100万吨焦化厂粗苯工段工艺设计毕业设计

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1、 目 录第一章 绪论41.1炼焦煤气中回收苯族烃的意义41.2粗苯的性质41.3 设计任务书51.3.1设计题目：100万吨焦化厂粗苯工段工艺设计51.3.2 计算条件：51.3.3 设计条件：51.3.4 设计要求6第二章 工艺论证及确定82.1 煤气的终冷及除萘的方法及工艺选择82.1.1 煤气终冷和除萘工艺92.1.2 煤气终冷和焦油洗萘工艺102.1.3 油洗萘和煤气终冷工艺112.1.4 横管终冷洗萘工艺122.2 洗苯工艺122.2.1 用焦油洗油回收粗苯：132.2.2 石油洗油回收粗苯152.2 富油脱苯工艺15第三章 粗苯脱苯方法及工艺选择163.1 蒸汽加热法生产一种苯工艺

2、163.2 管式炉加热富油脱苯17第四章 粗苯回收原理194.1 洗油吸收苯族烃的基本原理：194.1.1 影响苯族烃吸收的因素194.2 脱苯原理204.2.1影响脱苯的因素21第五章 粗苯工段工艺的详述225.1 工艺流程详述225.1.1 横管终冷洗萘工艺225.1.2 洗苯工艺235.1.3 脱苯工艺235.2 操作规程及技术指标245.2.1 终冷洗苯部分245.2.2 蒸馏脱苯部分25第六章 主要设备的工艺计算和选型276.1 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型276.1.1 计算依据276.1.2 计算过程276.1.3横管终冷洗萘塔的计算296.2 洗苯塔的计算：336.3 蒸馏

3、脱苯部分设备计算和选型366.3.1 计算依据：366.3.2管式炉：376.3.3再生器计算426.3.4脱苯塔计算：446.3.5分缩器的计算：476.4 贫富油换热器的计算和选型：476.4.1基础数据：476.4.2热量衡算：476.4.3换热器面积的确定：496.5 贫油冷却器的计算：496.6 冷凝冷却器的计算：506.7 管道计算506.7.1煤气管径计算：506.7.2贫油管路计算：506.7.3富油管路计算：516.7.4蒸汽管径的计算：516.8 贫油泵的计算和选型516.8.1泵的压头计算：51第七章 粗苯工段岗位定员及操作规程537.1操作岗位的确定及定员537.1.1

4、岗位的确定537.1.2岗位定员547.2岗位操作规程547.2.1岗位操作547.2.2洗涤部分开、停工操作547.2.3蒸馏部分开、停工操作557.2.4特殊操作557.2.5不正常情况处理56第八章 非工艺部分568.1 自动化仪表的要求568.2 防火防爆和采暖通风598.2.1防火防爆：598.2.2采暖通风：608.3 供汽和给排水608.3.1供汽：608.3.2给排水：608.4 检化验项目608.5 电力 土建618.6 其他61第九章 经济概算629.1编制说明629.2经济概算629.3经济分析66第十章 设备及管道材料汇总6910.1设备一览表6910.2 图纸目录70

5、10.3 管道明细表70参考文献76中文翻译：83专题部分：94致 谢98第一章 绪论1.1炼焦煤气中回收苯族烃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如下：（单位：g/Nm3）由此看来，从荒煤气重粗苯的含量来看，回收苯三十分必要的。焦炉煤气经脱苯出氨后进入粗苯工段，语词进行苯族烃回收并制取粗苯，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烃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

6、化物及少量的酚类和吡啶碱类。在用洗油回收煤气中的苯族烃时，则尚有少量轻质馏分掺杂在其中。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0.820.92kg/L。粗苯是易燃易爆物质，闪点12.粗苯蒸汽在空中的浓度达到1.47.5%（体积）范围内时，及形成爆炸性的混合物。粗苯质量的好坏以实验室蒸馏时180前蒸馏出量的百分数来确定，粗苯的沸点范围是75200，若180前溜出量越多，粗苯质量越好；若在180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

7、取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在炭化室内热解程度，粗苯各组分的平均含量如下： 组 分分 子 式含 量备 注苯5575甲苯 1122二甲苯 2.56同分异构体及乙基苯三甲苯和乙基甲苯 12同分异构体总和不饱和化合物，其中：712环戊二烯0.61.0苯乙烯0.51.0苯并呋喃 1.02.0包括同系物茚1.52.5硫化物，其中：0.31.8按硫计二硫化碳0.31.4噻吩 0.21.6饱合物0.61.5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） 常温下对苯族烃有良好的吸收能力，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，

8、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设计题目：100万吨焦化厂粗苯工段工艺设计专题题目：捣固焦炉炼焦工艺的发展前景要求：（1）工艺论证；（2）主要设备计算和选型；（3）绘制带控制点的工艺流程图、设备平面布置图、管道平面和立面布置图、绘制一张主要设备图（必须与自己的设备计算尺寸一致），均用AutoCAD绘制；（4）编制设计说明书；（5）按250孔JND55-05焦炉配套规模进行计算；（6）翻译一篇英文原版文献；（7）撰写专题报告。J

9、ND55-05捣固焦炉参数:（1） 碳化室平均宽500mm，碳化室有效容积：41m3;（2） 设计结焦时间（可作为周转时间）：22.5h；（3） 每孔干煤量36.6t；（4） 每孔年产焦炭量10320t。1.3.2 计算条件：苯回收率： 1.0%硫铵工段来煤气温度/饱和温度： 58/52终冷温度：231.3.3 设计条件：本设计在设计过程中，参考了XX焦化厂的粗苯工段工艺。XX的气象条件如下：本地区属海洋性气候，具有大陆性气候的特点，常年主导风向为东风、东北风。最大风速： 23.4m/s最大平均风速： 19.3m/s极端最高气温： 40.6（1927.6.11）年平均气温： 14极端最低气温：

10、 -22.6海拔高度： 43m冬季采暖： -6冬季通风： -1夏季通风： 31大气压力： 冬季767mmHg 夏季751mmHg最高地下水位： 1.251.75m土壤耐压力(砂质黏土)： 12T/m2地下水质对硅酸盐水泥混凝土无侵蚀作用。1.3.4 设计要求本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油经脱苯塔蒸馏，得到粗苯，粗苯产品的质量指标。粗苯的质量指标（YB291-64）名 称指 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（d204）0.8710.900不大于0.90075前馏出量（容）% 不大于3%180前馏出量（容）%不小于93%不小于91水分室温（1825）下目测无可见的溶解水焦油洗

11、油质量指标（YB297-64）名 称指 标比重（d204）1.041.07 230前馏出量（容）%不大于3% 300前馏出量（容）%不大于90%酚含量（容）%0.5奈含量（容）%不大于13粘度（。E25）不大于2水分%不大于1.015结晶物无综上合述：本设计为毕业设计，是集四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。是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，以及设计的方案的论证和确定，设计的计算能力，绘图和撰写说明书的能力，于此同时培

12、养自己一个严肃的工作态度和掌握严密的工艺流程，为今后打下良好的工作基础第二章 工艺论证及确定一、影响粗苯回收率的因素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：一、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。在一定范围内，苯族烃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=2030%时，可由下式求得产率Y（%）：=-1.6+0.14V-0.0016V2二、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，也受到焦炉内生成的石墨，焦炭或焦炭灰

13、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烃含量减少，而高温产物萘、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，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，并和此热的焦炭作用生成氰化氢，氨氮产率也降低。三、焦炉内操作压力大影响炭化室内压力的升高或降低都会造成化学产品的部分损失，故规定焦气管必须报一定的压力。在实际生产中，粗苯工段的主要任务是完成煤气的终冷除萘、吸收苯族

14、烃以及粗苯的脱出三项任务。下面分别介绍完成这三项任务的工艺及论证。2.1 煤气的终冷及除萘的方法及工艺选择在生产硫氨的回收工艺中，出饱和器进入粗苯工段的煤气温度通常为55左右，而回收苯族烃的适宜温度为25左右，因此在回收苯族烃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，尚有萘从煤气析出，因此煤气的最终冷却的同时应考虑到如何除萘。目前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三种即煤气终冷机械化除萘工艺；煤气终冷和焦油洗萘工艺；油洗萘和煤气终冷工艺；和横管终冷喷洒轻质焦油的新终冷除萘工艺。2.1.1 煤气终冷和除萘工艺 图2-1 煤气终冷和机械化除萘工艺流程1-煤气终冷塔

15、2-机械化刮萘槽 3-萘扬液槽 4-终冷循环水5-凉水架 6-循环水冷却器来自硫铵工段的煤气进入终冷塔内，与隔板眼淋下的冷却水密切接触，从55左右冷却到25左右。在煤气冷却的同时，煤气中一部分水蒸汽被冷凝，大部分萘析出并被水冲洗下来。煤气含萘量从20003000毫克/标m3降至800毫克/标m3左右，冷却后的煤气进入洗苯塔。含萘的冷却水由塔底经水封管自流到机械化刮萘槽，水和萘在槽中分离后，水自流到冷水架被冷却至3032，再用泵送经冷却器用低温水将其冷却到25后，回终冷塔循环使用。在刮萘槽中积聚的萘，定期用水蒸汽间接熔化后流入萘扬液槽，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

16、定，便于管理；缺点是出终冷塔煤气含萘量较高；水和萘不能充分分离，部分萘被水带到冷水架，增加清扫冷水架的次数；刮萘槽结构复杂而且笨重，基建费用较高。 2.1.2 煤气终冷和焦油洗萘工艺 图2-2 煤气终冷和焦油洗萘工艺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-焦油泵煤气在终冷塔内的冷却过程同前所述。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。热焦油经伸入器内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萘萃取出来，可使出口煤气含萘量降到800毫克/标m3以下。洗萘后的焦油从焦油洗

17、萘器下部排出，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萘使用。从洗萘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、萘等混合物自流到焦油槽。上述两种工艺存在的共同特点是：在终冷塔内冷却煤气的同时，析出的萘须用水冲流，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。2.1.3 油洗萘和煤气终冷工艺图2-3 油洗萘和煤气终冷工艺流程1-洗萘塔 2-加热器 3-富油泵 4-含萘富油泵 5-煤气终冷塔 6-循环水冷却器 7-热水泵

18、 8、9-循环水泵 10-热水池 11-冷水池从饱和器来的5560煤气进入木格填料塔或洗萘塔，被由塔顶喷淋下来的富油洗涤。富油进塔温度比煤气高57，煤气含萘可由20002500毫克/标m3降到500800毫克/标m3左右。从洗萘塔顶出来的煤气，温度约升高2，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萘过程系在较高温度下进行，因而洗萘塔后煤气含萘量还较高，终冷塔排出的水有时有浮油。2.1.4 横管终冷洗萘工艺 图2-4 轻质焦油终冷洗萘工艺流程1-终冷塔 2-新焦油槽 3-溢流槽 4-焦油泵

19、5-循环泵该工艺流程见图，煤气的终冷和除萘都在横管终冷塔进行，煤气从上部导入终冷洗萘塔，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，煤气中遇冷段内，冷却到2426后进入吸收段的上部，循环喷洒轻质焦油除萘，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萘含量保持稳定，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。横管终冷洗萘是冷却水和煤气间接接触，因而它有很多优点：1.设备小，操作简便，无污染，占地面积小，基建费用比较少2.冷却效果好，萘的脱除高，出口煤气约22，

20、煤气含萘量大约在350450mg/Nm33.无须用洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量，同时煤气中毒萘直接转入焦油，减少萘的损失。4.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，含萘高的问题，它使煤气的含萘量可降到400毫克/标m3，因而该工艺有点突出，而且XX地区具有丰富的低温 地下水（18）因而本设计采用的就是这种工艺。2.2 洗苯工艺目前，国内焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃，经过终冷的煤气温度降至2527，然后进入洗苯塔回收苯族烃，回收方法大致分为下列三种：1.洗油吸收法用洗油在洗涤塔中回收煤气中

21、毒苯族烃，再将吸收了苯族烃的洗油（富油）送入脱笨蒸馏装置中，以提取粗苯，脱笨后的洗油（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。2.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，苯族烃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，可将煤气的苯族烃完全媳妇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，而多用于煤气苯族烃的定量分析。3.凝结法：在低温加压的情况下，使苯族

22、烃从煤气中冷凝出来，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，阻力消耗大，设备材质要求高。 目前国内焦化厂主要采用洗油吸收法回收煤气中的苯族烃，油吸收法可分为焦油洗油吸收法和石油吸收法，洗油质量的要求：焦油洗油的指标见绪言表2，石油洗油质量指标 表 2 - 1名 称质 量 指 标比重（20）不大于0.89粘度（。E50）不大于1.5蒸馏实验初溜点，不小于265350前馏出量，%不小于95凝固点小于10含水量不大于0.2固体杂质无2.2.1 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。用塑料孔板波纹填料塔的工艺流程见图2-1。

23、图2-1 洗苯工艺流程图 1-塑料孔板波纹填料洗苯塔 2-富油泵 3-贫油中间槽 4-贫油冷却器煤气经最终冷却到2527后，进入洗苯塔。塔前的煤气含粗苯3240克/标m3，塔后的煤气中含粗苯低于2克/标m3。从脱苯工序来的贫油，含苯0.20.4%，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。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，用塑料波纹板填料塔回收粗苯的工艺流程见图2-2。热

24、水冷水气煤气煤去分缩器23451 图2 -2 塑料孔板波纹填料塔回收粗苯的工艺流程图1-富油泵 2-洗苯塔 3-贫油槽 4 贫油冷却器 5贫油槽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U 型管流入该槽，U型管内有一定的液位，足以封位煤气，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，以捕集的油滴，减少洗油损失，塔顶还有一个喷口，以清洗捕雾层。2.2.2 石油洗油回收粗苯用石油洗油回收粗苯的工艺流程与用焦油洗油回收的一样，只是在设计贫油槽时，须考虑，经常排油渣和生成腐蚀物。目前国内使用的是有洗油为轻柴油，与焦油洗油比较，耗量低，油水分离容易，具有较高的稳定性，长期

25、使用后其物理化学性质几乎不变，此外，石油洗油吸萘的能力强，一般塔后煤气含萘量可低于150mg/Nm3.石油洗油的缺点是洗苯能力较低，富油含苯量为1.20.3%，故循环洗油量每吨（180前粗苯为65m3）和脱笨的耗气量较多，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蚀液，影响正常操作，所以洗油含渣量不宜大于20mg/.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.常温下对苯族烃有良好的吸收能力，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

26、收操作温度下不应析出固体沉淀物。4.易于水分离，且不能生成乳蚀物。5.有较好的流动性，易于用泵抽送并能在调料上均匀分布。由于石油洗苯工艺流程缺点较多，蛇别选型上存在难题，故一般不采用它，而多采用第一种工艺流程。本设计就采用焦油洗油回收粗苯工艺。2.2 富油脱苯工艺自洗笨工序来的富油经油汽换热器、二段油油换热器、一段油油换热器和管式炉加热到180-190,进入脱苯塔。脱苯塔顶逸出的是90-92的粗笨蒸汽，与富油换热后温度降到73左右，进入冷凝冷却器，冷凝液进入油水分离器。分离出水后的粗笨流入回流槽，部分粗笨送至塔顶作为回流，其余作为产品采出。脱苯塔底部排除的热贫油经富油换热器进入热贫油槽，再用泵

27、送贫油冷却器冷却至25-30，去洗笨工序循环使用。重质笨和萘溶剂油分别从脱苯塔侧线引出。从塔上部塔板上，将塔内液体引至分离器，与水分离后返回塔内。为了保持循环洗油质量，将循环油量的1.0%-1.5%由富油入塔前的管路引入再生器进行再生。在此用蒸汽间接将洗油加热至160-180，并用蒸汽直接蒸吹，其中大部分洗油被蒸发，并随直接蒸汽进入脱苯塔底部。残留于再生器底部的残渣油，靠设备内部的压力间歇或连续地排至残渣油槽。 第三章 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笨。脱苯工艺与很多种，我国焦化厂均采用水蒸气蒸馏法脱苯。安装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

28、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。3.1 蒸汽加热法生产一种苯工艺 图2-6 生产一种苯的工艺流程（蒸汽加热富油脱苯）1-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11-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，用直接蒸汽蒸馏的方法脱苯，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，在分离器下面的三个中，被脱苯塔来的蒸汽加热至7080，然后进

29、入贫富油换热器，被来自脱苯塔底的温度为130140的热贫油加热至90100，最后在富油预热器中用大于8kgf/cm2的间接蒸汽加热到135145，在从脱苯塔的第十二层塔板进入塔内。富油在塔内逐板向下溢流，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，洗油部分轻质馏分及萘，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12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8689的范围内。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

30、冷水冷凝冷却到2530，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馏分，即重分缩油。轻重分缩油分别进分缩器，在与分水分离后兑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35（130140）热贫油子流入贫富有换热器，与富油换热并被冷却至110120后，在回到脱苯塔底的热贫油槽中，在此用用热贫油泵送到喷淋式贫油冷却器，冷却至2530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

31、，为保持循环洗油的质量，将循环油量的11.5%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1012kgf/cm2的间接蒸汽加热至160180，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。可以靠设备内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，300前的馏出量要求低于40%，若馏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180前的粗苯的焦油洗油约为50kg,石油洗油的耗量较高，约为,50

32、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笨工艺相同，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180200后，在进入脱苯塔。图2-5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-萘油槽18-残油槽19-粗苯产品回收泵20-萘油泵21-残油泵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：1.富油

33、在管式炉内加热至180左右，脱苯程度高，贫油中粗苯含量可降至0.1%左右，从而使粗苯的塔后损失减小，粗苯的回收率可高达9597%2.蒸汽耗量低，没生产一顿180前的粗苯好蒸汽约11.05吨且不受蒸汽压力波动的影响，操作稳定。3.酚水含量少，蒸汽法脱苯，每吨180前粗苯要产生34吨工业酚水，而管式炉法只产生1.05吨以下的酚水。4.设备费用低，蒸汽耗量显著降低，大大缩小罗冷凝冷却和蒸馏设备的尺寸，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。第四章 粗苯回收原理4.1 洗油吸收苯族烃的基本原理：用洗油吸收煤气中的粗苯烃是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿定律，当煤气中苯族烃

34、的分呀大于洗油液面上苯族烃的平衡蒸汽压时，煤气中苯族烃即被洗油吸收，二者差值越大，则洗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 大小取决于所采用的吸收剂的形式，填料內型与规格及吸收段过程进行条件（温度，气相和液相流速等）显然，这些因素吸收速率均匀影响。4.1.1 影响苯族烃吸收的因素煤气中毒苯族烃在洗苯塔内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

35、的苯族烃的含量;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：1、吸收温度：吸收温度是指洗苯塔内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收率的，提高的吸收温度，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毒苯族烃来说，洗油分子量及煤气总压的破洞很小，可视为常数，而粗苯的蒸汽压是随温度的变化而变化，温度升高，粗苯的蒸汽压力也升高，当煤气中的苯族烃的含量一定时，温度愈低，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈高；而当提高温度时，洗油中与其呈

36、平衡的粗苯含量则有较大的降低。当入塔贫油含量一定时，洗油液面上苯族烃的蒸汽压随吸收温度升高而增大，吸收推动力则随之减小，致使洗苯后煤气中的苯族烃含量（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时洗苯油粘度将显著增加，使洗油输送及其他内均匀分布和自由流动均发生困难，当洗油温度低于10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，实际操作波动于2530之间。另外，操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中毒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左右，冬季搞4左右。为了保证吸收温度，煤气进洗苯塔前，应在终冷期内冷却至2028，

37、循环油冷却至小于30.2、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，及吸收得愈好，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，如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，并且脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。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。3、贫油含苯量

38、的影响：贫油含苯量是决定塔后煤气汗苯族烃量的主要因素之一，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/Nm3.为是塔后损失不大于2g/Nm3,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，一般n=1.11.2.若取n=1.15,则允许贫油含苯量为c1=(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汗苯族烃蒸汽压的2030%，故实际贫油含苯量可达到0.40.6%，此时仍能保证塔后煤气含粗苯量子2g/Nm

39、3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，但将增加脱苯蒸馏时代蒸汽耗量，使粗苯产品的180前馏出率减少，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/Nm3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气中分离出来的苯族烃的性质可以看出，由回炉煤气中得到的苯族烃，硫含量比粗苯高3.5倍，不饱和化合物的含量高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致难度，因此，塔后煤气含苯量控制高一些也合理。4、吸收表面积的影响为使洗油充分吸收煤气中毒苯族烃，必须使气液两相之间有足够的接粗面积（即吸收面积）。

40、填料塔的吸收面积即为塔内填料表面积，调料表面积愈大，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。5、煤气压力与流速的影响：当增大煤气诶压力时，扩散系数Dg将随之减少，因而是吸收系数与所降低。但随着压力的增加，煤气中的苯族烃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。煤气速度的增大也可提高吸收系数，并且可以提高气液相接触的涡流程度和提高洗苯塔的生产能力，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。4.2 脱苯原理脱苯原理实际上是精馏原理，由挥发度不同的组分

41、的混合液中精馏塔内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，在精馏过程中，当加热互不相容的液体混合物时，如果塔内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，达到过苯蒸出粗苯，达到脱苯原理时，必将富油加热到250300，这实际上是不可行的。为了降低蒸馏温度采用水蒸气法蒸馏。这样，在脱苯过程中通入大量的直接水蒸气，当塔内总压力的为一定值时，若气相中水蒸气所占的分压愈高，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250300），将粗苯完全地从洗油中蒸馏出来。由此可见，脱苯操作时直接蒸汽用量，对蒸馏过程有着重要影响。下面就脱苯蒸馏

42、中的蒸汽耗量进行几点讨论：1.放贫油含苯量一定时，直接蒸汽的耗量是随着洗油预热，温度的升 高而减少，一般在富油预热温度从140提高到180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180之前的粗苯，可以减少直接蒸汽耗用量。4.在其他田间一定时，蒸汽的耗用量是随塔内总压倒提高而增加的，否则若要达到所需求的脱苯程度时，塔内温度必然要搞。 4.2.1影响脱苯的因素脱苯塔内地脱出率取决于一下因素：1、在塔底油温下各组分的蒸汽压：若富油的如热温度高，塔底贫油温度相应也高，贫油中各组分

43、的蒸汽压变大，故馏出率也增加。但因本的挥发度较大，在较低温度下几乎全部蒸出，所以富油预热温度对苯的馏出率影响很小，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高而相应提高。2、塔内操作压力：提高塔内的操作压力时，各组分的馏出率会相应减小，但同样对苯的影响小。3、加料板一下的塔盘：显然，当增加加料板一下的塔盘层数时，各族分到馏出率相应增加，尤其是对甲苯和二甲苯等影响较大。4、直接蒸汽量：蒸汽耗量增加，增大了蒸汽分压，相应增加各组分的馏出率，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及能保证脱苯顺利进行，又保证经济合理

44、为标准。第五章 粗苯工段工艺的详述5.1 工艺流程详述5.1.1 横管终冷洗萘工艺 图4-1 轻质焦油终冷洗萘工艺流程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，在被横管内冷却水冷却到25左右的同时，煤气中的萘也被从轻质焦油循环槽来的连续喷洒的轻焦油溶解吸收。脱萘至0.45g/Nm3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。吸收萘后的轻焦油，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，循环至一定含萘量后，用焦油泵从槽底抽出送到焦油工段

45、处理，同时补充新焦油。18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，与煤气塔内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）便于含萘焦油 下流，避免粘附于管壁上形成热阻。5.1.2 洗苯工艺 热水冷水煤气煤气去分缩器1 2345图4 -2 塑料孔板波纹填料塔回收粗苯的工艺流程图1-富油泵 2-洗苯塔 3-贫油槽 4 贫油冷却器5贫油槽从终冷器来的均为25的煤气，含苯族烃为2540g/Nm3从洗苯塔进去出塔煤气含苯低于2g/Nm3.从脱苯工序来的30左右，含苯0.20.4%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

46、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。当油槽液位降低时，从流油槽内用贫油泵抽取新洗油槽内之新洗油补充，以确保塔下油槽内一定的液位。5.1.3 脱苯工艺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7080进入贫富油换热器，被从脱苯塔底来的热贫油加热至130140然后到管式炉加热升温至180190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。图4-3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

47、 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-萘油槽18-残油槽 19-粗苯产品回收泵 20-萘油泵 21-残油泵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190200，脱苯

48、用蒸汽应过热到400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渣槽。5.2 操作规程及技术指标5.2.1 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，慢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

49、样方法赶空气，同煤气。 待洗苯塔温度降至40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，用蒸汽赶尽塔内煤气。 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，否则设备内地水蒸汽冷凝后，会造成塔内负压。（二）技术指标1、煤气出终冷塔温度25左右；2、l冷却水出口温度不大于373、终冷塔和洗苯塔阻力400mmH2O;4、洗油入洗苯塔温度2035，应较煤气温度高27；5、贫油含苯0.2%,含水2%,含水1%.5.2.2 蒸馏脱苯部分（一） 开、停工操作1、开工1）检查

50、蒸馏系统阀门是否符合要求，所以的油水分离器加水至轻、重馏分进口管一下;2）脱苯塔通入蒸汽，清扫蒸馏系统的管道，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，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）管再生器进油阀，关贫油冷却器水阀；2）先关再生器直接蒸汽，在关间接蒸汽；3）分缩器出口温度降至80，以下，停富

51、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，取塔内气体分析合格后，方可动工检修。（二）技术指标：1) 再生器压力维持在0.20.22kgf/cm2,不大于0.3 kgf/cm2，底部温度150170。2) 分缩器出口温度902。3) 管式炉出口富油温度180200，阻力 kgf/cm24) 冷凝冷却器苯出口温度25305) 洗油消耗量每吨粗苯不大于110kg.（三）岗位操作1) 检查各处的温度，压力，及时调整符合要求，各设备定期清扫。2) 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

52、早班对运转设备加一次油。3) 每班取贫油样，逢夜班加取富油油样。4) 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。5) 经常检查油水分离器的情况，做到油不带水，水不带油。6) 按班记录上班的粗苯的产量。7) 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。1) 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。2) 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

53、槽液位，准备停富油泵，将各油水分离出口阀关闭。3) 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。3) 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。第六章 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内大

54、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 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型6.1.1 计算依据干煤煤气产率 320Nm3/t煤煤气密度 0.454 kg/ Nm3产率 (占装煤量) 0.2 %密度 1.518 kg/ Nm3粗苯的回收率(占装煤量) 1.0 %洗苯塔后煤气含苯 2 g/ Nm3粗苯蒸汽密度 3.667 kg/ Nm3煤气量 52064 Nm3/h煤气温度硫铵工段来的煤气温度 58 饱和温度 52 终冷温度 23 6.1.2 计算过程1) 煤气流量装炉干煤量 = = = 162.7 式

55、中 n 炉组焦炉个数 N 炭化室孔数 336.6单孔装煤量，即 焦炉周转时间,h 干煤气量 = 162.7320= 52064 Nm3/h G= 520640.454 = 23637 kg/h2) 煤气中含量 = 162.710000.2%= 325.4 kg/hV = G/= 325.4/1.518= 214.36 Nm3/h 3) 煤气中粗苯含量G = G煤粗苯的回收率+ V塔后煤气含苯量= 162.710001.1%520640.002 = 1731 kg/hV= G/= 1731/3.667=472.1 Nm3/h 上述三种气体流量之和 = 52064+214.36+472.08 =

56、52750 Nm3/h4) 塔前煤气中水蒸气量（Gkg/h和V Nm3/h）塔前煤气温度T = 58，煤气露点T = 52露点下的水饱和蒸汽压力 P = 14293 Pa 煤气绝对总压力 = 大气压煤气总压（表）= 101300+10000= 111300 PaV塔前= V总P01/(P-P01)= 5275014293/（111300-14293）=7772Nm3/hG = V塔前18/22.4= 777218/22.4= 6246 Kg/h5) 塔后煤气中水蒸汽量（Gkg/h和VNm3/h）塔后煤气温度T= 23 露点T= 23 露点下水蒸汽压力 = 2809 Pa 塔后煤气绝对总压力:P

57、 = 大气压塔后煤气压力 = 101300+8500 = 109800PaV塔后= V总P02/(P-P02)= 527502809（109800-2809）= 1385Nm3/h G= V18/22.4= 138518/22.4= 1112.9 Kg/h6.1.3横管终冷洗萘塔的计算(一) 热量衡算1. 带入热量（1） 干煤气带入热量 = V干煤气在58下的焓 = 5206420.884.184 =4548311 KJ/h （2）带入热量 = G在塔前温度下的比热塔前温度 = 3325.41.0658 = 20006 KJ/h (3) 粗苯带入热量： = G I KJ/hI = 4.18(103ct)式中c = (20.70.026t)/M Kcal/(kg)M粗苯平均分子量，可取为82.2t煤气塔前温度，则c = (20.70.02658)/82.2= 0.27 Kcal/kgI = 4.18(1030.2758)= 496.