【毕业设计】年产焦炭80万吨焦化厂回收车间粗苯工段工艺初步设计

辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第1页煤在炼焦时一般72%-78%转化为焦炭，其中22%-28%转化为荒煤气，苯族烃是煤干馏过程中产生的芳香烃化合物中分子较低的部分，其产率占炼焦干煤脏入量的0.8%-1.4%产率的波动主要受炼焦煤料的性质炼焦温度的影响，近年来，由于石油化学工业的迅速发展，可以提供苯类，苯酚类等产品，对煤炼焦化学工业产生了巨大的影响，但是焦化工业提供的许多种芳香族化合物和杂环化合物是石油化学工业所不能代替的，它们不可能或者不能经济的从石油加工过程中获得，今后这类产品主要依赖炼焦化学产品的吸收与加工，因此这些化学产品对综合利用煤炭资源和我国社会主义经济建设有着重要意荒煤气必须经过净化后成为洁净燃气，才能通过煤气管道外送及供用户使用。在焦炉煤气净化过程中，经过冷却、吸收、解析、化学转化、蒸馏分离等化工单元操作，可以分离出交友、氨水、粗苯(或轻苯、重苯),并将煤气和氨水中的氨、硫化氢、氰化氢等有害物质去除且制成有用的化学产品。苯族烃回收精制加工后，可得到的轻苯，重苯，精苯，甲苯，二甲苯，溶剂油等产品。甲苯，二甲苯，三甲苯，乙基甲苯，古马隆，茚，噻吩，酚。这些产品具有极为广泛的用途，是塑料合成纤维，合成橡胶，染料，涂料，医药，耐高温材料及国防工业极为宝贵的原料，对于我国的社会主义建设具有十分重大的政治意义和经济意义。1.2粗苯的性质：粗苯在常态下为淡黄色透明溶体，此水轻，不溶于水，在贮存时，由于其中的戊烯类，环戊二烯等不合和化合物的氧化合聚合而形成树脂状物质，故使粗苯差色变暗，粗苯易燃易爆，闪点为12摄氏度，粗苯苯气在空气中的浓度在1.4%-7.5%(体积)范围内时，能形成爆炸性混合物。粗苯的各主要成分皆在180摄氏度前馏出，180摄氏度以后馏出的是粗苯中所含的洗油轻质馏分，称为溶剂油。在测定粗苯中各组分的含量和计算其加工过程中的产量时，通常将180摄氏度前的馏出量作为鉴别粗苯质量的指标之一。粗苯在180摄氏度前的馏出量取决于粗苯的工艺流程和操作制度。180摄氏度前的馏出量越多，粗苯的质量就越好，一般要求粗苯在180摄氏度前馏出量达93%-95%,粗苯中除了主要的苯类物质之外，还有饱和化合物和硫化物，这是由于从煤气中回收粗苯的同时，煤气中的烯烃，一氧化碳等等的胶质生成物及有机硫化合物也一同进入了粗苯中。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1—1。此外，粗苯中酚类的含量通常在0.1—1.0%之间，吡啶碱类的含量不超过0.5%。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0.01%。各产品的质量指标见表1—1、1—2、1辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第2页粗苯中各组分的含量表1-1苯甲苯二甲苯三甲苯不饱和化合物其中：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：二硫化碳噻吩由于粗苯是易燃的物质，粗苯蒸汽在空气中的浓度在1.4—7.5%(体积)范围内时，能形成爆炸性混合物，因此该工段要严禁烟火，电机防爆。重苯和重质苯的质量指标表1-2指标名称(参考指标)重质苯(YB303—64)一级二级初馏点，℃大139150℃前馏出量，Wt%——200℃前馏出量，Wt%本85本80水分，Wt%粗苯和轻苯的质量指标表1-3指标名称用粗苯用粗苯外观黄色透明液体比重，d42°~0.90十十馏程：75℃前馏出量，V%辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第3页180℃前馏出量，wt%本93本91馏出96%(V%)的温度，℃十150水分室温(18～25℃)下目测无可见不溶解的水本次设计的主要任务是根据国内外冶金焦化行业的基本情况，进行年产焦炭80万吨焦化厂回收车间粗苯工段工艺初步设计，初选主机设备；进行粗苯工段工艺流程选择设备的选型计算及相关非工艺设计。(1)要求工段年平均工作日360天，煤气及粗苯组成见下表，其余参数结合实习企业的实际生产技术参数。焦炉煤气的组成表指标名称H₂S萘粗苯焦油指标(g/Nm)净化煤气的质量指标表指标名称H₂S萘粗苯焦油指标(g/Nm³)3粗苯的组成表指标名称苯甲苯二甲苯溶剂油指标(质量%)63本设计采用焦油洗油吸收煤气中的苯族烃，对焦油洗油的质量要求见下表焦油洗油质量标准(YB297-64)辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第4页比重(d4²)230℃前馏出量(容),%300℃前馏出量(重量),%酚含量(容),%萘含量(重量),%黏度(°E25)水分，%15℃结晶物十3本90十0.5十2十1.0无(2)厂址所在地区年平均气温16℃,最高气温38℃,最低气温-27℃;(3)煤在炼焦时一般75%为焦炭，其中25%为荒煤气。即每年用煤106.7万吨，年生产荒煤气26.7万吨。第三章焦炉煤气净化回收工艺过程及工艺选择煤气净化过程主要有以下几个工段组成：冷凝鼓风工段、脱硫工段、蒸氨工段、硫铵工段、终冷洗苯工段、粗苯蒸馏工段、油库工段、脱水工段、生硫剂硫酸新洗油粗苯储槽氨水住油焦油槽洗脱苯荒煤气生化蒸氨硫胺焦炉碱液备煤熄焦外管辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第5页一、冷凝鼓风工段：(一)工艺方法：可分为冷凝和鼓风两部分。其中冷凝又可分为直接冷却、间接冷却和直接间接混合冷却三种。(1)直接冷却：与煤气直接接触，冷却效果好，但产生污水量大。(2)间接冷却：不直接与煤气接触，通过换热设备间接冷却，污染小，蒸氨设备效率高，使用较广泛。(3)混合冷却：可以兼得直接冷却和间接冷却两者的优点。鼓风部分：主要为粗煤气加压，使其能通过后续净化系统的设备和管路，并起到脱除粗煤气中部分焦油雾的作用。电捕焦油器：脱除粗煤气中的焦油(二)工艺流程：气液分离后的荒煤气由分离器上部出来，进入四台并联操作的横管初冷器上部，在此用32C的循环水将煤气冷却至～35C;由横管初冷器下部排出的煤气，进入直冷塔下部，用直冷塔循环水喷洒煤气，将煤气冷却至～22C;由直冷塔上部排出的煤气，进入三台并联操作的电捕焦油器，捕集煤气中夹带的焦油，再由煤气鼓风机压送至脱硫工段。为了保证横管初冷器冷却效果，在初冷器上部连续喷洒来自机械化氨水澄清槽中部的焦油、氨水混合液，在其顶部用热氨水定期冲洗，以清除管壁上的焦油、萘等杂质。初冷器底部排出的冷凝液经水封槽流入冷凝液槽，再从直冷塔底部出来的循环液加兑一定量氨水后，用泵经直冷塔循环水冷却器用低温水冷却至～21C,送到直冷塔顶部循环喷洒，多余部分送至机械由气液分离器分离下来的焦油和氨水进入机械化氨水澄清槽，在此进行氨水、焦油和焦油渣的分离。上部的氨水流入循环氨水中间1槽，再由循环氨水泵送至焦炉冷却煤气；其中一部分氨水定期经高压氨水泵加压送至焦炉，一部分氨水去初冷器、电捕顶部喷洒，以清除管壁积存的萘、焦油等杂物。多余部分作为剩余氨水经过剩余氨水中间槽沉淀澄清、除焦油器除油后送入剩余氨水贮槽，再用剩余氨水泵送至氨水蒸馏装置处理。机械化氨水澄清槽下部的焦油靠静压流入焦油分离器，进一步进行焦油与焦油渣的沉降分离。分离出的焦油自流入焦油中间槽，用焦油泵送至焦油蒸馏油库的焦油贮槽。机械化氨水澄清槽和焦油分离器刮出的焦油渣，排入焦油渣车，定期送往煤场，掺入炼焦煤中。(三)工艺选择：装置采用混合冷却工艺，先间接冷却，后直接冷却，对煤气冷却净化的效果好，有效降低煤气中煤粉、焦油和萘的含量。辽宁科技学院2012届本科生毕业设计辽宁科技学院2012届本科生毕业设计气液分离器煤气初冷器电捕鼓风机机械澄清器循环氨水槽剩余槽剩余氨水泵脱硫蒸氨循环氨水泵焦炉焦油中间罐焦油储槽焦油泵冷鼓工艺流程图二、脱硫工段：(一)工艺方法：其主要任务是脱除硫化氢，可分为干法和湿法两种。干法常用氧化铁或活性炭法，湿法分为溶剂吸收法和氧化法两种。吸收法脱硫是用碱性溶液吸收粗气中的硫化氢，吸收液经解吸放出硫化氢后返回循环吸收硫化氢。常用的氧化法有：蒽醌二磺酸钠法、改良砷碱法、氨水催化法、萘醌法、苦味酸(二)工艺流程：由鼓风机送来的煤气首先进入预冷塔与塔顶喷洒的循环冷却水逆向接触，被冷至30℃;循环冷却水从塔下部用泵抽出送至循环水冷却器，用低温水冷却至28℃后进入塔顶循环喷洒。采取部分剩余氨水更新循环冷却水，多预冷后的煤气依次进入三台串联的脱硫再生塔，与塔中部喷淋下来的脱硫液逆流接触以吸收煤气中的硫化氢(同时吸收煤气中的氨，以补充脱硫液中的碱源)。第三台脱硫再生塔后煤气含硫化氢约20mg/m3,送入硫铵工段。部再生段的喷射器，靠喷射器的吸力，脱硫液再生需要的空气同时被吸入再生段，使溶液在塔内得以氧化再生。再生后的溶液从塔顶经液位调节器自流回塔中部循环使用。浮于塔顶部的硫磺泡沫，利用位差自流入泡沫槽，硫泡沫经泡沫泵送入熔硫釜加热熔融，清液流入废液槽，硫磺冷却后装袋外销。为避免脱硫液盐类积累影响脱硫效果，排出少量废液送往配煤。(三)工艺选择及特点：脱氰新工艺，此法不但具有较高的脱硫脱氰效率，而且流程短，不需外加碱，辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第7页2、脱硫、再生合为一塔，节省占地。3、采用引射自吸式双成结构再生段，再生所需的空气毋须空压机提供，节省能源。还可根据生产实际状况，利用部分尾气循环使用。废气量可降低约1/3,因此减少了有害物质的排放。冷鼓煤气冷鼓煤气脱硫塔脱硫再生塔硫泡沫槽熔硫釜溶液缓冲槽剩余氨水氨水过滤器氨水换热器蒸氨塔废水换热器废水槽废水冷却器生化工段冷凝冷却器溶液循环槽溶液换热器液封槽脱硫工艺流程图三、蒸氨工段：(一)工艺方法：脱除粗煤气中的氨，可用水或酸性溶液吸收。常用一下几种方法：1、水吸收法：用大量水与粗煤气接触，吸收其中的氨。2、硫酸吸收法：分为直接法、间接法和半直接法三种。(1)直接吸收法：粗煤气不经冷凝冷却直接进入硫铵饱和器，与硫酸直(2)间接吸收法：经冷凝冷却后与洗涤氨水混合进行蒸馏，在引入饱和(3)半直接吸收法：将冷凝冷却氨水进行蒸馏，蒸出的氨气与粗气一起进入饱和器与母液反应生成硫铵。3、磷酸吸收法：用磷酸吸收粗气中的氨，然后进行解吸。(二)工艺流程：脱硫过程中的剩余氨水引入蒸氨塔内进行蒸氨，蒸出浓氨汽经冷凝冷却(三)工艺选择及特点：辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第8页对蒸氨废气选用目前国内较先进的氨裂解处理技术。在裂解炉内，氨气在触媒的作用下，通过控制炉温可将蒸氨废气中的氨还原成氢气、氮气和一氧化碳气，并将这部分混合气体返回煤气管道中，不仅防止了对大气的污染，而且还可增加煤气量，是一项回收能源、化害为利的控制措施，该技术成熟、可靠，在国内外焦化厂均有使用。四、硫铵工段：(一)工艺方法：目前绝大多数焦化厂都用硫酸吸收煤气中的氨来制取硫铵。根据工艺过程的不同，生产硫铵的方法可分为间接法、直接法和半直接法。1、间接法：在用硫酸中和稀氨水，然后蒸发溶液而来制取固体硫铵即形成了间接法。间接法生产硫铵的工艺过程为：煤气在洗氨塔中用水洗涤，氨被吸收，得到稀氨水，送去蒸馏。由蒸氨塔逸出的氨，进入饱和器后被硫酸吸收而得硫氨。这种方法要消耗大量水蒸气，而且蒸发设备庞大，经济效果2、直接法：这种方法的工艺过程为：出炉煤气在煤气集气管中被循环氨水冷却，除去其中的焦油，进入间接式初步冷却器。煤气在初步冷却器冷凝出的氨水补充到循环氨水中去，而煤气中所含的水汽量，恰好相当于配煤水分和化合水分的总和。煤气从初步冷却器出来，温度约为60~70℃,进入电扑焦油器，除去其中之焦油雾滴。然后带着全部氨经预热器进入饱和器。氨和硫酸结合而成硫氨。煤气出饱和器经除酸器，进入冷却到直接式冷却器，冷却到适宜温度，进入鼓风气。采用直接法生产硫铵虽然有很多优点，但因过多的设备处于负压状态，在生产上不安全，故在工业上未被采用。3、半直接法：现代焦化厂广泛采用的是半直接法生产硫铵。我国多以饱和器作为氨的吸收器，国外则有以硫酸洗氨塔代替饱和器的趋势，即所谓无饱和器法生产硫铵。采用饱和器或硫酸洗氨塔生产硫铵，实质上都属于半直接法。半直接法生产硫铵的工艺过程为：出炉煤气在初步冷却器中冷却到25~30℃,进入鼓风机。加压后，经电捕焦油器，煤气预热器.进入饱和器。在初步冷却器中冷凝下来的氨水全部与集气管循环氨水混合。多余的混合氨水送如氨蒸馏器中，蒸馏出的氨气也送入饱和器，并和煤气中的氨一起为硫酸吸收而得硫铵。由于该法工艺过程简单，生产成本低，故为国内外焦化厂(二)工艺流程：由脱硫工段来的煤气首先经煤气预热器预热后进入2台并联的喷淋式饱和器。饱和器2台操作，1台备用。煤气在饱和器的上段分两股进入环形室，与循环母液逆流接触，其中的氨被母液中的硫酸吸收，生成硫酸铵。脱氨后的煤气在饱和器的后室合并成一股，经小母液循环泵连续喷洒洗涤后，沿切线方向进入饱和器内旋风式除酸器，分出煤气中所夹带的酸雾后，送至终冷洗饱和器下段上部的母液经大母液循环泵连续抽出送至饱和器上段环形喷洒室循环喷洒，喷洒后的循环母液经中心降液管流至饱和器的下段。在饱和辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第9页器的下段，晶核通过饱和介质向上运动，使晶体长大，并引起晶粒分级。当饱和器下段硫铵母液中晶比达到25%-40%(v%)时，用结晶泵将其底部的浆液抽送至室内结晶槽。饱和器满流口溢出的母液自流至满流槽，再用小母液循环泵连续抽送至饱和器的后室循环喷洒，以进一步脱出煤气中的氨。饱和器定期加酸加水冲洗时，多余母液经满流槽满流到母液贮槽；加酸加水冲洗完毕后，再用小母液循环泵逐渐抽出，回补到饱和器系统。当饱和器母液系统水不平衡(水分过剩)时，可通过煤气预热器提高煤气温度，对母液操作温度进行调整，以保证系统水平衡及结晶适宜操作温度。室内结晶槽中的硫铵结晶积累到一定程度时，将结晶槽底部的硫铵浆液经视镜控制排放到硫铵离心机，经离心机离心分离后，硫铵结晶从硫铵母液中分离出来。从离心机分出的硫铵结晶先经溜槽排放到螺旋输送机，再由螺旋输送机输送到振动流化床干燥器，经干燥、冷却后进入硫铵贮斗。从硫铵贮斗出来的硫铵结晶经半自动称量、包装后送入成品库。离心机滤出的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流回饱和器的下段。由振动流化床干燥器出来的干燥尾气在排入大气前设有两极除尘。首先经两组干式旋风除尘器除去尾气中夹带的大部分粉尘，再由尾气引风机抽送至尾气洗净塔，用尾气洗净塔泵对尾气进行连续循环喷洒，以进一步除去尾气中夹带的残留粉尘，最后经捕雾器除去尾气中夹带的液滴后排入大气。尾气洗净塔设有旁通管。当振动流化床干燥器开工调试时或经一级干式旋风除尘即可达到除尘指标时，可直接经旁通管将尾气排入大气，而无须经过尾气洗净塔。开工调试时走旁通管是为了避免由于振动流化床干燥器操作不正常而造成尾气洗净塔及管路可能的堵塞。尾气洗净塔排出的循环母液经满流管流至室外母液槽；同时经流量仪表控制，向尾气洗净塔连续定量补入少量工业新水。补入的最大水量以不超过饱和器系统达到水平衡所需的最大水量为原则。硫铵工段所需的93%浓硫酸定期由油库工段送至硫铵工段硫酸高置槽，再经流量控制仪表及视镜加到饱和由冷凝鼓风工段送至剩余氨水蒸馏装置的原料氨水/废水换热器，经与塔底出来的蒸氨废水换热后进入蒸氨塔。蒸氨塔底通入直接蒸汽。蒸氨塔顶出来的氨汽经分缩器浓缩后，去脱硫工段预冷塔增加煤气中的氨硫比。塔底出来的蒸氨废水由废水泵抽出，经原料氨水/废水换热器同原料氨水换热并经废水冷却器冷却后，送酚氰污水处理装置。油库送来的氢氧化钠溶液40(w%),用计量泵抽出送终冷洗本工段的终冷塔上段洗涤煤气，从上段喷洒液泵后接出的含碱溶液经静态管道混合器进入到入蒸氨塔前剩余氨水中分解剩余氨水固定铵，降低蒸氨废水中的全氨含量。蒸氨塔底产生的沥青定期排至沥青坑，冷却后人工取出送煤厂掺入配煤；排出的蒸氨废水经沥青坑流入地下槽，再由泵送至初冷前吸煤气管道。(三)工艺选择及特点：1、本设计采用半直接法，喷淋式饱和器，集酸洗、除酸、结晶为一体，辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第10页送风机进风口放料槽送风机进风口放料槽水浴除尘器母液槽4、硫铵干燥采用振动流化床，干燥效果好，易于操作维护；5、硫铵干燥外排尾气采用干式及湿式两级除尘，净化后外排尾气可达到6、用高效螺旋板换热器，回收废水余热，节约蒸氨直接蒸汽用量；7、碱分解固定氨，可大大降低废水中全氨含量，有利生化废水处理环保硫酸地下槽硫酸地下槽硫酸槽焦炉煤气脱硫回收煤气预热器结晶槽饱和器母液泵离心机螺旋输送机干燥器旋风除尘器母液储槽喷洒泵蒸汽热风器冷凝水结晶泵硫胺工艺流程图五、终冷洗苯工段：焦炉煤气经硫铵工段脱除氨后进入终冷洗苯工段，主要任务是将煤气进辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第11页(一)煤气终冷和焦油洗萘工艺直接水终冷法用循环喷洒的冷却水直接与煤气接触，对煤气进行最终冷却。直接水终冷法是焦炉煤气终冷工艺中最通用的一种方法。直接水终冷法分敞开式和封闭式两种。敞开式在煤气终冷前既无脱萘也无脱硫脱氰装置。煤气在终冷中脱萘，煤气中的氰化氢同时大量溶解于终冷水中，氰化氢等有害气体从凉水架上逸散，污染了环境，并且工艺流程复杂，因此，敞开式出一些老厂仍在延续使用外，新厂已不再采用。在封闭式流程中，煤气在终冷前已经脱除了煤焦油、奈、硫化氢和氰化氢，且回收了氨，因此工艺流程比较简单。回收氨后约60C左右的煤气在终冷塔内被循环喷洒的终冷水冷却至25C,从塔顶排出，去洗苯塔。在终冷水循环系统中设有间接冷却器，用循环冷却水和低温冷却水两端封闭式冷却。终冷塔内产生的冷凝液以终冷水排污方式排出，送往生物托分装置处理。初冷后的煤气进入列管式终冷器内，在管束间自上而下的流动，被管内中冷水冷却至25~30C,由下部派出，送往洗苯塔。煤气冷凝液流入器底，用泵抽出，送入终冷器的顶部和中部循环喷洒，以冲洗横管外壁上含沉积物。多余的冷凝液，间歇的送往焦炉煤气初冷流程中的焦油氨水分离器。间接水终冷在传热效果上不如直接水终冷法，因此较少采用。直接油终冷法以轻柴油为冷却介质，与煤气直接进行冷却。脱去煤焦油、奈和氨后的煤气，在油终冷塔内被循环喷洒的轻柴油由约55C冷却至25~30C后出塔，送往后续的洗苯塔。轻柴油和煤气冷凝液一起进入油终冷塔下部的油澄清槽，在冷凝液被分离出后用循环油泵送经油冷却器冷却至24~28C,入油终冷塔循环使用。油终冷塔分为两段，上段引出的轻柴油用喷洒油泵送入2、煤气终冷及除萘的工艺：2.1煤气终冷和机械化除萘工艺：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，回辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第12页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，刮萘槽结构复杂且苯重，基建费高。该洗萘法仅用于硫铵生产工序之后。2.2煤气终冷和焦油洗萘工艺：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2.3油洗萘和煤气终冷工艺：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，2.4横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺：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)。焦油循辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第13页环至一定程度，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。(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，节约洗油耗量；煤气中的萘直接转(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，(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，本溪地区有低温的水源。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。(二)洗苯工艺2.1从焦炉煤气中回收的苯族烃可采用下列方法：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。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。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。我国焦化厂洗涤用的洗油主要有焦油洗油和石油洗油。吸收法又分为焦油洗油吸收(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焦油洗油的含萘量除规定要小于13%外，还要求其含范量不大于5%,是为了保证在10-15℃时无固体沉淀物。萘范因熔点较高，在常温下易析出固体结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，只是辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第14页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单位比重(20℃)不大于0.89黏度蒸馏试验：不大于1.5初馏点℃不小于265350℃前馏出量%不小于95凝固点℃低于20含水量%不大于0.2固体杂物无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。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。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。(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。辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第15页在吸收过程中，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。回收率是评价洗式中：η--粗苯回收率，%al,a2——洗苯塔入口，出口煤气中苯含量，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：a、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，实际操作温度波动于20-30℃之间。b、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c、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℃前馏出率减少，即相应增加粗苯中溶剂油的生成量，并使洗油的d、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。e、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六、粗苯蒸馏工段：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辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第16页中的粗苯蒸出来。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℃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靠设备内的蒸汽压力间歇地或连续地排至残渣油槽。2、管式炉加热法生产一种苯的工艺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：粗苯回收率高；蒸汽耗量低；酚水量少等优点。因此，选用管式炉加热法。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。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。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。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。洗苯塔残油渣冷凝液罐再生器控制分离器管式炉富油油水分离器粗苯回流槽贫油冷却器贫油脱苯塔冷凝冷却器加温富油终冷塔再生蒸汽贫油贫油富油贫油辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第18页产品储槽产品储槽贫油泵新洗油槽洗油槽外来洗油贫油槽七、油库工段：(一)工艺流程：从冷凝鼓风工段和粗苯蒸馏工段送来的焦油和粗苯分别进入焦油贮槽和粗苯贮槽中，定期用焦油装车泵和粗苯装车泵送往各自高置槽，经汽车装料管自流分别装入汽车槽车外运。洗油由汽车槽车运来，卸入洗油卸车槽，由(二)工艺选择及特点：本作业区焦油和轻苯的贮存时间为30天，其余产品和原料的贮存时间为20天。设置4个焦油贮槽，接受冷凝鼓风作业区送来的焦油，并装车外运；设置2个轻苯贮槽，接受粗苯蒸馏作业区送来的轻苯，并定期装车外运；设设置2个洗油贮槽用于接受外来的洗油，并定期用泵送往粗苯蒸馏作业区；设置2个NaOH贮槽、1个KOH贮槽和2个碱真空槽，分别用于接受外来的碱并定期用泵送至脱硫作业区；设置2个硫酸槽、1个复式真空槽，用于接受外来的硫酸(93%),并定期用泵送至硫铵作业区。本作业区采用火车运输方式。本作业区设有充氮压力平衡系统，各贮槽的放散气均接八、脱水工段：净化气在管道输送过程中由于温度下降或压力的升高，净化气中的部分为乙二醇类溶液氯化锂或氯化钙水溶液。固体吸水剂分为固体氯化锂和氯化一、冷凝鼓风工段：设计参数：生产80万吨的焦化厂，年用干煤量106.7万吨，产生荒煤气26.7辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第19页万吨，年平均工作日360天，每天24小时。焦炉煤气的组成表指标名称H₂S萘粗苯焦油指标(g/Nm³)初冷器是焦化厂煤气冷却的主要设备，主要有立管式间接初冷器和横管式间接初冷器两种。横管初冷器与竖管初冷器两者相比，横管初冷器有更多优点，如对煤气的冷却，净化效果好，节省钢材，造价低，冷却水用量少，生产稳定，操作方便，结构紧凑，占地面积省。因此，近年来，新建焦化厂广泛采用横管初冷器，以很少采用竖管初冷器了。见于以上两种初冷器的对1.07为焦炉紧张操作系数；标准状态下煤气处理量Q=W×1.07M₉横管初冷器F=4600米³焦化厂焦炉煤气鼓风机有离心式和容积式两种。离心式用于大型焦炉；容积式常用的是罗茨鼓风机，用于中型和小型焦炉。罗茨式鼓风机具有结构简单，制造容易，体积小，且在转速一定时，如压头稍有变化，其输气量可保持不变，即输气量随着风压变化几乎保持不变。可以获得较高的压头。这都是优点。但在使用日久后，间隙因磨损而增大，其效率降低，次种鼓风机必须用循环管调节煤气量，在压出管路上需安装安全筏，以保证安全运转。此外，罗茨式鼓风机的噪声较大。在此设计中，我选择了离心式鼓风机。由煤气处理量查的可选用D=1250-22行鼓风机(3台),JK21000配用电动机(3台),Q=1200米3/分，H=3500mmH2O,N=1000kW。焦油雾是在煤气冷却过程中形成的，它以内充煤气的焦油气泡状态或极细小的焦油滴存在于煤气中。焦油雾的清除对化产回收工段的设备及操作极为重要。清除焦油雾的方法很多，但从焦油雾滴的大小及所要求的净化程度来看，采用电捕焦油器最为经济可靠，效率可达98%以上。辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第20页的管式电捕焦油器(2主要设备选择编号数量型号1横管初冷器F=4600米³,φ54mm×3mm42煤气鼓风机Q=750米³/分，H=3500mmH₂O333电捕焦油器2二、脱硫工段：主要设备选择脱硫塔后煤气中H2S含量：20mg/m3;设备名称及规格主要材质台数予冷塔DN5600H=22500Q235-A(重瓷填料)1脱硫再生塔DN10000H=40000Q235-A(重瓷填料)3熔硫釜DN1000H=55008脱硫液循环泵Q=3800m3/h附电机N=1600KW(10KV)4蒸氨塔底部温度：110℃;脱酸塔底部温度：98℃;进脱酸塔富夜温度：60℃;闪蒸后废水温度：85℃;去洗涤的蒸氨废水温度：30℃;来苯装置中压蒸汽：0.8MPa;主要设备选择蒸氨塔顶部温度：100℃;脱酸塔顶部温度：85℃;闪蒸槽温度：110℃;出板式塔换热器贫液温度：34;去生化的蒸氨废水温度：30℃;来苯装置中低压蒸汽：0.3MPa;设备名称规格台数蒸氨塔2氨分缩器3氨水换热器8蒸氨废水冷却器放空槽蒸氨废水泵Q=70m³/h,H=40m,附电机蒸氨废水泵2,附电机2液下泵Q=12m³/h,H=25m,附电机1管道混合器1四、硫铵工段：设计参数：饱和器母液操作温度：52℃;大母液泵循环母液酸度：3%;离心机后铵含水：≤2%;干燥器进口热风温度：135℃;饱和器阻力：≤2000Pa;预热器后煤气温度：65℃;小母液泵循环母液酸度：5%;干燥器后硫铵含水：≤0.3%;干燥器出口硫铵温度：≤35℃;设备名称及规格主要材质台数喷淋饱和器DN4800H=11050不锈钢3不锈钢3硫铵离心机Q=5.5t/h不锈钢3振动流化床干燥机Q-8~10t/h不锈钢1蒸氨塔DN2200H=20450不锈钢2五、终冷洗苯工段：(一)设备论证及选型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。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(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，其上设有备辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第22页用的中央喷嘴，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。(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)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。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，已要求推广使用高根据以上的论述，本设计采用塑料花环填料洗苯塔。(二)主要设备的计算和选型：5.1终冷塔：干煤气体积产量V=45576Nm/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：56/50℃。5.1.1物料衡算辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第23页出塔煤气质量产量G煤气=V×p煤气=45576×出塔0.455=20737Kg/h,其中，p煤气=0.455kg/Nm3是干煤气密度。煤气=45576÷0.340=134047.06kg/h,其中,煤气中H₂S质量流量G“=G煤×E=134047.06×0.2%=268.09kg/h,煤气中H,S体积流量Vs=G*s÷ps=268.09÷1.518=176.61Nm3/h,煤气中粗苯含量Gx=G煤×A*+V×F=134047.06×0.95%+45576比);Fax=0.002kg/Nm3煤气中粗苯体积流量V=G,是粗苯蒸气密度。Nm3混合煤气体积流量Vm=V+Vms+V=46124.74Nm3/h终冷塔塔前煤气中水蒸气体积流=×P50/(P入+10333—=1255mmH20,是50℃(塔前煤气露点)下水蒸所饱和蒸气压；P入=1100mmH20,是入终冷塔煤气压力(表压)。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+10333253mmH20,是21℃(终冷温度)下水蒸气饱和蒸气压；P出=1000mmH20,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=×18/22.4=1053.21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/h)干煤气硫化氢进塔粗苯水蒸气干煤气硫化氢辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第24页通过对进出洗苯塔煤气平均流量，洗油循环量，贫富油中粗苯量的计算，来计算洗苯塔的塔径，塔高等。并完成洗苯塔填料的计算和选型。5.2.1进、出洗苯塔的粗煤气量1、入洗苯塔的粗煤气量经硫铵工段的粗煤气中主要成分是煤气、粗苯和水蒸汽。煤气中的粗苯在洗苯塔内的回收率：式中α,a₂—洗苯塔入口煤气和出口煤气中粗苯的含量，α=36g/Nm³,a入洗苯塔粗煤气中的粗苯量为：45576×36×10³=1640.74kg/h入洗苯塔粗煤气中水蒸汽含量：1053.21Nm³/h粗苯的组成表指标名称苯甲苯二甲苯溶剂油指标(质量%)55分子量以100kg粗苯为基准，按表中的数据可得苯的分子量为：粗煤气含粗苯的摩尔量：1640.74/83.13=19.74kmol/h粗煤气含粗苯的体积量：19.74×22.4=442.18Nm³/h粗煤气含煤气的量：45576-1053.21-442.18=44080.61Nm³/h=1967.88kmol/h煤气的分子量为10.18,则煤气的质量流量为：2.出洗苯塔的粗煤气量：出洗苯塔粗煤气中的煤气量和水蒸气量可以看作不发生变化，此时有粗煤气中的粗苯含量改变。粗煤气经洗苯塔被吸收的粗苯量：1640.74×95.0%=1558.70kg/h出洗苯塔煤气中的苯含量：1640.74-1558.70=82.04kg/h辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第25页组分入洗苯塔湿煤气质量流量(kg/h)体积流量(Nm³/h)出洗苯塔湿煤气质量流量(kg/h)体积流量(Nm/h)煤气水蒸气共计入洗苯塔煤气的实际流量：煤气平均流量V的计算：对于实际条件下的气体满足：由上式可算出煤气的实际流量为：煤气在塔内的平均流量：5.2.2洗油循环量计算：辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第26页洗油循环量：油气比i取为1.7L/m煤气，油密度取y=1.06kg/L,Vs=45527.84m3/h贫富油中粗苯含量的计算：=1640.74×1000/45359.(2)塔后煤气含粗苯量：(3)贫油允许含粗苯量：用焦油作为洗油时与洗苯塔塔后煤气含苯量a₂相平衡的贫油允许含苯量X(单位为%)满足以下公式：P—煤气总压力Pb=0.8008P+0.1340Pt+0.0310Px+0.0342PsP。=110mmHgPt=30mmHgPx=20mmHgPs=0mmHg分别为纯苯，甲苯，二甲苯，萘溶剂的饱和蒸汽压，可通过《炼焦化产理化常熟》P38公式和常数表计算。P2=760+600/13.6=804.18mmHg将这些参数带入上公式中即可求得x值是平衡偏离系数，为1.1~1.2,取辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第27页(5)出塔富油含苯量：83599.87C,=C,+回收的苯量/(洗油量+苯的回收量)=0.162+1558.70/(82041.175.2.3、塔径、填料面积、填料量和塔高的确定；1.根据《燃料化工》1998(3)提供的参数，塑料花环填料的空塔速“在1.1~1.4m/s之间，这里取1.2;花环填料表面定额在0.2～0.5m²/Nm'·h,取0.3m²/Nm'·h,本设计取“=1.2m/s,圆整后，取D=3.67m式中Vs—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0.25m²/Nm³·h得花环填料面积：F=0.25×Vw=0.25×45576=11394m²其中V=45576Nm²/h是干煤的体积流量。该洗苯塔采用的填料是Z型塑料花环填料，其比表面积A'=127m²/Nm',3.填料总高度H:,H=V/xr²=89.72/(3.14×,其中r=2.05m,是洗苯塔的半径。4.塔高计算：塔分为4层填料，每层高度为2m,由于塔径大于2m,故采用双升气管型分布板，底座高度为0.5m,煤气进口高度取1m,煤气进口管到第一层填料高度取1.5m,喷淋高度取1.5m,捕雾层高度取0.8m,煤气出口高度取1m,,煤气出口到塔顶高度取3m,每层填料底高度取0.3m,所以塔高H=26.8m5.3管式炉的选型管式加热炉的炉型有几十种。按其结构形式可分箱式炉、立式炉和圆筒炉。按燃料燃烧的方式可分有焰炉和无焰炉。5.3.1物料衡算1.粗苯产量G-Ga×A=134047.06×0.95%=1273.45kg/h,其中A*=0.95%,是粗苯加收率(占干煤质量百分比)。2.纯苯量辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第28页3.甲苯量4.二甲苯量其中β*=0.76,是粗苯其中βp*=0.15,是粗苯G=Gm×=1364.60×0.05=68.23其中β二来=0.05,是粗苯中二甲苯的含量。5.溶剂油量aG×p=1364.60×0.04=54.58kg/h,其中β=0.04,是粗苯中溶剂油的含量。6.贫油中粗苯量：(贫油中含苯的量可按0.2-0.4%计算)这里取0.3%,G=G×W=82041.17×0.3%=246.12kg/h,其中W租*=0.3%,是贫油中粗苯的含量。G-G×=246.12×47.2%=116.17kg/h7.富油量Ga-G+G+=1364.60+82041.17+246.12=83651.89kg/h富油中水量G-G×β=83651.89×0.8%=669.22kg/h其中β*=0.8%,是富油富油中含萘油G=G×β=83651.89×5%=4182.59kg/h其中β*=5%,是富油含萘8.洗油量所以进入管式炉富油中纯苯的质量流量G=G+g=1037.99kg/h,所以可得甲苯,二甲苯,溶剂油的量。表一：进管式炉富油的各个组分及其流量组分质量流量(kg/h)分子量摩尔流量(Kmol/h)辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第29页苯二甲苯溶剂油萘共计设在管式炉中富油中富油闪蒸后和闪蒸前组分的液相的比，则有以下关设。,=0.60则=0.60×7668/(0.60×766其中，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,另外，因富油中的水在管式炉中全部蒸发，因而φ*=0,所以，出管式炉的富油的富油(液相)中的纯苯的量G=G=1043.99同理可得甲苯,二甲苯，溶剂油,洗油，萘，水的辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第30页表二：出管式炉内各组分的蒸发量组分质量流量(kg/h)分子量摩尔流量(Kmol/h)苯甲苯二甲苯溶剂油萘水00共计在管式炉内的蒸发量G苯g=G苯1—G莱z=1043.99-626.39=417.60kg/h,同理可得甲苯，二甲苯，溶剂油，洗油，萘，水的蒸发量表三：管式炉内各组分的蒸发量组分质量流量(kg/h)分子量摩尔流量(Kmol/h)苯甲苯二甲苯溶剂油萘水共计辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第31页式炉出口压力，N₁=561.72Kmol/h,是进管式炉富油中各个组分的物质的量是出管式炉的富油(液相)中各组分的物质的量粗苯在管式炉内的蒸发率5.3.2能量衡算：进入管式炉富油可以分成洗油(含萘),粗苯和水三部分(均为液相)富油带入热量也可以由这三部分求得。(一)1.洗油(含萘)带入热量：Q=c(GsG)135℃时洗油的比热；G洗油1=81622.91kg/h,Gt=4182.59kg/h,分别是进出管式炉富油中洗油和萘的质量流量2.粗苯带入热量：Q,=c,tG粗苯比热C=0.383+0.001043×135=2.192Kj/Kg·℃G粗苯1=1704.5kg/h是进入管式炉富油中粗苯的量。=4.271×135×699.22=403159.76kj/h,其中C₃=4.271Kj/Kg·℃是135℃时水的比热,G水：=669.22kg/h是进入管式炉富油中水的质量流量。4.低压蒸气带入热量：0=GH=2027.33×2745.96=5566973.68kj/h,其中1273.45=2027.33kg/h,是脱苯所需要直接蒸汽量，而ψ=1.592kg/kg,是单位质量粗苯所需的蒸汽量，G*=1273.45kg/h,是粗苯产量。(二)出管式炉富油既有气相也有液相，液相主要是洗油(含萘)和粗苯，气相主要是洗油(含萘),蒸汽,粗苯蒸汽和水蒸汽。1.洗油(含萘)带出热量o=cG)=2.234×180×84905.62=34142247.91kj/h,其中t=180℃,是出管式炉富油的温度；c,=2.234辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第32页kj/kg.℃,是180℃时洗油(含萘)的比热；a=80806.68kg/hg=4098.94kg/h,分别是出管式炉富油中液相洗油和萘的质量流量。626.39+188.96+122.43+155.38=1090.16kg/h,是出管式炉富油中液相粗苯的量。3.洗油蒸气(含萘蒸气)带出热量0=HGG)=564.84×899.88=508288.22kj/kg,是180℃时洗油蒸汽的质量流量。4.粗苯蒸气带出热量°==665.26×517.56=344311.97kj/h,是出管式炉富油中液相苯的量，而G苯3=417.60kg/h,G甲苯3=62.99kg/h,G二甲苯3=21.60kg/h,G溶剂油3=15.37kg/h,分别是出管式炉富油中苯蒸汽,甲苯蒸气和溶剂油蒸汽的质量流量。5.180℃水蒸气带了热量o,=Hc=2832.57×669.22=1895612.50kj/h,其中H=2832.57kj/kg,是180℃水蒸气的热焓值,G水3=669.22kg/h,是出管式炉水蒸气的质量流量。6.400℃水蒸气带了热量Q=6628943.36kj/h,其中=3269.79kj/kg,是400℃水蒸气的热焓值,G水蒸=2027.33kg/h,是脱苯所需的直接水蒸气的量。7.散热损失g;-q=0.05×9、=1516622.74+0.05°;其中y=5%,是散热损失占管式炉输入热量的比例，Qx=30332454.74+2;是管式炉输入的热量。因为=?即0.959,=15259185.57供给富油的热量c油=Q,+Q,+Q+Q。+Q-Q,-Q,-Q,=11275624.84j/h供给脱苯所需要的直接水蒸气热量=Q。-Q.=1061969.68kj/h管式炉热量平衡表项目输入(kj/h)输出(kj/h)辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第33页粗苯476644.26低压水蒸汽5566973.68苯蒸汽180℃时水蒸汽400℃过热水蒸汽热损失共计46394755.345.3.3管式炉的选型管式炉由辐射段和对流段两段组成，辐射段主要是对富油进行加热，对流段主要对脱苯所需要的直接水蒸汽进行加热，并附带对富油进行一点加热。辐射段加热面积：设的95%由辐射段供给，5%由对流供给，辐射段强度为K1=110000kj/m²·h,是辐射段热量强度，则辐射段加热面积为：F=Q*0.95/110000=11275624.84×0.95/110000=92.65m²对流段加热面积F,=[+(1-95%)o。]/K₂=[1061969.68+0.05×11275624.84]/21=77.42m²其中，K₂=21000kj/m².h,是对流段热强度；1-95%表示供给富油热量的5%由对流段提供的。=924.16Nm'/h,其中，η=75%,是管式炉热效率,H=17800kj/Nm²是煤气热值。根据以上计算结果辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第34页型号高/mm设备重/t总热负荷/MJ。H直径/mm5.4再生器的计算和选型进入再生器的富油，一部分蒸发成气体进入脱苯塔，其余当作残渣排出，达到再生的目的。5.4.1物料衡算我们取出管式炉富油的1%进入再生器，则总量=0.01×83651.89=836.52kg/h,其中83651.89kg/h是进入管式炉富油的质量流量。同理可以求出进入再生器的富油中所有组分的流量(见下表)质量流量(kg/h)摩尔流量(Kmol/h)总量气相气相中洗油气相中萘气相中粗苯气相中水蒸气液相液相中洗油液相中萘液相中粗苯0.048,其中，G。=859.98kg/h,是再生器内的富油的液相部分的质量流量；=160,是洗油的分子量。辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第35页200℃(洗油在再生器内被加热到的温度)时萘的饱和蒸汽压力；P=980mmHg是再生器出口油气压力。萘在再生器内的蒸发率其中n=2(再生器内设7层折流板，设其相当于2层泡罩塔板)同理可以求得洗油的蒸发率，=.8再生器内洗油和萘的蒸发率萘洗油组分的饱和蒸汽压p,(mmg再生器出油汽压力p,(mmHg组分i的平衡常数K提馏段塔板数n22再生器内组分i的蒸发率，在再生器内粗苯全部蒸发萘的蒸发量为40.99×0.908=37.22kg/h,洗油的蒸发量为808.06×0.8=646.45kg/h,所以，从再生器进入脱苯塔的气体中萘含量为0.84+37.22=38.06kg/h,洗油蒸发量为654.61kg/h,粗苯蒸汽量为16.11kg/h,水的蒸汽量为2027.33kg/h。组分质量流量(kg/h)分子量摩尔流量(Kmol/h)洗油萘粗苯水蒸气共计进入再生器的富油一部分蒸发成气体，没有蒸发的部分就成为残渣排出。所以，残渣中含萘40.99-38.06=2.93kg/h,洗油808.06-654.61=辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第36页各组分从再生器排渣量组分排放量(kg/h)分子量摩尔流量(Kmol/h)洗油萘共计所以，单位时间每吨180℃前粗苯排渣量G。=156.38/1364.60=0.1155.4.2再生器选型再生器顶部分气体流量其中，v=117.22Kmol/h,是从再生器进入脱苯塔的气体的摩尔流量，t=240℃是再生器顶部气体温度；P=980mmHg,是再生器出口油气压力。根据以上计算结果再进行再生器先型：5层多孔折流板、板间距300mm设备重/t加热面积m²图号七、粗苯蒸馏工段：(一)设备论证及选型7.1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，仍能维辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第37页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，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，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7.2贫油冷却器和贫富油换热器7.2.1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。如在液一液逆流型中为保持逆流的温差，其出入口温差可以小它传热系数大。对液一液逆流型换热器来说，总传热系数K可高达1200-2800kcal/m'.h.℃。而列管式换热器的平均传热系数K只为5002、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。7.2.2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管壳式换热器与螺旋板换热器的经济效益比较见表，价格比较见表。螺旋板换热器与管壳式换热器经济效益比较辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第38页螺旋板式管壳式堵塞情况体积耐压重量(随压力，温度材质压力损失△P,kg/cm2管内流速m/s管外流速m/s不堵小低不锈钢大(0.5-2)1-2(有时>2)液体0.4-2,气体螺旋板式与管壳式换热器价格比较单台设备重量，t螺旋板式换热器价格元/吨列管式式换热器价格元/吨碳钢碳钢辽宁科技学院2012届本科生毕业设计第39页(二)主要设备的计算和选型：对脱苯塔的计算主要是计算脱苯塔的塔径和塔高。进脱苯塔提馏段富油包括液相和气相部分，其中液相部分为出管式炉富油中液相部分和进入再生器富油的液相部分差，因此进入脱苯塔提馏段的液79998.62kg/h,是出管式炉富油中液相洗油的质量流量；其中G=80806.68kg/h,是出管式炉富油中液相洗油的质量流量，G=808.06kg/h,是进再生器富油中液相洗油的质量流量。同理可以求得进脱苯塔提馏段的液组分质量流量(kg/h)分子量摩尔流量(kg/h)洗油萘粗苯共计提馏段内油分子数和水分子数之比富油的液相部分的质量流量；Gs=2027.33kg/h是再生器内水蒸气的质量流量Ms=18,是水的分子量；Mm=160,是洗油的分子是178℃时萘的饱和蒸汽压力；P=970mmHg是脱苯塔顶压力。萘在脱苯塔提馏段内的蒸发率其中n=14是脱苯塔提馏段塔板数。是178℃时萘的饱和蒸汽压力；P=