年產120萬噸焦化廠粗苯工段的設計(編輯修改稿)

　

【文章內容簡介】 吸收煤氣中的粗苯烴是物理吸收過程，服從亨利定律和道爾頓定律，當煤氣中苯族烴的分呀大于洗油液面上苯族烴的平衡蒸汽壓時，煤氣中苯族烴即被洗油吸收，二者差值越大，則洗收過程進行的越容易，吸收速率也越快。目前，吸收過程的機理仍建立在被吸收組分經穩定的界面薄膜擴散傳遞的概念上，即液相與氣相之間有相界面，假定在相界面的兩側，分別存著不呈湍流的薄膜，在氣相側的稱為氣膜，在液相側的成為液膜，擴散過程的阻力及等于氣膜和液膜的阻力之和。吸收系數 大小取決于所采用的吸收劑的形式，填料內型與規格及吸收段過程進行條件（溫度，氣相和液相流速等）顯然，這些因素吸收速率均勻影響。 影響苯族烴吸收的因素煤氣中毒苯族烴在洗苯塔內被吸收的程度稱為吸收率，吸收率的大小取決于以下因素，煤氣和洗油中的苯族烴的含量。煤氣流速及壓力；洗油循環量及其分子量，吸收溫度，洗苯塔結構，對填料塔則為填料表面積及特性等。分述如下：吸收溫度：吸收溫度是指洗苯塔內氣液兩相接觸面積的平均溫度，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吸收率的，提高的吸收溫度，可使吸收系數與一定增加，但不顯著，而吸收推動力卻顯著減小。對于洗油吸收煤氣中毒苯族烴來說，洗油分子量及煤氣總壓的破洞很小，可視為常數，而粗苯的蒸汽壓是隨溫度的變化而變化，溫度升高，粗苯的蒸汽壓力也升高，當煤氣中的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；而當提高溫度時，洗油中與其呈平衡的粗苯含量則有較大的降低。當入塔貧油含量一定時，洗油液面上苯族烴的蒸汽壓隨吸收溫度升高而增大，吸收推動力則隨之減小，致使洗苯后煤氣中的苯族烴含量（塔后損失）增粗苯的回收率降低。因此，吸收溫度不宜過高，但也并非越低越好，在低于15℃時洗苯油粘度將顯著增加，使洗油輸送及其他內均勻分布和自由流動均發生困難，當洗油溫度低于10℃時，還可能從油中析出固體沉淀物。因此適宜的吸收溫度約25℃，實際操作波動于25～30℃之間。另外，操作中洗油溫度應略高于煤氣溫度，以防止煤氣中毒水汽冷凝進入洗油中，一般規定，洗油溫度在夏季比煤氣溫度高2℃左右，冬季搞4℃左右。為了保證吸收溫度，煤氣進洗苯塔前，應在終冷期內冷卻至20～28℃，循環油冷卻至小于30℃.洗油的分子量及循環量的影響當其他條件一定時，洗油的分子量變小，將使洗油中粗苯含量變大，及吸收得愈好，同類油劑的吸收能力與其分子量成反比。吸收劑與溶質的分子量愈接近，則吸收得愈完全。在回收等量粗苯的情況下，如洗油循環量也可以相應地減少。但洗油的分子量不宜過小，否則洗油中吸收過程中損失較大，并且脫苯蒸餾時不易與粗苯分離。增加循環油量可降低洗油中粗苯的含量，增加氣液間的吸收推動力，從而可以提高粗苯的回收推動力。提高回收率，但循環洗油量不宜過大，以免過多增大電、蒸汽的耗量和冷卻水用量。在塔后煤氣含苯量一定的情況下，隨著吸收溫度的升高，則需要的循環洗油量隨之增加。貧油含苯量的影響：貧油含苯量是決定塔后煤氣汗苯族烴量的主要因素之一，當其它條件一定時，入塔貧油中的含苯量越高，則塔后損失愈大，按現行規定，塔后煤氣中粗苯含量不大于2g/,%，為了維持一定的吸收推動力，%應除以平衡偏移系數n，一般n=～=,則允許貧油含苯量為c1=()%=%2%.實際上，由于貧油中粗苯的組成中苯和甲苯的含量少，絕大部分分為二甲苯和溶劑油，其蒸汽壓僅相當于統一溫度下煤氣中汗苯族烴蒸汽壓的20～30%，～%，此時仍能保證塔后煤氣含粗苯量子2g/Nm3以下。如何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代蒸汽耗量，使粗苯產品的180℃前餾出率減少，并且是洗油含量增加。近年來，國外一些焦化廠，塔后煤氣含粗苯量控制在4g/Nm3左右，甚至更好，這一指標對大型焦化廠的粗苯回收是經濟合理的。另外，從一般粗苯粗苯和回爐煤氣中分離出來的苯族烴的性質可以看出，由回爐煤氣中得到的苯族烴，，由于這些物質很容易聚合，故會增加粗苯的回收和精致難度，因此，塔后煤氣含苯量控制高一些也合理。吸收表面積的影響為使洗油充分吸收煤氣中毒苯族烴，必須使氣液兩相之間有足夠的接粗面積（即吸收面積）。填料塔的吸收面積即為塔內填料表面積，調料表面積愈大，則煤氣與洗油接觸時間愈長，回收過程進行的愈完全。適當的吸收面積即能保證一定的粗苯回收率，又使設備費和操作費經濟合理。煤氣壓力與流速的影響：當增大煤氣誒壓力時，擴散系數Dg將隨之減少，因而是吸收系數與所降低。但隨著壓力的增加，煤氣中的苯族烴分壓將成比例地增加，使吸收推動力顯著增加，因而，吸收速率也將增加。煤氣速度的增大也可提高吸收系數，并且可以提高氣液相接觸的渦流程度和提高洗苯塔的生產能力，所以，加大煤氣速度可以強化吸收過程，但煤氣速度太大時，容易使洗苯塔阻力和霧沫夾帶量急劇增加。 脫苯原理脫苯原理實際上是精餾原理，由揮發度不同的組分的混合液中精餾塔內多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離幾乎純態的組分的過程，在精餾過程中，當加熱互不相容的液體混合物時，如果塔內的總壓力等于個混合組分的飽和蒸汽分壓之和時，液體開始沸騰，但從富油中蒸出粗苯，達到過苯蒸出粗苯，達到脫苯原理時，必將富油加熱到250～300℃，這實際上是不可行的。為了降低蒸餾溫度采用水蒸氣法蒸餾。這樣，在脫苯過程中通入大量的直接水蒸氣，當塔內總壓力的為一定值時，若氣相中水蒸氣所占的分壓愈高，則粗苯和洗油的蒸汽分壓就愈低，這樣就可以在較低的溫度下（遠低于250～300℃），將粗苯完全地從洗油中蒸餾出來。由此可見，脫苯操作時直接蒸汽用量，對蒸餾過程有著重要影響。下面就脫苯蒸餾中的蒸汽耗量進行幾點討論：1) 放貧油含苯量一定時，直接蒸汽的耗量是隨著洗油預熱，溫度的升 高而減少，一般在富油預熱溫度從140℃提高到180℃時，直接蒸汽 耗量可降低一半以上。2) 提高直接蒸汽的過熱溫度，可降低其耗用量。3) 當富油中粗苯含量較高時，在一定的預熱溫度下，由于粗苯的蒸汽 分壓較高，對于蒸出每噸180℃之前的粗苯，可以減少直接蒸汽耗用量。4) 在其他田間一定時，蒸汽的耗用量是隨塔內總壓倒提高而增加的，否則若要達到所需求的脫苯程度時，塔內溫度必然要搞。 脫苯塔內地脫出率取決于一下因素：在塔底油溫下各組分的蒸汽壓：若富油的如熱溫度高，塔底貧油溫度相應也高，貧油中各組分的蒸汽壓變大，故餾出率也增加。但因本的揮發度較大，在較低溫度下幾乎全部蒸出，所以富油預熱溫度對苯的餾出率影響很小，而對其它組分的影響則很大。如甲苯的回收率隨著預熱溫度的提高而相應提高。塔內操作壓力：提高塔內的操作壓力時，各組分的餾出率會相應減小，但同樣對苯的影響小。加料板一下的塔盤：顯然，當增加加料板一下的塔盤層數時，各族分到餾出率相應增加，尤其是對甲苯和二甲苯等影響較大。直接蒸汽量：蒸汽耗量增加，增大了蒸汽分壓，相應增加各組分的餾出率，但蒸汽耗量過分增加：一是給油水分離帶來負擔，二是冷卻水量增加，三是蒸汽耗量大了不經濟。因此，直接蒸汽的多少應以及能保證脫苯順利進行，又保證經濟合理為標準。第五章 粗苯工段工藝的詳述 工藝流程詳述 橫管終冷洗萘工藝 圖41 輕質焦油終冷洗萘工藝流程1終冷塔 2新焦油槽 3溢流槽 4焦油泵 5循環泵進入煤氣粗苯回收工段的煤氣，溫度為55℃左右，從終冷塔頂進入，在被橫管內冷卻水冷卻到25℃左右的同時，煤氣中的萘也被從輕質焦油循環槽來的連續噴灑的輕焦油溶解吸收。，然后從塔底排出，經旋風捕霧器除去大部分夾帶的焦油，凝結水霧，在進入煤氣總管，去洗苯塔。吸收萘后的輕焦油，經U型管自流入塔底循環油槽，再用輕質焦油泵從塔底抽出，到塔頂和塔中段分兩段噴灑，循環至一定含萘量后，用焦油泵從槽底抽出送到焦油工段處理，同時補充新焦油。18℃的低溫水自下而上經過串聯的各管箱中橫管，與煤氣逆流簡介接觸，與煤氣塔內循環油間接換熱升溫后，從塔上部排出，各橫管均有一定的斜度（縱向錯開半個管箱高度）便于含萘焦油 下流，避免粘附于管壁上形成熱阻。 洗苯工藝 熱水冷水煤氣煤氣去分縮器1 2345圖4 2 塑料花環填料塔回收粗苯的工藝流程圖1富油泵 2塑料花環洗苯塔 3貧油槽 4 –貧油冷卻器5—貧油槽從終冷器來的均為25℃的煤氣，含苯族烴為25～40g/Nm3從洗苯塔進去出塔煤氣含苯低于2g/Nm3.從脫苯工序來的30℃左右，～%的貧油被貧油泵送至洗苯塔定噴灑，%左右，從塔底經U型管導入塔下油槽，再用富油泵從中抽刀脫苯工序去脫苯，脫苯后的貧油循環使用。當油槽液位降低時，從流油槽內用貧油泵抽取新洗油槽內之新洗油補充，以確保塔下油槽內一定的液位。 脫苯工藝圖43生產一種苯的工藝流程（管式爐加熱富油脫苯）1脫水塔 2管式爐 3再生器 4脫苯塔 5脫苯塔油水分離器 6油氣換熱器7冷凝冷卻器 8富油泵 9貧富有換熱器 10貧油泵 11貧油冷卻器12粗苯分離器 13回流槽 14控制分離器 15會流泵 16粗苯槽 17萘油槽18殘油槽 19粗苯產品回收泵 20萘油泵 21殘油泵從洗滌工序來的富油經分縮器，在分縮器下面三格中與從脫苯苯塔頂來的7油氣混合物換熱升溫至70～80℃進入貧富油換熱器，被從脫苯塔底來的熱貧油加熱至130～140℃然后到管式爐加熱升溫至180～190℃從低14塊塔板進入脫苯塔，在過熱蒸汽的蒸吹作用下脫苯。與富油換熱后的貧油如脫苯塔下熱貧油槽，再用貧油泵抽至貧油冷卻器冷卻后到洗苯塔去洗苯。從脫苯塔頂出來的油氣混合氣進去分縮器，冷凝出輕重分縮油后進入冷凝冷卻器，粗苯蒸汽冷凝冷卻為粗苯液體，粗苯進入粗苯油水分離器，與水分離后進入粗苯貯槽。輕重分縮油分別進入輕、重分縮油水分離器，與水分離后送入地下槽，與富油混合后送去脫苯。將分離出的水送入空竹分離器進一步分離，油進地下槽，水送去酚水架。再生器底部溫度應保持在190～200℃，脫苯用蒸汽應過熱到400℃以保證再生器出口氣體溫度高于脫苯塔底部溫度，再生器的油渣定期排入殘渣槽。 操作規程及技術指標 終冷洗苯部分（一）開、停工操作：開工① 檢查所有閥門是否符合開工要求，聯系水電煤氣，水蒸氣做好煤氣進工段準備。② 終冷塔油封加滿油，洗苯塔油封加滿油；③用蒸汽清掃終冷塔，洗苯塔旁通觀眾的空氣，到放散管冒氣泡為止，然后同煤氣干蒸汽，直至做爆發試驗合格為止在關放散管通煤氣；④ 開終冷塔放散管，開中期趕空氣，到放散管冒氣泡為止，然后同煤氣趕蒸汽，直至做爆發試驗合格為止，慢慢關閉放散管同時卡開終冷塔出口閥門，然后關閉旁通閥門，注意煤氣壓力，變化，使之全部通過終冷塔。⑤ 洗苯塔用同樣方法趕空氣，同煤氣。⑥ 待洗苯塔溫度降至40℃以下，啟動貧油泵，使塔底具有一定油位。停工① 先停富油泵再停貧油泵若油槽需清掃，先將油放入地下槽，再開人孔；若塔體檢修，則先開煤氣旁通閥，再關煤氣進入閥，再開塔放散管，用蒸汽趕盡塔內煤氣。② 設備用蒸汽清掃后，不應關死放散管，以保證空氣可進入設備，否則設備內地水蒸汽冷凝后，會造成塔內負壓。（二）技術指標煤氣出終冷塔溫度25℃左右；l冷卻水出口溫度不大于37℃終冷塔和洗苯塔阻力400mmH2O。洗油入洗苯塔溫度20～35℃，應較煤氣溫度高2～7℃；貧油含苯%,含水1%。富油含苯2%,含水1%. 蒸餾脫苯部分（一） 開、停工操作開工1) 檢查蒸餾系統閥門是否符合要求，所以的油水分離器加水至輕、重餾分進口管一下。2) 脫苯塔通入蒸汽，清掃蒸餾系統的管道，檢查了解情況，掃完后直接蒸汽；3) 一切正常后，帶洗苯塔底蘊一定油位時，開富油泵，富油經分縮器，貧富油交換器，脫苯塔，貧油冷卻器進行循環；4) 開再生器進油閥，再生器進油1/3時，開通預熱器簡介蒸汽加熱待再生器底部油溫達115℃時，慢慢開再生器直接蒸汽，維持一定液位，開貧油冷卻器的冷卻水，分縮器苯蒸汽出口我呢度達90℃，開冷卻水加以調節，然后檢查各處情況，發現問題及時解決。停工1) 管再生器進油閥，關貧油冷卻器水閥；2) 先關再生器直接蒸汽，在關間接蒸汽。3) 分縮器出口溫度降至80℃，以下，停富油；4) 慢慢管分縮器冷卻水，慢慢關小冷凝冷卻器冷卻水，待物粗苯流出時，關閉冷卻水閥。5) 將各設備和管道的液體放凈，并開蒸汽清掃，開放散管，取塔內氣體分析合格后，方可動工檢修。（二）技術指標：1. ～, kgf/cm2，底部溫度150～170℃。2. 分縮器出口溫度90177。2℃。3. 管式爐出口富油溫度180～200℃，阻力 kgf/cm24. 冷凝冷卻器苯出口溫度25～30℃5. 洗油消耗量每噸粗苯不大于110kg.（三）崗位操作1. 檢查各處的溫度，壓力，及時調整符合要求，各設備定期清掃。2. 經常檢查各油泵，馬達等是否穩定正常，及時發現問題及時調整，逢早班對運轉設備加一次油。3. 每班取貧油樣，逢夜班加取富油油樣。4. 補充新洗油時，開新油槽出口閥，在關貧油槽出口閥，補充完后，閥門恢復原狀，一般在放出再生器殘渣后進行。5. 經常檢查油水分離器的情況，做到油不帶水，水不帶油。6. 按班記錄上班的粗苯的產量。7. 按時取粗苯試樣進行分析，并根據質量分析結果，及時調整再生器液位或分縮器水量。（四）特殊操作。1. 突然停電迅速切斷電源，關閉各設備直、間蒸汽，查明停電原因，及時處理，檢查貧油槽液位和地下防空槽以防跑油。2. 突然停汽先停管式爐煤氣，采用冷料運轉，停再生器，關閉總蒸汽閥門，在關閉直接、間接蒸汽閥門；減少冷卻水，待無產品時再停水，檢查各油槽液位，準備停富油泵，將各油水分離出口閥關閉。3.