【文章內(nèi)容簡介】 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(nèi)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(nèi)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(nèi)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(nèi)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(nèi)溫度必然要搞 421 影響脫苯的因素脫苯塔內(nèi)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(nèi)操作壓力提高塔內(nèi)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(shù)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(jīng)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(jīng)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 511 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(nèi)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(jīng)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(jīng) 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(jīng)過串聯(lián)的各管箱中橫管與煤氣逆流簡介接觸與煤氣塔內(nèi)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 512 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(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(jīng) 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(nèi)用貧油泵抽取新洗油槽內(nèi)之新洗油補充以確保塔下油槽內(nèi)一定的液位513 脫苯工藝圖 43 生產(chǎn)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(chǎn)品回收泵 20萘油泵 21殘油泵從洗滌工序來的富油經(jīng)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521 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(lián)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(nèi)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(nèi)地水蒸汽冷凝后會造成塔內(nèi)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 400mmH2O4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 1522 蒸餾脫苯部分一 開停工操作 1開工檢查蒸餾系統(tǒng)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(tǒng)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(jīng)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(diào)節(jié)然后檢查各處情況發(fā)現(xiàn)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(nèi)氣體分析合格后方可動工檢修二技術指標再生器壓力維持在 02～ 022kgfcm2 不大于 03 kgfcm2底部溫度 150～ 170℃分縮器出口溫度 90177。 2℃管式爐出口富油溫度 180～ 200℃阻力 kgfcm2冷凝冷卻器苯出口溫度 25～ 30℃洗油消耗量每噸粗苯不大于 110kg61 終冷洗苯部分的工藝計算及設備選型 611 計算依據(jù)煤氣量 320 煤煤氣密度 0454 kg產(chǎn)率 占裝煤量 02 密度 1518 kg 粗苯的回收率 占裝煤量 11 洗苯塔后煤氣含苯 2 g 粗苯蒸汽密度 3667 kg 煤氣量 45000 h 煤氣溫度硫銨工 段來的煤氣溫度 58 ℃飽和溫度 52 ℃終冷溫度 22 ℃ 612 計算過程煤氣流量裝爐干煤量 1872 式中 n 爐組焦爐個數(shù) N 炭化室孔數(shù) 351單孔裝煤量即 焦爐周轉時間 h 干煤氣量 1872 320 59904 hG 599040454 煤氣中含量 1872 1000 02 3744 kghV G 37441518 24664h 煤氣中粗苯含量 G G粗苯的回收率 V塔后煤氣含苯量 1872 1000 11＋59904 0002 2179008 kghV G 21790083667 59422h 上述三種氣體流量之和 599042466459422 6074486 h 塔前煤氣中水蒸氣量 Gkgh 和 Vh 塔前煤氣溫度 T 58℃煤氣露點 T 53℃露點下的水蒸汽壓力 P 13582 Pa 煤氣絕對總壓力 大氣壓＋煤氣總壓表 10130010000 111300 Pa 850428hG 850428 18224 680342 Kgh 塔后煤氣中水蒸汽量 Gkgh 和 Vh 塔后煤氣溫度 T 22℃ 露點 T 22℃ 露點下水蒸汽壓力 2638 Pa 塔后煤氣絕對總壓力 P 大氣 壓 ＋ 塔 后 煤 氣 壓 力 1013008500 109800Pa 6074486 2638 1098002638 121490h G V 18224 121490 18224 97626 Kgh613 橫管終冷洗萘塔的計算熱量衡算帶入熱量干煤氣帶入熱量 V干煤氣在 58℃下的焓 59904 8742 523680768 KJh 2 帶入熱量 G在塔前溫度下的比熱塔前溫度 3744 09902 58 2150239 KJh 3 粗苯帶入熱量 G I KJhI 418 103＋ ct 式中 c 207＋ 0026t M Kcal kg℃ M 粗苯平均分子量可取為822t 煤氣塔前溫度℃則 c 207＋ 0026 58 822 027 Kcalkg℃ I 418 103＋ 027 58 49600 KJkg G I 2179008 49600 108078535 KJh 4 水蒸氣帶入 熱量 G 水蒸氣 塔前溫 度下的 焓 680342 260054 1769256585 KJh 故帶入熱量為 52368076821502391080785351769256585 2403166127 KJh2 帶出熱量 Q 出 1 干煤氣帶出熱量 V干煤氣在 22℃下的焓 59904 3316 198641664 KJh 式中 331622℃下干煤氣的焓 KJh2 帶出熱量 G在塔后溫度下的比熱塔后溫度 3744 09889 22 814537 KJh3 粗苯帶出熱量 G KJh 418 103＋ 式中 2070026Mkcal kg℃ M 粗苯平均分子量可取為 822 煤氣塔后溫度℃ 207＋ 0026 22 822 0259 kcal kg℃ 418 103＋ 0259 22 45436 KJkg 故粗苯產(chǎn)品帶出熱量 2179008 45436 99005407 KJh 4 水蒸氣帶出熱量 G水蒸氣塔前溫度下的焓 97626253394 247378426 KJh 故帶出熱量為 198641664＋ 814537＋ 99005407＋ 247378426 545840034KJh 冷卻面積的計算冷卻水采用 18℃的地下水出塔溫度為 28℃左右 1 冷卻水量 W 2818 418 1000 240316127 545840034 2818 418 1000 44434 mh 傳熱系數(shù)的計算 K 是由煤氣至管外璧的對流傳熱系數(shù) J ㎡ S K ㏑ 00522x＋ 536 式中 x 每 m 飽和煤氣塔前塔后的露點下為飽和煤氣中水蒸氣的平均含量體積百分比查得塔前露點 58℃時煤氣水蒸氣含量 x 910 gNm 塔后露點 22℃時煤氣水蒸氣含量 x 195 gNmX 100247。 2 836 ㏑ 00522x＋ 536 00522 836＋ 536 580 故 3303 J ㎡ S K 是管內(nèi)壁至冷卻水對流傳熱系數(shù) J ㎡ S K 0023R 取 n 04 橫管終冷塔采用 25 25 的無縫鋼管鋼號為 20 管數(shù)為 342 根據(jù)前面計算得冷卻水量為 46288 mh 管內(nèi)水速為 u