[能源化工]焦炉煤气中粗苯的回收工艺设计

[能源化工]焦炉煤气中粗苯的回收工艺设计内容摘要：

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，增加吸收推动力，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况下，随着吸收温度的升高，所需要的循环洗油量也随之增加。 贫油含苯量 贫油含苯量是决定塔后煤气含苯族烃量的主要因素之一。 由式 mapC Mp 可见，当其他条件一定时，入塔贫油中粗苯含量愈高，则塔后损失愈大。 如果塔后煤气中苯族烃含量为 2 g / 3m ，设洗苯塔出口煤气压力p=,洗油相对分子质量 M=170,30176。 C 时粗苯的饱和蒸气压 0p =，将有 关数据代入上式，即可求出与此相平衡的洗油中粗苯含量 1C ： 1 2 1 0 7 .1 92 .2 4 0 .2 2 %1 6 0 1 3 .4 6 6C    计算结果表明，为使塔后损失不大于 2g / 3m ，贫油中的最大 粗苯含量为 %.为了维持一定的吸收推动力， 1C 值应除以平衡偏移系数 n,一般 n=～。 入 取n=， 则允许的贫油含苯量1 % % 。 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允许达到%～ %， 此时仍能保证塔后煤气含苯族烃在 4 g / 3m 以 下。 如进一步降低贫油中的粗苯含量，虽然有助于降低塔后损失，但将增加脱苯塔蒸馏时的水蒸气耗量 ，使粗苯产品的 180176。 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，塔后煤气含苯量控制在 4g / 3m 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。 另外一般粗苯和从回炉煤气中分离出的苯族烃的性质可以看出，由回炉煤气中得到的苯族烃，硫含量比一般粗苯高 倍，不饱和化合物含量高 倍。 由于这些物质很容易聚合，会增加粗苯河南城建学院本科毕业设计（论文） 设计总论 6 回收和精制操作的困难，故塔后煤气含苯量控制高一些也是合理的。 吸收表面积 为了洗油充分吸收煤气中的苯族烃，必须使气液两相之间有足够的接触表面积（即吸收面积）。 填料塔的吸收表面积即为塔内填料表面积。 填料表面积愈大，则煤气与洗油接触的时间愈长，回收过程进行得也愈完全。 根据生产实践，当塔后煤气含苯量要求达到 2 g / 3m 时，对于木格填料洗苯塔，每小时 1 3m 煤气所需的吸收面积一般为 ～ 2m ； 对于钢板网填料塔，则为 ～ 2m。 当减少吸收面积时，粗苯的回收率将显著降低。 煤气压力和流速 当增大煤气压力时，扩散系数 gD 将随之减少，因而时吸收系数有所降低。 但随着压力的增加，煤气中的苯族烃分压将成比例地增加，使吸收推动力显著增加，因而吸收速率也将增大。 由式 0 . 7 5 2 0 . 6 2 8 0 . 0 6 60 . 0 4 4 5 R e P r ( )g eg g geD dKmdC    /s 可见，增加煤气速度可提高气膜吸收系数， 从而提高吸收速率，强化吸收过程。 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 倍为宜。 回收率  和上述诸因素之间的关系，可用下列无因次式表示： ( 1)1 1mbmbb n ebe   式（ 15） 式中  —— 回收率； m —— 指数， KFmpV ； P—— 煤气的平均压力， kPa。 F—— 填料的表面积， 2m V—— 煤气量， 3m /h K—— 总吸收系数， kg /（ 2m h kPa ）； b—— 指数， pl ； l —— 油气比， kg / 3m ； n—— 系数， 11 Cn pa； 1C —— 贫油中粗苯质量含量， %； 1a —— 入洗苯塔煤气中苯族烃含量， g / 3m。 河南城建学院本科毕业设计（论文） 设计总论 7 粗苯回收过程存在问题与改进措施 存在问题 （ 1） 油油换热器窜漏造成的换热效果差 油油换热器是三维板式换热器，投产后，换热效果一直不好，换热后富油温度在 80176。 C 以下，并且投用不久，换热器本体就多处出现外漏，经常停运焊补，降低了粗苯工段的开工率，从而影响了粗苯产量。 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，影响了贫油的吸收能力，同时由于进入脱苯塔的富油量减少，导致粗苯产量降低。 （ 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，冲洗间隔时间越来越短，一般 ～ 3 天就必须冲洗一次，每次冲洗耗时 ～ 4h, 影响了设备的开工率，使粗苯产量降低。 （ 3） 再生器液位计经常出现异常 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，经常出现失真的情况，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，直接影响洗苯效果，也使粗苯产量降低。 （ 4）再生器的操作不稳定 再生器的处理量、液位、温度、排渣量等变化较大，影响再生效果，从而影响洗油质量，进而影响洗油吸苯能力。 （ 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，水侧结垢也较严重，这些都影响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 32176。 C 以下，直接影响洗油的吸苯效果。 （ 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，波动范围较大，使粗苯生产受到极大影响，脱苯塔塔内压力大幅度波动，粗苯的产出量时大时小。 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，更换后彻底消除了贫富油窜漏，出口富油温度也提高到 100176。 C 左右。 （ 2）延长终冷塔冲洗周期，缩短冲塔时间 将初冷器后煤气温度严格控制在23176。 C 以下，一般控制在 19～ 21176。 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控制在35176。 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 6～ 7 天。 （ 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，由于经常河南城建学院本科毕业设计（论文） 设计总论 8 出现失真的状态，经过调研，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控制室，从而及时有效地保证了操作人员对再生器的调整操作。 （ 4）稳定再生器 的操作 再生器的温度控制在 180～ 185176。 C 范围内，液位控制在 1800～ 2100 mm（液位显示为 300 mm～ 600 mm), 每班定时排渣一次（排渣量根据残油粘度决定），严禁排干渣，以防结炭造成堵塞，影响排渣工作。 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。 （ 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。 针对这种情况，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，然后根据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）。 （ 6）稳定脱苯塔塔压 减少蒸汽压力波动带来的影响。 当蒸汽压力波动较大、时间较长时，由于脱苯塔塔顶温度和塔压随着蒸汽量变化而变化，直接影响到粗苯的质量和产量，为稳定粗苯质量和产量，除了调节脱苯塔的粗苯回流比外，将进入脱苯塔的直接蒸汽关闭，只用过热蒸汽，以降低蒸汽量变化对 脱苯的影响。 同时，当蒸汽压力过大引起脱苯塔塔内压力增大时，为避免苯蒸汽来不及冷凝而进入控制分离器，通过放散管放散引起粗苯的流失，必须控制粗苯冷凝冷却器的进口水温在 19176。 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。 （ 7）优化工艺制度 严格控制各项工艺参数，终冷后煤气温度控制在 ≤25176。 C ，洗苯塔的操作温度控制在 25～ 30176。 C ，洗油循环量 45～ 60 t/h，使洗苯塔塔内油气比为 ～ L/m3，富油温度 160～ 165 176。 C ，脱苯塔塔顶温度 92～ 94176。 C。 保证制冷水温低于 19176。 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。 再生器采用连续加油，间隙定量排稀渣，以稳定循环洗油质量，加大进入再生器的过热蒸汽量，将再生器的器底温度控制在 180～185176。 C。 保证粗苯回流量在规定范围内。 河南城建学院本科毕业设计（论文） 设计方案的确定 9 2 设计方案的确定 生产条件及参数 (1) 焦炉煤气处理量 3G 15000 /mh (2) 采用常压填料塔，以洗油为吸收剂，粗苯为吸收质。 洗油密度 /L g cm  粘度 mpa s  (3) 进塔煤气中含粗苯体积分数为 2%，相对湿度为 65%，温度为 25176。 C (4) 进塔洗油温度为 28176。 C ，洗油含苯质量分数为 %，富油含苯质量分数为%。 (5) 进塔煤气平均密度 ___ 63 30 . 0 1 5 1 0 2 9 1 0 1 . 1 8 8 /8 . 3 1 4 4 ( 2 7 3 2 5 )G PM k g mRT     粘度 51 .7 3 6 1 0G p a s    (6) 操作压力 kpa (7)粗苯组成的质量含量和摩尔质量 表 组 成 质量含量 % 摩尔质量 g/mol 苯 70 甲苯 15 92 二甲苯 5 溶剂油 8 120 水 2 18 (8)进塔焦炉煤气中粗苯的含量一般为 25～ 40 3/gm， 出塔焦炉煤气中粗苯的含量一般为 2～ 4 3/gm。 工艺流程及工艺流程图 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 55176。 C 煤气经过横管式终冷器温度降至25176。 C ～ 27176。 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 3/gm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。 河南城建学院本科毕业设计（论文） 设计方案的确定 10 洗苯塔底富油，送粗苯蒸馏工段的富油槽中。 主要技术操作指标如下： 终冷器后煤气温度： 25176。 C ～ 27176。 C 终冷器上段循环水入口温度： 32176。 C 终冷器上段循环水出口温度： 45176。 C 终冷器下段低温水入口温度： 16176。 C 终冷器下段低温水出口温度： 23176。 C 洗苯塔出口煤气温度： 25176。 C 进洗苯塔贫油稳 定度： 27176。 C ～ 30176。 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 93176。 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 ～ 135176。 C ，然后依次进入管式炉对流段、辐射段，加热至180176。 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。