100万t每a焦化厂粗苯工段的工艺设计及及

1、1 总 论煤是我国最主要的能源，除了燃烧提供能量以外，煤还可以经过综合加工利用，生产多种化学产品。目前应用最广，也是最合理成熟的综合利用是炼焦化学工业，随着炼焦工业的发展，煤气及化学产品已不再是旧的燃烧，而是加以回收利用，尤其是煤气中的芳香烃是宝贵的化工原料,对合理利用我国煤炭资源，提高经济效益有十分重要的现实意义。因此，对煤气中的苯族烃及萘应尽可能回收完全。粗苯回收工段的主要任务是，回收煤气中的苯族烃及洗除煤气中的大部分萘。粗苯是多种芳烃和其他化合物组成的混合物，粗苯是主要成分是苯，甲苯，二甲苯及三甲苯等。此外，还含有一些不饱和化合物，硫化物及小量的酚类和吡啶碱类。当用洗油回收煤气中的苯族烃

2、时，在所得的粗苯中尚有少量的洗油轻质馏分。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的程度。粗苯各组成的平均含量如表11。此外，粗苯中酚类的含量通常在%之间，吡啶碱类的含量不超过%。当硫铵工段从煤气回收吡啶碱类时，则粗苯中的吡啶碱类含量不超过%。粗苯的各主要组分均在180的馏出物称为溶剂油。在测定粗苯中各组分的含量和计算产量时，通常把180前馏出量当作100%来来计算，故以其180前的馏出量作为馏出量质量的指标之一。粗苯在180前的馏出量取决于粗苯工段的工艺流程和操作制度。180前的馏出量越多，粗苯的质量就越好，一般要求的180前的馏出量为9395%粗苯。 各组分的平均含平量 表1

3、-1 组 分分 子 式含量 %苯C6H65570甲苯C6H5（CH2）31222二甲苯C6H4（CH2）26三甲苯C6H3（CH2）35不饱和化合物712其中：环戊二烯苯乙烯苯并呋喃及同系物茚及同系物硫化物（按硫计）其中：二硫化碳噻吩C5H6C6H5CHCH2C8H6OC9H5CS2C4H4S苯及溶剂油三种产品。粗苯是淡黄色的透明液体，比水轻，不溶于水。在储存时，由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合形成的树脂状物质能溶解于粗苯中使其着色并很快地变暗。粗苯 是易燃的物质，闪点12。粗苯蒸汽在空气中的浓度在%（体积）范围内时，能形成爆炸性混合物，此工段要求严禁烟火，电机防爆。粗苯工段的产品，依工艺过程

4、的不同而异。一般生产轻苯和重苯，但也可生产粗苯一种产品或轻苯，重苯。1、设计任务：本设计为100万t/a焦化厂粗苯回收工段设计。2、条件： （1）、厂址：徐州郊区 （2）、气象条件：大气压力：冬季 767mmHg夏季 751mmHg最大风速 s最大平均风速 s最多风向几频率：全年 东、东北夏季 东、东南2 工艺论证及选择焦炉煤气经硫铵工段脱除氨后进入粗苯工段,在此进行苯族烃的回收和制取.该工段的主要任务是完成煤气终冷除萘,苯族烃的回收和脱苯三项任务.下面分别进行对完成这三响任务的工艺论证.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的煤气进

5、入木格式洗苯塔，被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/Nm降到500-800mg/Nm。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吨/1000标米煤气左右,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

6、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.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/标米以下，然后从塔底排出，进入旋风捕雾器除掉夹带的焦油，萘片和凝结水雾，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

7、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、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/Nm。2、无须洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量；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

8、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。因此本设计采用横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺。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：用洗油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。脱奔后的洗油（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。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

9、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

10、却到25-27，含苯族烃为25-40克/标米煤气，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。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%，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

11、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。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。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。洗油酚含量高时,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

12、度大,因此必须严格控制洗油中的含酚量。 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。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

13、产一种苯的方法分别加以介绍。 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90-100，最后在富油预热器中用低温间接蒸汽加热到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。

14、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、重分缩油分别进入油水跟力气，与水分离后兑入富油送往脱苯塔。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，送往洗被呢塔循环喷洒。由于洗油在循环使用

15、中质量变坏。为保持循环洗油量的%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靠设备内的蒸汽压力间歇地回连续地排至残渣油槽。、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从洗涤工序来的富油先进入分缩器，被从脱苯塔来的气体加热到70-80，然后入贫富油换热器，被热贫油加热后进入管式炉。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

16、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93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。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 * GB3 * MERGEFORMAT 粗

17、苯回收率高； = 2 * GB3 * MERGEFORMAT 蒸汽耗量低； = 3 * GB3 * MERGEFORMAT 酚水量少。3 粗苯回收原理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

18、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，克/标米。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

19、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，操作中洗油温度应略高于煤气温度以防煤气中的水汽冷凝进入洗油中。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

20、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。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2克/标米。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。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。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

21、迅速增加，吸收速率也将增大。煤气速度的增大师吸收系数增大，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。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，又挥发度不同的组分组成的混合液精馏塔内大多次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

22、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，则响应增加。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，二甲苯的蒸出率影响较大。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。4 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

23、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。洗苯塔目前，我国焦

24、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。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。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

25、，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。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

26、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。 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

27、泡罩塔应用最广。泡罩塔是工业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。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。贫油冷却器和贫富油换热器贫油冷却器

28、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。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，此处的通道截面积就会减少，流速就相应增

29、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。鉴于以上优点，本设计选用螺旋板换热器作为贫油冷却器。贫富油换热器同样由于螺旋板换热器所具有的优点，本设计选用螺旋板换热器作为贫富油换热器。5 生产工艺说明这部分主要详述工艺流程，生产操作规程及控制的技术指标。工艺流程详述轻质焦油终冷洗萘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，同时脱萘至克/标米以下，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

30、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，向上经串联着的歌横管器与塔内循环油，煤气间接换热升温后 塔的上部外排。洗苯工艺流程见图2-5。（采用一个洗苯塔）煤气经最终冷却器至约21进入洗苯塔。塔前煤气中含苯族烃25-40克/标米，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。从脱苯工序来的贫油含粗苯，用贫油泵送至洗苯塔顶部，从塔顶喷淋而下，含苯量增至%左右，经过U型管自流入

31、塔底富油槽。再用富油泵从油槽底部抽出，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。脱苯工艺流程见图2-7。从洗涤工序来的壶油先进入份缩器换热，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，仁厚送到管式炉加热到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汝贫富油换热器，被冷却到75左右，再流回塔底油槽。然后用份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。从脱被呢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

32、却器下部流入油水分离器进行分离。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，分离水送至酚水井。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。操作技术指标终冷洗萘工艺煤气入横管终冷塔温度50-56塔后煤气温度21循环轻质焦油温度25-27冷却水出口温度37轻质焦油循环量为50m/h轻质焦油洗萘阻力150mmH2O循环轻质焦油含萘10-14%洗苯工艺1、终冷塔后煤气温度212、入洗苯塔贫

33、油温度27-30213、循环洗油两 m/1000N m煤气4、富油含苯量、贫油含苯量、塔后煤气含苯量2g/N m7、洗苯塔阻力100 mmH2O脱苯工艺1、温度控制指标：（1）、贫富油换热器富油出口温度110-130；（2）、入洗苯塔富油温度180-190；（3）、分缩器顶部油气温度90-93；（4）、冷凝冷却器后粗苯温度20-30；（5）、再生器顶部温度180；（6）、再生器底部温度200；2、温度控制指标： （1）、脱苯塔底部压力（表）cm顶部压力（表）cm； （2）、入工段中压蒸汽压力（表）8kg/cm低压蒸汽压力（表）4 kg/cm； （3）、入管式炉煤气压力250 mmH2O； （4

34、）、出管式炉过热蒸汽主管压力（表）250 mmH2O； （5）、管式炉富油出口压力（表）cm （6）、管式炉阻力（表）2kg/cm （7）、再生器顶部压力（表）cm3、其它控制指标：（1）、入脱苯塔直接蒸汽量吨180前粗苯；（2）、循环洗油质量：黏度E，含酚%。含萘7%，水分%；（3）、蒸馏试验：230前15%，300前85%；（4）、再生器残渣质量：300前馏出两25-30%（5）、贫油含苯量（6）、富油含苯量2-3%（7）、塔后煤气含萘Nm.工艺布置布置原则（1）、洗脱苯工段分洗涤和蒸馏两部分进行布置。（2）、洗涤部分包括横管终冷塔，洗苯塔，旋风捕雾器等塔类设备。塔区中各塔按工艺顺序排成一

35、行。塔区与泵房间净距离不少于5米。（3）、蒸馏部分包括蒸馏系统设备（脱苯塔、冷凝冷却器、换热器、管式炉，分离器和产品槽等）和泵房。产品应单独布置在产品泵房中，配以防爆型电动机。（4）、塔类设备间净距离应不小于米，塔径大于5米者，其净距离一般采用塔径的一半。（5）、连接各塔的水平煤气管道上应设连通的操作平台。从塔底到塔顶设带斜梯的操作走台，各塔顶部可连通则尽量连通。洗脱苯工段设备工艺布置从整个工段来讲，根据徐州地区主导风向：东风和东北风，以及工段具体情况进行布置的，共分为终冷、洗苯、厂房、换热器、蒸馏及管式炉六部分布置，个部分位置如图5-1所示 下面分别说明个部分的分布情况：1、终冷部分：考虑到

36、风向问题，就整个焦化厂的布置来说，焦炉应设置下风区，即应处于西部，故终冷部分布置在西方，处于粗苯工段的西北角，煤气走向由北向南，按流程顺序，终冷部分应设在西南角。根据布置原则，终冷塔和旋风捕雾器由北向南排列，且不在一条中心线上。煤气管线位于终冷塔底西侧，焦油贮槽位于终冷塔西边，且在同一中心线上，轻焦油贮槽的北侧为地下槽。2、洗苯部分：终冷部分的南侧为洗苯部分。洗苯塔与终冷塔处于一中心线上，塔底东侧是洗油槽和新洗油槽，处于同一中心线上，再靠东山地下放空槽。3、换热器部分：贫油冷却器在地下放空槽的东边，其底线偏北半米，再往东是贫富油换热器，与贫油冷却器处于同一水平线上。4、厂房：靠西侧为泵房（洗苯

37、及脱苯油泵、冷却水泵），往东是配电室、仪表控制室、工具室、更衣室和卫生间，再往东是产品泵房。5、蒸馏部分该部分位于工段的最东侧。紧靠换热器的脱苯塔，再往南依是再生器，残渣槽，向东，由北向南依次排列着轻分缩油油水分离器，中分缩油油水分离器，粗苯油水分离器和两个控制分离器，再往东是两个粗苯中间槽。分凝器和冷凝器处于产品泵房与工具室之上，其中，分缩器靠南侧，二者处于同一中心线上。6、管式炉位于工段的最南侧，防止其烟灰或煤气异味吹向控制室。本工段的工艺布置考虑了通风、防火、防爆等因素。采用露天布置，总体布置是符合布置原则的。图51洗脱苯工段设备工艺布置6 主要设备的工艺计算和选型设备的选型和计算是根据

38、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。下面是主要设备的工艺计算及选型。其余设备规格可见设备一览表。 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型计算依据： 煤气密度 产率 (占装煤量) %密度 粗苯的回收率(占装煤量) % 洗苯塔后煤气含苯 2g/粗苯蒸汽密度 kg/硫铵工段来的煤气温度/饱和温度 58/53终冷温度 23炭化室有效容积 结焦时间（周转时间） 根据公式：G煤

39、=nNV炭化室干煤/ （t/h）装炉干煤量：G煤=2225= t/h式中：n每个焦炉组的焦炉个数；N每座焦炉的炭化室孔数；V炭化室炭化室有效容积，m3；干煤干煤堆积密度，t/m3 （取0。95 t/m3） ；周转时间干煤气体积产量(V煤气，Nm3/h)：G煤V煤气=345=64722/h干煤气质量产量(G煤气，kg/h)：V煤气煤气=64722=/h煤气中含量 G= G产率=%1000=hV=G/=h 煤气中粗苯含量G=G粗苯的回收率+ V塔后煤气含苯量 =1000 %64722 =hV =G/=h 上述三种气体流量之和V=64722= /h = kg/h 塔前煤气中水蒸气量（Gkg/h和V/

40、h）塔前煤气温度T=58，煤气露点T=53，露点下的水蒸汽压力p= =14385pa 煤气绝对总压力=大气压煤气压力=(103331000)=113663 pa =14385/()=hG =V18/=h塔后煤气中水蒸汽量（Gkg/h和V/h）塔后煤气温度T=23 露点T=23 露点下水蒸汽压力p=2809pa 塔后煤气绝对总压力p=大气压塔后煤气压力=（10333900） =112630pa=2809/()=h G= V18/=18/=h横管终冷洗萘塔的计算热量衡算带入热量：（1）、干煤气带入热量：q= V干煤气在58下的焓 =64722 =5648832KJ/h （2）带入热量 ：q= G在

41、塔前温度下的比热塔前温度 =58 = KJ/h(3)、粗苯带入热量： q= Gi , KJ/h i=(103ct)c=/M=58)/=kg i=(10358)=kgq= = KJ/h(4)、水蒸气带入热量： q= G水蒸气塔前温度下的焓= =.8 KJ/h故带入热量为：=5648832+.8 =.6 KJ/h 带出热量：（1）、干煤气带出热量：q= V干煤气在23下的焓 =6472222 =h （2）带出热量 ：q= G在塔前温度下的比热塔前温度 =22 = KJ/h(3)、粗苯带出热量： q= Gi KJ/h i=(103ct)c=/M =22)/ =kgi=(10322)=kg= KJ/h

42、(4)、水蒸气带出热量： q= G水蒸气塔前温度下的焓= =h故带出热量为：Q= qqqq = = KJ/h冷却水量：(冷却水采用18的地下水出塔温度为28左右)则：W=（QQ）/【（2818）1000】=(.6 /【（2818）1000】=/(101000)=h传热系数的计算： K=（1）、是由煤气至管外璧的对流传热系数 J/SK=式中：x每m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50时煤气水蒸气含量x=83g/Nm 塔前露点23煤气水蒸气含量x=Nm则x=【】1002= (%)=故：=330 J/SK(2)、是管内壁至冷却水对流传热系数 J/S

43、K = (由于水被加热故n取横管终冷塔采用32的无缝钢管（钢号为20）管数为185，根据前面计算得冷却水量为h 则：管内水速为u= =3600/2/1854=s在冷却水的平均温度为：=23时水的物性参数如下： 比热：C=Kgk导热系数：=msk动力黏度：=10pa 密度：= m则： R= =p=故 = =SK(3)、管壁厚b=,钢的传热系数，b/=10SK/J(管壁热阻)查手册得：管内壁污垢热阻R=10SK/J 管外壁污垢热阻R=10SK/J则： =1/330+10+10+1/=10SK/J故：K=SK4.冷却面积的计算： （1）求平均温差： 煤 气：5823 冷却水：2818 T： 30 5

44、 则平均温差为：= (2)算冷却面积F： 由公式F=Q/（K）得： F=/=5高度计算： （1）管箱高度横管冷却器采用323mm钢管，根据前面计算得冷却水量为h设管内流速为sV=所以，n=4/3600=64根查焦化设计参考资料采用22m的矩形水箱，需要水箱数n的计算如下:F=ndo1264所以n=2264)= 查焦化设计参考资料采用22m的矩形水箱，每组管束含4排，则一组共有354140根水管。组间距取60mm,则一个管箱高度为506+60+322424mm,箱间距取200mm。 （2）计算有效管长： 塔两侧的管箱错开半个管箱的高度，形状如图; 由于没侧的管箱间距为200mm，则每 根水管的纵

45、向倾斜距离为100mm,如图：则有效管长为：每排可布每组管束含4排，则一组共有354140根水管。组间距取60mm,则一个管箱高度为506+60+322424mm,箱间距取200mm。 （2）计算有效管长： 塔两侧的管箱错开半个管箱的高度，形状如图; 由于没侧的管箱间距为200mm，则每 根水管的 纵向倾斜距离为100mm,如图：则有效管长为：35根水管，每组管束含4排，则一组共有354140根水管。组间距取60mm,则一个管箱高度为506+60+322424mm,箱间距取200mm。 （2）计算有效管长： 塔两侧的管箱错开半个管箱的高度，形状如图; 由于没侧的管箱间距为200mm，则每 根水

46、管的 纵向倾斜距离为100mm,如图：则有效管长为：X=（3）管箱数：需要水箱数nF=ndo1264所以n=2264)=因此，取n=9个水箱，每个水箱排列为2个管程，第一层32个，第二层为32个，取管间距为62mm最外层换热管中心至壳体为30mm。(4)塔高计算;有效管板高度为= 7988 mm两段喷洒高度共取1m，煤气出口2m,煤气入口2m,底部油槽高3m,则塔全高：H= +1+2+2+3= 则终冷塔高为16m. 洗苯塔的计算：原始数据：塔前煤气温度23，塔后煤气温度23， 塔前煤气压力8800Pa，塔后煤气压力7300Pa， 从煤气中吸收的粗苯量为： =G煤粗苯回收率 =187600%=h

47、出塔煤气含粗苯量为入塔湿煤气量：煤 气 64722Nm/h Kg/h 硫 化 氢 粗苯蒸汽 水 蒸 汽 共 计 出塔湿煤气量：煤 气 64722Nm/h Kg/h 硫 化 氢 粗苯蒸汽 水 蒸 汽 共 计 煤气的实际流量（塔前为V，塔后为V）V= （273+23）/273101325/（101325+8800）= Nm/hV=（273+23）/273101325/(101325+7300)=h煤气平均流量V的计算：V=（V+ V）/2= Nm/h2、洗油循环量W的计算：油气比取为m煤气，油密度取=L,则W=V油气比 = Kg/h贫油粗苯含量的计算:(1)、塔前煤气含粗苯量: =1000/= g

48、/Nm式中:V塔前煤气实际流量, Nm/h(2)、塔后煤气含粗苯量: =1000/ = g/Nm式中:V塔后煤气实际流量, Nm/h(3)、贫油允许含粗苯量: 与相平衡的允许贫油含苯量按下式计算: C=式中:为苯族烃的浓度 M洗油的平均分子量 P煤气总压力 P回收温度下粗苯的饱和蒸汽压,Pa按现行规定，塔后煤气中含粗苯量不大于2g/ Nm,设洗苯塔出口煤气压力p=10 Pa; 洗油的平均分子量M为160；30时粗苯的饱和蒸汽压P=10 Pa。根据上式即可求得与出口煤气含苯量相平衡的细油中的粗苯浓度C，计算如下：C=2160/ =%结果表明为使塔后煤气含苯量不大于2g/ Nm，贫油中最大粗苯浓度

49、为%为维持一定的吸收推动力，C应除以平衡偏移系数n,一般取n=。如取取n=,则允许的贫油含苯量为：C= =%（4）出塔富油含苯量： C= C回收的苯量/（洗油量苯的回收量） =+100/+= %4、塔径的确定； 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s之间；花环填料表面定额在/Nmh，本设计取=s ，花环填料表面定额值为/NmhD= 圆整后，取D=4 m 式中 V煤气平均体积流量，Nm/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/Nmh得花环填料面积： F=64722=18122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

50、高的捕雾层，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；型号填充分数 个/m比表面积 /Nm空隙率 %容重Kg/mX32500 185 88111 Z8000 127 89 120 D3000 94 90 88由上表可查出：Z型花环的比表面积为127/Nm。秒年里则：填料总体积V=18122/127= 故填料高度为：h=因此洗苯塔可分为4层填料，每层高度为5m，填料层间距为1m，捕雾层高,分布板段,煤气入口段2m, 煤气出口段2m,洗苯塔底部槽高为6m，喷淋高度为,第二层与第三层填料间设再分布器，间隔为2m,则洗苯塔内填料高度为： H， =45+2+2

51、1=24m 塔高可取为： H=24+2+2+6+=42m 蒸馏脱苯部分设备计算和选型计算依据：粗苯产量为h,其中含苯76%= kg/h,甲苯15%=h，二甲苯5%= kg/h，萘溶剂油为:=h贫油量W= kg/h又贫油密度=1050Kg/h,则：V=1050=贫油中粗苯的含量为：%= m/ h,粗苯的密度取860 kg/m，则粗苯量为860=301 Kg/h，其中含苯%301=h，甲苯%301= Kg/h，二甲苯%301= Kg/h，萘溶剂油%301= Kg/h。富油量=贫油量粗苯产量贫油中含粗苯量 =301 = Kg/h富油中水量=富油量（1%） =% = Kg/h富油中萘量=富油量5% =

52、5% = Kg/h洗 油 量=贫油量-富油中萘量 = = Kg/h 则进入脱苯工序的富油量如下： 成分Kg/hKmol/h分子量洗油160萘128苯78甲苯二甲苯106溶剂油水18共计管式炉：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；二甲苯：2060；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=甲 苯：=二甲苯：=溶剂油：=洗 油：=萘 ：=水 ：=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

53、分Kmol/hKg/h苯甲苯二甲苯溶剂油洗油萘共计验算： A= = =A/（A+）=与假设值=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Kg/h苯甲苯二甲苯溶剂油萘洗油水共计粗苯在管式炉中的蒸发率： 100%=%管式炉输入热量：、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135），带入热量：洗油带入热量（包括萘）：=洗油量（包括萘）比热温度 =135 =.61KJ/h式中：含萘洗油135时的比热，KcaL/Kg 粗苯带入热量：=粗苯量比热温度，KJ/h。粗苯比热C=+= KcaL/Kg 则=135= KJ/h水带

54、入热量：=水量比热温度 =135= KJ/h式中：水在135下的比热，KcaL/Kg故带入热量：=+ =.61+=.42 KJ/h、入管式炉对流段低压蒸汽带入热量: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千克，则蒸馏用直接蒸汽耗量为：=千克/ h故：= = KJ/h式中：4Kgf/(表压)饱和蒸汽热焓，Kcal/h(3)、管式炉加热用煤气供热量；则输入热量为： = =.382、管式炉输出热量 （1）、出管式炉富油180时带走的热量 含萘洗油带走热量=洗油量（包括萘）比热温度 =180 =.11 KJ/h式中含萘洗油135时的比热，KcaL/ Kg 粗苯带入热量：=粗苯量比热温度，

55、KJ/h。粗苯比热C=180 = KcaL/Kg 则=180=h故：=.11 =.49KJ/h（2）、粗苯蒸汽和油气带出热量洗油蒸汽带走热量（含萘蒸汽）=含萘洗油蒸汽量热焓 =135 = KJ/h式中135180含萘洗油蒸汽热焓，KcaL/ Kg粗苯蒸汽带出热量：=粗苯蒸汽量热焓 =159 = KJ/h式中159180粗苯蒸汽热焓，KcaL/ h水蒸汽带出热量：=水蒸汽量热焓=677= KJ/h 式中677180水蒸汽热焓，KcaL/ Kg故：粗苯蒸汽和油气带出热量 = = KJ/h （3）、400过热蒸汽带出热量 =.79 KJ/h式中4Kgf/400过热蒸汽热焓，KcaL/ Kg （4）、

56、散热损失 =(.38+) =+ 式中为散热系数则：= =（.84+）KJ/h 令=得： .84 +=.38+则：=.22 KJ/h故：散热损失=+= KJ/h3、管式炉加热面积： 供给富油的热量：= =.49+2687381.42 =.21 KJ/h 供给蒸汽的热量：= KJ/h设的95%由辐射段供给，5%由对流供给，辐射段强度为25000Kcal/h=104500KJ/h,则辐射段加热面积为： F=.2195%/104500=取对流段加热强度为5000 Kcal/h=20900 KJ/h，则对流段加热面积为： F=(.215%+/20900= 设管式炉加热效率为75%，煤气热值为4250 K

57、cal/ m=17765KJ/Nm. 则煤气消耗量为 ：V= Nm/h 煤气在管式炉中燃烧产生热量为： Q=4250=万千卡/时根据焦化设计参考资料选热负荷为550万千卡/时的管式炉一台，其各项参数如下：型号:550-25-114/152直径:4612 mm 总高:29928mm 总热负荷:550万千卡/时 加热面积：对流段油管：61 对流段气管 辐射段油管：230 辐射段气管 设备总重：金属重： 耐火材料重： （二）、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： 式中组分蒸发率n 提留段塔板层数K组分平衡常数；K=组分的饱和蒸汽压力，mmHgP 再生器内总压力，mmHgl 油分

58、子数与水分子数之比，；，油量和水蒸气量，Kg/h；，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K为：萘 =496/980=洗油 =200/980=进入再生器内的油量为管式炉后富油量的%，即h，其中气相h，液相h，气相包括洗油h，萘h，粗苯h，水蒸气h，液相包括洗油 Kg/h，萘h，粗苯h。进入再生器的水蒸气量为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=18

59、/160)=将上述各值代入公式，得各组分蒸发率为：萘 =洗油 =从再生器进入脱苯塔的气体数量如下：洗油 +=h萘 += Kg/h粗苯 + = Kg/h水蒸气 + = Kg/h从再生器排出残渣数量如下：洗油 = Kg/h萘 = Kg/h则每小时180前粗苯排出残渣量为:10=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：V=160+128+18) (273+240)/273760/980= Nm/h取空塔气速为s，则直径为D=取D=1800mm的塔径，此再生器规格为：直径（mm）全高（mm）塔 板形式 板数加热面积（）重 量设备 操作所用流程18007050条形泡罩321616管式炉脱苯脱苯塔计算：提馏段：洗油与萘在提馏段的蒸发率：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和105 mmHg，则组分的平衡常数为： 萘 =970=洗油 =105/970=由再生器进入脱苯塔的水蒸气量为h，进入脱苯塔内富油液相量如下：洗油 Kg/h萘 Kg/h粗苯 Kg/h共计 Kg/h则油分子数与水蒸汽分子数之比为：L= 18/160)=将上述各值代入公式，得洗油与萘蒸