煤气粗苯的回收工艺设计毕业设计.docx
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煤气粗苯的回收工艺设计毕业设计
设计说明
本次毕业实习的地点是在中平能化集团河南京宝焦化有限公司,具体工作岗位是工艺技术部粗苯蒸馏工段。
经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掌握,所以将毕业设计题目定为:
15000m3/h焦炉煤气中粗苯的回收工艺设计。
粗苯回收工艺主要分终冷洗苯和粗苯蒸馏两个过程,根据河南京宝焦化有限公司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,本设计采用的是常压填料吸收塔进行焦炉煤气中粗苯的吸收,用管式炉加热富油生产一种苯的方法进行粗苯的蒸馏。
主要流程为焦炉煤气首先自上而下经过横管式终冷塔,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,使洗油充分吸收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,塔底则为贫油。
然后粗苯蒸汽依次经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25g/m3~40g/m3,出塔含量为4g/m3以下。
本设计中的计算内容主要有吸收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,以及吸收塔设备的相关工艺计算。
完成的图纸有带控制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、
DesignNotes
ThThTisistheplaceofgraduationpracticeoftheGroupinHenantoBeijingZhongpingBaoCokingCo.,Ltd.,isatechnologyspecificjobsdistillationsectionintheMinistryofbenzene.Afternearlytwomonthsofpostwork,Ihaveacokeplantcrudebenzenerecoveryprocessadegreeofunderstandingandknowledge,soIputmygraduatedesigntopicsas:
15000m3/hofcokeovengasinthecrudebenzenerecoveryprocessdesign.
Crudebenzenerecoveryprocessmainlyconsistsofthefinalcoldwashbothbenzeneandbenzenedistillationprocess,accordingtoKingPoCokingCo,Ltd.Henan,crudebenzenerecoveryofcrudebenzolrecoveryprocessandtheirrelevantcontentonsomeidea,thisdesignusestheatmosphericpressurepackedabsorptiontowerforabsorptionofbenzeneincokeovengaswithatubefurnaceheatedtoproducearichoilmethodofbenzenebenzenedistillation.Operatingpressureof0.1,heightofpackedtower13,towerdiameter,thebenzenecontentofthegasintothetower25g/m3~40g/m3,thetowercontent4g/m3below.
Calculationofthedesigncontentofthemainabsorberinthegasphaseofthematerialbalanceandthetubefurnaceheatingprocessfrombenzeneheatbalance,andthecalculationoftheabsorberdevicerelatedtechnology.Thedrawingsaredonewiththecontrolpointflowchartofcrudebenzenerecovery,materialbalancechartandthemainequipmentwashbenzenetowerprofile.
Keywords:
cokeovengas,crudebenzenerecovery,clumsydistillation,atmosphericpressure,benzenewashingtower,tubefurnace
朗读
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主要符号说明
符号
单位
备注
液体喷淋密度
kJ/h
单位时间内炉管吸收的热量
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,这里取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。
虽然从石油化工中可生产这些产品,但焦化工业仍然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,焦炉煤气中一般含有粗苯25g/m3~40g/m3,出塔焦炉煤气中粗苯的含量一般为2g/m3~4g/m3。
粗苯是各焦化企业回收的主要对象。
粗苯主要含有苯,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主要经济来源。
用洗油吸收或活性炭吸附等物理方法从焦炉煤气中回收粗苯,其中洗油吸收粗苯法应用广泛。
洗油吸收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发展,已被各国普遍采用。
洗油吸收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收苯族烃,吸收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,因装置不同可以得到轻苯一种产品或轻苯和重苯两种产品,也可以得到轻苯、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年应用于城市煤气厂,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用。
与洗油吸收法相比,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年代后工业上已很少采用。
当前,在各化工企业逐渐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,粗苯中主要含有苯、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粗苯主要组成含量(%)
组分
含量
组分
含量
苯
55~80
古马隆
0.6~1.0
甲苯
12~22
茚
1.5~2.5
二甲苯
2~6
硫化氢
0.1~0.2
三甲苯
2~6
二硫化碳
0.3~1.5
乙基苯
0.5~1
噻吩
0.2~1.0
丙基苯
0.03~0.05
甲基噻吩
0.1~0.2
乙基甲苯
0.08~0.10
吡啶及其同系物
0.1~0.5
戊烯
0.5~0.8
苯酚及其同系物
0.1~0.6
环戊二烯
0.5~1.0
萘
0.5~2.0
C6~C8直链烯烃
0.5~0.6
脂肪烃C6~C8
0.5~1.0
苯乙烯
0.5~1.0
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。
在炼焦配煤质量稳定的条件下,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主要组分的含量
炼焦温度/°C
粗苯中主要组分的含量质量分数/%
苯
甲苯
二甲苯
不饱和化合物
950
50~60
18~22
6~7
10~12
1050
65~75
13~16
3~4
7~10
此外,粗苯中酚类的含量通常为0.1%~1.0%,吡啶碱类的含量一般不超过0.5%。
当硫酸铵工段从煤气中回收吡啶碱时,则粗苯中吡啶碱类含量不超过0.01%。
粗苯中的各主要组分均在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计算产量时,通常将180°C前的馏出量当作100%来计算,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。
一般要求粗苯的180°C前馏出量为93%~95%。
1.1.2粗苯的性质
粗苯是黄色透明液体,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,一般可用下列近似计算式确定。
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。
工程计算中可取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用的方法有洗油吸收法、固体吸附法和深冷凝结法。
其中洗油吸收法工艺简单经济,得到广泛应用。
洗油吸收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收法、常压吸收法和负压吸收法。
加压吸收法的操作压力为800~1200kPa,此法可强化吸收过程,适于煤气远距离输送或作为合成氨厂得原料气。
常压吸收法的操作压力稍高于大气压,是各国普遍采用的方法。
负压吸收法应用于全负压煤气净化系统。
固体吸附法是采用具有大量微孔组织和很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1000m2/g,硅胶的表面积为450m2/g。
用活性炭等吸附剂吸收煤气中的粗苯,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就是利用这种方法。
深冷凝结法是把煤气冷却到-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,该法中国尚未采用。
吸收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°C~145°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°C~190°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1t180°C前粗苯为1~1.5t,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,目前广泛采用管式炉加热富油的脱苯工艺。
1.3影响粗苯回收的因素
1.3.1吸收温度
吸收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,也受大气温度的影响。
吸收温度是通过吸收系数和吸收推动力的变化而影响粗苯回收率的。
提高吸收温度,可使吸收系数略有增加,但不显著,而吸收推动力却显著减小。
总的来说,吸收温度不宜过高,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均匀分布和自由流动都发生困难。
当洗油温度低于10°C时,还可以从油中析出固体沉淀物。
因此适宜的吸收温度为25°C左右,实际操作温度波动于20~30°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。
一般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。
为保证适宜的吸收温度,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18~28°C,贫油应冷却至低于30°C。
1.3.2洗油的吸收能力及循环油量
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,即吸收能力提高。
同类液体吸收剂的吸收能力与其相对分子质量成反比,吸收剂与溶质的相对分子质量愈接近,则愈易相互溶解,吸收得愈完全。
在回收等量粗苯的情况下,如洗油的吸收能力强,使富油的含苯量高,则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,否则洗油在吸收过程中挥发损失较大,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根据下式求得:
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。
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主要因素之一。
由式
可见,当其他条件一定时,入塔贫油中粗苯含量愈高,则塔后损失愈大。
如果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,即可求出与此相平衡的洗油中粗苯含量
:
计算结果表明,为使塔后损失不大于2
/
,贫油中的最大粗苯含量为0.22%.为了维持一定的吸收推动力,
值应除以平衡偏移系数n,一般n=1.1~1.2。
入取n=1.14,则允许的贫油含苯量
。
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允许达到0.4%~0.6%,此时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,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,塔后煤气含苯量控制在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3.5倍,不饱和化合物含量高1.1倍。
由于这些物质很容易聚合,会增加粗苯
回收和精制操作的困难,故塔后煤气含苯量控制高一些也是合理的。
1.3.4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
/
时,对于木格填料洗苯塔,每小时1
煤气所需的吸收面积一般为1.0~1.1
;对于钢板网填料塔,则为0.6~0.7
。
当减少吸收面积时,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
/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0.8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:
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——总吸收系数,
/(
);
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80°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15m3/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。
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(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2.5~3天就必须冲洗一次,每次冲洗耗时3.5~4h,影响了设备的开工率,使粗苯产量降低。
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(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。
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(}p_+
(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。
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(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32°C以下,直接影响洗油的吸苯效果。
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(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。
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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,更换后彻底消除了贫富油窜漏,出口富油温度也提高到100°C左右。
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(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23°C以下,一般控制在19~21°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600mg/m3。
将硫铵工段的煤气预热器后煤气温度控制在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6~7天。
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(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
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。
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(4)稳定再生器的操作再生器的温度控制在180~185°C范围内,液位控制在1800~2100mm(液位显示为300mm~600mm),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。
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(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)。
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(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)优化工艺制度严格控制各项工艺参数,终冷后煤气温度控制在≤25°C,洗苯塔的操作温度控制在25~30°C,洗油循环量45~60t/h,使洗苯塔塔内油气比为1.8~2.0L/m3,富油温度160~165°C,脱苯塔塔顶温度92~94°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180~185°C。
保证粗苯回流量在规定范围内。
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- 关 键 词:
- 煤气 回收 工艺 设计 毕业设计