畢業設計-年產焦炭80萬噸焦化廠回收車間粗苯工段工藝初步設計(編輯修改稿)

　

【文章內容簡介】 行污水處理。 ： 飽和器來的 5055℃的煤氣進入木格填料洗萘塔底部，塔頂噴灑溫度為 5557℃的洗苯富油進行洗萘。富油進塔溫度比煤氣溫度高 57℃，使煤氣含萘可 由 20222500mg/Nm179。降到 500800mg/Nm179。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水冷卻至2023℃的循環水噴淋，將煤氣再冷卻 25℃左右，額外水從終冷塔底部經水封管流入熱水池；然后用泵送至涼水架，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，由于終冷器只是為了冷卻煤氣，所以終冷循環水量可減至 噸/1000 標米179。煤氣。 該流程的優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。 ： 從硫銨工段來的煤氣由塔頂進入，與連續噴灑的輕質焦油并流差速接觸速冷，至橫管段繼續冷卻至 2125℃，同時脫萘至 450 毫克 /標米179。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油槽，循環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萘，然后經液封回循環 槽。（此過程中，循環油槽內，入塔處，出塔處油溫基本相同）。焦油循環至一定程度，用泵送至焦油上段。 18℃的冷凍水由塔下部橫管冷卻器進入，向上經串聯著的各橫管器與塔內循環油，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 350450mg/Nm179。 （ 2)無須洗油，只須自產輕質焦油，節約洗油耗量；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，第四種優點突出，本溪地區有低溫的水源。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遼寧科技學院 2022 屆本科生畢業設計 第 14 頁 工藝。 （二）洗苯工藝 ： 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使用。洗油吸收法又分為常壓吸收法和加壓吸收發。加壓吸收法可強化生產過程，適于煤氣在遠距離或用作合成氨廠原料的情況下采用。 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。我國焦化廠洗滌用的洗油主要有焦油洗油和石油洗油。吸收法又分為焦油洗油吸收法和石油洗油法。 (1）焦油洗油吸收法 焦油洗油是高溫焦油加工時 230300℃的餾分 ,由于大多數焦化廠都能自得 ,所以應用廣泛 ,其質量指標已在第一章中列出如 表 13. 焦油洗油的含萘量除規定要小于 13%外 ,還要求其含苊量不大于 5%,是為了保證在 1015℃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)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點。石油洗油的質量指標見表 21 石油洗油穩定性好，脫萘能力強。但石油洗油吸收能力低，故循環洗油比用焦油洗油時大，因而洗油在循環使用過程中，會形成不溶于洗油的油渣，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定的乳濁液而影響生產。 石油洗油質量指標 表 21 名 稱 單 位 指 標 遼寧科技學院 2022 屆本科生畢業設計 第 15 頁 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 50176。 ℃ % ℃ % 不大于 不大于 不小于 265 不小于 95 低于 20 不大于 無 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。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。 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。 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。 (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：相互接觸的氣液兩流體間存在著穩定的相界面，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： η =1a2/a1 遼寧科技學院 2022 屆本科生畢業設計 第 16 頁 式中 ：η 粗苯回收率， % a1， a2—— 洗苯塔入口，出口煤氣中苯含量，克 /標米179。 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；煤氣流速幾其壓力；洗油循環量及其分子量；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分述如下： a、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，實際操作溫度波動于 20－ 30℃之間。 b、洗油的分子量及循環油量的影響 :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。 c、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。現行規定塔后煤氣中粗苯含量低于 2g/m179。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。 d、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。 e、煤氣壓力和流速的影響 :煤氣壓力增大時，其擴散系數隨壓力的增加而減小，因而使吸收系數降低。 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。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。 六、粗苯蒸餾工段 : (一 )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 。但為達到需要的脫苯程度，則需將富油加熱到250300℃，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遼寧科技學院 2022 屆本科生畢業設計 第 17 頁 式爐加熱法兩種 蒸汽加熱法生產一種苯 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 7080℃，然后進入貧富油換熱器，被來自脫苯塔的溫度為130140℃的熱貧油加熱到 90100℃，最后在富油預熱器中用低間接蒸汽加熱到 135145℃，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品，可用冷卻水水量控制分縮器頂部蒸汽溫度，之其在 8689℃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 2530℃，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 35℃，自流入貧富油換熱器，與富油換熱并冷卻至 110120℃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 2530℃后，送往洗苯塔循環噴灑。 由于洗油在循環使用當中質量變壞。為保持循環洗油量的 %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160180℃，并用過熱蒸汽直接蒸吹，從再生器頂部蒸吹出來的溫度為135175℃ 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 壓力間歇地或連續地排至殘渣油槽。 管式爐加熱法生產一種苯的工藝 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7080℃，然后入貧富油換熱器，被熱貧油加熱到 130140℃后進入管式爐。加熱到 180190℃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 120℃左右，然后用泵送到貧油冷卻器到 2530℃送回洗苯塔循環使用。 從脫苯塔頂出來的粗苯蒸汽，進入分縮器，溫度從 170180℃，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 12%的富油進再生器，于此用管式爐過熱至 400450℃的蒸汽進行蒸吹。再生器頂排出溫度為 190200℃的水汽，油汽與粗苯汽一起進入脫苯塔，再生器底部遼寧科技學院 2022 屆本科生畢業設計 第 18 頁 硫銨 富油 煤氣 再生蒸汽 殘油渣 富油 貧油 富油 加溫 煤氣 粗苯 貧油 煤氣 貧油 貧油 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點：粗苯回收率高；蒸汽耗量低；酚水量少等優點。因此，選用管式爐加熱法。 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的過程。在精餾過程中，當加熱互不相溶的液體混合物時，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