粗苯合成的計算

1、 2 粗笨工段的工藝過程及工藝選擇 焦爐煤氣經(jīng)硫銨工段脫除氨后進入粗苯工段,粗苯工段的主要任務是將煤氣進行煤氣終冷除萘,吸收苯族烴和脫苯.下面分別進行對完成這三響任務的工藝論證.2.1煤氣的終冷及洗萘工藝回收煤氣中的苯族烴的適量溫度為21-27左右,在飽和器后溫度通常是在50-56, 50-56的煤氣進入終冷塔，被有噴淋下來的富油洗萘。富油進塔溫度比煤氣溫度高5-7，煤氣含萘可由2000-2500mg/Nm³降到500-800mg/Nm³。除萘后的煤氣進入終冷塔，該塔為隔板式，分兩段。下段用從涼水架來的循環(huán)水冷卻至20-23的循環(huán)水噴淋，將煤氣再冷卻25左右，額外水從終冷塔

2、底部經(jīng)水封管流入熱水池；然后用泵送至涼水架，經(jīng)冷卻后自流入冷水池。再用泵送至終冷冷塔的上下兩端，送往上端的水須于間冷器用低溫水冷卻，由于終冷器只是為了冷卻煤氣，所以終冷循環(huán)水量可減至2.5-3噸/1000標米³煤氣左右,因此,在回收苯族烴之前,煤氣必須進行最終冷卻.由于在煤氣冷卻和部分水蒸氣冷凝的同時,也有萘從煤氣中析出,所以,煤氣的最終冷卻同時也兼有除萘的作用.我國焦化廠目前所采用的煤氣終冷及除萘的工藝流程主要有四種,即:煤氣終冷和機械除萘工藝;煤氣終冷和焦油洗油工藝;洗油萘和煤氣最終冷卻工藝;橫管終冷噴灑輕焦油洗萘工藝.2.1.1煤氣終冷和機械化除萘工藝該工藝流程如圖2-1所示.

3、來自硫銨工段煤氣在終冷塔內自下而上流動,在流動過程中與經(jīng)由隔板孔眼噴淋而下的冷卻水流密切接觸，從55-60冷卻至21-27,部分水汽被冷凝下來,同時還有相當數(shù)量的萘也從煤氣中析出,并被水沖洗下來,煤氣含萘量可從2000-3000mg/Nm³,降到800-1200mg/Nm³。冷卻后的煤氣去洗苯塔脫苯。含萘冷卻水由塔底經(jīng)水封管自流入機械化刮萘槽,水和萘在槽中分離后,水自流入涼水架冷卻到30-32,再由泵抽送經(jīng)冷卻器冷卻到21左右后,回終冷塔循環(huán)使用。在刮萘槽中積聚的萘,定期用水蒸氣間接加熱熔化后流入萘的揚液槽，再用水蒸汽壓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

4、來熔化萘，熔萘后的冷凝液自流返冷凝鼓風段，這樣既簡化了操作又改善了勞動條件。 該流程的優(yōu)點是操作穩(wěn)定,便于管理,缺點是該工藝流程的除萘率受冷卻水溫的影響，故塔后的煤氣含萘量較高。水和萘不能充分分離,部分萘被水帶到?jīng)鏊? 增加了涼水架清掃工作，因其排污水量大，刮萘槽結構復雜且笨重，基建費高。該洗萘法僅用于硫銨生產(chǎn)工序之后。2.1.2煤氣終冷和焦油洗萘工藝煤氣終冷和焦油洗萘工藝流程如圖2-2:煤氣在終冷塔內的過程同前所述。含萘冷卻水從終冷塔底部流出，經(jīng)液封管導入焦油洗萘器底部并向上流動。熱焦油經(jīng)伸入器的分布管均勻噴灑在篩板上，通過篩板孔眼向下流動，在與水對流接觸過程中將水中含萘降到800mg/N

5、m³以下。洗萘后的焦油從洗萘器下部排出，經(jīng)液位調節(jié)器流入焦油槽。焦油在循環(huán)使用24小時后，經(jīng)加熱靜止脫水用泵送往焦油車間加工處理，送空的焦油槽再接受冷鼓工段的新鮮焦油以備循環(huán)洗萘使用。從洗萘器上部流出的水進入水澄清槽，分離出殘余焦油后，自流到?jīng)鏊?。分離出的焦油及浮在水面上的油類、萘等混合物自流到焦油槽。焦油洗萘比機械化除萘 效率高，但操作復雜。該流程的優(yōu)點是不僅可以把冷卻水中的萘幾乎全部清除，而且對水中的酚有一定萃取作用結果，減少涼水架的清掃次數(shù)，有利于冷卻水的進一步處理。缺點是操作復雜，出口煤氣含萘量高，用水量大，后期仍需進行污水處理。2.1.3油洗萘和煤氣終冷工藝油洗萘和煤氣終

6、冷工藝流程圖如圖2-3 飽和器來的50-55的煤氣進入木格填料洗萘塔底部，塔頂噴灑溫度為55-57的洗苯富油進行洗萘。富油進塔溫度比煤氣溫度高5-7，使煤氣含萘可由2000-2500mg/Nm³降到500-800mg/Nm³。除萘后的煤氣進入終冷塔，該塔為隔板式，分兩段。上段用從涼水架來的循環(huán)水冷卻至20-23的循環(huán)水噴淋，將煤氣再冷卻25左右，額外水從終冷塔底部經(jīng)水封管流入熱水池；然后用泵送至涼水架，經(jīng)冷卻后自流入冷水池。再用泵送至終冷冷塔的上下兩端，送往上端的水須于間冷器用低溫水冷卻，由于終冷器只是為了冷卻煤氣，所以終冷循環(huán)水量可減至2.5-3噸/1000標米³

7、;煤氣。該流程的優(yōu)點是塔后煤氣含萘量要前兩種工藝流程，用水量為水洗萘的一半，因而可減少含酚污水的排放量。缺點是該流程油洗萘在較為高的溫度下進行，塔后煤氣含萘量仍較高，煤氣溫度波動；操作復雜，洗油耗量大，脫苯困難，仍需進行污水處理。2.1.4橫管終冷噴灑輕質焦油洗萘工藝橫管終冷噴灑輕質焦油洗萘工藝如圖2-4 從硫銨工段來的煤氣由塔頂進入，與連續(xù)噴灑的輕質焦油并流差速接觸速冷，至橫管段繼續(xù)冷卻至21-25，同時脫萘至450毫克/標米³以下，然后從塔底排出，進入旋風捕霧器除掉夾帶的焦油，萘和凝結水霧，然后去洗苯塔。輕質焦油由其補充至塔底循環(huán)油槽，循環(huán)油由槽底泵出至槽中部，頂部噴灑，與橫管束

8、和煤氣接觸換熱，同時溶解煤氣中析出的萘，然后經(jīng)液封回循環(huán)槽。（此過程中，循環(huán)油槽內，入塔處，出塔處油溫基本相同）。焦油循環(huán)至一定程度，用泵送至焦油上段。18的冷凍水由塔下部橫管冷卻器進入，向上經(jīng)串聯(lián)著的各橫管器與塔內循環(huán)油，煤氣間接換熱繩溫，然后從塔的外部排出。由于該工程主要依靠降低煤氣的溫度使煤氣中萘析出，并由輕質焦油將萘溶解，因此煤氣溫度需降至21左右。如此低溫，就決定了必須要有低溫水的焦化廠才易采用該工藝。該流程的優(yōu)點是：1、此工藝不僅對煤氣中的萘的脫除率高，而且冷卻效果非常好。出口煤氣約21左右，煤氣含萘量大約在350-450mg/Nm³。2、無須洗油，只須自產(chǎn)輕質焦油，節(jié)約

9、洗油耗量；煤氣中的萘直接轉入焦油，降低了萘的損失。3、該系統(tǒng)阻力小，風機電耗低；操作維護簡便；無污染；占地面積小，基建費用少。4、由于煤氣冷卻不直接與水接觸，所以無含酚污水的處理。綜合上述的四種工藝，通過比較，第四種優(yōu)點突出，徐州地區(qū)有低溫的水源。因此本設計采用第四種方法即：橫管終冷噴灑輕質焦油洗萘工藝。2.2洗苯工藝從焦爐煤氣中回收的苯族烴可采用下列方法：1、洗油吸收法：洗油吸收煤氣中的苯族烴為典型的物理吸收，是在洗滌塔中回收煤氣中的苯族烴。將吸收了苯族烴的洗油（富油）送至脫苯塔蒸餾裝置中，以提取粗苯。脫苯后的洗油（貧油）冷卻后重新送至洗滌塔循環(huán)使用。洗油吸收法又分為常壓吸收法和加壓吸收發(fā)。

10、加壓吸收法可強化生產(chǎn)過程，適于煤氣在遠距離或用作合成氨廠原料的情況下采用2、吸附法：煤氣通過具有微孔組織，接觸表面很大的活性炭或硅膠等固體吸附劑。苯族烴即被吸附在其表面上直至達到飽和狀態(tài)。被吸附的苯族烴可用直接水蒸汽進行提取。用活性炭吸附劑可將煤氣中的苯族烴幾乎完全吸附下來。此法要求煤氣凈化的程度較高，加之吸附劑價格昂貴，因此在工業(yè)上的應用受到一定的限制，而多用于煤氣中的苯族烴的定量分析。3、凝結法：在低溫加壓的情況下，使苯族烴從煤氣中冷凝出來。此法比吸附法所得粗苯質量好。但煤氣的壓縮及冷凍過程復雜，動力消耗大，設備材質要求高。目前，國內外焦化廠主要采用洗油吸收法回收煤氣中的苯族烴。用洗油回收

11、煤氣中的苯族烴所采用的洗苯塔雖有多種形式，但工藝流程基本相近。下面只簡單介紹用木格填料塔回收粗苯的流程，如圖2-5：煤氣經(jīng)最終冷卻到21-25，含苯族烴為25-40克/標米³煤氣，依次進入三個洗苯塔在塔內與逆向流動的洗油接觸后 ，從最后的洗苯塔出來的煤氣中苯族烴的含量要求低于2克/標米³。洗苯塔的煤氣直接回脫硫后回焦爐供加熱使用及作冶金工廠的其他燃料。含粗苯為0.2-0.4%的貧油，由洗油槽用泵送往洗苯塔頂，并依次經(jīng)過各塔后，含苯量增至2.5%，此含苯富油從塔底經(jīng)U型管排入接受槽。由此，再用泵送往脫苯工序，脫苯后的貧油經(jīng)冷卻后再回貧油槽供循環(huán)使用。在最后一個洗苯塔的噴頭上部

12、射捕霧層，以捕集被煤氣帶走的油滴，減少洗油的損失，也避免洗油進入煤氣。近年來，為解決木材短缺問題，采用篩板塔，鋼板網(wǎng)填料，不銹鋼填料以及塑料花環(huán)填料洗苯塔，取得了較好的效果，洗苯塔臺數(shù)可減少為一至兩臺。我國焦化廠洗滌用的洗油主要有焦油洗油和石油洗油。吸收放又分為焦油洗油吸收法和石油洗油法。2.2.1焦油洗油吸收法焦油洗油是高溫焦油加工時230-300的餾分,由于大多數(shù)焦化廠都能自得,所以應用廣泛,其質量指標已在第一章中列出如表1-3.焦油洗油的含萘量除規(guī)定要小于13%外,還要求其含苊量不大于5%,是為了保證在10-15時無固體沉淀物。萘苊因熔點較高,在常溫下易析出固體結晶,因此應控制其含量。但

13、是萘苊同芴,氧及洗油中其他高沸點組分混合時,能生成低熔點的有關各組分的共熔點混合物,所以洗油中存在一定數(shù)量的萘,則有助于降低洗油析出沉淀物的溫度。洗油含酸量高時,會與水形成乳化物,從而破壞吸苯的操作,且酚的存在使洗油變稠,黏度大,因此必須嚴格控制洗油中的含酚量。2.2.2石油洗油吸收法用石油洗油回收苯族烴的工藝與焦油洗油苯族烴的工藝流程一樣,只是在設計油槽時,須要考慮經(jīng)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，油水分離容易及操作簡便等優(yōu)點。石油洗油的質量指標見表2-1石油洗油穩(wěn)定性好，脫萘能力強。但石油洗油吸收能力低，故循環(huán)洗油比用焦油洗油時大，因而洗油在循環(huán)使用過程中，會形成不溶

14、于洗油的油渣，造成換熱設備的堵塞而破壞正常的加熱制度。同時，含有油渣的洗油與水能形成穩(wěn)定的乳濁液而影響生產(chǎn)。 石油洗油質量指標 表2-1名 稱單 位指 標比重（20）黏度蒸餾試驗： 初餾點 350前餾出量凝固點含水量固體雜物Rl 50°%不大于0.89不大于1.5不小于265不小于95低于20不大于0.2無綜上所述，由于石油洗油洗苯工藝存在很多問題尚未解決，設備選型上存在難題，所以一般不采用石油洗油工藝，而多采用焦油洗油洗苯工藝。2.2.3、粗苯回收原理及影響因素洗油回收粗苯的原理用洗油回收煉焦煤氣中的粗苯是一種吸收過程。其吸收機理是建立在雙膜理論基礎上。雙膜理論的基本觀點如下：相互

15、接觸的氣液兩流體間存在著穩(wěn)定的相界面，界面兩側各有一很薄的有效滯留膜層。由于兩流體的主體充分揣動，濃度的均勻的，全部的濃度變化集中在兩個有效膜層內，且吸收過程在界面處達平衡。因此擴散過程的全部阻力也就等于氣膜和液膜的阻力之和，這個阻力的大小也就決定了吸收速率的大小。影響粗苯吸收的因素在吸收過程中，如果吸收系數(shù)比較大，那么進入液相的量也較大，也就是說吸收進行的完全。為此，我們通過氣相進入液相的量的多少來討論回收進行的程度。煤氣中的苯族烴在洗苯塔乃被回收的程度稱為回收率?；厥章适窃u價洗苯操作的重要指標，可按下式表示：=1-a2/a1 式中：-粗苯回收率，% a1，a2洗苯塔入口，出口煤氣中苯含量，

16、克/標米³?；厥章实拇笮∪Q于下列因素：煤氣和洗油中苯族烴的含量；煤氣流速幾其壓力；洗油循環(huán)量及其分子量；吸收溫度；洗苯塔的構造，對填料塔則為填料表面積及其特性等?，F(xiàn)分述如下：1、吸收溫度的影響吸收溫度指洗苯塔內氣體液體兩相接觸面的平均溫度，它取決于煤氣和洗油的溫度，也受大氣溫度的影響。吸收溫度是通過吸收系數(shù)和吸收推動力的變化而影響粗苯回收率的。吸收溫度增高，吸收系數(shù)有些增大，但不顯著。當煤氣中苯族烴的含量一定時，溫度愈低，洗油中與其呈平衡的粗苯含量愈高；因而當提高溫度時，洗油中與其呈平衡的粗苯含量愈低，因此溫度升高，吸收推動力隨之減小。吸收溫度不宜過高，也不宜過低。適宜為25左右，

17、實際操作溫度波動于2030之間。2、 洗油的分子量及循環(huán)油量的影響當其它條件一定時，洗油的分子量變小將使洗油中粗苯含量變大，即吸收得愈好。但洗油的分子量也不宜過小，否則洗油在吸收過程中損失較大，并在脫苯蒸餾時不易與粗苯分離。增加循環(huán)洗油量可降低洗油中粗苯的含量，增加氣液間的吸收推動力，從而提高粗苯回收率。但循環(huán)洗油量也不易過大，以免過多增加電、蒸汽耗量和冷卻用水量。3、 貧油含苯量的影響其它條件一定時，入塔貧油中粗苯含量愈高，則塔后損失愈大?，F(xiàn)行規(guī)定塔后煤氣中粗苯含量低于2g/m³。如果一步降低貧油中的粗苯含量，雖有助于降低塔后損失，但將增加脫苯蒸汽時的水蒸汽耗量，使粗苯180前餾出

18、率減少，即相應增加粗苯中溶劑油的生成量，并使洗油的耗量增加。4、 吸收表面積的影響填料的表面積愈大，則煤氣與洗油接觸的時間愈長，回收過程進行得也愈完全。5、 煤氣壓力和流速的影響煤氣壓力增大時，其擴散系數(shù)隨壓力的增加而減小，因而使吸收系數(shù)降低。但隨煤氣壓力的增加，煤氣中苯族烴的分壓將成比例地增加，從而使吸收推動力迅速增加，吸收速率也將增大。煤氣速度的增大時吸收系數(shù)增大，可提高氣液相接觸的旋流程度和提高洗苯塔的生產(chǎn)能力。所以加大煤氣速度可強化吸苯過程，但太大，會使洗苯塔阻力和霧沫夾帶量急劇增加。2.3脫苯工藝由洗苯工序過來的含苯富油需進行脫苯。用一般蒸餾的方法可以把富油中的粗苯蒸出來 。但為達到

19、需要的脫苯程度，則需將富油加熱到250-300，這在實際上是不可行的，但為了降低脫苯蒸餾的溫度，可采用水蒸汽蒸餾法或真空蒸餾法。我國焦化廠均采用水蒸汽蒸餾法脫苯，或稱氣提法脫苯。按照富油的加熱方式的不同，可分為蒸汽加熱法和管式爐加熱法兩種。按照粗苯產(chǎn)品又可分為生產(chǎn)一種苯的方法和生產(chǎn)兩種苯的方法。本設計任務是生產(chǎn)一種苯，下面將蒸汽加熱和管式爐加熱生產(chǎn)一種苯的方法分別加以介紹。2.3.1 蒸汽加熱法生產(chǎn)一種苯蒸汽加熱法生產(chǎn)一種苯的工藝如圖2-6： 由洗滌工序來的富油在分離器下面的三格中，被脫苯塔來的蒸汽加熱至70-80，然后進入貧富油換熱器，被來自脫苯塔的溫度為130-140的熱貧油加熱到90-1

20、00，最后在富油預熱器中用低間接蒸汽加熱到135-145，進入脫苯塔頂部進行脫苯。從脫苯塔頂部溢出的粗苯，洗油蒸汽和水蒸氣的油汽和水汽混合物進入分縮器下面三格中與富油換熱，并在分縮器頂上的一格用冷水冷卻，從而之大部分洗油汽和水汽冷凝下來，從分縮器頂部溢出的即是粗苯蒸汽。為得到合格的粗苯產(chǎn)品，可用冷卻水水量控制分縮器頂部蒸汽溫度，之其在86-89的范圍內。由分縮器頂部溢出的粗苯蒸汽進入冷凝冷卻器，在此用冷水冷凝冷卻到25-30，做經(jīng)粗苯分離器將水分出后計量槽進入粗苯儲槽。進入分離器的油氣和水汽混合物，在分離器底部兩格所形成的冷凝液為重分縮油，在分縮器頂部兩格所形成的冷凝液為輕分縮油。輕、重分縮油

21、分別進入油水跟力氣，與水分離后與富油混合并送往脫苯塔。從粗苯、輕分縮油、重分縮油油水分離器排出的分離水均進入控制分離器進一步分離，以減少洗油損失。從脫苯塔底部排出的貧油溫度比富油溫度低3-5，自流入貧富油換熱器，與富油換熱并冷卻至110-120后，再回到脫苯塔底熱貧油槽，在此用貧油泵送到貧油冷卻器冷卻至25-30后，送往洗苯塔循環(huán)噴灑。由于洗油在循環(huán)使用當中質量變壞。為保持循環(huán)洗油量的1-1.5%由富油入塔的管路引入洗油再生器，在此，洗油被間接蒸汽加熱至160-180，并用過熱蒸汽直接蒸吹，從再生器頂部蒸吹出來的溫度為135-175 的油氣和水汽的混合蒸汽進入脫苯塔的底部。再生器底部的殘渣油可

22、靠設備內的蒸汽壓力間歇地或連續(xù)地排至殘渣油槽。2.3.2、管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯的工藝管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯的工藝流程如圖2-7來自洗苯塔的富油先進入分縮器，被從脫苯塔來的粗苯油氣加熱到70-80，然后入貧富油換熱器，被熱貧油加熱到130-140后進入管式爐。加熱到180-190的富油，從第14層板進入脫苯塔。熱貧油從脫苯塔底部經(jīng)貧富油換熱器自流入脫苯塔下部的熱貧油槽，溫度120左右，然后用泵送到貧油冷卻器到25-30送回洗苯塔循環(huán)使用。從脫苯塔頂出來的粗苯蒸汽，進入分縮器，溫度從170-180，降到90左右，部分水蒸汽被冷凝下來，然后進入冷凝冷卻器，粗苯和水從冷凝冷卻器下部流入油水分離器進行

23、分離。從油水分離器出來的粗苯進入粗苯儲槽。輕、重分縮器分別進入油水分離器分離。為保證洗油質量，從管式爐加熱后的富油管線引出1-2%的富油進再生器，于此用管式爐過熱至400-450的蒸汽進行蒸吹。再生器頂排出溫度為190-200的水汽，油汽與粗苯汽一起進入脫苯塔，再生器底部殘渣定期排放。管式爐加熱法生產(chǎn)一種苯與蒸汽加熱法生產(chǎn)一種苯相比具有以下優(yōu)點：1、 粗苯回收率高；2、 蒸汽耗量低；3、 酚水量少等優(yōu)點。2.3.3、脫苯原理及影響因素脫苯原理（蒸汽法）脫苯原理實際是精餾原理，由揮發(fā)度不同的組分組成的混合液在精餾塔內進行部分汽化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)的過程。在精餾過程中，當加熱互不相溶的

24、液體混合物時，如果此混合物的蒸汽分壓之和達到塔內的總壓時，液體即行沸騰。所以。在脫苯蒸餾過程中通入大量直接水蒸汽，當塔內的總壓力一定時，若氣相中水蒸汽所占的分壓愈高，則粗苯和洗油的蒸汽分壓就愈低，這樣就可以在較低的脫苯蒸餾溫度（遠比250-300的溫度低）下，便可將粗苯完全地從洗油中蒸出來。影響脫苯的因素1、在塔底溫度下各組分在蒸汽壓。提高富油預熱溫度，則塔底貧油溫度也相應提高。貧油中各組分的蒸汽壓增大，從而使粗苯的蒸出率也增加。2、脫苯塔內操作壓力提高塔內操作壓力時，各組分的蒸出率相應減少。反之，則相應增加。3、脫苯塔的塔板層數(shù)增多加料板以下的塔板數(shù)n，可使各組分的蒸出率增大，特別是對甲苯，

25、二甲苯的蒸出率影響較大。6、 直接蒸汽量、溫度提高直接蒸汽量，可使各組分的蒸出率增加。反之則各組分的蒸出率減小。此外還有富油的預熱溫度和含苯量。2.4 本設計工藝詳述2.4.1工藝流程詳述2.4.2輕質焦油終冷洗萘工藝流程見圖2-4。由硫銨工段來的煤氣，溫度為50-60，進入終冷塔頂空噴塔，與從循環(huán)油槽來的連續(xù)噴灑的輕質焦油同流差速接觸速冷，再進入橫管段繼續(xù)冷至21-25，同時脫萘至0.45克/標米³以下，后從塔底排出，進入旋風捕霧器除掉的大部分焦油，凝結水霧，進入煤氣總管送至洗苯塔。由終冷塔下來的輕質焦油經(jīng)過U型管自流入塔底循環(huán)油槽。再由循環(huán)油泵從槽底抽出至塔頂噴灑。循環(huán)到一定含萘

26、量時，用泵送至焦油工段或冷鼓工段。打開輕質焦油槽至循環(huán)油槽的閥門，新輕焦油依靠液位差自流入循環(huán)油槽，大約補充新洗油約2小時。18冷凝水由塔下部橫管冷卻器進入，向上經(jīng)串聯(lián)著的橫管器與塔內循環(huán)油，煤氣間接換熱升溫后 塔的上部外排。2.4.3洗苯工藝流程見圖2-5。（采用一個洗苯塔）煤氣經(jīng)最終冷塔卻器至約21進入洗苯塔。塔前煤氣中含苯族烴25-40克/標米³，在塔內與逆流流動的洗油接觸后，出塔煤氣中含苯族烴低于2克/標米³。從脫苯工序來的貧油含粗苯0.2-0.4%，用貧油泵送至洗苯塔頂部，從塔頂噴淋而下，含苯量增至2.5%左右，經(jīng)過U型管自流入塔底富油槽。再用富油泵從油槽底部抽出

27、，送往脫苯工序。脫苯后的貧油循環(huán)使用。當塔底油槽液位降低時，用貧油泵從新鮮洗油槽中抽新洗油補充，以維持液位穩(wěn)定。2.4.4脫苯工藝流程見圖2-7。從洗滌工序來的洗油先進入分縮器換熱，被從脫苯塔來的汽體加熱到70-80，然后進入貧富油換熱器，溫度升到120左右，然后送到管式爐加熱到180-190。熱富油從脫苯塔14層塔板進入。熱貧油從脫苯塔底部靠液位差送入貧富油換熱器，被冷卻到75左右，再流回塔底油槽。然后用貧油泵從塔底抽出到貧油冷卻器，冷卻到25-30，回洗苯塔循環(huán)使用。從脫苯塔頂出來的粗苯蒸汽，送入分縮器，部分水蒸氣被冷凝下來，然后進入冷凝冷卻器，粗苯和水從冷凝冷卻器下部流入油水分離器進行分

28、離。從油水分離器出來的粗苯進入儲槽。輕、重分縮器進一步分離，分離水送至地下水井。輕、重分縮器進入地下槽與富油混合后處理使用。為保證洗油質量，從管式爐加熱后的富油管線引出1-2%的富油進再生器。于此用管式爐過熱至400-450的蒸汽進行蒸吹。器頂排出溫度為190-200的水汽，油汽與粗苯汽一起進入脫苯塔，再生器底部殘渣定期排放。 3 主要設備論證及選型 前面我們介紹了四種終冷洗萘工藝，它們各自使用的終冷塔也不同。煤氣終冷和機械化除萘工藝用金屬隔板塔。此塔其有傳熱，傳質好的優(yōu)點，但在終冷塔后出口煤氣的含萘量較高，萘的脫除率低，終冷水和萘不能很好地分離。煤氣終冷和熱焦油洗萘工藝使用帶焦油洗萘器的煤氣

29、終冷塔（篩板塔）。此塔雖然具有擴散推動力大的優(yōu)點，但操作不穩(wěn)定，對水質的要求高。油洗萘和煤氣終冷工藝中使用的是橫管式終冷塔。此工藝洗萘與終冷分開，投資高，不易小廠借鑒。橫管終冷噴灑輕質焦油洗萘工藝使用橫管終冷洗萘塔。它的優(yōu)點：不僅終冷效果好，除萘效果也好；系統(tǒng)阻力小，操作維修簡便，節(jié)約點耗；不需含酚污水處理。根據(jù)本設計在第二章所確定選用的終冷除萘工藝、流程，可確定選用與該工藝相配套的終冷塔橫管終冷洗萘塔。3.1洗苯塔目前，我國焦化廠采用的洗苯塔主要有空噴塔，板式塔和填料塔，下面分別加以介紹。3.1.1空噴塔空噴塔一般為多段噴灑，沒段下部均設有煤氣分布器，相鄰兩段設有煤氣通過的錐性散罩，底部設有

30、許多個噴嘴組成的洗油噴灑裝置，其上設有備用的中央噴嘴，從頂部灑下來的洗油經(jīng)降液管引到下段。洗油從第二段起來采用循環(huán)噴灑。用空噴塔洗苯具有以下優(yōu)點：投資省，處理能力大，阻力小，不堵塞等。缺點：洗苯效率低，塔后煤氣含苯量高，洗油循環(huán)量大，動力消耗大。3.1.2板式塔（孔板塔）板式塔主要有穿流式篩板塔。該塔容易實現(xiàn)最佳流體力學條件，即增加氣液兩相的接觸面積，提高兩相的湍流程度，迅速更改兩相界面以減小其擴散阻力。這種塔結構簡單，容易制造，生產(chǎn)能力大，投資省，節(jié)約金屬材料，且安裝和維修簡便。其缺點是塔板的效率受負荷變動的影響較大。3.1.3填料塔填料洗苯塔是應用較早，較廣的一種塔。塔內填料了用木格，鋼板

31、網(wǎng)，金屬螺旋，帖拉累托填料，鮑爾環(huán)，鞍形填料以及塑料花環(huán)填料等。1、 木格填料塔 該塔型在我國焦化廠應用較多，它具有阻力較小，操作穩(wěn)定等優(yōu)點。但也存在著生產(chǎn)能力小，設備龐大、苯重，投資和操作費用高及木材耗量大等缺點。因此在一些國家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。2、鋼板網(wǎng)填料塔該塔型在國內已被采用。該填料塔與木格填料塔相比，具有比表面積大，吸收率高，阻力小，動力消耗小等優(yōu)點，但制造麻煩，價格昂貴，處理能力小。3、金屬螺旋填料塔金屬螺旋填料塔采用鋼帶和鋼絲繞成，其比表面積大，重度小由于形狀復雜，填料層的持液量大，因此吸收劑與煤氣接觸時間較長，又由于煤氣通過填料時攪動激烈，因而吸收效率較高。

32、但難于制造，價格昂貴。這種填料在蘇、美應用較多。4、塑料花環(huán)填料塔 塑料花環(huán)填料是近年來又國外引進的高效填料，經(jīng)過實踐檢驗證明，花環(huán)填料是一種具有比表面大，空隙來率高，阻力小，處理能力大，液體分布好，濕潤率高，投資省，占地少，節(jié)省能耗，制造安裝容易，操作方便等突出優(yōu)點的填料。國家有關部門鑒于該填料具有以上優(yōu)點，已要求推廣使用高效花環(huán)填料洗苯塔。根據(jù)以上的論述，本設計采用塑料花環(huán)填料洗苯塔。各型式洗苯塔經(jīng)濟比較見表3-1?；ōh(huán)填料洗苯塔與其他填料洗苯塔的經(jīng)濟比較見表3-2。 各種型式洗苯塔經(jīng)濟比較 表3-1塔型使用廠家及規(guī)模萬噸焦/年塔的直徑與塔高 mm臺數(shù)及單重，T總容積比總重量比總占地比泵（

33、閥）臺數(shù)總投資比總阻力 Pa木格子邯鄲鋼廠603500H=37003834.19833（9）3.62000浮動閥濟鋼603500H=23001351.021.1>11（3）0.71000鋼板網(wǎng)新余603500H=35002543.53.522（6）1.61000日本 空噴塔寶鋼1806200H=440032105.97312（9）3.151500西德 鋼板網(wǎng)寶鋼1803800H=510011981.774.4>11（8）2.61200國產(chǎn) 花環(huán)濟鋼603200H=2700131111<1（3）1600日 本花環(huán)戶煙602800H=27002-1.53-<22（6）71.

34、51100 花環(huán)填料與其它填料經(jīng)濟比較 表3-2各種填料塔與濟鋼的相比（濟鋼花環(huán)填料）木格子填料塔鋼板網(wǎng)填料塔日本花環(huán)填料塔西德鋼板網(wǎng)塔日本空噴塔泵多用電 萬kwh多用塔臺數(shù)多占地多用煤氣閥門 個多用泵 臺增加投資增大阻力 Pa86.5*22/362>2/313001511/2312/54001521/2311/2200-600301/3-3/560027521/26112/3900*包括鼓風機電耗從以上兩表可以看出，幾乎在所有比較項目中，花環(huán)填料塔都優(yōu)于其它塔型（包括填料塔），它是當前國內最先進的洗苯塔。采用花環(huán)填料塔代替木格子填料塔洗苯時，對于年產(chǎn)110萬噸焦碳的焦化廠，可節(jié)省160

35、余萬遠，泵的電耗節(jié)省173萬kwh，價值18萬元，并可獲得節(jié)省占地，縮短基建周期等社會效益。國內生產(chǎn)的三種型號的花環(huán)填料規(guī)格如下： 表3-3型號外經(jīng)內厚環(huán)數(shù)高（cm）容重kg/m空隙率%比表面積填充個數(shù)使用溫度HX1(x)HZ1(z)HD1(d)47cm73cm95cm3*33*43*6912121927.537111102888889901851279432.5*10³/m³8*10³/m³3.6*10³/m³1201201203.2脫苯塔我國焦化廠采用的脫苯塔有圓形泡罩塔，條形泡罩塔以及浮閥塔等，以條形泡罩塔應用最廣。泡罩塔是工業(yè)

36、上應用最久的一種塔板型式，該種塔型 的優(yōu)點是：不易發(fā)生漏液現(xiàn)象，有較好的操作彈性，即當氣、液負荷有較大的波動時，仍能維持幾乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，對各種物料的適應性強，操作經(jīng)驗豐富。缺點是：塔板結構復雜，金屬耗量大，造價高，板上液層厚，氣體流動曲折，塔板壓降大，兼因霧沫夾帶現(xiàn)象較嚴重，限制氣速的提高，故生產(chǎn)能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，氣體分布不均勻，也影響了板效率的提高。浮閥塔是在泡罩塔與篩板塔兩種型式的基礎上而衍生的一種新塔型。該塔型具有以下優(yōu)點：生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔是造價低，氣體壓強降及液面落差較小，塔板條件變差，使塔內堵塞嚴重，氣體，液體分布不均勻，阻

37、力增加，后果較為嚴重。根據(jù)目前的使用證明泡罩塔的操作，運行更為穩(wěn)定。雖然浮閥塔具有很多優(yōu)點，但因其防腐較差，操作不易穩(wěn)定，故選用條形泡罩塔作為本設計的脫苯塔。3.3終冷塔通常終冷塔有金屬板式直接終冷塔，帶焦油洗萘器的煤氣終冷塔及橫管終冷塔。根據(jù)本設計所確定的終冷除萘工藝流程，可確定選用與該工藝配套的橫管終冷塔。具體情況后面有詳細說明。3.4貧油冷卻器和貧富油換熱器3.4.1貧油冷卻器我國焦化廠應用貧油冷卻器主要有：空氣水噴淋式冷卻器，浮頭管殼冷卻器和螺旋板換熱器三種。國內應用較多的是浮頭管殼式貧油冷卻器。近年來，螺旋板換熱器在我國焦化廠得到廣泛應用。除可作為貧油冷卻器使用之外，還可以作貧油換熱

38、氣，蒸氨廢水換熱器等。螺旋板換熱器與普通換熱器相比較，具有以下優(yōu)點：1、傳熱效率高。該設備可進行逆流，并流和錯流操作，其總傳熱系數(shù)約為列管式換熱器的三倍左右。最突出的特點是對低溫熱源進行熱交換時，有極好的效果。如在液液逆流型中為保持逆流的溫差，其出入口溫差可以小到最小限度。冷卻水用量也最小。 它傳熱系數(shù)大。對液液逆流型換熱器來說，總傳熱系數(shù)K可高達1200-2800 kcal/m.h. 。而列管式換熱器的平均傳熱系數(shù)K只為500 kcal/m.h. 。2、結構緊湊，占地面積小。所需面積只為列管式換熱器的1/2-1/4。3、它能自行清除污垢。因螺旋板的通道是單通道，如果通道內處沉積了污垢，此處的

39、通道截面積就會減少，流速就相應增高，污垢易被沖刷掉。因此幾乎不用人工清掃，可延長清掃周期。另外，它還有鋼材耗量少，成本低等優(yōu)點，但它阻力較大，與列管式換熱器相比，當螺旋通道的當量直徑與圓管直徑相等時，則前者阻力為后者的2-3倍。兩種換熱器的經(jīng)濟效益經(jīng)濟效益比較見表3-4至表3-5鑒于以上優(yōu)點，本設計選用螺旋板換熱器作為貧油冷卻器。3.4.2貧富油換熱器由于所需換熱面積較大，為了節(jié)省用地本設計選用浮頭管殼式換熱器作為貧富油換熱器。管殼式換熱器與螺旋板換熱器的經(jīng)濟效益比較見表3-4，價格比較見表3-5。螺旋板換熱器與管殼式換熱器經(jīng)濟效益比較 表3-4項 目種 類螺旋板式管殼式傳熱系數(shù) kcal/m

40、²·h·堵塞情況體積耐壓重量（隨壓力，溫度變）材質壓力損失P，kg/cm²管內流速m/s管外流速m/s600-1500不堵小低8T /160m²=50 kg/m²不銹鋼大（0.5-2）1-2（有時>2）100-5006T/160m²=37.5 kg/m²0.5-1.5液體0.4-2，氣體10-20螺旋板式與管殼式換熱器價格比較 表3-5單臺設備重量，t螺旋板式換熱器價格 元/噸列管式式換熱器價格 元/噸 碳鋼1Cr18Ni9Ti碳鋼1Cr18Ni9Ti11-55-10103800350032002900250

41、00240002300022000550051004800450030000280002600024000 4主要設備 管道的工藝計算和選型4.1終冷塔計算依據(jù)： 干煤氣體積產(chǎn)量V: 50000Nm3/h 粗苯回收率 A粗苯：0.95% (占干煤重量) 硫銨工段來煤氣溫度飽和/溫度：56/504.1.1物料衡算 煤氣質量產(chǎn)量G煤氣V×煤氣50000×0.455=22750Kg/h ,其中，煤氣0.455kg/ Nm3 是干煤氣密度。 干煤量G煤V÷煤氣50000÷0.340147058.82kg/h ,其中 ，0.340 Nm3/kg ，是干煤氣產(chǎn)率。

42、煤氣中質量流量GG煤×E=147058.82×0.2%=294.12kg/h ,其中 ，E=0.2% ，是占干煤量的質量百分比。 煤氣中體積流量V= G÷ =294.12÷1.518=193.75 Nm3/h,其中，1.518kg/ Nm3, 是的密度。 煤氣中粗苯含量GG煤×A+ V×F=147058.82×0.95%+50000×0.002=1497.06kg/h ,其中，A0.95% ，是粗苯加收率(占干煤質量百分比)；F0.002kg/ Nm3 是洗苯塔塔后煤氣粗苯含量。 煤氣中粗苯體積流量V G/ 149

43、7.06/（82.2/22.4）=408.25 Nm3 /h ,其中 ，3.667kg/ Nm3 ，是粗苯蒸氣密度。 混合煤氣體積流量VV+ V+ V 50602 Nm3 /h 終冷塔塔前煤氣中水蒸氣體積流×P50 /(P入+10333P50)50602×1255/（1100+10333-1255）=6239.48 Nm3 /h , 其中 ，P50 1255mmH2O ,是50（塔前煤氣露點）下水蒸所飽和蒸氣壓；P入 1100mmH2O ,是入終冷塔煤氣壓力（表壓）。 終冷塔塔前煤氣中水蒸氣大質量流量×18/22.4=6239.48kg/h ,其中，18kg/km

44、ol是水的摩爾質量，22.4 Nm3 /kmol 是標準情況下干摩爾氣體的體積。 終冷塔塔后煤氣中水蒸氣體積流量×P21 （P出 +10333P21）50602×253/（1000+10333253）1155.44 Nm3 /h ，其中，P21 253mmH2O ,是21（終冷溫度）下水蒸氣飽和蒸氣壓；P出 1000mmH2O ,是出終冷塔煤氣壓力（表壓）。 終冷塔塔后煤氣中水蒸氣質量流量=×18/22.41155.44×18/22.4928.48kg/h 。表4-1：進出終冷塔煤氣主要組分的質量流量和體積流量組分 質量流量（kg/h） 體積流量（Nm3

45、 /h）干煤氣 22750 50000硫化氫 294.12 193.75進塔 粗 苯 1497.06 408.25水蒸氣 5013.86 6239.48干煤氣 22750 50000 硫化氫 294.12 193.75出塔粗 苯 1497.06 408.25 水蒸氣 928.48 1155.444.1.2 熱量恒算 .入終冷塔煤氣帶入熱量: 1.干煤氣帶入熱量QV×H56 =50000×83.931=4196500kj/h ,其中 ，H56 83.931kj/h ，是干煤氣56(終冷塔前溫度)下的焓值。 2.H2S帶入熱量 QG×56×C=294.12&

46、#215;56×1.522=25068.44kj/h 其中C（56）1.522kj/kg. ,是H2S在56(終冷塔前溫度)下的比熱。 3.粗苯帶入熱量QG×H粗苯（56）1497.06×494.11739712.32kj/h a其中H粗苯（56）494.11kj/kg ,是粗苯蒸汽在56（終冷塔塔前溫度）下的焓值。H粗苯（56）4.18×（103+56×C）,而 C（20.7+0.026×56）/ M, M=82.2 ,是粗苯的分子質量。 4.水蒸氣帶入的熱量Q×H（56）5013.86×2600.7713039

47、896.67kj/h 其中，H（56）2600.77kj/kg ，是水蒸氣在56（終冷塔塔前溫度）下的焓值。 因此塔前煤氣總共帶入熱量QQ+ Q+ Q+ Q4196550+25068.44+739712.32+13039896.6718001227.4kj/h 1.干煤氣帶出熱量 QV×H21 50000×31.6311581550kj/h ,其中 ，H21 31.631kj/ Nm3 ,是干煤氣21（終冷溫度）下的焓值。 2H2S帶出熱量 QG×21×C=294.12×21×1.505=9295.66kj/h 其中C（21）1.50

48、5kj/kg. ,是H2S在21(終冷塔后溫度)下的比熱。 3粗苯帶出熱量 QG×H粗苯（21）1497.06×453.66679156.24kj/h a其中H粗苯（21）453.66kj/kg ,是粗苯蒸汽在21（終冷塔塔后溫度）下的焓值。H粗苯（21）4.18×（103+21×C）,而 C（20.7+0.026×21）/ M, M=82.2 ,是粗苯的分子質量。 4水蒸氣帶出的熱量 Q×H（21）928.48×2537.182355720.88kj/h 其中，H（21）2537.18kj/kg ，是水蒸氣在21（終冷塔塔

49、后溫度）下的焓值。因此塔后煤氣總帶出的熱量QQ+ Q+ Q+ Q4625722.78k（忽略其它組分和熱量損失）表4-2:終冷塔熱量平衡表 組分 帶入熱量（kj/h） 帶出熱量（kj/h） 熱量差（kj/h） 干煤氣 4196550 1581550 2615000 硫化氫 25068.44 9295.66 15772.78 粗 苯 739712.32 679156.24 60556.08 水蒸氣 13039896.67 2355720.88 10684175.79 共 計 18001227.4 4625722.78 13375504.624.1.3 終冷塔設計 終冷所用冷卻水是地下水，溫度為1

50、8，出終冷塔水溫升至28，所以冷卻水溫度差為10。 終冷所需冷卻水體積流量WQ/(4.18×10×1000)= 13375504.62/(4.18×10×1000)=319.98 m3 /h。（采用一段或冷卻方式），其中C4.18kj/kg. 是水的比熱，1000kg/m3 ,是水的密度。 冷卻水管的總截面面積 SW/3600319.98/3600×0.7=0.13 m2 ,其中 ，0.7m/s ，是冷卻水的速度。 是管內壁至冷卻水對流傳熱系數(shù) J/·S·K =0.023R (由于水被加熱故n取0.4)橫管終冷塔采用54&#

51、215;3.5mm的無縫鋼管作為終冷塔換熱管，設流速為0.7m/s 所需管子數(shù)為： =74.96取80根 X=×100/2 =×100/2 =7.34其中 ，x是每立方米飽和煤氣中水蒸氣平均貪量（體積百分比），83/ , 18.4/ ,分別是50（塔前煤氣的露點）和21（塔后煤氣的露點）煤氣中水蒸氣含量； ,分別是塔前 ,后煤氣的露點溫度（絕對溫度）。=0.0522x5.36=0.0522×7.34+5.36=5.74 其中由煤氣至管外壁的對流傳熱系數(shù)，單位是J/·S·K。所以1/=1/=0.0032 卻水平均溫度為（28+18）/2=23 查

52、化工原理23時水的物理常數(shù)如下： 黏度 比熱 密度 導熱系數(shù) 則 R=0.047×0.7×997.5/(60.45×)=35065.45 其中 ，=0.047 是所選用的水管的內徑（54×3.5mm）; 是冷卻水的流速。 =0.9359×4.18×0.6045=6.472所以=0.023R =0.023×××/0.04 =2699.06 kcal/·h·為管外壁的污垢熱阻，取2.5(·/W) (化工原理上冊)為管內壁的污垢熱阻，取2.5(·/W) 管壁金屬熱阻 ，查化工原理，取b=2.5 , 所以 ，2.5/45=5.556總傳熱系數(shù) =+=0.0032+0.00025+0.00025+0.0003705+0.0025 =6.57 kcal/·4.1.4 冷卻面積F的計算 計算公式：F=Q/(tm·k) 因為：T 5621 t 2818 t 28 3所以tm（t2-t1）/ln(t2/t1)=11.19所以F=/（tm·K） =13375504.62/(