年产120万吨焦化厂粗苯工段的设计

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中国矿业大学

本科生毕业设计

姓名：学号：

学院：

专业：

设计题目：年产120万吨焦化厂粗苯工段的设计专题：指导教师：职称：教授

2009年 5月徐州

中国矿业大学毕业设计任务书

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学院专业年级姓名

任务下达日期：

毕业设计日期：

毕业设计题目：年产120万吨焦化厂粗苯工段的设计

毕业设计专题题目：

毕业设计主要内容和要求：

要求：

（1）回收工艺论证；（2）主要设备计算和选型；（3）绘制带控制点工艺流程图、设备平面布置图、管道平面和立面布置图、绘制一张主要设备图（必须与自己的设备计算一致），用AutoCAD绘制；（4）编制设计说明书；（5）按2×60孔TJL5550D焦炉配套规模进行计算。

计算条件：

苯回收率： 1.0%

硫铵工段来煤气温度/饱和温度℃： 58/53 终冷温度：22℃

毕业设计工作计划

（1）3.1~3.8 设计基本知识培训（2）3.9~3.22现场实习收集资料（3）3.23~4.17工艺论证和计算（5）4.18~5.31绘制图纸

（6）6.1~6.15提交设计说明书和图纸

院长签字：指导教师签字：

中国矿业大学毕业设计指导教师评阅书

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指导教师评语（①基础理论及基本技能的掌握；②独立解决实际问题的

能力；③研究内容的理论依据和技术方法；④取得的主要成果及创新点；⑤工作态度及工作量；⑥总体评价及建议成绩；⑦存在问题；⑧是否同意答辩等）：

成绩：指导教师签字：年月

日中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 4 页共 90 页

中国矿业大学毕业设计评阅教师评阅书

评阅教师评语（①选题的意义；②基础理论及基本技能的掌握；③综合

运用所学知识解决实际问题的能力；③工作量的大小；④取得的主要成果及创新点；⑤写作的规范程度；⑥总体评价及建议成绩；⑦存在问题；⑧是否同意答辩等）：

成绩：评阅教师签字：年月

日中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 5 页共 90 页

中国矿业大学毕业设计答辩及综合成绩

答辩情况回答问题提出问题正确基本正确有一般性错误有原则性错误没有回答答辩委员会评语及建议成绩：答辩委员会主任签字：年月日学院领导小组综合评定成绩：学院领导小组负责人：年月日中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 6 页共 90 页

第一章绪论 .................................................................................................................... 1

1.1炼焦煤气中回收苯族烃的意义 ...................................................................... 1 1.2 粗苯的性质 ......................................................................................................... 1 1.3 设计任务书 ......................................................................................................... 2

1.3.1 设计题目：120万t/a焦化厂粗苯工段的工艺设计 ................................. 2 1.3.2 计算条件： .................................................................................................. 3 1.3.3 设计条件 ...................................................................................................... 3 1.3.4 设计要求 ...................................................................................................... 4

第二章工艺论证及确定 ............................................................................................. 6

2.1 煤气的终冷及除萘的方法及工艺选择 ........................................................ 6

2.1.1 煤气终冷和除萘工艺 .................................................................................. 7 2.1.2 煤气终冷和焦油洗萘工艺 .......................................................................... 8 2.1.3 油洗萘和煤气终冷工艺 .............................................................................. 9 2.1.4 横管终冷洗萘工艺 .................................................................................... 17

2.2 洗苯工艺……………………………………………………………………….11

2.2.1 用焦油洗油回收粗苯： ............................................................................ 19 2.2.2 石油洗油回收粗苯 .................................................................................... 20

第三章粗苯脱苯方法及工艺选择 .............................................. 错误!未定义书签。

3.1 蒸汽加热法生产一种苯工艺 ....................................................................... 22 3.2 管式炉加热富油脱苯 ..................................................................................... 16 第四章粗苯回收原理 .................................................................................................. 18

4.1 洗油吸收苯族烃的基本原理： ................................................................... 18

4.1.1 影响苯族烃吸收的因素 .......................................................................... 18 4.2 脱苯原理 ............................................................................................................ 27

4.2.1影响脱苯的因素 ......................................................................................... 28

第五章粗苯工段工艺的详述 .................................................................................. 29

5.1 工艺流程详述 ................................................................................................ 29

5.1.1 横管终冷洗萘工艺 .................................................................................... 29 5.1.2 洗苯工艺 .................................................................................................. 30 5.1.3 脱苯工艺 .................................................................................................. 30 5.2 操作规程及技术指标 ................................................................................... 24

5.2.1 终冷洗苯部分 ............................................................................................ 24 5.2.2 蒸馏脱苯部分 ............................................................................................ 25

第六章主要设备的工艺计算和选型 ....................................................................... 35

6.1 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型 ................................................... 35

6.1.1 计算依据 .................................................................................................... 35 6.1.2 计算过程 .................................................................................................. 28 6.1.3横管终冷洗萘塔的计算 ............................................................................. 37 6.2 洗苯塔的计算： .............................................................................................. 35 6.3 蒸馏脱苯部分设备计算和选型 ................................................................... 38

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6.3.1 计算依据： ................................................................................................ 38 6.3.2管式炉： ..................................................................................................... 47 6.3.3再生器计算 ................................................................................................. 45 6.3.4脱苯塔计算： ............................................................................................. 47 6.3.5分缩器的计算： ......................................................................................... 57 6.4 贫富油换热器的计算和选型： ................................................................... 58

6.4.1基础数据： ................................................................................................. 58 6.4.2热量衡算： ................................................................................................. 58 6.4.3换热器面积的确定： ................................................................................. 53 6.5 贫油冷却器的计算： ..................................................................................... 54 6.6 冷凝冷却器的计算： ..................................................................................... 55 6.7 管道计算 ......................................................................................................... 55

6.7.1煤气管径计算： ......................................................................................... 55 6.7.2贫油管路计算： ......................................................................................... 55 6.7.3富油管路计算： ......................................................................................... 55 6.7.4蒸汽管径的计算： ..................................................................................... 56 6.8 贫油泵的计算和选型 ..................................................................................... 56

6.8.1泵的压头计算： ......................................................................................... 56 6.8.2泵的轴功率： ............................................................................................. 57

第七章粗苯工段岗位定员及操作规程 ................................................................ 58

7.1操作岗位的确定及定员 ................................................................................. 58

7.1.1岗位的确定 ................................................................................................. 58 7.1.2岗位定员 ..................................................................................................... 59 7.2岗位操作规程 .................................................................................................... 59

7.2.1岗位操作 ..................................................................................................... 59 7.2.2洗涤部分开、停工操作 ............................................................................. 59 7.2.3蒸馏部分开、停工操作 ............................................................................. 67 7.2.4特殊操作 ..................................................................................................... 67 7.2.5不正常情况处理 ......................................................................................... 68

第八章非工艺部分 ....................................................................................................... 62

8.1 自动化仪表的要求 ....................................................................................... 62 8.2 防火防爆和采暖通风 ................................................................................... 65

8.2.1．防火防爆： .............................................................................................. 65 8.2.2．采暖通风： .............................................................................................. 65 8.3 供汽和给排水 .................................................................................................. 65

8.3.1．供汽： ...................................................................................................... 65 8.3.2．给排水： .................................................................................................. 72 8.4 检化验项目 ..................................................................................................... 66 8.5 电力土建 ..................................................................................................... 67 8.6 其他 .................................................................................................................. 67

第九章经济概算 ......................................................................................................... 75

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9.1编制说明 ............................................................................................................. 75 9.2经济概算 ............................................................................................................. 75 9.3经济分析 ............................................................................................................. 81 第十章设备及管道材料汇总 .................................................................................. 82

10.1设备一览表 ...................................................................................................... 82 10.2 图纸目录 ......................................................................................................... 84 10.3 管道明细表 .................................................................................................. 77 参考文献 ………………………………………………………………………………….83

第一章绪论

1.1炼焦煤气中回收苯族烃的意义

炼焦化学工业是煤炭综合利用的专业。煤在炼焦时除了有75%左右变成焦炭外，还有25%左右生成各种化学品及煤气，为了便于说明将煤炭炼焦时的产品如下：（单位：g/Nm2）

水煤汽250~450焦油汽80~120粗苯30~45氨8~1675%25%焦炭煤荒煤气硫化氢6~30其它硫化物(CS,噻吩等)2~2.52氰化物1.0~2.5萘8~12吡啶盐基0.4~0.6 由此看来，从荒煤气重粗苯的含量来看，回收苯三十分必要的。

焦炉煤气经脱苯出氨后进入粗苯工段，语词进行苯族烃回收并制取粗苯，目前我国焦化工业生产的苯类产品仍占很重要的地位。

1.2粗苯的性质

粗苯是多种芳烃族和和其它多种碳氢化合物组成的复杂混合物，粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等。此外，还含有一些不饱和化合物，硫化物及少量的酚类和吡啶碱类。在用洗油回收煤气中的苯族烃时，则尚有少量轻质馏分掺杂在其中。

粗苯是谈黄色的透明液体，比水轻，不溶于水。在贮存时，由于

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轻质不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶于粗苯使其着色并很快地变暗。在常温下，粗苯的比重是0.82～0.92kg/L。粗苯是易燃易爆物质，闪点12℃.粗苯蒸汽在空中的浓度达到1.4～7.5%（体积）范围内时，及形成爆炸性的混合物。

粗苯质量的好坏以实验室蒸馏时180℃前蒸馏出量的百分数来确定，粗苯的沸点范围是75～200℃，若180℃前溜出量越多，粗苯质量越好；若在180℃后的溜出物则为溶剂油。

粗苯易燃易爆，要求工段必须严禁烟火，并对电动机加以防爆。粗苯的组成取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在炭化室内热解程度，粗苯各组分的平均含量如下：组分苯甲苯二甲苯三甲苯和乙基甲苯不饱和化合物，其中：环戊二烯苯乙烯苯并呋喃茚二硫化碳噻吩饱合物分子式 C6H6 含量 55～75 11～22 2.5～6 1～2 备注 C6H5CH3 C6H5(CH)2 C6H5(CH)3 同分异构体及乙基苯同分异构体总和 C2H5C6H4CH37～12 C5H6 C8H6O 0.6～1.0 1.0～2.0 1.5～2.5 0.3～1.8 0.3～1.4 0.2～1.6 0.6～1.5 按硫计包括同系物 C6H5CHCH2 0.5～1.0 C9H8 CS2 硫化物，其中： C4H4S 为了满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油为了满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油应具有如下性能：

（1）常温下对苯族烃有良好的吸收能力，在加热时又能使粗苯很好的分

离出来；

（2）有足够的化学稳定性，即在长期使用中其吸收能力基本稳定；（3）在吸收操作温度下，不应析出固体沉淀物；（4）易与水分离，且不生成乳化物；

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（5）有较好的流动性，易于用泵抽送并能在填料上均匀分布。

1.3 设计任务书

1.3.1 设计题目：120万t/a焦化厂粗苯工段的工艺设计

要求：（1）回收工艺论证；（2）主要设备计算和选型；（3）绘制带控制点工艺流程图、设备平面布置图、管道平面和立面布置图、绘制一张主要设备图（必须与自己的设备计算一致），用AutoCAD绘制；（4）编制设计说明书；（5）按2×60孔TJL5550D焦炉配套规模进行计算。

TJL5550D型焦炉由化工部第二设计院设计，系双联火道、废气循环、

下喷、复热式侧装捣固煤饼焦炉。

焦炉主要结构尺寸：炭化室全长:15980mm 炭化室全高:5500mm 炭化室平均宽:500mm 炭化室中心距:1350mm

炭化室锥度:10 立火道中心距:480 立火道个数:32个燃烧室墙厚:100

煤饼尺寸(长×宽×高):15100/14900×450×5200 煤饼密度(干煤):0.95~1.0t/m3 炭化室一次装入干煤量:35.1t 焦炉周转时间:22.5h

1.3.2 计算条件：

苯回收率： 1.0%

硫铵工段来煤气温度/饱和温度℃： 58/53 终冷温度：22℃

1.3.3 设计条件

本设计在设计过程中，参考了徐州焦化厂的粗苯工段工艺。徐州的气象条件如下：

本地区属海洋性气候，具有大陆性气候的特点，常年主导风向为东风、东北风。

最大风速： 23.4m/s 最大平均风速： 19.3m/s

极端最高气温： 40.6℃（1927.6.11）

年平均气温： 14℃

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极端最低气温： -22.6℃

海拔高度： 43m 冬季采暖： -6℃ 冬季通风： -1℃ 夏季通风： 31℃

大气压力：冬季767mmHg 夏季751mmHg 最高地下水位： 1.25~1.75m 土壤耐压力(砂质黏土)： 12T/m2

地下水质对硅酸盐水泥混凝土无侵蚀作用。

1.3.4 设计要求

本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油经脱苯塔蒸馏，得到粗苯，粗苯产品的质量指标。

粗苯的质量指标（YB291-64）名称指标加工用粗苯外观比重（d204）馏程不大于3% 不小于93% 不小于91 黄色透明液体 0.871～0.900 溶剂用粗苯黄色透明液体不大于0.900 75℃前馏出量（容）% 180℃前馏出量（容）% 水分

焦油洗油质量指标（YB297-64）

名称室温（18～25℃）下目测无可见的溶解水指标中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 12 页共 90 页比重（d204）馏程 230℃前馏出量（容）% 300℃前馏出量（容）% 酚含量（容）% 奈含量（容）% 粘度（。E25）水分% 15℃结晶物 1.04～1.07 不大于3% 不大于90% 0.5 不大于13 不大于2 不大于1.0 无

综上合述：本设计为毕业设计，是集四年学习专业知识理论和实际中运用在生产过程中的的体现，目的在于通过这次设计学会综合运用所学的各种知识和技能，是一次比较全面的分析和解决工程问题的能力训练。是我们初步了解有关技术政策，学会查阅和综合运用各种文献资料，掌握使用有关工程技术的规定和准则，以及设计的方案的论证和确定，设计的计算能力，绘图和撰写说明书的能力，于此同时培养自己一个严肃的工作态度和掌握严密的工艺流程，为今后打下良好的工作基础

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第二章工艺论证及确定

一、影响粗苯回收率的因素

随着炼焦工艺的发展，化学产品的产率取决于炼焦过程的技术操作条件。影响粗苯的回收率的因素主要有三点：一、配煤性质和组成的影响

焦油的产率取决于配煤的挥发分高低和煤的变质程度。在一定范围内，苯族烃的产率随着煤料中的碳氢比（C/H）及挥发分的增加而增加。当配煤的挥发分V=20～30%时，可由下式求得产率Y（%）：=-1.6+0.14V-0.0016V2

二、温度对焦炉化学产品的影响

焦炉化学产品的组成会受到焦炉操作温度，压力和挥发物在反映空间停留时间的影响，也受到焦炉内生成的石墨，焦炭或焦炭灰分中某些成分的催化剂作用的影响，而最主要的影响因素是炉墙温度和炭化室空间温度。

增高炉墙温度将使焦油中苯族烃含量减少，而高温产物——萘、蔥沥青和游离碳的含量增加，比重变大，酚类及中性油类含量降低。炭化室顶部空间温度在整个炼焦过程中是有变化的，但其值不宜

超过800℃，炭化室顶部空间温度过高，则由于热解作用，焦油和粗苯的产率均将降低，高温化合水的产率增加，氨脂高温下由于进行逆反反应而部分分解，并和此热的焦炭作用生成氰化氢，氨氮产率也降低。三、焦炉内操作压力大影响

炭化室内压力的升高或降低都会造成化学产品的部分损失，故规定焦气管必须报一定的压力。

在实际生产中，粗苯工段的主要任务是完成煤气的终冷除萘、吸

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收苯族烃以及粗苯的脱出三项任务。下面分别介绍完成这三项任务的工艺及论证。

2.1 煤气的终冷及除萘的方法及工艺选择

在生产硫氨的回收工艺中，出饱和器进入粗苯工段的煤气温度通常为55℃左右，而回收苯族烃的适宜温度为25℃左右，因此在回收苯族烃之前煤气要进行冷却。在焦炉气冷却和部分水蒸汽冷凝的同时，尚有萘从煤气析出，因此煤气的最终冷却的同时应考虑到如何除萘。

目前我国焦化厂目前所采用的煤气终冷及除萘的工艺流程主要有三种即煤气终冷机械化除萘工艺；煤气终冷和焦油洗萘工艺；油洗萘和煤气终冷工艺；和横管终冷喷洒轻质焦油的新终冷除萘工艺。 2.1.1 煤气终冷和除萘工艺

煤气25℃22℃水煤气水水蒸汽萘萘32℃萘送焦油槽图2-1 煤气终冷和机械化除萘工艺流程

1-煤气终冷塔 2-机械化刮萘槽 3-萘扬液槽 4-终冷循环水5-凉水架 6-循环水冷却器

来自硫铵工段的煤气进入终冷塔内，与隔板眼淋下的冷却水密切接触，从55℃左右冷却到25℃左右。在煤气冷却的同时，煤气中一部分水蒸汽被冷凝，大部分萘析出并被水冲洗下来。煤气含萘量从2000~3000毫克/标m3降至800毫克/标m3左右，冷却后的煤气进入洗苯塔。

含萘的冷却水由塔底经水封管自流到机械化刮萘槽，水和萘在槽中分离后，水自流到冷水架被冷却至30~32℃，再用泵送经冷却器用低温水将其冷却到25℃后，回终冷塔循环使用。

在刮萘槽中积聚的萘，定期用水蒸汽间接熔化后流入萘扬液槽，再

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用水蒸汽压送到焦油槽和焦油氨水澄清槽。

该流程的优点是操作稳定，便于管理；缺点是出终冷塔煤气含萘量较高；水和萘不能充分分离，部分萘被水带到冷水架，增加清扫冷水架的次数；刮萘槽结构复杂而且笨重，基建费用较高。

2.1.2 煤气终冷和焦油洗萘工艺

煤气1去焦油车间焦油煤气从冷凝工段来焦油去凉水架热水627384445从凉水架来循环水低温水图2-2 煤气终冷和焦油洗萘工艺

1-煤气终冷塔 2-循环水泵 3-焦油循环泵 4-焦油槽 5-水澄清槽

6-液位调节器 7-循环水冷却器 8-焦油泵

煤气在终冷塔内的冷却过程同前所述。含萘冷却水从终冷塔底部流出，经液封管导入焦油洗萘器底部并向上流动。热焦油经伸入器内的分布器均匀喷洒在筛板上，通过筛板的孔眼向下流动，在与水封流接触过程中将水中萘萃取出来，可使出口煤气含萘量降到800毫克/标

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m3以下。洗萘后的焦油从焦油洗萘器下部排出，经液位调节器流入焦油槽。经过加热静止脱水，再送往焦油车间，送完焦油的容槽，再接受从冷凝鼓风工段来的新鲜焦油以备循环洗萘使用。

从洗萘器上部流出的水进入水澄清槽，分离出残余焦油后，自流到冷水架。分离出的焦油及浮在水面上的油类、萘等混合物自流到焦油槽。

上述两种工艺存在的共同特点是：在终冷塔内冷却煤气的同时，析出的萘须用水冲流，因而实际所需的冷却水量远大于热平衡所需的冷却水量，由于水量大，则更新循环水系统所排出的污水量相应增多。

2.1.3 油洗萘和煤气终冷工艺

20～30℃低温水17℃52℃35℃21535℃6含萘富油到粗苯富油槽从洗苯塔来富油3从饱和器来煤气4煤气到洗苯塔到凉水架热水85-90吨/时45℃89从凉水架来冷却水71011 图2-3 油洗萘和煤气终冷工艺流程

1-洗萘塔 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

从饱和器来的55~60℃煤气进入木格填料塔或洗萘塔，被由塔顶喷淋下来的富油洗涤。富油进塔温度比煤气高5~7℃，煤气含萘可由2000~2500毫克/标m3降到500~800毫克/标m3左右。从洗萘塔顶出来的煤气，温度约升高2℃，进入煤气终冷塔，被喷淋下来的冷却水冷却

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后至洗苯塔。

该流程所用的循环水量，仅为前两种煤气终冷流程用水一半，因而可以减少污水排放量。由于上述流程的油洗萘过程系在较高温度下进行，因而洗萘塔后煤气含萘量还较高，终冷塔排出的水有时有浮油。

2.1.4 横管终冷洗萘工艺

煤气热水1外来焦油冷水煤气2去焦油工段534 图2-4 轻质焦油终冷洗萘工艺流程

1-终冷塔 2-新焦油槽 3-溢流槽 4-焦油泵 5-循环泵

该工艺流程见图，煤气的终冷和除萘都在横管终冷塔进行，煤气从上部导入终冷洗萘塔，从终冷塔下部导出，而水从下往上与煤气逆流而行，且与煤气是间接接触，煤气中遇冷段内，冷却到24～26℃后进入吸收段的上部，循环喷洒轻质焦油除萘，净化后的煤气进入捕雾器除去其所夹带动焦油雾滴，捕雾后的煤气进入洗苯塔。

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为使循环轻质焦油中的萘含量保持稳定，在轻质焦油由泵送入循环槽的同时，从循环槽的压出管引出相同的数量的焦油连续送往机械化氨水澄清槽，在送往焦油车间处理。

横管终冷洗萘是冷却水和煤气间接接触，因而它有很多优点： 1. 设备小，操作简便，无污染，占地面积小，基建费用比较少 2. 冷却效果好，萘的脱除高，出口煤气约22℃，煤气含萘量大

约在350～450mg/Nm3

3. 无须用洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量，同时煤气中

毒萘直接转入焦油，减少萘的损失。

4. 由于煤气不直接与水接触，故没有含酚污水的处理，另外，由

于系统阻力小，风机电耗低。

这种工艺解决了前几种工艺流程中存在的废水多，含萘高的问题，它使煤气的含萘量可降到400毫克/标m3，因而该工艺有点突出，而且徐州地区具有丰富的低温地下水（18℃）因而本设计采用的就是这种工艺。

2.2 洗苯工艺

目前，国内焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃，经

过终冷的煤气温度降至25～27℃，然后进入洗苯塔回收苯族烃，回收方法大致分为下列三种： 1. 洗油吸收法

用洗油在洗涤塔中回收煤气中毒苯族烃，再将吸收了苯族烃的洗油（富油）送入脱笨蒸馏装置中，以提取粗苯，脱笨后的洗油（贫油）经过冷却后，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吸收法，加压吸收法可以强化生产过程，适用于煤气远距离输送或用作合成氨厂原料的情况下采用。 2. 吸附法：

使煤气通过具有微孔组织比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，直至达到接近饱和状态，然后用水蒸气直接进行解析，即得粗苯。

用活性炭做吸附剂，可将煤气的苯族烃完全媳妇下来但此法要求煤气净化的程度较高，加之吸附剂价格昂贵，因此在工业上应用受到一定的限制，而多用于煤气苯族烃的定量分析。 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，此法比吸收

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法所得到的粗苯质量好，但煤气的压缩及冷冻过程复杂，阻力消耗大，设备材质要求高。

目前国内焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃，油吸收法可分为焦油洗油吸收法和石油吸收法，洗油质量的要求：焦油洗油的指标见绪言表2，

石油洗油质量指标表 2 - 1 名称比重（20℃）粘度（。E50）蒸馏实验初溜点，℃ 350℃前馏出量，% 凝固点℃ 含水量℃ 固体杂质质量指标不大于0.89 不大于1.5 不小于265 不小于95 小于10 不大于0.2 无 2.2.1 用焦油洗油回收粗苯：

用洗油回收煤气中的粗苯的方法，所用的洗苯塔有多种型式，

但工艺流程基本一样。用塑料花环填料塔的工艺流程见图2-1。

煤气14贫油3热水冷水2去分缩器图2-1 洗苯工艺流程图

1-填料洗苯塔 2-富油泵 3-贫油中间槽 4-贫油冷却器

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煤气经最终冷却到25~27℃后，进入洗苯塔。塔前的煤气含粗苯 32~40克/标m3，塔后的煤气中含粗苯低于2克/标m3。

从脱苯工序来的贫油，含苯0.2~0.4%，进入贫油槽，用贫油泵进入洗苯塔顶部，从塔顶喷淋而下，含苯量增至2.5%左右。用富油泵将富油从塔底抽出，送往脱苯工序。脱苯后的贫油送回贫油槽循环使用。

本设计所选用的就是这种工艺流程，但洗苯塔有多种形式，选择合适的塔型是值得研究的。

用洗油回收煤气中的粗苯的方法，所用的洗苯塔有多种形式，但工艺流程基本一样，用塑料花环调料塔回收粗苯的工艺流程见图2-2。去分缩器煤气 2 热水 1 图2 -2 塑料花环填料塔回收粗苯的工艺流程图

1-富油泵 2-塑料花环洗苯塔 3-贫油槽 4 –贫油冷却器 5—贫油槽

的洗油经U 型管流入该槽，U型管内有一定的液位，足以封位煤气，阻止它进入油槽从放散管溢出。

洗苯塔喷头上方设置捕雾器，以捕集的油滴，减少洗油损失，塔顶还有一个喷口，以清洗捕雾层。 2.2.2 石油洗油回收粗苯

用石油洗油回收粗苯的工艺流程与用焦油洗油回收的一样，只是在设计贫油槽时，须考虑，经常排油渣和生成腐蚀物。

目前国内使用的是有洗油为轻柴油，与焦油洗油比较，耗量低，

油水分离容易，具有较高的稳定性，长期使用后其物理化学性质几

煤气3 5 4 冷水洗苯塔底部为洗油接受槽，用钢板与煤气部分隔开，从塔顶下来

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乎不变，此外，石油洗油吸萘的能力强，一般塔后煤气含萘量可低于150mg/Nm3.

石油洗油的缺点是洗苯能力较低，富油含苯量为1.2～0.3%，故循环洗油量每吨（180℃前粗苯为65m3）和脱笨的耗气量较多，此外，在洗苯过程生成难溶的油渣，容易堵塞换热设备，含油渣的洗油和水容易形成乳蚀液，影响正常操作，所以洗油含渣量不宜大于20mg/ρ.另外焦化厂使用石油洗油需外购，因此多数焦化厂采用焦油洗油。

为了满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油具有如下性能： 1) 常温下对苯族烃有良好的吸收能力，在加热时又能使粗苯很好

的分离出来。

2) 有足够的化学稳定性，即在长期使用中吸收能力基本稳定。 3) 在吸收操作温度下不应析出固体沉淀物。 4) 易于水分离，且不能生成乳蚀物。

5) 有较好的流动性，易于用泵抽送并能在调料上均匀分布。由于石油洗苯工艺流程缺点较多，蛇别选型上存在难题，故一般不采用它，而多采用第一种工艺流程。本设计就采用焦油洗油回收粗苯工艺。

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第三章粗苯脱苯方法及工艺选择

由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱笨。脱苯工艺与很多种，我国焦化厂均采用水蒸气蒸馏法脱苯。安装粗苯产品可以分为生产一种苯工艺和生产两种苯工艺，按照富油的加热方式可以分为蒸汽加热法和管式炉加热法。下面就蒸汽加热生产一种苯工艺和管式炉加热法生产一种苯工艺分别进行介绍。

3.1 蒸汽加热法生产一种苯工艺

9冷水10热水从洗涤工序来的富油冷水117中压汽6812153冷却水贫油至洗涤工序4直接蒸汽分缩油至富油泵前管道21蒸汽51314粗苯直接蒸汽残渣中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 23 页共 90 页

图2-6 生产一种苯的工艺流程（蒸汽加热富油脱苯）

1-贫油冷却器 2-贫富油换热器 3-预热器 4-再生器 5-热贫油槽 6-脱苯塔 7-重分缩油分离器 8-轻分缩油分离器 9-分凝器 10-冷凝冷却器

11-粗苯分离器 12-控制分离器 13-粗苯槽 14-残渣槽 15-控制分离器

本设计采用生产一种苯工艺，用直接蒸汽蒸馏的方法脱苯，现将各种工艺流程及选用的设备介绍如下：

由洗涤（洗苯）工序来的富油，在分离器下面的三个中，被脱苯塔来的蒸汽加热至70～80℃，然后进入贫富油换热器，被来自脱苯塔底的温度为130～140℃的热贫油加热至90～100℃，最后在富油预热器中用大于8kgf/cm2的间接蒸汽加热到135～145℃，在从脱苯塔的第十二层塔板进入塔内。

富油在塔内逐板向下溢流，在由塔底进入的直接蒸汽的蒸吹作用下，富油中绝大部分粗苯，洗油部分轻质馏分及萘，从洗油中蒸出来并同一定量的水蒸气从塔顶逸出.

温度比富油的预热温度约1～2℃的油气和水汽混合物，进入分缩器顶上一格用冷水冷却，从而使大部分洗油气和水汽冷凝下来，从分缩器顶部逸出的即为粗苯蒸汽。为得到合格粗苯产品，可用冷却水量控制分缩器顶部蒸汽温度，使其在86～89℃的范围内。

由分缩器顶部逸出的粗苯蒸汽进入蒸汽冷凝冷却器，在此用冷水冷凝冷却到25～30℃，再经粗苯分离器将水分出后即进入粗苯贮槽，并定期用产品泵送往精制车间或出售。

进入分缩器的油气和水汽混合物，在分缩器底部两个所形成的冷凝液实施油气中的重馏分，即重分缩油。轻重分缩油分别进分缩器，在与分水分离后兑入富油中并一起送往脱苯塔。

在三个油水分离器，排出的分离水均进入控制分离器进一步分离，

以减少洗油的损失。

从脱苯塔底排出的贫油温度比富油的预热温度约低3～5℃（130～140℃）热贫油子流入贫富有换热器，与富油换热并被冷却至110～120℃后，在回到脱苯塔底的热贫油槽中，在此用用热贫油泵送到喷淋式贫油冷却器，冷却至25～30℃后，在送往洗苯塔循环喷洒。

由于洗油在循环使用的过程中质量会变坏，为保持循环洗油的质量，将循环油量的1～1.5%有富油入塔前的管路或脱苯塔加料板以下的一块塔板处引入洗油再生器，洗油被10～12kgf/cm2的间接蒸汽加热至160～180℃，并用过热直接蒸汽直接蒸吹，从再生器顶部蒸吹出来的

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温度，留在再生器底部的高沸点聚合物及油渣称为残渣。可以靠设备内地蒸汽压力间歇地或连续地排至残渣油槽。从再生器排出的残渣油，300℃前的馏出量要求低于40%，若馏出量过高会大大增加洗油耗量。

洗油再生器操作之好坏，还对洗油耗量有较大的影响，在洗苯塔后煤气中所夹带的洗油较少分离良好的情况下，如洗油再生器操作正常，则生产每吨180℃前的粗苯的焦油洗油约为50kg,石油洗油的耗量较高，约为,50～100kg.(故此设计采用焦油洗油)

3.2 管式炉加热富油脱苯分离水该工艺与蒸汽法脱笨工艺相同，唯一的区别在于富油经贫富油换6热水蒸汽5热器后，不是用蒸汽加热而是用管式炉加热至180～200℃后，在进入脱苯塔。 723分离水间接气5煤气蒸汽418冷水141215136贫油2热水11煤气富油贫油热水11富油冷水3间接气7残渣14蒸油热水分离水冷水1049118816171912粗苯201315冷水109残渣蒸油分离水粗苯1816191720

图2-5生产一种苯的工艺流程（管式炉加热富油脱苯）

1-脱水塔 2-管式炉3-再生器4-脱苯塔5-脱苯塔油水分离器6-油气换热器 7-冷凝冷却器8-富油泵9-贫富有换热器10-贫油泵11-贫油冷却器 12-粗苯分离器13-回流槽14-控制分离器15会流泵16-粗苯槽17-萘油槽 18-残油槽19-粗苯产品回收泵20-萘油泵21-残油泵

管式炉加热的富油脱苯工艺，因富油的加热温度高，同蒸汽法脱

苯比较具有以下优点：

1. 富油在管式炉内加热至180℃左右，脱苯程度高，贫油中粗苯含

量可降至0.1%左右，从而使粗苯的塔后损失减小，粗苯的回收率可高达95～97%

2. 蒸汽耗量低，没生产一顿180℃前的粗苯好蒸汽约1～1.05吨且

不受蒸汽压力波动的影响，操作稳定。

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3. 酚水含量少，蒸汽法脱苯，每吨180℃前粗苯要产生3～4吨工业酚水，而管式炉法只产生1.05吨以下的酚水。

4. 设备费用低，蒸汽耗量显著降低，大大缩小罗冷凝冷却和蒸馏设

备的尺寸，从而使设备费用大为降低。

因此，本设计选用管式炉加热法生产一种苯工艺。

第四章粗苯回收原理

4.1 洗油吸收苯族烃的基本原理：

用洗油吸收煤气中的粗苯烃是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿定律，当煤气中苯族烃的分呀大于洗油液面上苯族烃的平衡蒸汽压时，煤气中苯族烃即被洗油吸收，二者差值越大，则洗收过程进行的越容易，吸收速率也越快。

目前，吸收过程的机理仍建立在被吸收组分经稳定的界面薄膜扩散传递的概念上，即液相与气相之间有相界面，假定在相界面的两侧，分别存着不呈湍流的薄膜，在气相侧的称为气膜，在液相侧的成为液膜，扩散过程的阻力及等于气膜和液膜的阻力之和。

吸收系数大小取决于所采用的吸收剂的形式，填料內型与规格及吸收段过程进行条件（温度，气相和液相流速等）显然，这些因素吸收速率均匀影响。

4.1.1 影响苯族烃吸收的因素

煤气中毒苯族烃在洗苯塔内被吸收的程度称为吸收率，吸收率的大小取决于以下因素，煤气和洗油中的苯族烃的含量;煤气流速及压力；洗油循环量及其分子量，吸收温度，洗苯塔结构，对填料塔则为填料表面积及特性等。分述如下： 1、吸收温度：

吸收温度是指洗苯塔内气液两相接触面积的平均温度，它取决于煤气和洗油的温度，也受大气温度的影响。吸收温度是通过吸收系

数和吸收推动力的变化而影响吸收率的，提高的吸收温度，可使吸

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收系数与一定增加，但不显著，而吸收推动力却显著减小。对于洗油吸收煤气中毒苯族烃来说，洗油分子量及煤气总压的破洞很小，可视为常数，而粗苯的蒸汽压是随温度的变化而变化，温度升高，粗苯的蒸汽压力也升高，当煤气中的苯族烃的含量一定时，温度愈低，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈高；而当提高温度时，洗油中与其呈平衡的粗苯含量则有较大的降低。当入塔贫油含量一定时，洗油液面上苯族烃的蒸汽压随吸收温度升高而增大，吸收推动力则随之减小，致使洗苯后煤气中的苯族烃含量（塔后损失）增粗苯的回收率降低。

因此，吸收温度不宜过高，但也并非越低越好，在低于15℃时洗苯油粘度将显著增加，使洗油输送及其他内均匀分布和自由流动均发生困难，当洗油温度低于10℃时，还可能从油中析出固体沉淀物。因此适宜的吸收温度约25℃，实际操作波动于25～30℃之间。

另外，操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中毒水汽冷凝进入洗油中，一般规定，洗油温度在夏季比煤气温度高2℃左右，冬季搞4℃左右。

为了保证吸收温度，煤气进洗苯塔前，应在终冷期内冷却至20～28℃，循环油冷却至小于30℃. 2、洗油的分子量及循环量的影响

当其他条件一定时，洗油的分子量变小，将使洗油中粗苯含量变大，及吸收得愈好，同类油剂的吸收能力与其分子量成反比。吸收剂与溶质的分子量愈接近，则吸收得愈完全。在回收等量粗苯的情况下，如洗油循环量也可以相应地减少。

但洗油的分子量不宜过小，否则洗油中吸收过程中损失较大，并且脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。

增加循环油量可降低洗油中粗苯的含量，增加气液间的吸收推动力，从而可以提高粗苯的回收推动力。提高回收率，但循环洗油量不宜过大，以免过多增大电、蒸汽的耗量和冷却水用量。

在塔后煤气含苯量一定的情况下，随着吸收温度的升高，则需要的循环洗油量随之增加。 3、贫油含苯量的影响：

贫油含苯量是决定塔后煤气汗苯族烃量的主要因素之一，当其它条件一定时，入塔贫油中的含苯量越高，则塔后损失愈大，按现行规定，塔后煤气中粗苯含量不大于2g/Nm3.为是塔后损失不大于

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2g/Nm3,设贫油中的粗苯含量为2.2%，为了维持一定的吸收推动力，2.2%应除以平衡偏移系数n，一般n=1.1～1.2.若取n=1.15,则允许贫油含苯量为c1=(2.2/1.5)%=1.92%<2%.实际上，由于贫油中粗苯的组成中苯和甲苯的含量少，绝大部分分为二甲苯和溶剂油，其蒸汽压仅相当于统一温度下煤气中汗苯族烃蒸汽压的20～30%，故实际贫油含苯量可达到0.4～0.6%，此时仍能保证塔后煤气含粗苯量子2g/Nm3以下。如何一步降低贫油中的粗苯含量，虽然有助于降低塔后损失，但将增加脱苯蒸馏时代蒸汽耗量，使粗苯产品的180℃前馏出率减少，并且是洗油含量增加。

近年来，国外一些焦化厂，塔后煤气含粗苯量控制在4g/Nm3左右，甚至更好，这一指标对大型焦化厂的粗苯回收是经济合理的。另外，从一般粗苯粗苯和回炉煤气中分离出来的苯族烃的性质可以看出，由回炉煤气中得到的苯族烃，硫含量比粗苯高3.5倍，不饱和化合物的含量高1.1倍，由于这些物质很容易聚合，故会增加粗苯的回收和精致难度，因此，塔后煤气含苯量控制高一些也合理。 4、吸收表面积的影响

为使洗油充分吸收煤气中毒苯族烃，必须使气液两相之间有足够的接粗面积（即吸收面积）。填料塔的吸收面积即为塔内填料表面积，调料表面积愈大，则煤气与洗油接触时间愈长，回收过程进行的愈完全。适当的吸收面积即能保证一定的粗苯回收率，又使设备费和操作费经济合理。

5、煤气压力与流速的影响：

当增大煤气诶压力时，扩散系数Dg将随之减少，因而是吸收系数与所降低。但随着压力的增加，煤气中的苯族烃分压将成比例地增加，使吸收推动力显著增加，因而，吸收速率也将增加。煤气速度的增大也可提高吸收系数，并且可以提高气液相接触的涡流程度和提高洗苯塔的生产能力，所以，加大煤气速度可以强化吸收过程，但煤气速度太大时，容易使洗苯塔阻力和雾沫夹带量急剧增加。

4.2 脱苯原理

脱苯原理实际上是精馏原理，由挥发度不同的组分的混合液中精馏塔内多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离几乎纯态的组分的过程，在精馏过程中，当加热互不相容的液体混合物时，如果塔内的总压力等于个混合组分的饱和蒸汽分压之和时，液体开始沸腾，

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但从富油中蒸出粗苯，达到过苯蒸出粗苯，达到脱苯原理时，必将富油加热到250～300℃，这实际上是不可行的。

为了降低蒸馏温度采用水蒸气法蒸馏。这样，在脱苯过程中通入大量的直接水蒸气，当塔内总压力的为一定值时，若气相中水蒸气所占的分压愈高，则粗苯和洗油的蒸汽分压就愈低，这样就可以在较低的温度下（远低于250～300℃），将粗苯完全地从洗油中蒸馏出来。

由此可见，脱苯操作时直接蒸汽用量，对蒸馏过程有着重要影响。下面就脱苯蒸馏中的蒸汽耗量进行几点讨论：

1) 放贫油含苯量一定时，直接蒸汽的耗量是随着洗油预热，温度的升

高而减少，一般在富油预热温度从140℃提高到180℃时，直接蒸汽耗量可降低一半以上。

2) 提高直接蒸汽的过热温度，可降低其耗用量。

3) 当富油中粗苯含量较高时，在一定的预热温度下，由于粗苯的蒸汽

分压较高，对于蒸出每吨180℃之前的粗苯，可以减少直接蒸汽耗用量。 4) 在其他田间一定时，蒸汽的耗用量是随塔内总压倒提高而增加的，

否则若要达到所需求的脱苯程度时，塔内温度必然要搞。

4.2.1影响脱苯的因素

脱苯塔内地脱出率取决于一下因素： 1、在塔底油温下各组分的蒸汽压：

若富油的如热温度高，塔底贫油温度相应也高，贫油中各组分的蒸汽压变大，故馏出率也增加。但因本的挥发度较大，在较低温度下几乎全部蒸出，所以富油预热温度对苯的馏出率影响很小，而

对其它组分的影响则很大。如甲苯的回收率随着预热温度的提高而相应提高。

2、塔内操作压力：

提高塔内的操作压力时，各组分的馏出率会相应减小，但同样对苯的影响小。

3、加料板一下的塔盘：

显然，当增加加料板一下的塔盘层数时，各族分到馏出率相应增加，尤其是对甲苯和二甲苯等影响较大。 4、直接蒸汽量：

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蒸汽耗量增加，增大了蒸汽分压，相应增加各组分的馏出率，但蒸汽耗量过分增加：一是给油水分离带来负担，二是冷却水量增加，三是蒸汽耗量大了不经济。因此，直接蒸汽的多少应以及能保证脱苯顺利进行，又保证经济合理为标准。

第五章粗苯工段工艺的详述

5.1 工艺流程详述

5.1.1 横管终冷洗萘工艺

煤气热水1外来焦油冷水煤气2去焦油工段534 图4-1 轻质焦油终冷洗萘工艺流程

1-终冷塔 2-新焦油槽 3-溢流槽 4-焦油泵 5-循环泵

进入煤气粗苯回收工段的煤气，温度为55℃左右，从终冷塔顶进

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入，在被横管内冷却水冷却到25℃左右的同时，煤气中的萘也被从轻质焦油循环槽来的连续喷洒的轻焦油溶解吸收。脱萘至0.45g/Nm3以下，然后从塔底排出，经旋风捕雾器除去大部分夹带的焦油，凝结水雾，在进入煤气总管，去洗苯塔。

吸收萘后的轻焦油，经U型管自流入塔底循环油槽，再用轻质焦油泵从塔底抽出，到塔顶和塔中段分两段喷洒，循环至一定含萘量后，用焦油泵从槽底抽出送到焦油工段处理，同时补充新焦油。

18℃的低温水自下而上经过串联的各管箱中横管，与煤气逆流简介接触，与煤气塔内循环油间接换热升温后，从塔上部排出，各横管均有一定的斜度（纵向错开半个管箱高度）便于含萘焦油下流，避免粘附于管壁上形成热阻。

5.1.2 洗苯工艺

煤气 2 去分缩器热水煤气 3 1 4 5 冷水图4 -2 塑料花环填料塔回收粗苯的工艺流程图

1-富油泵 2-塑料花环洗苯塔 3-贫油槽 4 –贫油冷却器5—贫油槽

从终冷器来的均为25℃的煤气，含苯族烃为25～40g/Nm3从洗苯塔进去出塔煤气含苯低于2g/Nm3.

从脱苯工序来的30℃左右，含苯0.2～0.4%的贫油被贫油泵送至洗苯塔定喷洒，含苯量增至2.5%左右，从塔底经U型管导入塔下油槽，再用富油泵从中抽刀脱苯工序去脱苯，脱苯后的贫油循环使用。

当油槽液位降低时，从流油槽内用贫油泵抽取新洗油槽内之新洗油补充，以确保塔下油槽内一定的液位。 5.1.3 脱苯工艺

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分离水蒸汽256热水71815冷水14煤气贫油热水11富油3间接气41213冷水109残渣蒸油分离水粗苯1816191720图4-3生产一种苯的工艺流程（管式炉加热富油脱苯）

1-脱水塔 2-管式炉 3-再生器 4-脱苯塔 5-脱苯塔油水分离器 6-油气换热器 7-冷凝冷却器 8-富油泵 9-贫富有换热器 10-贫油泵 11-贫油冷却器 12-粗苯分离器 13-回流槽 14-控制分离器 15会流泵 16-粗苯槽 17-萘油槽18-残油槽 19-粗苯产品回收泵 20-萘油泵 21-残油泵

从洗涤工序来的富油经分缩器，在分缩器下面三格中与从脱苯苯塔顶来的7油气混合物换热升温至70～80℃进入贫富油换热器，被从脱苯塔底来的热贫油加热至130～140℃然后到管式炉加热升温至180～190℃从低14块塔板进入脱苯塔，在过热蒸汽的蒸吹作用下脱苯。

与富油换热后的贫油如脱苯塔下热贫油槽，再用贫油泵抽至贫油冷却器冷却后到洗苯塔去洗苯。

从脱苯塔顶出来的油气混合气进去分缩器，冷凝出轻重分缩油后进入冷凝冷却器，粗苯蒸汽冷凝冷却为粗苯液体，粗苯进入粗苯油水分离器，与水分离后进入粗苯贮槽。

轻重分缩油分别进入轻、重分缩油水分离器，与水分离后送入地下槽，与富油混合后送去脱苯。

将分离出的水送入空竹分离器进一步分离，油进地下槽，水送去酚水架。

再生器底部温度应保持在190～200℃，脱苯用蒸汽应过热到400℃以保证再生器出口气体温度高于脱苯塔底部温度，再生器的油渣定期排入残渣槽。

5.2 操作规程及技术指标

5.2.1 终冷洗苯部分

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（一）开、停工操作：

1、开工

① 检查所有阀门是否符合开工要求，联系水电煤气，水蒸气做好煤气进工段准备。

② 终冷塔油封加满油，洗苯塔油封加满油；

③用蒸汽清扫终冷塔，洗苯塔旁通观众的空气，到放散管冒气泡为止，然后同煤气干蒸汽，直至做爆发试验合格为止在关放散管通煤气；

④ 开终冷塔放散管，开中期赶空气，到放散管冒气泡为止，然后同煤气赶蒸汽，直至做爆发试验合格为止，慢慢关闭放散管同时卡开终冷塔出口阀门，然后关闭旁通阀门，注意煤气压力，变化，使之全部通过终冷塔。

⑤ 洗苯塔用同样方法赶空气，同煤气。

⑥ 待洗苯塔温度降至40℃以下，启动贫油泵，使塔底具有一定油位。 2、停工

① 先停富油泵再停贫油泵若油槽需清扫，先将油放入地下槽，再开人孔；若塔体检修，则先开煤气旁通阀，再关煤气进入阀，再开塔放散管，用蒸汽赶尽塔内煤气。

② 设备用蒸汽清扫后，不应关死放散管，以保证空气可进入设备，否则设备内地水蒸汽冷凝后，会造成塔内负压。（二）技术指标

1、煤气出终冷塔温度25℃左右； 2、l冷却水出口温度不大于37℃ 3、终冷塔和洗苯塔阻力<400mmH2O;

4、洗油入洗苯塔温度20～35℃，应较煤气温度高2～7℃； 5、贫油含苯<0.2%,含水<1%;富油含苯>2%,含水<1%. 5.2.2 蒸馏脱苯部分

（一）开、停工操作 1、开工

1) 检查蒸馏系统阀门是否符合要求，所以的油水分离器加水至轻、

重馏分进口管一下;

2) 脱苯塔通入蒸汽，清扫蒸馏系统的管道，检查了解情况，扫完

后直接蒸汽；

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3) 一切正常后，带洗苯塔底蕴一定油位时，开富油泵，富油经分缩器，贫富油交换器，脱苯塔，贫油冷却器进行循环；

4) 开再生器进油阀，再生器进油1/3时，开通预热器简介蒸汽加

热待再生器底部油温达115℃时，慢慢开再生器直接蒸汽，维持一定液位，开贫油冷却器的冷却水，分缩器苯蒸汽出口我呢度达90℃，开冷却水加以调节，然后检查各处情况，发现问题及时解决。 2、停工

1) 管再生器进油阀，关贫油冷却器水阀； 2) 先关再生器直接蒸汽，在关间接蒸汽。

3) 分缩器出口温度降至80℃，以下，停富油；

4) 慢慢管分缩器冷却水，慢慢关小冷凝冷却器冷却水，待物粗

苯流出时，关闭冷却水阀。

5) 将各设备和管道的液体放净，并开蒸汽清扫，开放散管，取

塔内气体分析合格后，方可动工检修。

（二）技术指标：

1. 再生器压力维持在0.2～0.22kgf/cm2,不大于0.3 kgf/cm2，底部温度150～170℃。

2. 分缩器出口温度90±2℃。

3. 管式炉出口富油温度180～200℃，阻力< kgf/cm2 4. 冷凝冷却器苯出口温度25～30℃ 5. 洗油消耗量每吨粗苯不大于110kg. （三）岗位操作

1. 检查各处的温度，压力，及时调整符合要求，各设备定期清扫。 2. 经常检查各油泵，马达等是否稳定正常，及时发现问题及时调

3. 4. 5. 6. 7.

整，逢早班对运转设备加一次油。每班取贫油样，逢夜班加取富油油样。

补充新洗油时，开新油槽出口阀，在关贫油槽出口阀，补充完后，阀门恢复原状，一般在放出再生器残渣后进行。经常检查油水分离器的情况，做到油不带水，水不带油。按班记录上班的粗苯的产量。

按时取粗苯试样进行分析，并根据质量分析结果，及时调整再生器液位或分缩器水量。

（四）特殊操作。

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1. 突然停电

迅速切断电源，关闭各设备直、间蒸汽，查明停电原因，及时处理，检查贫油槽液位和地下防空槽以防跑油。 2. 突然停汽

先停管式炉煤气，采用冷料运转，停再生器，关闭总蒸汽阀门，在关闭直接、间接蒸汽阀门；减少冷却水，待无产品时再停水，检查各油槽液位，准备停富油泵，将各油水分离出口阀关闭。 3. 突然停水

先停管式炉，关煤气，短时间停水冷料运转，关闭再生器蒸汽和进油阀门，分缩器，冷凝冷却器用循环水。 4. 液位

关小直接蒸汽，关小管式炉煤气量，分析原因，采取处理措施；原因直接蒸汽突然增大富油带水富油循环量过大贫油系统不畅通处理方法减少直接蒸汽量检查富油质量减少循环量检查贫油系统 5. 洗油煤气管道

一般为热贫油温度高造成，应迅速调节冷却水。

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第六章主要设备的工艺计算和选型

设备的选型和计算是根据前述的粗苯工段工艺流程中提出的要求进行的。计算过程中对一些参数的选择，要求考虑实际操作，选型要求考虑实际操作需要外，还需考虑设备的型号是否为国内大量生产的系列，以便检修和更换零件。另外，该工段大部分是定型设备计算只能作为选择的参考。并且计算过程中选择了许多设计定额中的数据。

6.1 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型

6.1.1 计算依据

煤气量 320 Nm3/t煤煤气密度 0.454 kg/Nm3 H2S产率 (占装煤量) 0.2 % H2S密度 1.518 kg/Nm3 粗苯的回收率(占装煤量) 1.1 %

3洗苯塔后煤气含苯 2 g/Nm 粗苯蒸汽密度 3.667 kg/Nm3 煤气量 45000 Nm3/h 煤气温度

硫铵工段来的煤气温度 58 ℃ 饱和温度 52 ℃ 终冷温度 22 ℃

6.1.2 计算过程 1) 煤气流量

装炉干煤量

G煤= nNV炭化室干煤/ = 26035.1/22.5 = 187.2 t/h

式中

n ——炉组焦炉个数

N ——炭化室孔数

35.1——单孔装煤量，即V炭化室干煤，m3  ——焦炉周转时间,h

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干煤气量

V煤气G煤煤气

= 187.2×320

= 59904 Nm3/h

G煤气= 59904×0.454 = 27196.416Kg/h

2) 煤气中含H2S量

GH2SG煤H2S产率

= 187.2×1000×0.2% = 374.4 kg/h

VH2S = GH2S/H2S

= 374.4/1.518

= 246.64Nm3/h

3) 煤气中粗苯含量

G粗笨 = G煤×粗苯的回收率+ V煤气×塔后煤气含苯量

= 187.2×1000×1.1%＋59904×0.002

= 2179.008 kg/h

V粗笨= G粗笨/粗笨 = 2179.008/3.667 = 594.22Nm3/h

上述三种气体流量之和

V总V煤气VH2SV粗苯

= 59904+246.64+594.22 = 60744.86 Nm3/h

4) 塔前煤气中水蒸气量（G塔前kg/h和V塔前Nm3/h）塔前煤气温度T1 = 58℃，煤气露点T01 = 53℃

露点下的水蒸汽压力 P01 = 13582 Pa 煤气绝对总压力 = 大气压＋煤气总压（表）

= 101300+10000 = 111300 Pa V塔前P01/(PP01)

= 60744.8613582/11130013582 = 8504.28Nm3/h G塔前 = V塔前18/22.4

= 8504.28×18/22.4

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 37 页共 90 页

= 6803.42 Kg/h

5) 塔后煤气中水蒸汽量（G塔后kg/h和V塔后Nm3/h）塔后煤气温度T2= 22℃ 露点T02= 22℃ 露点下水蒸汽压力P02 = 2638 Pa 塔后煤气绝对总压力:

P2 = 大气压＋塔后煤气压力

= 101300+8500

= 109800Pa V塔后P02/(P2P02) = 60744.86×2638/(109800-2638) = 1214.90Nm3/h

G塔后= V塔后×18/22.4

= 1214.90×18/22.4 = 976.26 Kg/h

6.1.3横管终冷洗萘塔的计算

(一) 热量衡算

1. 带入热量Q入

（1）干煤气带入热量

q1 = V煤气×干煤气在58℃下的焓

= 59904×87.42 = 5236807.68 KJ/h （2）H2S带入热量

q2= GH2S×H2S在塔前温度下的比热×塔前温度

= 374.4×0.9902×58 = 21502.39 KJ/h

(3) 粗苯带入热量：

q3 = G粗笨× I KJ/h I = 4.18×(103＋ct) 式中

c = (20.7＋0.026t)/M Kcal/(kg℃) M——粗苯平均分子量，可取为82.2 t——煤气塔前温度，℃

则c = (20.7＋0.026×58)/82.2

= 0.27 Kcal/kg℃

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 38 页共 90 页

I = 4.18×(103＋0.27×58)

= 496.00 KJ/kg q3 = G粗笨× I

= 2179.008×496.00 = 1080785.35 KJ/h

(4) 水蒸气带入热量：

q4= G塔前×水蒸气塔前温度下的焓 = 6803.42×2600.54 = 17692565.85 KJ/h

故带入热量为：

Q入q1q2q3q4

=5236807.68+21502.39+1080785.35+17692565.85 = 24031661.27 KJ/h

2. 带出热量Q出：（1）干煤气带出热量

q1 = V煤气×干煤气在22℃下的焓

= 59904×33.16 = 1986416.64 KJ/h

式中 33.16——22℃下干煤气的焓， KJ/h

（2）H2S带出热量：

 = GH2S×H2S在塔后温度下的比热×塔后温度 q2 = 374.4×0.9889×22 = 8145.37 KJ/h

（3）粗苯带出热量：

 = G粗笨×i ，KJ/h q3i = 4.18×(103＋tc)

式中 c =（20.7+0.026t）/M,kcal/(kg℃)

M——粗苯平均分子量，可取为82.2 t——煤气塔后温度℃

c = (20.7＋0.026×22)/82.2 = 0.259 kcal/(kg.℃) i = 4.18×(103＋0.259×22) = 454.36 KJ/kg

故粗苯产品带出热量

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 39 页共 90 页

 = 2179.008×454.36 q3 = 990054.07 KJ/h

（4）水蒸气带出热量：

q'4= G塔前×水蒸气塔前温度下的焓 = 976.26×2533.94 = 2473784.26 KJ/h

故带出热量为：

'''Q出q'1q2q3q4

= 1986416.64＋8145.37＋990054.07＋2473784.26

=5458400.34KJ/h

(二) 冷却面积的计算

冷却水采用18℃的地下水出塔温度为28℃左右（1）冷却水量

W =（Q入—Q入）/【（28—18）×4.18×1000】 = (2403161.27 —5458400.34) /【（28—18）×4.18×1000】 = 444.34 m3/h

（2）传热系数的计算：

1 K =

1112b11221) 1是由煤气至管外璧的对流传热系数 J/㎡·S·K

㏑1 = 0.0522x＋5.36

式中：x—每m3饱和煤气（塔前塔后的露点下为饱和煤气）中水蒸气的平均含量（体积百分比）

查得：塔前露点58℃时煤气水蒸气含量 x1 = 91.0 g/Nm3 塔后露点22℃时煤气水蒸气含量x2 = 19.5 g/Nm3

xx(273t01)(273t02)20.0224X =【10.022427318273】18×100÷2 = 8.36 %

㏑1 = 0.0522x＋5.36

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 40 页共 90 页

= 0.0522×8.36＋5.36

= 5.80

故：1= 330.3 J/㎡·S·K

2) 2是管内壁至冷却水对流传热系数 J/㎡·S·K

n 2=0.023Re0.8pr （取n = 0.4) di横管终冷塔采用25×2.5的无缝钢管（钢号为20）管数为342，根据前面计算得冷却水量为462.88 m3/h 管内水速为

WuS =

444.340.022330.336004

= 0.1234 m/s 在冷却水的平均温度为：

2818=23℃时水的物性参数如下： 2 比热：Cp= 4.18 KJ/Kg·k导热系数： = 0.6 J/m·s·k

黏度： = 9.437×104pa 密度： = 997.45 kg/ m3 则：

duRe = iS

 =

0.021.2997.45 49.43710 = 25366.96

Pr = 6.53 故 2 = 0.023Re0.8pr0.4di

0.6 0.02 = 0.02325366.960.86.530.4= 4877.86 J/m2SK

3) 管壁厚b = 0.0025m,钢的导热系数51.54J/m2SK， b/λ = 0.0025/51.54 = 4.85×105㎡·S·K/J(管壁热阻)

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2= 1.7197×104㎡·S·K/J 2 管外壁污垢热阻RSO=1= 1.7197×104㎡·S·K/J

1查手册得：管内壁污垢热阻RSI=则：

11b1RSORSi K12= 1/323.76+1.7197×104+4.85×105+1.7197×104+1/4877.86

= 3.686×103㎡·S·K/J

故：K = 271.3 J/㎡·S·K （3）冷却面积的计算：

1) 求平均温差Tm：

煤气： 58℃22℃ 冷却水： 28℃18℃

————————————————

△T： 30℃ 4℃

tt2304 则平均温差为：Tm=1= = 12.94℃

t130lnln4t22) 冷却面积F：

Q 由公式F得：

TmK F = 18573260.93×1000/(12.94×270.1×3600)

= 1476.14㎡ (三) 高度计算（1）管箱高度

管间距为32mm，正△布管，则行间距为22.6㎜可取25mm 塔体采用边长为2米的长方形制造，每排可布57根水管，每组管束含6排，则一组共有57×6=285根水管，组间距取60㎜，则一个管箱高度为32×10+20×2+60=420㎜，箱间距取200mm。

（4）计算有效管长

管子的倾斜度约为3℃，形状如图：由于每侧的管箱间距

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 42 页共 90 页

为200mm，则每根水管的纵向倾斜距离为100mm，如图：

x1002000

则有效管长为：x=20001002002.5mm

（5）管箱数：

共需要管束个数为

F1569.75m35 取

285dx2850.0252.0025m=36组，而每个管箱含2组管束，则共需36组管束，18个管箱，分两段，一段为9个管箱，二段为9个。（6）塔高计算：

有效管板高度为：

H= 350+420×18+200×17+350 = 11660mm = 11.66m

两段喷洒高度共取1m，煤气出口2m，煤气入口1m，底部油槽高5m，则实际塔高为：H =H+1+2+1+4 = 20.66 m

226.2 洗苯塔的计算：

原始数据：塔前煤气温度22℃，塔后煤气温度26℃，入塔贫油温度30℃

塔前煤气压力8500Pa，塔后煤气压力5880Pa，从煤气中吸收的粗苯量为：

G = G煤×粗苯回收率 = 187.2×1.1%×1000 = 2059.2Kg/h

出塔煤气含粗苯量为2360.59-2059.2 = 301.39 Kg/h

入塔湿煤气量：

V,( Nm3/h) G,( Kg/h)

煤气 64896 29462.78

硫化氢 267.19 405.6

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粗苯蒸汽 643.74 2360.59 水蒸汽 1619.96 1301.75 共计 67426.89 33530.72

出塔湿煤气量：

V,( Nm3/h) G,( Kg/h)

煤气 64896 29462.78

硫化氢 267.19 405.6

粗苯蒸汽 82.19 301.39 水蒸汽 1619.96 1301.75

共计 66865.34 31471.524 煤气的实际流量（塔前为V1，塔后为V2）

27322101325V1 = 67426.89 = 67221.45 Nm3/h 273101325850027326101325V2 = 66865.34= 69239.06 Nm3/h 2731013255880煤气平均流量V的计算：

V =（V1+ V2）/2 = 68117.21 Nm3/h 1. 洗油循环量W的计算：

油气比取为1.7L/m3煤气，油密度取 γ= 1.06kg/L,则油W = V×油气比×γ

油 = 68117.21×1.7×1.06 = 122747.21 Kg/h

2. 贫油粗苯含量的计算: (1) 塔前煤气含粗苯量:

1000 G1粗笨前V1

= 2179.008×1000/66995.36

= 32.52 g/Nm3

式中:V1——塔前煤气实际流量, Nm3/h (2) 塔后煤气含粗苯量: 2G粗笨后1000V

2= 301.39×1000/69239.06

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 44 页共 90 页

= 4.35 g/Nm3

式中:V21——塔后煤气实际流量, Nm3/h (3) 贫油允许含粗苯量:

与2相平衡的允许贫油含苯量按下式计算(用于焦油洗油):

1.25(x/Mb)Pbp2 0.0224 Mbx/Mb(100x)/Mm按规定塔后煤气含量不大于2g/Nm3

式中:——为苯族烃的浓度

Mm——洗油的平均分子量，取160 Mb——粗苯的平均分子量，取82.2

P——煤气总压力

Pb——回收温度下粗苯的饱和蒸汽压,㎜Hg

Pb0.8008Pb0.1340Pt0.0310Px0.00342Ps ㎜Hg

Pb、Pt、Px、Ps分别是纯苯、甲苯、二甲苯、萘溶剂油

的饱和蒸气压，查《焦化设计参考资料》下册得：

Pb = 95.2 ㎜Hg ，Pt = 34.87㎜Hg，求得 pb = 80.9 ㎜Hg

将已知数据带入方程，即可求出洗油含萘量x： X = 0.209 %

（4）入塔贫油实际含苯量为：

C1 = x/n

= 0.209/1.2 = 0.174 %

即取平衡偏离系数n = 1.2 （5）出塔富油含苯量：

C2 = C1＋回收的苯量/（洗油量＋苯的回收量）

= 0.174%+2059.2/(122747.21+2059.2)

= 1.8 %

3. 塔径和塔高的确定；

根据《燃料化工》1998（3）：36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=1.25m/s ，花环填料表面定额值为0.25㎡/Nm3·h

4V468117.21D = = 4.38 m u1.253600中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 45 页共 90 页

圆整后，取D = 4.4 m

式中 VS——煤气平均体积流量，Nm3/S 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0.25㎡/Nm3·h 得花环填料面积：

F = 0.25×68117.21 = 17029.30㎡

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。

三种花环填料规格见下表；型号 X Z D 填充分数个/m3 32500 8000 3000 比表面积㎡/Nm3 185 127 94 空隙率 % 88 89 90 容重 Kg/m3 111 120 88 由上表可查出：Z型花环的比表面积为127㎡/Nm3。秒年里则：

填料总体积 V = 17029.30/127 = 134.09 m3

134.09V故填料高度为：h = 2 = = 9.77 m 24.4πr（）2因此洗苯塔可分为5层填料，每层高度为2m，填料层间距为1m，捕雾层高0.8m,再分布器段2.5m,煤气入口段2m, 煤气出口段2m,洗苯塔底部槽高为5m，喷淋高度为2.5m,第二层与第三层填料间设再分布器，则洗苯塔内填料高度为：

H， = 5×2+2.5+3×1 = 15.5 m

塔高可取为：

H = 15.5+0.8+2+2+5++2.5+2.2（附加高度） = 30 m

6.3 蒸馏脱苯部分设备计算和选型

6.3.1 计算依据：

粗苯产量为2179.008 kg/h,其中

苯 2179.008×76% = 1656.05 kg/h 甲苯 2179.008×15% = 326.70 kg/h

二甲苯 2179.008×5% = 108.95 kg/h

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 46 页共 90 页

萘溶剂油 2179.008×4% = 87.16 kg/h

贫油量 122747.21 kg/h

贫油密度 γ= 1050Kg/ m3

W则： V = = 122747/1050 = 116.90 m3/h

贫油中粗苯的含量为 116.90×0.3% = 0.351 m3/ h 粗苯的密度取860 kg/m3，则

粗苯量为 0.351×860 = 301.86 Kg/h 其中含苯 2.8%×301.86 = 8.45 Kg/h

甲苯 19.2%×301.86 = 57.96 Kg/h 二甲苯 30.8%×301.86 = 92.97 Kg/h 萘溶剂油 47.2%×301.86 = 142.48 Kg/h 富油量 = 贫油量＋粗苯产量＋贫油中含粗苯量 = 122747.21＋2179.008+301.86 = 125228.078 Kg/h

富油中水量 = 富油量×（0.5～1%） = 125228.078×0.6% = 751.37 Kg/h

富油中萘量 = 富油量×5% = 125228.078×5% = 6261.40 Kg/h

洗油量 = 贫油量 - 富油中萘量 = 122747.21 – 6261.40 = 116485.81 Kg/h 则进入脱苯工序的富油量如下：成分洗油萘苯甲苯 Kg/h 116485.81 6261.40 1664.5 384.66 Kg/h 122747.21 Kmol/h 728.04 48.92 21.34 4.19 分子量 160 128 78 91.9 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 47 页共 90 页二甲苯溶剂油水共计

201.92 229.64 751.37 125979.3 2529.32 1.92 1.92 41.5 843.42 105．9 120 18 6.3.2管式炉：

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；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B=0.62

0.6197668甲苯：T = = 0.764

0.61976680.3813875二甲苯：X =

0.6197668= 0.859

0.61976680.3812060溶剂油：S = 洗油：萘： = MN =

0.6197668= 0.919

0.61976680.38111000.6197668 = 0.977

0.61976680.3812950.6197668 = 0.991

0.61976680.381110水：W = 0

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）成分苯甲苯 Kmol/h 0.62×21.34=13.23 0.764×4.19=3.20 Kg/h 1031.94 294.08 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 48 页共 90 页二甲苯溶剂油萘洗油共计验算B： 0.859×1.92=1.65 0.919×1.92=1.76 0.977×48.92=47.79 0.991×728.04=721.49 789.11 174.74 211.2 6117.12 115438.4 123266.416 1741.654 120774.08 P• A =

iGiMi

GiiGiMMii789.11920 =

848.05789.11 = 12317.29 B = A/（A+PB）=

12317.29 = 0.616

12317.297668与假设值B= 0.619非常接近，故以上计算正确。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）成分苯甲苯二甲苯 4 溶剂油萘洗油 Kg/h 1664.5-1031.94=632.56 384.66-294.08=90.58 201.92-173.676=28.24229.64-211.2=18.44 6261.40-6117.12=144.28 116485.81-115438.4=1047.41 769.824 1961.514 1191.69 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 49 页共 90 页水共计 751.37 2712.884 粗苯在管式炉中的蒸发率：

769.824/2179.008×100 % = 35% 1．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125℃），带入热量Q1：

① 洗油带入热量（包括萘）：

q1 = 洗油量（包括萘）×125℃洗油的比热×温度 = 122747.21×0.491×125×4.18 = 31490489.86 KJ/h

式中0.491——含萘洗油125℃时的比热，KcaL/Kg· ℃ ② 粗苯带入热量：

q2 = 粗苯量×比热×温度，KJ/h。粗苯125℃的比热 C = 0.383+0.00104t = 0.513 KcaL/Kg· ℃ 则q2 = 2480.72×0.513×125×4.18

= 664938.39 KJ/h

③ 水带入热量：

q3 = 水量×比热×温度

= 751.37×1.017×125×4.18

= 399264.869 KJ/h

式中1.017——水在125℃下的比热，KcaL/Kg·℃

故带入热量

Q1 = q1+q2+q3

= 31490489.86+664938.39+399264.869 = 325554693.12 KJ/h

入管式炉对流段低压蒸汽带入热量Q2:

查《焦化设计参考资料》下册，得：每千克粗苯的直接蒸汽耗量为1.592千克，则蒸馏用直接蒸汽耗量为：

Ｇ＝1.592×2179.008

= 3468.98Kg/h

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 50 页共 90 页

故： Q2 = 3468.98×2747.8

= 9532063.24 KJ/h

式中2747.8——0.4MPa表压)饱和蒸汽热焓，KJ/h ④ 管式炉加热用煤气供热量Q3；则输入热量为：

QR = Q1＋Q2＋Q3 2、管式炉输出热量Qc

（1）出管式炉富油180℃时带走的热量Q4 含萘洗油带走热量

，q1 = 洗油量（包括萘）×比热×温度

= 122747.21×2.236×180

= 49403297.08 KJ/h

式中2.236——含萘洗油180℃时的比热，KJ/ Kg·℃ 粗苯带入热量：

'q2 = 粗苯量×比热×温度，KJ/h。粗苯比热

C = 0.383＋0.00104t = 0.383＋0.00104×180 = 0.571 KcaL/Kg· ℃

,则 q2 = 2480.72×0.571×180×4.18 = 1067652.27 KJ/h

，,故: Q4 = q1＋q2

= 49403297.08＋1067652.27 = 50470949.35 KJ/h

（2）粗苯蒸汽和油气带出热量Q5

① 洗油蒸汽带走热量（含萘蒸汽）

,q3 = 含萘洗油蒸汽量×热焓 = 1191.69×565.2 = 673543.19 KJ/h

式中565.2——180℃含萘洗油蒸汽热焓，KJ/ Kg ② 粗苯蒸汽带出热量

q4' = 粗苯蒸汽量×热焓

= 769.824×665.7 = 512471.84 KJ/h

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 51 页共 90 页

式中665.7——180℃粗苯蒸汽热焓，KJ/ h

③ 水蒸汽带出热量

'q5 = 水蒸汽量×热焓

= 751.37×2834.5 = 2129758.27KJ/h

式中2834.5——1.2Kgf/㎝2180℃水蒸汽热焓，KJ/ Kg ④ 粗苯蒸汽和油气带出热量Q5

,' Q5 = q3＋q4'＋q5

= 673543.19＋512471.84＋2129758.27 = 3315773.3 KJ/h

（3） 400℃过热蒸汽带出热量Q6 Q6 = 3468.98×3272 = 11350502.56 KJ/h

式中3272——4Kgf/㎝2400℃过热蒸汽热焓，KJ/ Kg

（4）散热损失Q7

Q7 = 0.05QR （式中0.05为散热系数） 3、管式炉加热面积：

（1）供给富油的热量：

Qm= Q4＋Q5－Q1

= 50470949.35 +3315773.3-32554693.12 = 21232029.53 KJ/h

（2）供给蒸汽的热量：

QV = Q6－Q2

= 11350502.56-9532063.24 = 1818439.32 KJ/h

设Qm的95%由辐射段供给，5%由对流供给，辐射段强度为

105000KJ/㎡·h,则辐射段加热面积为：

95%Qm F1 = = 192.10㎡

105000取对流段加热强度为21000 KJ/㎡·h，则对流段加热面积为：

1818439.32 蒸汽 F2 = = 86.59㎡

21000 富油 F35%Qm50.55m2

21000中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 52 页共 90 页

F2F386.5950.55137.14m2 设管式炉加热效率为80%，煤气热值为17800 KJ/Nm3. 则煤气消耗量为：

QVQmVg =

80%17800 = 1726.63 Nm3/h

煤气在管式炉中燃烧产生热量为： Q, = 1596.41×17800

= 2841.61万KJ/h = 679.81 万Kcal/h

根据《焦化设计参考资料》选热负荷为270万千卡/时和热负荷为420万千卡/时的管式炉各一台，其各项参数如下：

型号:255-25-Φ127/Φ127/89

直径:3442mm 总高:19572mm 总热负荷:270万千卡/时，加热面积

对流段油管：60㎡对流段气管31.5 ㎡辐射段油管：82.8㎡辐射段气管 8.35 ㎡设备总重：

金属重：31.178t 耐火材料重：21.602t

型号：420-25-φ114/φ152

直径：4254mm；总高：28564mm；总热负荷：420万千卡/时加热面积

对流段油管：50 ㎡对流段气管：--㎡辐射段油管：175 ㎡辐射段气管：--㎡设备总重

金属重：45.048t 耐火材料重：38.000t 6.3.3再生器计算

进入再生器的富油中的各组分的蒸发率按下式计算：

l1()n/2Kii

ln/211()Ki式中i——组分蒸发率

n ——提留段塔板层数

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 53 页共 90 页

Ki——组分平衡常数；Ki=pi/p pi——组分的饱和蒸汽压力，mmHg P ——再生器内总压力，mmHg l ——油分子数与水分子数之比，GmMS；

GSMmGm，GS——油量和水蒸气量，Kg/h；

MS，Mm——油和水蒸气的分子量，分别为160和18；

再生器内设7层多孔折流板，设其相当于两层泡罩塔板，n=2。油在再生器内被加热至200℃，该温度下萘和洗油的饱和蒸汽压力分别为 496 mmHg和200 mmHg。再生器油气出口处油气压力为980 mmHg，则组分的平衡常数Ki为：

萘 KN = 496/980 = 0.5061 洗油 Km = 200/980 = 0.2041

进入再生器内的油量Gm为管式炉后富油量的1.5%，即

123266.416×1.5% = 1848.996 Kg/h，其中气相7.19 Kg/h，液相1845.07 Kg/h，

气相包括洗油2.61 Kg/h，萘0.33 Kg/h，粗苯2.29 Kg/h，水蒸气1.96 Kg/h；

液相包括洗油1722.46 Kg/h，萘92.20 Kg/h，粗苯30.41 Kg/h，水蒸气量GS为3551.43 Kg/h。

设在再生器内粗苯全部蒸发，则油分子数与水蒸汽分子数之比为：

L = 1845.07×18/(3551.43×160)= 0.058 将上述各值代入公式，得各组分蒸发率为：

10.058/0.50610.897 萘 N1（0.058/0.5061)210.058/0.20410.779 洗油 M21(0.058/0.2041)从再生器进入脱苯塔的气体数量如下：

洗油 2.61 + 1722.46×0.688 = 1187.66 Kg/h 萘 0.33 + 92.2×0.8829 = 81.73 Kg/h 粗苯 2.29 + 30.41 = 32.7 Kg/h 水蒸气 1.96 + 3551.43 = 3553.39 Kg/h 从再生器排出残渣数量如下：

洗油 1722.46×(1-0.688) = 537.41 Kg/h

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 54 页共 90 页

萘 91.2 ×(1-0.8829)= 10.8Kg/h

共计 548.21 Kg/h

则每小时180℃前粗苯排出残渣量为:

548.21/2230.798×103 = 237.53 Kg残渣/t粗苯再生器顶部气体温度为240℃，其直径计算如下：经过再生器顶部的气体流量：

1187.6681.7332.73553.39273240760V = （）22.416012882.218273980= 6750.1 Nm3/h

取空塔气速为1.0 m/s，则直径为D =

6750.11.55m

36000.7851取D = 1600mm的塔径，此再生器规格为：直径（mm） 1600 全高塔板加热面重量（mm）形式板数积（㎡）设备操作 7000 弓形5 网板 2×14 5.070 -- 所用流程管式炉脱苯

6.3.4脱苯塔计算：

（1）提馏段

洗油与萘在提馏段的蒸发率按下式计算

1(l/ki)n/2 i1(n/2)1(l/ki)提馏段塔板数n = 14，脱苯塔底压力为970mmHg，塔底贫油温度为178℃，该温度下洗油和萘的饱和蒸汽压为279.2 mmHg和105 mmHg，则组分的平衡常数为：

萘 KN = 279.2/970 = 0.2878 洗油 Km = 105/970 = 0.1083 由再生器进入脱苯塔的水蒸气量为3553.39 Kg/h，进入脱苯塔内富油液相量如下：

洗油 123266.416-1722.46 = 121543.956 Kg/h 萘 6117.12-92.2 = 6024.92 Kg/h

粗苯 1710.896-30.41 = 1680.486 Kg/h

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 55 页共 90 页

共计 129249.362 Kg/h 则油分子数与水蒸汽分子数之比为：

L = 12929.362×18/(3553.39×160) = 4.09 将上述各值代入公式，得洗油与萘蒸发率为：

(4.09/0.2878)71萘 N0.0704

(4.09/0.2878)81洗油 M(4.09/0.1083)710.031 8(4.09/0.2878)1洗油与萘在提馏段的蒸发量：

洗油 121543.956×0.031 = 3767.86 Kg/h 萘 6024.92×0.0704 = 424.15 Kg/h 精馏段物料平衡

粗苯产量为2179.008 Kg/h,设在脱苯塔中全部蒸发 180℃前馏出量为93%，故实际粗苯量为 2179.008/0.93 = 2343.02 Kg/h 粗苯蒸汽中含油量为

2343.02-2179.008 = 164.01Kg/h

其中洗油： 20%，即33.58 Kg/h

萘： 80%，即134.32 Kg/h

根据富油在脱水塔内的蒸发量、在脱苯塔进口的闪蒸量、由再生

器进入脱苯塔的气体量、脱苯塔提馏段的蒸发量以及塔顶粗苯带走的油量，得到在精馏段冷凝而流到提馏段的洗油量和萘量如下：洗油（1722.46-2.61）+1187.66+3767.86-33.58-97.3 =

6544.49Kg/h

萘（92.2-0.33）+81.73+424.15-134.32-97.3 = 366.13 Kg/h

即 6544.49/160+366.13/128 = 43.76 Kmol/h 脱苯塔塔顶逸出的水蒸气量和粗苯量计算：

塔顶压力：820mmHg；

塔顶温度：95℃;该温度下水的饱和蒸汽压力：633.9mmHg 水蒸气的分子数为 633.9/820 = 0.773则粗苯的分子数为0.227 粗苯（180℃以前的馏出93%）产量为

1656.05326.70108.9587.1633.58134.3227.8 7891.9105.9120160128中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 56 页共 90 页

设水全部蒸发。

精馏段物料平衡

输入管式炉来的气相，Kg/h 提馏段来的气相，K 洗油 1049.18-2.61 = 1046.57 1187.66+3203.69 = 4391.35 萘 144.68-0.33 = 144.35 81.73+451.22 = 532.95 粗苯 787.992-2.29 = 785.702 2230.798-785.702 = 1445.096 水蒸气 752.8-1.96 = 750.84 3553.39 共计 2727.462 9922.786 2727.462 + 9922.786 = 12650.248

输出塔顶出来的气相，Kg/h 流回提馏段的液相，Kg/h 洗油 33.58 5979.6 萘 134.32 393.2 粗苯 2230.798 水蒸气 3351.43+752.8 = 4304.23

共计 6702.928 + 6372.8 = 13075.728 （2）脱苯塔塔径的计算：

1) 提馏段塔径：

根据上表，进入提馏段上部的气相质量流量为：

成分气相质量流量Kg/h 粗苯 2179.008 萘 393.2+134.32 = 527.52 洗油 5979.6+33.58 = 6013.18 水蒸气 4304.23

共计 13023.938

则提馏段上部气相体积流量为：

2179.008527.526013.184304.23273175760VS()22.482.212816018273900

= 9559.55 Nm3/h

气相重度为

g13023.938/9559.55 = 1.368Kg/Nm3 液相洗油重度（180℃）为：

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 57 页共 90 页

e1510.0004(t15)1050989.1Kg/Nm3

10.0004(18015)式中 t——进料处塔内温度，取180℃；

15——液相洗油15℃时的重度，Kg/m3 为了不产生大量雾沫夹带，保证塔板效率，选取塔板间距为H=600mm，从板式塔允许速度系数与板间距关系图查出C=0.064m/s,最大允许空塔气速为：

eg984.991.393Umaxc0.0641.7m/s

g1.393选用空塔气速为：

u0.75Umax= 0.751.7 = 1.275 m/s 则塔径：

Vs49617.584D1.63m

u36001.27536002) 精馏段塔径

塔顶气相体积流量

2398.71134.3233.584298.3727395760 VS()22.482.212816018273900 = 6865.03Nm3/h

气相重度g6864.98/6865.03 = 0.999Kg/m3 液相重度 e= 800Kg/m3 最大允许空塔气速

eg8000.999Umaxc0.0641.81m/s

g0.999u0.75Umax= 0.75 ×1.81 = 1.36 m

取塔径D=1600mm，其规格如下：塔径（mm） 1600 塔高（mm） 16650 16 500 塔板层数板间距泡罩（mm）形式重量，吨捕雾设操形式备作条形 26.27 35 二层泡罩

6.3.5分缩器的计算：

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 58 页共 90 页

进入分缩器的循环洗油量为89950kg/h，

121959.45其体积流量为116.15m3/h

1050 则富油部分传热面积为（根据《焦化设计参考资料》取每小时每立

方米焦油洗油所需换热面积为2㎡）：

F1= 116.15×2 = 232.3㎡

冷却水部分 F2= 0.5×116.15 = 58.08 ㎡总换热面积 F = 232.3+58.08 = 290.38 ㎡

故取总传热面积为60×3+30=210㎡和28×3+21=105的分缩器各一台分缩器的规格如下：面积（㎡） 60×3+30=210 28×3+21=105 管径（mm） 25×2 25×2

设备尺寸，㎜直径 700 800 总长 —— 1814 设备重程数（t）管程壳程 10.27 5.485 6 4 一块隔板一块隔板壳程 0.2 0.3 管子尺寸工作压力（kg/㎝2）根数管长管间距排列方式管程（mm）（mm） 342 312 1300 1350 32 35 △ △ 4 4 6.4 贫富油换热器的计算和选型：

贫油温度较高，从换热器中心进入；富油温度较低，从换热器边缘进入。 6.4.1基础数据：

进入贫富油换热器贫油温度175℃

贫油量 = 循环洗油量-残渣量-塔顶油气量

= 122747.21-548.21-33.58 = 122165.42 kg/h

其中含粗苯：301.86 kg/h；洗油（含萘）：122050.05kg/h 贫油进口温度为175℃，出口温度为t(假设)。

富油量为125466.36 kg/h，其中含粗苯：2532.66 kg/h；水：752.8 kg/h；洗油（含萘）122180.9 kg/h 富油入口温度60℃，出口温度125℃。 6.4.2热量衡算：

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 59 页共 90 页

(1) 热量输入Q入:

① 冷富油在60℃时带入热量：

Q1 = (2530.08×1.864＋121212.51×1.843＋746.94×0.998)×60 = 13731370.27 KJ/h 式中 1.864，1.843，0.998

——分别为粗苯，富油，水在60℃下的比热，kJ/kg·℃

② 热贫油在175℃时带入的热量：

Q2 = (2.36×301.86＋2.211×122050.05)×175 = 4734900.73 KJ/h

式中2.211，2.366——洗油和粗苯在175℃下的比热，kJ/kg·℃ 故热量输入：Q入= Q1＋Q2

= 60765861.35 KJ/h （2）热量输出Q出

① 125℃富油带走的热量

Q3 = （121212.51×2.052＋2530.08×2.144＋746.94×1.017）×

125

= 31864025 KJ/h

式中2.052，2.144，1.017——分别为洗油，粗苯，水在下的比热，KJ/kg·℃

② 热贫油在t℃时带走的热量： Q4 = (121239.45C1299.28C2)t

式中C1——洗油（含萘）在t℃下的比热，kcal/kg·℃，可用此式

计算：

C1 = 0.962（0.409+0.000813t）;

C2——粗苯在t℃下的比热，kcal/kg·℃，可用此式计算： C2 = 0.383+0.001043t 带入公式，得：

Q4 = (47817.25+39.09t)t kcal/h

= (199876.11+163.40t)t KJ/h

③ 设损失四周的热量为所传递热量的2.5%，则

Q5 = 2.5%×(31864025-13731370.27)

= 453316.37 KJ/h

式中31864025——热富油175℃带走热量Q3，kJ/h

13731370.27——冷富油60℃带入热量Q1 ，kJ/h 则输出热量

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 60 页共 90 页

Q出 = Q3＋Q4＋Q5

= 32113853.43+(201213.41+400.32t)t+456868.98

由热量平衡，得：Q入= Q出

即61188295.01 = 32113853.43+(199876.11+163.40t)t+453316.37

解之得：t = 128.77℃  Q4= 28447498.57 kJ/h 热量平衡如下：名称富油热贫油损失共计 60765861.35 输入（kJ/h） 13731370.27 47034491.08 输出（kJ/h） 3 1864025 28447498.57 453316.37 60765861.35

6.4.3换热器面积的确定：

换热器内贫富油呈逆流流动，其温度差为：贫油 175℃  115.627℃ 富油 125℃  60℃ t 50℃ 55.627℃

55.62750，则平均温差t，为：= = 52.76℃ tmm55.627ln50取tm=t·t，= 0.95×58.88 = 55.94℃ m式中t——温差调节系数，取0.95。

根据《化工工艺设计手册》上册中贫富油换热器的设计定额，取换热系数 K = 150 Kcal/㎡·h·℃,则所需换热面积为

QF =

Ktm = (47034491.08-28447498.57)/(150×4.18×55.94 = 529.93㎡

故可选用DN = 1500mm,换热管规格为φ25×2.5（mm）管长4 m 换热面积为551㎡的换热器一台

6.5 贫油冷却器的计算：

贫油量121538.73 Kg/h,其中洗油121239.45 Kg/h ，粗苯299.28 Kg/h，进贫油冷却器温度为115.627℃，出来温度为27℃，水进口温度为20℃，出口温度为35℃。

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 61 页共 90 页

30℃时，洗油比热CX= 0.9643×(0.389+0.000861×27) = 0.409 Kcal/Kg.℃ = 1.710 KJ/Kg.℃

粗苯比热CB= 0.383+0.001043×27 = 0.414 Kcal/Kg.℃ = 1.731 KJ/Kg.℃

115.627℃热贫油带入的热量为28617821.33 KJ/h

则热负荷：

Q = 28447498.57-(121538.73×1.71+299.28×1.731)×30 = 22197020.11 KJ/h

平均温差tm的计算：贫油 128.77℃30℃ 冷却水 35℃18℃ t 93.77℃ 12℃

93.7712 tm= = 39.77℃

93.77ln12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，

取换热系数K = 600 Kcal/㎡·h·℃,则所需换热面积

QF =

Ktm= 22197020.11/(600×4.18×39.77) = 222.54㎡

选用换热面积120㎡型号为I6,I16T120-1.20/1400-10的螺旋板换热器两台

参数

通道间距：10mm；接管公称直径：125mm 计算换热面积：115.5㎡重量：4980kg

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 62 页共 90 页

6.6 冷凝冷却器的计算：

每小时180℃前馏分产量为

202.8×1.1% = 2.23(t) 式中202.8——装炉干煤量，t/h 根据《焦化设计参考资料》，取每吨180℃前粗苯所需的传热面积为， 2.23×150 = 334.5㎡，可取以下规格的冷凝冷却器两台：面积设备尺寸（mm）直径总长设备重（t）程数管程 6 工作压力（Kgf/㎝2）壳程管程壳程一块隔板 2.5 0.2 60×3 = 180 1200 1982 8.980 6.7 管道计算 6.7.1煤气管径计算：

按终冷后煤气（包括苯萘等）量计算则煤气量：V = 68138.64 Nm3/h 设煤气流速为15m/s，则管径

4VS468138.64D = = 1.26 m u153600圆整，取煤气管径为D = 1200mm

则

4VS468138.64u煤气的实际流速为 = 15.19m/s

D236001.26235006.7.2贫油管路计算：

贫油体积流量为V = 116.15m3/h

设贫油流速为1.3m/s，则贫油管管径

4V4116.15D == 0.178m u1.33600圆整，取贫油管内径D = 181mm,规格为Φ203×6 mm

4116.15则贫油实际流速u′= = 1.25m/s 20.18136006.7.3富油管路计算：

富油体积流量为124489.53/1050 = 118.56m3/h 设富油流速为1.3m/s，则富油管管径

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 63 页共 90 页

D =

4V4118.56 = 0.18m u1.33600圆整，取富油管管径D = 180mm,规格为Φ203×6 mm

4118.15则富油实际流速 U = = 1.28m/s

0.181236006.7.4蒸汽管径的计算：

已知蒸汽质量流量G = 3553.39 Kg/h，表压为4Kgf/㎝2,该压力下的饱和蒸汽密度为 = 2.614 Kg/Nm3，则蒸汽体积流量V = G/

= 3553.39/2.614 = 1359.37 Nm3/h

蒸汽在管内流速可取为16m/s，则蒸汽管管径

4V41359.37D = = 0.173m u163600则可选用Φ194×5mm的无缝钢管做蒸汽管。

6.8 贫油泵的计算和选型

6.8.1泵的压头计算：

计算依据：

贫油的体积流量为116.15 m3/h 脱苯塔底部油槽内液面高Z1= 3m，洗苯塔塔顶喷洒高度Z2= 27 m

喷头要求压力P2 = 1.5 Kgf/㎝2 = 147105 Pa

脱苯塔底油槽与大气相通，故P1 = 1.01325×105 Pa. 在喷嘴高处和脱苯塔底油槽内液面上列伯氏方程，得：

Pu12P2u221gZ 1HegZ2hf

22式中hfhf螺旋hf直管hf局部

29.807104hf螺旋=19.05J/Kg

9.8071050式中2——螺旋板换热器的阻力，Kgf/㎝2

lu2hf直管=

d2leu2 hf局部=d2中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 64 页共 90 页

0.1811.281050 = 136316

21030.3取管壁的绝对粗糙度0.3mm，则0.002，由此可查《化

d181工原理》上册P54图1-27得：0.026

雷诺准数Re =

du取直管长度： l = 100m

弯头当量长度：le110660m

旋塞和止回阀：le211515m 闸阀（全开）：le351.256.25m

lu21001.2820.02611.77J/kg hf直管d20.1812leu260156.251.282hf局部0.0269.56J/kg

d20.1812hfhf螺旋hf直管hf局部 = 19.05+11.77+9.56

= 40.38 J/Kg

设u1为脱苯塔底液面处流速，由于液面大约保持不变，故取u1=0，

116.15u2 为洗苯塔喷头内侧流速， u21.25m/s

36000.18124将已知数据代入上式得：

1.252147105101325He2740.383

29.80710509.80710509.807 = 68.91 m 取 70 m即686.27 J/Kg 6.8.2泵的轴功率：

121959.45贫油量GS33.88Kg/s

3600V = 116.15 m3/h

则轴功率He = 33.88×686.27 = 23250.83 W = 23.25 KW

根据以上计算选用150AY150C型离心油泵两台，一开一备。其性能如下：型号流量扬程 150AY150C 140 m3/h 94m 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 65 页共 90 页转速功率轴功率电机功率允许汽蚀余量叶轮出口宽度叶轮直径许用应力重量 2950r/min 65% 55.5KW 75KW 3.1m 268mm 550㎏富油泵可选用和贫油泵相同的型号的泵两台，一开一备

第七章粗苯工段岗位定员及操作规程

7.1操作岗位的确定及定员

7.1.1岗位的确定

粗苯工段的职责：

1、 2、 3、 4、 5、 6、 7、 8、 9、

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。

备油槽液位的调节及新洗油的补充。向焦油工段输送含萘高的焦油。

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

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。

将地下储槽的洗油抽入系统。再生器的定期排渣。

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的责任；蒸馏工，负责 4-8的责任。另设技术员，工段长，维修工，安全员。 7.1.2岗位定员

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 66 页共 90 页

粗苯工段岗位定员如下表：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。

7.2岗位操作规程

7.2.1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。

7.2.2洗涤部分开、停工操作

1、开工

（1）检查所有阀门是否符合开工要求，与调度，鼓风得便法打扮为取

得联系，作好煤气进工段准备。

（2）终冷塔液封加满油，洗苯塔液封加满油。（3）用蒸汽清扫终冷塔，洗苯塔旁通管中的空气，到放散管冒泡为至，

然后通煤气将蒸汽赶出，直至做爆发试验合格为止，每关放散管通煤气。

（4）开终冷放散管，开蒸汽赶空气，到放散管冒气泡为至，然后通煤

气赶整齐，直至做爆发试验合格，赶关放散管。同时，打开终冷塔出口阀门，然后赶闭交通阀，注意煤气压力变化情况，使煤气

全部通过终冷塔。

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 67 页共 90 页

（5）洗苯塔用同样的方法赶走空气，通入煤气。

（6）洗油在塔底有一定液位时，启动富油泵。 2、停工

（1）停富油泵，如油槽须清扫，先将油放入地下槽，再开人孔，如塔

体检修，则先开煤气交通阀，再关煤气进出阀，开塔顶放散管，用蒸汽赶尽塔内煤气。

（2）设备用整齐清扫后，不应关死放散管，以保证空气可进入设备，

否则设备内的水蒸汽冷却后会造成设备内形成负压，吸瘪设备。

7.2.3蒸馏部分开、停工操作

1、开工（1）检查蒸馏系统阀门是否符合要求，所有油水分离器加水到轻重馏

分进口管以下。

（2）脱苯塔通入蒸汽，清扫蒸馏系统的管道，检查了解情况，扫完后

关直接蒸汽，并将油水分离器加水至油出口。

（3）一切正常以后，待洗苯塔底有一定油位时启动富油泵。富油经分

缩器，热交换器，脱苯塔，贫油冷却器，进行循环。

（4）开再生器进油阀，再生器进油1/3，开间接蒸汽加热，待再生器底部油温达115℃时，慢慢开再生器直接蒸汽，维持一定液位，开贫油冷却器的冷却水，待分缩器苯蒸汽出口温度达90℃，开贫油冷却水加以调节，待分缩器运行后，检查各处情况，发现问题及时解决。 2、停工

（1）关再生器进油阀，关贫油冷却器水阀。

（2）先关再生器直接整齐，后关再生器间接蒸汽。（3）分缩器出口温度降至80℃以下，停富油。

（4）缓慢关分缩器冷却水，冷凝冷却器冷却水，待无粗苯流出时，关

闭冷却水阀。

（5）将各设备和管道的液体放净，并蒸汽清扫，开放散管，取塔内气

体分析合格后，放可动工检修。

7.2.4特殊操作

1、跳电：蒸馏部分照常生产，停电时间长按停工处理。泵工关电动设备，停电时间长按停工处理。

2、停汽；关再生器进油阀，再生器直接蒸汽阀，停汽时间长应停富油

泵，采用闭路循环。停汽半小时以上，停贫油冷却器和分缩器冷却

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 68 页共 90 页

水。冬季停汽一小时以上停冷却水。

3、停水：短时间停水可减少直接蒸汽量，继续维持生产，停水时间长按停工处理，关富油泵，采用闭路循环。

4、开泵：拨动电动联轴，开进口阀和考克，赶尽泵内空气，启动电动机，慢慢开大出口阀，并调节到正常，同时开泵的冷却水阀。 5、换泵：将准备运转的泵按开泵步骤启动，同时慢慢关闭要停的泵的出口阀，待新启动的泵出口阀开到足够大时，将需停的泵出口阀关闭，关电动机，远进口阀，停冷却水，调节心启动流量正常，开冷却水。 6、停泵：关出口阀，关电动机，关进口阀，停冷却水。 7.2.5不正常情况处理

1、分缩器列管漏油

分缩器色泽变化，颜色边深，且馏分数量多。开旁通阀，停换热，查漏格，开旁通维持生产，并维修。 2、富油进水

脱苯塔夯蒸汽温度下降，分缩器苯蒸汽出口温度上升，应调节油水分离器，关小直接蒸汽，降低再生器压力。

3、脱苯塔塔底积油

换热器或贫油冷却器堵塞，使脱苯塔底积油。如液位超过再生器苯入口，应查明原因，调换贫油冷却器或换热器， 4、洗苯系统阻力大

终冷塔煤气出口被萘堵塞，应清扫终冷塔。洗夯塔煤气进口管堵塞，应清扫。

5、贫油泵、富油泵压力升高

洗苯塔喷头堵塞，用蒸汽逐个清扫，检查分缩器，换热器堵塞情况，开旁通或清扫调换

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 69 页共 90 页

第八章非工艺部分

8.1 自动化仪表的要求

粗苯工段自动化仪表要求表8-1 仪表种测量项目类一、洗涤部分流量计低温水用量入洗苯塔贫油量入终冷轻质焦油量液面计终冷塔底液位洗苯塔底液位低温水管 √﹡ 贫油泵后管道 √ 轻质焦油泵后管√ 道 √ √ √ √ √ √ √ 测量点自动化要求盘上指标自动记录自动调节压力计终冷塔前煤气压煤气管道力煤气管道终冷塔后煤气压煤气管道力煤气管道洗苯塔前煤气压力洗苯塔后煤气压力温度计入终冷塔水温出终冷塔水温入塔水管出塔水管 √ √ 洗苯塔前煤气温洗苯塔前煤气管 √ 度洗苯塔后煤气管 √ 洗苯塔后煤气温度注：√﹡表示具有所示功能

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 70 页共 90 页仪表种测量项目类二、蒸馏部分流量计入管式炉富油量入洗苯塔贫油量入工段低温水总量入工段低压蒸汽总量入管式炉蒸汽量入管式炉煤气量粗苯产量冷凝冷却器用低温水量入再生器富油量压力计脱苯塔底压力脱苯塔顶压力管式炉前富油压力管式炉后富油压力入管式炉煤气压力入工段蒸汽压力测量点自动化要求盘上指自动记录自动调标节富油管道贫油管道低温水总管蒸汽总管蒸汽总管煤气管道产品泵出口管道低温水管富油管道 √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ 脱苯塔底部脱苯塔顶部富油管道富油管道煤气管道低压蒸汽管道 √ √ √ √ √ √ 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 71 页共 90 页温度计分缩器后富油温富油管道度贫富油换热器富油温度管式炉后富油温度脱苯塔底贫油温度脱苯塔顶油汽温度分缩器顶油汽温度入工段低压蒸汽温度管式炉后过热蒸汽温度再生器顶油汽温富油管道富油管道脱苯塔底部脱苯塔顶部分缩器顶部低压蒸汽管道蒸汽管道再生器顶部再生器底部炉壁炉烟囱下部分缩器后轻馏分管分缩器后重馏分管 √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ 度粗苯储槽上再生器底部残渣温度管式炉各部温度管式炉废气温度轻分缩油温度重分缩油温度粗苯储槽温度液面计热贫油储槽再生器液位各油水分离器液位

脱苯塔底部 √ 再生器下部 √ 各油水分离√ 器上 8.2 防火防爆和采暖通风

8.2.1．防火防爆：

爆炸和火灾危险场所等级如表8-2

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 72 页共 90 页

表8-2 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。 8.2.2．采暖通风：

粗苯泵房采暖温度为10℃或16℃，最少换气次数15次/时，泵房内不得采用散热器采暖，应用不循环的热风采暖。

粗苯工段的通风设备应用非燃材料制成，并以接地和消除静电的措施，泵房内应安装有自动或手动事故排风装置。

洗涤泵房采暖温度为10℃或16℃，最少换气次数为5次/时。

8.3 供汽和给排水

8.3.1．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。

8.3.2．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：

⑴ 除鱼水外，其他污水不应设明沟外排；

⑵ 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。

⑶ 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。

8.4 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，

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 73 页共 90 页

清晰的了解生产情况，以便于控制和操作，检化验项目如表8-3所示：

表8—3：名称煤气项目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洗萘轻焦油粗苯水分，苯水分、苯、萘全分析蒸馏实验，300℃前挥发氢全分析水分、萘分、萘采样地点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检化验次数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℃、水分离器后比重、180℃前馏出物新轻焦油新洗油比重、粘度、270℃、300℃萘、酚、水分15℃结晶物贮槽贮槽送出时一次来油时一次来油时一次比重、粘度、水分、萘贮槽

8.5 电力土建

一、电力：

1、本工段为二级供电负荷：

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。

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 74 页共 90 页

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。二、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.

8.6 其他

一、安全与劳保；

1、本工段为易燃易爆工段，严禁各种火种带入； 2、设备需动火拆修时，应办理动火手续，经有关单位批准后方能进行。 3、进入本工段要穿戴劳保用品；

4、本工段必须设有二氧化碳灭火器，不能用水灭火。二、设备维修：

1、洗苯塔及终冷塔定期清扫，每年检修一次。 2、各类换热器，泵和阀门日常修理。

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 75 页共 90 页

第九章经济概算

9.1编制说明

投资对象：年产120万吨焦化厂粗苯回收工段的设计的投资。

9.2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，汇总德投资总鹅。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+10%）式中计算价格——见表9-1

J = 2806409×（1+20%）×（1+10%） = 370.45万元 2、安装后的设备价值A

A = 1.45J = 1.45×370.45 = 537.15万元 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 = 0.4×537.15 = 214.86万元 4、设备运杂费

10%×370.45=37.05万元 5、设备安装费Y

Y = 15%×370.45= 55.56 (b=0.7) 6、仪表费用Z Z = 5%×J

= 5%×370.45=18.52万元 7、工艺管线费用W W = 25%×J

W = 25%×370.45=92.6万元 8、器具费用T T = 5%J = 5%×370.45

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 76 页共 90 页

= 18.52万元

工厂实体部分总费用

370.45+537.15+214.86+37.05+55.56+18.52+92.6+18.52 = 1344.71万元 9、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 = 0.5×1344.71 = 672.36万元 10、不可预见费V

V = 0.37T = 0.37×1344.71 = 497.54万元 11、工厂所需固定资金L L = T+U+V

= 1344.71+672.36+497.54

= 2514.61万元 12、工厂所需流动资金M

M = f×L (f = 0.10-0.20) M = 0.15×2514.61 = 377.19万元 13、工厂总投资 K = L+M

= 2514.61+377.19 2891.8万元

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 77 页共 90 页

表9-1 序号名称原材料单价数量价格依据单重（t）总重（t）（元/吨）概算（元）估算估算估算 108 108 5000 62100 型号横管终冷长2000 1 洗萘塔宽 2000 1 2 洗苯塔 3 脱苯塔 4 再生器 DN=4400 H=30000 1 DN=1600 H=166500 1 DN=1600 H＝7000 1 DN=3442/4254 H=19572/28564 2 F=210㎡ F=105㎡ 1 1000800 1000800 309500 309500 135262 估算 6.545 6.545 135262 5 管式炉 6 分缩器估算 52.780 52.780 5000 估算 10.27 10.27 5000 估算 8.98 估算估算 8.98 5000 12950 11450 527800 102700 51635 38850 22900 7 冷凝冷却器 F=180㎡ 1 DN=1800,8 油水分离器 H=4500 3 DN=1800, 9 控制分离器 H=4000 2 贫富油 10 换热器 DN=1500 F=551 2 估算估算估算估算估算 3750 10000 12125 96250 79500 7500 70000 12125 F1=100, 11 贫油冷却器 F2=50㎡ 2 12 液封槽 DN=800, H=2500 2 煤气管道 13 闸阀 DN=1200 7 14 轻质焦油槽 DN=2000 1 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 78 页共 90 页满流槽 H=6000 估算估算 12125 25875 12125 25875 DN=2000 15 地下防空槽 H=6000 1 轻质焦油 DN=3600, 16 循环槽 H=4000 1 17 贫油槽 DN5000 H=4000 1 估算 46250 46250 DN5000 18 新洗油槽 H=4000 1 估算 46250 46250 DN4000， 19 粗苯中间槽 H=3500 2 估算 46250 46250 8sh-9-2, 终冷水泵 H=69-50m 2 《焦化设计手册》 0.242 0.484 1850 3700 20 附电机 JO2-92-2 W=75kw 2 《焦化设计手册》 0.608 0.216 5125 10250 6sh-9A 贫油冷却器H=43.8-3及分凝用泵 5m 2 《焦化设计手册》 0.145 0.29 1302 2605 21 附电机 JO2-92-2 W=30kw 2 《焦化设计手册》 0.608 1.216 3250 6500 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 79 页共 90 页 6DA-8*2 轻质焦油泵 H=58-47m 3 《焦化设计手册》 0.508 1.016 3575 10725 22 附电机 AJO2-82-4 W=40kw 3 150AY-15《焦化设计手册》 0.425 0.85 3250 9750 贫油泵 0C H=94m 2 《焦化设计手册》 0.15 0.3 3850 7700 23 附电机 W=75kw 150AY-150C 2 《焦化设计手册》 0.26 0.52 3250 6500 《焦化设2 计手册》 0.508 1.016 3850 7700 富油泵 H=94m 24 附电机 W=75kw 2 《焦化设计手册》 0.425 0.85 3250 6500 产品泵 2.5W-1.8 H=44m 2 《焦化参考设计资料》 0.073 0.146 1675 3350 25 附电机 AJO2-51-4 W=7.5kw 2 《焦化参考设计资料》 0.095 0.19 800 1600 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 80 页共 90 页 QB-4 液下泵 H=32.5-30.5 2 《焦化参考设计资料》 0.145 0.29 2090 4180 26 附电机 AJO2-51-4 W=7.5kw 2 《焦化参考设计资料》 0.095 0.19 《化工工800 1600 27 旋风捕雾器 DN2000 艺设计手册》 6.762 6.762 4500 30427.5 28 液封槽 DN800 H=2000 估算 3000 3000 以上设备总概算为2806409

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 81 页共 90 页

9.3经济分析

1. 收入

年产粗苯量：2.0592×24×360 = 17791.488（t/a）每吨粗苯按3400元来计算则收入为：

3400×17791.488 = 60491059.2（万元/年） 2. 支出（2）冷却水费终冷塔贫油冷却器分缩器冷凝冷却器其它共计 444.34t/h 201.7 t/h 47.8 t/h 65.6 t/h 0.8 t/h 3839097t/a 1742688 t/a 412992 t/a 566784 t/a 6912 t/a 6568473 冷却水按5.6元/吨计，则冷却水费为 6568473×5.6 = 36783448.8（万元/年）（3）电费

年耗电量约为2.6×106度，按0.9元/度计算，则电费为 2.6×106×0.9 = 2.34×106（元/年）

（4）设备折旧费

370.45×15% = 55.56（万元/年）

（5）设备维修费：安装置投资的3～6%计，取5%，则

370.45×5% = 18.52万元/年

（6）工人工资：按每人1500元/月计，共19人，则每年工资额为：1500×

19×12 = 342000元/年

（7）工段管理费：按工段投资的0.5%计，则为：

2806409×0.5% = 14032.045元/年

（8）不可预见费：按工段投资0.1%计，则为：

2806409×0.1% = 2806.4元

（9）原料费：正常生产时洗油耗量为110kg/吨粗苯，洗油按3150元/吨，

则洗油费为：

122747.21×110×3150/1000= 42531908.27元/年（10）煤气消耗量：按0.5元/标米3则为：

1726.63×24×360×0.5 = 7459041.6元/年

中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 82 页共 90 页

总计支出：316057492.7元/年

3. 销售税金的计算

（1）不含税金的收入 = 316057492.7/(1+17%)

= 270134609.1元/年

（2）销售税金 = 不含税收×17% = 53729773.76元/年（3）应缴税金 = 销售税金-原材料费×14.5%

= 53729773.76-66784798.08×14.5% = 44045978.04元/年

（4）结余 = 不含税收入-（销售成本-原材料费×14.53%）-销售税

金及附加费（城建税7%，教育附加费3%） = 270134609.1-(16693108.6-1339308.34)- 2425494.41×10%

= 45740738.34元/年 4. 回收期：

N =

总投资26955100==0.59年结余45740738.34即大约八个月收回成本

第十章设备及管道材料汇总

10.1设备一览表

粗苯回收车间粗苯设备一览表见表10-1 表10-1 编号名称规格数量单重，kg 型号或图号中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 83 页共 90 页 T-301 横管终冷冷凝器 2000×2000 T-302 洗苯塔 T-303 脱苯塔 T-304 再生器 F-301 管式炉 E-301 贫油冷却器 E-302 贫富油换热器 E-303 分缩器 E-304 冷凝冷却器 V-301 轻焦油满流槽 V-302 轻质焦油贮槽 V-303 旋风捕雾器 V-304 液封槽 V-305 液封槽 V-306 新洗油槽 V-307 贫油槽 V-308 地下防空槽 V-309 残渣槽 V-310 控制分离器 1 1083218 IF4839 IF4855 100Y-60B AJO2-61-4 6DA-8X2 AJO2-82-4 6DA-8X2 AJO2-82-4 8Sh-9 DN3000,H=32000 1 DN1800,H=7050 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 1 6545 2 2 1 8980 1 1 1 1 1 1 1 1 1 2 1 1 1 2 1 2 150 2 260 2 508 2 425 3 508 3 425 2 242 DN1600,H=16650 1 26270 IF4746 DN3442,H=19572 1 52780 255-25-Φ127/Φ127/89 F=60×3+30=210m2 1 10270 IF2515 V-311 粗苯油水分离器 Φ1800×4500 轻分缩油油水分V-312 离器 Φ1800×4500 重分缩油油水分V-313 离器 Φ1800×4500 V-314 粗苯中间槽 V-315 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 P-304 终冷水泵 DN4000,H=3500 DN800,H=2500 H=38m w=17kw h=58~47m w=40kw h=58~47m W=40kw H69~50m 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 84 页共 90 页配电机 W=75kw 2 608 2 145 2 608 2 73 2 95 1 145 1 95 1 145 1 95 JO2-92-2 6Sh-9A JO2-92-2 2.5w-1.8 AJO2-51-4 QB-4 AJO2-51-4 QB-4 AJO2-51-4 贫油冷却器及分凝器用水泵 H=43.8-35m 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

W=30kw H=44m W=7.5kw H=32.5-30.5m W=7.5kw H=32.5~30.5 W=7.5Kw 10.2 图纸目录

1. 2. 3. 4. 5. 6. 7.

设备平面布置图

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

粗苯蒸馏部分立面管线图（I-I剖面）洗苯塔塔

10.3 管道明细表

表10-2 编号管道名称一、终冷洗苯部分 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 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缝钢无 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 材料规格中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 85 页共 90 页 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 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入口管贫油冷却器及分凝器用水泵b出口至49#管的水管钢贫油冷却器及分凝器用水泵a出口至50#管的水管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富油泵b出口管至入口的旁路调节管缝无管缝无管 Φ57×3.5 Φ480×15 Φ480×15 Φ159×4.5 Φ89×4.5 Φ76×3 Φ76×3 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 Φ273×8 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ133×4 Φ133×4 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ133×4 Φ133×4 Φ108×4 Φ108×4 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 86 页共 90 页 44 45 46 47 48 49 50 51 52 53 54 55 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 68 69 70 71 72 73 74 75 76 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无缝管钢缝无管钢 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 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 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 87 页共 90 页 77 78 79 80 81 82 83 84 85 86 87 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 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#的油管管钢缝无管钢 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 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 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 二、粗苯蒸馏部分中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 88 页共 90 页 22 23 24 25 26 27 28 29 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 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）管钢缝无管钢缝无 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ89×4.5 Φ133×4 Φ89×4.5 Φ219×6 Φ219×6 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 中国矿业大学2009届进修生毕业设计第 89 页共 90 页 55 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 68 69 70 71 72 73 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 Φ76×3 Φ76×3 Φ219×6 Φ89×4.5 无 Φ76×3 Φ219×6 Φ219×6 Φ76×3 Φ76×3 缝 Φ57×3.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 Φ159×4.5 钢 Φ89×4.5 Φ76×3 Φ159×4.5 管 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。

参考文献

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学工业出版社 1985年【2】《焦化设计参考资料》下册冶金工业出版社 1980年【3】《炼焦化学产品与回收》上册中国矿业大学化学工程与工艺学院

周敏张双全编 1990 年

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【4】《化工原理》上、下册天津大学化工原理教研室编天津科学技术出版社 1980年【5】《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年【6】《化工过程与经济》葛维寰吴淑王乐平周积翰编上海科学技术

出版社【7】《化产工艺学》【8】《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年【9】《炼焦与煤气精制》徐一主编冶金工业出版社【10】《燃料与化工》 1988.3 【11】《煤气与热力》 1987.6 【12】《电力常数设备手册》电力工业出版社【13】《化工设备机械基础》董大勤主编化学工业出版社【14】《化工设备设计全书—塔设备》路秀林王者相等编化学工业出版

社 2004.1 【15】《化工设备设计全书—换热器设计》方维潘等编 1987年【16】《化工工程手册》《化工工程手册》编委会编化学工业出版社，

1989年

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年产120万吨焦化厂粗苯工段的设计