年产90万吨焦化厂洗苯工段的初步设计

意义1.1三苯在国民经济中的作用苯、甲苯、二甲苯〔简称BTX〕等同属于芳香烃，是重要的根本有机化工原料，由芳烃衍生的下游产品，广泛用于三大合成材料〔合成塑料、合成纤维和合成橡胶〕和有机原料及各种中间体的制造。纯苯大量用于生产精细化工中间体和有机原料，甲苯除用于歧化生产苯和二甲苯外，其化工利用主要是生产甲苯二异氰酸脂、有机原料和少量中间体，此外作为溶剂还用于涂料、粘合剂、油墨和农药等方面。二甲苯在化工方面的应用主要是生产对苯二甲酸和苯酐，作为溶剂的消费量也很大。间二甲苯主要用于生产对苯二甲酸和间苯二腈。焦化粗苯主要含苯、甲苯、二甲苯等芳香烃，另外还有一些不饱和化合物、含硫化合物、含氧化合物及氮化合物等杂质。焦化苯是染料、塑料、合成橡胶、树脂、纤维、药物等原料,也可用作动力燃料以及涂料、橡胶、胶水的溶剂。1.2三苯来源苯在工业上由炼制石油所产生的石脑油馏分经催化重整制得，或从炼焦所得焦炉气中回收。苯的生产方法有多种，其中来自催化重整和裂解汽油的苯各占世界苯总产量的38%，甲苯歧化占13%，甲苯加氢脱烷基化占6%，另外还有5%来自焦化工艺。甲苯的主要来源是催化重整和裂解汽油，其中催化重整占世界甲苯产量的71%，甲苯在催化重整产物中的含量大约为9.5%-27%。大局部重整产物中的甲苯并不抽提，而是留在调和汽油中。裂解汽油中的甲苯占世界甲苯供给量的24%。当裂解石脑油和柴油时，通常每100t乙烯可产生10-15t甲苯。煤焦油和焦炉轻油生产的甲苯约占世界甲苯供给量的1%。1.3焦化粗苯的成分，性质粗苯主要组成含量〔%〕组分含量组分含量苯55～80古马隆0.6～1.0甲苯12～22茚1.5～2.5二甲苯2～6硫化氢0.1～0.2三甲苯2～6二硫化碳0.3～1.5乙基苯0.5～1噻吩0.2～1.0丙基苯0.03～0.05甲基噻吩0.1～0.2乙基甲苯0.08～0.10吡啶及其同系物0.1～0.5戊烯0.5～0.8苯酚及其同系物0.1～0.6环戊二烯0.5～1.0萘0.5～2.0C6～C8直链烯烃0.5～0.6脂肪烃C6～C80.5～1.0苯乙烯0.5～1.0

二、工艺选择2.1终冷的几种工艺焦炉煤气终冷有直接水终冷法、间接水终冷法和直接抽终冷法。其主要设备为焦炉煤气终冷塔。2.1.1直接水终冷法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，因此工艺流程比拟简单。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。2.1.2间接水终冷法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别离器。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。2.1.3直接油终冷法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，在冷凝液被别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下段喷洒冷却煤气。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。煤气终冷和机械化除萘工艺煤气终冷和机械化除萘工艺流程如图2-1所示.煤气在终冷塔内自下而上流动,与经由隔板孔眼喷淋而下的冷却水流密切接触而被冷却至21-27℃,局部水汽被冷凝下来,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,水和萘在槽中别离后,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该流程的优点是操作稳定,便于管理,缺点是出冷却塔煤气含萘量较高;水和萘不能充分别离,局部萘被水带到凉水架,使其清扫次数增加;刮萘槽结构复杂而且苯重,建设费用高,且操作环境较差,污水处理量大。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，通过筛板是孔眼向下流动，在与水对流接触过程中将水中含萘降到800mg/Nm³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，别离出剩余焦油后，自流到凉水架。别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去除，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。油洗萘和煤气终冷工艺油洗萘和煤气终冷工艺流程图如图2-3饱和器来的50-56℃的煤气进入木格式洗苯塔，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℃该流程的优点是塔后煤气含萘量要低于恰们两种工艺流程，用水量也仅为水洗萘的一半，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。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℃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，然后经液封回循环槽。〔此过程中，循环油槽内，入塔处，出塔处油温根本相同〕。焦油循环至一定程度，用泵送至焦油上段。18℃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℃该流程的优点是：1、该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/Nm³2、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，通过比拟，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2.2.1从焦炉煤气中回收的苯族烃可采用以下方法：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，接触外表很大的活性炭或硅胶等固体吸附剂。苯族烃即被吸附在其外表上直至到达饱和状态。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，但工艺流程根本相近。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25-27℃，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。1〕焦油洗油吸收法焦油洗油是高温焦油加工时230-300℃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℃2〕石油洗油吸收法用石油洗油回收苯族烃的工艺与焦油挥手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，油水别离容易及操作简便等优点。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。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。3.1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。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。该塔容易实现最正确流体力学条件，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。填料塔填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。塔内填料用了木格，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。钢板网填料结构复杂,比外表积相对较小,容易堵塞,阻力大,也已被淘汰。目前被广泛采用的填料有新型塑料花环、陶瓷环、金属螺旋波纹板3个系列,其性能参数见表1。表13种填料性能参数比拟填料名称比外表积/m2·m-3堆积密度/kg·m-3压力降/Pa·m-1金属螺旋波纹板填料125～50085～400120～180塑料花环填料65～19547～111100～200陶瓷环填料118～13133～418120～160本设计采用孔板波纹填料。3．2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。四、设计任务设计题目：年产90万吨焦化厂洗苯工段的初步设计设计要求：1.生产方法：焦油洗油吸收法2.生产能力：年产90万吨焦炭3.主要的技术经济指标：从洗苯塔出来的苯族烃含量要求低于2g/m34.设计时间：4周条件：年产90万吨的焦炭，煤气产率：11.2%，全焦率：79%，一年按365天，一天24小时。煤气中杂质组成〔煤气分子量：10.4〕名称H2SNH3HCN苯萘焦油g/m3煤气0.020.030.328.450.4微量分子量34172782.2128160水蒸气：40℃饱和水蒸气，煤气入终冷塔的温度：55℃，压力：约为1200mmH2O〔表压〕当地大气压：96400Pa洗油平均分子量：160，洗油密度：1055kg/m3公用工程：循环水：32-40℃，低温水：16-23℃,饱和蒸汽：5kgf/cm3比热：洗油：液相c=(0.403+0.0081t)/1.0551/2kcal/kg℃气相〔焓〕i=62.2+0.403tkcal/kg粗苯：液相c=0.383+0.001043kcal/kg℃气相〔焓〕i=103+(20.7+0.026t)t/82.2kcal/kg五、终冷洗苯工艺设备计算焦炭产量：90万吨/年全焦率：79%，干煤量：113.924万吨/年煤气产率：11.2%，煤气量：12.759万吨/年每小时煤气量：W==14.5656吨/h5.1终冷初脱萘塔采用横管式间接冷却器，粗气自上而下流动，冷却水自下而上流动。分为止下两段，上段称为预冷段，下段称终冷段。在上部和中局部别喷洒轻质焦油。条件入终冷器粗气温度55℃入终冷器粗气压力1200mmH2O出终冷器粗气温度25℃出终冷器粗气压力1000mmH2O入终冷器粗气含萘量0.4g/m3出终冷器粗气含萘量入终冷段粗气温度30℃入终冷器粗所组成如下：组成千克/时立方米/时分子量干煤气14565.53139010.4水蒸气1859.8042314.422518硫化氢0.62740.413434氨气0.94111.240117氰化氢9.41109.307727苯892.4765243.205382.2萘12.5482.1959128小计17341.30833938.0445--〔二〕物料平衡入口状态下相应的粗气露点按粗气中水蒸气分压来确定：为40℃。预冷段入口水蒸气体积=31623.622×=2314.4225m3/h相当于1859.804kg/m3假设预冷段出口粗气温度为30℃，压力为1050mmH2O〔=10.2974kPa〕,饱和水蒸气分压为4.2474kPa，那么预冷段出口水蒸气体积为=〔33938.0445－2314.4225〕×=1311.0608m3/h相当于1053.5310kg/m3在预冷段冷凝的水量为1859.804－1053.5310=806.2731〔kg/m3〕同样，终冷段出口的粗气温度为25℃，压力为1000mmH2O(=9.807kPa)时，粗气中的水蒸气分压pv=3.1684kPa，那么终冷段出口水蒸气体积为=〔33938.0445－2314.4225〕×=972.4151m3/h相当于781.4050kg/m3故终冷塔的冷凝水总量为1859.804－781.4050=1078.3991〔kg/m3〕其中，预冷段冷凝水量806.2731kg/m3，终冷段冷凝水量272.1260kg/m3因此，预冷段出口和终冷段出口煤气组成见下表：工程预冷段入口终冷段出口千克/时立方米/时千克/时立方米/时干粗气14565.53139014565.531390水蒸气1053.53101311.0608781.4050972.4151H2S0.62740.41340.62740.4134NH30.94111.24010.94111.2401HCN9.4119.30779.4119.3077粗苯892.4765243.2053892.4765243.2053萘12.5482.195912.5482.1959小计16539.52032908.92316267.39432597.2773冷凝水806.2731--272.1260--〔三〕热量衡算1.预冷段入方煤气带入热量14565.5×0.73×55=584804.83kcal/h=2448460.84kJ/h水蒸气带入热量1859.804×2596.7=4829353.047kJ/h粗苯带入热量892.4765×0.26×55=12762.41kcal/h=53433.67kJ/h硫化氢带入热量0.6274×0.24×4.1868×55=34.674kJ/h氨气带入热量0.9411×2.112×〔273+55〕=652.232kJ/h氰化氢带入热量9.411×1.444×〔273+55〕=4457.35kJ/h萘带入热量12.548××25℃冷却水带入热量〔设水量为W1〕为25W1故带入预冷段的热量为Q预入=7336391+25W12.预冷段出方煤气带出热量14565.5×0.73×25=318984.45kcal/h=1335524.095kJ/h水蒸气带出热量1053.5310×2596.7=2735703.95kJ/h粗苯带出热量892.4765×0.26×30=6961.09kcal/h=29145.27kJ/h硫化氢带出热量0.6274×0.24×4.1868×30=18.913kJ/h氨气带出热量0.9411×2.112×〔273+30〕=602.244kJ/h氰化氢带出热量9.411×1.444×〔273+30〕=4117.61kJ/h萘带出热量12.548××冷凝水带出热量806.2731×30×1×4.1868=101271.126545℃冷却水带出热量〔设水量为W1〕为45W1故带出预冷段的热量为Q预出=4206383.202+45W1令Q预入=Q预出，那么W1=156500.4kg/h3.终冷段设18℃冷却水量为W2kJ/h，那么带入终冷段的热量为Q终入=4206383.202+18W2kJ/h4.终冷段出方煤气带出热量14565.5×0.73×25=265820.45kcal/h=1112936.667kJ/h水蒸气带出热量781.4050×608.2×4.1868=1989778.88kJ/h粗苯带出热量892.4765×0.26×25=5800.91kcal/h=24287.73kJ/h硫化氢带出热量0.6274×0.24×4.1868×25=15.761kJ/h氨气带出热量0.9411×2.112×〔273+25〕=592.306kJ/h氰化氢带出热量9.411×1.444×〔273+25〕=3431.34kJ/h萘带出热量12.548××冷凝水带出热量272.1260×25×1×4.1868=28483.43kJ/h25℃冷却水带出热量〔设水量为W2〕为25W2故终冷段出方热量为Q终出=3159526.112+25W2令Q终入=Q终出，那么W2=149551.01kg/h〔四〕传热面积1.温度差预冷段终冷段煤气55℃→30℃→25℃冷却水45℃→25℃→18℃10℃5℃7℃预冷段温度差Δt1==7.21℃终冷段温度差Δt2==5.94℃2.终冷器根本参数的选取选φ45×3管子，管程走冷却水，壳程走煤气。3.传热系数K〔1〕预冷段传热系数K1预冷段冷却水平均温度为=35℃预冷段传热系数K1计算式为K1=根据预冷段进出口粗气中水蒸气体积含量，求得x==5.4017lgα1=1.69+0.0246×5.4017=1.8229α1=66.51kcal/(m2·h·℃)=278.461kJ/(m2·h·℃)管壁垢层热阻取=0.001m2·h·℃/kcal管壁至冷却水的给热系数α2按下式计算α2=Nu其中，λ—水的导热系数，取λ=0.538kcal/(m2·h·℃)d—水管内径，d=0.039mNu=0.023Re0.8Pr0.4φ管程内水的流速v=0.1049m/sRe=1000×=5628过渡流时的膜系数=0.8935Pr=3.6×=4.28于是求得Nu=0.023×56280.8×4.820.4×0.8935=38.66因此，管壁到冷却水的给热系数α2=38.66×=533.3kcal/(m2·h·℃)将以上各值代入K1计算式，得K1==55.60kcal/(m2·h·℃)〔2〕终冷段传热系数K2终冷段冷却水平均温度为21.5℃终冷段传热系数K2计算式为K2=根据终冷段进出口粗气中水蒸气体积含量，求得x==3.4835lgα1=1.69+0.0246×3.4835=1.7757α1=59.66kcal/(m2·h·℃)管壁垢层热阻取=0.001m2·h·℃/kcal管壁至冷却水的给热系数α2按下式计算α2=Nu其中，λ—水的导热系数，取λ=0.538kcal/(m2·h·℃)d—水管内径，d=0.039mNu=0.023Re0.8Pr0.4φ管程内水的流速v=0.1063m/sRe=1000×=4176过渡流时的膜系数=0.8177Pr=3.6×=6.89于是求得Nu=0.023×41760.8×6.890.4×0.817=32因此，管壁到冷却水的给热系数α2=32×=424.2kcal/(m2·h·℃)将以上各值代入K2计算式，得K2==49.52kcal/(m2·h·℃)4.热负荷量预冷段Q1=7336301kJ/h-4206383.202kJ/h=3129917.798kJ/h终冷段Q2=4206383.202kJ/h-3159526.112kJ/h=1046857.09kJ/h5.传热面积预冷段F1==1864.84m2终冷段F2==850.04m25.2洗苯塔原始数据：煤气温度为25℃，塔前煤气压力1000mmH2O，塔后煤气压力为700mmH2O，从煤气中吸收的粗苯量为892.4765-31390×2×0.001=829.7kg/h。物料平衡工程入洗苯塔时湿粗气量出洗苯塔时湿粗气量千克/时立方米/时千克/时立方米/时干粗气14565.53139014565.531390水蒸气781.4050972.4151781.4050972.4151粗苯892.4765243.205362.7717.106H2S0.62740.41340.62740.4134NH30.94111.24010.94111.2401HCN9.4119.30779.4119.3077萘12.5482.195912.5482.1959小计16267.39432597.277315437.687532371.178湿煤气实际流量入塔时V1=32597.2773=32296.75m3/h出塔时V2=32371.178=32986.52m3/h塔内平均流量V=〔32296.75+32986.52〕/2=32641.64m3/h洗油量＝iγ油V=1.7×1.055×32641.64=58542.78kg/h油气比i取为1.7L/m煤气，油密度取γ油=1.055kg/L,V=32641.64m3/h贫富油实际含苯量煤气实际含苯量塔前α1==27.6336g/m3塔后α2==1,9029g/m3用焦油作为洗油时，与洗苯塔塔后煤气含苯量相平衡的贫油允许含苯量x(单位为%)满足以下公式：0.0224=式中:2-出塔含苯量，1.9029g/mx--洗油含苯量，%Mm—洗油的平均分子量,160Mb—粗苯的分子量，82.2P—煤气总压力,mmHgP2