年产120万吨焦化厂粗苯工段工艺设计毕业论文.doc

年产120万吨焦化厂粗苯工段工艺设计毕业论文目录第一章 绪论61.1 焦炉气成分含量及回收的意义61.2粗苯的性质和组分含量71.3 设计任务书91.3.1 设计题目91.3.2 计算条件91.3.3 设计要求10第二章 粗苯回收原理122.1 洗油吸收苯族烃的基本原理122.2 影响苯族烃吸收的因素122.2.1影响脱苯的因素16第三章 工艺路线的选择及确定173.1、影响粗苯回收率的因素173.2 煤气的终冷及除萘的方法及工艺选择183.2.1 煤气终冷和除萘工艺193.2.2 煤气终冷和焦油洗萘工艺203.2.3 油洗萘和煤气终冷工艺213.2.4 横管终冷洗萘工艺223.3 洗苯工艺24第四章 粗苯脱苯方法及工艺选择254.1 回收方法254.1.1 用焦油洗油回收粗苯264.1.2 石油洗油回收粗苯274.2装置流程及说明294.3.粗苯洗涤314.3.粗苯蒸馏33第五章 主要设备的工艺计算和选型385.1 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型385.1.1 计算依据385.1.2 计算过程395.1.3横管终冷洗萘塔的计算425.2 洗苯塔的计算515.3 蒸馏脱苯部分设备计算和选型575.3.1 计算依据575.3.2管式炉595.3.3再生器计算685.3.4脱苯塔计算715.4 贫富油换热器的计算和选型775.4.1基础数据775.4.2热量衡算785.4.3换热器面积的确定815.5管径计算825.5.1煤气管径计算825.5.2贫油管路计算825.5.3富油管路计算835.5.4蒸汽管径的计算835.6泵的选型845.6.1泵的压头计算845.6.2泵的轴功率86第六章 非工艺部分886.1 防火防爆和采暖通风886.1.1 防火防爆886.1.2 采暖通风886.1.3 供汽896.1.4 给排水896.2 检化验项目906.3 电力 土建916.4 其他92第七章 经济概算937.1收入937.2支出93第八章 总结96参考文献：97致谢98附录99第一章 绪论1.1 焦炉气成分含量及回收的意义煤焦化过程中产生大量荒煤气，荒煤气中又含有大量的苯和苯的同系物，苯和苯的同系物是有机化工、医药和农药等的重要原料，在国内、国际上都有很好的市场，目前精苯产品价格持续上涨，市场潜力巨大。如果粗苯能够得到精制不仅可使宝贵的苯资源得到充分利用，减少了对环境的污染，还可以带来巨大经济效益，提高企业收入。粗苯精制对于一个企业的发展来说有非常重要的作用。粗苯精制延长了企业的产业链，增加了获利的空间，同时也增加了企业抵御风险的能力。因此，现在我国许多的煤焦化厂都大力发展粗苯精制这一工艺。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如下：（单位：） 由此看来，从荒煤气重粗苯的含量来看，回收苯三十分必要的。1.2粗苯的性质和组分含量粗苯是多种芳烃族和和其它多种碳氢化合物组成的复杂混合物，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0.820.92kg/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，若180前溜出量越多，粗苯质量越好；若在180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90万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；1.3.2 计算条件苯回收率： 1.0%硫铵工段来煤气温度/饱和温度： 58/53终冷温度：221.3.3设计要求本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油经脱苯塔蒸馏，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结晶物无综上合述：本设计为毕业设计，是集四年学习专业知识理论和实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 粗苯回收原理2.1 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，则洗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 大小取决于所采用的吸收剂的形式，填料內型与规格及吸收段过程进行条件（温度，气相和液相流速等）显然，这些因素吸收速率均匀影响。2.2 影响苯族烃吸收的因素煤气中毒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，可使吸收系数有一定增加，但不显著，而吸收推动力却显著减小。对于洗油吸收煤气中苯族烃来说，洗油分子量及煤气总压的波动很小，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）增大粗苯的回收率降低。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，使洗油输送及其他内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。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，及吸收得愈好，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，如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汗苯族烃量的主要因素之一，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，由于贫油中粗苯的组成中苯和甲苯的含量少，绝大部分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子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1.1倍，由于这些物质很容易聚合，故会增加粗苯的回收和精致难度，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：当增大煤气的压力时，扩散系数Dg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。煤气速度的增大也可提高吸收系数，并且可以提高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。 2.2.1影响脱苯的因素脱苯塔内地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、加料板一下的塔板：显然，当增加加料板一下的塔板层数时，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及能保证脱苯顺利进行，又保证经济合理为标准。第三章 工艺路线的选择及确定3.1 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：一、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-0.0016V2二、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，并和此热的焦炭作用生成氰化氢，氨氮产率也降低。三、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，故规定焦气管必须保证一定的压力。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出三项任务。下面分别介绍完成这三项任务的工艺及论证。3.2 煤气的终冷及除萘的方法及工艺选择在生产硫氨的回收工艺中，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的新终冷除萘工艺。3.2.1 煤气终冷和除萘工艺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-循环水冷却器图3-1 煤气终冷和机械化除萘工艺流程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。3.2.2 煤气终冷和焦油洗萘工艺 图3-2 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 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。3.2.3 油洗萘和煤气终冷工艺 图3-3 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。3.2.4 横管终冷洗萘工艺 图3-4 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，同时煤气中毒萘直接转入焦油，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，它使煤气的含萘量可降到400毫克/标m3，因而该工艺有点突出，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。3.3 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）送入脱笨蒸馏装置中，以提取粗苯，脱笨后的洗油（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，阻力消耗大，设备材质要求高。第四章 粗苯脱苯方法及工艺选择4.1 回收方法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：焦油洗油的指标见下表石油洗油质量指标 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4.1.1 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4-1。 图4-1 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3240克/标m3，塔后的煤气中含粗苯低于2克/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4-2。热水冷水气煤气煤去分缩器23451 图4 -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，足以封位煤气，阻止它进入油槽从放散管溢出。洗苯塔喷头上方设置捕雾器，以捕集的油滴，减少洗油损失，塔顶还有一个喷口，以清洗捕雾层。4.1.2 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）和脱笨的耗气量较多，此外，在洗苯过程生成难溶的油渣，容易堵塞换热设备，含油渣的洗油和水容易形成乳蚀液，影响正常操作，所以洗油含渣量不宜大于20mg/.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，且不能生成乳蚀物。5) 有较好的流动性，易于用泵抽送并能在调料上均匀分布。由于石油洗苯工艺流程缺点较多，特别选型上存在难题，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。4.2装置流程及说明生产工艺流程说明：炼焦煤在焦炉干镏过程中产生的苯族烃随荒煤气逸出，粗苯是有机化学工业的重要原料，回收粗苯具有较高的经济效益。焦炉煤气中粗苯含量一般为2540g/m3.粗苯的产率与装炉煤的质量、炼焦温度和焦炉炉顶空间温度有关。即粗苯的产率随装炉煤挥发分的提高而增加，随炼焦温度、炉顶空间温度的提高而下降。通常为装入干煤的0.9%1.3%。粗苯的产率与装入煤的挥发分的关系可用下式表示。Y= -1.6+0.144V0.0016V2 配煤挥分%2021222324252627282930粗苯产率,%0.640.710.80.860.941.01.021.131.181.231.281脱水塔 2管式炉 3再生器 4脱苯塔 5热品油槽 6两苯塔 7分凝器 8换热器 9冷凝冷却器 10冷凝器 11分离器 12回流柱 13加热器 粗苯产品的技术要求主要有两个指标：一是水分，要求在室温下目测无可见不溶解水；二是对粗苯产品作流程测定，当粗苯产品作为溶剂用时,180前馏出量应91%，当作为精制用粗苯时180前馏出量应93%。 粗苯的主要组分有苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等芳烃，此外还含有不饱和化合物、含硫化合物、脂肪烃、萘、酚类和吡啶类化合物，其组成见下表。组分含量（%）组分含量（%）苯5580古马隆0.61.0甲苯1222茚1.52.5二甲苯26硫化氢0.10.2三甲苯26二硫化碳0.31.5乙基苯0.51噻吩0.21.0丙基苯0.030.05甲基噻吩0.10.2乙基甲苯0.080.10吡啶及其同系物0.10.5戊烯0.50.8苯酚及其同系物0.10.6环戊二烯0.51.0萘0.52.0C6C8直链烯烃0.50.6脂肪烃C6C80.51.0苯乙烯0.51.0从焦炉煤气中回收粗苯一般均采用焦油洗油作吸收剂，其工艺包括洗涤和蒸馏两个部分。4.3.粗苯洗涤焦油洗油吸苯的工艺流程见下图。如图下所示，焦炉煤气以2527依次通过串联的洗苯塔，与塔顶喷洒的焦油洗油逆流接触，脱除粗苯后煤气从塔顶排出。塔底排出含粗苯约2.5%的富油送往蒸馏装置脱苯。脱苯后的贫油含苯0.20.4%，经冷却至2730后送至洗苯塔循环使用。用于吸收苯的焦油洗油质量标准如下：密度，g/cm31.031.06蒸馏试验230前镏出量，%（体积）300前镏出量，%（体积）390酚含量，%（体积）0.5萘含量，%（质量）15水分，%1.0黏度1.515结晶物无焦油洗油吸苯的工艺流程近年来，国内使用洗苯塔的填料型式较多，老式的木格填料已很少使用，使用较多的为钢板网填料和花环填料。一般采用两塔串联型式，也有采用一塔洗苯的型式。4.3.粗苯蒸馏目前国内各焦化厂均普遍采用了管式炉加热富油脱苯工艺。这种工艺可以有双塔生产轻苯、重质苯以及单塔生产粗苯和单塔生产轻苯、重苯三种方法。（1）脱苯工艺的主要种类 脱苯有水蒸气加热蒸馏法和管式炉加热蒸馏两种脱苯工艺，两种工艺都可以回收一种苯或轻苯、重苯两种。（2）水蒸气加热蒸馏法与管式炉加热蒸馏法比较入下表：项目管式炉加热蒸馏法水蒸气加热蒸汽法脱苯原理在脱苯塔中加入直接蒸汽，降低苯沸点在脱苯塔中加入直接蒸汽，降低苯沸点流程特点富油经油气换热器、贫富油换热器加热至110，然后用管式炉将富油加热到180入脱苯塔。设有脱水塔、富液再生器、两苯塔水分离器。有生产一种苯两种流程。两苯塔气相进料。可以在两苯塔侧线切去重苯也可以在两苯塔底取得重苯。富油经分缩器、贫油换热器、富油预热器加热140左右入脱苯塔，设有富油再生器，有两苯塔水分离器，有生产一种苯两种苯两种流程，两苯塔气相进料。产品粗苯或轻、重苯粗苯或轻、重苯主要工艺参数以两苯塔为例）温度/富油入脱苯塔温度180190140脱苯塔底温度180190130140两苯塔底温度150160150160贫油冷却温度2525脱苯塔顶油汽温度170175120135分凝器油汽出口温度88928892再生器顶油汽温度150170150170再生器底温度180190160180管式炉过热蒸汽温度400两苯塔顶油汽温度73787378两苯塔底重苯温度140160140160轻缩分出口温度9095-重分缩后出口温度9992-重苯冷却器后温度70807080轻苯冷凝冷却后温度302530压力 Mpa再生器加热蒸汽压力0.40.50.81预热蒸汽压力蒸馏用蒸汽压力0.40.50.30.4脱苯塔底部压力0.040.03贫油重含苯量%（质量分数）0.20.40.40.5入再生器的油量/%（质量分数）1.52（占循环油）11.5（占循环油）脱水塔后富油含水量0.5两塔回流比2.53.52.53.5萘油切取在脱苯塔2025块塔板可侧线切取含萘50%的萘油。在两苯塔提馏段侧线切取重苯，塔底残液为萘油。若塔底取重苯则萘富集重苯中一部分萘在轻分缩油中，其余部分萘油富集在重苯中1t180前粗苯主要消耗指直接蒸汽消耗量/t 0.4Mpa（g）11.53.54（焦油洗油）总蒸汽消耗量/t1.5244.5（石油洗油）洗油消耗/kg100150100电耗/kw120120冷却水耗量/t（包括吸苯在内）18低温水32循环水180270180270产生酚水量/t1.5以上34管式炉煤气耗量/（标）500700粗苯回收率/%959794由以上材料可知，管式炉加热法有以下有点：脱苯程度高，贫油含苯量可达0.1%左右，粗苯回收效率高，蒸汽耗量低，每生产1t180前粗苯蒸汽耗量为11.5t，仅为预热器加热富油脱苯蒸汽耗量的1/3；产生的污水量，蒸馏和冷凝冷却设备的尺寸小等。所以本设计采用管式炉加热的二苯塔。从洗氨工段过来的粗苯煤气进入终冷器，出终冷器的煤气通过洗苯塔，洗油按逆流洗涤原理喷入塔内进行吸苯，出洗苯塔的洗油含苯量约为2.5%左右，称为富油。富油在分缩器下面的三格中被脱苯塔来的蒸气加热到7080，然后进入管式贫富油换热器被温度为130140的热贫油加热到90100，再利用煤气加热的管式炉中加热到135145。粗苯蒸气进入两苯塔中，在此将粗苯分馏成两种馏分即轻苯和重苯。讲从塔顶逸出的轻苯温度控制在7378，在冷凝冷却器中冷却到2535，最后进入回流槽，一部分用泵打向两苯塔作回流，一部分送到精苯车间油罐。两苯塔的提馏段由三层高泡罩塔板组成，设有间接蒸汽加热蛇管，并送入少量直接蒸汽，用以加热底部的液体，提取其中的低沸点组分。两苯塔的底部温度保持在150左右。由两苯塔底部出来的洗油含苯为0.30.5%，称为贫油，温度比富油预热温度约低35（130140），自流入贫富油换热器，经与富油换热后冷却到110120，然后用泵打到贫油排管冷却架，用水喷淋冷却到2530，送回洗苯塔喷淋。为了保持循环洗油的质量，在富油入塔前的管路上抽出11.5%送如洗油再生器，在此被压力为0.981.176兆帕的间接蒸汽加热到160180，并用直接过热蒸汽蒸吹。吹出的155175的油气和水蒸气混合物通过脱苯塔底部，而再生器底部残渣则靠器内压力间歇排出。这样处理后的洗油，其质量保持为：比重1.07，水分1%，含酚0.5%，含萘9%，300前馏出量85%。第五章 主要设备的工艺计算和选型5.1 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型5.1.1 计算依据煤产气量 320 煤煤气密度 0.454 kg/产率 (占装煤量) 0.2 %密度 1.518 kg/粗苯的回收率(占装煤量) 1.1 %洗苯塔后煤气含苯 2 g/粗苯蒸汽密度 3.667 kg/煤气量 45000 /h煤气温度硫铵工段来的煤气温度 58 饱和温度 52 终冷温度 22 全年生产时间：300天，其余时间为维修时间。5.1.2 计算过程1) 煤气流量装炉干煤量 = 产量/产率 = 90*104/75% =120*104吨/年 =166.7 干煤气量 =166.7320=53344 /h G= 533440.454 = 24218.2kg/h2) 煤气中含量 = 166.710000.2%= 333.4 kg/hV = G/= 333.4/1.518= 219.6/h 3) 煤气中粗苯含量G = G粗苯的回收率+ V塔后煤气含苯量= 166.710001.1%533440.002 = 1940.39 kg/hV= G/= 1940.39 / 3.667= 529/h 上述三种气体流量之和 = 53344+219.6+529 = 54092 /h4) 塔前煤气中水蒸气量（Gkg/h和V/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 = 13582 Pa 煤气绝对总压力 = 大气压煤气总压（表）= 101300+10000= 111300 Pa= 5409213582/（111300-13582）=7518.34/hG = = 7518.3418/22.4= 5638.76 Kg/h5) 塔后煤气中水蒸汽量（Gkg/h和V/h）塔后煤气温度T= 22 露点T= 22 露点下水蒸汽压力 = 2638 Pa 塔后煤气绝对总压力:P = 大气压塔后煤气压力 = 101300+8500 = 109800Pa= 540922638/(109800-2638)= 1331.58/h G= V18/22.4= 1331.5818/22.4=998.69 Kg/h5.1.3横管终冷洗萘塔的计算(一) 热量衡算1. 带入热量（1） 干煤气带入热量 = V干煤气在58下的焓 = 5334487.42 = 4663332.48 KJ/h （2）带入热量 = G在塔前温度下的比热塔前温度 = 333.40.990258 = 19147.70 KJ/h (3) 粗苯带入热量： = G I KJ/hI = 4.18(103ct)式中c = (20.70.026t)/M Kcal/(kg)M粗苯平均分子量，可取为82.2t煤气塔前温度，58则c = (20.70.02658)/82.2= 0.27 Kcal/kgI = 4.18(1030.2758)= 496.00 KJ/kg = G I = 1940.39496.00 = 962433.44 KJ/h(4) 水蒸气带入热量： = G水蒸气塔前温度下的焓 = 5638.762600.54 = 14663820.93 KJ/h故带入热量为： =4663332.48+19147.70+962433.44+14663820.93 = 20308734.55 KJ/h2. 带出热量Q出：（1）干煤气带出热量 = V干煤气在22下的焓 = 5334433.16 = 1768887.04 KJ/h式中 33.1622下干煤气的焓， KJ/h（2）带出热量 ： = G在塔后温度下的比热塔后温度 = 333.40.988922 = 7253.38 KJ/h（3） 粗苯带出热量： = G ，KJ/h = 4.18(103)式中 =（20.7+0.026）/M,kcal/(kg)M粗苯平均分子量，可取为82.2煤气塔后温度 = (20.70.02622)/82.2= 0.259 kcal/(kg.) = 4.18(1030.25922)= 454.36 KJ/kg故粗苯产品带出热量 = 1940.39454.36 = 881635.60 KJ/h （4） 水蒸气带出热量： = G水蒸气塔前温度下的焓 = 998.692533.94 = 2530620.54 KJ/h故带出热量为： = 1768887.047253.38881635.602530620.54 =5188396.56KJ/h(二) 冷却面积的计算冷却水采用18的地下水出塔温度为28左右（1）冷却水量W =（QQ）/【（2818）4.181000】= (20308734.55 5188396.56) /【（2818）4.181000】= 361.73 m/h（2） 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 = 0.0522x5.36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58时煤气水蒸气含量 x = 91.0 g/Nm 塔后露点22时煤气水蒸气含量x = 19.5 g/NmX =【】1002= 8.18 % = 0.0522x5.36= 0.05228.185.36= 5.79故：= 325.97 J/SK2) 是管内壁至冷