粗苯合成的计算

1、 2 粗笨工段的工艺过程及工艺选择 焦炉煤气经硫铵工段脱除氨后进入粗苯工段,粗苯工段的主要任务是将煤气进行煤气终冷除萘,吸收苯族烃和脱苯.下面分别进行对完成这三响任务的工艺论证.2.1煤气的终冷及洗萘工艺回收煤气中的苯族烃的适量温度为21-27左右,在饱和器后温度通常是在50-56, 50-56的煤气进入终冷塔，被有喷淋下来的富油洗萘。富油进塔温度比煤气温度高5-7，煤气含萘可由2000-2500mg/Nm³降到500-800mg/Nm³。除萘后的煤气进入终冷塔，该塔为隔板式，分两段。下段用从凉水架来的循环水冷却至20-23的循环水喷淋，将煤气再冷却25左右，额外水从终冷塔

2、底部经水封管流入热水池；然后用泵送至凉水架，经冷却后自流入冷水池。再用泵送至终冷冷塔的上下两端，送往上端的水须于间冷器用低温水冷却，由于终冷器只是为了冷却煤气，所以终冷循环水量可减至2.5-3吨/1000标米³煤气左右,因此,在回收苯族烃之前,煤气必须进行最终冷却.由于在煤气冷却和部分水蒸气冷凝的同时,也有萘从煤气中析出,所以,煤气的最终冷却同时也兼有除萘的作用.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四种,即:煤气终冷和机械除萘工艺;煤气终冷和焦油洗油工艺;洗油萘和煤气最终冷却工艺;横管终冷喷洒轻焦油洗萘工艺.2.1.1煤气终冷和机械化除萘工艺该工艺流程如图2-1所示.

3、来自硫铵工段煤气在终冷塔内自下而上流动,在流动过程中与经由隔板孔眼喷淋而下的冷却水流密切接触，从55-60冷却至21-27,部分水汽被冷凝下来,同时还有相当数量的萘也从煤气中析出,并被水冲洗下来,煤气含萘量可从2000-3000mg/Nm³,降到800-1200mg/Nm³。冷却后的煤气去洗苯塔脱苯。含萘冷却水由塔底经水封管自流入机械化刮萘槽,水和萘在槽中分离后,水自流入凉水架冷却到30-32,再由泵抽送经冷却器冷却到21左右后,回终冷塔循环使用。在刮萘槽中积聚的萘,定期用水蒸气间接加热熔化后流入萘的扬液槽，再用水蒸汽压送往焦油槽或焦油氨水澄清槽。亦可用冷凝工段的初冷冷凝液

4、来熔化萘，熔萘后的冷凝液自流返冷凝鼓风段，这样既简化了操作又改善了劳动条件。 该流程的优点是操作稳定,便于管理,缺点是该工艺流程的除萘率受冷却水温的影响，故塔后的煤气含萘量较高。水和萘不能充分分离,部分萘被水带到凉水架, 增加了凉水架清扫工作，因其排污水量大，刮萘槽结构复杂且笨重，基建费高。该洗萘法仅用于硫铵生产工序之后。2.1.2煤气终冷和焦油洗萘工艺煤气终冷和焦油洗萘工艺流程如图2-2:煤气在终冷塔内的过程同前所述。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。热焦油经伸入器的分布管均匀喷洒在筛板上，通过筛板孔眼向下流动，在与水对流接触过程中将水中含萘降到800mg/N

5、m³以下。洗萘后的焦油从洗萘器下部排出，经液位调节器流入焦油槽。焦油在循环使用24小时后，经加热静止脱水用泵送往焦油车间加工处理，送空的焦油槽再接受冷鼓工段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，自流到凉水架。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。焦油洗萘比机械化除萘 效率高，但操作复杂。该流程的优点是不仅可以把冷却水中的萘几乎全部清除，而且对水中的酚有一定萃取作用结果，减少凉水架的清扫次数，有利于冷却水的进一步处理。缺点是操作复杂，出口煤气含萘量高，用水量大，后期仍需进行污水处理。2.1.3油洗萘和煤气终冷工艺油洗萘和煤气终

6、冷工艺流程图如图2-3 饱和器来的50-55的煤气进入木格填料洗萘塔底部，塔顶喷洒温度为55-57的洗苯富油进行洗萘。富油进塔温度比煤气温度高5-7，使煤气含萘可由2000-2500mg/Nm³降到500-800mg/Nm³。除萘后的煤气进入终冷塔，该塔为隔板式，分两段。上段用从凉水架来的循环水冷却至20-23的循环水喷淋，将煤气再冷却25左右，额外水从终冷塔底部经水封管流入热水池；然后用泵送至凉水架，经冷却后自流入冷水池。再用泵送至终冷冷塔的上下两端，送往上端的水须于间冷器用低温水冷却，由于终冷器只是为了冷却煤气，所以终冷循环水量可减至2.5-3吨/1000标米³

7、;煤气。该流程的优点是塔后煤气含萘量要前两种工艺流程，用水量为水洗萘的一半，因而可减少含酚污水的排放量。缺点是该流程油洗萘在较为高的温度下进行，塔后煤气含萘量仍较高，煤气温度波动；操作复杂，洗油耗量大，脱苯困难，仍需进行污水处理。2.1.4横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺如图2-4 从硫铵工段来的煤气由塔顶进入，与连续喷洒的轻质焦油并流差速接触速冷，至横管段继续冷却至21-25，同时脱萘至450毫克/标米³以下，然后从塔底排出，进入旋风捕雾器除掉夹带的焦油，萘和凝结水雾，然后去洗苯塔。轻质焦油由其补充至塔底循环油槽，循环油由槽底泵出至槽中部，顶部喷洒，与横管束

8、和煤气接触换热，同时溶解煤气中析出的萘，然后经液封回循环槽。（此过程中，循环油槽内，入塔处，出塔处油温基本相同）。焦油循环至一定程度，用泵送至焦油上段。18的冷冻水由塔下部横管冷却器进入，向上经串联着的各横管器与塔内循环油，煤气间接换热绳温，然后从塔的外部排出。由于该工程主要依靠降低煤气的温度使煤气中萘析出，并由轻质焦油将萘溶解，因此煤气温度需降至21左右。如此低温，就决定了必须要有低温水的焦化厂才易采用该工艺。该流程的优点是：1、此工艺不仅对煤气中的萘的脱除率高，而且冷却效果非常好。出口煤气约21左右，煤气含萘量大约在350-450mg/Nm³。2、无须洗油，只须自产轻质焦油，节约

9、洗油耗量；煤气中的萘直接转入焦油，降低了萘的损失。3、该系统阻力小，风机电耗低；操作维护简便；无污染；占地面积小，基建费用少。4、由于煤气冷却不直接与水接触，所以无含酚污水的处理。综合上述的四种工艺，通过比较，第四种优点突出，徐州地区有低温的水源。因此本设计采用第四种方法即：横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺。2.2洗苯工艺从焦炉煤气中回收的苯族烃可采用下列方法：1、洗油吸收法：洗油吸收煤气中的苯族烃为典型的物理吸收，是在洗涤塔中回收煤气中的苯族烃。将吸收了苯族烃的洗油（富油）送至脱苯塔蒸馏装置中，以提取粗苯。脱苯后的洗油（贫油）冷却后重新送至洗涤塔循环使用。洗油吸收法又分为常压吸收法和加压吸收发。

10、加压吸收法可强化生产过程，适于煤气在远距离或用作合成氨厂原料的情况下采用2、吸附法：煤气通过具有微孔组织，接触表面很大的活性炭或硅胶等固体吸附剂。苯族烃即被吸附在其表面上直至达到饱和状态。被吸附的苯族烃可用直接水蒸汽进行提取。用活性炭吸附剂可将煤气中的苯族烃几乎完全吸附下来。此法要求煤气净化的程度较高，加之吸附剂价格昂贵，因此在工业上的应用受到一定的限制，而多用于煤气中的苯族烃的定量分析。3、凝结法：在低温加压的情况下，使苯族烃从煤气中冷凝出来。此法比吸附法所得粗苯质量好。但煤气的压缩及冷冻过程复杂，动力消耗大，设备材质要求高。目前，国内外焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃。用洗油回收

11、煤气中的苯族烃所采用的洗苯塔虽有多种形式，但工艺流程基本相近。下面只简单介绍用木格填料塔回收粗苯的流程，如图2-5：煤气经最终冷却到21-25，含苯族烃为25-40克/标米³煤气，依次进入三个洗苯塔在塔内与逆向流动的洗油接触后 ，从最后的洗苯塔出来的煤气中苯族烃的含量要求低于2克/标米³。洗苯塔的煤气直接回脱硫后回焦炉供加热使用及作冶金工厂的其他燃料。含粗苯为0.2-0.4%的贫油，由洗油槽用泵送往洗苯塔顶，并依次经过各塔后，含苯量增至2.5%，此含苯富油从塔底经U型管排入接受槽。由此，再用泵送往脱苯工序，脱苯后的贫油经冷却后再回贫油槽供循环使用。在最后一个洗苯塔的喷头上部

12、射捕雾层，以捕集被煤气带走的油滴，减少洗油的损失，也避免洗油进入煤气。近年来，为解决木材短缺问题，采用筛板塔，钢板网填料，不锈钢填料以及塑料花环填料洗苯塔，取得了较好的效果，洗苯塔台数可减少为一至两台。我国焦化厂洗涤用的洗油主要有焦油洗油和石油洗油。吸收放又分为焦油洗油吸收法和石油洗油法。2.2.1焦油洗油吸收法焦油洗油是高温焦油加工时230-300的馏分,由于大多数焦化厂都能自得,所以应用广泛,其质量指标已在第一章中列出如表1-3.焦油洗油的含萘量除规定要小于13%外,还要求其含苊量不大于5%,是为了保证在10-15时无固体沉淀物。萘苊因熔点较高,在常温下易析出固体结晶,因此应控制其含量。但

13、是萘苊同芴,氧及洗油中其他高沸点组分混合时,能生成低熔点的有关各组分的共熔点混合物,所以洗油中存在一定数量的萘,则有助于降低洗油析出沉淀物的温度。洗油含酸量高时,会与水形成乳化物,从而破坏吸苯的操作,且酚的存在使洗油变稠,黏度大,因此必须严格控制洗油中的含酚量。2.2.2石油洗油吸收法用石油洗油回收苯族烃的工艺与焦油洗油苯族烃的工艺流程一样,只是在设计油槽时,须要考虑经常排出油渣和可能生成的乳化物.石油洗油洗苯具有油耗低，油水分离容易及操作简便等优点。石油洗油的质量指标见表2-1石油洗油稳定性好，脱萘能力强。但石油洗油吸收能力低，故循环洗油比用焦油洗油时大，因而洗油在循环使用过程中，会形成不溶

14、于洗油的油渣，造成换热设备的堵塞而破坏正常的加热制度。同时，含有油渣的洗油与水能形成稳定的乳浊液而影响生产。 石油洗油质量指标 表2-1名 称单 位指 标比重（20）黏度蒸馏试验： 初馏点 350前馏出量凝固点含水量固体杂物Rl 50°%不大于0.89不大于1.5不小于265不小于95低于20不大于0.2无综上所述，由于石油洗油洗苯工艺存在很多问题尚未解决，设备选型上存在难题，所以一般不采用石油洗油工艺，而多采用焦油洗油洗苯工艺。2.2.3、粗苯回收原理及影响因素洗油回收粗苯的原理用洗油回收炼焦煤气中的粗苯是一种吸收过程。其吸收机理是建立在双膜理论基础上。双膜理论的基本观点如下：相互

15、接触的气液两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一很薄的有效滞留膜层。由于两流体的主体充分揣动，浓度的均匀的，全部的浓度变化集中在两个有效膜层内，且吸收过程在界面处达平衡。因此扩散过程的全部阻力也就等于气膜和液膜的阻力之和，这个阻力的大小也就决定了吸收速率的大小。影响粗苯吸收的因素在吸收过程中，如果吸收系数比较大，那么进入液相的量也较大，也就是说吸收进行的完全。为此，我们通过气相进入液相的量的多少来讨论回收进行的程度。煤气中的苯族烃在洗苯塔乃被回收的程度称为回收率。回收率是评价洗苯操作的重要指标，可按下式表示：=1-a2/a1 式中：-粗苯回收率，% a1，a2洗苯塔入口，出口煤气中苯含量，

16、克/标米³。回收率的大小取决于下列因素：煤气和洗油中苯族烃的含量；煤气流速几其压力；洗油循环量及其分子量；吸收温度；洗苯塔的构造，对填料塔则为填料表面积及其特性等。现分述如下：1、吸收温度的影响吸收温度指洗苯塔内气体液体两相接触面的平均温度，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粗苯回收率的。吸收温度增高，吸收系数有些增大，但不显著。当煤气中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；因而当提高温度时，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈低，因此温度升高，吸收推动力随之减小。吸收温度不宜过高，也不宜过低。适宜为25左右，

17、实际操作温度波动于2030之间。2、 洗油的分子量及循环油量的影响当其它条件一定时，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。但洗油的分子量也不宜过小，否则洗油在吸收过程中损失较大，并在脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。增加循环洗油量可降低洗油中粗苯的含量，增加气液间的吸收推动力，从而提高粗苯回收率。但循环洗油量也不易过大，以免过多增加电、蒸汽耗量和冷却用水量。3、 贫油含苯量的影响其它条件一定时，入塔贫油中粗苯含量愈高，则塔后损失愈大。现行规定塔后煤气中粗苯含量低于2g/m³。如果一步降低贫油中的粗苯含量，虽有助于降低塔后损失，但将增加脱苯蒸汽时的水蒸汽耗量，使粗苯180前馏出

18、率减少，即相应增加粗苯中溶剂油的生成量，并使洗油的耗量增加。4、 吸收表面积的影响填料的表面积愈大，则煤气与洗油接触的时间愈长，回收过程进行得也愈完全。5、 煤气压力和流速的影响煤气压力增大时，其扩散系数随压力的增加而减小，因而使吸收系数降低。但随煤气压力的增加，煤气中苯族烃的分压将成比例地增加，从而使吸收推动力迅速增加，吸收速率也将增大。煤气速度的增大时吸收系数增大，可提高气液相接触的旋流程度和提高洗苯塔的生产能力。所以加大煤气速度可强化吸苯过程，但太大，会使洗苯塔阻力和雾沫夹带量急剧增加。2.3脱苯工艺由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱苯。用一般蒸馏的方法可以把富油中的粗苯蒸出来 。但为达到

19、需要的脱苯程度，则需将富油加热到250-300，这在实际上是不可行的，但为了降低脱苯蒸馏的温度，可采用水蒸汽蒸馏法或真空蒸馏法。我国焦化厂均采用水蒸汽蒸馏法脱苯，或称气提法脱苯。按照富油的加热方式的不同，可分为蒸汽加热法和管式炉加热法两种。按照粗苯产品又可分为生产一种苯的方法和生产两种苯的方法。本设计任务是生产一种苯，下面将蒸汽加热和管式炉加热生产一种苯的方法分别加以介绍。2.3.1 蒸汽加热法生产一种苯蒸汽加热法生产一种苯的工艺如图2-6： 由洗涤工序来的富油在分离器下面的三格中，被脱苯塔来的蒸汽加热至70-80，然后进入贫富油换热器，被来自脱苯塔的温度为130-140的热贫油加热到90-1

20、00，最后在富油预热器中用低间接蒸汽加热到135-145，进入脱苯塔顶部进行脱苯。从脱苯塔顶部溢出的粗苯，洗油蒸汽和水蒸气的油汽和水汽混合物进入分缩器下面三格中与富油换热，并在分缩器顶上的一格用冷水冷却，从而之大部分洗油汽和水汽冷凝下来，从分缩器顶部溢出的即是粗苯蒸汽。为得到合格的粗苯产品，可用冷却水水量控制分缩器顶部蒸汽温度，之其在86-89的范围内。由分缩器顶部溢出的粗苯蒸汽进入冷凝冷却器，在此用冷水冷凝冷却到25-30，做经粗苯分离器将水分出后计量槽进入粗苯储槽。进入分离器的油气和水汽混合物，在分离器底部两格所形成的冷凝液为重分缩油，在分缩器顶部两格所形成的冷凝液为轻分缩油。轻、重分缩油

21、分别进入油水跟力气，与水分离后与富油混合并送往脱苯塔。从粗苯、轻分缩油、重分缩油油水分离器排出的分离水均进入控制分离器进一步分离，以减少洗油损失。从脱苯塔底部排出的贫油温度比富油温度低3-5，自流入贫富油换热器，与富油换热并冷却至110-120后，再回到脱苯塔底热贫油槽，在此用贫油泵送到贫油冷却器冷却至25-30后，送往洗苯塔循环喷洒。由于洗油在循环使用当中质量变坏。为保持循环洗油量的1-1.5%由富油入塔的管路引入洗油再生器，在此，洗油被间接蒸汽加热至160-180，并用过热蒸汽直接蒸吹，从再生器顶部蒸吹出来的温度为135-175 的油气和水汽的混合蒸汽进入脱苯塔的底部。再生器底部的残渣油可

22、靠设备内的蒸汽压力间歇地或连续地排至残渣油槽。2.3.2、管式炉加热法生产一种苯的工艺管式炉加热法生产一种苯的工艺流程如图2-7来自洗苯塔的富油先进入分缩器，被从脱苯塔来的粗苯油气加热到70-80，然后入贫富油换热器，被热贫油加热到130-140后进入管式炉。加热到180-190的富油，从第14层板进入脱苯塔。热贫油从脱苯塔底部经贫富油换热器自流入脱苯塔下部的热贫油槽，温度120左右，然后用泵送到贫油冷却器到25-30送回洗苯塔循环使用。从脱苯塔顶出来的粗苯蒸汽，进入分缩器，温度从170-180，降到90左右，部分水蒸汽被冷凝下来，然后进入冷凝冷却器，粗苯和水从冷凝冷却器下部流入油水分离器进行

23、分离。从油水分离器出来的粗苯进入粗苯储槽。轻、重分缩器分别进入油水分离器分离。为保证洗油质量，从管式炉加热后的富油管线引出1-2%的富油进再生器，于此用管式炉过热至400-450的蒸汽进行蒸吹。再生器顶排出温度为190-200的水汽，油汽与粗苯汽一起进入脱苯塔，再生器底部残渣定期排放。管式炉加热法生产一种苯与蒸汽加热法生产一种苯相比具有以下优点：1、 粗苯回收率高；2、 蒸汽耗量低；3、 酚水量少等优点。2.3.3、脱苯原理及影响因素脱苯原理（蒸汽法）脱苯原理实际是精馏原理，由挥发度不同的组分组成的混合液在精馏塔内进行部分汽化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态的过程。在精馏过程中，当加热互不相溶的

24、液体混合物时，如果此混合物的蒸汽分压之和达到塔内的总压时，液体即行沸腾。所以。在脱苯蒸馏过程中通入大量直接水蒸汽，当塔内的总压力一定时，若气相中水蒸汽所占的分压愈高，则粗苯和洗油的蒸汽分压就愈低，这样就可以在较低的脱苯蒸馏温度（远比250-300的温度低）下，便可将粗苯完全地从洗油中蒸出来。影响脱苯的因素1、在塔底温度下各组分在蒸汽压。提高富油预热温度，则塔底贫油温度也相应提高。贫油中各组分的蒸汽压增大，从而使粗苯的蒸出率也增加。2、脱苯塔内操作压力提高塔内操作压力时，各组分的蒸出率相应减少。反之，则相应增加。3、脱苯塔的塔板层数增多加料板以下的塔板数n，可使各组分的蒸出率增大，特别是对甲苯，

25、二甲苯的蒸出率影响较大。6、 直接蒸汽量、温度提高直接蒸汽量，可使各组分的蒸出率增加。反之则各组分的蒸出率减小。此外还有富油的预热温度和含苯量。2.4 本设计工艺详述2.4.1工艺流程详述2.4.2轻质焦油终冷洗萘工艺流程见图2-4。由硫铵工段来的煤气，温度为50-60，进入终冷塔顶空喷塔，与从循环油槽来的连续喷洒的轻质焦油同流差速接触速冷，再进入横管段继续冷至21-25，同时脱萘至0.45克/标米³以下，后从塔底排出，进入旋风捕雾器除掉的大部分焦油，凝结水雾，进入煤气总管送至洗苯塔。由终冷塔下来的轻质焦油经过U型管自流入塔底循环油槽。再由循环油泵从槽底抽出至塔顶喷洒。循环到一定含萘

26、量时，用泵送至焦油工段或冷鼓工段。打开轻质焦油槽至循环油槽的阀门，新轻焦油依靠液位差自流入循环油槽，大约补充新洗油约2小时。18冷凝水由塔下部横管冷却器进入，向上经串联着的横管器与塔内循环油，煤气间接换热升温后 塔的上部外排。2.4.3洗苯工艺流程见图2-5。（采用一个洗苯塔）煤气经最终冷塔却器至约21进入洗苯塔。塔前煤气中含苯族烃25-40克/标米³，在塔内与逆流流动的洗油接触后，出塔煤气中含苯族烃低于2克/标米³。从脱苯工序来的贫油含粗苯0.2-0.4%，用贫油泵送至洗苯塔顶部，从塔顶喷淋而下，含苯量增至2.5%左右，经过U型管自流入塔底富油槽。再用富油泵从油槽底部抽出

27、，送往脱苯工序。脱苯后的贫油循环使用。当塔底油槽液位降低时，用贫油泵从新鲜洗油槽中抽新洗油补充，以维持液位稳定。2.4.4脱苯工艺流程见图2-7。从洗涤工序来的洗油先进入分缩器换热，被从脱苯塔来的汽体加热到70-80，然后进入贫富油换热器，温度升到120左右，然后送到管式炉加热到180-190。热富油从脱苯塔14层塔板进入。热贫油从脱苯塔底部靠液位差送入贫富油换热器，被冷却到75左右，再流回塔底油槽。然后用贫油泵从塔底抽出到贫油冷却器，冷却到25-30，回洗苯塔循环使用。从脱苯塔顶出来的粗苯蒸汽，送入分缩器，部分水蒸气被冷凝下来，然后进入冷凝冷却器，粗苯和水从冷凝冷却器下部流入油水分离器进行分

28、离。从油水分离器出来的粗苯进入储槽。轻、重分缩器进一步分离，分离水送至地下水井。轻、重分缩器进入地下槽与富油混合后处理使用。为保证洗油质量，从管式炉加热后的富油管线引出1-2%的富油进再生器。于此用管式炉过热至400-450的蒸汽进行蒸吹。器顶排出温度为190-200的水汽，油汽与粗苯汽一起进入脱苯塔，再生器底部残渣定期排放。 3 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。此塔其有传热，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

29、终冷塔（筛板塔）。此塔虽然具有扩散推动力大的优点，但操作不稳定，对水质的要求高。油洗萘和煤气终冷工艺中使用的是横管式终冷塔。此工艺洗萘与终冷分开，投资高，不易小厂借鉴。横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺使用横管终冷洗萘塔。它的优点：不仅终冷效果好，除萘效果也好；系统阻力小，操作维修简便，节约点耗；不需含酚污水处理。根据本设计在第二章所确定选用的终冷除萘工艺、流程，可确定选用与该工艺相配套的终冷塔横管终冷洗萘塔。3.1洗苯塔目前，我国焦化厂采用的洗苯塔主要有空喷塔，板式塔和填料塔，下面分别加以介绍。3.1.1空喷塔空喷塔一般为多段喷洒，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

30、许多个喷嘴组成的洗油喷洒装置，其上设有备用的中央喷嘴，从顶部洒下来的洗油经降液管引到下段。洗油从第二段起来采用循环喷洒。用空喷塔洗苯具有以下优点：投资省，处理能力大，阻力小，不堵塞等。缺点：洗苯效率低，塔后煤气含苯量高，洗油循环量大，动力消耗大。3.1.2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。3.1.3填料塔填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。塔内填料了用木格，钢板

31、网，金属螺旋，帖拉累托填料，鲍尔环，鞍形填料以及塑料花环填料等。1、 木格填料塔 该塔型在我国焦化厂应用较多，它具有阻力较小，操作稳定等优点。但也存在着生产能力小，设备庞大、苯重，投资和操作费用高及木材耗量大等缺点。因此在一些国家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。2、钢板网填料塔该塔型在国内已被采用。该填料塔与木格填料塔相比，具有比表面积大，吸收率高，阻力小，动力消耗小等优点，但制造麻烦，价格昂贵，处理能力小。3、金属螺旋填料塔金属螺旋填料塔采用钢带和钢丝绕成，其比表面积大，重度小由于形状复杂，填料层的持液量大，因此吸收剂与煤气接触时间较长，又由于煤气通过填料时搅动激烈，因而吸收效率较高。

32、但难于制造，价格昂贵。这种填料在苏、美应用较多。4、塑料花环填料塔 塑料花环填料是近年来又国外引进的高效填料，经过实践检验证明，花环填料是一种具有比表面大，空隙来率高，阻力小，处理能力大，液体分布好，湿润率高，投资省，占地少，节省能耗，制造安装容易，操作方便等突出优点的填料。国家有关部门鉴于该填料具有以上优点，已要求推广使用高效花环填料洗苯塔。根据以上的论述，本设计采用塑料花环填料洗苯塔。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（

33、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1803800H=510011981.774.4>11（8）2.61200国产 花环济钢603200H=2700131111<1（3）1600日 本花环户烟602800H=27002-1.53-<22（6）71.

34、51100 花环填料与其它填料经济比较 表3-2各种填料塔与济钢的相比（济钢花环填料）木格子填料塔钢板网填料塔日本花环填料塔西德钢板网塔日本空喷塔泵多用电 万kwh多用塔台数多占地多用煤气阀门 个多用泵 台增加投资增大阻力 Pa86.5*22/362>2/313001511/2312/54001521/2311/2200-600301/3-3/560027521/26112/3900*包括鼓风机电耗从以上两表可以看出，几乎在所有比较项目中，花环填料塔都优于其它塔型（包括填料塔），它是当前国内最先进的洗苯塔。采用花环填料塔代替木格子填料塔洗苯时，对于年产110万吨焦碳的焦化厂，可节省160

35、余万远，泵的电耗节省173万kwh，价值18万元，并可获得节省占地，缩短基建周期等社会效益。国内生产的三种型号的花环填料规格如下： 表3-3型号外经内厚环数高（cm）容重kg/m空隙率%比表面积填充个数使用温度HX1(x)HZ1(z)HD1(d)47cm73cm95cm3*33*43*6912121927.537111102888889901851279432.5*10³/m³8*10³/m³3.6*10³/m³1201201203.2脱苯塔我国焦化厂采用的脱苯塔有圆形泡罩塔，条形泡罩塔以及浮阀塔等，以条形泡罩塔应用最广。泡罩塔是工业

36、上应用最久的一种塔板型式，该种塔型 的优点是：不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，即当气、液负荷有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，对各种物料的适应性强，操作经验丰富。缺点是：塔板结构复杂，金属耗量大，造价高，板上液层厚，气体流动曲折，塔板压降大，兼因雾沫夹带现象较严重，限制气速的提高，故生产能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，气体分布不均匀，也影响了板效率的提高。浮阀塔是在泡罩塔与筛板塔两种型式的基础上而衍生的一种新塔型。该塔型具有以下优点：生产能力大，操作弹性大，塔是造价低，气体压强降及液面落差较小，塔板条件变差，使塔内堵塞严重，气体，液体分布不均匀，阻

37、力增加，后果较为严重。根据目前的使用证明泡罩塔的操作，运行更为稳定。虽然浮阀塔具有很多优点，但因其防腐较差，操作不易稳定，故选用条形泡罩塔作为本设计的脱苯塔。3.3终冷塔通常终冷塔有金属板式直接终冷塔，带焦油洗萘器的煤气终冷塔及横管终冷塔。根据本设计所确定的终冷除萘工艺流程，可确定选用与该工艺配套的横管终冷塔。具体情况后面有详细说明。3.4贫油冷却器和贫富油换热器3.4.1贫油冷却器我国焦化厂应用贫油冷却器主要有：空气水喷淋式冷却器，浮头管壳冷却器和螺旋板换热器三种。国内应用较多的是浮头管壳式贫油冷却器。近年来，螺旋板换热器在我国焦化厂得到广泛应用。除可作为贫油冷却器使用之外，还可以作贫油换热

38、气，蒸氨废水换热器等。螺旋板换热器与普通换热器相比较，具有以下优点：1、传热效率高。该设备可进行逆流，并流和错流操作，其总传热系数约为列管式换热器的三倍左右。最突出的特点是对低温热源进行热交换时，有极好的效果。如在液液逆流型中为保持逆流的温差，其出入口温差可以小到最小限度。冷却水用量也最小。 它传热系数大。对液液逆流型换热器来说，总传热系数K可高达1200-2800 kcal/m.h. 。而列管式换热器的平均传热系数K只为500 kcal/m.h. 。2、结构紧凑，占地面积小。所需面积只为列管式换热器的1/2-1/4。3、它能自行清除污垢。因螺旋板的通道是单通道，如果通道内处沉积了污垢，此处的

39、通道截面积就会减少，流速就相应增高，污垢易被冲刷掉。因此几乎不用人工清扫，可延长清扫周期。另外，它还有钢材耗量少，成本低等优点，但它阻力较大，与列管式换热器相比，当螺旋通道的当量直径与圆管直径相等时，则前者阻力为后者的2-3倍。两种换热器的经济效益经济效益比较见表3-4至表3-5鉴于以上优点，本设计选用螺旋板换热器作为贫油冷却器。3.4.2贫富油换热器由于所需换热面积较大，为了节省用地本设计选用浮头管壳式换热器作为贫富油换热器。管壳式换热器与螺旋板换热器的经济效益比较见表3-4，价格比较见表3-5。螺旋板换热器与管壳式换热器经济效益比较 表3-4项 目种 类螺旋板式管壳式传热系数 kcal/m

40、²·h·堵塞情况体积耐压重量（随压力，温度变）材质压力损失P，kg/cm²管内流速m/s管外流速m/s600-1500不堵小低8T /160m²=50 kg/m²不锈钢大（0.5-2）1-2（有时>2）100-5006T/160m²=37.5 kg/m²0.5-1.5液体0.4-2，气体10-20螺旋板式与管壳式换热器价格比较 表3-5单台设备重量，t螺旋板式换热器价格 元/吨列管式式换热器价格 元/吨 碳钢1Cr18Ni9Ti碳钢1Cr18Ni9Ti11-55-10103800350032002900250

41、00240002300022000550051004800450030000280002600024000 4主要设备 管道的工艺计算和选型4.1终冷塔计算依据： 干煤气体积产量V: 50000Nm3/h 粗苯回收率 A粗苯：0.95% (占干煤重量) 硫铵工段来煤气温度饱和/温度：56/504.1.1物料衡算 煤气质量产量G煤气V×煤气50000×0.455=22750Kg/h ,其中，煤气0.455kg/ Nm3 是干煤气密度。 干煤量G煤V÷煤气50000÷0.340147058.82kg/h ,其中 ，0.340 Nm3/kg ，是干煤气产率。

42、煤气中质量流量GG煤×E=147058.82×0.2%=294.12kg/h ,其中 ，E=0.2% ，是占干煤量的质量百分比。 煤气中体积流量V= G÷ =294.12÷1.518=193.75 Nm3/h,其中，1.518kg/ Nm3, 是的密度。 煤气中粗苯含量GG煤×A+ V×F=147058.82×0.95%+50000×0.002=1497.06kg/h ,其中，A0.95% ，是粗苯加收率(占干煤质量百分比)；F0.002kg/ Nm3 是洗苯塔塔后煤气粗苯含量。 煤气中粗苯体积流量V G/ 149

43、7.06/（82.2/22.4）=408.25 Nm3 /h ,其中 ，3.667kg/ Nm3 ，是粗苯蒸气密度。 混合煤气体积流量VV+ V+ V 50602 Nm3 /h 终冷塔塔前煤气中水蒸气体积流×P50 /(P入+10333P50)50602×1255/（1100+10333-1255）=6239.48 Nm3 /h , 其中 ，P50 1255mmH2O ,是50（塔前煤气露点）下水蒸所饱和蒸气压；P入 1100mmH2O ,是入终冷塔煤气压力（表压）。 终冷塔塔前煤气中水蒸气大质量流量×18/22.4=6239.48kg/h ,其中，18kg/km

44、ol是水的摩尔质量，22.4 Nm3 /kmol 是标准情况下干摩尔气体的体积。 终冷塔塔后煤气中水蒸气体积流量×P21 （P出 +10333P21）50602×253/（1000+10333253）1155.44 Nm3 /h ，其中，P21 253mmH2O ,是21（终冷温度）下水蒸气饱和蒸气压；P出 1000mmH2O ,是出终冷塔煤气压力（表压）。 终冷塔塔后煤气中水蒸气质量流量=×18/22.41155.44×18/22.4928.48kg/h 。表4-1：进出终冷塔煤气主要组分的质量流量和体积流量组分 质量流量（kg/h） 体积流量（Nm3

45、 /h）干煤气 22750 50000硫化氢 294.12 193.75进塔 粗 苯 1497.06 408.25水蒸气 5013.86 6239.48干煤气 22750 50000 硫化氢 294.12 193.75出塔粗 苯 1497.06 408.25 水蒸气 928.48 1155.444.1.2 热量恒算 .入终冷塔煤气带入热量: 1.干煤气带入热量QV×H56 =50000×83.931=4196500kj/h ,其中 ，H56 83.931kj/h ，是干煤气56(终冷塔前温度)下的焓值。 2.H2S带入热量 QG×56×C=294.12&

46、#215;56×1.522=25068.44kj/h 其中C（56）1.522kj/kg. ,是H2S在56(终冷塔前温度)下的比热。 3.粗苯带入热量QG×H粗苯（56）1497.06×494.11739712.32kj/h a其中H粗苯（56）494.11kj/kg ,是粗苯蒸汽在56（终冷塔塔前温度）下的焓值。H粗苯（56）4.18×（103+56×C）,而 C（20.7+0.026×56）/ M, M=82.2 ,是粗苯的分子质量。 4.水蒸气带入的热量Q×H（56）5013.86×2600.7713039

47、896.67kj/h 其中，H（56）2600.77kj/kg ，是水蒸气在56（终冷塔塔前温度）下的焓值。 因此塔前煤气总共带入热量QQ+ Q+ Q+ Q4196550+25068.44+739712.32+13039896.6718001227.4kj/h 1.干煤气带出热量 QV×H21 50000×31.6311581550kj/h ,其中 ，H21 31.631kj/ Nm3 ,是干煤气21（终冷温度）下的焓值。 2H2S带出热量 QG×21×C=294.12×21×1.505=9295.66kj/h 其中C（21）1.50

48、5kj/kg. ,是H2S在21(终冷塔后温度)下的比热。 3粗苯带出热量 QG×H粗苯（21）1497.06×453.66679156.24kj/h a其中H粗苯（21）453.66kj/kg ,是粗苯蒸汽在21（终冷塔塔后温度）下的焓值。H粗苯（21）4.18×（103+21×C）,而 C（20.7+0.026×21）/ M, M=82.2 ,是粗苯的分子质量。 4水蒸气带出的热量 Q×H（21）928.48×2537.182355720.88kj/h 其中，H（21）2537.18kj/kg ，是水蒸气在21（终冷塔塔

49、后温度）下的焓值。因此塔后煤气总带出的热量QQ+ Q+ Q+ Q4625722.78k（忽略其它组分和热量损失）表4-2:终冷塔热量平衡表 组分 带入热量（kj/h） 带出热量（kj/h） 热量差（kj/h） 干煤气 4196550 1581550 2615000 硫化氢 25068.44 9295.66 15772.78 粗 苯 739712.32 679156.24 60556.08 水蒸气 13039896.67 2355720.88 10684175.79 共 计 18001227.4 4625722.78 13375504.624.1.3 终冷塔设计 终冷所用冷却水是地下水，温度为1

50、8，出终冷塔水温升至28，所以冷却水温度差为10。 终冷所需冷却水体积流量WQ/(4.18×10×1000)= 13375504.62/(4.18×10×1000)=319.98 m3 /h。（采用一段或冷却方式），其中C4.18kj/kg. 是水的比热，1000kg/m3 ,是水的密度。 冷却水管的总截面面积 SW/3600319.98/3600×0.7=0.13 m2 ,其中 ，0.7m/s ，是冷却水的速度。 是管内壁至冷却水对流传热系数 J/·S·K =0.023R (由于水被加热故n取0.4)横管终冷塔采用54&#

51、215;3.5mm的无缝钢管作为终冷塔换热管，设流速为0.7m/s 所需管子数为： =74.96取80根 X=×100/2 =×100/2 =7.34其中 ，x是每立方米饱和煤气中水蒸气平均贪量（体积百分比），83/ , 18.4/ ,分别是50（塔前煤气的露点）和21（塔后煤气的露点）煤气中水蒸气含量； ,分别是塔前 ,后煤气的露点温度（绝对温度）。=0.0522x5.36=0.0522×7.34+5.36=5.74 其中由煤气至管外壁的对流传热系数，单位是J/·S·K。所以1/=1/=0.0032 却水平均温度为（28+18）/2=23 查

52、化工原理23时水的物理常数如下： 黏度 比热 密度 导热系数 则 R=0.047×0.7×997.5/(60.45×)=35065.45 其中 ，=0.047 是所选用的水管的内径（54×3.5mm）; 是冷却水的流速。 =0.9359×4.18×0.6045=6.472所以=0.023R =0.023×××/0.04 =2699.06 kcal/·h·为管外壁的污垢热阻，取2.5(·/W) (化工原理上册)为管内壁的污垢热阻，取2.5(·/W) 管壁金属热阻 ，查化工原理，取b=2.5 , 所以 ，2.5/45=5.556总传热系数 =+=0.0032+0.00025+0.00025+0.0003705+0.0025 =6.57 kcal/·4.1.4 冷却面积F的计算 计算公式：F=Q/(tm·k) 因为：T 5621 t 2818 t 28 3所以tm（t2-t1）/ln(t2/t1)=11.19所以F=/（tm·K） =13375504.62/(