焦炉煤气中粗苯的回收工艺设计.docx

焦炉煤气中粗苯的回收工艺设计本次毕业实习的地点是在中平能化集团河南京宝焦化，具体工作岗位是工艺技术部粗苯蒸馏工段。通过近两个月的岗位工作，作者对焦化厂粗苯回收工艺流程有了一定程度的了解和把握，因此将毕业设计题目定为：15000 m3/h 焦炉煤气中粗苯的回收工艺设计。粗苯回收工艺要紧分终冷洗苯和粗苯蒸馏两个过程，依照河南京宝焦化的粗苯回收工艺流程以及自己对粗苯回收相关内容的一些了解，本设计采纳的是常压填料吸取塔进行焦炉煤气中粗苯的吸取，用管式炉加热富油生产一种苯的方法进行粗苯的蒸馏。要紧流程为焦炉煤气第一自上而下通过横管式终冷塔，在此依次用32°C的循环水和18°C的低温水除去煤气中的萘，然后煤气自下而上进入洗苯塔，塔顶向下喷洒27°C左右的吸油，气、液逆向接触，使洗油充分吸取煤气中的粗苯而成为富油。富油送往管式加热炉预热到135°C，之后从第15层塔板处进入脱苯塔，在此富油被加热到180°C，粗苯蒸汽由塔顶采出，塔底那么为贫油。然后粗苯蒸汽依次通过油气换热器和冷凝冷却器后成为液体进入粗苯储槽。洗苯塔操作压力0.1 ，填料塔高度 13 ，塔径为 ，入塔煤气中粗苯含量25 g/m3 40 g/m3，出塔含量为4 g/m3以下。本设计中的运算内容要紧有吸取塔中气液相的物料衡算和管式炉加热脱苯工序的热量衡算，以及吸取塔设备的相关工艺运算。完成的图纸有带操纵点的粗苯回收工艺流程图、物料衡算图和主设备洗苯塔和脱苯塔的剖面图。关键词：焦炉煤气、粗苯回收、粗苯蒸馏、常压、洗苯塔、管式炉、Design NotesThThT is is the place of graduation practice of the Group in Henan to Beijing Zhongping Bao Coking Co., Ltd., is a technology specific jobs distillation section in the Ministry of benzene. After nearly two months of post work, I have a coke plant crude benzene recovery process a degree of understanding and knowledge, so I put my graduate design topics as: 15000 m3 / h of coke oven gas in the crude benzene recovery process design. Crude benzene recovery process mainly consists of the final cold wash both benzene and benzene distillation process, according to King Po Coking Co, Ltd. Henan, crude benzene recovery of crude benzol recovery process and their relevant content on some idea, this design uses the atmospheric pressure packed absorption tower for absorption of benzene in coke oven gas with a tube furnace heated to produce a rich oil method of benzene benzene distillation. Operating pressure of 0.1, height of packed tower 13, tower diameter, the benzene content of the gas into the tower 25g/m3 40g/m3, the tower content 4g/m3 below.Calculation of the design content of the main absorber in the gas phase of the material balance and the tube furnace heating process from benzene heat balance, and the calculation of the absorber device related technology. The drawings are done with the control point flow chart of crude benzene recovery, material balance chart and the main equipment wash benzene tower profile. Key words: coke oven gas, crude benzene recovery, clumsy distillation, atmospheric pressure, benzene washing tower, tube furnace朗读显示对应的拉丁字符的拼音目 录设计说明IDesign NotesII要紧符号说明iii引 言11设计总论21.1粗苯的组成和性质21.1.1 粗苯的组成21.1.2 粗苯的性质31.2 回收苯族烃的方法31.3 阻碍粗苯回收的因素41.3.1 吸取温度41.3.2 洗油的吸取能力及循环油量41.3.3 贫油含苯量51.3.4 吸取表面积61.3.5 煤气压力和流速61.4 粗苯回收过程存在问题与改进措施71.4.1 存在问题71.4.2 改进措施72 设计方案的确定92.1生产条件及参数92.2 工艺流程及工艺流程图92.2.1 工艺流程92.2.2 工艺流程图113 物料衡算与热量衡算133.1 物料衡算133.1.1 进塔焦炉煤气中各组分的含量133.1.2 进塔焦炉煤气中粗苯的摩尔组成133.1.3 气、液量运算143.1.4 粗苯蒸馏工段物料横算143.2 热量衡算183.2.1管式炉供给富油的热量Qm183.2.2 管式炉供给蒸气的热量QV193.2.3 管式炉加热面积194 要紧设备的工艺运算204.1 吸取塔塔径运算204.2 吸取塔高度运算214.2.1 传质单元高度214.2.2 传质单元数224.2.3 填料层高度234.2.4 塔附属高度234.3 填料塔的压力降234.3.1 气体进出口压力降234.3.2 填料层压力降244.3.3 填料塔的总压力降245 要紧设备的强度校核255.1壁厚设计及校核255.2 封头设计265.3 圆筒的应力265.4 塔裙座高度266 辅助设备的选型276.1 洗苯塔附属设备276.1.1填料支撑装置276.1.2液体分布器286.1.3液体再分布器296.1.4气体的进口与出口装置306.2 管式加热炉316.3 洗油再生器326.4 脱苯塔356.5 泵356.6 工艺管道366.7 换热器367 设计结果378 参考文献389 附 录3910 致 谢40要紧符号说明符号单位备注液体喷淋密度kJ/h单位时刻内炉管吸取的热量1水密度和液体密度之比填料因子液泛条件下气体质量流速气膜传质系数液膜传质系数单位体积填料润湿表面积填料比表面积气相质量流率液相质量流率气体温度气体常数溶质在气相中的扩散系数溶质在液相中的扩散系数液体粘度液体密度符号单位备注气体密度液体表面张力填料材质的临界表面张力1填料结构特性的形状系数，无因次1关联系数，那个地点取C为5.23引 言粗苯是炼焦化学产品回收中最重要的两类产品之一。在石油工业中曾被称为基础化工原料的八种烃类有四类苯、甲苯、二甲苯和萘是从粗苯和煤焦油产品中制取的，目前，中国年产焦炭达到两亿多吨，可回收的粗苯资源达200多万吨。尽管从石油化工中可生产这些产品，但焦化工业仍旧是苯类产品的重要来源，因此，从焦炉煤气中回收苯族烃具有重要的意义。粗苯是宝贵的化工原料，焦炉煤气中一样含有粗苯25 g/m3 40 g/m3，出塔焦炉煤气中粗苯的含量一样为2 g/m34 g/m3。粗苯是各焦化企业回收的要紧对象。粗苯要紧含有苯，甲苯，二甲苯，三甲苯等芳香烃。随着原油价格不断上涨，粗苯的价格也在不断增长，而焦炭的价格稳中有降。因此各焦化企业对焦炉煤气中的苯回收更加重视，粗苯的销售已成为一些企业的要紧经济来源。用洗油吸取或活性炭吸附等物理方法从焦炉煤气中回收粗苯，其中洗油吸取粗苯法应用广泛。洗油吸取粗苯法是德国人卡罗(H.Caro)在1869 年发明的，第一次世界大战期间得到进展，已被各国普遍采纳。洗油吸取粗苯工艺由洗油吸苯和富油脱苯工序组成。洗油吸苯是用洗油洗涤煤气吸取苯族烃，吸取了苯族烃的洗油称为富油。富油脱苯是用蒸汽蒸馏出溶解在富油中的苯族烃，因装置不同能够得到轻苯一种产品或轻苯和重苯两种产品，也能够得到轻苯、精重苯和萘溶剂油三种产品。富油脱苯后的洗油称为贫油，贫油送吸苯工序循环使用。活性炭吸附粗苯法是德国人恩格尔哈特( Engel- hardt)在1916年开发的，1918年应用于都市煤气厂，20年代后在英国、法国、荷兰和日本等国的一些小型煤气厂相继采纳。与洗油吸取法相比，活性炭吸附法设备投资少，动力消耗低，粗苯回收率高;但在运行过程中活性炭微孔容易被煤气中的焦油雾、萘、树脂化合物和元素硫等杂质堵塞，使吸附能力下降。活性炭价格昂贵，50年代后工业上已专门少采纳。当前,在各化工企业逐步走向深加工渠道的同时,众多焦化厂对粗苯产量的追求也日趋提升。而粗苯产量的高低,关键取决于工艺设备的效率。 1设计总论1.1粗苯的组成和性质1.1.1 粗苯的组成粗苯是由多种芳烃和其他化合物组成的复杂混合物，粗苯中要紧含有苯、甲苯、二甲苯和等芳香烃。此外，还含有不饱和化合物、硫化物、饱和烃、酚类和吡啶碱类。当用洗油回收煤气中的苯族烃时，粗苯中尚含有少量的洗油轻质馏分。粗苯各组分的平均含量见下表表1.1粗苯要紧组成含量%组分含量组分含量苯5580古马隆0.61.0甲苯1222茚1.52.5二甲苯26硫化氢0.10.2三甲苯26二硫化碳0.31.5乙基苯0.51噻吩0.21.0丙基苯0.030.05甲基噻吩0.10.2乙基甲苯0.080.10吡啶及其同系物0.10.5戊烯0.50.8苯酚及其同系物0.10.6环戊二烯0.51.0萘0.52.0C6C8直链烯烃0.50.6脂肪烃C6C80.51.0苯乙烯0.51.0   粗苯的组成取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在炭化室内热解的温度。在炼焦配煤质量稳固的条件下，在不同的炼焦温度下所得粗苯中苯、甲苯、二甲苯和不饱和化合物在180°C前馏分中含量见下表表1.2不同炼焦温度下粗苯中要紧组分的含量炼焦温度/°C 粗苯中要紧组分的含量质量分数/%苯甲苯二甲苯不饱和化合物9505060182267101210506575131634710此外，粗苯中酚类的含量通常为0.1%1.0%，吡啶碱类的含量一样不超过0.5%。当硫酸铵工段从煤气中回收吡啶碱时，那么粗苯中吡啶碱类含量不超过0.01%。粗苯中的各要紧组分均在180°C前馏出，180°C后的流出物称为溶剂油。在测定粗苯中各组分的含量和运算产量时，通常将180°C前的馏出量当作100%来运算，故以其180°C前的馏出量作为鉴别粗苯质量的指标之一。粗苯在180°C前的馏出量取决于粗苯工段的工艺流程和操作制度。180°C前馏出量愈多，粗苯质量就愈好。一样要求粗苯的180 °C前馏出量为93%95%。1.1.2 粗苯的性质粗苯是黄色透亮液体，比水轻，微溶于水。在贮存时，由于低沸点不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶解于粗苯中，使其着色变暗。粗苯易燃，闪点为12°C。粗苯蒸气在空气中的体积浓度为1.4%7.5%时，能形成爆炸性混合物。 粗苯的热性质依其组成而定，一样可用以下近似运算式确定。 粗苯比热容 式1-1 粗苯蒸汽比热容 式1-2式中 t -温度，°C Mr-粗苯相对分子质量，依粗苯组成而定。工程运算中可取Mr=83粗苯蒸汽比焓 式1-3式中 t -温度，°C C-粗苯蒸汽比焓，kJ/(kg°C)1.2 回收苯族烃的方法从焦炉煤气中回收苯族烃采纳的方法有洗油吸取法、固体吸附法和深冷凝聚法。其中洗油吸取法工艺简单经济，得到广泛应用。洗油吸取法所用的溶剂是煤焦油洗油，也可用石蜡洗油轻柴油。依据操作压力分为加压吸取法、常压吸取法和负压吸取法。加压吸取法的操作压力为8001200 kPa，此法可强化吸取过程，适于煤气远距离输送或作为合成氨厂得原料气。常压吸取法的操作压力稍高于大气压，是各国普遍采纳的方法。负压吸取法应用于全负压煤气净化系统。固体吸附法是采纳具有大量微孔组织和专门大吸附表面积的活性炭或硅胶作为吸附剂，活性炭的表面积为1000 m2/g，硅胶的表面积为450 m2/g。用活性炭等吸附剂吸取煤气中的粗苯，该法在中国曾用于实验室分析测定，例如煤气中苯含量的测定确实是利用这种方法。深冷凝聚法是把煤气冷却到-40°C-50°C，从而使苯族烃冷凝冷冻成固体，将其从煤气中分离出来，该法中国尚未采纳。吸取了煤气中苯族烃的洗油称为富油，富油脱苯按其操作压力分为常压水蒸气蒸馏法和减压蒸馏法，按富油加热方式分为预热器加热富油的脱苯法和管式炉加热富油的脱苯法。前者是利用列管式换热器用蒸汽间接加热富油，使其温度达到135°C145°C后进入脱苯塔；后者是利用管式炉用煤气间接加热富油，使其温度达到180°C190°C后进入脱苯塔。该法由于富油预热温度高，与前者相比具有以下优点：脱苯程度高，贫油中苯质量含量可达0.1%左右，粗苯回收率高；蒸汽耗量低，每生产1 t 180°C前粗苯为11.5 t，仅为预热器加热富油脱苯蒸汽耗量的1/3；产生的污水量少；蒸馏和冷凝冷却设备的尺寸小。因此，目前广泛采纳管式炉加热富油的脱苯工艺。1.3 阻碍粗苯回收的因素1.3.1 吸取温度吸取温度系指洗苯塔内气液两相接触面的平均温度，它取决于煤气和洗油的温度，也受大气温度的阻碍。吸取温度是通过吸取系数和吸取推动力的变化而阻碍粗苯回收率的。提高吸取温度，可使吸取系数略有增加，但不显著，而吸取推动力却显著减小。总的来说，吸取温度不宜过高，但液不宜过低。在低于15°C时，洗油的黏度将显著增加，使洗油输送及其在塔内平均分布和自由流淌都发生困难。当洗油温度低于10°C时，还能够从油中析出固体沉淀物。因此适宜的吸取温度为25°C左右，实际操作温度波动于2030°C之间。操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中的水汽冷凝而进入洗油中。一样规定洗油温度在夏季比煤气温度高2°C左右，冬季高4°C左右。为保证适 宜的吸取温度，自硫酸铵工序来的煤气进洗苯塔前，应在最终冷却器内冷却至1828°C，贫油应冷却至低于30°C。1.3.2 洗油的吸取能力及循环油量由式可见，当其他条件一定时，洗油的相对分子质量减小将使洗油中粗苯含量C增大，即吸取能力提高。同类液体吸取剂的吸取能力与其相对分子质量成反比，吸取剂与溶质的相对分子质量愈接近，那么愈易相互溶解，吸取得愈完全。在回收等量粗苯的情形下，如洗油的吸取能力强，使富油的含苯量高，那么循环洗油量也可相应减少。但洗油的相对分子质量也不宜过小，否那么洗油在吸取过程中挥发缺失较大，并在脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。送往洗苯塔的循环洗油量可依照下式求得： 式1-4式中 V煤气量，/; ,洗苯塔进、出口煤气中苯族烃含量，/； L洗油量，/; ,贫油和富油中粗苯的含量，%。由上式可见，增加循环洗油量，可降低洗油中粗苯的含量，增加吸取推动力，从而可提高粗苯回收率。但循环洗油量也不宜过大，以免过多地增加电、蒸汽的耗量和冷却水用量。在塔后煤气含苯量一定的情形下，随着吸取温度的升高，所需要的循环洗油量也随之增加。1.3.3 贫油含苯量贫油含苯量是决定塔后煤气含苯族烃量的要紧因素之一。由式可见，当其他条件一定时，入塔贫油中粗苯含量愈高，那么塔后缺失愈大。假如塔后煤气中苯族烃含量为2/，设洗苯塔出口煤气压力p=107.19kPa,洗油相对分子质量M=170,30°C时粗苯的饱和蒸气压=13.466kPa，将有关数据代入上式，即可求出与此相平稳的洗油中粗苯含量： 运算结果说明，为使塔后缺失不大于2/，贫油中的最大粗苯含量为0.22%.为了坚持一定的吸取推动力，值应除以平稳偏移系数n,一样n=1.11.2。入取n=1.14，那么承诺的贫油含苯量。实际上，由于贫油中粗苯的组成里，苯和甲苯含量少，绝大部分为二甲苯和溶剂油，其蒸气压仅相当于同一温度下煤气中所含苯族烃蒸气压的20%30%，故实际贫油含粗苯量可承诺达到0.4%0.6%，现在仍能保证塔后煤气含苯族烃在4/以下。如进一步降低贫油中的粗苯含量，尽管有助于降低塔后缺失，但将增加脱苯塔蒸馏时的水蒸气耗量，使粗苯产品的180°C前馏出率减少，并使洗油的耗量增加。近年来，国外有些焦化厂，塔后煤气含苯量操纵在4/左右，甚至更高。这一指标对大型焦化厂的粗苯回收是经济合理的。另外一样粗苯和从回炉煤气中分离出的苯族烃的性质能够看出，由回炉煤气中得到的苯族烃，硫含量比一样粗苯高3.5倍，不饱和化合物含量高1.1倍。由于这些物质专门容易聚合，会增加粗苯回收和精制操作的困难，故塔后煤气含苯量操纵高一些也是合理的。1.3.4 吸取表面积为了洗油充分吸取煤气中的苯族烃，必须使气液两相之间有足够的接触表面积即吸取面积。填料塔的吸取表面积即为塔内填料表面积。填料表面积愈大，那么煤气与洗油接触的时刻愈长，回收过程进行得也愈完全。依照生产实践，当塔后煤气含苯量要求达到2/时，关于木格填料洗苯塔，每小时1煤气所需的吸取面积一样为1.01.1；关于钢板网填料塔，那么为0.60.7。当减少吸取面积时，粗苯的回收率将显著降低。1.3.5 煤气压力和流速当增大煤气压力时，扩散系数将随之减少，因而时吸取系数有所降低。但随着压力的增加，煤气中的苯族烃分压将成比例地增加，使吸取推动力显著增加，因而吸取速率也将增大。由式/s可见，增加煤气速度可提高气膜吸取系数，从而提高吸取速率，强化吸取过程。但煤气速度也不宜过大，以免使洗苯塔阻力和雾膜夹带量过大。对木格填料塔，空塔气速以不高于载点气速的0.8倍为宜。回收率和上述诸因素之间的关系，可用以下无因次式表示： 式1-5式中 回收率； 指数，； P煤气的平均压力，kPa; F填料的表面积， V煤气量，/h K总吸取系数，/； b指数，； 油气比，/； n系数，； 贫油中粗苯质量含量，%； 入洗苯塔煤气中苯族烃含量，/。1.4 粗苯回收过程存在问题与改进措施1.4.1 存在问题1油油换热器窜漏造成的换热成效差 油油换热器是三维板式换热器，投产后，换热成效一直不行，换热后富油温度在80°C以下，同时投用不久，换热器本体就多处显现外漏，经常停运焊补，降低了粗苯工段的开工率，从而阻碍了粗苯产量。贫富油流量相差悬殊，两者流量相差达15 m3/h。说明压力较高的富油已窜入压力较低的贫油中，阻碍了贫油的吸取能力，同时由于进入脱苯塔的富油量减少，导致粗苯产量降低。 ly!3   2终冷塔冲洗频繁 随着环境温度的升高，终冷塔的阻力上升较快，冲洗间隔时刻越来越短，一样2.53天就必须冲洗一次，每次冲洗耗时3.54h, 阻碍了设备的开工率，使粗苯产量降低。 c5f57Z  3再生器液位计经常显现专门 再生器原设计的是玻璃板液位计，洗油易粘在玻璃板上，无法看清液位，经常显现失确实情形，导致贫油在再生过程中产生的聚合物不能及时有效地从粗苯蒸馏系统中分离出去，进而降低循环洗油在洗苯塔内的吸苯能力，直截了当阻碍洗苯成效，也使粗苯产量降低。 dG3?(p+  4再生器的操作不稳固 再生器的处理量、液位、温度、排渣量等变化较大，阻碍再生成效，从而阻碍洗油质量，进而阻碍洗油吸苯能力。 &VjPdu57    5贫油换热器沉渣和积垢 原设计从脱苯塔上部将萘油引出送至萘扬液槽的管道系统因一直未投用，大部分的萘 在温度较低的贫油冷却段中沉积下来并粘附在换热板上。另外，由于冷却用水的水质较差，水侧结垢也较严峻，这些都阻碍了换热器的换热效率，不能保证二段换热器出口的贫油温度在32°C以下，直截了当阻碍洗油的吸苯成效。 :1'1 n  6蒸汽压力波动频繁 蒸汽压力随电厂负荷变动或随焦化厂蒸汽耗量大小而波动，波动范畴较大，使粗苯生产受到极大阻碍，脱苯塔塔内压力大幅度波动，粗苯的产出量时大时小。 9q5  1.4.2 改进措施1更换油油换热器 将原换热器拆除，改装2台螺旋板式换热器，更换后完全排除了贫富油窜漏，出口富油温度也提高到100°C左右。 '#Khep      2延长终冷塔冲洗周期，缩短冲塔时刻 将初冷器后煤气温度严格操纵在23°C以下，一样操纵在1921°C，让大部分萘在初冷器中冷凝析出，保证进入终冷塔的煤气含萘量低于600 mg/m3。将硫铵工段的煤气预热器后煤气温度操纵在35°C以下，让部分萘在饱和器中析出。采取上述措施后，终冷塔的冲洗周期延长到67天。 %,N-MJf    3改进再生器液位计 原设计再生器的液位计为玻璃板液位计，由于经常显现失确实状态，通过调研，将液位计改为浮球液位变送器，既能现场观测到再生器内的实际液位，又能将再生产器内的液位信号远传至中心操纵室，从而及时有效地保证了操作人员对再生器的调整操作。 mV7_O/    4稳固再生器的操作 再生器的温度操纵在180185°C范畴内，液位操纵在18002100 mm液位显示为300 mm600 mm), 每班定时排渣一次排渣量依照残油粘度决定，严禁排干渣，以防结炭造成堵塞，阻碍排渣工作。通过以上操作，可保证贫油再生后产生的聚合物能及时有效地分离出去，轻组分进入油系统优化循环洗油油质，保证贫油的吸苯能力。 $ ga,$G    5清除贫油换热器的沉渣和积垢 贫油换热器一段温度较高，水侧结垢的机会多；二段油温较低，油侧萘渣沉积机会多。针对这种情形，在一段换热器水侧回水管上加装排污阀，换热器进行定期排污、反冲洗每周一次，在二段换热器油侧进、出口加装蒸汽吹扫阀，然后依照出口贫油温度轮换冲洗放尽油侧贫油，用蒸汽由贫油出口向进口冲洗，冲出的萘渣送冷鼓工段废液槽。 I=.c    6稳固脱苯塔塔压 减少蒸汽压力波动带来的阻碍。当蒸汽压力波动较大、时刻较长时，由于脱苯塔塔顶温度和塔压随着蒸汽量变化而变化，直截了当阻碍到粗苯的质量和产量，为稳固粗苯质量和产量，除了调剂脱苯塔的粗苯回流比外，将进入脱苯塔的直截了当蒸汽关闭，只用过热蒸汽，以降低蒸汽量变化对脱苯的阻碍。同时，当蒸汽压力过大引起脱苯塔塔内压力增大时，为幸免苯蒸汽来不及冷凝而进入操纵分离器，通过放散管放散引起粗苯的流失，必须操纵粗苯冷凝冷却器的进口水温在19°C以下，以保证苯蒸汽能最大限度在粗苯冷凝冷却器中被冷凝下来。 '+|uv7|+v      7优化工艺制度 严格操纵各项工艺参数，终冷后煤气温度操纵在25°C，洗苯塔的操作温度操纵在2530°C，洗油循环量4560 t/h，使洗苯塔塔内油气比为1.82.0 L/m3，富油温度160165 °C，脱苯塔塔顶温度9294°C。保证制冷水温低于19°C，保证制冷水供给量，让粗苯蒸汽能最大限度地在粗苯冷凝冷却器中冷凝下来，保证粗苯不流失。再生器采纳连续加油，间隙定量排稀渣，以稳固循环洗油质量，加大进入再生器的过热蒸汽量，将再生器的器底温度操纵在180185°C。保证粗苯回流量在规定范畴内。 kYSTMt,C    N:4On 2 设计方案的确定2.1生产条件及参数(1) 焦炉煤气处理量(2) 采纳常压填料塔，以洗油为吸取剂，粗苯为吸取质。洗油密度 粘度(3) 进塔煤气中含粗苯体积分数为2%，相对湿度为65%，温度为25°C(4) 进塔洗油温度为28°C，洗油含苯质量分数为0.3%，富油含苯质量分数为2.5%。(5) 进塔煤气平均密度 粘度 (6) 操作压力(7)粗苯组成的质量含量和摩尔质量表2.1组 成质量含量%摩尔质量g/mol苯7078.11甲苯1592二甲苯5106.17溶剂油8120水 2 18(8)进塔焦炉煤气中粗苯的含量一样为2540，出塔焦炉煤气中粗苯的含量一样为24。2.2 工艺流程及工艺流程图2.2.1 工艺流程 粗苯回收工艺流程分为终冷洗苯工段和粗苯蒸馏工段。（1） 终冷洗苯 从硫胺工段来的55°C煤气通过横管式终冷器温度降至25°C 27°C，进入洗苯塔与塔顶喷淋的由粗苯蒸馏工段来的贫油逆流接触，将煤气中的苯洗至4以下，然后将煤气送往焦炉、粗苯蒸馏管式炉、锅炉等作燃料气使用，其余外供。横管式煤气终冷器底的冷凝液由泵打至终冷器顶部循环喷洒，防止焦油及萘的积存。富余的冷凝液送酚氰污水处理站。洗苯塔底富油，送粗苯蒸馏工段的富油槽中。要紧技术操作指标如下：终冷器后煤气温度： 25°C 27°C终冷器上段循环水入口温度： 32°C终冷器上段循环水出口温度： 45°C终冷器下段低温水入口温度： 16°C终冷器下段低温水出口温度： 23°C洗苯塔出口煤气温度： 25°C进洗苯塔贫油稳固度： 27°C30°C（2） 粗苯蒸馏 由终冷洗苯工段送入富油槽中的富油经富油泵送入油气换热器，与脱苯塔顶部来的93°C油气换热后，富油再依次进入贫富油一段和二段换热器，使富油温度升至135°C，然后依次进入管式炉对流段、辐射段，加热至180°C，进入脱苯塔内进行蒸馏。从脱苯塔顶部出来的油汽进入油气换热器及冷凝冷却器，所得粗苯流入油水分离器。分离出水后的粗苯进入回流槽，经粗苯回流泵送到脱苯塔顶部作为回流用，其余流入粗苯中间槽，用粗苯产品泵送往油库装车外运。在脱苯塔上部设有断塔板，将塔板积存的油和水引出，流到脱苯塔油水分离器，将水分离后，油引入下层塔板。从脱苯塔侧线引出的萘溶剂油，自流到残渣、萘溶剂油槽，用泵压送到油库工段的焦油槽中。脱苯塔底部出来的热贫油，经贫富油一段换热器换热后进入脱苯塔下部的热贫油槽。用热贫油泵将热贫油送至贫富油二段换热器与富油二次换热后的贫油依次通过贫油一段冷却器、贫油二段冷却器，冷却至2730°C后，送至洗苯工段的洗苯塔循环使用。为保持稳固的洗油质量，由管式炉加热后的富油管线上引出11.5%的富油进入再生器，用管式炉来的400°C过热蒸汽直截了当蒸吹再生。再生器顶部出来的气体进入脱苯塔下部，再生器底部排出的残渣定期排放至残渣槽，用泵送到油库工段的焦油槽中。系统消耗的洗油定期从洗油槽经富油泵入口补入系统。粗苯油水分离器、脱苯塔油水分离器分离出来的水，进入操纵分离器，进一步将油、水分离。分离出来的油流入油放空槽，用液下泵送到富油槽，分离出来的水流入水放空槽，用液下泵送到酚氰污水处理站。要紧技术操作指标如下：二段贫富油换热器后富油温度： 105°C一段贫富油换热器后富油温度： 135°C管式加热炉后富油温度： 180°C 190°C脱苯塔顶部温度： 90°C 93°C脱苯塔底部贫油温度： 175°C 180°C脱苯塔萘油侧线温度： 125°C 135°C入再生器过热蒸汽温度： 400°C一段贫油冷却器后贫油温度： 45°C二段贫油冷却器后贫油温度： 27°C 29°C再生器顶部压力： 50kPa再生器顶部温度： 200°C再生器底部温度： 200°C 210°C管式炉炉膛温度： 600°C 800°C管式炉废气温度： 300°C 400°C粗苯冷凝冷却器油出口温度： 25°C 30°C管式炉烟囱吸力： 100Pa管式炉辐射段压力： -5050Pa脱苯塔塔顶压力： 10kPa脱苯塔塔底压力： 50kPa2.2.2 工艺流程图1河南京宝焦化粗苯回收工艺流程图图2.12洗苯工艺流程图 图4.21洗苯塔；2新洗油塔；3贫油槽；4贫油泵；5半富油泵；6富油泵（3） 生产一种苯的工艺流程图图4.31脱水塔；2管式炉；3再生器；4脱苯塔；5热贫油槽；6换热器；7冷凝冷却器；8冷却器；9分离器；10回流槽3 物料衡算与热量衡算3.1 物料衡算3.1.1 进塔焦炉煤气中各组分的含量煤气处理量 煤气中粗苯含量 查表得，27°C水蒸气压力为3540.79kPa，那么相对湿度为65%的焦炉煤气中水蒸气的含量 空气的含量空气的平均摩尔质量3.1.2 进塔焦炉煤气中粗苯的摩尔组成由，那么由，那么进塔吸取液中粗苯的含量出塔吸取液中粗苯的含量其中，粗苯的平均摩尔质量为，洗油的平均摩尔质量为。3.1.3 气、液量运算由全塔物料横算式 式3-1 最小液气比为1.12.0，那个地点取1.5运算，得， 循环洗油量按公式运算，其中，经运算，得循环洗油量3.1.4 粗苯蒸馏工段物料横算粗苯产量洗油量贫油中粗苯组成质量含量如下：表3.1组成质量含量%苯B2.7甲苯T20二甲苯X30溶剂油S47.3富油中萘N质量含量5%，水W1%，粗苯含量2.5%进入脱苯塔的富油量洗油量 富油中萘N含量富油中水W含量查得各物质Mi(kg/kmol)如下：表3.2组分苯B甲苯T二甲苯X溶剂油S奈N洗油m水wMi(kg/kmol)789210612012817018富油组成GFi GFi(kg/h) GFi/Mi(kmol/h)苯 9.25甲苯 2.08二甲苯 1.01溶剂油 1.42萘 3183.9011 24.8