化產(chǎn)工藝學(xué)第四章

焦?fàn)t煤氣一般含苯族烴25～40g/m3，苯族烴是寶貴的化工原料。因此，經(jīng)脫氨后的煤氣需進(jìn)行苯族烴的回收并制取粗苯。從焦?fàn)t煤氣中回收苯族烴采用的方法有洗油吸收法、活性炭吸附法和深冷凝結(jié)法。其中，洗油吸收法工藝簡(jiǎn)單，經(jīng)濟(jì)可靠，廣泛應(yīng)用。

洗油吸收法依據(jù)操作壓力分為加壓吸收法、常壓吸收法和負(fù)壓吸收法。吸收了煤氣中苯族烴的洗油稱(chēng)為富油。富油的脫苯按操作壓力分為常壓水蒸氣蒸餾法和減壓蒸餾法。按富油加熱方式又分為預(yù)熱器加熱富油的脫苯法和管式爐加熱富油的脫苯法。本章重點(diǎn)介紹洗油常壓吸收法回收煤氣中的苯族烴和管式爐加熱富油的水蒸氣蒸餾法脫苯工藝。第四章粗苯的回收與制取

第一節(jié)粗苯的組成、性質(zhì)和質(zhì)量粗苯(benzol)主要含有苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等芳香烴。此外，還含不飽和化合物、硫化物、飽和烴、酚類(lèi)和吡啶鹽基等。當(dāng)用洗油回收煤氣中的苯族烴時(shí)，粗苯中尚含有少量的洗油輕質(zhì)餾分。粗苯的組分取決于煉焦配煤的組成及煉焦產(chǎn)物在炭化室內(nèi)熱解的程度。粗苯各組分的平均含量見(jiàn)表4-1此外，粗苯中酚類(lèi)的含量通常為0.1～1.0%，吡啶堿類(lèi)的含量一般不超過(guò)0.5%。當(dāng)硫銨工段從煤氣中回收吡啶堿類(lèi)時(shí)，則粗苯中吡啶堿含量不超過(guò)0.01%。粗苯的各主要組分均在180℃前餾出，180℃后的餾出物為溶劑油。在測(cè)定粗苯中各組分的含量和計(jì)算產(chǎn)量時(shí)，通常將180℃前的當(dāng)作100%來(lái)計(jì)算，故以其180℃前的餾出量作為鑒別粗苯質(zhì)量的指標(biāo)之一。粗苯在180℃前的餾出量取決于粗苯工段的工藝流程和操作制度。180℃前的餾出量越多，粗苯質(zhì)量就越好，一般要求粗苯的180℃前餾出量為93～95%。粗苯是黃色透明液體，比水輕，微溶于水。在貯存時(shí)，由于低沸點(diǎn)不飽和化合物的氧化和聚合所形成的樹(shù)脂狀物質(zhì)能溶解于粗苯中，使其著色變暗。粗苯易燃，閃點(diǎn)為12℃，粗苯蒸汽在空氣中的濃度為1.4～7.5%（體積）范圍時(shí)，能形成爆炸性混合物。表4-1粗笨各組分的平均含量

粗苯的物化性質(zhì)依據(jù)其組成而定，一般計(jì)算如下：粗苯比熱容：ct=1.604＋0.004367t[kJ/kg·℃]粗苯蒸汽比熱容：[kJ/kg·℃]式中:t—溫度，℃M—粗苯分子量，依粗苯組成而定。粗苯蒸汽熱焓：i=431.24＋c·t式中:t—溫度c—粗苯蒸汽比熱粗苯工段的產(chǎn)品，依工藝過(guò)程的不同而不同。一般生產(chǎn)輕苯和重苯，也可以生產(chǎn)粗苯一種產(chǎn)品或輕苯、精重苯及萘溶劑油三種產(chǎn)品。各產(chǎn)品的質(zhì)量指標(biāo)見(jiàn)表4-2和4-3第二節(jié)用洗油吸收煤氣中的苯族烴一、吸收苯族烴的工藝流程用洗油吸收煤氣中的苯族烴所采用的洗苯塔雖有多種型式，但工藝流程基本相同。填料塔吸收苯族烴的工藝流程見(jiàn)圖4-1。煤氣經(jīng)最終冷卻器冷卻到25～27℃后，依次通過(guò)兩個(gè)洗苯塔，塔后煤氣中苯族烴含量一般為2g/m3，溫度為27～30℃的脫苯洗油（貧油）用泵送至順煤氣流向最后一個(gè)洗苯塔的頂部，與煤氣逆向沿著填料向下噴灑，然后經(jīng)過(guò)油封流入塔底接受槽，由此用泵送至下一個(gè)洗苯塔。按煤氣流向第一個(gè)洗苯塔流出的含苯量約為2.5%的富油送至脫苯裝置。脫苯后的貧油經(jīng)冷卻后再回到貧油槽循環(huán)使用。二、吸收苯族烴的基本原理用洗油吸收煤氣中的苯族烴是物理吸收過(guò)程，服從亨利定律和道爾頓定律。煤氣中苯族烴的分壓pg可根據(jù)道爾頓定律計(jì)算：

pg=P·y(4-1)式中：P—煤氣的總壓力，kPa；y—煤氣中苯族烴的體積濃度（或分子分?jǐn)?shù)）。通常苯族烴在煤氣中的濃度以g/m3表示。若已知苯族烴在煤氣中的濃度為ag/m3則換算為體積濃度為：

式中:Mb為粗苯的平均分子量。代入（4-1）有：（4-2）用洗油吸收苯族烴所用的稀溶液可視為理想溶液，其液面上粗苯的平衡蒸氣壓pL可按拉烏爾定律確定：pL=P0·x（4-3）式中：P0—在回收溫度下苯族烴的飽和蒸氣壓，x—洗油中粗苯的分子分?jǐn)?shù)通常洗油中粗苯的含量以C（重量百分?jǐn)?shù)）表示，換算為分子分?jǐn)?shù)為：

式中：Mm—洗油的分子量將此式代入（4-3）有：（4-4）當(dāng)煤氣中苯族烴的分壓pg大于洗油液面上苯族烴的平衡蒸氣壓pL時(shí)，煤氣中的苯族烴即被吸收，pg與pL之間的差值越大，則吸收過(guò)程越易進(jìn)行，吸收速率越快。洗油吸收苯族烴過(guò)程的極限為氣液兩相達(dá)成平衡，此時(shí)，pg=pL，即：（4-5）由于洗油中粗苯的濃度較小，式（4-5）可簡(jiǎn)化為：

（4-6）

因此，在平衡狀態(tài)下a與C之間的關(guān)系為：

（4-7）

或（4-8）

用洗油吸收苯族烴的速率，可按一般傳質(zhì)速率方程式進(jìn)行計(jì)算，即：Q=KF△pm式中:Q—被吸收的苯族烴量，kg/hF—吸收表面積，m2；K—總吸收系數(shù)，kg/（m·h·kPa）；△pm—pg與pL之間的對(duì)數(shù)平均分壓差（吸收推動(dòng)力），kPa上式表明所需吸收表面積F與單位時(shí)間內(nèi)所吸收的苯族烴量Q成正比，與吸收推動(dòng)力△pm及吸收系數(shù)K成反比。例題：設(shè)某洗苯塔出口煤氣壓力P=107.19kPa，溫度為30℃，出塔煤氣中粗苯含量為2g/m3

，洗油分子量160，30℃時(shí)粗苯的飽和蒸氣壓P0=13.466kPa，試求洗油中粗苯含量。解：依題意:a=2;P=107.19;Mm=160;P0=13.466;由式（4-8）：答：洗油中的粗苯含量不應(yīng)大于0.22%.三、影響苯族烴吸收的因素煤氣中苯族烴在洗苯塔內(nèi)被吸收的程度稱(chēng)為粗苯回收率?；厥章适窃u(píng)價(jià)洗苯操作的重要指標(biāo)，可表示為：

式中：η—粗苯回收率，%；a1、a2—洗苯塔入口煤氣和出口煤氣中苯族烴的含量，g/m3回收率的大小取決于下列因素：煤氣和洗油中苯族烴的含量；煤氣流速及壓力；洗油循環(huán)量及其分子量；吸收溫度；洗苯塔的構(gòu)造及填料特性等。1、吸收溫度吸收溫度是指洗苯塔內(nèi)氣液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(guò)吸收系數(shù)和吸收推動(dòng)力的變化而影響粗苯回收率的。提高溫度可使吸收系數(shù)稍有增加，但不顯著，而吸收推動(dòng)力卻顯著減少。式（4-7）中洗油分子量Mm及煤氣總壓P波動(dòng)很小，可視為常數(shù)。而粗苯的飽和蒸汽壓P0是隨著溫度而變的。將式（4-7）在不同溫度時(shí)所求得的a與c的數(shù)值用圖表示，即得圖4-2，4-3所示的苯族烴在煤氣和洗油中的平衡濃度關(guān)系曲線。由圖知，當(dāng)煤氣中苯族烴的含量一定時(shí)，溫度越低，洗油中與其平衡的粗苯含量越高，溫度越高，洗油中與其平衡的粗苯含量則顯著降低。當(dāng)入塔貧油含苯量一定時(shí)間、，洗油液面上苯族烴的蒸氣壓隨吸收溫度升高而增加，吸收推動(dòng)力則隨之減少，致使洗苯塔后煤氣中的苯族烴含量a2（塔后損失）增加，粗苯回收率η降低。圖4-4表明了η及a2與吸收溫度之間的關(guān)系，由圖可知，當(dāng)吸收溫度高于30℃時(shí)，隨著吸收溫度的升高a2顯著增加，η顯著下降。因此，吸收溫度不宜過(guò)高，也不宜過(guò)低。在低于15℃時(shí)，洗油的粘度將顯著增加，使洗油輸送及其在塔內(nèi)的均勻分布和自由流動(dòng)都發(fā)生困難。當(dāng)洗油溫度低于10℃時(shí)，還可能從油中析出固體沉淀物。因此實(shí)際溫度以25℃為宜，在20～30℃之間波動(dòng)。操作中洗油溫度應(yīng)高于煤氣溫度，以防止煤氣中的水汽冷凝而進(jìn)入洗油中，一般規(guī)定洗油溫度在夏季高煤氣溫度高2℃左右，冬季高4℃左右。為保證適宜的吸收溫度，自硫銨工段來(lái)的煤氣進(jìn)洗苯塔前，應(yīng)在最終冷卻器內(nèi)冷卻至18～28℃，貧油應(yīng)冷卻至30℃。圖4-4η和a2與吸收溫度之間的關(guān)系2、洗油的吸收能力及循環(huán)油量由式（4-8）可見(jiàn)，當(dāng)其他條件一定時(shí)，洗油的分子量減小將使洗油中粗苯含量C增大，即吸收能力提高。同類(lèi)液體吸收劑的能力與其分子量成反比，吸收劑與溶質(zhì)的分子量越接近，越容易溶解，吸收越完全。在回收等量粗苯的情況下，如洗油的吸收能力強(qiáng)，使富油的含苯量高，則循環(huán)洗油量也可相應(yīng)減少。圖4-5表明了洗油分子量與其吸收能力的關(guān)系。但洗油的分子量也不宜太小，否則洗油在吸收過(guò)程中揮發(fā)損失較大，并用脫苯蒸餾時(shí)不容易于粗苯分離。送往洗苯塔的循環(huán)洗油量可根據(jù)下式求得：

式中：V—煤氣量，m3/h；a1、a2—洗苯塔進(jìn)、出口煤氣中苯族烴含量，g/m3；L—洗油量，kg/h；C1、C2—洗苯塔進(jìn)出口煤氣中苯族烴含量，%。由上式可見(jiàn)，增加循環(huán)洗油量，可降低洗油中粗苯的含量，增加吸收推動(dòng)力，從而可提高粗苯回收率，但循環(huán)油量也不宜過(guò)大，以免過(guò)多地增加電、蒸汽的耗量和冷卻水的用量。在塔后煤氣含量一定的情況下，隨著吸收煤氣溫度的升高，所需要的循環(huán)耗油量也隨著增加，關(guān)系如圖4-6：圖4-5洗油分子量與其吸收能力的關(guān)系(20℃)實(shí)際的循環(huán)洗油量可按理論最小量計(jì)算：Lmin=（kg/h）（4-17）式中Pb—純苯的飽和蒸氣壓，kPa；Mm—洗油分子量；V—不包括苯族烴的入塔煤氣體積，m3/h；P1—入塔煤氣壓力，kPa；η—要求達(dá)到的苯族烴的實(shí)際回收率；η∞—當(dāng)吸收面積為無(wú)限大時(shí)苯族烴的回收率。η∞=1－實(shí)際循環(huán)油量可取為L(zhǎng)min的1.5～1.6倍。循環(huán)油量可按設(shè)計(jì)額確定。當(dāng)裝入沒(méi)揮發(fā)不在、超過(guò)28%時(shí)，則循環(huán)油量也可按計(jì)定額確定。當(dāng)裝入煤揮發(fā)分不超過(guò)28%時(shí)，則循環(huán)洗油量可取為每噸干裝入煤0.5～0.55m3，當(dāng)裝入煤揮發(fā)分超過(guò)28%時(shí)，則循環(huán)洗油量按每平方米煤氣1.6～1.8L確定，此值稱(chēng)為油氣比。由于石油洗油的分子量比焦油洗油大，因此當(dāng)用石油洗油從煤氣中吸收同一數(shù)量的苯族烴時(shí)，所需循環(huán)油量要比焦油洗油約大30%。3、貧油含苯量貧油含苯量是決定塔后煤氣含苯族烴量的主要因素之一。由式（4-8）可見(jiàn)，當(dāng)其他條件一定時(shí)，出塔煤氣中粗苯含量為2g/m3設(shè)洗苯塔出口煤氣壓力P=107.19kPa，洗油分子量160，30℃時(shí)粗苯的飽和蒸氣壓P0=13.466kPa將有關(guān)數(shù)據(jù)代入（4-8），即可求得與此相相平衡的洗油中粗苯含量C1：計(jì)算結(jié)果表明，為使塔后損失不大于2g/m3，貧油中的最大粗苯含量為0.22%，為了維持一定的吸收推動(dòng)力，C1值應(yīng)除以平衡偏移系數(shù)n，一般n=1.1～1.2。若取n=1.14，則允許的貧油含苯量C1=0.22%/1.14=0.193%，實(shí)際上，由于貧油中粗苯的組形成里，苯和甲苯含量少，絕大部分為二甲苯和溶劑油，其蒸氣壓僅相當(dāng)于同一溫度下煤氣中所含苯族烴蒸氣壓的20～30%，故實(shí)際貧油含粗苯量可允許達(dá)到0.4～0.6%，此時(shí)仍能保證塔后煤氣含苯族烴在2g/m3，如進(jìn)一步降低貧油中的粗苯含量，雖然有助于降低塔后損失，但將增加脫苯蒸餾時(shí)的水蒸氣耗量，使粗苯產(chǎn)品的180℃前餾出率減少，并使洗油的耗量增加。近年來(lái)，國(guó)外有些焦化廠，塔后煤氣含苯量控制在4g/m3左右，甚至更高。這一指標(biāo)對(duì)大型焦化廠的粗苯回收是經(jīng)濟(jì)合理的。另外，從表4-4所列譯本粗苯和從回爐煤氣中分離出的苯族烴的性質(zhì)可以看出，由回爐煤氣中得到的苯族烴，硫含量比一般粗苯高3.5倍，不飽和化合物含量高1.1倍。由于這些物質(zhì)很容易聚合，會(huì)增加粗苯回收和精制操作的困難，故塔后煤氣含苯量控制高一些也是合理的。表4-4一般粗苯和回爐煤氣中分離出來(lái)的苯族烴的性質(zhì)

4、吸收表面積為使洗油充分吸收煤氣中的苯族烴，必須使氣液兩相間有足夠的接觸面積（即吸收面積）。填料塔的吸收表面積即為填料表面積。其值越大，則煤氣與洗油接觸的時(shí)間越長(zhǎng)，回收過(guò)程進(jìn)行的越完全。根據(jù)生產(chǎn)實(shí)踐，當(dāng)塔后煤氣含苯量要求達(dá)到2g/m3時(shí)，對(duì)于木格填料洗苯塔，每小時(shí)1煤氣所需的吸收表面積一般為1.0～1.1m2，對(duì)于鋼板網(wǎng)填料塔，則為0.6～0.7m2，當(dāng)減少吸收面積時(shí)，粗苯的回收率將顯著降低。如圖4-7所示，在吸收面積F=F0時(shí)，粗回收率η為93.56%，隨著F/F0的降低，η也隨之降低，當(dāng)F/F0值在0.5以下時(shí)，η值隨著吸收面積減少而急劇下降，而當(dāng)吸收面積大于F0時(shí)，η值提高得很有限，因此適宜的吸收面積應(yīng)既能保證一定的粗苯回收率又使設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)經(jīng)濟(jì)合理。

5、煤氣壓力和流速當(dāng)增大煤氣壓力時(shí)，擴(kuò)散系數(shù)Dg將隨之減少，因而使喜歡艘系數(shù)有所降低。但隨著壓力的增加，煤氣中的苯族烴分壓將成比例增加，使推動(dòng)系數(shù)顯著增加，因而吸收速率也將增大。由式（4-10），增加煤氣速率可提高氣膜吸收系數(shù)，從而提高吸收速率，強(qiáng)化吸收過(guò)程。但煤氣速率也不宜過(guò)大，以免使洗苯塔阻力和霧沫夾帶量過(guò)大。對(duì)木格填料，空塔氣速以不高于載點(diǎn)氣速的0.8倍為宜。回收率η與上述諸因素之間的關(guān)系為：（4-18）式中η—回收率；m—指數(shù)，；P—煤氣的平均壓力，kPa；F—填料的表面積，m2；V—煤氣量，m3/h；K—總吸收系數(shù)，kg/（m·h·kPa）；b—指數(shù)，；四、洗油的質(zhì)量要求為滿足從煤氣中回收和制取粗苯的要求，洗油應(yīng)具有如下性能：（a）常溫下對(duì)苯族烴有良好的吸收能力（b）具化學(xué)穩(wěn)定性，即在長(zhǎng)期使用中其吸收能力基本穩(wěn)定；（c）在吸收操作溫度下不應(yīng)析出固體沉淀物；（d）易與水分離，且不生成乳化物；（e）有較好的流動(dòng)性，易于用泵抽送并能、在填料上均勻分布。焦化廠用于洗苯的主要有焦油洗油和石油洗油。焦油洗油是高溫煤焦油中230～300℃的餾分，容易得到，為大多數(shù)焦化廠采用。其指標(biāo)見(jiàn)表4-5：要求洗油的含萘量小于13%，含苊不大于5%，以保證在10～15℃時(shí)無(wú)固體沉淀物。萘因熔點(diǎn)較高，在常溫下易析出固體結(jié)晶，因此，應(yīng)控制其含量。洗油含酚高易與水形成乳化物，破壞洗苯操作。另外，酚的存在還易使洗油邊稠。石油洗油的質(zhì)量指標(biāo)如表4-6。石油洗油脫萘能力強(qiáng)，一般在洗苯塔后，可以將煤氣中萘脫至0.15g/m3以下。但洗苯能力弱，故循環(huán)油量比用焦油洗油時(shí)大，因而，脫苯蒸餾時(shí)的耗量也大。石油洗油在循環(huán)使用過(guò)程中會(huì)形成不溶性物質(zhì)—油渣，并堵塞換熱設(shè)備，因而破壞正常的加熱制度。另外，含有油渣的洗油與水還會(huì)形成穩(wěn)定的乳狀液，影響正常操作。洗油的質(zhì)量在循環(huán)使用過(guò)程中、將逐漸變壞，其密度、粘度和分子量均會(huì)增大，300℃前餾出量降低。這是因?yàn)橄从驮谙幢剿形毡阶鍩N的同時(shí)還吸收了一些不飽和化合物，它們?cè)诿簹庵辛虼嫉攘蚧锏淖饔孟?，?huì)聚合成高分子聚合物并溶解在洗油中，因而使洗油質(zhì)量變壞并析出沉淀物，因此在循環(huán)過(guò)程中，洗油的部分輕質(zhì)餾分被出塔煤氣和粗苯帶走，也會(huì)使洗油中高沸點(diǎn)組分含量增多，粘度、密度及平均分子量增大。表4-5焦油洗油質(zhì)量指標(biāo)

表4-6石油洗油的質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)

五、洗苯塔焦化廠采用的洗苯塔類(lèi)型主要有填料塔、板式塔和空噴塔。1、填料塔填料洗苯塔是應(yīng)用較早較廣的一種塔。塔內(nèi)填料可用木格、鋼板網(wǎng)、金屬螺旋、泰勒花環(huán)、鮑爾環(huán)及鞍形填料。2、孔板塔孔板塔容易改善塔內(nèi)的流體力學(xué)條件，即增加兩相接觸的表面積，提高兩相的湍流程度，迅速更新兩相以減小擴(kuò)散阻力。3、空噴塔空噴塔與填料塔相比具有投資省、接觸面積較大、阻力小、不堵塞及制造安裝方便等優(yōu)點(diǎn)，但單段空噴效率低，多段空噴動(dòng)力耗大。多段空噴洗苯塔的氣速可取為1.0～1.5m/s。第三節(jié)煤氣的終冷及除萘目前，焦化廠采用的煤氣終冷除萘工藝流程主要有油洗萘和煤氣終冷以及煤氣先預(yù)冷的油洗萘和煤氣終冷流程。一、油洗萘和煤氣終冷流程洗油萘和煤氣終冷的工藝流程見(jiàn)圖4-13。從飽和器來(lái)的55～60℃的煤氣進(jìn)入洗萘塔底部，經(jīng)由塔頂噴淋下來(lái)的55～57℃的洗苯富油洗滌后，可使煤氣含萘由2～5g/m3降到0.5g/m3左右，除了萘的煤氣于終冷塔內(nèi)冷卻送往洗苯塔。洗苯塔為木格填料，洗萘所需要填料面積為每m3煤氣0.2～0.3g/m3塔內(nèi)煤氣的空塔速度為0.8～1.0m/s。洗萘用的洗油為洗苯富油為洗苯富油，其噴灑量為洗苯富油量的30～35%，入塔富油含萘要求小于8%。吸收了萘的富油與另一部分呢洗苯富油一起送入蒸餾脫苯脫萘。終冷塔為隔板式塔，共19層隔板，分兩段。下段11層隔板用涼水架來(lái)的循環(huán)水噴淋，將煤氣冷卻到40℃左右，上段8層隔板用溫度為20～30℃的低溫循環(huán)水噴淋，將煤氣再冷卻到25℃左右，熱水從終冷塔底部經(jīng)水封管流入熱水池，然后用泵送到?jīng)鏊埽?jīng)冷卻后自送入冷水池，再用泵送到終冷塔的下段，送往上段的水尚需要于冷卻器中用低溫水冷卻.二、煤氣預(yù)冷的油洗萘和煤氣終冷流程

煤氣先預(yù)冷的油洗萘和終冷流程見(jiàn)圖4-14。煤氣先進(jìn)入預(yù)冷塔，被冷卻水冷卻到40～45℃，由于煤氣溫度高于萘露點(diǎn)溫度，故在塔中無(wú)萘析出，預(yù)冷后的煤氣進(jìn)入油洗萘塔內(nèi)，塔內(nèi)煤氣的溫度維持在40～45℃，稀有后的煤氣再經(jīng)最終冷卻器冷卻至25℃左右。此流程由于洗萘溫度低，故經(jīng)洗萘后的煤氣含萘量可降至于0.4～0.5g/m3若采用含萘=的洗苯貧油洗萘，可使煤氣含萘量降至0.2g/m3以下，以保證萘不在預(yù)冷塔析出。

第四節(jié)富油脫苯富油脫苯按其加熱方式可分為預(yù)熱器加熱富油的脫苯法和管式爐加熱富油的脫苯法。前者是利用列管式換熱器用蒸汽間接加熱富油，使其溫度達(dá)到135～145℃后進(jìn)入脫苯塔。后者是利用管式爐用煤氣間接加熱富油，使其溫度達(dá)到180～190℃后進(jìn)入脫苯塔。該法由于富油預(yù)熱溫度高，與前者相比具有下列優(yōu)點(diǎn)：脫苯程度高，貧油含苯量可達(dá)0.1%左右，粗苯回收率高；蒸汽耗量低，每生產(chǎn)1t180℃前粗苯為1～1.5t，僅為預(yù)熱器加熱富油脫苯蒸汽耗量的1/3，產(chǎn)生的污水量少；蒸餾和冷凝冷卻設(shè)備的尺寸小。因此，各國(guó)廣泛采用管式爐加熱富油的脫苯工藝。一、富油脫苯工藝流程1、生產(chǎn)一種苯的流程見(jiàn)圖4-15。來(lái)自洗苯工序的富油依次與脫苯塔頂?shù)挠蜌夂退旌衔?、脫苯塔底排出的熱貧油換熱后溫度達(dá)到110～130℃進(jìn)入脫水塔。脫水后的富油經(jīng)過(guò)管式爐加熱到180～190℃進(jìn)入脫苯塔。脫苯塔頂逸出的90～93℃的粗苯蒸汽與富油換熱后溫度降低到73℃左右進(jìn)入冷凝冷卻器，冷凝液進(jìn)入油水分離器。分離出水后粗苯進(jìn)入回流槽，部分粗苯送至塔頂作回流，其余作為產(chǎn)品采出。脫苯塔底部排出的熱貧油富油換熱器進(jìn)入貧油槽，再用泵送到冷卻器冷卻到25～30℃后去洗苯工序循環(huán)使用。脫水塔頂逸出的含有萘和洗油的蒸汽進(jìn)入脫苯塔精餾段下部，在脫苯塔精餾段切取萘油。從脫苯塔上部斷塔板引出液體至油水分離器分出水后返回塔內(nèi)。脫苯塔用的直接蒸汽是經(jīng)過(guò)管式爐加熱至400～450℃后，經(jīng)由再生器進(jìn)入的，以保持再生器頂部溫度高于脫苯塔底部溫度。

為了保持循環(huán)洗油質(zhì)量，將循環(huán)油量的1～1.5%由富油入塔的管路引入再生器進(jìn)行再生。在此用蒸汽間接將洗油加熱至160～180℃并用蒸汽直接蒸吹，其中大部分洗油被蒸發(fā)并隨著直接蒸汽進(jìn)入脫苯塔底部。殘留于再生器底部的殘油渣，靠設(shè)備內(nèi)部的壓力間歇或連續(xù)地排出到殘油槽。殘?jiān)椭?00℃的餾出量要求低于40%，洗油再生器的操作對(duì)洗油耗量有較大的影響。在洗油塔捕霧、分縮油與水分離及再生操作正常時(shí)，每生產(chǎn)一噸180℃前粗苯的焦油洗油耗量可在100kg以下。2、生產(chǎn)兩種苯的工藝流程

見(jiàn)圖4-16。與生產(chǎn)一種苯流程不同的是脫苯塔逸出的粗苯蒸汽經(jīng)分凝器進(jìn)入兩苯塔。兩苯塔頂逸出的73～78℃的輕苯蒸汽冷卻并分離出水后進(jìn)入輕苯回流槽，部分送往塔頂作回流，其余作為產(chǎn)品采用，塔底引出重苯。3、生產(chǎn)三種產(chǎn)品的工藝流程有一塔式和兩塔式流程。1）一塔式流程即輕苯、精重苯和萘溶劑油均從脫苯塔采出，見(jiàn)圖4-17。自洗苯工序來(lái)的富油經(jīng)油氣換熱器、二段油油換熱器進(jìn)入脫水塔脫水塔頂部逸出的油氣和水汽混合物經(jīng)冷凝冷卻后，進(jìn)入分離器進(jìn)行油水分離。脫水后的富油經(jīng)一段油油換熱器和管式爐加熱到180～190℃進(jìn)入脫苯塔。脫苯塔頂部逸出的輕苯蒸汽經(jīng)與富油換熱、冷凝冷卻并與水分離后進(jìn)入回流槽，部分輕苯送至塔頂作為回流，其余作為產(chǎn)品采出。精重苯和萘溶劑油分別從脫苯塔側(cè)線引出。從塔上部斷塔板上將塔內(nèi)液體引至分離器與水分離后返回塔內(nèi)。2）兩塔式流程即輕苯、精重苯和溶劑油從兩個(gè)塔采出。與一塔式流程不同之處是脫苯塔頂逸出的粗苯蒸汽冷凝冷卻與水分離后流入粗苯中間槽。部分粗苯送至塔頂作為回流，其余粗苯用作兩苯塔的原料。脫苯塔側(cè)線引出萘溶劑油，塔底排出熱貧油。熱貧油經(jīng)換熱器、貧油冷卻器冷卻后至洗苯工序循環(huán)使用。粗苯經(jīng)兩苯塔循環(huán)使用。粗苯經(jīng)兩苯塔分餾，塔頂逸出的輕苯蒸汽經(jīng)冷凝冷卻及油水分離后進(jìn)入輕苯回流槽，部分輕苯送至塔頂作回流，其余作為產(chǎn)品采出。精重苯、萘溶劑油分別從兩苯塔側(cè)線和塔底采出。在脫苯的同時(shí)進(jìn)行脫萘的工藝，可以解決煤氣用洗油脫萘的萘平衡，省掉了富萘洗油單獨(dú)脫萘的裝置。同時(shí)因洗油含萘低，又可進(jìn)一步降低洗苯塔后煤氣含萘量。二、脫苯工藝要點(diǎn)富油脫苯采用一般的蒸餾方法，要達(dá)到要求的脫苯程度，必須將洗油加熱到250～300℃，為了降低脫苯蒸餾的溫度，多采用水蒸氣蒸餾法。為了分析操作因素對(duì)脫苯過(guò)程的影響，假定具有n塊塔板的脫苯塔內(nèi)，每塊塔板上均有的粗苯被蒸出，并沿脫苯塔全高蒸汽壓力是均勻變化的。當(dāng)進(jìn)入脫苯塔的直接蒸汽溫度和洗油溫度相同時(shí)，每蒸出1t180℃前的粗苯，每塊塔板上的蒸汽耗量Gn為：（t/t）（4-19）式中p、pb、pm—分別為在指定塔板上的氣相混合物總壓、粗苯蒸汽和洗油蒸汽的分壓。Mb—粗苯平均分子量。則整個(gè)脫苯塔的蒸汽耗量G為：

t/t（4-20）脫苯蒸餾過(guò)程中通入的直接蒸汽為過(guò)熱蒸汽，以防止水蒸氣冷凝而進(jìn)入塔底的貧油中。當(dāng)入脫苯塔的直接蒸汽溫度高于洗油溫度時(shí)，直接蒸汽用量將隨其加熱程度而成比例地減少，則上式可變?yōu)椋海?-21）式中Tm、Tb—分別為洗油及過(guò)熱蒸汽的絕對(duì)溫度，K。分析上式可以確定直接蒸汽與脫苯蒸餾諸因素間的關(guān)系：（1）富油預(yù)熱溫度與直接蒸汽耗量的關(guān)系此式可由（4-21）繪制說(shuō)明。由圖4-18可見(jiàn)，當(dāng)貧油含苯量一定時(shí)，直接蒸汽耗量隨著富油預(yù)熱溫度的升高而減少，當(dāng)富油預(yù)熱溫度由140℃提高到180℃時(shí)，直接蒸汽耗量可降低一半以上。（2）直接蒸汽溫度與蒸汽耗量的關(guān)系由式（4-21）可見(jiàn)，提高直接蒸汽過(guò)熱溫度，可降低直接蒸汽耗量。因此將低壓蒸汽在管式爐對(duì)流段過(guò)熱到140℃，不但可減少直接蒸汽耗量，而且能改善再生器的操作，保證再生器殘?jiān)秃细瘛＃?）富油含苯量與直接蒸汽耗量的關(guān)系

由圖4-19可見(jiàn)，當(dāng)富油中粗苯含量高時(shí)，在一定的預(yù)熱溫度下，由于粗苯的蒸汽分壓pb較大，則可減少直接蒸汽耗量。

（4）貧油含苯量與直接蒸汽耗量的關(guān)系由圖4-20可見(jiàn)在同一富油預(yù)熱溫度下，欲使貧油含苯量降低，直接蒸汽耗量將顯著增加。（5）脫苯塔內(nèi)總壓與直接蒸汽耗量的關(guān)系由式（4-21）可見(jiàn)，當(dāng)其他條件不變時(shí)，蒸汽耗量將隨著塔內(nèi)總壓的提高而增加。否則，要達(dá)到要求的脫苯程度，塔內(nèi)操作溫度必須增加。在正常操作下，富油中粗苯的含量及脫苯塔內(nèi)的總壓基本穩(wěn)定。所以，富油預(yù)熱溫度及直接蒸汽溫度是影響直接蒸汽耗量的主要因素。三、主要設(shè)備及計(jì)算1、管式爐（1）構(gòu)造簡(jiǎn)介管式加熱爐的爐型有幾十種，按結(jié)構(gòu)可分為箱式爐、立式爐和圓筒爐。按燃料可分為有焰爐，無(wú)焰爐。我國(guó)焦化廠脫苯蒸餾裝置用的管式加熱爐均為有焰燃燒和圓筒爐。圓筒爐的構(gòu)造如圖4-21所示。（2）物料衡算計(jì)算依據(jù)如下：粗苯產(chǎn)量1073kg/h，其組成：苯：76%；甲苯：13%；二甲苯：4%；溶劑油：7%；貧油量：55250kg/h，貧油含粗苯0.4%（貧油中粗苯組成：苯：2.7%；甲苯：19%；二甲苯：31%；溶劑油47.3%）。富油含萘5%。富油含水1%。進(jìn)入脫苯工序的富油量：富油量1073＋55250＋55250×0.4%=56544（kg/h）富油中含水量56544×1%=565（kg/h）富油中含萘量56544×5%=2827（kg/h）洗油量55250－2827=52423（kg/h）

富油組成：kg/hkg－mol/h甲苯18112931.97二甲苯1111.05溶劑油1801.555250洗油52423308.37水56531.39計(jì)57108376.90進(jìn)入管式爐的富油首先經(jīng)過(guò)脫水塔脫水。富油中各組分在脫水溫度和管式爐加熱溫度下的氣化率或各組分在液相中的殘留率，可按下述計(jì)算方法確定。以B、T、X、S、N、m、W分別代表苯、甲苯、二甲苯、溶劑油、萘、洗油和水留在液相中的分率（%），先設(shè)W，再設(shè)B其余各值按下式計(jì)算：

（4-22）

（4-23）

（4-24）

苯82110.53萘282722.09（4-25）（4-26）為了驗(yàn)算B值，須根據(jù)上列各式計(jì)算值，按下式求A值：（4-27）式PB、PT、PX、PS、PN、Pm—各組分在脫水溫度下或管式爐加熱溫度下的飽和蒸氣壓，kPa；Gi—進(jìn)入脫水塔或管式爐的各組分?jǐn)?shù)量，kg/h；Mi—各組分的分子量；P—脫水塔頂或管式爐出口總壓力，kPa；然后，以計(jì)算所得的A值，按式驗(yàn)算B。如果計(jì)算的B與假定的B值相等，則證明合適，結(jié)果成立。進(jìn)入脫苯工序的富油被預(yù)熱到135℃后進(jìn)入脫水塔，脫水塔頂壓力P=120kPa，水的汽化率為90%，在此條件下按上述方法計(jì)算的脫水后各組分在液相中的分率，B=0.753，T=0.862，X=0.392，S=0.965，N=0.993，m=0.998，則進(jìn)入管式爐的各組分的數(shù)量為：

kg/hkg-mol/h甲苯15610511.70二甲苯1030.97溶劑油1741.45洗油52318307.75管式爐出口富油溫度180℃，壓力122.66kPa，180℃時(shí)各組分的飽和蒸氣壓，kPa：PB：1016.58；PT：477.29；PX：270.29；PS：270.11；PN：106.66；Pm：14.67。富油進(jìn)入脫苯塔后與閃蒸前液相中各組分的比率計(jì)算如下：設(shè)B=0.898W=0苯6187.92萘28075512521.93水573.17計(jì)56233344.9閃蒸后留在液相中各組分的數(shù)量（包括進(jìn)入再生器的油量）如下：

kg/hkg-mol/h苯5557.11甲苯1439751.61二甲苯1000.94溶劑油1721.43萘279621.84洗油52213307.14驗(yàn)算B:與假定B=0.895接近，證明以上結(jié)論正確。在脫苯塔進(jìn)口的蒸發(fā)量（包括進(jìn)入再生器的蒸發(fā)量）如下：

kg/h苯63甲苯8 76二甲苯3萘2溶劑油11 116洗油105 水57計(jì)55984340.14計(jì)249（3）加熱面積的確定在進(jìn)行一般工藝計(jì)算時(shí)，可采用已知的熱強(qiáng)度數(shù)據(jù)按下式確定，所需要的加熱面積：,m2式中Q—單位時(shí)間內(nèi)爐管吸收的熱量，kJ/h；δ—爐管的表面積強(qiáng)度，輻射段單排管可取為84000～105000kg/（m2·h）；對(duì)流段可取為21000～50000kg/（m2·h）。1）管式爐供給富油的熱量Qm從脫水塔來(lái)的富油帶入的熱量Q1洗油（包括萘）q1=55125×2.056×125=14167125kJ/h粗苯q2=1051×2.148×125=282194kJ/h水q3=57×4.258×125=30338kJ/h式中2.056，2.148，4.258依次為125℃時(shí)洗油、粗苯和水的比熱容，kJ/kg·℃。Q1=q1＋q2＋q3=14479657kJ/h出管式爐180℃的富油帶出的熱量Q2洗油（包括萘）q1=55125×2.236×180=22186710kJ/h粗苯q2=1051×2.391×180=452329kJ/h式中2.236，2.391分別為180℃時(shí)，洗油和粗苯的比熱容，kJ/kg·℃。出管式爐粗苯蒸汽和油氣帶走的熱量Q3洗油蒸汽（包括萘蒸汽）q1=116×565.2=65563kJ/h粗苯蒸汽q2=76×665.7=50593kJ/h水蒸汽q3=57×2834.5式中565.2，665.7分別外為180℃時(shí)洗油蒸汽和粗苯蒸汽的熱含，kJ/kg2834.5—0.12Mpa，180℃時(shí)，水蒸氣熱含kJ/kg2）管式爐供給蒸汽的熱量QV

入管式爐對(duì)低壓蒸汽帶入熱量Q4蒸餾用直接蒸汽消耗量G=1.5×1073=1609.5kg/hQ4=2747.8×1609.5=4422584kg/h式中2747.8—0.4Mpa（表壓）下飽和蒸汽熱含，kJ/kg400℃過(guò)熱蒸汽帶出熱量Q5Q5=1609.5×3272=5266284kg/h式中3272—0.4Mpa（表壓）400℃飽和蒸汽熱含，kJ/kgQV=Q5－Q4=5266284－4422584=843700kg/h3）管式爐加熱面積取 Q5的95%由輻射段供給，5%由對(duì)流段供給，取輻射段強(qiáng)度為105000kg/（m2·h）則輻射段爐管加熱面積為：(m2)取對(duì)流段熱強(qiáng)度為21000kg/（m2·h）則對(duì)流段爐管加熱面積為：蒸汽部分(m2)富油部分(m2)對(duì)流段總加熱面積：F2＋F3=60(m2)設(shè)管式爐熱效率為75%，煤氣熱值為17800kg/m2，則煤氣消耗量為：(m2/h)依上述計(jì)算，可選用熱負(fù)荷為的圓筒管式爐一臺(tái)。2．洗油再生器（1）構(gòu)造簡(jiǎn)介洗油再生器構(gòu)造見(jiàn)圖4-22。再生器為鋼板制的直立圓筒，帶有錐形底。中部設(shè)有帶分布裝置的進(jìn)料管，下部設(shè)有殘?jiān)懦龉?。蒸汽法加熱富油脫苯的再生器下部設(shè)有加熱器，管式爐法加熱器富油脫苯的再生器不設(shè)加熱器。為了降低洗油的蒸出溫度，再生器底部設(shè)有直接蒸汽管，通入脫苯蒸餾所需的絕答部分或全部蒸汽。在富油入口管下面設(shè)兩塊弓形隔板，以提高再生器內(nèi)洗油的蒸出溫度。在富油入口管的上面設(shè)有三塊弓形隔板，以捕集油滴。（2）富油中各組分的蒸出率計(jì)算進(jìn)入再生器的富油各組分蒸出率按下式計(jì)算：式中ηi—組分的蒸出率；n—提餾段塔板層數(shù)；ki—組分的平衡常數(shù)，ki=；Pi—組分的