万t每a焦化厂粗苯工段的工艺设计
1 总论
煤是我国最要紧的能源，除了燃烧提供能量以外，煤还能够通过综合加工利用，生产多种化学产品。目前应用最广，也是最合理成熟的综合利用是炼焦化学工业，随着炼焦工业的进展，煤气及化学产品已不再是旧的燃烧，而是加以回收利用，专门是煤气中的芳香烃是宝贵的化工原料,对合理利用我国煤炭资源，提高经济效益有十分重要的现实意义。因此，对煤气中的苯族烃及萘应尽可能回收完全。粗苯回收工段的要紧任务是，回收煤气中的苯族烃及洗除煤气中的大部分萘。
粗苯是多种芳烃和其他化合物组成的混合物，粗苯是要紧成分是苯，甲苯，二甲苯及三甲苯等。此外，还含有一些不饱和化合物，硫化物及小量的酚类和吡啶碱类。当用洗油回收煤气中的苯族烃时，在所得的粗苯中尚有少量的洗油轻质馏分。
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程度。粗苯各组成的平均含量如表1—1。此外，粗苯中酚类的含量通常在0.1—1.0%之间，吡啶碱类的含量不超过0.5%。当硫铵工段从煤气回收吡啶碱类时，则粗苯中的吡啶碱类含量不超过0.01%。
粗苯的各要紧组分均在180℃的馏出物称为溶剂油。在测定粗苯中各组分的含量和运算产量时，通常把180℃前馏出量当作100%来来运算，故以其180℃前的馏出量作为馏出量质量的指标之一。粗苯在180℃前的馏出量取决于粗苯工段的工艺流程和操作制度。180℃前的馏出量越多，粗苯的质量就越好，一样要求的180℃前的馏出量为93—95%粗苯。
苯及溶剂油三种产品。粗苯是淡黄色的透亮液体，比水轻，不溶于水。在储存时，由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合形成的树脂状物质能溶解于粗苯中使其着色并专门快地变暗。粗苯是易燃的物质，闪点12℃。粗苯蒸汽在空气中的浓度在1.4—7.5%（体积）范畴内时，能形成爆炸性混合物，此工段要求严禁烟火，电机防爆。
粗苯工段的产品，依工艺过程的不同而异。一样生产轻苯和重苯，但也可生产粗苯一种产品或轻苯，重苯。
1、设计任务：
本设计为100万t/a焦化厂粗苯回收工段设计。
2、条件：
（1）、厂址：徐州郊区
（2）、气象条件：
大气压力：
冬季 767mmHg
夏季 751mmHg
最大风速 23.4m/s
最大平均风速 19.3m/s
最多风向几频率：
全年东、东北
夏季东、东南
2 工艺论证及选择
焦炉煤气经硫铵工段脱除氨后进入粗苯工段,在此进行苯族烃的回收和制取.该工段的要紧任务是完成煤气终冷除萘,苯族烃的回收和脱苯三项任务.下面分不进行对完成这三响任务的工艺论证.
2.1煤气的终冷及洗萘工艺
回收煤气中的苯族烃的适量温度为21-27℃左右,在饱和器后温度通常是在50-56℃的煤气进入木格式洗苯塔，被喷淋下来的富油洗萘。富油进塔温度比煤气温度高5-7℃，煤气含萘可由2000-2500mg/Nm3降到500-800mg/Nm3。除萘后的煤气进入终冷塔，该塔为隔板式，分两段。下段用从凉水架来的循环水冷却至20-23℃的循环水喷淋，将煤气再冷却25℃左右，额外水从终冷塔底部经水封管流入热水池；然后用泵送至凉水架，经冷却后自流入冷水池。再用泵送至终冷冷塔的上下两端，送往上端的水须于间冷器用低温水冷却，由于终冷器只是为了冷却煤气，因此终冷循环水量可减至2.5-3吨/1000标米3煤气左右,因此,在回收苯族烃之前,煤气必须进行最终冷却.由于在煤气冷却和部分水蒸气冷凝的同时,也有萘从煤气中析出,因此,煤气的最终冷却同时也兼有除萘的作用.
我国焦化厂目前所采纳的煤气终冷及除萘的工艺流程要紧有四种,即:煤气终冷和机械除萘工艺;煤气终冷和焦油洗油工艺;洗油萘和煤气最终冷却工艺;横管终冷喷洒轻焦油洗萘工艺.
2.1.横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺
横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺如图2-4
横管终冷洗萘塔 2-轻质焦油循环泵
3-备用泵或液下泵 4-轻质焦油槽 5-地下槽
从硫铵工段来的煤气由塔顶进入，与连续喷洒的轻质焦油并流差速接触速冷，至横管段连续冷却至21-25℃，同时脱萘至450毫克/标米3以下，然后从塔底排出，进入旋风捕雾器除掉夹带的焦油，萘片和凝聚水雾，然后去洗苯塔。轻质焦油由其补充至塔底循环油槽，循环油由槽底泵出至槽中部，顶部喷洒，与横管束和煤气接触换热，同时溶解煤气中析出的萘，然后经液封回循环槽。（此过程中，循环油槽内，入塔处，出塔处油温差不多相同）。焦油循环至一定程度，用泵送至焦油上段。18℃的冷冻水由塔下部横管冷却器进入，向上经串联着的各横管器与塔内循环油，煤气间接换热绳温，然后从塔的外部排出。
由于该工程要紧依靠降低煤气的温度使煤气中萘析出，并由轻质焦油将萘溶解，因此煤气温度需降至21℃左右。如此低温，就决定了必须要有低温水的焦化厂才易采纳该工艺。
该流程的优点是：
1、不仅对煤气中的萘的脱除率高，而且冷却成效专门好。出口煤气约21℃左右，煤气含萘量大约在350-450mg/Nm3。
2、无须洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量；煤气中的萘直截了当转入焦油，降低了萘的缺失。
3、该系统阻力小，风机电耗低；操作爱护简便；无污染；占地面积小，基建费用少。
4、由于煤气冷却不直截了当与水接触，因此无含酚污水的处理。
2.2洗苯工艺
从焦炉煤气中回收的苯族烃可采纳下列方法：
1、洗油吸取法：
用洗油在洗涤塔中回收煤气中的苯族烃。将吸取了苯族烃的洗油（富油）送至脱苯塔蒸馏装置中，以提取粗苯。脱奔后的洗油（贫油）冷却后重新送至洗涤塔循环使用。洗油吸取法又分为常压吸取法和加压吸取发。加压吸取法可强化生产过程，适于煤气在远距离或用作合成氨厂原料的情形下采纳。
2、吸附法：
煤气通过具有微孔组织，接触表面专门大的活性炭或硅胶等固体吸附剂。苯族烃即被吸附在其表面上直至达到饱和状态。被吸附的苯族烃可用直截了当水蒸汽进行提取。
用活性炭吸附剂可将煤气中的苯族烃几乎完全吸附下来。此法要求煤气净化的程度较高，加之吸附剂价格昂贵，因此在工业上的应用受到一定的限制，而多用于煤气中的苯族烃的定量分析。
3、凝聚法：
在低温加压的情形下，使苯族烃从煤气中冷凝出来。此法比吸附法所得粗苯质量好。但煤气的压缩及冷冻过程复杂，动力消耗大，设备材质要求高。
目前，国内外焦化厂要紧采纳洗油吸取法回收煤气中的苯族烃。
用洗油回收煤气中的苯族烃所采纳的洗苯塔虽有多种形式，但工艺流程差不多相近。下面只简单介绍用木格填料塔回收粗苯的流程，如图2-5：煤气经最终冷却到25-27℃，含苯族烃为25-40克/标米3煤气，依次进入三个洗苯塔在塔内与逆向流淌的洗油接触后，从最后的洗苯塔出来的煤气中苯族烃的含量要求低于2克/标米3。洗苯塔的煤气直截了当回脱硫后回焦炉供加热使用及作冶金工厂的其他燃料。含粗苯为0.2-0.4%的贫油，由洗油槽用泵送往洗苯塔顶，并依次通过各塔后，含苯量增至2.5%，此含苯富油从塔底经U型管排入同意槽。由此，再用泵送往脱苯工序，脱苯后的贫油经冷却后再回贫油槽供循环使用。在最后一个洗苯塔的喷头上部射捕雾层，以捕集被煤气带走的油滴，减少洗油的缺失，也幸免洗油进入煤气。
洗苯塔 2-新洗油槽 3-贫油槽 4-贫油泵
5-半富油泵 6-富油泵 7-接受槽
近年来，为解决木材短缺咨询题，采纳筛板塔，钢板网填料，不锈钢填料以及塑料花环填料洗苯塔，取得了较好的成效，洗苯塔台数可减少为一至两台。
我国焦化厂洗涤用的洗油要紧有焦油洗油和石油洗油。吸取放又分为焦油洗油吸取法和石油洗油法。
2.2.1焦油洗油吸取法
焦油洗油是高温焦油加工时230-300℃的馏分,由于大多数焦化厂都能自得,因此应用广泛。
焦油洗油的含萘量除规定要小于13%外,还要求其含苊量不大于5%,是为了保证在10-15℃时无固体沉淀物。萘苊因熔点较高,在常温下易析出固体结晶,因此应操纵其含量。然而萘苊同芴,氧及洗油中其他高沸点组分混合时,能生成低熔点的有关各组分的共熔点混合物,因此洗油中存在一定数量的萘,则有助于降低洗油析出沉淀物的温度。洗油酚含量高时,会与水形成乳化物,从而破坏吸苯的操作,且酚的存在使洗油变稠,黏度大,因此必须严格操纵洗油中的含酚量。
由于石油洗油洗苯工艺存在专门多咨询题尚未解决，设备选型上存在难题，因此一样不采纳石油洗油工艺，而多采纳焦油洗油洗苯工艺。
2.3脱苯工艺
由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱苯。用一样蒸馏的方法能够把富油中的粗苯蒸出来。但为达到需要的脱苯程度，则需将富油加热到250-300℃，这在实际上是不可行的，但为了降低脱苯蒸馏的温度，可采纳水蒸汽蒸馏法
或真空蒸馏法。我国焦化厂均采纳水蒸汽蒸馏法脱苯，或称气提法脱苯。
按照富油的加热方式的不同，可分为蒸汽加热法和管式炉加热法两种。按照粗苯产品又可分为生产一种苯的方法和生产两种苯的方法。本设计任务是生产一种苯，下面将蒸汽加热和管式炉加热生产一种苯的方法分不加以介绍。
2.3.1 蒸汽加热法生产一种苯
蒸汽加热法生产一种苯的工艺如图2-6：
贫油冷却器贫富体油换热器再生器富油预热器
脱苯塔残渣池粗笨储槽产品泵分缩器
冷凝冷却器重油水分离器轻油水分离器
粗笨油水分离器控制分离器
由洗涤工序来的富油在分离器下面的三格中，被脱苯塔来的蒸汽加热至70-80℃，然后进入贫富油换热器，被来自脱苯塔的温度为130-140℃的热贫油加热到90-100℃，最后在富油预热器中用低温间接蒸汽加热到135-145℃，进入脱苯塔顶部进行脱苯。
从脱苯塔顶部溢出的粗苯，洗油蒸汽和水蒸气的油汽和水汽混合物进入分缩器下面三格中与富油换热，并在分缩器顶上的一格用冷水冷却，从而之大部分洗油汽和水汽冷凝下来，从分缩器顶部溢出的即是粗苯蒸汽。为得到合格的粗苯产品，可用冷却水水量操纵分缩器顶部蒸汽温度，之其在86-89℃的范畴内。
由分缩器顶部溢出的粗苯蒸汽进入冷凝冷却器，在此用冷水冷凝冷却到25-30℃，做经粗苯分离器将水分出后计量槽进入粗苯储槽。
进入分离器的油气和水汽混合物，在分离器底部两格所形成的冷凝液为重分缩油，在分缩器顶部两格所形成的冷凝液为轻分缩油。轻、重分缩油分
不进入油水跟力气，与水分离后兑入富油送往脱苯塔。
从粗苯、轻分缩油、重分缩油油水分离器排出的分离水均进入操纵分离器进一步分离，以减少洗油缺失。
从脱苯塔底部排出的贫油温度比富油温度低3-5℃，自流入贫富.油换热器，与富油换热并冷却至110-120℃后，再回到脱苯塔底热贫油槽，在此用贫油泵送到贫油冷却器冷却至25-30℃后，送往洗被呢塔循环喷洒。
由于洗油在循环使用中质量变坏。为保持循环洗油量的1-1.5%由富油入塔的管路引入洗油再生器，在此，洗油被间接蒸汽加热至160-180℃，并用过热蒸汽直截了当蒸吹，从再生器顶部蒸吹出来的温度为135-175℃的油气和水汽的混合蒸汽进入脱苯塔的底部。再生器底部的残渣油可靠设备内的蒸汽压力间歇地回连续地排至残渣油槽。
2.3.2、管式炉加热法生产一种苯的工艺
图管式炉加热法生产一种苯工艺流程
管式炉 2-再生器 3-残渣池 4-脱苯塔 5-贫油冷却器
6-贫富油换热器 7-重分缩器水分离器 8-轻分缩器油水分离器
9-粗笨油水分离器 10-控制分离器 11-粗笨储槽12-产品泵
13-分缩器 14-冷凝冷却器 15-贫油泵
管式炉加热法生产一种苯的工艺流程如图2-7
从洗涤工序来的富油先进入分缩器，被从脱苯塔来的气体加热到70-80℃，然后入贫富油换热器，被热贫油加热后进入管式炉。加热到180-190℃的富油，从第14层板进入脱苯塔。热贫油从脱苯塔底部经贫富油换热器自流入脱苯塔下部的热贫油槽，温度120℃左右，然后用泵送到贫油冷却器到25-30℃送回洗苯塔循环使用。
从脱苯塔顶出来的粗苯蒸汽，进入分缩器，温度从170-180℃，降到93℃左右，部分水蒸汽被冷凝下来，然后进入冷凝冷却器，粗苯和水从冷凝冷却器下部流入油水分离器进行分离。从油水分离器出来的粗苯进入粗苯储槽。
轻、重分缩器分不进入油水分离器分离。
为保证洗油质量，从管式炉加热后的富油管线引出1-2%的富油进再生器，于此用管式炉过热至400-450℃的蒸汽进行蒸吹。器顶排出温度为190-200℃的水汽，油汽与粗苯汽一起进入脱苯塔，再生器底部残渣定期排放。
管式炉加热法生产一种苯与蒸汽加热法生产一种苯相比具有以下优点：
①粗苯回收率高；②蒸汽耗量低；③酚水量少。
3 粗苯回收原理
3.1粗苯回收原理及阻碍因素
3.1.1洗油回收粗苯的原理
用洗油回收炼焦煤气中的粗苯是一种吸取过程。其吸取机理
是建立在双膜理论基础上。双膜理论的差不多观点如下：
相互接触的气液两流体间存在着稳固的相界面，界面两侧各有一专门薄的有效滞留膜层。由于两流体的主体充分揣动，浓度的平均的，全部的浓度变化集中在两个有效膜层内，且吸取过程在界面处达平稳。因此扩散过程的全部阻力也就等于气膜和液膜的阻力之和，那个阻力的大小也就决定了吸取速率的大小。
3.1.2阻碍粗苯吸取的因素
在吸取过程中，假如吸取系数比较大，那么进入液相的量也较大，也确实是讲吸取进行的完全。为此，我们通过气相进入液相的量的多少来讨论回收进行的程度。
煤气中的苯族烃在洗苯塔乃被回收的程度称为回收率。回收率是评判洗苯操作的重要指标，可按下式表示：
η=1-a2/a1
式中：η--粗苯回收率，%
a1，a2——洗苯塔入口，出口煤气中苯含量，克/标米3。
回收率的大小取决于下列因素：煤气和洗油中苯族烃的含量；煤气流速几其压力；洗油循环量及其分子量；吸取温度；洗苯塔的构造，对填料塔则为填料表面积及其特性等。现分述如下：
1、吸取温度的阻碍
吸取温度指洗苯塔内气体液体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。吸
取温度增高，吸取系数有些增大，但不显著。
当煤气中苯族烃的含量一定时，温度愈低，洗油中与其呈平稳的粗苯含量愈高；因而当提高温度时，洗油中与其呈平稳的粗苯含量愈低，因此温度升高，吸取推动力随之减小。
吸取温度不宜过高，也不宜过低。适宜为25℃左右，操作中洗油温度应略高于煤气温度以防煤气中的水汽冷凝进入洗油中。
洗油的分子量及循环油量的阻碍：
当其它条件一定时，洗油的分子量变小将使洗油中粗苯含量变大，即吸取得愈好。但洗油的分子量也不宜过小，否则洗油在吸取过程中缺失较大，并在脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。
增加循环洗油量可降低洗油中粗苯的含量，增加气液间的吸取推动力，从而提高粗苯回收率。但循环洗油量也不易过大，以免过多增加电、蒸汽耗量和冷却用水量。
贫油含苯量的阻碍：
其它条件一定时，入塔贫油中粗苯含量愈高，则塔后缺失愈大。现行规定塔后煤气中粗苯含量低于2克/标米3。假如一步降低贫油中的粗苯含量，虽有助于降低塔后缺失，但将增加脱苯蒸汽时的水蒸汽耗量，使粗苯180℃前馏出率减少，即相应增加粗苯中溶剂油的生成量，并使洗油的耗量增加。
吸取表面积的阻碍：
填料的表面积愈大，则煤气与洗油接触的时刻愈长，回收过程进行得也愈完全。
煤气压力和流速的阻碍：
煤气压力增大时，其扩散系数随压力的增加而减小，因而使吸取系数降低。但随煤气压力的增加，煤气中苯族烃的分压将成比例地增加，从而使吸取推动力迅速增加，吸取速率也将增大。
煤气速度的增大师吸取系数增大，可提高气液相接触的旋流程度和提高洗苯塔的生产能力。因此加大煤气速度可强化吸苯过程，但太大，会使洗苯塔阻力和雾沫夹带量急剧增加。
3.2脱苯原理及阻碍因素
3.2.1脱苯原理（蒸汽法）
脱苯原理实际是精馏原理，又挥发度不同的组分组成的混合液
精馏塔内大多次进行部分汽化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态的过程。在精馏过程中，当加热互不相溶的液体混合物时，假如此混合物的蒸汽分压之和达到塔内的总压时，液体即行沸腾。因此。在脱苯蒸馏过程中通入
大量直截了当水蒸汽，当塔内的总压力一定时，若气相中水蒸汽所占的分压愈高，则粗苯和洗油的蒸汽分压就愈低，如此就能够在较低的脱苯蒸馏温度（远比250-300℃的温度低）下，便可将粗苯完全地从洗油中蒸出来。
3.2.2阻碍脱苯的因素
1、在塔底温度下各组分在蒸汽压。
提高富油预热温度，则塔底贫油温度也相应提高。贫油中各组分的蒸汽压增大，从而使粗苯的蒸出率也增加。
2、脱苯塔内操作压力
提高塔内操作压力时，各组分的蒸出率相应减少。反之，则响应增加。
3、脱苯塔的塔板层数
增多加料板以下的塔板数n，可使各组分的蒸出率增大，专门是
对甲苯，二甲苯的蒸出率阻碍较大。
直截了当蒸汽量、温度
提高直截了当蒸汽量，可使各组分的蒸出率增加。反之则各组分的蒸出率减小。此外还有富油的预热温度和含苯量。
4 要紧设备论证及选型
前面我们介绍了四种终冷洗萘工艺，它们各自使用的终冷塔也不同。
煤气终冷和机械化除萘工艺用金属隔板塔。此塔局有传热，传质好的优点，但在终冷塔后出口煤气的含萘量较高，萘的脱除率低，终冷水和萘不能专门好地分离。
煤气终冷和热焦油洗萘工艺使用带焦油洗萘器的煤气终冷塔（筛板塔）。此塔尽管具有扩散推动力大的优点，但操作不稳固，对水质的要求高。
油洗萘和煤气终冷工艺中使用的是横管式终冷塔。此工艺洗萘与终冷分开，投资高，不易小厂借鉴。
横管终冷喷洒轻质焦油洗萘工艺使用横管终冷洗萘塔。它的优点：不仅终冷成效好，除萘成效也好；系统阻力小，操作修理简便，节约点耗；不需含酚污水处理。
依照本设计在第二章所确定选用的终冷除萘工艺、流程，可确定选用与该工艺相配套的终冷塔——横管终冷洗萘塔。
4.1洗苯塔
目前，我国焦化厂采纳的洗苯塔要紧有空喷塔，板式塔和填料塔，下面分不加以介绍。
4.1.1空喷塔
空喷塔一样为多段喷洒，没段下部均设有煤气分布器，相邻两段设有煤
气通过的锥性散罩，底部设有许多个喷嘴组成的洗油喷洒装置，其上设有备用的中央喷嘴，从顶部洒下来的洗油经降液管引到下段。洗油从第二段起来采纳循环喷洒。
用空喷塔洗苯具有以下优点：投资省，处理能力大，阻力小，不堵塞等。缺点：洗苯效率低，塔后煤气含苯量高，洗油循环量大，动力消耗大。
4.1.2板式塔（孔板塔）
板式塔要紧有穿流式筛板塔。该塔容易实现最佳流体力学条件，即增加气液两相的接触面积，提高两相的湍流程度，迅速更换两相界面以减小其扩散阻力。
这种塔结构简单，容易制造，生产能力大，投资省，节约金属材料，且安装和修理简便。其缺点是塔板的效率受负荷变动的阻碍较大。
4.1.3填料塔
填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。塔内填料了用木格，钢板网，金属螺旋，帖拉累托填料，鲍尔环，鞍形填料以及塑料花环填料等。
1、木格填料塔
该塔型在我国焦化厂应用较多，它具有阻力较小，操作稳固等优点。但也存在着生产能力小，设备庞大、苯重，投资和操作费用高及木材耗量大等缺点。因此在一些国家里，木格填料塔已被新型高效填料塔取代。
2、钢板网填料塔
该塔型在国内已被采纳。该填料塔与木格填料塔相比，具有比表面积大，吸取率高，阻力小，动力消耗小等优点，但制造苦恼，价格昂贵，处理能力小。
3、金属螺旋填料塔
金属螺旋填料塔采纳钢带和钢丝绕成，其比表面积大，重度小。
由于形状复杂，填料层的持液量大，因此吸取剂与煤气接触时刻较长，又由于煤气通过填料时搅动猛烈，因而吸取效率较高。但难于制造，价格昂贵。这种填料在苏、美应用较多。
4、塑料花环填料塔
塑料花环填料是近年来又国外引进的高效填料，通过实践检验证明，花环填料是一种具有比表面大，间隙来率高，阻力小，处理能力大，液体分布好，潮湿率高，投资省，占地少，节约能耗，制造安装容易，操作方便等突出优点的填料。国家有关部门鉴于该填料具有以上优点，已要求推广使用高效花环填料洗苯塔。
依照以上的论述，本设计采纳塑料花环填料洗苯塔。
4.2脱苯塔
我国焦化厂采纳的脱苯塔有圆形泡罩塔，条形泡罩塔以及浮阀塔等，以条形泡罩塔应用最广。
泡罩塔是工业上应用最久的一种塔板型式，该种塔型的优点是：不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，即当气、液负荷有较大的波动时，仍能坚持几乎恒定的板效率，塔板不易堵塞，对各种物料的适应性强，操作体会丰富。缺点是：塔板结构复杂，金属耗量大，造价高，板上液层厚，气体流淌曲折，塔板压降大，兼因雾沫夹带现象较严峻，限制气速的提高，故生产能力不大。而且板上液流遇到的阻力大，致使液面落差大，气体分布不平均，也阻碍了板效率的提高。
依照目前的使用证明泡罩塔的操作，运行更为稳固。尽管浮阀塔具有专门多优点，但因其防腐较差，操作不易稳固，故选用条形泡罩塔作为本设计的脱苯塔。
4.3贫油冷却器和贫富油换热器
4.3.1贫油冷却器
我国焦化厂应用贫油冷却器要紧有：空气—水喷淋式冷却器，浮头管壳冷却器和螺旋板换热器三种。
国内应用较多的是浮头管壳式贫油冷却器。近年来，螺旋板换热器在我国焦化厂得到广泛应用。除可作为贫油冷却器使用之外，还能够作贫油换热气，蒸氨废水换热器等。螺旋板换热器与一般换热器相比较，具有以下优点：
1、传热效率高。该设备可进行逆流，并流和错流操作，其总传热系数约为列管式换热器的三倍左右。最突出的特点是对低温热源进行热交换时，有极好的成效。
2、结构紧凑，占地面积小。所需面积只为列管式换热器的1/2-1/4。
3、它能自行清除污垢。因螺旋板的通道是单通道，假如通道内处沉积了污垢，此处的通道截面积就会减少，流速就相应增高，污垢易被冲刷掉。因此几乎不用人工清扫，可延长清扫周期。
另外，它还有钢材耗量少，成本低等优点，但它阻力较大。
鉴于以上优点，本设计选用螺旋板换热器作为贫油冷却器。
4.3.2贫富油换热器
同样由于螺旋板换热器所具有的优点，本设计选用螺旋板换热器作为贫富油换热器。
5 生产工艺讲明
这部分要紧详述工艺流程，生产操作规程及操纵的技术指标。
5.1工艺流程详述
5.1.1轻质焦油终冷洗萘
由硫铵工段来的煤气，温度为50-60℃，进入终冷塔顶空喷塔，与从循环油槽来的连续喷洒的轻质焦油同流差速接触速冷，再进入横管段连续冷至21-25℃，同时脱萘至0.45克/标米3以下，后从塔底排出，进入旋风捕雾器除掉的大部分焦油，凝聚水雾，进入煤气总管送至洗苯塔。由终冷塔下来的轻质焦油通过U型管自流入塔底循环油槽。再由循环油泵从槽底抽出至塔顶喷洒。循环到一定含萘量时，用泵送至焦油工段或冷鼓工段。打开轻质焦油槽至循环油槽的阀门，新轻焦油依靠液位差自流入循环油槽，大约补充新洗油约2小时。
18℃冷凝水由塔下部横管冷却器进入，向上经串联着的歌横管器与塔内循环油，煤气间接换热升温后塔的上部外排。
5.1.2洗苯
工艺流程见图2-5。（采纳一个洗苯塔）
煤气经最终冷却器至约21℃进入洗苯塔。塔前煤气中含苯族烃25-40克/标米3，在塔内与逆流流淌的洗油接触后，出塔煤气中含苯族烃低于2克/标米3。
从脱苯工序来的贫油含粗苯0.2-0.4%，用贫油泵送至洗苯塔顶部，从塔顶喷淋而下，含苯量增至2.5%左右，通过U型管自流入塔底富油槽。再用富油泵从油槽底部抽出，送往脱苯工序。脱苯后的贫油循环使用。
当塔底油槽液位降低时，用贫油泵从新奇洗油槽中抽新洗油补充，以坚持液位稳固。
5.1.3脱苯
工艺流程见图2-7。
从洗涤工序来的壶油先进入份缩器换热，被从脱苯塔来的汽体加热到70-80℃，然后进入贫富油换热器，温度升到120℃左右，仁厚送到管式炉加热到180-190℃。热富油从脱苯塔14层塔板进入。热贫油从脱苯塔底部靠液位差送汝贫富油换热器，被冷却到75℃左右，再流回塔底油槽。然后用份油泵从塔底抽出到贫油冷却器，冷却到25-30℃，回洗苯塔循环使用。
从脱被呢塔顶出来的粗苯蒸汽，送入分缩器，部分水蒸气被冷凝下来，然后进入冷凝冷却器，粗苯和水从冷凝冷却器下部流入油水分离器进行分离。从油水分离器出来的粗苯进入储槽。轻、重分缩器进一步分离，分离水送至酚水井。轻、重分缩器进入地下槽与富油混合后处理使用。
为保证洗油质量，从管式炉加热后的富油管线引出1-2%的富油进再生
器。于此用管式炉过热至400-450℃的蒸汽进行蒸吹。器顶排出温度为190-200℃的水汽，油汽与粗苯汽一起进入脱苯塔，再生器底部残渣定期排放。
5.2操作技术指标
5.2.1终冷洗萘工艺
1、煤气入横管终冷塔温度50-56℃
2、塔后煤气温度21℃
3、循环轻质焦油温度25-27℃
4、冷却水出口温度≯37℃
5、轻质焦油循环量为50m3/h
6、轻质焦油洗萘阻力≮150mmH2O
7、循环轻质焦油含萘10-14%
5.2.2洗苯工艺
1、终冷塔后煤气温度21℃
2、入洗苯塔贫油温度27-3021℃
3、循环洗油两1.6-1.8 m3/1000N m3煤气
4、富油含苯量1.8-2.5%
5、贫油含苯量0.2-0.4%
6、塔后煤气含苯量≯2g/N m3
7、洗苯塔阻力≯100 mmH2O
5.2.3脱苯工艺
1、温度操纵指标：
（1）、贫富油换热器富油出口温度110-130℃；
（2）、入洗苯塔富油温度180-190℃；
（3）、分缩器顶部油气温度90-93℃；
（4）、冷凝冷却器后粗苯温度20-30℃；
（5）、再生器顶部温度>180℃；
（6）、再生器底部温度200℃；
2、温度操纵指标：
（1）、脱苯塔底部压力（表）≦0.4kg/cm2顶部压力（表）≦0.4kg/cm2；
（2）、入工段中压蒸汽压力（表）8kg/cm2低压蒸汽压力（表）4 kg/cm2；
（3）、入管式炉煤气压力≧250 mmH2O；
（4）、出管式炉过热蒸汽主管压力（表）≧250 mmH2O；
（5）、管式炉富油出口压力（表）≦1.6kg/cm2
（6）、管式炉阻力（表）<2kg/cm2
（7）、再生器顶部压力（表）≦0.5kg/cm2
3、其它操纵指标：
（1）、入脱苯塔直截了当蒸汽量1.5/吨180℃前粗苯；
（2）、循环洗油质量：黏度<1.5°E，含酚≦0.5%。含萘≦7%，水分≦0.5%；
（3）、蒸馏试验：230℃前≦15%，300℃前≧85%；
（4）、再生器残渣质量：300℃前馏出两25-30%
（5）、贫油含苯量0.4-0.6%
（6）、富油含苯量2-3%
（7）、塔后煤气含萘≦0.2g/Nm3.
5.3工艺布置
5.3.1布置原则
（1）、洗脱苯工段分洗涤和蒸馏两部分进行布置。
（2）、洗涤部分包括横管终冷塔，洗苯塔，旋风捕雾器等塔类设备。塔区中各塔按工艺顺序排成一行。塔区与泵房间净距离许多于5米。
（3）、蒸馏部分包括蒸馏系统设备（脱苯塔、冷凝冷却器、换热器、管式炉，分离器和产品槽等）和泵房。产品应单独布置在产品泵房中，配以防爆型电动机。
（4）、塔类设备间净距离应不小于2.5米，塔径大于5米者，其净距离一样采纳塔径的一半。
（5）、连接各塔的水平煤气管道上应设连通的操作平台。从塔底到塔顶设带斜梯的操作走台，各塔顶部可连通则尽量连通。
5.3.2洗脱苯工段设备工艺布置
从整个工段来讲，依照徐州地区主导风向：东风和东北风，以及工段具体情形进行布置的，共分为终冷、洗苯、厂房、换热器、蒸馏及管式炉六部分布置，个部分位置如图5-1所示
下面分不讲明个部分的分布情形：
1、终冷部分：
考虑到风向咨询题，就整个焦化厂的布置来讲，焦炉应设置下风区，即应处于西部，故终冷部分布置在西方，处于粗苯工段的西北角，煤气走向由
北向南，按流程顺序，终冷部分应设在西南角。
依照布置原则，终冷塔和旋风捕雾器由北向南排列，且不在一条中心线上。
煤气管线位于终冷塔底西侧，焦油贮槽位于终冷塔西边，且在同一中心线上，轻焦油贮槽的北侧为地下槽。
2、洗苯部分：
终冷部分的南侧为洗苯部分。
洗苯塔与终冷塔处于一中心线上，塔底东侧是洗油槽和新洗油槽，处于同一中心线上，再靠东山地下放空槽。
3、换热器部分：
贫油冷却器在地下放空槽的东边，其底线偏北半米，再往东是贫富油换热器，与贫油冷却器处于同一水平线上。
4、厂房：
靠西侧为泵房（洗苯及脱苯油泵、冷却水泵），往东是配电室、外表操纵室、工具室、更衣室和卫生间，再往东是产品泵房。
5、蒸馏部分
该部分位于工段的最东侧。
紧靠换热器的脱苯塔，再往南依是再生器，残渣槽，向东，由北向南依次排列着轻分缩油油水分离器，中分缩油油水分离器，粗苯油水分离器和两个操纵分离器，再往东是两个粗苯中间槽。
分凝器和冷凝器处于产品泵房与工具室之上，其中，分缩器靠南侧，二者处于同一中心线上。
6、管式炉
位于工段的最南侧，防止其烟灰或煤气异味吹向操纵室。
本工段的工艺布置考虑了通风、防火、防爆等因素。采纳露天布置，总体布置是符合布置原则的。
图5—1洗脱苯工段设备工艺布置
6 要紧设备的工艺运算和选型
设备的选型和运确实是依照前述的粗苯工段工艺流程中提出的要求进行的。运算过程中对一些参数的选择，要求考虑实际操作，选型要求考虑实际操作需要外，还需考虑设备的型号是否为国内大量生产的系列，以便检修和更换零件。另外，该工段大部分是定型设备运算只能作为选择的参考。同时运算过程中选择了许多设计定额中的数据。
下面是要紧设备的工艺运算及选型。其余设备规格可见设备一览表。
6.1 终冷洗苯部分的工艺运算及设备选型
运算依据：
煤气密度 0.454kg/3
Nm
S
H
2
产率 (占装煤量) 0.2%
S H
2密度 1.518kg/3
Nm
粗苯的回收率(占装煤量) 1.05%
洗苯塔后煤气含苯 2g/3
Nm
粗苯蒸汽密度 3.677 kg/3
Nm 硫铵工段来的煤气温度/饱和温度℃ 58/53℃
终冷温度℃ 23℃
炭化室有效容积 38.5m 3
结焦时刻（周转时刻） 19.5h
依照公式：G 煤=nNV 炭化室γ干煤/τ （t/h ）
装炉干煤量：G 煤=2×2×25×38.5×0.95/19.5=187.6 t/h
式中：n —每个焦炉组的焦炉个数；
N —每座焦炉的炭化室孔数；
V 炭化室—炭化室有效容积，m 3；
γ干煤—干煤堆积密度，t/m 3 （取0。95 t/m 3） ；
τ—周转时刻
干煤气体积产量(V 煤气，Nm 3/h)：G 煤×V 煤气=187.6×345=647223Nm /h
干煤气质量产量(G 煤气，kg/h)：V 煤气×γ煤气=64722×0.454=29383.8㎏/h
1、煤气中含S H 2量
G S H 2= G 煤×S H 2产率=187.6×0.2%×1000=375.2kg/h
V S H 2=G S H 2/ρS H 2=375.2/1.518=247.23Nm /h
2、煤气中粗苯含量
G 粗笨=G 煤×粗苯的回收率+ V 煤气×塔后煤气含苯量
=187.6×1000×1.05 %＋64722×0.002
=2099.2kg/h
V 粗笨 =G 粗笨/ρ粗笨=2099.2/3.667=570.93Nm /h
上述三种气体流量之和
V 总=64722＋247.2＋570.9=65540.1 3Nm /h =53765.5 kg/h
3、塔前煤气中水蒸气量（G 塔前kg/h 和V 塔前3Nm /h ）
塔前煤气温度T 1=58℃，煤气露点T 01=53℃，露点下的水蒸汽压力p 01=
=14385pa
煤气绝对总压力=大气压＋煤气压力=(10333＋1000)×9.81=113663 pa V 塔前 =V 总×01
101p p p -=65540.1×14385/(113663-14385)=9496.53Nm /h G 塔前 =V 塔前×18/22.4=7631.12kg/h
4、塔后煤气中水蒸汽量（G 塔后kg/h 和V 塔后3Nm /h ）
塔后煤气温度T 2=23℃ 露点T 02=23℃
露点下水蒸汽压力p 02==2809pa
塔后煤气绝对总压力p 2=大气压＋塔后煤气压力=（10333＋900）×9.81 =112630pa
V 塔后=V 总×02
202p p p -=65540.1×2809/(112630-2809)=1676.43Nm /h G 塔后= V 塔后×18/22.4=1676.4×18/22.4=1257.3kg/h
6.2横管终冷洗萘塔的运算
1、 热量衡算
带入热量：
（1）、干煤气带入热量：q 1= V 煤气×干煤气在58℃下的焓
=64722×20.88×4.18
=5648832KJ/h
（2）S H 2带入热量 ：q 2= G S H 2×S H 2在塔前温度下的比热×塔前温度
=375.2×0.363×58×4.18
=33019.7 KJ/h
(3)、粗苯带入热量：
粗苯工段 1、粗苯的主要组成？ 粗苯的主要组成是苯及其同系物甲苯、二甲苯和三甲苯等。此外，粗笨中还有一些不饱和化合物，硫酸物及少量的酚类和吡啶碱类。在用洗油回收煤气中的苯族烃，则尚含有少量洗油的轻质馏份。 2、粗苯爆炸同空气混合后的爆炸范围？ 粗笨蒸汽在空气中的浓度在1.4-7.5%（体积）范围内时，能形成爆炸混合物，粗笨易燃。 3、粗苯质量鉴别： 180℃前馏出量越多，粗苯的质量就越好，一般要求粗笨的180℃前馏出量为93-95%。 4、用洗油回收苯族烃，回收苯族烃的基本原理？ 当煤气中苯族烃的分压PG大于洗油液面上的粗苯的蒸汽PL时，煤气中的苯族烃就被汽油吸收，PG和PL之间的压力差是吸收苯族烃过程的推动力，差值愈大，则吸收过程进行得愈容易，吸收速率液愈快。吸收苯族烃过程的极限为气、液两相间达成平衡，此时为PG=PL. 5、生产粗笨的工艺流程 按流程图讲解（部包括抱起流程） 6、洗油流程操作参数 贫油流程线 脱苯塔底185℃贫油自流→一段贫富油换热器→143℃→二段（螺旋）贫富油换热器78℃→一段贫油冷却器35℃→二段贫富油冷却器25℃→洗苯塔吸收煤气中的苯变为富油→富油槽。 富油线 富油槽→富油泵→油气换热器同苯蒸汽换热60℃→二段贫富油换热器→125℃→一段贫富油换热器160℃→管式炉185-195℃→脱苯塔→至下到脱苯塔底。变为贫油180℃形式 再生器再生 1-1.5% 洗油循环系统 7、为了降低脱苯蒸馏温度采取什么方法？ 可采取两种方法：（1）水蒸汽蒸馏；（2）真空蒸馏；我国均采用水蒸汽蒸馏法。 8、粗苯蒸馏过程中影响直接蒸馏量的因素？ （1）提高富油的予热温度可减少直接蒸汽量的耗量； （2）反之减低富油予热温度，就得增加直接蒸汽量； （3）提高过热蒸汽的温度，也可降低直接蒸汽的耗量； （4）当富油中的粗苯含量高时，在一定预热温度下由于粗苯的蒸汽分压较大，对蒸出煤吨180℃前粗苯，也可减少直接蒸汽的耗量。 9、循环洗油量是根据什么确定的？ （1）每吨干装入煤需循环洗油量0.5-0.55公斤/时； （2）每标立方米干煤气需循环洗油量约为1.5-1.7公斤/时；
1.装置概况及工艺过程 1.1装置概况 粗苯加氢装置由制氢、加氢精制、萃取蒸馏、酸性水处理、酸性气处理、公用工程系统等单元组成。年处理焦化粗苯原料10万吨。其主要工艺过程是将粗苯原料经过脱重组分塔脱除C9以上重组分后经两级加氢处理（预加氢和加氢净化）。原料通过预反应器催化剂床层逆流向上，使双烯烃、苯乙烯、二硫化碳进行加氢脱除和双烯饱和，再通过主反应器催化剂床层进行加氢处理，使烯烃发生饱和反应生成饱和烃。硫、氧、氮等化合物被加氢转化烃类、硫化氢、水及铵盐被脱除，芳烃转化被抑制。处理后的物料经稳定塔除去溶解于物料中的硫化氢后进入萃取蒸馏系统。在环丁砜的作用下将芳烃和非芳烃分离。分离出的混合芳烃经苯塔、甲苯塔、二甲苯塔精馏分离，生产纯度极高的苯、甲苯、混合二甲苯产品及少量的C8—、C8+溶剂油。生产过程中产生的酸性水经酸性水汽提处理后送至污水处理厂，酸性气经酸性气处理装置脱除硫化氢制取硫磺。 1.2工艺流程简述 1.2.1加氢工艺流程 自罐区泵送来的焦化粗苯原料经过滤器FT-1101/A、B，再经主反应产物/脱重组分塔进料换热器E-1101（管程）换热后入脱重组分塔C-1101，在塔内进行轻、重组分分离，塔顶汽相经脱重组分塔顶冷却器E-1102（壳程）冷凝冷却后进入塔顶回流罐V-1101，不凝气经真空机组排放至火炬燃烧。液体经脱重塔回流泵P-1101/A、B加压后部分回流，部分送入加氢进料缓冲罐V-1102。塔底重苯经塔底泵P-1103/A、B 加压后送入脱重组份塔底冷凝器E-1104（管程）冷却后送往罐区。脱重塔底设两台再沸器E-1103/A、B和两台塔底循环泵P-1102/A、B 强制循环。再沸器热源采用导热油。为防止物料聚合结焦在脱重塔进料线注入阻聚剂。 加氢进料缓冲罐V-1102的轻苯经反应进料泵P-1104/A、B 加压后入轻苯预热器E-1105（管程）预热后与K-1101/A、B送来的循环氢气混合后依次进入轻苯蒸发器E-1106/A、B、C（管程），在轻苯蒸发器内被加热蒸发的轻苯和
环境风险评价专篇 环境风险评价的目的是分析和预测建设项目存在的潜在危险、有害因素，建设项目建设和运行期间发生的可预测突发性事件或事故(一般不包括人为破坏及自然灾害)，引起有毒有害和易燃易爆等物质泄漏，或突发事件产生的新的有毒有害物质，所造成的对人身安全与环境的影响和损害，进行评估，提出防范、应急与减缓措施。以使建设项目事故率、损失和环境影响达到可接受的水平。 1、项目概况 1.1拟建工程的具体内容 莱芜市九羊福利铁厂能源综合利用配套80万t/a焦化煤气工程属高炉项目的配套工程，公司现有128m3高炉一座和350m3高炉一座，年需焦炭60万吨。公司拟建焦炉建设项目完成后可新增优质机焦80万吨/年，一是解决高炉原料供应问题，二是利用焦炉煤气发电，降低生产成本，提高综合经济效益，促进当地经济发展。 项目总体生产规模确定为年产80万吨焦炭，一期工程年焦炭生产能力40万吨。配煤炼焦，回收化学产品，焦炉煤气净化，配套建设有完善的环保、劳安、卫生、消防等设施，剩余煤气供公司电厂使用。本次评价内容为一期工程。 1.2 拟建项目建设位置 莱芜市九羊福利铁厂能源综合利用配套80万t/a焦化煤气工程拟建于莱芜市菜城区羊里镇九羊总公司南侧，厂址地势平坦，交通万便，一期工程预计占地面积17.55公顷。拟建工程平面布置示意图见
图1。 1.3 产品方案及建设规模 焦炉年产焦炭：40万吨 焦炉煤气：19892万m3/a年产焦油：17297t/a 生产的焦炭全部用于炼铁，焦炉煤气作为焦炉、锅炉等生产用气。 1.4工艺流程简述 焦炉采用双联下喷单热式捣固机焦炉。焦炉炭化室高 4.3m，炭化室平均宽460mm。该焦炉是在我国大中型焦炉的基础上改进而来，复热式改为单热式，加宽了炭化室，该焦炉具有炉体严密、加热均匀、机械化程度高、环保设施完善、焦炭质量高等优点。 炼焦工艺流程:由备煤车间送来的配合好的装炉煤经皮带机送入焦炉煤塔，装煤车按作业计划从煤塔取煤，经计量捣固后，精煤在装煤车内形成煤饼，再由装煤车将煤饼装入各炭化室内，精煤在炭化室内隔绝空气的条件下，由炭化室两侧的燃烧室燃烧回炉煤气加热，煤在100O℃左右的高温下干馏，经软化、收缩、半焦、最后生成焦炭。煤料在炭化室内经过一个结焦周期的高温干馏，炼制成焦炭和煤气。 炭炭化室内的焦炭成熟后，用推焦车推出，经拦焦机导入熄焦车内，熄焦车由电机车牵引至熄焦塔内喷水熄焦。熄焦后的焦炭卸至凉焦台上，经补充熄焦、凉放、蒸发焦炭申水分后，焦炭即可通过皮带机输送到露天储焦场供高炉使用。 煤在炭化室内干馏过程中产生的荒煤气汇集到炭化室内的顶部空间，进入机侧上升管，经桥管进入集气管。高温的荒煤气在桥管内
炼焦工艺 现代焦炭生产过程分为洗煤、配煤、炼焦和产品处理等工序。 1.洗煤 原煤在炼焦之前，先进行洗选。目的是降低煤中所含的灰分和去除其他杂质。 2.配煤 将各种结焦性能不同的煤按一定比例配合炼焦。 目的是在保证焦炭质量的前提下，扩大炼焦用煤的使用范围，合理地利用国家资源，并尽可能地多得到一些化工产品。 3.炼焦 将配合好的煤装入炼焦炉的炭化室，在隔绝空气的条件下通过两侧燃烧室加热干馏，经过一定时间，最后形成焦炭。 4.炼焦的产品处理 将炉内推出的红热焦炭送去熄焦塔熄火，然后进行破碎、筛分、分级、获得不同粒度的焦炭产品，分别送往高炉及烧结等用户。 熄焦方法有干法和湿法两种。
湿法熄焦是把红热焦炭运至熄焦塔，用高压水喷淋60～90s。 干法熄焦是将红热的焦炭放入熄焦室内，用惰性气体循环回收焦炭的物理热，时间为2～4h。 在炼焦过程中还会产生炼焦煤气及多种化学产品。焦炉煤气是烧结、炼焦、炼铁、炼钢和轧钢生产的主要燃料。 炼焦工艺主要设备 1、焦炉简介: 现代焦炉炉体由炭化室、燃烧室和蓄热室三个主要部分构成。一般，炭化室宽0.4～0.5m、长10～17m、高4～7.5m,顶部设有加煤孔和煤气上升管(在机侧或焦侧)，两端用炉门封闭。燃烧室在炭化室两侧，由许多立火道构成。蓄热室位于炉体下部，分空气蓄热室和贫煤气蓄热室。 焦炉系统中常用的控制设备：PLC、变频器、组态软件、电动机、断路器、接触器、按钮、温度仪表等等。 2、捣固焦炉简介: 捣固焦泛指采用捣固炼焦技术在捣固焦专用炉型内生产出的焦炭，这种专用炉型即捣固焦炉。捣固炼焦技术是一种可根据焦炭的不同用途，配入较多的高挥发分煤及弱粘结性煤，在装煤推焦车的煤箱内用捣固机将已配合好的煤捣实后，从焦炉机侧推入炭化室内进行高温干馏的炼焦技术。
第一节粗苯精制苯基本原理 精苯车间加工的原料是外购粗苯和轻苯。其主要组分是苯及同系物、苯、甲苯、二甲苯等占80％—95％，此外还有脂肪烃、环烷烃、不饱合化合物以及少量硫化物、吡啶碱类、酸类如洗油的低沸点馏份。 粗苯的各种主要组份皆在180℃前馏出。 由于粗苯、轻苯是一种比较复杂的混合物，故其本身用途不大、但经加工以后所得的多和纯产品的却是重要的化工原料，具有很高的经济价值。粗苯精制的目的在于获得尽可能多的苯族纯产品，同时对其它组份尽可能加以综合得用。 （一）硫酸洗涤净化法基本原理 粗苯中含有5—12％的不饱合化合物及其它杂质，并主要分布在14℃以后和79℃以前馏出物中。 粗苯经两苯塔是除去140℃以后重苯中的不饱合化合物，以获得轻苯和重苯两种产品。 轻苯初馏的目的是切除79℃以前不饱合化合物及二硫化碳。所得混合馏份还含有与苯族产品沸点相接近不饱合化合物及硫化物杂质，可以采用化学方法加以净化。 1、经常使用的是硫酸洗涤净化法，其主要化学方法如下： (1)不饱合化合物的聚合反应 不饱合化合物在硫酸作用下很容易发生聚合反应，低沸点化合物易生成粘度大，不溶于混合份及硫酸的极深度的聚合物。引起化合物的夹带损失。所以必须先经过初馏除去低沸点不饱合化合物。高沸点不饱合化合物聚合程度较差，一般只生成可溶混合份的二聚物，三聚物。 (2)加成反应 硫酸各不饱合化合物还能生成酸式脂和中式脂，前者溶于硫酸中，后者溶于混合份中。低沸点不饱合化合物与硫酸生成中性脂，在吹苯中，中性脂加热分解，放出腐蚀设备的酸性物质，故初馏时尽可能地把低沸点物质清除。 （3）清除噻吩反应 噻吩在浓硫酸的催化作用下能和高沸点不饱合化合物共聚生成溶于混合物的共聚物，反应迅速完全，噻吩还能直接溶于硫酸中，但溶解速度很慢。 （4）苯族烃和不和化合物共聚反应 苯族烃在浓酸的催化作用下和不饱合化合物发生共聚反应生成能溶解于混合物的共聚物。（5）苯族烃的磺化反应 苯族烃与浓硫酸作用能发生磺化反应而造成苯族烃的损失。 2、影响硫酸洗涤的方要因素 （1）反应温度 最适宜的反应温度为35—45℃，温度过低反应缓慢而达不到净化要求，温度过高苯族烃磺化反应以及不饱合化合物的共聚反应加剧，因而使苯族烃损失增加。 （2）硫酸浓度 硫酸浓度过低达不到净化要求，浓度过高磺化反应加剧，苯族烃损失增加，因此先择较适宜的硫酸浓度为93—95％。 （3）硫酸和混合份的比例 在保证洗涤质量要求的前提下，酸油比例愈小愈好。不仅降低酸耗，而且可以减轻苯族烃的磺化反应。 （4）反应时间 酸洗净化反应所需时间与反应温度、硫酸浓度、酸油化、搅拌合程度等因素有关。一般反应时间为十分左右，时间过短，反应效果差，势必增加酸耗，时间过长，磺化反应加剧，苯族烃损失增加，所以反应器必须立即加水，使浓硫酸反应终止。
粗苯加氢精制生产工艺的优化与探究 张文 四川省达州钢铁集团有限责任公司四川达州635002 【摘要】：四川省达钢集团50Kt/a粗苯加氢精制装置生产五年来，随着生产的进行越来越多的工艺情况逐渐显现，很多情况呈规律性发生。这里将装置过去五年生产中所遇工艺、设备、废气排放等情况及相应处理、优化方法做一个归纳总结。 【关键字】：重组分循环气过滤器物料堵塞 【前言】：近年来，公司认真贯彻落实科学发展观，准确把握国家产业政策要求，以创新为抓手，及时调整企业发展战略，努力转变发展方式，抢抓市场成长机遇，走长期可持续发展道路。为进一步落实公司向化工产业转型规划，公司于2009年上马一套50Kt/a粗苯加氢精制装置，装置于2010年3月正式投产。现在年生产量能够达到设计值50Kt/a,其中纯苯精制率达到99.95%以上，甲苯精制率达到98.00%以上，三苯回收率达到98.50%以上。 【装置介绍】：50Kt/a粗苯加氢精制装置工艺采用甲醇驰放气变压吸附提纯氢气和粗苯加氢脱硫精制纯苯等技术，生产控制上采用DCS集散控制系统,由DCS系统进行监视、操作、报警、联锁和控制，尤其对关键电器和运转设备进行远程控制，实现自动化管理。同时本装置三废排放少，对环境影响小，安全消防上采用气防、消防联锁系统，并与DCS系统挂接且互为冗余，措施较完善，抗风险能力较强。 加氢精制生产能力为50Kt/a，三苯回收率≥98%，可以年产精
制纯苯34000t/a，甲苯5000t/a，二甲苯2000t/a，同时还有少量非芳烃及溶剂油。同时由于装置采用了加氢法，替代了高污染的硫酸法处理焦化苯，更产生了巨大的社会效益。 1、原料预处理工序 1、1压力与自动调节 两苯塔作为一个常压精馏塔，在生产过程中属于工艺性能比较稳定的设备。因为它的工艺指标稳定性能较好，在生产过程中整个工序均可以采取自动调节，以减少人工操作强度。值得注意的是两苯塔的稳定性主要基于其塔内压力变化，而塔内压力与蒸发器（T301）底部采出量有直接关系。因此，当蒸发器（T301）底部采出量变化较大以及两苯塔内部压力变化较大时，我们要注意塔内原料、回流以及重组分物料采出的量的变化。做到及时调整，以保证两苯塔的质量平衡和气液平衡。 1、2关于废油的回收 废油的主要构成是水和原料油，并且水的量远远大于原料油的量。因此，在废油回收时，要特别注意两苯塔内的压力变化。通过控制废油量的大小，以避免油水共沸现象的发生。通过控制热源（蒸汽）量的供给大小，以保证塔内的热量平衡。 1、3关于二甲苯塔塔底重组分的回收 本装置设计二甲苯塔采用间歇蒸馏的方式生产，所以在生产一段时间后需要对其塔底重组分物料进行回收。首先，在回收过程中需保证二甲苯塔内压力处于非负压状态下。最好采用打开塔顶放散阀，使
煤化工工艺流程 典型的焦化厂一般有备煤车间、炼焦车间、回收车间、焦油加工车间、苯加工车间、脱硫车间和废水处理车间等。 焦化厂生产工艺流程 1.备煤与洗煤 工艺描述 原煤一般含有较高的灰分和硫分，洗选加工的目的是降低煤的灰分，使混杂在煤中的矸石、煤矸共生的夹矸煤与煤炭按照其相对密度、外形及物理性状方面的差异加以分离，同时，降低原煤中的无机硫含量，以满足不同用户对煤炭质量的指标要求。 由于洗煤厂动力设备繁多，控制过程复杂，用分散型控制系统DCS改造传统洗煤工艺，这对于提高洗煤过程的自动化，减轻工人的劳动强度，提高产品产量和质量以及安全生产都具有重要意义。
洗煤厂工艺流程图 控制方案 洗煤厂电机顺序启动/停止控制流程框图 联锁/解锁方案：在运行解锁状态下，允许对每台设备进行单独启动或停止；当设置为联锁状态时，按下启动按纽，设备顺序启动，后一设备的启动以前一设备的启动为条件（设备间的延时启动时间可设置），如果前一设备未启动成功，后一设备不能启动，按停止键，则设备顺序停止，在运行过程中，如果其中一台设备故障停止，例如设备2停止，则系统会把设备3和设备4停止，但设备1保持运行。
2.焦炉与冷鼓 工艺描述 以100万吨/年-144孔-双炉-4集气管-1个大回流炼焦装置为例，其工艺流程简介如下：
100万吨/年焦炉_冷鼓工艺流程图 控制方案 典型的炼焦过程可分为焦炉和冷鼓两个工段。这两个工段既有分工又相互联系，两者在地理位置上也距离较远，为了避免仪表的长距离走线，设置一个冷鼓远程站及给水远程站，以使仪表线能现场就近进入DCS控制柜，更重要的是，在集气管压力调节中，两个站之间有着重要的联锁及其排队关系，这样的网络结构形式便于可以实现复杂的控制算法。
粗苯加氢精制 粗苯精制的目的是将粗苯加工成苯、甲苯、二甲苯等产品，这些产品都是 宝贵的化工原料。苯是重要的化工原料，广泛用作合成树脂、合成纤维、合成 橡胶、染料、医药、农药的原料，也是重要的有机溶剂。我国纯苯的消费领域 主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要有苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼 龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中用作提高汽油辛烷值的掺和剂。甲苯是一种无色有芳香味的液体，广泛应用于农药、树脂等与大 众息息相关的行业中，国际上其主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及 二甲苯，而在我国其主要用途是化工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。 二甲苯的主要衍生物为对二甲苯，邻二甲苯等。混合二甲苯主要用作油漆涂料 的溶剂和航空汽油添加剂，此外还用于燃料、农药等生产。对二甲苯主要生产PTA以及聚酯等。邻二甲苯主要用于生产苯酐等。 生产苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的 高温裂解汽油和焦化粗苯。这3种原料占总原料量的比例依次为：70%、27%、3%。以石油为原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料生产 芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。 酸洗法仍在发展中国家被大量采用，其工艺落后、产品质量低、无法与 石油苯竞争，而且收率低、污染严重，产生的废液很难处理。在发达国家都已 采用加氢精制法，产品可达到石油苯的质量标准。国内有很多企业已建成投产 或正在建设粗苯加氢装置。20世纪80年代，上海宝钢从日本引进了第一套 Litol法高温加氢工艺，90年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套K.K法低温 加氢工艺，1998年宝钢引进了第二套K.K法加氢工艺，还有很多企业正在筹建 加氢装置。随着对产品质量和环保的要求越来越严格，粗苯加氢工艺的应用是 大势所趋。 1、粗苯加氢精制的原理 粗苯加氢根据其催化加氢反应的温度不同可分为高温加氢和低温加氢。 在低温加氢工艺中，由于加氢油中非芳烃与芳烃的分离方法不同，又分为萃取 蒸馏法和溶剂萃取法。 高温催化加氢的典型工艺是Litol法，在温度为600～650℃、压力6.0MPa条 件下进行催化加氢反应。主要加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环 烷烃转化为低分子烷烃，并以气态形式分离出去。加氢脱烷基，把苯的同系物 最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯， 另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化 成H2S、NH3、H2O除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到产品 纯苯。
报告编号：YT-FS-3531-28 化工企业实习报告范本 (完整版) After Completing The T ask According To The Original Plan, A Report Will Be Formed T o Reflect The Basic Situation Encountered, Reveal The Existing Problems And Put Forward Future Ideas. 互惠互利共同繁荣 Mutual Benefit And Common Prosperity
化工企业实习报告范本(完整版) 备注：该报告书文本主要按照原定计划完成任务后形成报告，并反映遇到的基本情况、实际取得的成功和过程中取得的经验教训、揭露存在的问题以及提出今后设想。文档可根据实际情况进行修改和使用。 一、实习目的： 根据本学期开设的化工原理课程，实地了解实际 生产中的化学工艺流程，巩固所学的化工原理知识， 提高实际动手和操作能力。在实习中体会化工行业的 工作，学习一些高层知识，激发自己对专业的热爱和 求知欲，对自己将来的工作有了一个明确的目标。 二、实习时间：20xx年x月x日—20xx年x 月x日 三、实习地点：河南新乡新乡长垣县蒲北区 河南省辉县市洪洲产业集聚区 四、实习单位和部门：华瑞(新乡)化工有限公司 河南双信炭黑有限公司 五、实习内容：
华瑞(新乡)化工有限公司 一、公司概况 新乡市华瑞精细化工有限公司地处黄河之滨，是一家集生产、经营为一体的公司。公司占地面积30000平方米，年销售收入5000余万元。公司年生产能力：橡胶防焦剂CTP1000吨，氯代环己烷20xx吨/年，环己烯300吨/年，环己烷400吨/年。 二、公司主要产品及主营行业 生产产品有:橡胶防焦剂(CTP);氯代环己烷;环己烯;邻苯二甲酰亚胺;环己烷;DCDS;DTDM;促进剂CBS;促进剂MBT;促进剂MBTS;促进剂TMTM。 主营行业：合成材料助剂其他合成材料助剂合成材料抗氧化剂硫化剂 三、工艺流程及过程 1.焦化粗苯 2.预蒸馏 3.萃取蒸馏 4.提取成品
粗苯蒸馏工段工艺流程 来自硫铵工段的粗煤气，经终冷塔冷却后从洗苯塔底部入塔，由下而上经过洗苯塔填料层，与塔顶喷淋的循环洗油逆流接触，煤气中的苯被循环洗油吸收，再经过塔内捕雾段脱除雾滴后离开洗苯塔，其中一部分送焦炉做回炉煤气、一部分送粗苯管式炉作燃料，剩余部分外送作城市煤气。 洗苯塔底富油经富油泵加压后送至粗苯冷凝冷却器，与脱苯塔顶出来的粗苯汽换热，将富油预热至60℃左右，然后至油油换热器与脱苯塔底出来的热贫油换热，由60℃升到110℃左右，最后进入粗苯管式炉被加热至180℃左右，进入脱苯塔。从脱苯塔顶蒸出的粗苯油水混和汽进入粗苯冷凝冷却器分别被从洗苯塔底来的富油和16℃制冷水冷却至30℃左右。然后进入粗苯油水分离器，分离的粗苯至粗苯回流槽，部分粗苯经粗苯回流泵送至脱苯塔顶作回流，其余部分入粗苯贮槽，需外售时由粗苯输送泵送装车台装车外售。 由粗苯油水分离器分离的油水混合液去控制分离器，在此分离出的油去地下放空槽，分离出的水去苯工段终冷冷凝液槽，与终冷冷凝液一并送冷鼓、电捕工段的机械化氨水澄清槽。 脱苯后的热贫油从脱苯塔底流出，自流入油油换热器与富油换热，使其温度降至120℃左右入贫油槽，并由贫油泵加压送至贫油冷却器分别被循环水和制冷水冷却至约30℃，送洗苯塔喷淋洗涤煤气。 0.5MPa（表）蒸汽被粗苯管式炉过热至400℃左右，作为洗油再生器和脱苯塔的热源。管式炉所需燃料由洗苯后的煤气经煤气过滤器过滤后供给。 为保证洗脱苯过程中洗油质量，采用洗油再生器将部分洗油再生，洗油再生量为循环洗油量的1～1.5%，用过热蒸汽加热，蒸出的油汽进入脱苯塔，残渣入残油池定期送煤场掺烧。 外购新洗油入新洗油地下槽，用泵送新洗油槽，由贫油泵补入系统中。 为降低洗油中的含萘量，脱苯塔设侧线采萘，萘油入萘扬液槽，然后送冷鼓、电捕工段的机械化氨水澄清槽。
毕业设计 题目：8万吨/年粗苯精制工艺设计 系别：化学与化学工程系 专业：化学工程与工艺 姓名： 学号： 指导教师：
设计说明 此设计的任务是处理量为8万吨/年的粗苯精制工艺设计，它采用了粗苯低温加氢工艺流程，选用了连续精馏筛板塔的化工设备。 原料粗苯经过两苯塔实现轻重组分分离，其中塔釜重质苯做为产品回收，塔顶轻苯在加氢反应器中进行加氢反应后进入脱轻塔脱除硫化氢，氨气等低沸物，然后依次进入预精馏塔 萃取精馏塔 纯苯塔和二甲苯塔，最终得到纯净合格苯、甲苯的产品。 为达到设计要求，此设计通过物料衡算、热量衡算、塔的工艺尺寸计算、塔板负荷性能验算及附属设备计算，得到符合要求的一系列工艺流程参数，包括进料量F=106.055Kmol/h,塔顶液体流量D=90.945Kmol/h,塔底釜液流量W=15.11Kmol/h ，塔径D=1.6m,塔高h=24.45m,板间距m 5.40T =H ，精馏段实际塔板数块精17N =，提馏段塔板数块提17N =，设置7个人孔，出塔顶塔底人孔 外其他人孔处的板间距为H=0.7m,进料处板间距H=1m 等。 根据这一系列工艺流程参数绘制工艺流程图、物料衡算图及主设备图。 关键词：低温加氢精制、连续精馏筛板塔、两苯塔、苯、甲苯
Design elucidation This design task is productivity for eight million tons/year cuben refining process design, it adopted cuben cryogenic hydrogenation process, choose the continuous distillation tower chemical equipment sieve. Raw material cuben after two benzene tower, which achieve weight component separation tower kettle heavy benzene as product recycling, tower light benzene in hydrogenation reactor in hydrogenation reaction took off after removal from the light tower into hydrogen ammonia and other low boiling, which in turn into that gets distillation column of pure benzene tower and extract xylene tower, and ultimately the pure qualified benzene, toluene products. To achieve the design requirements, this design through the material calculation, heat calculation, tower craft size calculation, tower plate load performance checking and affiliated equipments calculation, get to meet the requirements of a series of process parameters, including into 106.055 Kmol feed F = liquid flow, being/h D = 90.945 Kmol/h, bottom kettle fluid flow W = 15.11 Kmol/h, tower diameter D = 1.6 m, high tower 24.45 m, board h = distance, rectifying section number and mention actual tower plate, plate number distillated section tower set seven people hole, a tower in the bottom and the other manhole manhole for h = 0.7 board spacing, feeding place board m distance h = 1-m etc. According to this series of process parameters rendering process flow diagram, material calculation chart and main equipment figure. Keywords: low temperature hydrotreating, perforated continuous distillation tower, two benzene tower, benzene, toluene
年产0W吨粗苯精制工艺设计设计
济源职业技术学院 毕业设计（论文） (冶金化工系) 题目年产10万吨粗苯精制工艺设计专业应用化工技术 班级化工xxx班 完成日期 2011.05.08—2011.10.10
目录 摘 要 (1) 第一章 粗苯精制的综述 (2) 1.1粗苯的性质和用途 (2) 1.2粗苯精制原理 (2) 1.3初步精馏 (3) 1.4设计的依据 (4) 第二章 工艺流程的说明 (6) 2.1化学精制工艺的选择 (6) 2.2粗苯的精制 (6) 2.3生产设备的选择 (7) 2.3.1精馏塔类型的选择 (7) 第三章 粗苯精制的物料衡算 (10) 3.1初步精馏计算 (10) 3.1.1初馏塔全塔的平均温度 (10) 3.2化学精制 (11) 3.3纯苯塔的物料衡算 (12) 663134.97830.492()2430095896.810 m C H ?+?=??=吨.............. 13 第四章 热量衡算 (14) 4.1冷凝器的热量衡算 (14) 第五章 粗苯精制中的危害因素与防护 (16) 5.1防火 (16) 5.2原料、产品、及中间产品的储存 (16) 5.3废气的处理 (17) 第六章 粗苯精制的发展方向 (18) 6.1现状 (18) 6.2展望 (18) 致谢 (19) 参考文献 (20) 附图1 (21) 粗苯精制工艺流程图 (21) 附图2 (22) 精馏塔设备图 (22)
摘要 粗苯中主要成分是苯，是纯苯的主要来源。苯的用途很多，是有机合成的基础原料，可制成苯乙烯、苯酚、丙酮、环己烷、硝基苯、顺丁烯二酸酐等，进一步可制合成纤维、合成橡胶、合成树脂以及染料、洗涤剂、农药、医药等多种产品。 本设计首先是先介绍粗苯的组成、性质以及制得粗笨之后的用途。之后又介绍工艺流程，使得我们更清晰地了解到本设计的原理与目的。经过设备的对比选择最适合本设计的设备，最后经过物料衡算与热量衡算，得出本设计所需要的原料与热量。 本设计的产品有纯苯、甲苯、二甲苯、不饱和化合物及少量含硫、氮、氧的化合物。其中最主要的产品是纯苯、甲苯和二甲苯。 关键词：粗苯精制酸洗精制法粗苯
1.煤气净化车间 3.1概述 本煤气净化车间是与年产2×96万吨冶金焦的焦炉配套的，煤气处理量为115590 m3/h。其组成为：冷凝鼓风工段、脱硫工段、硫铵工段（含剩余氨水蒸氨装置）、终冷洗苯工段、粗苯蒸馏工段、油库工段。 3.2设计基础数据 3.2.1 净化前煤气中杂质含量 杂质成分NH3H2S HCN 苯 含量g/m3 6 6 1.5 34 3.2.2净化后煤气中杂质含量 杂质成分焦油NH3H2S HCN 苯萘含量g/m30.05 0.05 0.02 0.3 4 0.3 3.2.3产品产率 焦油 3.5%(对干煤) 硫铵0.84%(对干煤) 粗苯 1.0%(对干煤) 3.2.4焦油——符合YB/T5075-93 密度(20?C) 1.15~1.21g/cm3 甲苯不溶物（无水基） 3.5~7% 灰分不大于0.13% 水分不大于4.0%
粘度(E80) 不大于4 3.2.5硫磺: 含硫≥90% 3.2.6硫铵——符合GB535-1995 氮（N）含量（以干基计）≥21.0% 水分（H2O）含量≤0.3% 游离酸H2SO4含量≤0.05% 3.2.7粗苯——符合YB/T5022-93 外观黄色透明液体 密度(20?C) 0.871~0.900g/cm3馏程： 180℃前馏出量（重）不小于93% 水分室温（18~25℃）下目测无可见的不溶解的水 3.3煤气净化工艺流程、特点及主要操作指标 3.3.1冷凝鼓风工段 a)工艺流程 来自焦炉～80?C的荒煤气，与焦油和氨水沿吸煤气管道流至气液分离器，气液分离后的荒煤气由分离器上部出来，进入四台并联操作的横管初冷器上部，在此用32?C的循环水将煤气冷却至～35?C；由横管初冷器下部排出的煤气，进入直冷塔下部，用直冷塔循环水喷洒煤气，将煤气冷却至～22?C；由直冷塔上部排出的煤气，进入三台并联操作的电捕焦油器，捕集煤气中夹带的焦油，再由煤气鼓风机压
焦化厂炼焦车间生产工艺简介 2009年03月30日星期一21:08 集团焦化厂是生产冶金焦碳，，现有固定资产逾亿元，厂区占地面积约20万平方米，主要生产焦碳、、粗苯及焦油等化工产品，其中用于冶炼的焦碳 车间组成及主要建设内容 一、炼焦车间生产工艺简介 （一）、备煤筛焦车间： 备煤工段主要由受煤坑、配煤室、粉碎机室、贮煤塔顶、煤焦制样室及带式输送机、等设施组成。原料洗精煤从洗煤厂送至备煤车间，经配煤和2台破碎机粉碎后，煤被破碎到小于3mm以下（占85%以上）由带式输送机送至塔顶，用犁式卸料器卸到煤塔中，供焦炉使用。 （二）、炼焦车间： 炼焦车间建设2X39孔GS43-94型、双连火道、废气循环、下喷、复热式焦炉，年产冶金焦60万吨。采用炉顶散装煤高温干馏，湿法熄焦工艺。 炼焦基本工艺参数： 配煤炼焦生产工艺流程由备煤工段来的洗精煤，由输煤栈桥运入煤塔，由煤塔通过摇动给料器将煤装入装煤推焦机的煤箱内，由装煤推焦机按作业计划从机侧送入炭化室内，煤饼在炭化室内经过一个结焦周期在9500C～10500C的高温干馏炼制成焦炭和荒煤气。装煤时产生的烟尘由炉顶上的消烟除尘车经吸尘孔抽出，在车上进行燃烧、洗涤后，尾气放散。炭化室内的焦炭成熟后，用装煤推焦机推出，经拦焦机导入熄焦车内，熄焦车由电机车牵引至熄焦塔内进行喷水熄焦。熄焦后的焦炭卸至焦台上，冷却一定时间后送往筛焦工段。煤在干馏过程中产生的荒煤气汇集到炭化室顶部空间，进入上升管，经桥管进入集气管，700℃左右的荒煤气被桥管和集气管内喷洒的循环氨水冷却至84℃左右。荒煤气中焦油等同时被冷凝下来。煤气和冷凝下来的焦油同氨水一起，经吸煤气管道并经气液分离器分别进入冷鼓工段。 焦炉加热用的回炉煤气，由外部管道架空引入每座焦炉。煤气经地下室管道进入焦炉燃烧室，同时空气通过废气开闭器进入蓄热室，空气经预热后进入焦炉燃烧室的烈火道汇合后燃烧。燃烧后的废气通过立火道顶部跨越孔进入下降气流的立火道，再经过蓄热室，由格子砖把废气的部分显热回收后，经过小烟道、废气交换开闭器、分烟道、总烟道、烟囱，最后排入大气。上升气流的煤气和空气与下降气流的废气由加热交换传动装置定时进行换向。 （三)、煤气净化 化产车间是为年产60万吨干全焦炉配套设计,化产车间由冷凝鼓风工段、脱硫工段、硫铵工段、蒸氨工段、粗苯工段、油库工段、生化工段等组成。 (1)冷凝鼓风工段：
第十章粗苯加工与精制 241.什么叫吸收温度？吸收温度过高或过低对吸收苯油什么影响？ 吸收温度时至吸苯塔内煤气和洗油接触面的平均温度。它取决于煤气和洗油温度，液受大气温度影响。 当煤气中苯族烃含量一定时，吸收温度愈低，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈高。而提高温度时，洗油中粗苯含量降低。当吸收温度升高时，洗油液面上粗苯的蒸汽压随之增大，吸收推动力减小，因而粗苯回收率л降低和吸苯塔后含苯族烃增高。实践表明，当温度高于30℃时，л和塔后含量均显著恶化。因而吸收温度不宜过高。但也不宜过低。如低于10～15℃，洗油粘度显著增加，这使泵输送困难和塔内均匀分布困难，阻力加大。最适宜的吸收温度为25℃，操纵时波动在20～30℃之间即可。 242.为什么洗油温度应保持比煤气温度略高几度？ 洗油温度保持比煤气温度略高一些，主要时防止煤气中水蒸气被冷凝下来进入洗油中，恶化脱苯塔的操作。夏季洗油温度比煤气温度高0～2℃，冬季高5～10℃.差值根据大气温度变化而定。 243.洗油相对分子质量与吸收煤气中粗苯的能力油什么关系？ 同类液体吸收剂的吸收能力与其分子质量成反比，吸收剂的相对分子质量与溶质相对分子质量愈接近，则吸收得愈完全。由公式C=2.24Ap/M m P0(式中，P为煤气总压力；P0为在回收温度下苯族烃的蒸气分压；a为煤气中苯族烃的浓度)可知，当其他条件一定时，洗油相对分子质量M m小，洗油中粗苯浓度C增大（吸收能力加强）。但洗油相对分子质量也不能过小，否则在蒸馏脱苯时难与粗苯分离。 244.为什么可以用焦油洗油或石油洗油吸收粗苯？ 因为焦油洗油和石油洗油与粗苯属同类物质，分子结构相似（芳香烃结构）。根据物质特性，同类物质互溶性较好。且分子量不一样，而沸点就不同，这样就能利用沸点不同这个特点进行蒸馏分离。 245.石油洗油与焦油洗油有什么区别？那种洗油用来回收煤气中粗苯为好？为什么？ 焦油洗油和石油洗油主要区别在于： 1）焦油洗油时焦化厂自产物，石油洗油（轻柴油）则是石油加工产品； 2）石油洗油的相对分子质量比焦油洗油的大，因此吸收苯时所需洗油循环量也比焦油洗油量大30%左右； 3）焦油洗油相对密度为1.04～1.07，比水重，而石油洗油相对密度不大于0.890，比水轻； 4）焦油洗油的沸点比石油洗油的低，一般规定，300℃前焦油洗油馏出量大于90%，230℃前馏出量不大于3%；而石油洗油在350℃前馏出量不小于95%。 由于石油沸点高，因此在回收苯时，其损失量低于焦油洗油，并且用石油洗油回收苯时，180℃前的馏出量比用焦油洗油的多； 5）石油洗油稳定性较高，长期使用后不易变质；焦油洗油稳定性差，在循环使用后，密度、粘度、相对分子质量会增大；
焦炉工艺流程
炼焦工艺 现代焦炭生产过程分为洗煤、配煤、炼焦和产品处理等工序。 1.洗煤 原煤在炼焦之前，先进行洗选。目的是降低煤中所含的灰分和去除其他杂质。 2.配煤 将各种结焦性能不同的煤按一定比例配合炼焦。 目的是在保证焦炭质量的前提下，扩大炼焦用煤的使用范围，合理地利用国家资源，并尽可能地多得到一些化工产品。 3.炼焦 将配合好的煤装入炼焦炉的炭化室，在隔绝空气的条件下通过两侧燃烧室加热干馏，经过一定时间，最后形成焦炭。 4.炼焦的产品处理 将炉内推出的红热焦炭送去熄焦塔熄火，然后进行破碎、筛分、分级、获得不同粒度的焦炭产品，分别送往高炉及烧结等用户。 熄焦方法有干法和湿法两种。 湿法熄焦是把红热焦炭运至熄焦塔，用高压水喷淋60～90s。 干法熄焦是将红热的焦炭放入熄焦室内，用惰性气体循环回收焦炭的物理热，时间为2～4h。 在炼焦过程中还会产生炼焦煤气及多种化学产品。焦炉煤气是烧结、炼焦、炼
铁、炼钢和轧钢生产的主要燃料。 炼焦工艺主要设备 1、焦炉简介: 现代焦炉炉体由炭化室、燃烧室和蓄热室三个主要部分构成。一般，炭化室宽0.4～0.5m、长10～17m、高4～7.5m,顶部设有加煤孔和煤气上升管(在机侧或焦侧)，两端用炉门封闭。燃烧室在炭化室两侧，由许多立火道构成。蓄热室位于炉体下部，分空气蓄热室和贫煤气蓄热室。 焦炉系统中常用的控制设备：PLC、变频器、组态软件、电动机、断路器、接触器、按钮、温度仪表等等。 2、捣固焦炉简介: 捣固焦泛指采用捣固炼焦技术在捣固焦专用炉型内生产出的焦炭，这种专用炉型即捣固焦炉。捣固炼焦技术是一种可根据焦炭的不同用途，配入较多的高挥发分煤及弱粘结性煤，在装煤推焦车的煤箱内用捣固机将已配合好的煤捣实后，从焦炉机侧推入炭化室内进行高温干馏的炼焦技术。 3、熄焦车（或干法熄焦装置） 接受推出的赤热焦炭，运到熄焦塔内喷水（或运到干法熄焦装置用惰性气体将余热导走发电或补充管网的蒸汽），将赤热焦炭熄灭，然后卸在凉焦台上冷却。 4、配煤槽简介： 炼焦煤准备的工序之一。炼焦或碳化前煤料的一个重要准备过程。即为了生产符合质量要求的焦炭，把不同煤牌号的炼焦用煤按适当的比例配合起来。 5、粉碎机简介:
1粗苯精制 生产芳香烃苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这3种原料占总原料量的比例依次为：70％、27％、3％。以石油为原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料生产芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。焦化苯与石油苯生产成本相比约低1500元/t。2007年，我国加氢苯产能约56万t/a，产量约30万t，消耗粗苯约48万t，估计2008年建成投产的苯加氢装置产能为81万t/a，累计产能达到137万t/a。2009年建成投产的苯加氢装置产能为78万t/a，累计产能达到215万t/a。 表1.1 焦化苯与石油苯产品质量对比 20世纪80年代上海宝钢从国外引进了第一套Litol法高温加氢工艺，90年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套K.K法低温加氢工艺，1998年宝钢引进了第二套K.K法加氢工艺，还有很多企业正在筹建加氢装置。 1.1加氢原理 焦化苯中芳烃含量一般大于85%（wt），而其中苯、甲苯、二甲苯又占芳烃含量的95%以上。焦化苯精致可分为两大类：酸洗法和加氢精制法。 1.1.1酸洗法 传统的粗苯加工方法，采用硫酸洗涤净化。常温常压、流程简单、操作灵活、设备简单。但由于不饱和化合物及硫化物在硫酸作用下，生成黑褐色的深度聚合物（酸焦油），至今无有效治理方法，另外不能有效分离甲苯、二甲苯，产品质量、产品收率无法和加氢精制相比，正逐步被取代。 1.1.2加氢精制法 粗苯加氢根据其催化加氢反应温度不同可分为高温加氢和低温加氢。在低温加氢中，由于加氢油中非芳烃与芳烃分离方法的不同，又分为萃取蒸馏法和溶剂萃取法。 1.1. 2.1高温法 高温加氢比较有代表性的工艺：由美国胡德利公司开发、日本旭化成改进的高温热裂解法生产纯苯的莱托（Litol）法技术。 在高温（600~630℃）、高压（5.5MPa）、催化剂（Co-Mo和Cr2O3-Al2O3）作用下进行气相催化两段加氢的过程，将轻苯中的烯烃、环烯烃、含硫化合物、含氮化合物转化成相应的饱和烃，同时发生苯的同系物加氢和脱烷基发应，已转化成苯与低分子烷烃，高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化成H2S、NH3、H2O的形式除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到苯产品。通过精制生产高纯苯，苯回收率可达114%。由于高温催化加氢脱除的烷基制氢作为氢源，不需要外界给其提供氢气。 1.1. 2.2低温法 低温加氢代表性的工艺：美国Axens低温气液两相加氢和德国伍德（Uhde）KK低温气相加氢技术。 在低温(280~350℃)、低压（2.4MPa）、催化剂（Co-Mo和Ni-Mo）作用下进行气相催化或液相两段加氢的过程，将轻苯中的烯烃、环烯烃、含硫化合物、含氮化合物转化成相应的饱和烃。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃
一、工艺流程 本设计是在氨的回收采用硫铵生产工艺基础上进行的。整体上包括终冷洗萘，洗苯和蒸馏脱苯三个部分。 1、横管终冷洗萘工艺 进入粗苯回收工段的煤气，温度为55℃左右，从终冷塔顶进入，在横管终冷器内冷却水冷却到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0.45g/Nm3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，与煤气逆流间接接触，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。 2、洗苯工艺 从终冷器来的均为25℃的煤气，含苯族烃为25～40g/Nm3从洗苯塔进去出塔煤气含苯低于2g/Nm3. 从脱苯工序来的30℃左右，含苯0.2～0.4%的贫油被贫油泵送至洗苯塔顶喷洒，含苯量增至2.5%左右，从塔底经U型管导入塔下油槽，再用富油泵从中抽送到脱苯工序去脱苯，脱苯后的贫油循环使用。 当贫油中间槽液位降低时，用贫油泵抽取新洗油槽内之新洗油补充，以确保塔下贫油槽内一定的液位。 3、脱苯工艺 从洗涤工序来的富油经分缩器与从脱苯塔顶来的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℃从第14块塔板进入脱苯塔，在过热蒸气的蒸吹作用下脱苯。 与富油换热后的贫油入脱苯塔下热贫油槽，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分缩器，冷凝出轻重分缩油后进入冷凝冷却器，粗苯蒸气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。 将分离出的水送入控制分离器进一步分离，油进地下槽，水送去酚水架。 再生器底部温度应保持在190～200℃，脱苯用蒸气应过热到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。 二、洗油吸收苯族烃的基本原理： 用洗油吸收煤气中的粗苯烃是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿定律，当煤气中苯族烃的分压大于洗油液面上苯族烃的平衡蒸气压时，煤气中的苯族烃即被洗油吸收，二者差值越大，则洗收过程进行的越容易，吸收速率也越快。