年产13万吨焦油加工厂蒸馏工段的初步设计毕业设计

毕业设计说明书
设计（论文）题目：13万t/a焦油加工厂蒸馏工段的初步设计
学生姓名：
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指导教师：
2012年X月X日摘
要
本设计为13万t/a焦油加工厂蒸馏工段初步设计。通过对国内外焦油加工工艺和发展现状的综述，选择用国内应用较多且比较成熟的常压两塔式焦油蒸馏工艺。
首先对一段蒸发器、二段、蒸发器、蒽塔、馏分塔等主要设备进行了物料衡算；对馏分塔、蒽塔进行了设计计算，确定了塔径和塔高，并对塔板进行设计计算和流体力学校核；对馏分塔进行了机械设计和强度校核；最后给出非工艺条件。
本设计的主要设备有：圆筒式管式炉350万千卡/小时，一段蒸发器的直径DN=1400mm、二段蒸发器直径DN=2200mm、馏分塔直径DN=1600mm，塔高H=23000mm，塔板数为36，蒽塔DN=1600mm，塔板数为23，一段冷凝冷却器的换热面积是54m2，馏份塔冷凝冷却器的换热面积是195
m2，蒽油浸没式冷却器的换热面积是24m2。关键词:
煤焦油；焦油蒸馏；馏分塔；工艺计算Abstract
The
design
for
the
130,000
t
/
a
coal
tar
distillation
section
is
preliminary
designed.
The
process
and
the
development
status
of
the
domestic
and
foreign
tar
is
described.
By
comparison
to
the
existing
process,the
domestic
application
of
more
and
more
mature
atmospheric
two-tower
tar
distillation
process
is
selected.
The
first
section
of
the
evaporator,
Sec,
evaporator,
anthracene,
tower,
distillate
tower
equipment
material
balance;
distillate
tower,
anthracene,
tower
design
calculations,
to
determine
the
tower
diameter
and
tower
height,
and
plate
design
calculations
and
the
hydrodynamics
check;
distillate
tower
mechanical
design
and
strength
check;
Finally,
non-process
conditions.

The
results
show
that
cylindrical
tube
type
furnace
is
3.5
million
kilocalorie/hour,
the
section
of
the
evaporator
diameter
is
1400mm,
Sec
evaporator
diameter
is
2200mm.
The
diameter
of
the
tower
is
1600mm,
the
height
of
the
tower
is
23000mm,
in
which
the
plate
number
is
36.
Anthracene
tower
diameter
is
1600mm,
plate
number
is
23.The
section
of
condensation
heat
transfer
area
of
the
cooler
is
54
m2,
and
the
distillate
tower
condensate
cooler
heat
transfer
area
is
195
m2,
anthracene
oil-immersed
no
cooler
heat
transfer
area
is
24
m2.Keywords:
coal
tar;
tar
distillation;
distillation
tower
;
calculation
of
crafts
目　　录
摘
要
I
Abstract
II
前　言
1
1文献综述
2
2主要设备选择
12
3工艺计算
13
3.1物料衡算
13
3.1.1整个流程的物料衡算
13
3.1.2主要设备的物料衡算
14
3.2主要设备计算
15
3.2.1管式加热炉
15
3.2.2一段蒸发器
17
3.2.3二段蒸发器
18
3.2.4蒽塔
19
3.2.5馏分塔
20
3.2.6一段轻油冷凝冷却器
22
3.2.7馏分塔轻油冷凝冷却器
23
3.2.8浸没式冷却器（切萘洗量混馏分）
24
3.3馏分塔塔板的工艺计算
25
3.3.1
塔径
26
3.3.2
塔高
26
3.3.3圆泡罩塔盘的设计
26
3.3.4板面布置
27
3.3.5塔板压降
29
3.3.6液冷情况
31
3.3.7鼓泡层高度hf
31
3.3.8排空时间T
31
3.4蒽塔塔板的工艺计算
32
3.4.1塔径
33
3.4.2圆泡罩塔盘的设计
33
3.4.3板面布置
34
3.4.4塔板压降
36
3.4.5液泛情况
38
3.4.6鼓泡层高度hf
38
3.4.7排空时间T
38
3.5容器附件
39
3.5.1人孔和手孔
39
3.5.2视镜
39
3.5.3液面计
39
3.5.4接管
39
3.5.5法兰
40
3.6
主要设备机械设计和强度校核
40
3.6.1筒体和封头壁厚
41
3.6.2塔设备载重计算
41
3.6.3风载荷与风弯矩计算
43
3.6.4地震弯矩计算
46
3.6.5各种载荷引起的轴向应力
48
3.6.6
塔体最大组合轴向拉应力校核
52
3.6.7
塔体水压时应力及吊装时应力校核
53
3.6.8吊装时应力校核校核
54
3.6.9基础环设计
55
3.6.8地脚螺栓计算
56
4
非工艺条件设计
58
4.1防火防爆等级
58
4.2采暖通风
58
4.3给水排水
58
4.4供气
59
4.5设备维修
59
4.6电力
59
4.7土建
59
结
论
61
参考文献
62
谢
辞
63

前　言
煤焦油中很多化合物是塑料、合成纤维、染料、合成橡胶、农药、医药、耐高温材料及国防工业的贵重原料，也有一部分多环芳烃化合物是石油加工业无法生产和替代的。我国的煤焦油主要用来加工生产轻油、酚油、萘油、甲基萘油、洗油、Ⅰ–蒽油、Ⅱ
-
蒽油及煤沥青，各馏分再经深加工后制取苯、萘、酚、蒽等多种芳烃类化工原料及中间体，少量煤焦油被用作筑路油、防腐剂及炭黑原料油、燃料油等，近年也有人利用合成树脂、合成橡胶对煤焦油进行改性，制造高档次防水涂料。煤焦混合物不经加工仅作为燃料油、炭黑原料油或防腐油以及直接或简单加工后的应用价值不是很大。
近年来，随着我国钢铁工业、炼焦行业和世界煤化工行业的发展，给我国煤焦油加工行业带来了前所未有的好机遇。我们应紧紧抓住这一难得的历机遇，立足于国内持续增长的煤焦油资源，充分利用并引导企业进行煤焦油的规模加工，不断提升产品的科技含量，坚定地向精细化工方向快速发展。
我国是一个以煤为主要能源的大国，通过煤焦油加工可以提高煤的利用率，是能源综合利用的重要途径。我国煤焦油加工的现状为：装置规模小、热能回收利用不合理、产品种类少、环境保护存在一定问题。在煤焦油加工存在的主要问题有：工艺相对落后，装置规模小且过于分散，分离新技术应用水平低，加工过程环境污染严重，加工深度不够等，
因此煤焦油要以集中加工为主，同时还应尽可能以煤焦油加工产品为原料合成新的精细化学产品，
以增加产品等级和提高产品附加值。此外，煤焦油蒸馏工艺技术也可以按产品的品种进行选择，应努力开发高效低耗的新工艺，从而使自动控制、分析化验、节能与环保等方面的技术水平提高。
1
文献综述
1.1课题的实际意义

煤焦油是煤在高温干馏和气化中副产的具有刺激性臭味有刺激性臭味、黑色或黑褐色、黏稠状液体产品,
简称焦油[1]。产率大约占炼焦干煤的3%～4%,组分上万种,已从中分离并认定的单种化合物约500余种,约占煤焦油总量55%[2],是很多稠环化合物和O、N、S的杂环化合物的主要来源[3]。煤焦油是炼焦中煤炭化的副产品,所以煤焦油产量也虽焦炭产量的增加而增加。受国内外市场影响,近几年我国焦炭产量迅速增长。我国是世界焦炭生产大国,从1993年起,焦炭产量连续居世界第一位[4]。
低水平重复建设造成了焦炭总量处于过剩状态,
一方面是总体规模的过度膨胀,
另一方尽管近30年来受石油化工激烈竞争的影响,煤焦油加工得到的稠环芳烃与杂环芳烃仍具发展潜力,
特别在医药、农药、染料、合成纤维、耐高温材料等领域有一定的不可替代性。全世界萘的需求量约100万t以上[5],
目前90%以上仍来自煤焦油,作为染料原料的精蒽年需求量3万ｔ以上,生产碳素电极的电极沥青年消耗250万ｔ以上,
两环以上的杂环芳烃,如咔唑、喹啉、噻吩,几乎全部来自煤焦油。
1.2课题的应用性和先进性
我国虽是煤炭资源大国，但随着开采力度逐年加大，煤的储量已经日益减少。如何进一步提高煤的利用价值，除了对煤炭和煤气进行深加工以外，焦炭生产过程中4%左右的煤焦油也是值得深入研究的课题。特别是近年来石油价格的不断攀升，使得煤焦油越来越体现出其在化工产品中的价值，国内许多焦化厂、煤矿企业都在想办法如何发挥煤焦油加工产品的附加值[6]。
1.2.1应用性
煤焦油是煤在高温干馏和气化过程中副产的具有刺激性臭味、黑色或黑褐色、黏稠状液体产品，产率大约占炼焦干煤的3%～4%，几乎完全是由芳香族化合物组成的复杂混合物，组分上万种，已从中分离并认定的单种化合物约500余种，约占煤焦油总量的55%。

煤焦油中很多化合物是塑料、合成纤维、染料、合成橡胶、农药、医药、耐高温材料及国防工业的贵重原料，也有一部分多环芳烃化合物是石油加工业无法生产和替代的。我国的煤焦油主要用来加工生产轻油、酚油、萘油、甲基萘油、
洗油、I蒽油、II蒽油及煤沥青，各馏分再经深加工后制取苯、萘、酚、蒽
等多种芳烃类化工原料及中间体。少量煤焦油被用作筑路油、防腐剂及炭黑原料油、燃料油等。近年也有人利用合成树脂、合成橡胶对煤焦油进行改性，制造高档次防水涂料，占煤焦油50%的煤沥青用途十分广泛，可用作电极黏结剂，制造碳素纤维等。

煤焦油混合物不经加工仅作为燃料油、炭黑原料油或防腐油以及直接或简单加工后的应用价值不是很大[7]。国内外普遍看好的是其深加工精制产品的应用。随着经济和技术的发展，不仅传统的煤焦油加工产品开发出了新的用途，而且应用新技术提取或进一步加工出的煤焦油馏分产品更具市场竞争力。因此，应用新技术、新工艺，从煤焦油中提取市场急需的各类贵重化工产品，不仅实现了资源综合利用提高了产品附加值，而且经济效益、环境效益、社会效益明显，对煤焦油的精制加工极为重要。
煤焦油行业是一个比较传统的行业，尽管近30年来受到石油化工行业的激烈竞争，煤焦油行业仍然具有较大的发展潜力，尤其近几年来随着新材料和钢铁行业的发展，煤焦油资源的高效利用再度引起人们的重视[8]。
⑴煤焦油加工工艺
蒸馏按工艺操作可分为间歇式蒸馏和连续式蒸馏。前者是在蒸馏釜中经加热升温把产品逐一蒸出，每蒸完—釜，就停炉装料重新再蒸。本工艺设备简单，而生产效率低，劳动环境差，蒸出的馏分质罨不高，并环境污染严重。后者的工艺流程是把煤焦油在管式炉中加热到400℃，一次性气化，再经一、二次蒸发器至到一蒽塔、二蒽塔把衽由、酚油、萘油分离，最终分离出沥青。
连续蒸馏按操作压力分有常压连续蒸馏、常压一减压连续蒸馏和减压连续蒸馏，常压连续蒸馏工艺又有一塔式连续蒸馏流程和两塔式炼焦化学产品的回收连续蒸馏流程。在我国大型焦化厂主要使用连续蒸馏工艺，使煤焦油加工能连续加工，生产效率比间歇式蒸馏高，产品收率也较高，但加热温度高对某些产品的回收不利，设备较大，能耗也较高。
焦油蒸馏的工艺概况流程图如图1.1所示。图1.1
焦油蒸馏系统工艺流程
由原料库区来的原料焦油经过脱水、脱渣、脱盐，通过焦油/混合份换热器、焦油/蒽油换热器、焦油加热炉节能器与混合份、蒽油、烟气换热，换热后进入焦油预热器，在此经导热油加热后进入预脱水塔。预脱水塔塔顶逸出的轻油馏分和水经空冷器冷却流入轻油油水分离器，分离出的轻油进入轻油槽，一部分作为脱水塔回流用，另一部分作为产品送往成品库区，分离水自流到库区的酚水槽。预脱水塔底的焦油自流到脱水塔。脱水塔利用导热油作为热源，脱水塔底的焦油用脱水循环泵抽出，经脱水塔重沸器进行循环加热。脱水塔顶馏出的轻油馏分经轻油空冷器冷却，流入轻油油水分离器，分离出的轻油作为脱水塔回流用，其余作为产品送往成品库区，分离水进入库区的酚水槽。脱水焦油由脱水塔底油用抽出泵抽出，经焦油加热炉加热到330℃，进入焦油主塔下部。主塔为减压操作，自塔顶馏出的酚油汽经空冷器冷却后流入主塔回流槽，在此一部分用回流泵送往主塔塔顶作为回流，另一部分送至馏分洗涤部分的酚油槽作为洗涤的原料。
沥青由主塔塔底抽出泵从塔底抽出送至中温沥青槽，在此由沥青水下成型系统进行成型。
焦油主塔的真空排气由酚油空冷器抽出，经真空冷凝器冷凝冷却后进入真空泵，真空泵出口排气进排气洗净塔由循环洗油洗净后，不凝性气体经排气放散。真空泵采用水环式。焦油蒸馏工艺设计中有以下特点：设计原则：清洁、高效、实现离线操作；本工艺流程采用常、减压蒸馏；馏分采出为两混馏分；轻油、酚油采用空冷器冷却；焦油蒸馏主塔采用斜孔塔盘；管道采用电伴热保温；主塔底直接采中温沥青。
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；②
对设备要求低于减压流程和常减压流程；③
基建投资低，
设备维护量较少。
鉴于常压蒸馏工艺的优点，以下介绍两种典型的常压蒸馏工艺流程及流程图。
①常压一塔式煤焦油连续蒸馏工艺流程
原料煤焦油经静止脱水后用一段柱塞泵打入管式炉对流段加热,
在泵前加质量分数为8~12%的Na2CO3溶液脱盐,再对流管式炉内一段煤焦油加热到120～130℃后,进入Ⅰ系统Ⅰ段蒸发器脱水,器顶蒸出一次轻油,经冷凝冷却后进入一次轻油分离器,分离出的废水进入油库废水池,分离出的一次轻油流入贮槽,
器底流入无水焦油槽的为含水在0.5%以下的无水焦油,分离出的无水焦油通过Ⅰ系统Ⅱ段泵送入管式炉辐射段加热至300～400℃后进入Ⅰ系统Ⅱ段蒸发器,器底排除中温沥青,器顶蒸汽进入Ⅰ系统Ⅱ段馏分塔,
在馏分塔底排出蒽油,
经冷却后进入产品贮槽馏分塔侧线采出三混馏分,
经冷却后进入各自的贮槽,馏分塔塔顶蒸出二次轻油,经冷凝冷却后入油水分离器分离出的废水进入油库废水池,分离出的二次轻油一部分回流,回流量约为无水焦油量的40%,另一部分产品入贮槽销售。从无水焦油槽另一部分进入Ⅱ系统Ⅱ段蒸发器和馏分塔,流程同Ⅰ系统Ⅱ段。
连续蒸馏工艺流程如下图1.2所示。图1.2
塔式连续蒸馏工艺流程图
1---管式炉；2---一次蒸发器；3---二次蒸发器；4---馏分塔；
5---油水分离；6---回流槽；7---循环槽；8---满流槽
②常压两塔式煤焦油连续蒸馏工艺流
原料焦油在贮槽中加热静置初步脱水后，用一段焦油柱塞泵26送入管式炉1的对流段，在一段泵入口处加入浓度8%～12%的Na2CO3溶液进行脱盐。焦油在对流段被加热到120～130℃后进入一段蒸发器2，在此，粗焦油中的大部分水分和轻油蒸发出来，混合蒸汽自蒸发器顶逸出，经冷凝冷却器6得到30～40℃的冷凝液，再经一段轻油油水分离器分离后得到一段轻油和氨水。氨水流入氨水槽，一段轻油可配入回流洗油中。一段蒸发器排出的无水焦油进入器底的无水焦油槽，以其中满流的无水焦油进入满流槽16。由此引入二段焦油泵前管路中。无水焦油用二段焦油柱塞泵27送入管式炉辐射段加热至400～410℃后，进入二段蒸发器
3一次蒸发，使馏分与煤焦油沥青分离。沥青自底部排出，馏分蒸汽自顶部逸出进入蒽塔4下数第三层塔板，塔顶用洗油馏分打回流，塔底排出二蒽油。自11、13、15层塔板的侧线切取—蒽油。一蒽油和二蒽油分别经埋入式冷却器冷却后，放入各自贮槽，以备送去处理。
自蒽塔4顶逸出的油气进入馏分塔5（又称洗塔）下数第五层塔板。洗油馏分自塔底排出，萘油馏分从第18、20、22、24层塔板侧线采出；酚油馏分从第36、38、40层塔板采出。这些馏分经冷却后进入各自贮槽。自馏分塔顶出来的轻油和水的混合蒸汽冷凝冷却和油水分离后，水导入酚水槽，用来配制洗涤脱酚时所需的碱液；轻油入回流槽，部分用作回流液，剩余部分送粗苯工段处理。蒸馏用直接蒸汽经管式炉辐射段加热至450℃，分别送入各塔底部。
中国有些焦化厂，在馏分塔中将萘油馏分和洗油馏分合并一起切取，叫做两混馏分。此时塔底油称为苊油馏分，含苊量大于25%。这种切取两混馏分的操作可使萘较多地集中在两混馏分中，萘的集中度达93%～96%，从而可提高工业萘的产率。同时，洗油馏分中的重组分已在切取苊油馏分时除去，也提高了洗油质量。
煤焦油常压两塔式焦油连续蒸馏工艺流程如图1.3所示。图1.3　常压两塔式焦油连续蒸馏流程
1—煤焦油管式炉；2—一段蒸发器及无水煤焦油器；3—二段蒸发器；4—蒽塔；5—馏分塔；6—一段轻油冷凝冷却器；7—馏分塔轻油冷凝冷却器；8—一段轻油油水分离器；9—馏分塔轻油油水分离器；10—萘油埋入式冷却器；12—蒽油冷却器；13—二蒽油冷却器；14—轻油回流槽；15—洗油回流槽；16—无水煤焦油满流槽；17—煤焦油循环槽；18—酚油接受槽；19—酚水接受槽；20—轻油接受槽；21—萘油接受槽；22—洗油接受槽；23—蒽油接受槽；24—二蒽油接受槽；25—一蒽油接受槽；26—一段煤焦油泵；27—二段煤焦油泵；28—轻油回流泵；29—洗油回流泵；30—二蒽油泵；31—轻油泵
⑵煤焦油蒸馏的主要设备
煤焦油蒸馏的主要设备有管式加热炉，一次蒸发器，二次蒸发器和馏分塔。
①管式加热炉
目前煤焦油加工企业焦油整流设备中都采用管式加热炉，其中圆筒式管式炉已经很普及。如图1.4所示，它主要有燃烧室（辐射室）,对流室和烟囱三部分组成。圆筒式加热炉的规格依生产能力的不同而不同，炉管均为单程，辐射段炉管和对流段光管的材质均为1Cr5Mo合金钢。辐射段炉管沿炉壁圆周等距直立排列，无死角，加热均匀。对流段光管在燃烧室顶水平排列，兼受对流和辐射俩种传热方式作用。蒸汽过热管设置在对流段和辐射段，其加热面积应满足将所需蒸汽加热至450℃。辐射段炉管加热强度取为75400-92100KJ/(m2.h),对流管采用光管时，加热强取为25200-41900
KJ/(m2.h)。图1.4
圆筒炉结构图
1-烟囱
；2-对流室顶盖
；3-对流室富油入口
；4-对流室炉管
；5-清扫门
；6-饱和蒸汽入口
；7-过热蒸汽入口
；8-辐射段富油出口
；9-射段炉管
；10-看火门
；11-火嘴
；12-人孔
；13-调节阀板的手摇鼓轮

②一段蒸发器
一段蒸发器为塔式圆筒形设备，如图1.5所示，作用是快速蒸出煤焦油中所含的水分和部分轻油。塔体由碳素钢或灰铸铁制成。为保护设备内壁不受冲激磨损腐蚀，在煤焦入口的下部有2-3层分配锥。煤焦油入口至补雾层有高为2.4m以上的蒸发空间，顶部设钢制拉西环补雾层，塔底为无水煤焦油槽。气体空塔气速一般取为0.2m/s。图5
一段蒸发器结构图
1-蒸汽出口；2-捕雾层；3-保护板；4-煤焦油入口；5-再分配锥；6-无水煤焦油出口；7-无水煤焦油入口；8，9-溢流塔板；10-无水煤焦油出口
③二段蒸发器
二段蒸发器的作用是将400-410℃的过热无水煤焦油闪蒸并使馏分与沥青分离。在两塔式流程中所用二段蒸发器不带精馏段，构造简单。而一塔式带有精馏段，其构造如图1.6所示，他的塔体是由若干灰铸铁或不锈钢塔段组成的圆筒型设备。图1.6
二段蒸发器结构图
1-放空口；2-浮球液面计接口；3-沥青出口；4，5-泡罩塔板；6-缓冲板；7-煤焦油入口；8-满流槽；9-无水煤焦油槽；10-泡罩；11-人孔；12-馏分蒸汽出口；13-回流液入口；
14-二蒽油出口；15-蒸汽出口
④馏分塔
馏分塔是煤焦油蒸馏工艺中切取各种馏分的设备，其结构如图1.7所示。它分为精馏段和提馏段，内设塔板。塔板间距一半为350-550mm，相应的空塔气速
取0.35-0.45m/s。进料塔板于其上升塔板间宜采用2倍于其他板间距。用灰铸铁制造塔体时用泡罩塔板，泡罩有条形，园形和星形等；用合金钢制造塔体时，采用浮阀塔板。影响馏分塔操作的因素有很多，主要是：原料油的性质与组成煤焦油泵流量；冷凝冷却系统操作，塔顶轻油回流流量及性质，各侧线位置及开度，塔底过热蒸汽温度及流量等。图1.7
煤焦油馏分塔结构图
1.2.2先进性

⑴生产规模
日本、德国、法国、俄罗斯等国家的单套焦油蒸馏装置的能力都在10～50万t/a。从理论上讲，能力越大，规模效益越好。在资源有限的情况下，选择10万t/a的加工装置能最大限度发挥产品的加工价值。只有焦油收集量足够多的时候，才能建设50万t/a焦油加工装置。国内单套焦油蒸馏装置有0.6万，1.2万，3万，5万，7.5万，10万，15万t/a各种规模。3万t/a以上的规模均为连续蒸馏工艺，小于3万t/a的规模都是间歇蒸馏工艺。出现不同加工规模的原因有:
①焦油加工厂自身焦油产量不同，按自产焦油建设相应的规模；②未作为一个产业来考虑焦油的加工，仅作为一个焦化厂的附带处理单元；③大规模焦油加工的技术水平不够；④环境保护和能量利用没有达到发达国家的重视程度。
⑵产品方案
国外煤焦油加工厂的生产有三种模式:一是全方位多品种，提纯和配制各种规格和等级的产品；二是在煤焦油加工产品的基础上，向着精细化工、染料、医
药方面延伸的深加工产品；三是重点加工沥青类产品。
国内煤焦油加工产品主要是酚类、萘、洗油、粗蒽、沥青等。各厂的产品质量和数量都基本类似，导致焦油加工的效益平平，与国外差距较大。其主要原因有以下几方面:各焦油加工装置的规模普遍偏小；高质量、高附加值产品较少；生产企业适应市场能力较差；焦油深加工产品的市场有待开发，特别是新产品推向市场时，其难度较大[9]。
⑶工艺流程
国内外焦油蒸馏的工艺大同小异，都是脱水、分馏，但国外的工艺比国内要多样化。国内的焦油蒸馏工艺与国外工艺相比较，差距并不大，只是适用的场合不同。只要对国内工艺的设备、仪表控制、能量利用方面做一些改进工作，就能够变成先进和实用的工艺[10]。
⑷环保水平
环保主要是指对焦油加工过程中所产生的废水、废气、废渣的处理。
焦油加工产生的废水，国内外所采取的措施基本相同，都是集中收集，送焦化厂污水处理装置处理后排放。所不同的是国内污水处理后的指标要差一点。
废气处理主要是指焦油加工过程中的放散气和沥青烟气的处理。国外焦油加工厂收集这部分废气，并集中到洗涤塔，净化、降温后送管式炉焚，国内外所采取的措施基本相同，都是集中收集，送焦化厂污水处理装置处理后排放，所不同的是国内污水处理后的指标要差一点。废气处理主要是指焦油加工过程中的放散气和沥青烟气的处理。国外焦油加工厂收集这部分废气，并集中到洗涤塔，净化降温后送管式炉焚烧。有些焦油加工厂的油槽顶部还进行氮封，其放散气排出的可能性就更小。而国内只有个别焦油加工装置对放散气进行集中收集处理，大部分装置都是自由放散。所以在废气处理上应改进。
焦油加工产生的废渣只有焦油渣，各国处理模式都一样，均是集中收集后混配到煤中。国内配到煤中的设施较差，有些厂随地抛弃现象严重。但只要严格管理，认真处理，达到国外处理水平是完全可以实现的。
⑸节能水平
节能降耗是装置的重要指标。焦油加工是高能耗过程，国外在水、蒸汽、煤气消耗方面控制较好，采用空冷、冷热流体换热、多级循环水、低温减压蒸馏、热量回收蒸汽等技术，但电的消耗反而比国内还高。
随着国内能源结构的调整，多使用电，减少水、蒸汽和煤气的消耗是一个必然趋势。
⑹装备水平
装置的装备水平与机械制造、自控水平密切相关。国内焦油加工的装备水平与国外差距较大，主要原因是过多考虑项目投资额；高温运转设备、耐腐蚀材质、高温高粘度介质的检测仪表等难以找到合适的国内生产厂；即使是国外引进的设备，维修水平相差较远。
1.3发展前景
综合几十年来煤焦油加工技术的发展可以看到，高效低耗、低污染、深加工始终是推动煤焦油加工技术不断向前发展的动力。尽管煤焦油加工工艺和技术从总体上讲变化缓慢，但也表现出一定的规律性。
煤焦油是组成极为复杂的混合物，目前己从中成功分离出来的有500多种。煤焦油加工产品是冶金、化工、医药、建材、交通、通讯等领域的重要基础原料，在国内外有着广阔的市场前景。与此同时，煤焦油行业是一个比较传统的行业，尽管近30年来受到石油化工行业的激烈竞争，煤焦油行业仍然具有较大的发展潜力[11]，尤其近几年来随着新材料和钢铁行业的发展，煤焦油资源的高效利用再度引起人们的重视[12]。
当前，必须加快整合企业和科研院所的技术力量，建立以企业为主体的焦油深度加工的技术开发的创新体系。必须加大在科研方面的投入，其中人力物力进行分离工艺，分离装置等技术研究，提高煤焦油中各单组分的分离效率，形成系列成套的生产工艺技术和装备，纵观产品分离工艺的灵活性，根据市场需求及时调整产品的质量和品种，以提升煤焦油企业的综合实力和经济效益[13]。2
工艺方案的确定及主要设备选择
2.1工艺方案的确定
根据设计需要本次设计采用国内应用较多并且比较成熟的焦油蒸馏方案是常压两塔式焦油蒸馏工艺。
该工艺流程成熟、简单；投资低；产品质量好；萘馏份集中度高；洗油馏份中萘含量低；馏份脱酚操作简单；尾气用集中洗涤，环保效果好。
2.2主要设备选择
煤焦油蒸馏的主要设备有管式加热炉，一次蒸发器，二次蒸发器和馏分塔。
2.2.1
管式加热炉
目前煤焦油加工企业焦油整流设备中都采用管式加热炉，其中圆筒式管式炉已经很普及。主要有燃烧室（辐射室）
,对流室和烟囱三部分组成。圆筒式加热炉的规格依生产能力的不同而不同，炉管均为单程，辐射段炉管和对流段光管的材质均为1Cr5Mo合金钢。蒸汽过热管设置在对流段和辐射段，其加热面积应满足将所需蒸汽加热至450℃。辐射段炉管加热强度取为75400-92100KJ/(m2.h),对流管采用光管时，加热强取为25200-41900
KJ/(m2.h)。
2.2.2
一段蒸发器
一段蒸发器为塔式圆筒形设备，作用是快速蒸出煤焦油中所含的水分和部分轻油。塔体由碳素钢或灰铸铁制成。为保护设备内壁不受冲激磨损腐蚀，在煤焦入口的下部有2-3层分配锥。煤焦油入口至补雾层有高为2.4m以上的蒸发空间，顶部设钢制拉西环补雾层，塔底为无水煤焦油槽。气体空塔气速一般取为0.2m/s。
2.2.3
二段蒸发器
二段蒸发器的作用是将400-410℃的过热无水煤焦油闪蒸并使馏分与沥青分离。在两塔式流程中所用二段蒸发器不带精馏段，构造简单。而一塔式带有精馏段，塔体是由若干灰铸铁或不锈钢塔段组成的圆筒型设备。
2.2.4
馏分塔
馏分塔是煤焦油蒸馏工艺中切取各种馏分的设备，其结构如图7所示。它分为精馏段和提馏段，内设塔板。塔板间距一半为350-550mm，相应的空塔气速取0.35-0.45m/s。进料塔板于其上升塔板间宜采用2倍于其他板间距。用合金钢制造塔体时，采用浮阀塔板。影响馏分塔操作的因素有很多，主要是：原料油的性质与组成煤焦油泵流量；冷凝冷却系统操作，塔顶轻油回流流量及性质，各侧线位置及开度，塔底过热蒸汽温度及流量等。
3工艺计算
为实现该分离任务，采用常压两塔式煤焦油连续蒸馏流程，且切取蒽油馏分。整个流程中所需要的热能全由管式炉烧煤气提供，提供热能包括以下三部分：管式炉在对流段为煤焦油脱水提供热能，在辐射段对无水煤焦油加热提供热能，以及饱和蒸汽成为过热蒸汽提供热能。
为简化计算，假设：煤焦油水分全部在一段蒸发器中脱除，占无水煤焦油0.25%的轻油在一段蒸发时蒸发，脱盐用碱液不计入，物料损失忽略不计，不考虑无水煤焦油满流。
3.1物料衡算
原始数据：
年处理量
13万t
原料煤焦油所含水分4%
年工作日
330日，半年维修一次
每小时处理能力

w＝16414.4
可按16414kg计算
表3-1
煤焦油馏分产率
%

馏分
轻油
酚油
萘油
洗油
一蒽油
二蒽油
苊油
沥青
两塔式
0.5
1.5
12
5
17
5
3
56
3.1.1整个流程的物料衡算
表3-2
整个流程的物料衡算输入
(kg/h)
输出
(kg/h)
共计
煤焦油水分：
65.66
无水煤焦油：
16348.3416414
轻油：16348.34×0.5%＝84.7
酚油：16348.34×1.5%＝245.2
苊油：16348.34×3%＝490.4
萘油：16348.34×12%＝1961.8
洗油：16348.34×5%＝817.4一蒽油：16348.34×17%＝2779.2
二蒽油：16348.34×5%＝817.4
沥青：
16348.34×56%＝9155.1
从脱水塔蒸出的煤焦油的水分：
16414×4%＝65.66
16414
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算的要求。
3.1.2主要设备的物料衡算
⑴一段蒸发器输入物料量：
无水煤焦油
16414×(1－4%)＝15757.6kg/h
输出物料量：
轻油
15757.6×0.25%＝39.4kg/h
焦油
15757.6×99.75%＝15718.2
kg/h
共计
39.4+15718.2＝8486.4
kg/h
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。
⑵二段蒸发器输入物料量：
从一段蒸发器来的焦油量15718.2kg/h
输出物料量：
沥青
15757.6×56%＝8824.3kg/h馏分
15757.6×(1－0.25%－56%)＝6893.9kg/h
共计
8824.3+6893.9＝15718.2kg/h
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。
⑶蒽塔输入物料量：来自二段蒸发器顶部的馏分

6893.9kg/h
输出物料量：
一蒽油15757.6×17%＝2678.8
kg/h
二蒽油
15757.6×5%＝787.9kg/h
馏分蒸汽
15757.6×(1－0.25%－56%－17%－5%)＝3427.3kg/h
共计
2678.8+787.9+3427.3＝6893.9kg/h
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。
⑷馏分塔
输入物料量：来自蒽塔的馏分蒸汽

3427.3
kg/h
输出物料量：轻油
15757.6×0.25%＝39.3kg/h
酚油
15757.6×1.5%＝236.4
kg/h
萘油
15757.6×12%＝1890.9kg/h
洗油15757.6×5%＝787.9kg/h
苊油15757.6×3%＝472.7
kg/h
共计

39.3+236.4
+1890.9+787.9+472.7＝3427.3
kg/h
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。

3.2主要设备计算
表3-3
焦油馏分产量
kg/h（以无水煤焦油计）
轻油
酚油
萘油
洗油
苊油
一蒽油
二蒽油
39.4
236.4
1890.0
787.9
472.7
2678.8
787.9
3.2.1管式加热炉
已知条件：焦油温度
一段入口
85℃
一段出口
125℃
二段入口
110℃
二段出口
405℃
过热蒸汽出口
450℃焦油含水量
一段，按焦油量的3%计
16414×3%＝492.4
kg/h
二段，按焦油量的0.3%计

16414×0.3%＝49.2kg/h过热蒸汽量，按焦油量的4%计
16414×4%＝656.6
kg/h经管式炉一段后轻油蒸发量，按无水煤焦油的0.25%计
39.4
kg/h
⑴一段焦油加热
加热焦油耗热量：

Q1＝1641496%(i125－i85)＝16414(197.4－121.8)＝1240906.0
kJ/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（按二段焦油含水量为零计）：
Q2＝492.4(q125－q85)＝492.4(2722.02－357)＝1164535.8kJ/h

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：
Q3＝39.4396.9＝15637.9
kJ/h
式中

39.4—轻油蒸发量，kJ/h
396.9—轻油汽化热，kJ/kg
一段焦油加热总耗热量：
Q1＋Q2
＋Q3＝1240906.0+1164535.8+15637.9
=2421079.6kJ/h
⑵过热蒸汽加热量
加热蒸汽耗热量：

Q4＝656.6(3385.6－2771.6)＝403152.4kJ/h
式中3385.6—6kg/cm2（表压）饱和水蒸气过热至450℃时热焓：kJ/kg；

2771.6—6kg/cm2（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：
Q5＝(15757.6－39.4)(966－168)＝12543123.6
kJ/h
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：
Q6＝49.2＝138808.9
kJ/h
式中
3285—405℃水蒸气热焓，kJ/kg；
　　463.68—110℃水蒸气热焓，kJ/kg。
二段焦油焦油总耗热量：
Q5
＋Q6＝12681932.5
kJ/h
⑷管式炉有效热负荷
Q＝Q1＋Q2＋Q3＋Q4＋Q5＋Q6＝15506164.5
kJ/h
加热焦油单位耗热量：
＝944.7
kJ/kg焦油
热负荷比例：
一段热负荷
＝15.6%
过热蒸汽热负荷
＝2.6%
二段热负荷
＝81.8%
⑸耗煤气量
设管式炉热效率为75%，则耗煤气量为：
=1172.0Nm3/h
式中

17640—煤气热值，kJ/
m3
每吨焦油耗煤气量为：

=71.4
Nm3
选用有效负荷为6270MJ/h(350万千卡/时)的标准圆筒式管式炉一台。
3.2.2一段蒸发器
已知条件：塔顶温度
105℃塔顶压力（绝对压力）

1.01kg/cm3塔顶出来的物料轻油
39.4
kg/h水分492.4-49.2=443.2
kg/h
汽相负荷：
V=22.4=0.213m3/s
设空塔气速为0.2
m/s，则蒸发器直径为：
D=m
故选用Dg
=1400mm的一段蒸发器一台。
3.2.3二段蒸发器
已知条件：直接汽量，按焦油量的1%计算164.1
kg/h焦油含水量，按焦油量的0.3%计算
49.2kg/h小计

213.3kg/h
塔顶压力（绝对压力）
1.35
kg/cm3
塔顶温度

370℃
汽相负荷：
V
=22.
=0.59
m3/s式中

39.4、236.4、1890.9、787.9、472.7、2678.8、787.9、213.3—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、120、133、170、189、209、18—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0.2
m/s，则蒸发器直径为：
D==1.959m
故选用Dg
=2200mm的二段蒸发器一台。
3.2.4蒽塔

蒽塔采用苊油进行回流。
已知条件：从二段蒸发器来的直接蒸汽量213.3
kg/h塔顶压力（绝对压力）

1.25
kg/cm3
塔顶温度
257℃回流量

16414=2462
kg/h回流温度

85℃苊油馏分汽化热
321.3
kJ/kg苊油馏分平均比热0~85℃1.512
kJ/kg·℃0~257℃

1.932
kJ/kg·℃
蒸发回流所需要的热量：
Q=2462×=1697145.7
kJ/h
内回流量：
=5282.1
kg/h
塔顶汽相负荷：
V=22.4
=0.659m3/s=2372.3
m3/h
汽相重度：
=3.76kg/m3
液相重度：
0.89=890
kg/m3
式中0.00008—计算系数；
1.08—苊油馏分20℃时的比重。
液相负荷：
=0.00165
m3/s
空塔气速：=0.691m/s
式中

CO—系数，根据不同板间距求得（当板间距是450mm时，求得
CO
=0.045）。
适宜空塔气速按0.8Wmax
=0.8
m/s
计算塔径：
D===1.23m
按设备系列，可选Dg=1400mm。但考虑到制造和生产管理方便可选用与馏分塔相同规格的蒽塔。
3.2.5馏分塔

已知条件：直接蒸汽量

从二段蒸发器来的
213.3kg/h
进入馏分塔的，按焦油量的1.7%计

279.0
kg/h
小计
492.3
kg/h塔顶压力（绝对压力）

1.02
kg/cm3
塔顶温度
105℃冷回流量
164146565.6kg/h回流温度

30℃轻油馏分汽化热

396.9
kJ/kg轻油馏分平均比热0~110℃1.89kJ/kg·℃0~30℃
1.68kJ/kg·℃
蒸发回流所需要的热量：
Q=6565.6=3577923.7
kJ/h
内回流量：
=9014.7kg/h
塔顶汽相负荷：=0.959m3/s=3453.6m3/h
汽相重度：
=2.76kg/m3
液相重度：
0.812=812
kg/m3
式中0.00008—计算系数；
0.88—轻油馏分20℃时的比重。
液相负荷：
=0.00308m3/s
空塔气速：=0.771m/s
式中
—系数，根据不同板间距求得（当板间距是450mm时，求得
=0.045）。
适宜空塔气速按0.8Wmax
=0.8
m/s
计算塔径：
D===1.408m=1408mm
按设备系列，故选用Dg=1600mm的馏分塔，蒽塔也取Dg=1600mm。
3.2.6一段轻油冷凝冷却器
已知条件：物料量轻油

39.4kg/h水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水量为零计）

492.3
kg/h
物料温度
入口
105℃
出口

30℃
轻油平均比热

1.974kJ/kg·℃
冷凝阶段放出的热量：
kJ/h
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：

kJ/h
热量小计：
Q=Qa+Qb=1284397.758
kJ/h
冷却水（入口25℃，出口40℃）用量
t/h
冷却段水温升高至：
25+=59.89℃

对数平均温度差：
油汽，
℃

105
冷却水，℃
65

45.11

5
冷凝段：
℃
冷却段：
℃
需要换热面积F：K1=150kcal/m2·h·℃，即630kJ/m2·h℃；K2=
100
kcal/m2·
h·℃，即420
kJ/m2·h·℃
冷凝段：
m2
冷却段：
m2
53.66
m2
故选用的1×54m2冷凝冷却器一台
3.2.7馏分塔轻油冷凝冷却器
已知条件：物料量
轻油

39.4+6565.6=6605kg/h水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水量为零计）

492.3kg/h
物料温度
入口
105℃
出口

30℃
轻油平均比热
30~110℃1.974kJ/kg·℃
冷凝阶段放出的热量：
kJ/h
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：
kJ/h
热量小计：
Q=Qa+Qb=4868983.7kJ/h
冷却水（入口25℃，出口40℃）用量
t/h
冷却段水温升高至：
25+=28.5℃

对数平均温度差：
油汽，
℃

105
冷却水，℃
65

76.5

5
冷凝段：
℃
冷却段：
℃
需要换热面积F：K1=150kcal/m2·
h·℃，即630kJ/
m2·h·℃；K2=100
kcal/m2·h·℃，即420
kJ/
m2·h·℃
冷凝段：
m2
冷却段：
m2
187.2
m2
故选用3×65=195m2的冷凝冷却器一台
3.2.8浸没式冷却器（切萘洗量混馏分）
已知条件：物料量

2678.8（一蒽油的量）kg/h
物料温度
入口
185℃
出口

70℃
物料比热
2.1kJ/kg
·℃
物料放出热量
2678.8×2.1×(185-70)=646930.2kg/h
对数平均温度差
=78.3℃
换热面积（取K=420
kJ/
m2·h·℃）
m2
冷却水（入口32℃，出口45℃）用量
t/h
选用换热面积为1×24m2浸没式冷却器一台。
3.3馏分塔塔板的工艺计算
已知条件：
汽相负荷
0.959m3/s液相负荷

0.00308m3/s
汽相重度812
kg/m3
液相重度2.76kg/m3
D=1.6m的馏分塔根据经验得到下表相关数值：
表3-4

馏分塔规格和技术特性
项目塔板层数
36
精馏段
32
提馏段
4
板间距，mm
450
馏分侧线的塔板编号（由下往上）
一蒽油
塔底
苊油
塔底
洗油
塔底
萘油
14、16、18（萘洗两混）
酚油
28、30、32
3.3.1
塔径
D=1.6m（前面已计算）
则塔板面积

AT=0.785×D2=0.785×1.62=2.01m2
空塔气速m/s
3.3.2
塔高
根据经验顶部空间一般取1.2~1.5m，故取h1=1.5m，底部空间h2=1.5m。
有效塔高
根据经验进料板间距增至600mm，人孔所在板间距增至500mm取3个人孔，裙座取3m，由于第14、16、18、28、30、32层有侧线采出故塔板间距增至500mm。
所以
有效塔高

H0=0.45×36+(0.5-0.45)×6+(0.6-0.45)×1+(0.5-0.45)×3=16.8m
塔高：
H=16.8+1.5+1.5+3=22.8m
故塔高取23m。
3.3.3圆泡罩塔盘的设计
⑴泡罩尺寸的选择
泡罩尺寸通常根据塔径大小参照下表选用[15]。
表3-5
泡罩直径与塔径关系
塔径

D(m)泡罩公称直径

Dg(mm)
＜～1.2
80
1.2～3.0
100
＞3.0
150
因此选用公称直径为100mm的泡罩。
⑵需要泡罩个数m
选择圆形泡罩，齿缝为矩形型，根据下式得出泡罩个数：
Vm=
式中Vm—满负荷所取Vm=2.13Vs
m—每层塔板上泡罩的个数；F4—每个泡罩的齿缝总面积；
h—齿缝的高度。
根据经验得出一下数据：
F4=5m2
h=0.032m
所以：
m=
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=140mm

t-D=40mm
符合条件。
按正三角形排列，每个泡罩所占的正六角行鼓泡面积ab(mm2)为：
ab=0.866t2=0.866mm2
整个塔盘鼓泡面积Aa(m2)为：
Aa=mab=78=1.32m2
3.3.4板面布置
⑴选定流行
由液相负荷Ls=0.00308
m3/s=11.09m3/h估采用单流型。
取堰长Lw为塔径的0.66倍，即堰长为：
Lw=0.66×1.6=1.06m
塔截面积为：AT=2.01m2
单型塔板系列选定降液管面积Af与塔截面积AT之比以及弓形降液管宽度Wd与塔径D之比分别为：

由此查图可知[14]：
由3-12

故可以知：
Af=0.0721×2.01=0.145
m2
Wd=0.124×2.01=0.198m
降液管内停留时间
应保证液体在降液管内的停留时间大于3~5s，才能保证液体所夹带气体的释出。
s
故所夹带气体可以释出。降液管尺寸可用。
⑵泡罩排列
泡罩按正三角形排列，在鼓泡区工排列78个：
鼓泡区面积占的百分比为：(规定在50%~80%之间)
降液管面积占的百分比为：
(规定在10%~20%之间)
边缘面积占的百分比为：1-65.6%-14.4%=20%(规定在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h0mm

当正常气体负荷时，hs

当最大气体负荷时，hs=h=0.032
本设计是在正常负荷下操作

即
hsmm
⑷堰上液溢流高度how
采用平流堰，可用下式计算：
How=
式中

E—液体收缩系数；一般取1

Lw—堰长，m。
当
h
所以：
how=m
⑸堰高hw及降液管底距下层塔板的距离h0
根据常压操作压力，初步选定动液封：
hds=40mm=0.04m
静液封：
hss=hds-how=0.04-0.01=0.03m
堰高hw可按下式计算：
hw=hT+hss+hr+h
式中

hT—泡罩下缝至塔板的间距，m

hr—泡罩帽缘圈高度，m

h—齿缝的高度，m

hss—静液封，m
对于直径是100mm的泡罩，查得经验数据，
hT=15mm，hr=3mm。
则
hw=15+30+3+32=80mm
故选定堰高
hw=80mm
降液管底部液封为20mm，则降液管底与下层塔板的距离应为：
h0=0.08-0.02=0.06m
⑹液面梯度
液面流过板面梯度与液流量（以表示）
堰高hw及泡罩底缘塔板的距离hT有关，也可按查得
=
由于此值较小，可忽略不计。
⑺动液封hds
hds=how+hss+0.01+0.03=0.04mm
3.3.5塔板压降
蒸汽通过塔板时可按下式计算压降：
hp=hL+hc+hs
式中

hp—塔板压降，m液柱；

hs—齿缝局部阻力，m液柱；

hc—泡罩局部阻力（包括升气管回转通道及环形间隙），m液柱；

hL—有效液层阻力，m液柱。
⑴泡罩局部阻力hc
hc==m
式中—阻力系数，直径为100mm的泡罩取0.25

—每个泡罩的升气管截面积，（升气管直径取70mm，A=mm2）
⑵有效液层阻力hL
hL=hds
式中
—冲气系数；
hds—动液封，m液柱。
冲气系数为气相动能因数
Fb=
式中—按液流面积Ab计算的气速，m/s
由Ab=AT-2Af，=可得：查得所以
有效液层阻力hL=0.65m液柱
所以
塔板压降为：
hp=hL+hc+hs=0.026+0.0089+0.02133=0.05623m液柱
全塔压降为：
P=36m液柱
3.3.6液冷情况
按下式求出降液管内的液面高度：
Hd=hw+hd+hp++
how
式中
hd：液相流出降液管的阻力，m液柱
hd
=0.153m
因液面梯度很小。可以不考虑，则降液管内液面高度：
Hd
=0.08+0.01+0.05623+0.00036=0.14659m
为了防止液泛现象，需满足以下条件：
HT+hw
式中

—泡沫层的相对比重，对于一般物系取0.5；HT—塔板板间距，m
则有
HT2
Hd-
hw
即
0.45
所以不会发生液泛现象。
3.3.7鼓泡层高度hf
用下式可以求得：
hf=0.0432
hf=0.0432×0.93+1.89×0.08-0.0406=0.148m
鼓泡层顶部到上层塔板的距离S为：
S=HT-hf=0.45-0.148=0.302m
3.3.8排空时间T
采用排液孔直径d0=10mm
排液孔面积Aw，一般可按每平方米塔截面积有1~3平方厘米的开孔面积计算。
Aw=2.01cm2/m2
需要的排液孔数：
b=取13个
全塔积液总排空时间可按下式计算：
T=1.5h表3-6
馏分塔的各项数据
项目
单位
数量
项目
单位
数量
塔径D
mm
1600
堰长Lw
m
1.06
有效塔高H0
m
16.8
堰高hw
mm
80
塔高H
m
23
塔截面积AT
m2
2.01
顶部空间h1
m
1.5
齿缝开度hs
mm
21.33
底部空间h2
m
1.5
降液管底与下层塔板距离h0
mm
0.06
板间距HT
mm
450
动液封hds
mm
0.04
进料板间距
mm
600
静液封hss
mm
0.03
人孔间距
mm
500
降液管内液层高度Hd
mm
149.6
采出间距
mm
600
塔板压降hp
m液柱
0.056
塔板形式
单流液体在降液管内停留时间
s
21.3
空塔气速W空
m/s
0.48
排液孔直径d0
mm
10
泡罩个数m
个
78
排液孔个数b
个
13
泡罩中心距t
mm
140
排空时间T
h
3.12
泡罩排列
正三角形弓形降液管面积
m2
0.145
3.4蒽塔塔板的工艺计算
已知条件：
汽相负荷
0.659m3/s
液相负荷

0.00165m3/s汽相重度

890kg/m3液相重度3.76kg/m3
D=1.6m的蒽塔根据经验得到下表相关数值：
表3-7
蒽塔规格和技术特性
项目
塔板层数
23
精馏段
18
提馏段
5
板间距，mm
350
馏分侧线的塔板编号（由下往上）
一蒽油
11、13、15
苊油
塔底
洗油
塔底
萘油
塔底
酚油
塔底3.4.1塔径
D=1.6m则塔板面积

AT=0.785×D2=0.785×1.62=2.01m2
空塔气速m/s
3.4.2圆泡罩塔盘的设计
⑴泡罩尺寸的选择
泡罩尺寸选取100mm
⑵需要泡罩个数m
选择圆形泡罩，齿缝为矩形型，根据下式得出泡罩个数：
Vm=
式中

Vm—满负荷所取Vm=2.13Vs
m—每层塔板上泡罩的个数；F4—每个泡罩的齿缝总面积；
h—齿缝的高度。
根据经验得出一下数据：
F4=5m2
h=0.032m
所以：
m=
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=1.5D=150mm

t-D=50mm
符合条件。
按正三角形排列，每个泡罩所占的正六角行鼓泡面积ab(mm2)为：
ab=0.866t2=0.866mm2
整个塔盘鼓泡面积Aa(m2)为：
Aa=mab=1.17m2
3.4.3板面布置
⑴选定流行
由液相负荷Ls=0.00165
m3/s=5.94m3/h估采用单流型。
取堰长Lw为塔径的0.66倍，即堰长为：
Lw=0.66×1.6=1.056m
塔截面积为：
AT=2.01m2
由此查图可知：单型塔板系列选定降液管面积Af与塔截面积AT之比以及弓形降液管宽度Wd与塔径D之比分别为：

故可以知：
Af=0.0721×2.01=0.145
m2
Wd=0.124×1.6=0.198m
降液管内停留时间
应保证液体在降液管内的停留时间大于3~5s，才能保证液体所夹带气体的释出。
s
故所夹带气体可以释出。降液管尺寸可用。
⑵泡罩排列
泡罩按正三角形排列，在鼓泡区工排列60个：
鼓泡区面积占的百分比为：(规定在50%~80%间)
降液管面积占的百分比为：%
(规定在10%~20%间)
边缘面积占的百分比为：1-58.2%-14.4%=27.4%(规定在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h0mm

当正常气体负荷时，hs

当最大气体负荷时，hs=h=0.032
本设计是在正常负荷下操作

即

hsmm
⑷堰上液溢流高度how
采用平流堰，可用下式计算：
How=
式中

E—液体收缩系数；一般取1

Lw—堰长，m。
所以：
how=m
⑸堰高hw及降液管底距下层塔板的距离h0
根据常压操作压力，初步选定动液封：
hds=40mm=0.04m
静液封：
hss=hds-how=0.04-0.009=0.031m
堰高hw可按下式计算：
hw=hT+hss+hr+h
式中

hT—泡罩下缝至塔板的间距，m

hr—泡罩帽缘圈高度，m

h—齿缝的高度，m

hss—静液封，m
对于直径是100mm的泡罩，查得经验数据，
hT=15mm，hr=3mm。
则
hw=15+3+31+32=81mm
故选定堰高hw=81mm
降液管底部液封为20mm，则降液管底与下层塔板的距离应为：
h0=0.081-0.02=0.061m
⑹液面梯度
液面流过板面梯度与液流量（以表示）
堰高hw及泡罩底缘塔板的距离hT有关，也可按查得
=
由于此值较小，可忽略不计。
7.动液封hds
hds=how+hss+0.009+0.031=0.04mm
3.4.4塔板压降
蒸汽通过塔板时可按下式计算压降：
hp=hL+hc+hs
式中

hp—塔板压降，m液柱；

hs—齿缝局部阻力，m液柱；

hc—泡罩局部阻力（包括升气管回转通道及环形间隙），m液柱；

hL—有效液层阻力，m液柱。
⑴泡罩局部阻力hc
hc==m
式中

—阻力系数，直径为100mm的泡罩取0.25

—每个泡罩的升气管截面积，（升气管直径取70mm，A=mm2）
⑵有效液层阻力hL
hL=hds
式中

—冲气系数；

hds—动液封，m液柱。
冲气系数为气相动能因数
Fb=
式中

—按液流面积Ab计算的气速，m/s
由Ab=AT-2Af，=可得：查得所以
有效液层阻力；
hL=0.69m液柱
所以
塔板压降为：
hp=hL+hc+hs=0.02133+0.0276+0.009=0.0579m液柱
全塔压降为：
P=23m液柱
3.4.5液泛情况
按下式求出降液管内的液面高度：
Hd=hw+hd+hp++
how
式中
hd：液相流出降液管的阻力，m液柱
hd
=0.153m
因液面梯度很小。可以不考虑，则降液管内液面高度：
Hd
=0.081+0.0009+0.0001+0.05793=0.13993m
为了防止液泛现象，需满足以下条件：
HT+hw
式中

—泡沫层的相对比重，对于一般物系取0.5；HT—塔板板间距，m
则有
HT2
Hd-
hw
即0.45m
所以不会发生液泛现象。
3.4.6鼓泡层高度hf
用下式可以求得：
hf=0.0432hf=0.0432×0.7432+1.89×0.081-0.406=0.14m
鼓泡层顶部到上层塔板的距离S为：
S=HT-hf=0.45-0.14=0.31m
3.4.7排空时间T
采用排液孔直径d0=10mm
排液孔面积Aw，一般可按每平方米塔截面积有1~3平方厘米的开孔面积计算。
Aw=2.01cm2/m2
需要的排液孔数：
b=取13个
全塔积液总排空时间可按下式计算：
T=1.5h
表3-8

蒽塔的各项数据
项目
单位
数量
项目
单位
数量
塔径D
mm
1600
降液管底与下层塔板距离h0
mm
0.061
板间距HT
mm
450
动液封hds
mm
0.04
塔板形式
单流静液封hss
mm
0.034
空塔气速W空
m/s
0.33
降液管内液层高度Hd
mm
139.9
泡罩个数m
个
60
塔板压降hp
m液柱
0.058
堰长Lw
m
1.056
液体在降液管内停留时间
s
39.5
堰高hw
mm
81
排液孔直径d0
mm
10
塔截面积AT
m2
2.01
排液孔个数b
个
13
齿缝开度hs
mm
21.33
排空时间T
h
1.9
泡罩中心距t
mm
150
弓形降液管面积
m2
0.145
泡罩排列
正三角形
3.5容器附件
3.5.1人孔和手孔
由于本塔高23m，一般情况下5m-10m应该设一人孔，所以本设计中的人孔数为3。根据设计需要采用常压平盖人孔，这种人孔只有在带法兰的接管上安上一块盲板，它的结构简单，用于常压设计。选用公称直径DN=600mm的人孔。
3.5.2视镜
采用带刮板的视镜，DN=150mm；由于焦油是一种粘稠液体，视镜易受污染，因此选用大直径的带刮板的视镜。
3.5.3液面计
液面计是用来观察设备内部液位变化的一种装置，为设备操作提供部分依据。根据设备条件，选用浮子液面计。由于浮子液面计不必担心介质中含有固体颗粒而堵塞，而且易造成防腐的结构。但因浮子是由薄壁的金属或玻璃制成，不能承受较高压力。
3.5.4接管
⑴液体进料管
对与易腐蚀，易堵塞物料为便于清洗和检修应将进料管做成可拆卸结构。公称直径选用
DN=150mm
⑵出料管
DN=200mm
⑶排液管
DN=200mm
⑷仪表接口管
①压力计接口及取压口

DN=30mm，就地压力表测量。
②温度计接口，温度计的安装，用法兰连接固定，有利于防腐蚀、方便维修等优点。
3.5.5法兰
采用乙型平焊法兰，凹凸面密封形式。DN=1.6md=27mm
3.6
主要设备机械设计和强度校核
设计条件：
塔体与裙座的机械设计条件如下[14]：
⑴塔体内径mm，塔高mm，塔体高度H0=16.8m
⑵工作压力P=[﹝1.0×9.81×2.06941×+102﹞-101.3]=21KPa（表压）
设计压力采用爆破膜作为安全装置时

取
计算压力KPa（表压），设计温度
⑶设置地区：基本风压值N/m2，
地震设防烈度为8级。
场地土类：Ⅱ类。地面粗糙度为B类。
⑷沿塔高开设三个人孔，如图，相应在人孔处安装半圆形平台3个，平台宽度为mm，高度为mm。
⑸塔外保温层厚度为mm，保温材料密度为kg/m3。
⑹塔体、封头和裙座均采用，共MPa
MPa，MPa，MPa，MPa。
基础环和基础螺栓用钢。
⑺塔体与裙座对接焊接，塔体焊接接头系数。
⑻塔体与封头腐蚀余量mm。
3.6.1筒体和封头壁厚
计算压力：P=0.025MPaC=2mmMPa

圆筒的计算厚度：==0.208mm封头厚度：==0.208mm

S=+C=2.208mm

S=8-2.208=5.792mm
取塔壳，裙座和封头的厚度均为8mm，且封头采用标准椭圆形封头，其中封头曲边深400mm，直边高度25mm。封头容积是0.587m。
3.6.2塔设备载重计算
⑴塔体质量m01
圆筒质量m1

DN=1600mm，Sn=8mm
圆筒每米长质量为317kg∕m[15]
塔体圆筒长H1=21.5mm
圆筒质量：m1=317×21.5=6815.5kg
封头质量m2
DN=1600mm，Sn=8mm
椭圆形封头质量为185kg
封头质量m2=185×2=370kg
裙座高度
3m（厚度按8mm计）
裙座质量
m3=317×3=951kg
m01=m1+m2+m3=6815.5+370+951=8136.5kg
⑵塔内构件质量m02
查文献得泡罩塔盘质量为150kg/m2，共36个塔盘：＝10857.34kg
⑶保温层质量m03
取保温层厚度m，保温材料密度为kg/m3，所以保温层重为：

m==0.785=242.4Kg
⑷平台扶梯质量m04
因本设计共设3个人孔，相应在人孔处置平台，故需设置个钢制平台，成半圆形，取平台宽度m，高度为1m。平台质量为
kg/m2，笼式扶梯质量qF=40
kg/m。
m==4023+0.78=4616.4Kg
⑸操作时物料重量m05式中
how—塔上液层高度0.01m
N—塔板层数
—塔釜物料密度812
kg/m2
Vf
—封头容积，对于椭圆形封头
h0—塔釜圆筒部分深度　

=2695.885kg
⑹附件重量

按经验取附件质量为
kg
⑺充水重量+2×0.587×1000
=44308.4kg
按不同情况，对以上各种载荷进行组合
全塔操作时的重量：（为偏心载荷，本设计中=0）=28582.65kg
全塔最大质量mmax，发生在水压试验时=70267.165
全塔最小质量mmin，发生在设备吊装时：=17200.893kg
全塔分成5段，计算下列各质量载荷（计算中略有近似）
表3-9
各段质量载荷
塔段
0～1
1～2
2～3
3～4
4～顶
合计
塔段长度／mm
1000
1000
5000
8000
8000
23000
人孔与平台数
0
0
1
1
1
3
塔板数
0
0
6
15
15
36
／kg
317
317
1770
2536
2155.64
8136.5
／kg
—
—
1808.64
4521.6
4521.6
10851.84
／kg
—
—
48.47
96.94
96.94
242.4
／kg
40
40
1432.136
1552.136
1552.136
4616.4
／kg
—
—
449.31
1123.29
1123.29
2695.881
／kg
79.25
79.25
442.5
634
583.91
2034.125
／kg
—
—
12623.2
17250.8
14236.4
44380.4
／kg
—
—
—
—
—
—
／kg
436.25
436.25
5951.056
10463.966
9891.576
28582.65
全塔操作质量／kg
=28582.65
全塔最小质量／kg
=17200.893
水压试验时最大质量／kg
=70267.165
3.6.3风载荷与风弯矩计算
风压沿塔高分为若干段。
0—0为裙座底部的计算截面；1—1为裙座上检查孔处的计算截面；2—2为塔体的危险计算截面。
⑴各段风载荷的计算
以2—3段为例计算风载荷：（N）
式中　
—空气动力系数，对于圆筒形容器
取＝0.7；
　　　—各地区基本风压值，N/m2；
　　　—风压高度变化系数。由内插算得为1.00
　　　—计算高度，5000m；—脉动影响系数8-7
0.89T1—塔的基本自振周期，对于等直径，等厚度圆截面T1=90.33H

=0.94
—脉动增大系数，根据自振周期T1
NS2∕m2
　　　由内插法得

=2.15—振型系数，由表查得=0.14K23—风振系数
K23=1+
=1+
=1.268
—塔设备各计算段的有效直径，m；设笼式扶梯与塔顶管线成角。
(mm)
式中　
—塔设备各计算段的外径，mm；
　　　—塔设备第i段的保温层厚度，mm；
　　　—笼式扶梯当量宽度，当无确切数据时，可取mm；
　　　—塔顶管线的外径，mm；
取=400mm
　　　—管线保温层厚度，mm；
　　　—操作平台当量宽度，，mm；
取mm，mm，mm
mm
=1616+2×100+400+400+2×100+360=3176mm
　
=0.7×1.268×350×1×5000×3176×
　
=4933.28N
以上述方法计算出各段风载荷，列于下表：
表3-10
各段风载荷计算结果
计算段mmN/m2
平台数mmmmN
1
1000
350
0.7
0.72
0.008
2.15
1.06
0.2
0
0
2416
125.49
2
1000
350
0.7
0.79
0.019
2.15
1.08
0.4
0
0
2416
255.71
3
5000
350
0.7
0.89
0.14
2.15
1.268
1.00
1
360
3176
4933.28

4
8000
350
0.7
0.89
0.53
2.15
1.890
1.14
1
360
3041
12842.19

5
8000
350
0.7
0.89
1
2.15
2.472
1.3
1
360
3041
19154.21
⑵风弯矩计算
截面0—0：
截面1—1：截面2-2：=453534480
=4.5353
3.6.4地震弯矩计算
地震弯矩计算时，为了方便于分析、计算，可将简化成下图：
塔的总高度
H=23000mm

全塔操作质量
m0=28582.65kg
结构综合影响系数
=0.5
重力加速度
g=9.81
m/s2
地震影响系数

查得
0.3(B类场地土近震)
查得
(设计地震烈度8级)
=0.1440
计算截面距面高度h：
0-0截面：h=0
1-1截面：h=1000m
2-2截面：h=2000m
高度大于等于20m时，视设备为柔性结构，须考虑高振型的影响，在进行稳定或其他验算时，所取的地震弯矩值为下列计算值的1.25倍，按下列方法计算地震弯矩：

截面0-0
截面1-1
＝1.9935截面2-2=1.86443.6.5各种载荷引起的轴向应力
⑴计算压力引起的轴向拉应力
=
式中

—对接焊缝系数取0.85
⑵操作质量引起的轴向应力
0—0截面操作质量引起的轴向应力
式中

mm
Die=Di=1600mm

kg
N
式中

—垂直地震影响系数取0.625
—塔器的容量质量取0.75
所以

=MPa
1—1截面操作质量引起的轴向应力
其中
kg=

=6264.679N

—手孔截面的截面积
查得=
A=2
=28015.36
为人孔直径，取为600mm
为人孔长度，取为120mm
为人孔壁厚，取为8mm
所以
=MPa
2—2截面操作质量引起的轴向应力
其中
kg==8509.592N
所以

=MPa
⑶最大弯矩引起的轴向应力
0—0截面最大弯矩引起的轴向应力
：其中式中
有2种计算方法，在其中选择最大者：
=N.mm
=3.9729N.mm
所以=
N.mm
所以

=MPa
1—1截面最大弯矩引起的轴向应力
：其中
为人孔的断面模数取11896832
式中
有2种计算方法，在其中选择最大者：
=N.mm
=
=3.7663
N.mm
所以
=5.0975
N.mm
=MPa
2—2截面最大弯矩引起的轴向应力
：其中
mm3
式中

有2种计算方法，在其中选择最大者：
=N.mm
=
=3.4643
N.mm
所以
=4.5353
N.mm
所以

=38
MPa
3.6.6
塔体最大组合轴向拉应力校核
⑴最危险截面2-2截面的稳定校核
2-2截面容易发生断裂

MPa
由于塔体采用的是Q235-B，相关数据允许应力=113MPa，对接焊缝系数，K=1.2

所以
K=
MPa
而本设计中MPa＜115.26
MPa
，所以可以得出满足校核要求。
⑵塔体与裙座危险截面的稳定校核
对于2-2截面
塔体的最大组合轴向压应力发生在停车的2-2截面

MPa
塔体和裙座采用的是Q235-B，查得相关数据允许应力=113MPa，对接焊缝系数，K=1.2由A=
查表得出B=110
MPa所以

K=
MPa，
KB=110
MPa
在KB和K中选择最小者，即115.26
MPa
因为

47.426
MPa＜115.26
MPa
所以

塔体与裙座危险截面的稳定。
对于1-1截面
MPa
由A=
因为50.23
MPa＜115.26
MPa，满足校核要求。
对于0-0截面

MPa＜115.26
MPa，
满足校核要求。
综上所述塔体与裙座危险截面的强度和稳定性都符合要求。
3.6.7
塔体水压时应力及吊装时应力校核
⑴水压实验时各种载荷引起的应力
①实验压力和静液引起的环向应力
=
MPa
式中

PT—液压试验压力PT
=1.25P=1.25MPa（表压）

—试验介质密度，当介质为水时=1000kg∕m

液柱静压力：H=1000MPa
②由实验压力引起的轴向拉应力

MPa
③最大质量引起的轴向拉应力

MPa
=70267.165-436.25-436.25

=69394.67kg
④弯矩引起的轴向应力
MPa
⑵水压试验的应力校核
①筒体环形应力校核
由于筒体材料选择的是Q235-B，MPa
即
0.9
MPa，
所以
=35.47
MPa＜179.8
MPa
所以
满足水压试验的强度校核。
②最大组合轴向应力校核

因为

MPa
0.90.9MPa
MPa所以
满足水压试验的强度校核。
③最大组合轴向拉应力校核
因为

MPa，
最大组合轴向拉应力KB=110MPa，
0.9
MPa
两者中取最小，即132
MPa
34.33
MPa＜132
MPa
所以满足水压试验的强度校核。
3.6.8吊装时应力校核校核
按吊装点设在塔顶的最不利吊装条件进行校核。

MPa
吊装时的应力在KB=110MPa，0.9
MPa两者中取最小，即132
MPa
，33.02MPa＜132MPa
所以
满足所以满足水压试验的强度校核。
3.6.9基础环设计

⑴基础环尺寸确定
Dob=Dis+
250
=1600+250
=
1850
mm
Dib=Dis-
=1600-250
=1350
mm
⑵基础环环向应力校核
基础环环向应力从两者中选最大值：
式中
—基础环面积
=0.7850.785mm2—基础环截面积，

==mm2
所以
=1.41MPa
==1.69
MPa
取两者较大值

所以
=1.41MPa
选用75号混凝土，查得表8-9其许用应力Ra=3.5MPa

=1.41MPa＜3.5MPa，

所以满足校核要求。
⑶基础环厚度
根据有钢筋板计算基础环厚度，查表得
MPa，腐蚀裕量C=3mm
b
=mm
假设螺栓直径为M42，由表8-11查得=160m
当时，由表8-10查的
N·mm
按有筋板时计算基础环厚度
mm
圆整后取=17mm
3.6.8地脚螺栓计算

地脚螺栓的最大拉应力
式中
kg

N·mm

N·mm
kg

mm3
mm2=
=1.05
MPa=
=1.12MPa
取以上两数中的较大值，
1.12MPa
选取地脚螺栓个数

n=32
=
=23.158mm
式中
MPa
—地脚螺栓根径，mm
n—地脚螺栓个数，取n=32
C2=3mm由表8-12查得M27螺栓的根径=23.752，故选用32个M27的地脚螺栓。4
非工艺条件设计
4.1防火防爆等级
表4-1
爆炸和火灾危险场所等级
场所或设备名称
主要介质名称
介质操作温度°C
环境或场所等级
焦油管式炉
焦油
<410焦油蒸馏塔、室外中间槽
焦油馏分
400~50
H-1
焦油馏分冷却器室、泵房
焦油及其馏分
330~50
H-1
4.2采暖通风
对采暖通风的要求见下表：
表4-2
采暖温度和最小换气系数主要有害气体
冬季室内采暖温度℃
最小换热系数，次/时
焦油蒸馏泵房
余热、焦油
10或16
5
焦油馏分冷却器室
余热、焦油
10或16
10
馏分结晶洗涤房
余热、油气
10或16
15
焦油油库泵房
油气
10
10
注：1.室内采暖湿度10或16℃，应视工艺操作条件而定，当有集中操作室时取10℃，否则取16℃。
2.
上述采暖温度应将设备发热量计算在热平衡内。
4.3给水排水

⑴焦油车间十产冷却用水水质同回收车间。
⑵生产用水水温一般为25℃，当系二次利用水时，设备出水计算温度为40℃。酚油、萘油、洗油、蒽油、工业萘等油类的冷却器和酚钠冷却器可采用温度为32℃的循环水，出水计算温度为45℃。
⑶用水量举例见表
表4-3
焦油车间用水量
项目
年处理焦油量，吨130000
12000
6000
25°C水，米3/时
140
10.3
9.5
32°C循环水，米3/时
297
81
50.5
注：仅包括焦油蒸馏、馏分洗涤结晶、沥青池及工业萘制取。
4.4供气
⑴焦油车间生产用蒸汽一般要求表压为
6kg／cm2的饱和蒸汽。粗酚精制加热用的蒸汽压力应为24～35
kg／cm2重吡啶精制加热用的蒸汽压力应不低于24
kg／cm2。轻吡啶精制加热用的蒸汽压力应不低于20
kg／cm2。
⑵用汽量举例（仅包括焦油蒸馏、馏分结品洗涤、工业萘制取、沥青池、焦油油库）如下：
表4-4用汽量
年处理焦油量，吨
130000
12000
6000
用汽量，吨／时
9.76
2.2
1.4
4.5设备维修

年处理焦油130000吨以上的焦油车间应设维修间。主要设备维修项目见表

表4-5设备维修项目
设备名称
主要维修内容
维修制度
管式炉
炉管
第七检查焦油蒸发器、蒸馏塔
清渣、更换附属管道等工业萘精馏塔
部件损坏萘转鼓结晶机
更换刮刀馏分洗涤器、酚钠分解器
设备本体或内衬沥青冷却运输机
部件损坏蒽离心机
筛网、刮刀及其他易损件
定期维修油系统
每三个月换油
蒽结晶机
机体易损件
定期检修
4.6电力
⑴焦油车间供电负荷按焦化厂负荷分级规定。
⑵用电设备的按钮一般设在设备附近，连续运转的设备，在仪表室内应有运行指示信号。主要的泵如一、二段焦油泵、工业萘热油循环泵等应有电流表及报警信号。
⑶观察频繁的操作部位如视镜、工业带塔底液面等处应有局部照明。
⑷车间或工段办公室和主要仪表操作室应设置自动电话和调度电话。
4.7土建

⑴厂房室内地坪标高比室外地坪标高宜高出0.15米。
⑵酸碱洗涤室及所属室外酸类贮槽区的地坪应作防腐处理，室内应设墙裙及冲洗地坪的排水箅子。
⑶各工段泵房和主要设备厂房的地坪、按耐油耐碱处理，一般铺设磁砖或水磨石地坪。
⑷室外设备的操作区及通道需作水泥地坪，并考虑排水。
⑸室内穿楼板的管洞应作凸台，以防漏水漏油。
⑹按照工艺需要在厂房设计中考虑安装门或安装孔。
结
论
本设计为13万t/a焦油加工厂蒸馏工段初步设计。
1.
通过对国内外煤焦油加工技术的发展现状和趋势的综述，确定本设计为常压两塔式焦油蒸馏工艺。
2.
工艺计算：对一段蒸发器、二段蒸发器、蒽塔、馏分塔等主要设备进行了物料衡算，均满足物料衡算定律。对管式加热炉、一段焦油加热蒸发器、二段蒸发器、蒽塔、馏分塔、一段轻油冷凝冷却器、馏分塔轻油冷凝冷却器、浸没式冷却器等进行热量衡算和工艺计算及设备选型。对馏分塔、蒽塔进行了塔板的工艺计算；由于煤焦油为黏稠液体，故采用了泡罩塔板。经计算可得出：馏分塔直径
DN=1600mm，塔高H=23000mm，塔板数为36；蒽塔DN=1600mm，塔板数为23；一段冷凝冷却器的换热面积是54m2；馏份塔冷凝冷却器的换热面积是195m2；蒽油浸没式冷却器的换热面积是24m2。对馏分塔进行了机械设计和强度校核，经校核满足要求。
3.
非工艺设计条件：包括防火防爆等级、采暖通风、给水排水、供气、设备维修、电力、土建的设计。
4.
绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔结构图、车间布置图。

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辞
本设计从选题到具体的设计工作都是在教师的指导下完成的。老师知识渊博、治学严谨、经验丰富、为人正直谦逊。严谨的治学态度，实事求是的工作作风，忘我的科学奉献精神，渊博的理论知识令我受益匪浅，是我终生学习的榜样，在此向XX老师致以最诚挚的感谢。
此外，在课题的设计过程中，还得到了本教研组全体老师和同学的关心和支持，在此向他们表示衷心感谢。
在此，谨向所有关心、帮助、支持和鼓励我的人表示衷心的感谢和崇高的敬意。
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