萬t每a焦化廠粗苯工段的工藝設計

1、萬t每a焦化廠粗苯工段的工藝設計1總論煤是我國最要緊的能源，除了燃燒提供能量以外，煤還能夠通過綜合加 工利用，生產多種化學產品。U前應用最廣，也是最合理成熟的綜合利用是 煉焦化學工業(yè)，隨著煉焦工業(yè)的進展，煤氣及化學產品已不再是舊的燃燒， 而是加以回收利用，專門是煤氣中的芳香燒是寶貴的化工原料，對合理利用 我國煤炭資源，提高經濟效益有十分重要的現實意義。W此，對煤氣中的苯 族燒及奈應盡可能回收完全。粗苯回收工段的要緊任務是，回收煤氣中的苯 族炷及洗除煤氣中的大部分荼。粗苯是多種芳燒和其他化合物組成的混合物，粗苯是要緊成分是苯，甲 苯，二甲苯及三甲苯等。此外，還含有一些不飽和化合物，硫化物及小量的

2、 酚類和毗卩定堿類。當用洗油回收煤氣中的苯族燒時，在所得的粗苯中尚有少 量的洗油輕質懈分。粗苯的組成取決于煉焦配煤的組成及煉焦產物在炭化室內熱解的程度。 粗苯各組成的平均含量如表1一1。此外，粗苯中酚類的含量通常在0. 1-1.0% 之間，毗唳堿類的含量不超過0.5%。當硫讓工段從煤氣回收毗唳堿類時，則 粗苯中的毗卩定堿類含量不超過0. 01%0粗苯的各要緊組分均在1809的懈出物稱為溶劑油。在測定粗苯中各組 分的含量和運算產量時，通常把180C前詡出量當作100%來來運算，故以其 18(rc前的懈出量作為懈出量質量的指標之一。粗苯在180C前的懈出量取決 于粗苯工段的工藝流程和操作制度。18

3、09前的館出量越多，粗苯的質量就 越好，一樣要求的180C前的懈出量為9395%粗苯。各組分的平均含平量表1-1組分分子式含量%苯CeHs55 70甲苯CH （CH：） 312 22二甲苯CeH： （CHx） z2.0-6三甲苯CsH, （CH：） 32.0-5不飽和化合物712其中：環(huán)戊二烯C4K6 67 2苯乙烯CeHsCHCHz05l0苯并咲喃及同系物CH0L 0-2.0荊及同系物GHa1. 52 5硫化物（按硫i卜）0. 31, 5其中：二硫化碳cs=0. 31, 5噬吩CHS0.27 2苯及溶劑油三種產品。粗苯是淡黃色的透殼液體，比水輕，不溶于水。 在儲存時，由于輕質不飽和化合物的氧

4、化和聚合形成的樹脂狀物質能溶解于 粗苯中使其著色并專門快地變暗。粗苯是易燃的物質，閃點12C。粗苯蒸 汽在空氣中的濃度在1. 47. 5% （體積）范疇內時，能形成爆炸性混合物， 此工段要求嚴禁煙火，電機防爆。粗苯工段的產品，依工藝過程的不同而異。一樣生產輕苯和重苯，但也 可生產粗苯一種產品或輕苯，重苯。1、設計任務：本設汁為100萬t/a焦化廠粗苯回收工段設汁。2、條件：（1）、廠址：徐州郊區(qū)（2）、氣象條件：大氣壓力：767mmHg751mmHg23. 4m/s冬季夏季最大風速最大平均風速 最多風向兒頻率: 全年夏季19. 3m/s東北東南東、 東、 2工藝論證及選擇焦爐煤氣經硫鞍工段脫除

5、氨后進入粗苯工段，在此進行苯族燒的回收和 制取.該工段的要緊任務是完成煤氣終冷除蔡，苯族燒的回收和脫苯三項任 務.下面分不進行對完成這三響任務的工藝論證.2.1煤氣的終冷及洗蔡工藝回收煤氣中的苯族燒的適量溫度為21-27-C左右，在飽和器后溫度通常 是在50-56C的煤氣進入木格式洗苯塔，被噴淋下來的富油洗荼。富油進塔 溫度比煤氣溫度高0-7 C ,煤氣含蔡可山2000-2500mg/Nm降到 500-800mg/Nm o除蔡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-C的循環(huán)水噴淋，將煤氣再冷卻25C左 右，額外水從終冷塔底部經水封管流入熱水池；然后

6、用泵送至涼水架，經冷 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，山于終冷器只是為了冷卻煤氣，因此終冷循環(huán)水量可減 至2. 5-3噸/1000標米3煤氣左右，因此，在回收苯族燒之前，煤氣必須進行最 終冷卻.山于在煤氣冷卻和部分水蒸氣冷凝的同時，也有蔡從煤氣中析出，因 此,煤氣的最終冷卻同時也兼有除荼的作用.我國焦化廠U前所采納的煤氣終冷及除蔡的工藝流程要緊有四種，即: 煤氣終冷和機械除蔡工藝;煤氣終冷和隹油洗油工藝；洗油蔡和煤氣最終冷 卻工藝;橫管終冷噴灑輕焦油洗荼工藝.2.1 橫管終冷噴灑輕質焦油洗蔡工藝橫管終冷噴灑輕質焦油洗荼工藝如圖2-4煤氣.-

7、橫管終冷洗蔡塔2 輕質焦汕循環(huán)泵3-備用泵或液下泵4-輕質焦油槽5地下槽煤氣廠C/I從硫鞍丄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，至橫管段連續(xù)冷卻至225C,同時脫荼至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，蔡片和凝聚水霧，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，與橫管束和煤氣接觸換熱，同時溶解煤氣中析出的荼，然后經液 封回循環(huán)槽。（此過程中，循環(huán)油槽內，入塔處，出塔處油溫差不多相同）。 焦油循環(huán)至一定程度，用泵送至焦油上段O 18C的冷凍水由塔下部橫管冷卻 器進入，向上經審聯著的各橫管器與塔

8、內循環(huán)油，煤氣間接換熱繩溫，然后 從塔的外部排出。由于該工程要緊依靠降低煤氣的溫度使煤氣中荼析出，并由輕質焦油將 荼溶解，因此煤氣溫度需降至2C左右。如此低溫，就決定了必須要有低溫 水的焦化廠才易采納該工藝。該流程的優(yōu)點是：1、不僅對煤氣中的蔡的脫除率高，而且冷卻成效專門好。出口煤氣約 2C左右，煤氣含荼量大約在350-450mgW。2、無須洗油，只須自產輕質焦油，節(jié)約洗油耗量；煤氣中的荼直截了 當轉入焦油，降低了荼的缺失。3、該系統阻力小，風機電耗低；操作愛護簡便；無污染；占地面積小, 基建費用少。4、山于煤氣冷卻不直截了當與水接觸，因此無含酚污水的處理。2.2洗苯工藝從焦爐煤氣中回收的苯族

9、燒可采納下列方法：Is洗油吸取法：用洗油在洗滌塔中回收煤氣中的苯族燒。將吸取了苯族燒的洗油（富油） 送至脫苯塔蒸鐳裝置中，以提取粗苯。脫奔后的洗油（貧油）冷卻后重新送 至洗滌塔循環(huán)使用。洗油吸取法乂分為常壓吸取法和加壓吸取發(fā)。加壓吸取 法可強化生產過程，適于煤氣在遠距離或用作合成氨廠原料的悄形下采納。2、吸附法：煤氣通過具有微孔組織，接觸表面專門大的活性炭或硅膠等固體吸附 劑。苯族燒即被吸附在其表面上直至達到飽和狀態(tài)。被吸附的苯族燒可用直 截了當水蒸汽進行提取。用活性炭吸附劑可將煤氣中的苯族燒兒乎完全吸附下來。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

10、，而多用于煤氣中的苯族燒的定量分析。3、凝聚法：在低溫加壓的悄形下，使苯族燒從煤氣中冷凝出來。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，國內外焦化廠要緊采納洗油吸取法回收煤氣中的苯族燒。用洗油回收煤氣中的苯族燒所采納的洗苯塔雖有多種形式，但工藝流程 差不多相近。下面只簡單介紹用木格填料塔回收粗苯的流程，如圖2-5：煤氣經最終冷卻到25-27C,含苯族燒為25-40克/標米3煤氣，依次進 入三個洗苯塔在塔內與逆向流淌的洗油接觸后，從最后的洗苯塔出來的煤氣 中苯族燒的含量要求低于2克/標米3。洗苯塔的煤氣直截了當回脫硫后回焦 爐供加熱使用及作冶金工

11、廠的其他燃料。含粗苯為0.2-0.4%的貧油，山洗油 槽用泵送往洗苯塔頂，并依次通過各塔后，含苯量增至2. 5%,此含苯富油從 塔底經I；型管排入同意槽。由此，再用泵送往脫苯工序，脫苯后的貧油經冷 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射捕霧層，以捕 集被煤氣帶走的油滴，減少洗油的缺失，也幸免洗油進入煤氣。圖2-5從煤氣中吸取苯族桂的工藝流程洗苯塔2-新洗油槽3-貧油槽4-貧油泵5-半富油泵6-富油泵7-接受槽近年來，為解決木材短缺咨詢題，采納篩板塔，鋼板網填料，不銹鋼填 料以及塑料花環(huán)填料洗苯塔，取得了較好的成效，洗苯塔臺數可減少為一至 兩臺。我國焦化廠洗滌用的洗油要緊有焦油洗

12、油和石油洗油。吸取放乂分為焦 油洗油吸取法和石油洗油法。221焦油洗油吸取法焦油洗油是高溫隹油加工時230-300C的懈分，由于大多數焦化廠都能 自得，因此應用廣泛。焦油洗油的含奈量除規(guī)定要小于13%外，還要求其含危量不大于5%,是為 了保證在10 - 15C時無固體沉淀物。蔡危因熔點較高，在常溫下易析出固體結 晶，因此應操縱其含量。然而蔡危同豺，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，因此洗油中存在一定數量的蔡, 則有助于降低洗油析出沉淀物的溫度。洗油酚含量高時,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，因此必須嚴格操縱洗 油中的

13、含酚量。山于石油洗油洗苯工藝存在專門多咨詢題尚未解決，設備選型上存在難 題，因此一樣不采納石油洗油工藝，而多采納焦油洗油洗苯工藝。2.3脫苯工藝由洗苯工序過來的含苯富油需進行脫苯。用一樣蒸的方法能夠把富油 中的粗苯蒸出來。但為達到需要的脫苯程度，則需將富油加熱到250-3009, 這在實際上是不可行的，但為了降低脫苯蒸懈的溫度，可采納水蒸汽蒸懈法 或真空蒸懈法。我國焦化廠均采納水蒸汽蒸懈法脫苯，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。 按照粗苯產品乂可分為生產一種苯的方法和生產兩種苯的方法。本設計任務 是生產一種苯，下面將蒸汽加熱和管式爐加熱生產一種苯的方

14、法分不加以介 紹。2.3.1蒸汽加熱法生產一種苯蒸汽加熱法生產一種苯的丄藝如圖2-6：5-脫苯塔6-殘渣池-粗笨餡槽8-產品泵g-分縮器二-冷凝冷卻器二-重油水分離器輕油水分離器 -粗笨油水分離器：厶-控制分離器山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*C,然后進入貧富油換熱器，被來自脫苯塔的溫度為1307409的熱貧 油加熱到90T0(rC,最后在富油預熱器中用低溫間接蒸汽加熱到135-1459, 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

15、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 合格的粗苯產品，可用冷卻水水量操縱分縮器頂部蒸汽溫度,之其在86-89C 的范疇內。山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 25-3(rc,做經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 車分縮油，在分縮器頂部兩格所形成的冷凝液為輕分縮油。輕、重分縮油分 不進入油水跟力氣，與水分離后兌入富油送往脫苯塔。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操縱分離 器進一步分離，以減少洗油缺失。從脫苯塔底部排出的貧油溫度比S油溫度低3-5C,自流入貧

16、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-C后，送往洗被呢塔循環(huán)噴灑。山于洗油在循環(huán)使用中質量變壞。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-i8(rc,并用 過熱蒸汽直截了當蒸吹，從再生器頂部蒸吹出來的溫度為135-175C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靠設備內的蒸 汽壓力間歇地回連續(xù)地排至殘渣油槽。2.3.2.管式爐加熱法生產一種苯的工藝1-管式爐2-再生器3-殘渣池4-脫苯塔5-貧油冷卻器6-貧富油換熱器7-Jg分縮器水

17、分離器8-輕分縮器油水分離器9-粗笨油水分離器10-控制分離器11-粗笨儲權12-產品泵13-分縮器14-冷凝冷卻器15-貧汕泵管式爐加熱法生產一種苯的工藝流程如圖2-7從洗滌工序來的富油先進入分縮器，被從脫苯塔來的氣體加熱到 70-80C,然后入貧富油換熱器，被熱貧油加熱后進入管式爐。加熱到 180-190*C的富油，從第14層板進入脫苯塔。熱貧油從脫苯塔底部經貧富油 換熱器自流入脫苯塔下部的熱貧油槽，溫度1209左右，然后用泵送到貧油 冷卻器到25-30-C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170-180r,降到93C 左右，部分水蒸汽被冷凝下來，然后進入冷凝

18、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離。從油水分離器出來的粗苯進入粗苯儲槽。 輕、重分縮器分不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400-450r的蒸汽進行蒸吹。器頂排出溫度為 190-200C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。管式爐加熱法生產一種苯與蒸汽加熱法生產一種苯相比具有以下優(yōu)點： 粗苯回收率高；蒸汽耗量低；酚水量少。3粗苯回收原理3.1粗苯回收原理及阻礙因素3丄1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取過程。其吸取機理是建立在雙膜理論基礎上。雙膜理論的

19、差不多觀點如下：相互接觸的氣液兩流體間存在著穩(wěn)固的相界面，界面兩側各有一專門薄 的有效滯留膜層。山于兩流體的主體充分揣動，濃度的平均的，全部的濃度 變化集中在兩個有效膜層內，且吸取過程在界面處達平穩(wěn)。W此擴散過程的 全部阻力也就等于氣膜和液膜的阻力之和，那個阻力的大小也就決定了吸取 速率的大小。3.1.2阻礙粗苯吸取的因素在吸取過程中，假如吸取系數比較大，那么進入液相的量也較大，也確 實是講吸取進行的完全。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。煤氣中的苯族燒在洗苯塔乃被回收的程度稱為回收率?；厥章适窃u判洗 苯操作的重要指標，可按下式表示：n =l-a2/al式中：q粗苯回

20、收率，%al, a2洗苯塔入口，出口煤氣中苯含量，克/標米3。回收率的大小取決于下列因素：煤氣和洗油中苯族燒的含量；煤氣流速 兒其壓力；洗油循環(huán)量及其分子量；吸取溫度；洗苯塔的構造，對填料塔則 為填料表面積及其特性等?，F分述如下：1、吸取溫度的阻礙吸取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，也受大氣溫度的阻礙。吸取溫度是通過吸取系數和吸取推動力的變化而阻礙粗苯回收率的。吸 取溫度增高，吸取系數有些增大，但不顯著。當煤氣中苯族燒的含量一定時，溫度愈低，洗油中與其呈平穩(wěn)的粗苯含 量愈高；因而當提高溫度時，洗油中與其呈平穩(wěn)的粗苯含量愈低，因此溫度 升高，吸取推動力隨之

21、減小。吸取溫度不宜過高，也不宜過低。適宜為25C左右，操作中洗油溫度應 略高于煤氣溫度以防煤氣中的水汽冷凝進入洗油中。洗油的分子量及循環(huán)油量的阻礙：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 取得愈好。但洗油的分子量也不宜過小，否則洗油在吸取過程中缺失較大， 并在脫苯蒸鐳時不易與粗苯分離。增加循環(huán)洗油量可降低洗油中粗苯的含量，增加氣液間的吸取推動力， 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。貧油含苯量的阻礙：其它條件一定時，入塔貧油中粗苯含量愈高，則塔后缺失愈大?，F行規(guī) 定塔后煤氣中粗苯含量低于2克/標;r。假如一步降低貧油中的粗

22、苯含量， 雖有助于降低塔后缺失，但將增加脫苯蒸汽時的水蒸汽耗量，使粗苯1809 前鐳出率減少，即相應增加粗苯中溶劑油的生成量，并使洗油的耗量增加。吸取表面積的阻礙：填料的表面積愈大，則煤氣與洗油接觸的時刻愈長，回收過程進行得也 愈完全。煤氣壓力和流速的阻礙：煤氣壓力增大時，其擴散系數隨壓力的增加而減小，因而使吸取系數降 低。但隨煤氣壓力的增加，煤氣中苯族燒的分壓將成比例地增加，從而使吸 取推動力迅速增加，吸取速率也將增大。煤氣速度的增大師吸取系數增大，可提高氣液相接觸的旋流程度和提高 洗苯塔的生產能力。因此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。3.2脫苯原理

23、及阻礙因素321脫苯原理（蒸汽法）脫苯原理實際是精憾原理，乂揮發(fā)度不同的組分組成的混合液精係塔內大多次進行部分汽化和部分冷凝，使其分離成兒乎純態(tài)的過 程。在精懈過程中，當加熱互不相溶的液體混合物時，假如此混合物的蒸汽 分壓之和達到塔內的總壓時，液體即行沸騰。因此。在脫苯蒸懈過程中通入 大量直截了當水蒸汽，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，如此就能夠在較低的脫苯蒸懈溫度 （遠比250-300C的溫度低）下，便可將粗苯完全地從洗油中蒸出來。322阻礙脫苯的因素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

24、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，則響應增加。3、脫苯塔的塔板層數增多加料板以下的塔板數n,可使各組分的蒸出率增大，專門是對甲苯，二甲苯的蒸出率阻礙較大。直截了當蒸汽量、溫度提高直截了當蒸汽量，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。4要緊設備論證及選型前面我們介紹了四種終冷洗奈工藝，它們各自使用的終冷塔也不同。煤氣終冷和機械化除荼丄藝用金屬隔板塔。此塔局有傳熱，傳質好的優(yōu) 點，但在終冷塔后出口煤氣的含荼量較高，荼的脫除率低，終冷水和荼不能 專門好地分離。煤氣終冷和熱焦油洗荼

25、工藝使用帶焦油洗荼器的煤氣終冷塔（篩板塔）。 此塔盡管具有擴散推動力大的優(yōu)點，但操作不穩(wěn)固，對水質的要求高。油洗荼和煤氣終冷工藝中使用的是橫管式終冷塔。此工藝洗荼與終冷分 開，投資拓，不易小廠借鑒。橫管終冷噴灑輕質焦油洗荼工藝使用橫管終冷洗荼塔。它的優(yōu)點：不僅 終冷成效好，除蔡成效也好；系統阻力小，操作修理簡便，節(jié)約點耗；不需 含酚污水處理。依照本設汁在第二章所確定選用的終冷除荼工藝、流程，可確定選用與 該工藝相配套的終冷塔一一橫管終冷洗蔡塔。4.1洗苯塔日前，我國焦化廠采納的洗苯塔要緊有空噴塔，板式塔和填料塔，下面 分不加以介紹。4.1.1空噴塔空噴塔一樣為多段噴灑，沒段下部均設有煤氣分布器

26、，相鄰兩段設有煤 氣通過的錐性散罩，底部設有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降液管引到下段。洗油從第二段起來 采納循環(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。4丄2板式塔（孔板塔）板式塔要緊有穿流式篩板塔。該塔容易實現最佳流體力學條件，即增加 氣液兩相的接觸面積，提高兩相的湍流程度，迅速更換兩相界面以減小其擴 散阻力。這種塔結構簡單，容易制造，生產能力大，投資省，節(jié)約金屬材料，且 安裝和修理簡便。其缺點是塔板的效率受負荷變動的阻礙較大。4.1.3填料塔填料洗

27、苯塔是應用較早，較廣的一種塔。塔內填料了用木格，鋼板網， 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)固等優(yōu)點。但 也存在著生產能力小，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、鋼板網填料塔該塔型在國內已被采納。該填料塔與木格填料塔相比，具有比表面積大, 吸取率高，阻力小，動力消耗小等優(yōu)點，但制造苦惱，價格昂貴，處理能力3、金屬螺旋填料塔金屬螺旋填料塔采納鋼帶和鋼絲繞成，其比表面積大，重度小。由于形狀復雜，填料層的持液量大，因此吸取劑與煤氣接觸時刻

28、較長， 乂山于煤氣通過填料時攪動猛烈，W而吸取效率較高。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)填料是近年來乂國外引進的高效填料，通過實踐檢驗證明，花 環(huán)填料是一種具有比表面大，間隙來率高，阻力小，處理能力大，液體分布 好，潮濕率高，投資省，占地少，節(jié)約能耗，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，已要求推廣使用商 效花環(huán)填料洗苯塔。依照以上的論述，本設汁采納塑料花環(huán)填料洗苯塔。4.2脫苯塔我國焦化廠采納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。泡罩塔是丄業(yè)上應用最久的一種塔板型式，該種塔型的

29、優(yōu)點是：不易發(fā) 生漏液現象，有較好的操作彈性，即當氣、液負荷有較大的波動時，仍能堅 持兒乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，對各種物料的適應性強，操作體會豐 富。缺點是：塔板結構復雜，金屬耗量大，造價高，板上液層厚，氣體流淌 曲折，塔板壓降大，兼因霧沫夾帶現象較嚴峻，限制氣速的提高，故生產能 力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，氣體分布不平均， 也阻礙了板效率的提高。依照日前的使用證明泡罩塔的操作，運行更為穩(wěn)固。盡管浮閥塔具有專 門多優(yōu)點，但W其防腐較差，操作不易穩(wěn)固，故選用條形泡罩塔作為本設計 的脫苯塔。4.3貧油冷卻器和貧富油換熱器4.3.1貧油冷卻器我國焦化廠應用貧油冷卻器要緊有

30、：空氣一水噴淋式冷卻器，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，還能夠作貧油換熱 氣，蒸氨廢水換熱器等。螺旋板換熱器與一般換熱器相比較，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 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， 有極好的成效。2、結構緊湊，占地面積小。所需面積只為列管式換熱器的1/2-1/403、它能自行清除污垢。因螺旋板的通道是單通道，假如通道內處沉積 了污垢，此處的通道截面積就會減少，流速就相應增高，污垢易被沖刷

31、掉。 因此兒乎不用人工清掃，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。 鑒于以上優(yōu)點，本設汁選用螺旋板換熱器作為貧油冷卻器。4.3.2貧富油換熱器同樣山于螺旋板換熱器所具有的優(yōu)點，本設計選用螺旋板換熱器作為貧 富油換熱器。5生產工藝講明這部分要緊詳述工藝流程，生產操作規(guī)程及操縱的技術指標。5.1工藝流程詳述5.1.1輕質焦油終冷洗蔡由硫彼工段來的煤氣，溫度為50-609,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，再進入橫管段連續(xù)冷至 225C,同時脫荼至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，凝聚水霧，進

32、入煤氣總管送至洗苯塔。山終冷塔下來的 輕質焦油通過I；型管自流入塔底循環(huán)油槽。再山循環(huán)油泵從槽底抽出至塔頂 噴灑。循環(huán)到一定含蔡量時，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。18C冷凝水山塔下部橫管冷卻器進入，向上經吊聯著的歌橫管器與塔內 循環(huán)油，煤氣間接換熱升溫后塔的上部外排。5.1.2洗苯丄藝流程見圖2-5。(采納一個洗苯塔)煤氣經最終冷卻器至約21C進入洗苯塔。塔前煤氣中含苯族燒25-40 克/標米3,在塔內與逆流流淌的洗油接觸后，出塔煤氣中含苯族燒低于2克 /標米3 O從脫苯工序來的貧油含粗苯0.2-0.

33、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，通過U型管自流入塔底富油槽。再用富 油泵從油槽底部抽出，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，用貧油泵從新奇洗油槽中抽新洗油補充，以堅 持液位穩(wěn)固。5.1.3脫苯工藝流程見圖2-九從洗滌工序來的壺油先進入份縮器換熱，被從脫苯塔來的汽體加熱到 70-80*C,然后進入貧富油換熱器，溫度升到12(rc左右，仁療送到管式爐加 熱到180-190Co熱S油從脫苯塔14層塔板進入。熱貧油從脫苯塔底部靠液 位差送汝貧富油換熱器，被冷卻到75C左右，再流回塔底油槽。然后用份油 泵從塔底抽出到貧油冷卻器，冷卻到25-

34、3(rc,回洗苯塔循環(huán)使用。從脫被呢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 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 送至酚水井。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400-450r的蒸汽進行蒸吹。器頂排出溫度為 190-200-C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。5.2操作技術指標5.2.1終冷洗蔡工藝1、煤氣入橫管終冷塔溫度50-56 r2、塔后煤氣溫度21C3

35、、循環(huán)輕質焦油溫度2527C4、冷卻水出口溫度37C5、輕質焦油循環(huán)量為500?/h6、輕質焦油洗蔡阻力fcl50mmH207、循環(huán)輕質焦油含蔡10-14%5.2.2洗苯工藝1、終冷塔后煤氣溫度21C2、入洗苯塔貧油溫度27-302rC3、循環(huán)洗油兩1. 6-1. 8/1000N 煤氣4、富油含苯量1. 8-2. 5%5、貧油含苯量0. 2-0. 4%6、塔后煤氣含苯量2g/N況7、洗苯塔阻力100 mmH20523脫苯工藝1、溫度操縱指標：、(2)、(3) 、(4) 、(5) 、(6) 、貧富油換熱器富油出口溫度110 - i3（rc； 入洗苯塔富油溫度180-190-C； 分縮器頂部油氣溫

36、度90-93C； 冷凝冷卻器后粗苯溫度20-30C； 再生器頂部溫度180C： 再生器底部溫度200C；2、溫度操縱指標：（1）、脫苯塔底部壓力（表）=0. 4kg/cm頂部壓力（表）=0. 4kg/cm ；（2）、入一匸段中壓蒸汽壓力（表）8kg/cm低壓蒸汽壓力（表）4kg/cm2；（3）、入管式爐煤氣壓力M250 mmH20：、(5) 、(6) 、出管式爐過熱蒸汽主管壓力(表)M250 mmH20； 管式爐富油出口壓力(表)=1. ekg/cm 管式爐阻力(表)2kg/cni2 再生器頂部壓力(表)=0. 5kg/cm3、其它操縱指標：(1)、(2)、0. 5%；入脫苯塔直截了當蒸汽量1

37、. 5/噸i8(rc前粗苯；循環(huán)洗油質量：黏度1.5 E,含酚W0.5%。含荼W他水分W、(5) 、(6) 、蒸懈試驗：23(rC 前 W15%, 30(rC 前 M85%；再生器殘渣質量：30(rC前憾出兩25-30% 貧油含苯量0. 4-0. 6%富油含苯量2-3% 塔后煤氣含奈W0. 2g/曲.5.3工藝布置5. 3布置原則(1) 、洗脫苯工段分洗滌和蒸館兩部分進行布置。(2) 、洗滌部分包括橫管終冷塔，洗苯塔，旋風捕霧器等塔類設備。塔 區(qū)中各塔按工藝順序排成一行。塔區(qū)與泵房間凈距離許多于5米。(3) 、蒸懈部分包括蒸懈系統設備(脫苯塔、冷凝冷卻器、換熱器、管 式爐，分離器和產品槽等)和

38、泵房。產品應單獨布置在產品泵房中，配以防 爆型電動機。(4) 、塔類設備間凈距離應不小于2. 5米，塔徑大于0米者，其凈距離 一樣采納塔徑的一半。(5) 、連接各塔的水平煤氣管道上應設連通的操作平臺。從塔底到塔頂 設帶斜梯的操作走臺，各塔頂部可連通則盡量連通。5.3.2洗脫苯工段設備工藝布置從整個工段來講，依照徐州地區(qū)主導風向：東風和東北風，以及工段具 體悄形進行布置的，共分為終冷、洗苯、廠房、換熱器、蒸懈及管式爐六部 分布置，個部分位置如圖5-1所示下面分不講明個部分的分布悄形：1、終冷部分：考慮到風向咨詢題，就整個焦化廠的布置來講，焦爐應設置下風區(qū)，即 應處于西部，故終冷部分布置在西方，處

39、于粗苯工段的西北角，煤氣走向山 北向南，按流程順序，終冷部分應設在西南角。依照布置原則，終冷塔和旋風捕霧器山北向南排列，且不在一條中心線 上。煤氣管線位于終冷塔底西側，焦油貯槽位于終冷塔西邊，且在同一中心 線上，輕焦油貯的北側為地下槽。2、洗苯部分：終冷部分的南側為洗苯部分。洗苯塔與終冷塔處于一中心線上，塔底東側是洗油槽和新洗油槽，處于 同一中心線上，再靠東山地下放空槽。3、換熱器部分：貧油冷卻器在地下放空槽的東邊，其底線偏北半米，再往東是貧富油換 熱器，與貧油冷卻器處于同一水平線上。4、廠房：靠西側為泵房（洗苯及脫苯油泵、冷卻水泵），往東是配電室、外表操 縱室、丄具室、更衣室和衛(wèi)生間，再往東

40、是產品泵房。5、蒸館部分該部分位于工段的最東側。緊靠換熱器的脫苯塔，再往南依是再生器，殘渣槽，向東，由北向南依 次排列著輕分縮油油水分離器，中分縮油油水分離器，粗苯油水分離器和兩 個操縱分離器，再往東是兩個粗苯中間槽。分凝器和冷凝器處于產品泵房與工具室之上，其中，分縮器靠南側，二 者處于同一中心線上。6、管式爐位于工段的最南側，防止其煙灰或煤氣異味吹向操縱室。本丄段的丄藝布置考慮了通風、防火、防爆等因素。采納露天布置，總 體布置是符合布置原則的。北東.西終冷決熱器管式爐圖5-1洗脫苯工段設備工藝布置6要緊設備的工藝運算和選型設備的選型和運確實是依照前述的粗苯工段工藝流程中提出的要求進 行的。運

41、算過程中對一些參數的選擇，要求考慮實際操作，選型要求考慮實 際操作需要外，還需考慮設備的型號是否為國內大量生產的系列，以便檢修 和更換零件。另外，該工段大部分是定型設備運算只能作為選擇的參考。同 時運算過程中選擇了許多設汁定額中的數拯。下面是要緊設備的丄藝運算及選型。其余設備規(guī)格可見設備一覽表。6.1終冷洗苯部分的工藝運算及設備選型運算依據：煤氣密度/,S產率（占裝煤量）0. 2%/AS密度1.518kg/Vn?粗苯的回收率（占裝煤量）1.05%洗苯塔后煤氣含苯2g/ Nm 粗苯蒸汽密度3.677 kg/NF0. 454kg/ Nm硫鞍丄段來的煤氣溫度/飽和溫度C 58/539終冷溫度C23C

42、炭化室有效容積3& 5n?19. 5h結焦時刻（周轉時刻）依照公式：G蚱NU崔化?。╰Zh）裝爐干煤量：G=2X2X25X3&5X095/195=1876t/h式中每個焦爐組的焦爐個數;N-每座焦爐的炭化室孔數;Vm宅一炭化室有效容積.n?；y f干煤堆積密度，t/n?（取0。95 t/n?）:干煤氣體積產量(Vflpv Nn?/h)： GXV 屮=187.6X345=64722N”F/h干煤氣質量產量(Gw kg/h)： V y 564722X0.454=29383.8 kg/h1、煤氣中含量G$= G 腫 H.S 產率=187.6X0. 2%X 1000=375. 2kg/hH、SJ、s=

43、Gh、s/P 、s=375 2/1. 518=247. 2 W/h2、煤氣中粗苯含量G粗計G煤X粗苯的回收率+ “X塔后煤氣含苯量=187.6X1000X1.05 %+64722X0. 002=2099.2kg/hV 機笨=G n傑 / P 烽=2099. 2/3. 667=570. 9 N屛 /h上述三種氣體流量之和V總=64722+247. 2 + 570. 9=65540. 1 NnP /h =53765.5 kg/h3、塔前煤氣中水蒸氣量（Gkg/h和V堪前M滬/h）塔前煤氣溫度T產58C,煤氣露點To產53C,露點下的水蒸汽壓力肌產=14385paPm煤氣絕對總壓力=大氣壓+煤氣壓力

44、=(10333+1000)X9. 81=113663 pa匕m =5 XL=6554O IX 14385/(113663-14385)=9496. 5NF/h Pl - PoiG 塔前=V 塔前 X 18/22. 4=7631. 12kg/h4、塔后煤氣中水蒸汽量(G朋kg/h和V塔啟M滬/h)塔后煤氣溫度T2=23C露點To2=23C露點下水蒸汽壓力Po2=2809pa塔后煤氣絕對總壓力P,=大氣壓+塔后煤氣壓力=(10333+900) X9.81=112630paV塔廣=叫 X=65540. 1X2809/(112630-2809)=1676. 4MVh心巴一仏G 塔坊=V 塔啟 X 18

45、/22. 4=1676. 4X18/22. 4=1257. 3kg/h6.2橫管終冷洗蔡塔的運算熱量衡算帶入熱量:、干煤氣帶入熱量:q產V煤氣X干煤氣在58C下的焙(2)=64722X20. 88X4. 18=5648832KJ/hq2= G X H/S在塔前溫度下的比熱X塔前溫=375.2X0. 363X58X4. 18=33019.7 KJ/h、粗苯帶入熱量:q 3二 G収 Xi , KJ/h18 X (103+ct)c=(20. 7+0. 026t)/M=(207+a 026X58)/82.2=0. 27Kcal/kg*Ci=4. 18X (103+0. 27X58) =494. 87K

46、j/kg q 3=2099. 2X494. 87 =1038831. 1 KJ/h(4)、水蒸氣帶入熱量:qj= G葉X水蒸氣塔前溫度下的焙=7631. 12X2600. 7=19846253. 8 KJ/h故帶入熱量為: 0 =5 +92+93 + =5648832+33019. 7+1038831. 1+19846253. 8=26566936.6 KJ/h帶出熱量:(1) 、干煤氣帶出熱量：q= V煤飩X干煤氣在23C下的焙=64722X0. 361X4. 18X22 =2148612. 5KJ/h(2)丹出帶出熱量:f2 = G何XH2S在塔前溫度下的比熱X塔前溫度=375.2X0.

47、361X22X4. 18 =12455.7 KJ/h、粗苯帶出熱量：q 3= G機笨xr KJ/hi=4 18X (103+ct) c = (207+a026t)/M =(20. 7 + 0. 026X22)/82. 2=0. 2591Kcal/kgC久 18X (103+0. 2591X22) =454. 35KJ/kg93=2099 2X454. 35=953771. 5 KJ/h（4）、水蒸氣帶出熱量:q/= G塔前X水蒸氣塔前溫度下的焙=1257. 3X2536. 7=3189392. 9KJ/h故帶出熱量為；Q= ql+q+q 3+q=2148612. 5 + 12455. 7+95

48、377L 5 + 3189392. 9 =6304192.6 KJ/h2、冷卻水量：（冷卻水采納18C的地下水出塔溫度為28C左右）則：W= (Q入一Q山)/ (2818) X4. 18X1000= (26566936. 66304192.6) / 1(2818) X4. 18X1000 =20262744/(10X4. 18X1000)=484. 8m7h3、傳熱系數的運算:K 二、1 q 16 b+Qi是山煤氣至管外璧的對流傳熱系數J/mS KIn |=0. 0522x+5 36 式中：X-每n?飽和煤氣（塔前塔后的露點下為飽和煤氣）中水蒸氣的平均含量（體積百分比）査得：塔前露點50C時煤

49、氣水蒸氣含量X|=83g/Nn?塔就露點23C煤氣水蒸氣含量x.=20. 6g/Xm則 x=【器xO.O224x(273 + G哆3 +器x0.0224x(273 + G2%3】 X100一2=7.5 (%)In %=0 0522x+5 36=0. 0522X7.5 + 5. 36 =5.8故：0=330 J/nV S K(2) 、召是管內壁至冷卻水對流傳熱系數J/nf-S-KG=0 023R, 幾” 4 (山于水被加熱故n取0. 4) 4橫管終冷塔采納 32X3.5的無縫鋼管(鋼號為20)管數為185,依照前 面運算得冷卻水量為34. 59m/hW則：管內水速為Us二一S=484. 8/36

50、00/3. 14/(0. 25)7185X4 =1. 48m/s在冷卻水的平均溫度為：空也二23C時水的物性參數如下: 2比熱：C=4. ISKJ/Kg k 導熱系數：2=0.6 叮/in*sk動力黏度：“=9437XK)7pa 密度-p=9982kg/r則：R廣皺=39136.8=蟲1/喚 0.9437 =6 467，A0.61故 G=OO23RS/ df =0. 023X39136. 86467& x(% 25) =0. 023X4721.4X2. IX (0.61/0. 025) =5564. 3J/m S K、管壁 b=0. 0035m,鋼的傳熱系數 A = 52.25 J / nuS

51、K. b/x =0. 0035/52. 25=6. 7 X ICT nf S K/J (管壁熱阻) 査手冊得：管內壁污垢熱阻際牛3.4394甘K/J管外壁污垢熱阻二色二1. 7197 X 1()7 m?SK/J人1則：卩話甩+牛比嚴a.=1/330+1. 7197X107+0. 0035/52. 25+3. 4394X 10+1/5564. 3 =3. 79X 1()7nf S K/J 故：K=263 9J/m S K4冷卻面積的運算:(1) 求平均溫差AT；：煤氣：58Ct23C 冷卻水：28C-18CAT： 30C5C則平均溫差為：幾少嚴2=13. 95 m色(2) 算冷卻面積F：由公武F

52、=Q/ (?； -K)得:F=20262744/(13. 95X 263. 9)=5504. 08 nV 5高度運算:(1)管箱高度橫管冷卻器采納032X3mm鋼管，依照前面運算得冷卻水量為66. 5in7h 設管內流速為0. 7m/s-4心 7x3600因此，n=66 5X4/(0. 7X3600X3. 14X0. 026) =64 根査焦化設計參考資料釆納2X2ni的矩形水箱，需要水箱數n的運算 如下:F=nX Ji XdoXlX2X64 因此n=221. 1/(3. 14X0. 032X2X2X64)=8.6査焦化設計參考資料釆納2X201的矩形水箱，每組管束含4排，則 一組共有35X4

53、 = 140根水管。組間距取60mm,則一個管箱面度為 50 X 6+60+32 X 2 = 424mm,箱間距取 200mm。(2)運算有效管長:塔兩側的管箱錯開半個管箱的高度，形狀如圖;山于沒側的管箱間距為200mnb則每根水管的縱向傾斜距離為lOOmm.如圖:則有效管長為: SgOC3每排可布每組管束含4排，則一組共有 35X4 = 140根水管。組間距取60mnb則一個 管箱高度為 50 X 6+60+32 X 2 = 424mm,箱間距取 200mm。(2)運算有效管長:塔兩側的管箱錯開半個管箱的高度，形狀如圖;由于沒側的管箱間距為200mnb則每根水管的縱向傾斜距離為100mm,如

54、圖:則有效管長為:35根水管，每組管束含4排，則一組共 有35X4 = 140根水管。組間距取6010,則 一個管箱高度為 50X6+60+32X2 = 424mm, 箱間距取200mm。(2)運算有效管長:塔兩側的管箱錯開半個管箱的高度，形狀如圖;山于沒側的管箱間距為200mm,則每 根水管的縱向傾斜距離為100mm,如圖:則有效管長為:X= V2000- +100- = 20025/wn(3) 管箱數:需要水箱數nF=nX Ji XdoX 1X2X64 因此 n=221. 1/(3. 14X0. 032X2X2X64)= & 6(4) 塔高運算;有效管板高度為= 350+424x12 + 200x11+350= 7988 mm兩段噴灑高 度共取Im,煤氣出口 2m,煤氣入口 2叫底部油槽高3口則塔全高:H= 7. 988+1+2+2+3= 15.988m則終冷塔高為16m.6.3洗苯塔的運算：原始數據：塔前煤氣溫度23塔后煤氣溫度23C,塔前煤氣壓力8800Pa,塔后煤氣壓力7300Pa, 從煤氣中吸取的粗苯量為:G=G 煤 X 粗苯回收率=187600 X 1. 05%=1969. 8Kg/