【文章內容簡介】 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 管式爐加熱的富油脫苯工藝因富油的加熱溫度高同蒸汽法脫苯比較具有以下優(yōu)點 富油在管式爐內加熱至 180℃左右脫苯程度高貧油中粗苯含量可降至 01 左右從而使粗苯的塔后損失減小粗苯的回收率可高達 95～ 97 蒸汽耗量低沒生產一頓 180℃前的粗苯好蒸汽約 1～ 105 噸且不受蒸汽壓力波動的影響操作穩(wěn)定 酚水含量少蒸汽法脫苯每噸 180℃前粗苯要產生 3～ 4噸工業(yè)酚水而管式爐法只產生 105 噸 以下的酚水 設備費用低蒸汽耗量顯著降低大大縮小羅冷凝冷卻和蒸餾設備的尺寸從而使設備費用大為降低 因此本設計選用管式爐加熱法生產一種苯工藝 第四章 粗苯回收原理 41 洗油吸收苯族烴的基本原理 用洗油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(wěn)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(guī)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(huán)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 1 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(fā)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(guī)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(huán)油冷卻至小于 30℃ 2 洗油的分子量及循環(huán)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(huán)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(huán)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(huán)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(huán)洗油量隨之增加 3 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(guī)定塔后煤氣中粗苯含量不大于 2gNm3 為是塔后損失不大于 2gNm3 設貧油中的粗苯含量為 22 為了維持一定的吸收推動力 22 應除以平衡偏移系數 n 一般 n 11～ 115 則允許貧油含苯量為c1 2215 192 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故實際貧油含苯量可達到 04～ 06此時仍能保證塔后煤氣含粗苯量子 2gNm3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 4gNm3 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硫含量比粗苯高35倍不飽和化合物的含量高 11倍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 4 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 5 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 42 脫苯原理 脫苯原理實際上是精餾原理由揮發(fā)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(tài)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 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 提高直接蒸汽的過熱溫度可降低其耗用量 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 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 苯的因素 脫苯塔內地脫出率取決于一下因素 1 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(fā)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 2 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 3 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 4 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 51 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(huán)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(huán)槽來的連續(xù)噴灑的輕焦油溶解吸收脫萘至 045gNm3 以下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(huán)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(huán)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(huán)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 圖 4 2 塑料花環(huán)填料塔回收粗苯的工藝流程圖 1富油泵 2塑料花環(huán)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～ 40gNm3從洗苯塔進去出塔煤氣含苯低于 2gNm3 從脫苯工序來的 30℃左右含苯 02～ 04的貧油被貧油泵送至洗苯塔定噴灑含苯量增至 25 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(huán)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 52 操作規(guī)程及技術指標 終冷洗苯部分 一開停工操作 1 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(fā)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(fā)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 2 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 1 煤氣出終冷塔溫度 25℃左右 2l 冷卻水出口溫度不大于 37℃ 3 終冷塔和洗苯塔阻力 400mmH2O 4 洗油入洗苯塔溫度 20～ 35℃應較煤氣溫度高 2～ 7℃ 5 貧油含苯 02 含水 1 富油含苯 2 含水 1 蒸餾脫苯部分 一 開停工操作 1 開工 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 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 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(huán) 開再生器進油閥再生器進油 13 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(jié)然后檢查各處情況發(fā)現問題及時解決 2 停工 管再生器進油閥關貧油冷卻器水閥 先關再生器直接蒸汽在關間接蒸汽 分縮器出口溫度降至 80℃以下停富油 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 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