年产130万吨焦化厂粗苯工段的设计

1、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130万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学院 专业年级 学生姓名 任务下达日期： 毕业设计日期： 毕业设计题目：年产130万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2×65

2、孔tjl5550d焦炉配套规模进行计算。计算条件：苯回收率： 1.1%硫铵工段来煤气温度/饱和温度： 57/52终冷温度：22毕业设计工作计划（1）3.13.8 设计基本知识培训（2）3.93.22现场实习收集资料（3）3.234.17工艺论证和计算（5）4.185.31绘制图纸（6）6.16.15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指导教师评语（基础理论及基本技能的掌握；独立解决实际问题的能力；研究内容的理论依据和技术方法；取得的主要成果及创新点；工作态度及工作量；总体评价及建议成绩；存在问题；是否同意答辩等）：成 绩： 指导教师签字： 年 月 日

3、中国矿业大学毕业设计评阅教师评阅书评阅教师评语（选题的意义；基础理论及基本技能的掌握；综合运用所学知识解决实际问题的能力；工作量的大小；取得的主要成果及创新点；写作的规范程度；总体评价及建议成绩；存在问题；是否同意答辩等）：成 绩： 评阅教师签字： 年 月 日中国矿业大学毕业设计答辩及综合成绩答 辩 情 况提 出 问 题回 答 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 日目 录第一章 绪论11.1炼焦煤气中回收苯族烃的意义11.2 粗苯的性质11.3 设计任务书21.3.

4、1 设计题目：130万t/a焦化厂粗苯工段的工艺设计21.3.2 计算条件：31.3.3 设计条件31.3.4 设计要求4第二章 工艺论证及确定62.1 煤气的终冷及除萘的方法及工艺选择62.1.1 煤气终冷和机械化除萘工艺72.1.2 煤气终冷和焦油洗萘工艺82.1.3 油洗萘和煤气终冷工艺92.1.4 横管终冷洗萘工艺10 2.2 洗苯工艺.112.2.1 用焦油洗油回收粗苯：122.2.2 石油洗油回收粗苯13第三章 粗苯脱苯方法及工艺选择153.1 蒸汽加热法生产一种苯工艺153.2 管式炉加热富油脱苯163.3 粗苯回收原理173.3.1洗油吸收苯族烃的基本原理173.3.2 影响苯

5、族烃吸收的因素183.4 脱苯原理203.4.1影响脱苯的因素21四 主要设备论证及选型224.1洗 苯 塔234.1.1空喷塔234.1.2板式塔（孔板塔）234.1.3填料塔234.2脱苯塔274.3贫油冷却器和贫富油换热器284.3.1贫油冷却器284.3.2贫富油换热器29第五章 粗苯工段工艺的详述295.1 工艺流程详述295.1.1 横管终冷洗萘工艺295.1.2 洗苯工艺305.1.3 脱苯工艺315.2 操作规程及技术指标325.2.1 终冷洗苯部分325.2.2 蒸馏脱苯部分32第六章 主要设备的工艺计算和选型356.1 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型356.1.1 计算依

6、据356.1.2 计算过程356.1.3横管终冷洗萘塔的计算376.2 洗苯塔的计算：426.3 蒸馏脱苯部分设备计算和选型466.3.1 计算依据：466.3.2管式炉：476.3.3再生器计算536.3.4脱苯塔计算：546.3.5分缩器的计算：586.4 贫富油换热器的计算和选型：586.4.1基础数据：586.4.2热量衡算：596.4.3换热器面积的确定：606.5 贫油冷却器的计算：616.6 冷凝冷却器的计算：626.7 管道计算626.7.1煤气管径计算：626.7.2贫油管路计算：626.7.3富油管路计算：626.7.4蒸汽管径的计算：636.8 贫油泵的计算和选型636.

7、8.1泵的压头计算：636.8.2泵的轴功率：64第七章 粗苯工段岗位定员及操作规程657.1操作岗位的确定及定员657.1.1岗位的确定657.1.2岗位定员667.2岗位操作规程667.2.1岗位操作667.2.2洗涤部分开、停工操作667.2.3蒸馏部分开、停工操作677.2.4特殊操作677.2.5不正常情况处理68第八章 非工艺部分698.1 自动化仪表的要求698.2 防火防爆和采暖通风708.2.1防火防爆：728.2.2采暖通风：728.3 供汽和给排水728.3.1供汽：728.3.2给排水：728.4 检化验项目738.5 电力 土建748.6 其他74第九章 经济概算75

8、9.1编制说明759.2经济概算759.3经济分析81第十章 设备及管道材料汇总8310.1设备一览表8310.2 图纸目录8410.3 管道明细表84参考文献 .90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列出如下：（单位：） 由此看来，从荒煤气中粗苯的含量来看，回收粗苯三十分必要的。焦炉煤气经硫铵工段后进入粗苯工段，进行苯族烃的回收并制取粗苯，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

9、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0.8910.92kg/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1.47.5%（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75200，180前溜出量越多，粗苯质量越好；在180

10、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 分分 子 式含 量备 注苯5575甲 苯1122二 甲 苯2.56同分异构体及乙基苯三甲苯和乙基甲苯12同分异构体总和不饱和化合物，其中：712环戊二烯0.61.0苯乙烯0.51.0苯并呋喃1.02.0包括同系物茚1.52.5硫化物，其中：0.31.8按硫计二硫化碳0.31.4噻 吩0.21.6饱合物0.61.5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

11、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；（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：130万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2×65孔tjl5550d焦炉配套规

12、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):0.951.0t/m3炭化室一次装入干煤量:35.1t焦炉周转时间:22.5h1.3.2 计算条件：苯回收率： 1.1%硫铵工段来煤气温度/饱和温度： 57/52终冷温度：2

13、21.3.3 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： 1.251.75m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，

14、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 标加工用粗苯溶剂用粗苯外观黄色透明液体黄色透明液体比重（d204）0.8710.900不大于0.900馏程75前馏出量（容）% 不大于3%180前馏出量（容）%不小于93%不小于91水分室温（1825）下目测无可见的溶解水焦油洗油质量指标（yb297-64）名 称指 标比重（d204）1.041.07馏程230前馏出量（容）%不大于3%300前馏出量（容）%不大于90%酚含量（容）%0.5奈含量（容）%不大于13粘度（。e25）不大于2水分%不大于1.015结晶物无综上所述：本设计为毕业设计，是集四年学习专业知识理论和实

15、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.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：1. 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

16、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=2030%时，可由下式求得产率y（%）：=-1.6+0.14v-0.0016v22. 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

17、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，并和炽热的焦炭作用生成氰化氢，氨、氮产率也降低。3. 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，故规定集气管必须有一定的压力。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、吸收苯族烃以及粗苯的脱除三项任务。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铵的回收工艺中，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

18、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和机械化除萘工艺；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终冷除萘工艺。2.1.1 煤气终冷和机械化除萘工艺 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20003000毫克/标m3降至800

19、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3032，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 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

20、 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

21、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 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5560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57，煤气含萘可由20002500毫克/标m3降到500800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

22、来的冷却水冷却后至洗苯塔。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 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2426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

23、气进入洗苯塔。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350450mg/nm33. 无须用洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量，同时煤气中的萘直接转入焦油，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

24、使煤气的含萘量可降到400毫克/标m3，因而该工艺优点突出，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2527，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的苯族烃，再将吸收了苯族烃的洗油（富油）送入脱苯蒸馏装置中，以提取粗苯，脱苯后的洗油（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

25、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吸附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，此法比吸收法所得到的粗苯质量好，但煤气的压缩及冷冻过程复杂，动力消耗大，设备材质要求高。 目前国内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

26、 - 1名 称质 量 指 标比重（20）不大于0.89粘度（。e50）不大于1.5蒸馏实验初溜点，不小于265350前馏出量，%不小于95凝固点小于10含水量不大于0.2固体杂质无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。 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-贫油冷却器煤气经最终冷却到2527后，进入洗苯塔。塔前的煤气含粗苯3240g/标m3，塔后的煤气中含粗苯低于2g/标m3。从脱苯工序来的贫油，含苯0.20.4%，进入贫油槽，用贫油泵进入洗苯塔顶部，从

27、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。热水冷水气煤气煤去分缩器23451 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，从塔顶下来的洗油经u 型管流入该槽，u型管内有一定的液位，足以封住煤气，阻止它进入油槽从放散管

28、溢出。洗苯塔喷头上方设置捕雾器，以捕集煤气带出的油雾，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，经常排油渣和生成的腐蚀物。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1.20.3%，故循环洗油量每吨（180前粗苯为65m3）和脱苯的耗气量较多，此外，在洗苯过程生成难溶的油渣，容易堵塞换热设备，含

29、油渣的洗油和水容易形成乳浊液，影响正常操作，所以洗油含渣量不宜大于20mg/g洗油.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，且不能生成乳化物。5) 有较好的流动性，易于用泵抽送并能在填料上均匀分布。由于石油洗苯工艺流程缺点较多，设备选型上存在难题，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。第三章 粗苯脱

30、苯方法及工艺选择由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱苯。脱苯工艺与很多种，我国焦化厂均采用水蒸汽蒸馏法脱苯。按照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 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

31、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，在分缩器下面的三个换热筒体中，被脱苯塔来的蒸汽加热至7080，然后进入贫富油换热器，被来自脱苯塔底的温度为130140的热贫油加热至90100，最后在富油预热器中用大于8kgf/cm2的间接蒸汽加热到135145，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12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

32、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8689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2530，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，在与水分离后进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35（130140）热贫油流入贫富有换热器

33、，与富油换热并被冷却至110120后，在回到脱苯塔底的热贫油槽中，在此用热贫油泵送到喷淋式贫油冷却器，冷却至2530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11.5%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1012kgf/cm2的间接蒸汽加热至160180，并用过热直接蒸汽直接蒸吹，从再生器顶部蒸吹出来的温度，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

34、，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50100kg.(故此设计采用焦油洗油)3.2 管式炉加热富油脱苯该工艺与蒸汽法脱苯工艺相同，唯一的区别在于富油经贫富油换热器后，不是用蒸汽加热而是用管式炉加热至180200后，在进入脱苯塔。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

35、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9597%2. 蒸汽耗量低，每生产一吨180前的粗苯耗蒸汽约11.05吨且不受蒸汽压力波动的影响，操作稳定。3. 酚水含量少，蒸汽法脱苯，每吨180前粗苯要产生34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，大大缩小了冷凝冷却和蒸馏设备的尺寸，从而使设备费用大为

36、降低。因此，本设计选用管式炉加热法生产一种苯工艺。3.3 粗苯回收原理3.3.1 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压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，则吸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。吸收系数的大小取决于所采用的吸收剂的形式，填料类型与规格及吸收段过

37、程操作条件（温度，气相和液相流速等）显然，这些因素对吸收速率均有影响。3.3.2 影响苯族烃吸收的因素煤气中的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的苯族烃来说，洗油分子量及煤气总压的

38、波动很小，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，使洗油输送及其在塔内的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2530之间

39、。另外，操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中的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，冬季高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2028，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，即吸收得愈好，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，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

40、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苯族烃的含量的主要因素之一，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=1.11.2.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

41、贫油中粗苯的组成中苯和甲苯的含量少，绝大部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所含苯族烃蒸汽压的2030%，故实际贫油含苯量可达到0.40.6%，此时仍能保证塔后煤气含粗苯量在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

42、.1倍，由于这些物质很容易聚合，故会增加粗苯的回收和精制难度，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的苯族烃，必须使气液两相之间有足够的接触面积（即吸收面积）。填料塔的吸收面积即为塔内填料表面积，填料表面积愈大，则煤气与洗油接触时间愈长，回收过程进行的愈完全。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：当增大煤气压力时，扩散系数将随之减少，因而是吸收系数有所降低。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。煤气流速的增大也可提高吸收系数，并且可以提高

43、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。3.4 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，当加热互不相溶的液体混合物时，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，但从富油中蒸出粗苯，要求达到脱苯条件，必将富油加热到250300，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，

44、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250300），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) 当贫油含苯量一定时，直接蒸汽的耗量是随着洗油预热的温度的升 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) 在其他条件一定时，蒸汽的耗用量是随塔内总压的提高而增加的，因此若

45、要达到所需求的脱苯程度，塔内温度必然要高。 3.4.1影响脱苯的因素脱苯塔内的脱出率取决于一下因素：1、在塔底油温下各组分的蒸汽压：若富油的预热温度高，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。但因苯的挥发度较大，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、加料板下的塔盘：显然，当增加加料板下的塔盘层数时，各组分的馏出率相应增加，尤其是对甲苯和二甲苯等影响较大。4、直接蒸汽量：蒸汽耗量增加，增大

46、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能保证脱苯顺利进行，又保证经济合理为标准。第四章 主要设备论证及选型前面我们介绍了四种终冷洗萘工艺，它们各自使用的终冷塔也不同。煤气终冷和机械化除萘工艺用金属隔板塔。此塔局有传热，传质好的优点，但在终冷塔后出口煤气的含萘量较高，萘的脱除率低，终冷水和萘不能很好地分离。煤气终冷和热焦油洗萘工艺使用带焦油洗萘器的煤气终冷塔（筛板塔）。此塔虽然具有扩散推动力大的优点，但操作不稳定，对水质的要求高。油洗萘和煤气终冷工艺中使用的是横管式终冷塔。此工艺洗萘与终冷

47、分开，投资高，不易小厂借鉴。横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺使用横管终冷洗萘塔。它的优点：不仅终冷效果好，除萘效果也好；系统阻力小，操作维修简便，节约点耗；不需含酚污水处理。根据本设计在第二章所确定选用的终冷除萘工艺、流程，可确定选用与该工艺相配套的终冷塔横管终冷洗萘塔。4.1洗 苯 塔目前，我国焦化厂采用的洗苯塔主要有空喷塔，板式塔和填料塔，下面分别加以介绍。4.1.1空喷塔空喷塔一般为多段喷洒，没段下部均设有煤气分布器，相邻两段设有煤气通过的锥性散罩，底部设有许多个喷嘴组成的洗油喷洒装置，其上设有备用的中央喷嘴，从顶部洒下来的洗油经降液管引到下段。洗油从第二段起来采用循环喷洒。用空喷塔洗苯具有

48、以下优点：投资省，处理能力大，阻力小，不堵塞等。缺点：洗苯效率低，塔后煤气含苯量高，洗油循环量大，动力消耗大。4.1.2板式塔（孔板塔）板式塔主要有穿流式筛板塔。该塔容易实现最佳流体力学条件，即增加气液两相的接触面积，提高两相的湍流程度，迅速更改两相界面以减小其扩散阻力。这种塔结构简单，容易制造，生产能力大，投资省，节约金属材料，且安装和维修简便。其缺点是塔板的效率受负荷变动的影响较大。4.1.3填料塔填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。塔内填料了用木格，钢板网，金属螺旋，帖拉累托填料，鲍尔环，鞍形填料以及塑料花环填料等。1. 木格填料塔 该塔型在我国焦化厂应用较多，它具有阻力较小，操作稳定等

49、优点。但也存在着生产能力小，设备庞大、苯重，投资和操作费用高及木材耗量大等缺点。因此在一些国家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。2.钢板网填料塔该塔型在国内已被采用。该填料塔与木格填料塔相比，具有比表面积大，吸收率高，阻力小，动力消耗小等优点，但制造麻烦，价格昂贵，处理能力小。3.螺旋填料塔金属螺旋填料塔采用钢带和钢丝绕成，其比表面积大，重度小由于形状复杂，填料层的持液量大，因此吸收剂与煤气接触时间较长，又由于煤气通过填料时搅动激烈，因而吸收效率较高。但难于制造，价格昂贵。这种填料在苏、美应用较多。4.塑料花环填料塔 塑料花环填料是近年来又国外引进的高效填料，经过实践检验证明，花环填料是一

50、种具有比表面大，空隙来率高，阻力小，处理能力大，液体分布好，湿润率高，投资省，占地少，节省能耗，制造安装容易，操作方便等突出优点的填料。国家有关部门鉴于该填料具有以上优点，已要求推广使用高效花环填料洗苯塔。根据以上的论述，本设计采用塑料花环填料洗苯塔。各型式洗苯塔经济比较见表3-1。花环填料洗苯塔与其他填料洗苯塔的经济比较见表3-2。 各种型式洗苯塔经济比较 表3-1塔型使用厂家及规模万吨焦/年塔的直径与塔高 mm台数及单重，t总容积比总重量比总占地比泵（阀）台数总投资比总阻力 pa木格子邯郸钢厂603500h=37003834.19833（9）3.62000浮动阀济钢603500h=23001351.021.1>11（3）0.71000钢板网新余603500h=35002543.53.522（6）1.61000日本 空喷塔宝钢1806200h=440032105.97312（9）3.151500西德 钢板网宝钢18