130万吨焦化厂粗笨工段工艺设计毕业设计

130万吨焦化厂粗笨工段工艺设计毕业设计1.1炼焦煤气中回收苯族炷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:g/Nm2）水煤汽 250~ 450焦油汽 80~120粗苯 30~45氨 8~16焦炭7^-煤亠j荒煤气 硫化氢 6~30其它硫化物（CS”囉吩等）2~2.5■氤化物 1.0~2.5蔡 8~12毗噪盐基 0.4~0.6由此看来，从荒煤气中粗苯的含量来看，回收粗苯是十分必要的。焦炉煤气经硫枝工段后进入粗苯工段，进行苯族姪的回收并制取粗苯，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痊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毗噪碱类。在用洗油回收煤气中的苯族痊时，则尚有少量轻质馆分掺杂在其中。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0.891〜0.92kg/L0粗苯是易燃易爆物质，闪点129.粗苯蒸汽在空中的浓度达到1.4〜7.5%（体积）围时，及形成爆炸性的混合物。粗苯质量的好坏以实验室蒸镭时18（TC前蒸馆出量的百分数来确定，粗苯的沸点围是75〜20CTC,180°C前溜出量越多，粗苯质量越好；在18CTC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热解程度，粗苯各组分的平均含量见下表（表l-l）o

表IT组 分分子式含量％苯55〜75甲苯C6H5CH311〜22二甲苯c6h5（ch）22.5〜6同分异构体及乙基苯三甲苯和乙基甲苯c6h5（ch）31〜2同分异构体总和不饱和化合物1-甲基-3-乙基苯c2h5c6h4ch37〜12环戊二烯CH0.6〜1.0苯乙烯c6h5chch20.5〜1.0苯并咲喃C8H6O1・0〜2・0包括同系物菊C9H81・5〜2・5硫化物二硫化碳cs7■0.3〜1.4嚷吩c4h4s0.2〜1.6饱合物0.6〜1.5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） 常温下对苯族姪有良好的吸收能力，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任务130万吨焦化厂粗苯工段的工艺设计

1.3.2条件本设计是参照环宇焦化进行的，厂址建在西郊。其气候属大陆性季风气候，常年主导风向为东风、东北风。（表1-2）表1-2最大风速：23.4m/s最大平均风速：19.3m/s极端最高气温：40.6°C(1927.6.11)年平均气温：14°C极端最低气温：-22.6°C海拔髙度：43m室外计算干球温度冬季采暖：-6°C冬季通风：-rc夏季通风：31°C大气压力：冬季767mmHg夏季751mmHg最髙地下水位：1.25、1.75m平均相对湿度71%最大积雪厚度25cm土壤耐压力（砂质黏土）：12T/m2地下水地下水质对硅酸盐水泥混凝土无侵蚀作用。1.3.3焦炉炉型JNKD55-05捣固焦炉参数焦耐院设计：（1）炭化室平均宽500mm,炭化室有效容积：41m3；（2）设计结焦时间（可作为周转时间）：25.5小时；每孔干煤量36.6t；每孔年产焦炭量10320to1.3.4设计要求本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油经脱苯塔蒸馆，得到粗苯，粗苯产品的质量指标见（1-3）表。表1-3粗苯指 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（典）0.871-0.900不大于0.900程75X：前馆出量（容）%不大于3%i8（rc前镭出量（容）%不小于93%不小于91%水分室温（18〜25°C）下目测无可见的溶解水1.4影响化产品产率和组成的因素炼焦化学产品的产率取决于炼焦过程的技术和操作条件。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。在一定的围，苯族姪的产率随着煤料中碳氢比及挥发份的增加而增加。2、 受到焦炉操作温度、压力和挥发物在反应空间停留时间的影响，也受到焦炉生成的石墨、焦炭、或焦炭灰分中某些成分的催化作用的影响，而最主要的影响因素是炉墙温度和炭化室顶部空间温度。增高炉墙的温度将使焦油中苯族姪含量减少，而高温产物：棊、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。炭化室顶部温度在整个炼焦过程中是有变化的，但其值不宜超过800“C。炭化室的顶部温度过高，则由于热解作用，焦油粗苯的产率均降低，髙温化合水的产率将增加；氨在髙温下由于进行逆反应而部分分解，并和炽热的焦炭作用生成氤化氢，氨的产率也将降低。3、 焦炉操作压力的影响炭化室压力的升高和降低都会造成化学产品的部分损失，故此规定焦炉必须保持一定的压力。综上所述：本设计为毕业设计，是集三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。它是一个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的过程。它不但锻炼了我们设计方案的论证和确定，设计的计算能力和绘图以及撰写说明书的能力，而且同时使我们养成了一个严肃的工作态度，为今后工作打下了良好的基础。2工艺论证及确定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：配煤性质和组成的影响焦油的产率取决于配煤的挥发分髙低和煤的变质程度。在一定围，苯族姪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=20〜30%时，可由下式求得产率Y(%)：=-1.6+0.14V-0.0016V2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姪含量减少，而高温产物一一蔡、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°C,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，并和炽热的焦炭作用生成氤化氢，氨、氮产率也降低。焦炉操作压力大影响炭化室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蒸、吸收苯族坯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。1煤气的终冷及除蔡的方法及工艺选择在生产硫枝的回收工艺中，出饱和器进入粗苯工段的煤气温度通常为55£左右，而回收苯族姪的适宜温度为25T左右，因此在回收苯族痊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，尚有蔡从煤气析出，因此煤气的最终冷却的同时应考虑到如何除蔡。目前我国焦化厂目前所采用的煤气终冷及除蔡的工艺流程主要有三种即煤气终冷和机械化除蔡工艺；煤气终冷和焦油洗棊工艺；油洗蒸和煤气终冷工艺；和横管终冷喷洒轻质焦油终冷除蔡工艺。2.1.1煤气终冷和机械化除蔡工艺来自硫枝工段的煤气进入终冷塔底部，在塔自下而上流动的过程中与隔板眼淋下的冷却水密切接触，从55*左右冷却到259左右。在煤气冷却的同时，煤气中一部分水蒸汽被冷凝，大部分蔡析出并被水冲洗下来。煤气含慕量从2000~3000mg/标n?降至800m”标代左右，冷却后的煤气进入洗苯塔。

煤图2-1煤气终冷和机核化除蔡工艺流程卜煤气终冷習煤图2-1煤气终冷和机核化除蔡工艺流程卜煤气终冷習2-机械化刮棊槽3-蔡扬液槽4-终冷循环水5-凉水架6-循环水冷却器含棊的冷却水由塔底经水封管自流到机械化刮蔡槽，水和蒸在槽中分离后，水自流到冷水架被冷却至30~32£,再用泵送经冷却器用低温水将其冷却到251后，回终冷塔循环使用。在刮蒸槽中积聚的蔡，定期用水蒸汽间接熔化后流入棊扬液槽，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棊量较高；水和慕不能充分分离，部分棊被水带到冷水架，增加清扫冷水架的次数；刮棊槽结构复杂而且笨重，基建费用较高。2.1.2煤气终冷和焦油洗蔡工艺煤气在终冷塔的冷却过程同前所述。含蔡冷却水从终冷塔底部流出，经液封管导入焦油洗蔡器底部并向上流动。热焦油经伸入器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蒸萃取出来，可使出口煤气含蒸量降到800毫克/标n?以下。洗蔡后的焦油从焦油洗蔡器下部排出，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蔡使用。从洗蔡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、蔡等混合物自流到焦油槽。上述两种工艺存在的共同特点是：在终冷塔冷却煤气的同时，析出的蔡须用水冲流，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。

低温水从視工段来焦油图2-2煤气终冷和焦油洗蔡工艺低温水从視工段来焦油图2-2煤气终冷和焦油洗蔡工艺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2.1.3油洗棊和煤气终冷工艺从饱和器来的55、60“C煤气进入木格填料塔或洗蒸塔，被由塔顶喷淋下来的富油洗涤。富油进塔温度比煤气高5~7°C,煤气含蔡可由2000~2500吧/标m3降到500^800mg/标代左右。从洗棊塔顶出来的煤气，温度约升髙2°C,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慕过程系在较高温度下进行，因而洗慕塔后煤气含棊量还较高，终冷塔排出的水有时有浮油。图2-3油洗蔡和煤气终冷工艺流程1-洗蔡塔2-加热器3-富油泵4-含蔡富油泵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1.4横管终冷洗蔡工艺外来焦油去悠油工段外来焦油去悠油工段图2-4轻质焦油终冷洗蔡工艺流程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，煤气的终冷和除棊都在横管终冷塔进行，煤气从上部导入终冷洗蔡塔，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，冷却到24〜261后进入吸收段的上部，循环喷洒轻质焦油除棊，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蔡含量保持稳定，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。横管终冷洗恭是冷却水和煤气间接接触，因而它有很多优点：设备小，操作简便，无污染，占地面积小，基建费用比较少冷却效果好，蔡的脱除高，出口煤气约229,煤气含蔡量大约在350〜450mg/Nm$无须用洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量，同时煤气中的慕直接转入焦油，减少蔡的损失。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，含棊高的问题，它使煤气的含蔡量可降到400mg/标m3,因而该工艺优点突出，而且地区具有丰富的低温地下水（18^0因而本设计采用的就是这种工艺。2.2洗苯工艺目前，国焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族炷，经过终冷的煤气温度降至25〜27£,然后进入洗苯塔回收苯族烧，回收方法大致分为下列三种：洗油吸收法用洗油在洗涤塔中回收煤气中的苯族姪，再将吸收了苯族炷的洗油（富油）送入脱苯蒸馆装置中，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。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，苯族炷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，可将煤气的苯族姪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，而多用于煤气苯族姪的定量分析。凝结法：在低温加压的情况下，使苯族炷从煤气中冷凝出来，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。目前国焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族痊，油吸收法可分为焦油洗油吸收法和石油吸收法，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°C）不大于0.89粘度CE50)不大于1.5蒸馆实验初溜点，°C不小于265350°C前馆出量，%不小于95凝固点°C小于10含水量°C不大于0.2固体杂质无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。煤气经最终冷却到25~27匸后，进入洗苯塔。塔前的煤气含粗苯32~40g/标分，塔后的煤气中含粗苯低于2”标代。从脱苯工序来的贫油，含苯0.2、0.4%,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。图2-5洗苯工艺流程图1-填料洗苯塔2-富油泵3-贫油中间槽4-贫油冷却器从脱苯工序来的贫油，含苯0.2^0.4%,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。.参考资料.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，用塑料花环填料塔回收粗苯的工艺流程见图2-6。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I；型管流入该槽，U型管有一定的液位，足以封住煤气，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。去分缩器1-富油泵2.2.2石:油洗逆回收秽煤气「6去分缩器1-富油泵2.2.2石:油洗逆回收秽煤气「6塑料花环填料塔回雀环洗苯塔3-贫油槽45收粗苯的工艺流程图-贫油徐却「器5-贫油槽水I一样，只是在设计贫油槽冷用］时，须考虑，经常苹申渣和去戒迪腐蚀物v/_：「一&<»使用的洗油为轻柴油T新翁洗油比较，「耗量权油水分离容易，'其有较高的隐定性，'长期使1用后其謠理化辜性'质几乎不变，1OI、，石油洗油吸棊的能力强，一般塔后煤气含棊量可低于150mg/Nm3.石油洗油的缺点是洗苯能力较低，富油含苯量为1.2〜0.3%,故循环洗油量每吨（18（TC前粗苯为65m；，）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） 常温下对苯族姪有良好的吸收能力，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。本设计就釆用焦油洗油回收粗苯工艺。3粗苯脱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馆法脱苯。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。1蒸汽加热法生产一种苯工艺图3-1生产一种苯的工艺流程（蒸汽加热富油脱苯）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-控制分离器本设计采用生产一种苯工艺，用直接蒸汽蒸馆的方法脱苯，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70〜8CTC,然后进入贫富油换热器，被来自脱苯塔底的温度为130〜14（TC的热贫油加热至90〜10（TC,最后在富油预热器中用大于8kgf/cnf的间接蒸汽加热到135〜1451,在从脱苯塔的第十二层塔板进入塔。富油在塔逐板向下溢流，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，洗油部分轻质镭分及蔡，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1〜2£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86〜89*的围。.参考资料.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25〜3(TC,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馆分，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3〜5*(130〜14(TC)热贫油流入贫富有换热器，与富油换热并被冷却至110〜I2(rc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25〜3(TC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1〜1.5%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10〜12kgf/cm2的间接蒸汽加热至160〜180°C,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，30CTC前的馆出量要求低于40%,若馆出量过高会大大增加洗油耗量。洗油再生器操作之好坏，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18(TC前的粗苯的焦油洗油约为50kg,石油洗油的耗量较髙，约为50〜100kg.(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180〜20(rc后，再进入脱苯塔。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：富油在管式炉加热至I8(rc左右，脱苯程度高，贫油中粗苯含量可降至o.1%左右,从而使粗苯的塔后损失减小，粗苯的回收率可高达95〜97%蒸汽耗量低，每生产一吨18(TC前的粗苯耗蒸汽约1〜1.05吨且不受蒸汽压力波动的影响，操作稳定。酚水含量少，蒸汽法脱苯，每吨18CTC前粗苯要产生3〜4吨工业酚水，而管式炉法只产生1.05吨以下的酚水。设备费用低，蒸汽耗量显著降低，大大缩小了冷凝冷却和蒸馆设备的尺寸，从而使设备费用大为降低。因此，本设计选用管式炉加热法生产一种苯工艺。图3-2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-控制分离器15会流泵16-粗苯槽17-蔡油槽18-残油槽19-粗苯产品回收泵20-蔡油泵21-残油泵3.3粗苯回收原理3.1洗油吸收苯族婭的基本原理：用洗油吸收煤气中的粗苯姪是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿定律，当煤气中苯族炷的分压大于洗油液面上苯族痊的平衡蒸汽压时，煤气中苯族姪即被洗油吸收，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。3.2影响苯族炷吸收的因素煤气中的苯族炷在洗苯塔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痊的含量；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：吸收温度：吸收温度是指洗苯塔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.参考资料.收率的，提髙的吸收温度，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炷来说，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，温度升髙，粗苯的蒸汽压力也升髙，当煤气中的苯族痊的含量一定时，温度愈低，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈髙；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，洗油液面上苯族痊的蒸汽压随吸收温度升髙而增大，吸收推动力则随之减小，致使洗苯后煤气中的苯族姪含量(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工时洗苯油粘度将显著增加，使洗油输送及其在塔的均匀分布和自由流动均发生困难，当洗油温度低于1CTC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工，实际操作波动于25〜30°C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工左右，冬季高41左右。为了保证吸收温度，煤气进洗苯塔前，应在终冷期冷却至20〜28工，循环油冷却至小于30°C.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，并且脱苯蒸馆时不易与粗苯分离。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。贫油含苯量的影响：贫油含苯量是决定塔后煤气苯族姪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/Nnf.为是塔后损失不大于2g/Nm\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,—般n=l.1〜1.2.若取n=l.15,则允许贫油含苯量为ct=(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姪蒸汽压的20〜30%,故实际贫油含苯量可达到0.4〜0.6%,此时仍能保证塔后煤气含粗苯量在2g/Nm；i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，但将增加脱苯蒸镭时代蒸汽耗量，使粗苯产品的18(TC前馆出率减少，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/Nm;,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.参考资料.气中分离出来的苯族姪的性质可以看出，由回炉煤气中得到的苯族姪，硫含量比粗苯髙3.5倍，不饱和化合物的含量髙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制难度，因此，塔后煤气含苯量控制高一些也合理。吸收表面积的影响为使洗油充分吸收煤气中的苯族姪，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。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，煤气中的苯族炷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，并且可以提髙气液相接触的涡流程度和提髙洗苯塔的生产能力，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催原理，由挥发度不同的组分的混合液中精催塔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，在精馆过程中，当加热互不相溶的液体混合物时，如果塔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250〜300°C,这实际上是不可行的。为了降低蒸镭温度采用水蒸气法蒸馆。这样，在脱苯过程中通入大量的直接水蒸气，当塔总压力的为一定值时，若气相中水蒸气所占的分压愈髙，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250〜30（TC）,将粗苯完全地从洗油中蒸馆出来。由此可见，脱苯操作时直接蒸汽用量，对蒸馆过程有着重要影响。下面就脱苯蒸馆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1409提高到18CTC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i8（rc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总压的提高而增加的，因此若要达到所需求的脱苯程度，塔温度必然要高。影响脱苯的因素：脱苯塔的脱出率取决于一下因素：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，故馆出率也增加。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馆出率影响很小，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髙而相应提高。塔操作压力：提髙塔的操作压力时，各组分的馆出率会相应减小，但同样对苯的影响小。加料板下的塔盘：显然，当增加加料板下的塔盘层数时，各组分的馆出率相应增加，尤其是对甲苯和二甲苯等影响较大。直接蒸汽量：蒸汽耗量增加，增大了蒸汽分压，相应增加各组分的徭出率，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。4主要设备论证及选型前面我们介绍了四种终冷洗棊工艺，它们各自使用的终冷塔也不同。煤气终冷和机械化除棊工艺用金属隔板塔。此塔局有传热，传质好的优点，但在终冷塔后出口煤气的含棊量较高，蔡的脱除率低，终冷水和蔡不能很好地分离。煤气终冷和热焦油洗棊工艺使用带焦油洗棊器的煤气终冷塔（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。油洗蔡和煤气终冷工艺中使用的是横管式终冷塔。此工艺洗蔡与终冷分开，投资高，不易小厂借鉴。横管终冷喷洒轻质焦油洗蔡工艺使用横管终冷洗蔡塔。它的优点：不仅终冷效果好,除蔡效果也好；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棊工艺、流程，可确定选用与该工艺相配套的终冷塔一一横管终冷洗蔡塔。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。1.3填料塔填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。塔填料了用木格，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。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。钢板网填料塔该塔型在国已被采用。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。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.参考资料.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。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，湿润率髙，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4-1。花环填料洗苯塔与其他填料洗苯塔的经济比较见表4-2。各种型式洗苯塔经济比较 表4-1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木格子钢厂60①3500H=37003834.19833(9)3.62000浮动阀济钢60①3500H=23001351.021.1>11(3)0.71000钢板网新余60①3500H=35002543.53.522(6)1.61000日本空喷宝钢180(p6200HM40032105.97312(9)3.151500塔西宝钢11.774.4>112.61200德1803800198(8)钢H=51板00网国济钢01111<11600产60320031(3)花H-27环00日户烟①21.53—<2271.51100本602800—(6)花H-27环00花环填料与其它填料经济比较 表4-2各种填料塔与济钢的相比木格子钢板网日本花环西德钢日本空（济钢花环填料）填料塔填料塔填料塔板网塔喷塔泵多用电万kwh86.5包括鼓风机电耗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，对于一般的焦化厂，可节省不少资金，还可节省泵的电消耗，并可获得节省占地，缩短基建周期等社会效益。国生产的三种型号的花环填料规格如下： 表4-3.参考资料.151530275多用塔台数2121/32多占地2/31/21/2—1/2多用煤气阀门个633—6多用泵台211—11增加投资>2/32/51/23/52/3增大阻力Pa1300400200-600600900型号外经厚环数高(cm)容重kg/m空隙率％比表面积填充个数使用温度HXl(x)47cm3X39191118818532.5X103120°CHZl(z)73cm3X41227.510289127/m3120°CHDl(d)95cm3X612378890948X103/m33.6xGe103/m3120°C2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，使塔堵塞严重，气体，液体分布不均匀，阻力增加，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贫油冷却器和贫富油换热器3.1贫油冷却器我国焦化厂应用贫油冷却器主要有：空气一水喷淋式冷却器，浮头管壳冷却器和螺旋板换热器三种。国应用较多的是浮头管壳式贫油冷却器。近年来，螺旅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。螺族.参考资料.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。鉴于以上优点，本设计选用螺旋板换热器作为贫油冷却器。4、 3.2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。螺旋板换热器与管壳式换热器的经济效益比较见表4-4,价格比较见表4-5。螺旋板换热器与管壳式换热器经济效益比较 表4-4项目种类螺旋板式管壳式传热系数kcal/m2*h"C堵塞情况体积耐压重量（随压力，温度变）材质压力损失ZXP,kg/cm2管流速m/s管外流速m/s600-1500不堵小低8T/160m2=50kg/m2不锈钢大(0.5-2)1-2(有时＞2)100-5006T/160m2=37.5kg/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4-5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!Crl8Ni9Ti碳钢!Crl8Ni9Ti

W13800250005500300001-53500240005100280005-10320023000480026000>102900220004500240005粗苯工段工艺的详述5.1工艺流程详述5.1.1横管终冷洗棊工艺5煤气热水外來焦油3去焦油匸段5粗苯工段工艺的详述5.1工艺流程详述5.1.1横管终冷洗棊工艺5煤气热水外來焦油3去焦油匸段图5-1轻质焦油终冷洗蔡工艺流程1-终冷塔2-新焦油槽3-溢流槽4-焦油泵5-循环泵进入煤气粗苯回收工段的煤气，温度为55*左右，从终冷塔顶进入，在被横管冷却水冷却到25工左右的同时，煤气中的恭也被从轻质焦油循环槽来的连续喷洒的轻焦油溶解吸收。脱蔡至0.45g/Nm‘以下，然后从塔底排出，经旋风捕雾器除去大部分夹带的焦油，凝结水雾，在进入煤气总管，去洗苯塔。吸收蔡后的轻焦油，经U型管自流入塔底循环油槽，再用轻质焦油泵从塔底抽出,到塔顶和塔中段分两段喷洒，循环至一定含棊量后，用焦油泵从槽底抽出送到焦油工段处理，同时补充新焦油。18T的低温水自下而上经过串联的各管箱中横管，与煤气逆流简介接触，与煤气塔循环油间接换热升温后，从塔上部排出，各横管均有一定的斜度（纵向错开半个管箱高度）便于含蔡焦油下流，避免粘附于管壁上形成热阻。5.1.2洗苯工艺从终冷器来的均为25*的煤气，汗苯族姪为25〜40g/Nm‘从洗苯塔进去出塔煤气含苯低于2g/Nm3..参考资料.从脱苯工序来的30工左右，含苯0.2〜0.4%的贫油被贫油泵送至洗苯塔定喷洒，含苯量增至2.5%左右，从塔底经U型管导入塔下油槽，再用富油泵从中抽刀脱苯工序去脱苯，脱苯后的贫油循环使用。图5-2 图5-2 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—贫油槽当油槽液位降低时，从流油槽用贫油泵抽取新洗油槽之新洗油补充，以确保塔下油槽一定的液位。5.1.3脱苯工艺蒸汽煤气贫油富油分离水3u接气nJI!191513 14热水冷水蒸汽煤气贫油富油分离水3u接气nJI!191513 14热水冷水 分离水残渣俠」粗苯蒸油图5-3生产一种苯的工艺流程（管式炉加热富油脱苯）卜脱水塔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-控制分离器15会流泵16-粗苯槽17-蒸油槽18-残油槽19-粗苯产品回收泵20-蒸油泵21-残油泵从洗涤工序来的富油经分缩器，在分缩器下面三格中与从脱苯苯塔顶来的7油气混合物换热升温至70〜8（TC进入贫富油换热器，被从脱苯塔底来的热贫油加热至130〜140*然后到管式炉加热升温至180〜1909从低14块塔板进入脱苯塔，在过热蒸汽的蒸吹作用下脱苯。与富油换热后的贫油如脱苯塔下热贫油槽，再用贫油泵抽至贫油冷却器冷却后到洗苯塔去洗苯。从脱苯塔顶出来的油气混合气进去分缩器，冷凝出轻重分缩油后进入冷凝冷却器，粗苯蒸汽冷凝冷却为粗苯液体，粗苯进入粗苯油水分离器，与水分离后进入粗苯贮槽。轻重分缩油分别进入轻、重分缩油水分离器，与水分离后送入地下槽，与富油混合后送去脱苯。将分离出的水送入空竹分离器进一步分离，油进地下槽，水送去酚水架。再生器底部温度应保持在190〜20CTC,脱苯用蒸汽应过热到400°C以保证再生器出口气体温度高于脱苯塔底部温度，再生器的油渣定期排入残2操作规程及技术指标2.1终冷洗苯部分（一） 开、停工操作：1、 开工检查所有阀门是否符合开工要求，联系水电煤气，水蒸气做好煤气进工段准备。终冷塔油封加满油，洗苯塔油封加满油；用蒸汽清扫终冷塔，洗苯塔旁通观众的空气，到放散管冒气泡为止，然后同煤气干蒸汽，直至做爆发试验合格为止在关放散管通煤气；开终冷塔放散管，开中期赶空气，到放散管冒气泡为止，然后同煤气赶蒸汽，直至做爆发试验合格为止，幔慢关闭放散管同时卡开终冷塔出口阀门，然后关闭旁通阀门，注意煤气压力，变化，使之全部通过终冷塔。洗苯塔用同样方法赶空气，同煤气。待洗苯塔温度降至4CTC以下，启动贫油泵，使塔底具有一定油位。2、 停工先停富油泵再停贫油泵若油槽需清扫，先将油放入地下槽，再开人孔；若塔体检修，则先开煤气旁通阀，再关煤气进入阀，再开塔放散管，用蒸汽赶尽塔煤气。设备用蒸汽清扫后，不应关死放散管，以保证空气可进入设备，否则设备地水蒸汽冷凝后，会造成塔负压。（二） 技术指标1、 煤气出终冷塔温度22工左右；2、 1冷却水出口温度不大于37*3、 终冷塔和洗苯塔阻力＜400mniH20；4、 洗油入洗苯塔温度20〜35£,应较煤气温度高2〜代;5、 贫油含苯〈0.2%,含水＜1%;富油含苯＞2%,含水＜1%.5.2.2蒸馆脱苯部分（一） 开、停工操作1、 开工1） 检查蒸馆系统阀门是否符合要求，所以的油水分离器加水至轻、重馆分进口管一下；2） 脱苯塔通入蒸汽，清扫蒸懈系统的管道，检查了解情况，扫完后直接蒸汽；3） 一切正常后，带洗苯塔底蕴一定油位时，开富油泵，富油经分缩器，贫富油交换器，脱苯塔，贫油冷却器进行循环；4） 开再生器进油阀，再生器进油1/3时，开通预热器简介蒸汽加热待再生器底部油温达115工时，慢慢开再生器直接蒸汽，维持一定液位，开贫油冷却器的冷却水，分缩器苯蒸汽出口我呢度达90°C,开冷却水加以调节，然后检查各处情况，发现问题及时解决。2、 停工1） 关再生器进油阀，关贫油冷却器水阀；2） 先关再生器直接蒸汽，再关间接蒸汽。3） 分缩器出口温度降至8CTC,以下，停富油；4） 慢慢管分缩器冷却水，慢慢关小冷凝冷却器冷却水，待物粗苯流出时，关闭冷却水阀。5） 将各设备和管道的液体放净，并开蒸汽清扫，开放散管，取塔气体分析合格后，方可动工检修。（二） 技术指标：再生器压力维持在0.2〜0.22kgf/cm2,不大于0.3kgf/cm2,底部温度150〜170°Co分缩器出口温度90±2°Co管式炉出口富油温度180〜200°C,阻力＜kgf/cm2冷凝冷却器苯出口温度25〜3（TC洗油消耗量每吨粗苯不大于110kg.（三） 岗位操作检查各处的温度，压力，及时调整符合要求，各设备定期清扫。经常检查各油泵，马达等是否稳定正常，及时发现问题及时调整，逢早班对运转设备加一次油。每班取贫油样，逢夜班加取富油油样。补充新洗油时，开新油槽出口阀，在关贫油槽出口阀，补充完后，阀门恢复原状，一般在放出再生器残渣后进行。经常检查油水分离器的情况，做到油不带水，水不带油。按班记录上班的粗苯的产量。按时取粗苯试样进行分析，并根据质量分析结果，及时调整再生器液位或分缩器水量。（四）特殊操作。突然停电迅速切断电源，关闭各设备直、间蒸汽，查明停电原因，及时处理，检查贫油槽液位和地下防空槽以防跑油。突然停汽先停管式炉煤气，采用冷料运转，停再生器，关闭总蒸汽阀门，在关闭直接、间接蒸汽阀门；减少冷却水，待无产品时再停水，检查各油槽液位，准备停富油泵，将各油水分离出口阀关闭。突然停水先停管式炉，关煤气，短时间停水冷料运转，关闭再生器蒸汽和进油阀门，分缩器，冷凝冷却器用循环水。液位关小直接蒸汽，关小管式炉煤气量，分析原因，采取处理措施;原因处理方法直接蒸汽突然增大减少直接蒸汽量富油带水检查富油质量富油循环量过大减少循环量贫油系统不畅通检查贫油系统5.洗油煤气管道一般为热贫油温度高造成，应迅速调节冷却水。6主要设备的工艺计算和选型设备的选型和计算是根据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。6.1煤气产量等参数的估算6.1.1装炉干煤量=207t/h式中：n——焦炉座数；N——每座焦炉孔数;G乳一一每孔干煤量；r——设计结焦时间，作为周转时间。6.1.2干煤气产量xx叫=207000X0.34=70380Nm7h式中：——单位干煤煤气产率。a=70380X0.454=31950kg/h式中： 仕——煤气密度，0.454kg/Nm：i；6.1.3煤气中H2S含量.参考资料.^h2s~G煤x0.2%=207000X0.2%=414kg/h式中： 0.2%——系数产率%s=Gh2s/Pm2s=414/1.518=273Nm7h式中：Pm2s——H?S密度，1.518kg/Nm：i6.1.4煤气中粗苯含量(j,=——x1.0%十卩盖气x0.002=207000X1.0%+70380X0.002=2211kg/h式中： 1.0%——粗苯回收率；0.002——塔后煤气含苯量，kg/Nm3=2211/3.667=603Nm7h式中： p程若一一粗苯密度，kg/Nm3上述三种气体总气量:%=金"呼+名=71260Nm7h6.1.5塔前煤气中水蒸气量塔前煤气温度T,=55°C,煤气廳点To,=50°C,專点下的水蒸气压力P01=12333.43Pa,塔前煤气绝对总压力Pl=大气压+塔前煤气总压（表压）=101300+10000=111300Pa如讥5/但一％）=71260X12333.43/(111300-12333.43)=8880NmVhG潘計=険前x18/22.4=8880X18/22.4=7136kg/h6.1.6塔后煤气中水蒸气量塔后温度T2=23°C,露点T02=23°C,露点下的水蒸气压力P02=2809.24Pa,塔后煤气绝对总压力Pk大气压+塔后煤气压力=101300+8500=109800Pa^=^xP02/(P2-PO2)=71260x2809.24/(109800-2809.24)=1871Nm7hG冬匡=怯匡x18/22.4=1871X18/22.4=1503kg/h2横管终冷器的计算2.1热量衡算1、带入热量Q入干煤气带入热量=畑迁X干煤气在塔前涓度下的焰=70380X19.8X4.1868=5.834X10°kj/h式中：19.8——55「C时干煤气的焙，kal/Nm3,4.1868——千卡与千焦之间的换算系数H?S带入热量牡=G%,x民S在塔前温產下的比热X塔前温度=414X1.061X(55+273)=1.441X10’kj/h式中：1.061——在559下的比热,kj/(kg・K).参考资料.粗苯带入热量q?=G軽荐xi1=4.18x(103+ct)式中：c=(20.7+0.026t”MM——粗苯平均分子量，取82.2；t——煤气塔前温度，55£。带入上式，c=(20.7+0.026X55)/82.2=0.27kcal/kg・°C=4.18X(103+0.27X55)=492kj/kgq;}=2211X492=1.X106kj/h水蒸气带入热量二G逐盘X水蒸气迪焰=8880X2596.7=2.306X107kj/h式中：2596.7——水蒸气在55°C下的热焙故带入总热量：Q入二ql+q2+q3+q4=5.834X10&+1.441X10*1.X106+2.306X107=3.013X107kj/h2、带出热量Q出干煤气带出热量X干煤汽在塔后泡度下的焰=5.827xIO3kj/hH2S带出热量q、=G“X禺诙塔后■温度下的比热*塔后■温度=1.262x10'kj/h粗苯带出热量f=4.18x(103+t/c,)式中：c/=(20.7+0.026t,)/MM——粗苯平均分子量，82.2t'——塔后煤气温度，231；所以：c'=(20.7+0.026k23)/82.2=0.26kcal/kg・°Cf=4.18x(103+23x0.26)=455.5kj/kgq,3=2211x455.5=1.007xl06kj/h水蒸气带出热量q\=G^X水蒸气塔后迪焰=1503X2535.8=3.812X10"kj/h故总带出热量为：=5.528X10"kj/h2・2冷却水量W煤气在终冷塔中释放的热量为：Q=Q入-Q吕=2.460X107kj/h冷却水采用1&C的地下水，出塔温度为281。W=Q/K28-18)x4.18X1000]=588m7h6.2.3传热系数计算

11他是有煤气至管外壁的对流传热系数，J/m2•S•K,按下式计算:\na1=0・0522%+5・36X——是每立方米饱和煤气(塔前、后的靂点下为饱和煤气)中的水汽的平均含量(体积百分比)。查手册得塔前、后的露点下煤气中水蒸气的含量分别是x.=83 (g/m3)和x2=20.6(g/m3),则:X0.0224X273+t01273(需)X0.0224X273+t01273(需)X0.0224X(273+t02)/273X100/2=7.5001%ln^=0・0522x+5・36=5.75于是，=314.7(2)©2是由管壁至冷却水的对流传热溪水，J/m2•S•K.计算如下:ff2=0・023血°暫厂呼 (n取0.4)横管终冷塔采用①36X3的无缝钢管制得，按照计算的冷却水量为588/M,设水流速为0.8m/s则所需管子根为n=—竺哼一=289O.SX(0.03/2)X2.14在冷却水的平均温度为：竺』二23£时水的物性参数如下：2比热：Cp=4.1803KJ/Kg-k 导热系数：2=0.6047w/(m-k)动力黏度：“=9.437X107pa-s密度：^=997.45kg/m/?.,=—=12683cn•//P产丄S52Z将数据代入上式，可得：©=3763(可ft和克分别是管外壁和壁的污垢热阻，查手册可知,管壁污垢热阻 =v-=1.7197X107mAT：17°C 5°C则平均温差为：△几=也二^二13.051In垒AT：17°C 5°C则平均温差为：△几=也二^二13.051In垒■2算冷却面积F：由公式F二Q/(口”・K)得：F=2.46X107X1000/(13.05X264.02X3600)=1983.81m22.5高度的计算塔体采用边长2X2m的长方形制造，管间距1.5d=54nun,正△排列，则行间距为46.77mm,取50mm,每排可布29根管子，排10排，则需要管子根数10X29=290根。组间距取60mm,每个管箱中有两组管束，则一个管箱高度为2X(10-1)X50+60二960nun,箱间距取400mm。管外壁污垢热阻RSO=4L=1.7197X10-4m2•S•K/Jb/入是管壁热阻，可忽略不计；则：K_11吉十陷十今十R刃十士328.25+1,7197x10-4+3763.29+1,7197X10_4"=264.02J/m，・S・K2.4冷却面积F1求平均温差△/；：煤气：55°Ct23°C冷却水：28°C<-18°C则有效管长为：x=V20002+1002=2002.5mm则需要的管束个数为：F 1983.81 ...m— 二 3£47~irdnx~3.14X0.036X240X2.0025~取管束数为36。每个管箱中有两组管束，则需管箱18个。分两段，一段9个管箱，二段9个管箱。两段喷洒髙度共取lm,煤气出口2m,煤气入口lm,底部油槽髙度3m,则实际塔髙H=18XO.960+17X0.400+1+2+1+3=31.08m6.3吸苯塔的计算原始数据：塔前煤气温度23工，塔后煤气温度23「C,塔前煤气压力lOOOmmHQ,塔后煤气压力900mH20o从煤气中吸收的粗苯量为：GQ衣=6SX粗苯回收率=2.07X10sX1.0%=2070kg/h出塔煤气含苯量：2211-1925=2070kg/h从终冷塔来的组分：入塔煤气含量:干煤气59500NmVh27013kg/hh2s273Nm7h414kg/h粗苯603NmVh2211kg/h水蒸气8880Nm3/h7136kg/h共计80136NmVh41713kg/h出塔煤气含量:干煤气59500NmVh27013kg/hh2s273Nm7h414kg/h

粗苯38Nm7h141kg/h水蒸气1871Nm3/h1503kg/h共计72562NmVh34011kg/h6.3.1煤气平均流量V的计算煤气的实际流量，塔前为V”塔后为也。10333(273+0273x(10333+=80136x=80136x273(10333+1000)=79220NmVh10333(273+0[273x(10333+P二)]=72562x10333(273+23)=72562x273(10333+900)=72370Nm7h煤气平均流量Vv=（%乜）/2=75800Nm7h6.3.2洗油循环量得计算油气比取为1.7L/m\油密度取｝＜s=1.06kg/LoW=Vx油气比xy沱=75800X1.7X1.06=136600kg/h6.3.3贫富油中粗苯含量的计算塔前煤气含苯量：Q1―G*三寻壬x1000/14=2211X1000/79220=27.91g/m5塔后煤气含苯量：

^2=G；==mx1.000/%=141X1000/72370=1.94g/m贫油允许含苯量：九25底)內与岂相平衡的允许贫油含苯量九25底)內0・0224警=〒岭命+(100一沏％式中:X 洗油含苯量，%;式中:«2——出塔煤气含苯量，g/m：，；2%—一粗苯平均分子量，取为82.2；一一洗油的平均分子量，取为160；%一一吸苯塔操作温度下的粗苯饱和蒸汽压，mmHg；pb=0.8008讥+0.1340ft+0,0310纵+0.00342®卩d际肌、厲分别是纯苯、二甲苯、甲苯、棊溶剂油的饱和蒸汽压，可查《焦化设计参考资料》下册，知:pfb=71.68mmHgpt=26.37mmHgpb=71.68X0.8008+26.37X0.134=60.93mmHgp2——出塔煤气的绝对压力，mmHgp2=760十P^/13.6=826.18mmHg将参数带入上式，于是得：x=0.0224x100/^i.25MbMma2pb+0.0224-0.0224a2p2)=29.45%入塔贫油实际含苯量5二x/n(n为平衡偏离系数，取1.2)=24.54%出塔富有含苯量S二s+回收的苯壘/(洗油壘+苯的回收量)=26.04%6.3.4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1.1〜1.4m/s之间；花环填料表面定额在0.2〜0.3m7Nm5・h,本设计取“=1.2m/s,花环填料表面定额值为0.28rnVNm3•h岂_4X650847TU一、3.14X1.2=4.73m圆整后，取D=4700mm式中——煤气平均体积流量，Nm7S6.3.5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在0.2-0.3m2/Nmi-h,本设计选0.25m2/Nmi-h得花环填料面积：0.25"*=17600m2洗苯塔吸收段填Z型花环填料，填料层的结构采用多段填充，塔顶部设一层高800mm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/血‘比表面积m7Nm3空隙率%容重Kg/m*X3250018588111Z800012789120D3000949088由上表可查出：Z型花环的比表面积为127m7Nm\则：填料总体积V=F/127=.5Nm；$4V故填料高度为：H二二二7.90m因此，吸苯塔可分4层填料，每层高度为2m,填料层间距为1.2m,捕雾层髙0.8m,分布板段2.5m,煤气入口段2m,煤气出口段2m,吸苯塔底部槽高为6m,喷淋高度为2.5m,第二层与第三层填料间设再分布器，间隔为2m,则吸苯塔填料高度为：H=4X2+2+2X1.2=12.4m塔高可取为：H=12.4+2.5+2+2+6+2.5+0.8+2.2（附加高度）=30.4m6.4蒸镭部分的计算计算依据：粗苯产量:2070kg/h其中：纯苯甲苯二甲苯蔡溶剂油2070X76%二1573kg/h2070X15%=311kg/h2070X5%=104kg/h2070X4%=83kg/h贫油量:W=136600kg/h,贫油密度为1050kg/m3,则：=136600/1050=130m/h贫油中粗苯的含量:136600X0.3%=410kg/h其中：纯苯 410X2.8%二11kg/h甲苯 410X19.2%=79kg/h二甲苯410X30.8%=kg/h蔡溶剂油410X/17.2%=193kg/h富油量二贫油量+粗苯产量+贫油中含苯量=1.391X10'kg/h富油中水量二富油量X0.7%=973kg/h富油中苯量二纯苯+贫油中纯苯=1585kg/h富油中蔡量二富油量X5%=6953kg/h洗油量二贫油量一富油中蔡量=129600kg/h则进入脱苯工序的富油量如下：成分Kg/hKmol/h分子量洗油129600146017sio160

蔡695354128苯158524802078甲苯389491.9二甲苯2302105.9溶剂油2762120水9735418共计1400389486.5管式炉的计算管式炉出口富油温度为18（TC,压力为920mmHgo180cC时各种组分的饱和蒸气压（mmHg）分别为：苯：7668；甲苯：3875；二甲苯：2060；棊：295；溶剂油：1100；洗油：110o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：假设卩〃二0.52甲苯：0^=0.52X7668/(0.52X7668+0.48X3875)=0.682二甲苯：0X52x7668/(0.52X7668+0.48X2060)=0.801溶剂油：0$.二0.52X7668/(0.52X7668+0.48X1100)=0.883洗油：卩m=0.52X7668/(0.52X7668+0.48X100)=0.966蔡:^^=0.52X7668/(0.52X7668+0.48X295)=0.987水：0w二0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）:成分Kmol/hKg/h苯20X0.52=10.56824甲苯4X0.682=2.89265二甲苯2X0.801=1.74184溶剂油2X0.883=2.03244洗油810X0.966=782.41125186*54X0.987=53.616862共计853.24133565验算=8318(pb=0.520与假设的值几乎一致，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gh苯1585-824=7619625499甲苯389-265=124二甲苯230-184=46溶剂油276-244=32蔡6953-6862=914536洗油129600-125186=4414水973共计6472粗苯在管式炉中的蒸发率：962/2070X100%=46.49%6.5.1管式炉输入热量（1）从吸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125£）,带入热量Q:洗油带入热量（包括蔡）：Q产洗油量（包括棊）X比热X温度=（129600+6953）X0.491X125X4.18=3.504X10’kj/h式中：0.491——含蔡洗油125X2时的比热，kcal/h；粗苯带入热量：“2二粗苯量X比热X温度=2480X0.513X125X4.18=6.647X10'kj/h式中：0.513——粗苯125工时的比热；水带入热量：§3二水量X比热X温度=973X1.017X125X4.18=5.173X10skj/h式中：1.017——水在125£时的比热；故带入总热量Qi=qi+q2+q3=3.622X107kj/h入管式炉对流段低压蒸气带入热量02：查《焦化设计参考资料》下册，得：每千克粗苯的直接蒸气耗量为1.592千克，则蒸馆用直接蒸气耗量为：G=2070X1.592=3295kg/h则Q?二GX2747.8=9.X106kj/h式中：2747.8——0.4MPa饱和蒸汽压热焙；管式炉加热用煤气供热量03；则输入热量为：6.5・2管式炉输出热量（1）出管式炉富油i8（rc时带走的热量04含棊洗肖带走热量：<71二洗油量（包括慕）X比热X温度=132048X2.236X180=5.315X107kj/h粗苯带入热量：粗苯量X比热X温度=1517X0.571X180X4.18=6.519X10'kj/h9 f故。广0+?2=5.38X107kj/h（2）粗苯蒸气和油气带出热量0,洗油蒸气带走热量（含棊蒸气）：如、含蔡洗油蒸气量X热焙=4536X135X4.18=2.56X106kj/h式中135——18CTC含棊洗油蒸气热焙，KcaL/Kg粗苯蒸气带出热量：qj二粗苯蒸气量X热焙=962X159X4.18=6.396X10,kj/h式中159——18（TC粗苯蒸气热焙，KcaL/h水蒸气带出热量：qy=水蒸气量X热焙=973X667X4.18=2.714X10"kj/h式中677——1.2Kgf/cm2180°C水蒸气热焙，KcaL/Kg故 粗苯蒸气和油气带出热量05：f05=03+?4'+q、‘=5.914X10"kj/h40(TC过热蒸气带出热量060二3295X781.5X4.18=1.X107kj/h式中781.5——4Kgf/cm-400°Ci±热蒸气热焙，KcaL/Kg散热损失007=0.O50r(0.5为散热系数)则Q(=04+05+Q+0令Q广Qr得：03=2.891X107kj/h故0=3.709X10"kj/h6.5.3管式炉加热面积供给富油的热量：©产0+。5—0=2.349X10’kj/h供给蒸气的热量：qv=q6-q2=1.71X106kj/h设°”的95%由辐射段供给，5%由对流供给，辐射段强度为25000Kcal/mI-h=104500KJ/nf・h,则辐射段加热面积为：_95%?m1~104500=213.5m2取对流段加热强度为21000KJ/nf・h,则对流段加热面积为：蒸汽2-21000=81.42m2富油_5%Q机一21000=55.93m2对流总加热面积：F2+F3=137.35m2设管式炉加热效率为75%,煤气热值为4250Kcal/m3=17765KJ/Nm3；.参考资料.

则煤气消耗量为Qv则煤气消耗量为Qv+Qm75%x17765=1891Nm7h煤气在管