥青产品直接销售时，由于其软化低，需液态运输，销路有限。如进一步加工生产中温沥青，则需增加设投资和运行成本。常压蒸馏所需量也由1台管式炉提供装置处理无水焦油10～20万t/a工艺流程图如图2-1。5.6.重8.无9.减压艺：原料焦油预热后进入脱水塔，塔顶脱出焦油中的部分水和轻油，塔底无水焦油一部分送入重沸器进行循加热后向脱水塔底供热，一部分由无水焦油泵抽出送至预蒸馏塔前，与沥青加热炉出口热沥混合后进入预蒸馏塔。预蒸馏塔为常压蒸馏在缩器内全部冷凝，部分作为回流，其余部分采出进入下一单元。预蒸馏塔侧线切取重油馏沥青由泵送入沥青加热炉加热后，一部分循环入塔提供蒸馏所需热部分进入沥青塔，沥青塔底通入过热汽，汽提调整软化点后作为产品外。预蒸馏塔顶采出的油气被喷洒的氨急冷后进入急冷塔，急冷塔顶的油油气经冷凝冷却、油水分离后，分轻油作为回流，其余作为产品塔底的宽馏分油经油水分离后进入洗涤顶部，洗涤塔带有搅拌装置，塔通入稀碱液，与宽馏分中的铵盐发生中反应，以脱除焦油带入的铵盐。中和后的宽馏分由泵送入馏分塔，分塔为减压蒸馏。塔顶油气在分器内全部冷凝，一部分作为回流，余部分作为酚油产品采出。馏分自上而下从侧线依次采出萘油和蒽油馏分和蒽油馏分直接作为产品。洗油馏分进入洗油塔步蒸馏脱出其中的萘组分生产低萘洗油，油塔为减压操作。馏分塔底重油分首先进入洗油塔重沸器加热洗油蒸馏的热量，然后一部分进入加热炉加后，再作为热源返回馏分塔底，一部分作为产品采出。常减压工艺流程如图2-2。常减压蒸馏工艺优点是：①焦油蒸采用常压蒸馏与减压蒸馏相结合可降低高沸点馏分蒸馏温度；②各分切取精细，减少后续加工馏分重复加热，油馏分中含萘量较低沥青塔底采用油循环加热能有效地防止管式炉的结焦，又便于操作和调。缺点是：①与常压蒸馏和减压馏工艺相比，增加了蒸馏塔及附属的大设备，基建投资大，操作复杂，备运转、维护费用较高；②焦油中主要分在常压预蒸馏急冷后进行二次热，进入减压蒸馏过程中2次加热，煤气消耗量大[1-焦油预热器；2-脱水塔；3-脱水塔循环泵；4-脱水塔重沸器；5-脱水塔抽出泵6-预蒸馏塔7-预蒸馏塔分缩器8-沥青循环泵9-沥青加热炉10-沥青塔11-急冷塔12-宽馏分泵13-中和泵14-馏分塔进料泵15-馏分塔；分塔分缩器；17-油循环泵；重油加热炉；油塔；洗油塔分缩器；21-洗油塔重沸器2.2.3加碱艺：工艺形成：加碱焦油蒸馏工艺无论是先加碱还后加碱都会影响炭黑油质量，并先加碱还会影响到沥青的质量，不满足中高端炭黑及国外沥青市场其产品质量要求。虽然后加碱工艺保证沥青质量，但是后加碱工艺一般引进工艺，同时，很多设备和内件必须并引进，增加项目投资。原料焦油经焦油预热器与蒽油换热焦油加热器由蒸汽加热后入脱水塔。脱水塔塔顶逸出的轻油馏份和水经油冷凝冷却器冷却后油分离槽内，在此轻油与水分离。分离的轻油一部分返回脱水塔作为回，其余轻油作为产品送至焦油槽区和原、产品槽区。分离水自流到中间区酚水槽。脱水塔塔底泵将脱水塔塔底的无水油抽出经焦油加热炉对流段加热后，返回脱水塔底部，作为水塔的热源。另外一部分经无水油预热器与软沥青换热后，进入主塔。主塔塔顶逸出的轻油油汽经主塔轻冷凝冷却器后塔轻油油水分离器。一部分轻油馏份经主塔回泵送往主塔塔顶作为回流，其余轻油馏份送至中间槽区轻油馏份槽。主塔侧线切取酚萘洗混合馏份合馏份经混合份冷却冷却后至中间槽区。主塔塔底的软沥青主塔塔底泵抽出部分经焦油加热炉辐射段加热后，返回主塔塔底，作为主塔热。另外一部分送至沥青加热炉进，与沥青蒸馏塔底部的循环沥青混合。入沥青加热炉的物料，被加热到定温度后，送入沥青蒸馏塔中闪蒸气化侧线采出蒽油，蒽油经过焦油预器，与原料焦油换热后，一部分蒽油回至沥青蒸馏塔的中部，另一部分油经过蒽油冷却器，送至成品槽区蒽油。减压塔塔顶设冷凝器压塔塔底泵将减压塔底中温沥青抽出部分送沥青加热炉加热后沥青蒸馏塔作为热源部分经进一步改质后，送沥青成型装置。脱水塔轻油冷凝冷却器水塔油水分离器塔轻油冷凝冷却器、主塔油水分离器排出的不凝性气体，馏份洗涤及酚盐分解装置，经洗洗涤后排放。主塔塔底的软沥青要通过两个流程个是制造炭黑油流程一个是制造改质沥青的过程。炭黑油是过各种油和沥青的连续配制制造。根据炭黑油的品质，决定软沥青和各油的配制比例，通过控制比重进连续配制。配制出的炭黑油输送到炭黑产品油箱中。改质沥青是通过在沥青塔中处理，缩和改质制造的。工艺特点：a)焦油蒸馏全程不加碱，油及沥青中钠离子含量低，相应炭油及改质沥青产品中钠离子含量也低，品品质高，可以满足中高端炭黑沥青市场对其产品质量要求主塔和减压塔均在较低温度操作无二次喹啉不溶物及缩聚反应物产生于提高沥青及炭黑油品质按照温度梯度与市场需求确定产品工艺流程可满足沥青与炭黑油市场多变状：即一套装置可将沥青全部生产成炭黑分炭黑油部分改质产品生产，必要时也可全部生产改质沥青软沥青向下一个工序排出可以变更炭黑油及改质沥青的生产比例灵活性与适应性强蒸馏装置一体化布置，将焦油蒸馏、沥青蒸馏与业萘蒸馏布置在一起，节省占地减少路径免堵塞，降低投资脱水塔、主塔和压塔均采用塔底循环加热的供热方式于操作和调节置稳定性高焦油主塔不直接过热蒸汽，温度控制稳定，无新增工艺废产生，有利于环保[Castrop-Rauxel加工艺

R

该厂焦油蒸馏装置的设计处理能力65t/a为48主要产品有精萘、精蒽、咔唑、菲酚产品等。焦油蒸馏采用常减压多塔式工艺，个主塔均配有1个副塔，塔底油的循环加热都用管式炉，各塔的回流均可单独调节。原料焦油与脱水塔的轻油蒸汽换热，再在加热器中用低压蒸汽预热105℃后送入脱水塔中塔底的塔底油经管式炉循环加热到℃后进行脱水，无水焦油先后与酚油塔顶的汽和蒽油塔底的热沥青换热后，温度可升高到250℃，进入常压作的酚油塔中部。酚油塔由上下段组成，下段为10m高的填料层有40块泡罩塔盘组成油塔顶逸出的酚油蒸汽经冷凝后部分作酚油塔的回流，流比为16，余部分作酚油产品。酚油塔的侧线馏出物送入有20层塔盘的副塔顶部采出萘油塔的部分塔底油先在换热器中加热副塔的塔油，然后送入甲基萘塔的中部，基萘塔的塔顶压力控制在27kPa，该塔下段为高的填料层．上段为40泡罩塔盘流比17,塔顶产品即为甲基萘馏分。甲萘主塔的上侧线馏出物引入副塔中，经副塔蒸馏得洗油产品主塔的下侧线馏分即为芴油，主塔底油用管式炉循环加热，副塔的塔底在换热器中用主塔的塔底油加热主塔塔底油与副塔塔底油换热后送入蒽中部，塔顶压力控制在塔的上下段均为高10m的填料层，塔顶采出蒽油，塔底产品为青，其回流比控制在1.5。蒽油蒸汽冷凝时放的热量用蒸汽发生器回收，塔底用管式炉循环供热。管式炉出口温度控制在380℃。在该流程中，由于采用了常减压蒸馏技术和采取了完善的余热回收措细地将粗焦油分各种馏分，而且加工焦油的耗热量可控制在0.882MJ/t左右。2.2.5Zelzate焦工工该厂位于比利时的GHENT海峡，联结欧洲最主要的高速路，紧靠比利时、德国和荷兰的炼焦厂。年销售入约亿美元，有50％以的产品销售到欧洲以外，全厂员工，焦油处理量万t/a，年产电极沥青万t境污染液态输送的处理能力t/a。该厂的主要产品有苯酐、纯苯、电沥青、铺路沥青、粗蒽、粗喹啉炭黑油等。该厂的焦油加工装置采用Still-Otto公司开发的二塔式常减压蒸馏技术。原料焦油先后与酚油塔顶蒸汽、真塔顶蒸汽和塔底沥青换热后进入压脱水塔中脱水，塔顶的轻油蒸汽经冷冷却和油水分离后，部分轻油作流，其余部分作轻油产品（沸点90℃，180℃前馏出量90%)。塔底的无水焦油经管式炉循环加热后为脱水塔提供热，部分无水焦油送入酚油塔中部酚油塔在负压下操作出的酚油回流为酚℃,206℃前馏出量95％）产品，塔底油由管式炉循环加热供热量，塔侧线切取的萘油送入萘油塔，塔顶蒸汽回至酚油塔，塔底所得萘油（沸点2218℃前馏出量95％）即为工业萘。从酚油塔底抽出的分塔底油送入真空塔底部塔在真空度2kPa下操作，故不必补充热量，塔顶馏出洗255℃,℃前馏出量95，上部侧线切取甲基萘油（沸点288℃℃前馏出量95％)，中间侧线切取一蒽油，下部侧线提取蒽油，塔底产品即为沥青。加工每吨焦油的能耗为，耗电15℃冷却水～8m3。该流程的特点是能耗低，我国大厂工每吨焦油的能耗一般在13.4GJ，而Zelzate厂焦油蒸馏装置的耗仅为国内大厂的62.5。另外，由于生产过程全部采用了计算机自动控制，其动生产率很高[2.3

国内工艺发展情况我国较普通采用一塔式和二塔式焦蒸馏流程小的装置切取混合分（三混馏分或二混馏分），产规模大的装置一般切取窄馏分根据对产品种类和质量要求的不同，焦蒸馏的工艺路线也有所不同。塔式压蒸工艺常压一塔式煤焦油连续蒸馏工艺流是从两塔式连续蒸馏改进发展而来的，两种流程的最大不同之处是一塔式流程取消了蒽塔，二段蒸器改由两部分组成，上部为精馏段，下为蒸发段。经静置脱水后的原料焦油用一段泵打入管式炉的对流段，在前加入含量为8%～12%的CO液进23行脱盐式炉一段煤焦油被加到～130℃后进入一段蒸发器行脱水出的无水煤焦油通过二段送入管式炉辐射段加热至～410℃后进入二段蒸发器进行蒸发分馏，沥由底部排出，油气升入上部精馏。二蒽油从上数第四层塔板侧线引出，冷却器冷却后送入二蒽油接受槽其余馏分混合蒸气自顶部逸出进入馏分。自馏分塔底部排出的一蒽油，一蒽油冷却器冷却后，一部分回流入二蒸发器，其余送去处理。由馏分下部侧线切去温度为225—245℃的洗油馏分切取度为—215℃的萘油馏分部侧线切取温度为165—185℃的切取酚油馏分。各种馏分分别经各自的冷却器冷却后引入各自的间槽，在送去处理。由塔顶出来轻油和水的混合蒸气经冷凝器冷凝和馏塔轻油油水分离器分离后，部分油回流入塔，其余送入粗苯工段处理。常压蒸馏工艺的优点是：(1)工艺流程短，控制简便，易于操作，在国内有很多成熟的生产经验对设备要求低于减压流和常减压流程基建投资低，设备维护量较少。缺点是常压蒸馏煤气耗量较高。由多个馏分的分离是在同个塔内完成，蒸馏所需热量由管式炉提供，套装置处理能力较低，处理无水油最多20万t/a通入的直接蒸汽经过油水分离后变成含酚废了水污染。常压一塔式的工艺流程如图2-3所示。塔式馏工由原料焦油出槽来的焦油在一段焦泵之前加入碱液，从泵送入管式炉的对流段热至120℃～130℃后进入一段蒸发器，在此进行焦油的最终脱水段蒸发器底部出来的无水焦含水量0.5%入器低的无水焦油346

酸钠2

5青11109

7

8

蒽油

油

油

油蒽油

油蒸汽

1料焦油一槽，无水焦油槽应保持经常满流，流的无水焦油进入无水焦油满流。无水焦油用二段焦油泵送入管式炉射段，加热至℃后入二段蒸发器进行一次蒸发，分离成各馏分的很合蒸汽和液体沥青。由二段蒸发器底部排出的沥青送往青冷却浇注系统。从二段蒸发器逸出的温度为那70～374的油汽进入蒽塔下数第3塔板，塔顶用洗油打回流，塔底排出温度为～355℃的Ⅱ蒽油，自、15塔板侧线切取温度为280～295℃的Ⅰ蒽油馏分。Ⅰ、Ⅱ蒽油馏分分经过各自的埋入式冷却器冷却后，经视镜流入出槽。自蒽塔顶逸出的油汽进入馏分塔下第5层塔板，洗油与馏分以～235℃的温度自塔底排出；温度为198～200℃的萘油馏分从第18、20、22、24层塔板侧线采出度为～170℃的酚油馏分从第36采出。这些馏分都分别经各自的埋入式冷器冷却，经视镜流入贮槽。馏分顶出来的轻油和水的混合蒸汽经冷凝冷和油水分分离后，轻油经视镜进回流槽，一部分送入馏分塔顶作为回流剩余部分贮槽，分离水入水槽。两塔式焦油蒸馏工艺如图2-4所示。2.4结论综上所述，我选择的是焦油常减压馏工艺。2.5主要设备论证在焦油蒸馏工艺中，主要用到的设有管式加热炉、馏分塔、脱水塔减压蒸馏塔等。式加炼油厂加热炉类型很多加热炉的用途可分为纯热炉和加热-反应炉，前者如常压炉、减压炉，料在炉内只起到被加热的作用；者如裂解炉、焦化炉，原料在炉内不仅加热，同时还有足够的时间进行解和焦化反应。按照管式炉的结构又可为立式炉、圆筒炉和无焰炉。立式炉：立式炉炉膛为长方形箱体炉管可水平放置或垂直放置。卧管立式炉其辐射炉管沿炉壁横排，焰垂直于炉管上烧，炉膛较窄。流室置于辐射室二1、管式炉、一段蒸发器、二段蒸发器、蒽塔5蒸馏塔6、一段轻油冷凝冷却器7、蒸馏塔冷凝冷却器8、碳酸钠高位槽910、油水分离器11、酚油蒸馏冷却器12、萘油馏分（或萘洗两混分）冷却器13、洗油馏分（或苊油馏分）冷却器14、一蒽油馏分冷却器、二蒽油馏分冷却器之上，长度与辐射室相同，烟囱放对流室顶部。这种炉的特点是炉沿长度方向受热均匀，另外由于其射室高度低，故各辐射管间的受也比较均匀。其主要优点是减少了炉管架，便于布置多管程，缺点是炉沿管长受热不均匀，清扫困难。立式炉热负荷较低时，投资高于圆筒炉一般在热负荷较大时使用。圆筒炉炉炉膛为直立圆筒形管在炉膛周围垂直地排一周，方形对流室在圆筒体上部，对流管水平与直立设置两种。圆筒炉的点是结构紧凑，造价较低。从热负荷上，圆筒炉通常用作中、小型加热，这是因为辐射管不能太长，加大炉膛径又会提高造价。圆筒炉的热效偏低也使热负荷的提高受到限制。无焰炉：无焰炉其外形和立式炉相，主要特点是将无焰喷嘴沿炉膛墙均匀分布于无焰燃烧，炉膛体积可缩小较均匀。由于燃烧完全，过剩空气系数小，炉子热效率较高但这种无焰燃烧喷嘴目前只能烧体燃料，另外炉墙结构也比较复杂、造较高，国内主要用作焦化炉、高制氢的转化炉及裂解炉等。根据设计题目的要求，再结合生产践和经济条件方面来选择管式炉从生产要求和经济效益核算来考虑加热式圆筒炉是本设计的最佳选。合理确定一段和二段加热面积比例应满足正常条件下二段焦油出口温度400℃~410℃时段焦油出口温度℃间的要求蒸汽过热段可以设置一段或二段，合理确定加热面积。当蒸汽量为油量的4%时满足加热至400℃~450℃的要求射管热强度实际生产波动在1800~2600千卡/米2

时。设计宜采用1800~2600卡/米2

时小型加热炉可取低些选用光管时流段热强度一般采6000~10000卡/米2

时。（4）保护层厚度宜大毫米，使热损失控制在3%以内。（5）火嘴能力应大于管式炉能力的1.25~1.3倍火嘴与管净4宜大于900毫米免火嘴舔烧炉管。（6）辐射管和遮蔽管宜采用耐热钢.蒸一次蒸发器选择应满足以下条件速度宜采用米/秒空间一般不小于2400毫米形式有两种是上部蒸发器与下部无水焦油槽相连间用隔板隔开。另一种是中间无隔板连通种形式均可，后者操作简便。无水槽宜以液面自调节装置自控液面。材质采用铸或普通碳钢。本设计选择的一次蒸发器下表2-1。表2-1一段蒸发器规格Dg1600

个二次一次蒸发器选择应满足以下条速度宜采用米/秒。一般情况下，二段蒸发器直径按馏分塔直径大一级考虑。闪蒸间一般不小于4000毫米液面自调装置控制沥青液面采用铸铁或碳钢内衬不锈钢薄板，以耐高温和腐蚀设置人孔以便清扫、检修。本设选择的二次蒸发器如下表2-2。表2-2二次蒸发器Dg2800

。分塔1馏分塔选择原则：根据塔径确定踏板间距。进料层的蒸空间宜采用板距的倍。降液管截面宜按停留时间不低于5秒考虑。踏板层数应结合流种类、产品方案、切取制度及其他经济技术指标综合虑。2馏分塔的分类：板式塔：可根据气液操作状态分为泡式塔板，如泡罩、浮阀、筛板塔板及喷射式塔，如舌形、网孔等板。又可根据有没有降液管分为流式塔板（泡帽等）和穿流式塔板（穿式筛板和穿流式栅板等

泡罩塔盘：泡罩塔盘是工业上应用早的塔盘之一。在塔盘板上开许圆孔，每个孔上焊接一个短管，称升气管，管上再罩一个“帽子”称为泡罩，泡罩周围开有许多条形空孔工作时，液体由上层塔盘经降液流入下层塔盘，气体从下一层塔盘上升入升气管，再经泡罩的条形孔流到液体中。浮阀塔盘：浮阀塔盘是在塔盘板上许多圆孔，每一个孔上装一个带条腿可上下浮动的阀。浮阀是保证液接触的元件，操作时气流自下上吹起浮阀，从浮阀周边水平地吹入塔上的液层；液体由上层塔盘经降管流入下层塔盘，再横流过塔盘与气相触传质后，经溢流堰入降液管，入下一层塔盘。筛板塔盘：筛板塔盘是在塔盘板上许多小孔，操作时液体从上层塔的降液管流入，横向流过筛板后，过溢流堰经降液管导入下层塔盘气体则自下而上穿过筛孔，分散成气泡过液层，在此过程中进行传质、热。由于通过筛孔的气体有动能，故一情况下液体不会从筛孔大量泄漏舌形和浮舌塔盘：舌形塔盘是在塔板上冲有一系列舌孔，舌片与塔板呈一定倾角，气流通过舌孔时，用气体喷射作用，将液相分散成滴和流束而进有一次、二次通风口，并手柄调节风量。烧嘴中有的设有气通入管，用以喷然有害气体。在两个烧器旁设有喷烧酚水的喷嘴。风是一个侧面为L型、断面为长方的管状物，内衬消声材料，端部口设有百叶窗。燃烧器用风通过风箱时噪声被除。炉子采用陶瓷纤维为耐火材，以玻璃棉毡为绝热性能好，质量轻，施工，使用寿命长。本设计采用的馏分塔塔板是圆形泡塔盘。第

工艺详述3.1

工艺形成背景随着焦化工业的发展，焦油加工越越趋于集中化、大规模化、精细离和深加工方向发展内建成投产的焦油加工项目多为万t/a以下规模的常压或常减压工艺30万t/a以上规模焦油蒸馏工艺生产经验，尤其是减压蒸馏或常减压蒸工艺流程。新建工程一般都采用外引进基本技术和国内联合设计，因此格昂贵。基于市场需求，近年来重研究了国内外各种焦油蒸馏工艺路线原理、特点、产品构成、设备选和热能利用等方面的资料，开发了较为济实用的大规模焦油蒸馏工艺流，并与高校合作，运用计算机仿真计算模拟蒸馏单元操作，得到主要设的设计和操作参数。该工艺的开发初衷：高沸点馏分采用真空蒸馏操作，既降低操作温度、节省能源，又能有效减轻泄漏，减少环境污染。尽可能切取窄馏分，以减少后续深工的能耗，简化深加工操作。3）强化分离操作，提高一次分离率。充分利用各种馏分热能换热，节能耗。引入温水系统于一些易结晶物料的冷却有效避免结晶堵塞管道。3.2工艺流程工艺采用两塔式常减压蒸馏，包括水、常压蒸馏、减压蒸馏等主要统及真空、温水、排气洗净、贮槽辅助系统。原料焦油进焦油预热器加热后进入脱水塔。预脱水塔顶部脱出部分和轻油，轻油作为脱水塔回流，分水自流到氨水槽。预脱水塔底的油自流入脱水塔。脱水塔顶馏出的轻油馏分和水经冷冷却、油水分离后，一部分轻油为回流，其余作为产品送至轻油槽分离水自流到氨水槽。脱水焦油脱水塔底用泵抽出，与酚油塔底循环油合后进1号管式加热炉。脱水塔底焦油经重沸器循环加热后返回塔底，以供脱水蒸馏所需热量。酚油塔为常压操作，塔顶的酚油气分缩器内冷凝，一部分作为回流另一部分作为产品采出，冷却后进酚油槽。酚油塔侧线切取萘油馏，冷却后送至萘油槽。塔底混合油一部与脱水塔底无水焦油混合后进号管式加热炉热到一定温度后返回塔底供蒸馏所需热量；一部分从酚油塔底抽出与馏分塔底循环沥青混合进2管式加热炉。馏分塔为减压操作，塔顶的洗油气分缩器内冷凝，一部分作为回流另一部分作为产品采出，与原料焦换热并用温水冷却后进洗油槽。分塔侧线分别切取苊油、一蒽油和二蒽馏分。苊油馏分与冷却后送苊油，一蒽油馏分与冷却后送一蒽油槽，二油馏分冷却后送二蒽油槽。塔底青一部分用馏分塔底循环泵抽出，与酚塔底油混合后进号管式加热炉，在此加热到一定温度后返回塔底蒸馏所需热量部分由馏分塔底抽出，与冷却后送至后续生产装置。工艺特点：常减压蒸馏相结合度力分配合理压蒸馏降低了操作温度，减少燃料消耗量，又可改善操作环，有利于环境保护。各蒸馏塔底采用油循环加热的供热式于操作和调节有效地防止结焦的产生。蒸馏过程不需通入直接蒸汽，不产含酚废水。馏分分割较细，减少后续加工馏分重复加热，减少总能耗。易结晶、易凝固的馏分用温水冷却减少设备、管道堵塞[常减压蒸馏工艺流程见图工艺参数：工艺参数见表3-1、表3-2、表3-3、表3-4。表3-1各冷凝冷却器、冷却器的油口温度

焦1-焦油预热器；2-预脱水塔；3-脱水塔再沸器；4-脱水塔底循环泵；5-脱水塔6-脱水塔底抽出泵7-1号管式炉8-酚油塔底循环泵9-酚油塔10-洗油冷却器油泵油冷却器酚油冷却器萘油冷却器；15-酚油塔底抽出泵16-2号管式炉17-馏分塔底循环泵18-馏分塔19-沥青泵；20-沥青冷却器；21-二恩油泵；22-二蒽油冷却器；23-一恩油泵；24-一蒽油冷却器；25-苊油泵表3-2馏分与半成品技术指标

3

/

表3-3

成品技术指标3

续表3-3

注：一蒽油水分≤5.0%时，只作计量依据，超出技术要规定部分扣量计算，水分大于5.0%时报废。表3-4常减压蒸馏主要操作指标

3.3工艺存在问题1.原料焦油原料焦油的主要问题是水分不稳定乳化时有发生，脱水较为困难，焦油渣较多。焦油渣被带入焦油蒸系统，可造成管式炉、馏分塔堵。2.焦油管式炉结焦管式炉的辐射段炉管沿炉壁圆周均分布受对流及辐射两种传热方式的作用。由于长时间高温加热管式炉辐射段炉管出现结焦现象严重时甚至会堵塞整个炉管，造成非正停产。3.馏分塔堵塞馏分塔采用泡罩塔盘，容易引起塔和降液管堵塞。清塔时发现，一馏分塔油汽入口下3层塔板降液管易堵，经过化验堵塞60%为铁锈，其余为高温聚合物。馏分塔清理难度，用时长，费用高。4.工艺管道泄漏焦油在加热过程中会产生腐蚀性物工艺管道长时间在高温腐蚀性液体流速快、压力相对较高的环下会逐渐被侵蚀、冲刷变薄而泄，导致非正常停工。第工艺计算4.1设备选择要点管式合理确定一段（对流段）和二段（射段）加热面积比例，应满足正常条件下，二段焦油出口温度400～410℃时，一段焦油出口温度在120～130℃之间的要求。蒸汽过热管可设置预一段或二段合理确定加热面积蒸气量为焦油量的4%时，应满足加至～450℃的要求。（3）辐射管热强度实际生波动在18000～26000卡/米2

·时，设计宜采用18000～22000千卡/米2

·时小型加热炉可取低些选用光管时，对流段热强度一般采用6000～10000千卡/米2

·时。保护层厚度宜大于200毫米，是散热损失控制在3%以内。火嘴能力应大于管式炉能力的1.25～1.3倍与炉管净距宜大于900毫米，以免火焰添烧管。辐射管和遮蔽管宜采用耐热钢（如CrMo等）。54.1.2分塔（1）根据不同塔径确定塔间距，见表4-1。表4-1塔板间距

进料层的闪蒸空间宜采用板距的2倍。降液管截面宜按停留时间不低于5秒考虑。塔板层数应结合流程种类品方案取制度及其他技术经济指标综合确定。4.2料衡算原始数据：年处理量原料煤焦油所含水分年工作日330日，半年维修一次每小时处理能力w＝30303.03kg可按30303kg计算表4-2煤焦油馏分产率%

24t/a4%

4.2.1个流料衡

表4-3整个流程的物料衡算输入物料量等于输出物料量，故满物料衡算的要求。要设料衡1.一段蒸发器输入物料量：无水煤焦油30303×(1－4%)＝29090.9kg/h输出物料量：轻油29090.9×0.25%＝72.7kg/h焦油29090.9×99.75%＝29018.2kg/h共计72.7+29018.2kg/h输入物料量等于输出物料量，故满物料衡算定律。2.二段蒸发器输入物料量：从一段蒸发器来的焦油量29018.2kg/h输出物料量：轻油29090.9×0.25%＝72.7kg/h馏分29090.9×(1－0.25%)＝28945.4kg/h共计72.7+28945.4kg/h输入物料量等于输出物料量，故满物料衡算定律。3.酚油塔输入物料量：来自二段蒸发器顶部的馏分28945.4kg/h输出物料量：酚油29090.9×1.5%＝436.4kg/h萘油29090.9×12%＝3490.9kg/h馏分蒸汽29090.9×(1－12%－1.5%)＝25018.2kg/h共计436.4+25018.2+3490.9＝28945.4kg/h输入物料量等于输出物料量，故满物料衡算定律。4.馏分塔11输入物料量：来自蒽塔的馏分蒸汽25018.2kg/h输出物料量：一蒽油29090.9×17%＝4945.5kg/h二蒽油29090.9×5%＝1454.5kg/h沥青29090.9×56%=16290.9kg/h洗油29090.9×5%＝1454.5kg/h苊油29090.9×3%kg/h共计4945.5+1454.5+16290.9+1454.5+872.7＝25018.2kg/h输入物料量等于输出物料量，故满物料衡算定律。4.3主要设备计算式炉已知条件：焦油温度一段入口段出口段入口二段出口过热蒸汽出口焦油含水量

125110一段，按焦油量的3%计30303×3%＝909.1kg/h二段，按焦油量的0.3%计30303×0.3%＝91kg/h过热蒸汽量，按焦油量的4%计30303×4%＝1212.1kg/h经管式炉一段后轻油蒸发量，按无煤焦油的计72.8kg/h⑴一段焦油加热加热焦油耗热量：Q

－i)－121.8)12585＝2199272kJ/h式中197.4—原料煤焦油125℃时的热焓，kJ/kg；121.8—原料煤焦油85℃时的热焓，kJ/kg。加热及蒸发一段焦油水分耗热量（二段焦油含水量为零计）：Q－q)＝2150039.7kJ/h212585式中2722.02—水蒸气125℃时的热焓，kJ/kg；357—水85℃时的热焓，kJ/kg。蒸发轻油耗热量：Q＝28894.3kJ/h3式中57.6—轻油蒸发量，kg/h396.9—轻油汽化热，kJ/kg一段焦油加热总耗热量：QQ＋Q2199272+2150039+28894.3=4378205.3kJ/h123⑵过热蒸汽加热量加热蒸汽耗热量：Q－2771.6)＝744229.4kJ/h4式中3385.6—6kg/cm

2

（表压）饱和水蒸气过热至450℃时热焓：kJ/kg；2771.6—6kg/cm

2

（表压）饱和水蒸气热焓：kJ/kg。⑶二段洗油加热加热焦油耗热量：Q＝(29090.0－168)＝23156443.8kJ/h5式中966—焦油380℃（即一次蒸发温度）时热焓，kJ/kg；168—焦油110℃，kJ/kg。加热二段焦油中水分耗热量：Q463.686式中3285—405℃水蒸气热焓，kJ/kg；463.68—110℃水蒸气热焓，kJ/kg。二段焦油总耗热量：Q＋Q＝23413183.9kJ/h56⑷管式炉有效热负荷＝QQQ＋QQ＝28535619.6kJ/h123456加热焦油单位耗热量：30303

＝941.7kJ/kg热负荷比例：一段热负荷

QQ

＝15.3%过热蒸汽热负荷

Q4Q

＝2.6%二段热负荷⑸耗煤气量

Q56Q

＝82%设管式炉热效率为75%，则耗煤气量为：17640

=2156.9Nm

3

/h式中17640—煤气热值，kJ/m3每吨焦油耗煤气量为：2156.930303

=71.2Nm

3选用有效负荷为6270MJ/h(350万千卡/时)的标准圆筒式管式炉两台。350万千卡时的管式炉规格能见表段蒸已知条件：塔顶温度塔顶压力（绝对压力）1.01kg/cm塔顶出来的物料

3轻油72.7kg/h水分909.1-91=818.1kg/h汽相负荷：3322.4

818.110518

m/s设空塔气速为0.2m/s，则蒸发器直径为：D

1.58m0.2故选用D1600mm的一段蒸发器一台。g表4-4350万千卡/时焦油蒸馏圆筒管式炉规格性能

段蒸已知条件：直接汽量，按焦油量的1%计算303.03kg/h焦油含水量，按焦油量的0.3%计算91kg/h小计394.03kg/h塔顶压力（绝对压力）1.35kg/cm塔顶温度370气相负荷454.5909.1394.03V3600105120170209式中

3

=1.14m3/s72.7、3636.4、909.1、1515.3分别是轻油、酚油、萘油、苊油、一蒽油、二蒽油等馏分产量及水气量，kg/h；105—分别是轻油、酚油馏分、萘油混合馏分、苊油馏分、一蒽油馏分、二蒽油馏分及水气的分子量。采用空塔气速为0.2m/s，则蒸发器直径为：D=

1.140.7850.20.7850.2

=2.69m故选用Dg2800mm的二段蒸发器一台。油塔酚油塔采用酚油进行回流。已知条件：从二段蒸发器来的直接蒸汽量377.2kg/h塔顶压力（绝对压力）1.25kg/cm

3塔顶温度

回流量=4545.5kg/h回流温度

酚油馏分汽化热321.3kJ/kg酚油馏分平均比热0~85℃1.512kJ/kg·℃0~257℃1.932kJ/kg·℃蒸发回流所需要的热量：Q

=4545.5×

kJ/h内回流量：Q3463234.63321.3321.3

=10778.8kg/h塔顶汽相负荷：

1515.310778.85151.61515.3170181892012573600=1.62m3/s=5834.9m

3

/h汽相重度：

V

.53636.41515.3107785151.35834.9=4.18kg/m3液相重度：

L

0.0008kg/m

3式中0.00008—计算系数；1.08—苊油馏分20℃时的比重。液相负荷：1077818903600

=0.00336m

3

/s空塔气速：W

C

L

=0.05

4.18

=0.728m/s式中C—系数，根据不同板间距求得（板间距是400mm，求得OC=0.05[21]）。O适宜空塔气速按0.7WmaxW0.7280.509m/s空计算塔径：D=

S空

=

1.620.7850.509

=2.01m表4-5D2200㎜酚油塔的规格与技术特性

m3

分塔已知条件：直接蒸汽量从二段蒸发器来的377.2kg/h进入馏分塔的，按焦油量的1.7%计494.5kg/h小计871.7kg/h塔顶压力（绝对压力）

塔顶温度冷回流量回流温度洗油馏分汽化热395.2kJ/kg洗油馏分平均比热ss0~110℃1.882kJ/kg·℃0~30℃1.673kJ/kg·℃蒸发回流所需要的热量：12121.21051.8821.673内回流量：

16642.73kg塔顶汽相负荷：22.4

909.11515.61515871.73600m

/6313.22m

/汽相重度：

V

72.716642.73871.7

kg/m3液相重度：

L

0.880.0008kg/m3式中0.00008—计算系数；0.88—轻油馏分20℃时的比重。液相负荷：1=0.00569m3/s8123600空塔气速：W

C

L

V

V=0.05

2.79

=0.852m/s式中C—系数，根据不同板间距求得（当板间距是450mm时求得C=0.05）。适宜空塔气速按0.7Wmax0.596空计算塔径：

m/sSD=空=

1.750.785

=2.12m=2120mm按设备系列，故选用Dg=2200mm的馏分塔，表4-6D2200毫米馏分塔规格g

段轻冷却已知条件：物料量轻油72.7kg/h水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水为零计）909.1kg/h物料温度入口出口轻油平均比热冷凝阶段放出的热量：72.7396.92074656.91kJ/ha式中2250.36—水蒸气汽化热；396.9—轻油汽化热。冷却阶段放出的热量：

1051.974kJ/kg·1.97430)909.14.2b热量小计：Q=Qa+Qb=2371786.64kJ/h冷却水（入口25℃，出口40℃）用量4.2

37.6冷却段水温升高至：25

4.237600

26.88对数平均温度差：油汽，℃30冷却水，℃冷凝段：

256578.125

78.1278.122.3lg

℃冷却段：

78.1278.122.3lg

26.6℃需要热积F=150kcal/m即630kJ/m1kcal/m2·h·℃，即420kJ/m2·h·℃冷凝段：

2

·；=1002

2074656.9163071.4

m

2冷却段：297129.73F420

m

2F1

2故选用的1×75m

2

冷凝冷却器段轻冷却已知条件：物料量轻油72.7+11632=11704.7kg/h水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水为零计）909.1kg/h物料温度入口出口

轻油平均比热30~110℃1.974kJ/kg·冷凝阶段放出的热量：396.92250.366691397.71kJ/ha式中2250.36—水蒸气汽化热；396.9—轻油汽化热。冷却阶段放出的热量：4.22019247.34b热量小计：Q=Qa+Qb=8710645.05kJ/h冷却水（入口25℃，出口40℃）用量8710645.05

138.26t/h冷却段水温升高至：

28.5℃对数平均温度差：油汽，℃10530冷却水，℃冷凝段：

256576.55

76.56576.565

℃冷却段：

2.3lg5

℃需要换热面积F：K1=150kcal/m2·h·℃，即630kJ/m2·h·℃；K2=100kcal/m2·h·℃，即420kJ/m2·h·℃冷凝段：6691397.770.8

150.1

m2冷却段：2019247.34F26.2

183.5

m2Fm21m2m2油冷器已知条件：物料量物料温度入口出口物料比热物料放出热量3636.4×2.1×(185-70)=878190.6kg/h对数平均温度差℃换热面积（取K=420kJ/m2·h·℃）F26.71420冷却水（入口32℃，出口45℃）用量

3636.4kg/h70℃2.1kJ/kg·℃878190.64.2

t/h选用换热面积为

冷却器一台。油冷器已知条件：物料量1515.3kg/h物料温度入口出口

物料比热2.1kJ/kg·物料放出热量1515.3×2.1×(185-70)=365944.95kg/h对数平均温度差℃换热面积（取K=420kJ/m2·h·℃）

420

11.13

m2冷却水（入口32℃，出口45℃）用量365944.954.2

6.71t/h选用换热面积为1m

浸没式冷却器一台。第5章

主要设备的计算及选型5.1塔板数的计算将全塔分为三段，每段取三个组分HK，MK，LK为计算方便，同时考虑到萘在焦油的特殊地位，馏分塔的三段分配成及平均相对分子质量分别如下表表5-1馏分塔三段分配组成

蒽

表5-2质量流量

表5-3摩尔流量

洗油馏分+苊油10.825.13M135146.210.82轻油+酚油+萘油馏分M177.1

5.1333.335.1333.3310.825.1333.33下计算表5-4下段物料衡算

沥青中，萘的含量取为沥青质量萘为轻组分），记为组分。根据沥青的主要成分，取苊为重组分（HK），记为组分B，含量为洗油量的10%。进料中萘的含量取为进料的23%含量取为无水焦油量守恒：萘：25018.2×23%=10%×16290.9+

x

×8727.3解得

x

,L=47.2%,L苊：3%×29090.9=16290.9×10%+

×8727.3解得

D=8.66%D表5-5关键组分

进料板温度220℃，塔顶温度199℃，塔底温度230℃根据饱和蒸汽压计算萘：7.1268

1828.04212.53苊：8.033

2834.99()完全理想体系

AB

AB12

计算结果如下

表5-6相对挥发度

A

B

AB

AB

lgB)x()xlgB)x()x

lg

d)wlg

A

d()

(

0.54440.11340.0264()lg4.22

1.97AB由于假设误差太大则理论板数取为3块，塔板效率取0.3，则实际板数为

P

40.3

13.3进料板位置的确定N

,FL,F,精段12

10得x=5.2取为6故进料板为从下向上数第6块板中计算相当于在塔底进料，只有精馏段表5-7中段物料衡算

选取甲酚为LK记为C，萘为HK记为D。进料中：甲酚的含量为无水焦油的0.6%，萘的含量为进料的25%ss出料中：塔顶甲酚的含量占出料的20%，塔底萘的含量占出料的7%质量守恒：甲酚：0.6%29090.92327.3x6400wl解得

=4.54%w,L萘：8727.3

D

2327.3解得

=2.37%,H

表5-8关键组分

塔顶温度165℃，塔底温度200℃，假设进料板190℃间位甲酚：lgP=7.15904－

1603.811t萘：计算结果如下：

1828.04212.53表5-9相对挥发度

C

sD

lgD)LlgD)Lx()x所以

lg

d)wd()wlg

(

0.0101()0.6298lg1.40

20.58CD圆整为21块，塔板效率取0.3，则实际塔板数为假设的进料处

精段

lgFL,F,lg

CD1

取理论板数9，实际板数为8/0.3=26，取为26（包括下一段的第一块塔板）由于中段无提留段，所以实际中段塔板为26块即

26P上计算表5-10上段物料

选取苯为LK，记为E，甲酚为HK，记为F进料中：苯的含量占无水焦油的0.15%；甲酚的含量为进料的20%出料中：塔顶甲酚的含量＜5%，取为2%；塔底苯的含量占出料的2%质量守恒：苯:2%1454.5

L

872.8解得

=41.7%DL甲酚：20%×2327.3=2%×1454.5+

x

×872.8解得

,w

=23.15%

表5-11关键组分

塔顶温度105℃，塔底温度165℃，假设进料板140℃苯的饱和蒸汽压数据可以直接查取间位甲酚：lgP=7.15904－计算结果如下：

1603.811t表5-12相对挥发度

E

s

EF

EF

所以lgF,LlgF,Lx()x

lg

d)wlg

E

d()

33.71()2.462.01()25.715.0

3.21CEF理论板数取为4，塔板效率设为0.3，则实际塔板数为4/0.3=13.3，取为14进料位置的确定：N

进板

FLD,FH

2.121EF实际板数为2.12/0.3=6.87，取为7，即

P3总数的算所以馏分塔的总塔板数

26块

P1

P2

P5.2塔的工艺参数径D=2.2m则塔板面积空塔气速

A=0.785×DT

2

=0.785×2.2

2

=3.8m

2mm

0.51m/s高根据经验顶部空间一般取1.2~1.5m，故取h=1.5m，底部空间h=1.5m。12有效塔高人孔所在板间距增至800mm，塔板间取5个人孔，裙座取3.3m，所以有效塔高H=0.45×46+(0.8-0.45)×5=22.45m0塔高：H=22.45+1.5+1.5+3.3=28.75m故塔高取29m。泡罩设计⑴泡罩尺寸的选择泡罩尺寸选取100mm⑵需要泡罩个数m选择圆形泡罩，齿缝为矩形型，根下式得出泡罩个数：V=mm

hLV

V

式中V—满负荷所取V=2.13Vmmsm—每层塔板上泡罩的个数F—每个泡罩的齿缝总面积4h—齿缝的高度。根据经验得出一下数据：所以：

F=50.005124h=0.032m

2ffVm4

h

V

V

L

)

⑶需要的鼓泡面积鼓泡中的中心距满足：t=(1.25~1.5)D；t-D=25~75mm根据本课题取t=1.4D=140mmt-D=40mm符合条件。按正三角形排列，每个泡罩所占的六角行鼓泡面积(mmb

2

)为：a=0.866t2mmb

2整个塔盘鼓泡面积A(m2)为：aA=maab

=1.477m

2面布⑴选定流行由液相负荷Ls=0.00569m

3

/s=20.5m

3

/h估采用单流型。取堰长L塔径的0.66倍，即堰长为：wL=0.66×2.2=1.45mw塔截面积为：A=3.8m2T单型塔板系列选定降液管面积A塔截面积A比以及弓形降液管宽度WfTd与塔径D之比分别为：故可以知：

AfAT

W

0.124降液管内停留时间

A=0.0721×3.8=0.274mfW=0.124×2.2=0.273md

2应保证液体在降液管内的停留时间于3~5s液体所夹带气体的释出。0.2740.45L0.00569S故所夹带气体可以释出。降液管尺可用。⑵泡罩排列泡罩按正三角形排列，在鼓泡区工列个：

21.671.6s220.51.6s220.5鼓泡区面积占的百分比为：(定在50%~80%之间)T降液管面积占的百分比为：2Af0.0721100%(规定在10%~20%之间)AT边缘面积占的百分比为：1-63%-14.4%=22.6%(规在20%~50%之间)故满足塔盘分配要求。⑶齿缝开度hs根据经验可知：当最低气体负荷时，最小齿缝开度h0当正常气体负荷时，h当最大气体负荷时，h=h=0.032s本设计是在正常负荷下操作即h

s

0.02133

mm⑷堰上液溢流高度how采用平流堰，可用下式计算：式中

H=ow

LLW

当

E—液体收缩系数；一般取1L—堰长，m。w所以：

L5.9L1.2H=ow

⑸堰高h降液管底距下层塔板的距离hw0根据常压操作压力，初步选定动液：dsowssdsowss静液封：

h=40mm=0.04mds式中

堰高h按下式计算：w

h=h-h=0.04-0.02=0.02mssdsowh=h+h+h+hwTssr则

h—泡罩下缝至塔板的间距Th—泡罩帽缘圈高度，mrh—齿缝的高度，mh—静液封，mss对于直径是100mm的泡罩，查得经验数据，h=15mm，h=3mm。Tr故选定堰高

h=15+20+3+32=70mmwh=70mmw降液管底部液封为20mm，则降液管底与下层塔板的距离为：⑹液面梯度

h=0.07-0.02=0.05m0液面流过板面梯度与液流量（以

L

表示）堰高hw及泡罩底缘塔板的离有关，也可按

L

查得L

D

=

20.5

由于此值较小，可忽略不计。⑺动液封h

ds

h=h+h+板压蒸汽通过塔板时可按下式计算压降式中

h=h+h+hpLc

sh—塔板压降，m液柱；ph—齿缝局部阻力，m液柱；sc2bc2bh—泡罩局部阻力（包括升管回转通道及环形间隙）液柱；ch—有效液层阻力，m液柱。L⑴泡罩局部阻力hch=KcVL

1.920.258120.0038

m式中KF

—阻力系数，直径为100mm的泡罩取0.25—泡罩的管截面积，管直70mmA=D0.0038mm）⑵有效液层阻力h

L式中

气系数；h—动液封，m液柱。ds冲气系数为气相动能因数

h=L

dsF=Wb

式中W—按液流面积A算的气速，m/s由A=A2A，W=bT-f

A

可得：Fb

VsAb

1.922.54

2.61dLhdLh2查得

以所以

有效液层阻力h液柱L塔板压降为：h=h+h+h=0.02133+0.024+0.025=0.07033m液柱pLcs全塔压降为：470.070333.30551液柱冷情按下式求出降液管内的液面高度：式中

H=h+h+h++hdwdph：液相流出降液管的阻力液柱d

ow0.153s

2

0.005690.1530.00094因液面梯度很小。可以不考虑，则降液管内液面高度：H=0.07+0.02+0.00094+0.07033=0.16127md为了防止液泛现象，需满足以下条：H+hTw

式中则有

—泡沫层的相对比重，于一般物系取；H—塔板板间距，mT即

H-hTd

w0.45所以不会发生液泛现象。2f02f0泡层用下式可以求得：hF1.89bh=0.0432×1.496+1.89×0.07-0.0406=0.156mf鼓泡层顶部到上层塔板的距离S为：=H-h=0.45-0.156=0.294mf空时T采用排液孔直径d=10mm0排液孔面积A，一般可按每平方米塔截面积有1~3平方厘米的开孔面积w计算。需要的排液孔数：

A6.35w

2

/m

2b=

2

取21个全塔积液总排空时间可按下式计算T=1.5

nhwA

476.35

2.94板负图①雾沫夹带线依公式：泛点率＝［Vs（ρv/（ρL-ρv））1/2+1.36LsZL］/KCFAd按泛点率为80％计算如下：Vs［5.4/（637.5-5.4）］0.5+1.36Ls×2.2/(1.0×0.158×11.34)=0.80整理得：Vs＝15.4-32.26Ls②液泛线由aVs2＝b-cLs2-dLs2/3式中a＝1.91×105ρv/ρcN2=1.91×105×5.4/637.5×25322=0.00025b＝фHT+（0.5-1-0.35）×0.031＝0.65×0.70+（0.5-1-0.35）×0.031＝0.44＝0.153/Lw2ho=0.153/2.722×0.082=3.25=(Hεo)×E×0.667/Lw2/3=(1+0.35)×1×0.667/2.722/3=0.122把a.b.c.d代入式中得0.00025Vs2=0.44-3.25Ls2-0.122Ls2/3③液相负荷上限线：液体的最大流应保证在降液管中停留时间不低3～5，以＝5s作为液体在降中停留时间的下限（Ls）max＝AfHT/5＝0.99×0.7/5=0.139m2/s求出上限液体流量Ls值（常数）。在Vs—Ls图上液相负荷上限为与气体流量Vs无关的竖直线④漏液线：以Fo＝μ0ρv0.5＝5作为规定气体最小负荷的标准，则：（Vs）min＝πdo2Nμ0/4=π/4do2N×5/Pv0.5=3.14/4×(0.039)2×2280×5/5.40.5=5.87m3/s据此做出与液体流量无关的水平漏线（4⑤液相负荷下限线取堰上液层高度how＝0.006m作为液相负荷下限条件，的计算式算出Ls的下限值，即how＝2.84/1000E[3600(Ls)min/lw]2/3=0.006取E＝1得s

min

1000

2.84

l

w

3/s据此可作出与气相流量无关的竖直塔1为雾沫夹带线，2为液泛线，3为漏液线4为液相负荷下限线5为液相负荷上限线由塔板负荷性能图可以看出:①任务规定的气、液负荷下的操作播P设计点），处在适宜操作区内②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带制，操作下限由漏液控制③按照固定的液气比，由图查出塔的气相负荷上限）＝27.16m3/s气max相负限下限（Vs）＝16.85m3/smin操作弹性＝（Vs）/（Vs）=27.16/16.85=1.61maxmin表5-13馏分塔的各项数据

5.3器附件孔和由于本塔高30m以本设计中的人孔数为板间取5个人孔底塔顶各取一个人孔。根据设计需要用常压平盖人孔，这种人孔只有带法兰的接管上安上一块盲板，它的结简单，用于常压设计。选用公称径D=600mm的人孔。N镜采用带刮板的视镜=150mm焦油是一种粘稠液体易受污染，N因此选用大直径的带刮板的视镜。面计液面计是用来观察设备内部液位变的一种装置，为设备操作提供部依据。根据设备条件，选用浮子液计。由于浮子液面计不必担心介中含有固体颗粒而堵塞，而且易造成防的结构。但因浮子是由薄壁的金或玻ii璃制成，不能承受较高压力。管1.进料管对与易腐蚀料为便于清和检修应将进料管做成可拆卸结构公称直径选用D=200mmN2.塔底出料管D=200mmN3.回流管D=120mmN4.侧线出料管D=1600mmN5.仪表接口管(1)压力计接口及取压口D=80mm，就地压力表测量。N(2)液位计接口D=60mmN(3)温度计接口，温度计的装，用法兰连接固定防腐蚀便维修等优点。兰采用乙型平焊法兰，凹凸面密封形。D=1.4md=27mmN体与厚设计条件：塔体与裙座的机械设计条件如下：⑴塔体内径Dmm，塔高H28000mm，塔体高H=21.4m0⑵工作压力P=[﹝1.0×9.81×2.5535+102-101.3]=25.75KPa（表压）设计压力采用爆破膜作为安全装置取计算压力

P30.9KPa

（表压），设计温度⑶设置地区：基本风压值q，地震设防烈度为8级。场地土类：Ⅱ类。地面粗糙度为B类[24]

。⑷沿塔高开设7个人孔应在人孔处安装半圆形平台个台宽度为900mm，高度为1000mm。⑸塔外保温层厚度为

100mm，保温料密度为

kg/m3。（6）塔体、封头和裙座均用235A，共

113MPa，235MPa，

MPa基础环和基础螺栓用钢。⑺塔体与裙座对接焊接，塔体焊接头系数⑻塔体与封头腐蚀余量C2mm。假设筒体壁厚为16mm，腐蚀余量C2有效壁厚Se=Sn-C-C12C1—钢板厚度负偏差当Sn=16mm时，C=0.8mm1Se=16-0.8-2=13.2mm

0.85。则封头壁厚为16mm，且封头采用标准椭圆形封头，其中封头曲深450mm，直边高度25mm。5.4其他设备的选型的选1.各类泵的特点及选用要求泵作为化工生产车间的输送的动力统，在车间起着非常重要的作用可以说泵的性能直接决定了生产的率出了各类泵的特点及选用要求。表5-14各类泵的特点及选用要求泵名称进料泵回流泵

特点流量稳定；一般扬程较高；泵入口一般为常温，但某些中间进料泵入口温度也可大于100℃；工作时不能停车；流量变动范围大，扬程较低；泵入口温度不高，一般为30~60℃；工作可靠性要求高；

选用要求一般选用离心泵；扬程很高时可考虑容积式泵或高速泵；备用率为100%；一般选用单级离心泵；泵的备用率为50%~100%；流量变动范围大（一般用液位控制流量）；一般选单级离心泵，流量较大；

流量大时可选用双吸泵；塔底泵

泵入口温度较高，一般大于100℃；选用低汽蚀余量泵，液体一般处于汽液两相态；并采用必要地灌注头；工作可靠性要求高；泵的备用率为100%；工作条件苛刻，一般有污垢沉淀；循环泵

流量稳定，扬程较低；介质种类繁多；

选用单级离心泵；按介质选用泵的型号和材料；泵的备用率为50%~100%；2.泵的计算以原料焦油泵为例：

2036.72

6.31式中：P泵出口阀后压力（由于阀后没有压力，忽略阀压降）2为泵入口阀前压力（由于阀后没有力表，忽略阀压降）0为泵送介质温度下的体积流量N为泵的有效功率。QpgHH

NQpg

13.9m泵的选取规格如表5-15。表5-15泵的选型

续表5-15

续表5-15

槽的由于石油化工行业中，绝大多数储的储存介质是易燃、易爆的。为保证储存安全，储存设计和施工必须格遵守国家的有关国家法规和标。平底立式圆通储罐应当遵守的有关国家规和行业标准主要如下：《石油化工立式圆筒形钢制焊接储设计规范》《立式圆筒形钢制焊接油罐施工及收规范》SH3406-1992《钢制焊接常压容器》JB/T4735-1997《石油化工钢制设备抗震设计规范SH3048-1993通过查阅资料可知，本次设计选用储罐材质为号钢。以原料焦油槽为例，焦油才槽中储三天，则Q58210

3则可以选择D=14m,H=14m的储槽三个；储槽的选择规格表。表5-16储槽的规格

5.5设一览表1.塔的规格表5-17塔的规格

/

2.泵的选型

表5-18泵的选型

标

格

续表5-18

标

格

续表5-18

标

格