年产150万吨焦化厂粗苯工段毕业设计

年产150万吨焦化厂粗苯工段毕业设计内容摘要：

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 42 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 250～ 300℃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 250～ 300℃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中的蒸汽耗量进行几点讨论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提高直接蒸汽的过热温度可降低其耗用量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 421 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为标准第五章 粗苯工段工艺的详述 51 工艺流程详述 511 横管终冷洗萘工艺 图 41 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 045gNm3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 512 洗苯工艺 热水冷 水煤气煤气去分缩器 1 2345 图 4 2 塑料花环填料塔回收粗苯的工艺流程图 1富油泵 2塑料花环洗苯塔 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 25～ 40gNm3从洗苯塔进去出塔煤气含苯低于 2gNm3从脱苯工序来的 30℃左右含苯 02～ 04的贫油被贫油泵送至洗苯塔定喷洒含苯量增至 25 左右从塔底经 U 型管导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513 脱苯工艺图 43 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 70～ 80℃进入贫富油换热器被从脱苯塔底来的热贫油加热至 130～ 140℃然后到管 式炉加热升温至 180～ 190℃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 190～ 200℃脱苯用蒸汽应过热到 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 52 操作规程及技术指标521 终冷洗苯部分一开停工操作 1 开工① 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② 终冷塔油封加满油洗苯塔油封加满油③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④ 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⑤ 洗苯塔 用同样方法赶空气同煤气⑥ 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① 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② 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 2l冷却水出口温度不大于 37℃ 3终冷塔和洗苯塔阻力 400mmH2O4洗油入洗苯塔温度 20～ 35℃应较煤气温度高 2～ 7℃ 5 贫油含苯 02 含水 1 富油含苯 2含水 1522 蒸馏脱苯部分一 开停工操作 1开工检查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开再生器进油阀再生器进油 13 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 停工管再生器进油阀关贫油冷却器水阀先关再生器直接 蒸汽在关间接蒸汽分缩器出口温度降至 80℃以下停富油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再生器压力维持在 02～ 022kgfcm2 不大于 03 kgfcm2底部温度 150～ 170℃分缩器出口温度 90177。 2℃管式炉出口富油温度 180～ 200℃阻力 kgfcm2冷凝冷却器苯出口温度 25～ 30℃洗油消耗量每吨粗苯不大于 110kg61 终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型 611 计算依据煤气量 320 煤煤气密度 0454 kg产率 占装煤量 02 密度 1518 kg 粗苯的回收率 占装煤量 11 洗苯塔后煤气含苯 2 g 粗苯蒸汽密度 3667 kg 煤气量 45000 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 22 ℃ 612 计算过程煤气流量装炉干煤量 1872 式中 n 炉组焦炉个数 N 炭化室孔数 351单孔装煤量即 焦炉周转时间 h 干煤气量 1872 320 59904 hG 599040454 煤气中含量 1872 1000 02 3744 kghV G 37441518 24664h 煤气中粗苯含量 G G粗苯的回收率 V塔后煤气含苯量 1872 1000 11＋59904 0002 2179008 kghV G 21790083667 59422h 上述三种气体流量之和 599042466459422 6074486 h 塔前煤气中水蒸气量 Gkgh 和 Vh 塔前煤气温度 T 58℃煤气露点 T 53℃露点下的水蒸汽压力 P 13582 Pa 煤气绝对总压力 大气压＋煤气总压表 10130010000 111300 Pa 850428hG 850428 18224 680342 Kgh 塔后煤气中水蒸汽量 Gkgh 和 Vh 塔后煤气温度 T 22℃ 露点 T 22℃ 露点下水蒸汽压力 2638 Pa 塔后煤气绝对总压力 P 大气 压 ＋ 塔 后 煤 气 压 力 1013008500 109800Pa 6074486 2638 1098002638 121490h G V 18224 121490 18224 97626 Kgh613 横管终冷洗萘塔的计算热量衡算带入热量干煤气带入热量 V干煤气在 58℃下的焓 59904 8742 523680768 KJh 2 带入热量 G在塔前温度下的比热塔前温度 3744 09902 58 2150239 KJh 3 粗苯带入热量 G I KJhI 418 103＋ ct 式中 c 207＋ 0026t M Kcal kg℃ M 粗苯平均分子量可取为822t 煤气塔前温度℃则 c 207＋ 0026 58 822 027 Kcalkg℃ I 418 103＋ 027 58 49600 KJkg G I 2179008 49600 108078535 KJh 4 水蒸气带入 热量 G 水蒸气 塔前温 度下的 焓 680342 260054 1769256585 KJh 故带入热量为 52368076821502391080785351769256585 2403166127 KJh2 带出热量 Q 出 1 干煤气带出热量 V干煤气在 22℃下的焓 59904 3316 198641664 KJh 式中 331622℃下干煤气的焓 KJh2 带出热量 G在塔后温度下的比热塔后温度 3744 09889 22 814537 KJh3 粗苯带出热量 G KJh 418 103＋ 式中 2070026Mkcal kg℃ M 粗苯平均分子量可取为 822 煤气塔后温度℃ 207＋ 0026 22 822 0259 kcal kg℃ 418 103＋ 0259 22 45436 KJkg 故粗苯产品带出热量 2179008 45436 99005407 KJh 4 水蒸气带出热量 G水蒸气塔前温度下的焓 97626253394 247378426 KJh 故带出热量为 198641664＋ 814537＋ 99005407＋ 247378426 545840034KJh 冷却面积的计算冷却水采用 18℃的地下水出塔温度为 28℃左右 1 冷却水量 W 2818 418 1000 240316127 545840034 2818 418 1000 44434 mh 传热系数的计算 K 是由煤气至管外璧的对流传热系数 J ㎡ S K ㏑ 00522x＋ 536 式中 x 每 m 饱和煤气塔前塔后的露点下为饱和煤气中水蒸气的平均含量体积百分比查得塔前露点 58℃时煤气水蒸气含量 x 910 gNm 塔后露点 22℃时煤气水蒸气含量 x 195 gNmX 100247。 2 836 ㏑ 00522x＋ 536 00522 836＋ 536 580 故 3303 J ㎡ S K 是管内壁至冷却水对流传热系数 J ㎡ S K 0023R 取 n 04 横管终冷塔采用 25 25 的无缝钢管钢号为 20 管数为 342 根据前面计算得冷却水量为 46288 mh 管内水速为 u。