万吨焦油加工项目设计技术方案.docx

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万吨焦油加工项目设计技术方案

30万t/a煤焦油加工工程

设计方案

山西焦化设计研究院（有限公司）

二○一三年九月

工程设计方案

1总论

1.1设计原则

（1）采用国内一流水平、先进、成熟、可靠、安全的工艺技术，经济合理，确保工艺装置长周期安全稳定运行。

（2）工程设计在满足产品质量的前提下，适当控制装备水平，结合企业现状，做到布置合理、紧凑，尽量节约用地和节约投资。

（3）将循环经济和清洁生产的理念贯彻到各生产工序，切实做到节能减排。

（4）采用先进的集散控制系统（DCS）集中控制和管理，达到装置操作高度自动化。

1.2设计规模

年加工焦油30万吨，年工作日300天，装置操作弹性为70～110％。

1.3共用工程条件

（1）新鲜水：

供水压力0.4MPa

正常用量：

50m3/h

最大用量150m3/h。

（2）循环水：

供水压力0.4MPa

供水温度28℃

回水温度38℃

正常用量：

400m3/h

最大用量600m3/h

水质：

浊度≤50mg/l，电导率≤300μS/cm，总碱度≤7mgGa+2/l,氯离子≤50ppm,PH值6.5～9.0

（3）脱盐水：

供水压力：

0.4Mpa

供水温度：

常温

正常供量：

5m3/h

最大供量：

10m3/h

硬度：

1ug/l

水质分析数据：

二氧化硅0.1mg/l

导电率≤5×10-4s/m

钠离子≤0.05mg/l

总铁≤0.05mg/l

铜<20μg/l

油<1mg/l

PH6～9

（4）蒸汽：

蒸汽：

0.4MPa（G）饱和蒸汽

正常供量：

12m3/h

最大供量：

20m3/h

（5）仪表空气、工艺空气、氮气：

仪表空气：

供气压力：

0.6Mpa（G）

供气温度：

环境温度

规格：

无油、无水，露点＜40℃

正常供量：

120Nm3/h

最大供量：

180Nm3/h

氮气：

供气压力：

0.6Mpa（G）

供气温度：

环境温度

纯度：

99.0%

正常供量：

180Nm3/h

最大供量：

250Nm3/h

（6）燃料（焦炉煤气PSA制氢解读气）：

压力：

6Kpa（G）

温度：

环境温度

正常供量：

3000Nm3/h

（7）电力

来源：

双回路电源由主设计方送至乙方设计界区。

电耗量：

1600KWh/h

电源电压等级：

6KV

回路数：

双电源供电

电压波动值：

±5%

（8）生活污水、雨水在引至本工程的边界点处由主设计方统一处理。

（9）生产废水引至本工程的边界点处由主设计方统一处理。

1.4设计范围

本设计范围包括：

焦油减压蒸馏装置、改质沥青生产装置、工业萘差压蒸馏装置、馏分洗涤及酚钠分解装置、原料及成品罐装置、循环水装置、空压制氮装置、变配电装置、总中心控制室等。

1.5原料需求量及规格

根据本工程设计能力，需要原料焦油30万吨。

浓度为90%的氢氧化钠400吨/年。

浓度为98%的硫酸320吨/年。

氧化钙740吨/年。

原料煤焦油指标（YB/T5075-93）

密度（20℃）：

g/cm3不大于1.15～1.211.13～1.22

萘含量（无水基）：

%不小于7.07.0

甲苯不溶物（无水基）：

%3.5～7.0不大于9

灰分：

%不大于：

0.13

水分：

%不大于4.0

粘度（E80）：

不大于4～4.2

固体碱

指标：

NaOH含量：

%不小于90

Na2CO3含量：

%不大于0.6

NaCl含量：

%不大于2.0

Fe2O3含量：

%不大于0.01

1.6工艺流程及主要装备

1.6．1主要工艺流程

（1）焦油蒸馏：

采用不加碱的减压蒸馏工艺，可以生产超低碱金属离子的改质沥青，产品质量好，系统能耗低。

（2）工业萘蒸馏：

工业萘蒸馏采用将差压蒸馏技术（即单炉双塔工艺）系统使得系统的能耗大大降低。

（3）改质沥青：

使用管式炉加热、负压闪蒸等新技术，将高温沥青的所带热量充分利用，降低了能耗。

（4）馏分洗涤：

采用泵前混合连续洗涤脱酚工艺，酚钠分解采用管式炉烟道气中的二氧化碳分解酚纳，分解后产生的碳酸钠废水经苛化处理，生成碳酸钙和氢氧化钠稀溶液，氢氧化钠稀溶液再回到洗涤工段循环使用。

（5）原料及成品罐区装置：

接受、储存、输送原料焦油及分离后的各馏分。

（6）尾气净化装置：

各装置的尾气经集中洗涤净化后，引入管式炉焚烧。

1.6．2主要装备

主要设备有管式加热炉、蒸馏塔、洗涤塔、分解塔、尾气净化塔、换热器、焦油三相离心机、卧式刮刀离心机、真空泵、螺杆泵、屏蔽泵、离心泵及槽罐等。

各装置均采用DCS集中控制。

1.7总图运输

该工程用地80-100亩，按照工艺流程、安全规范布置总图。

1.8消防

依据有关消防法规及有关行业设计规范，结合本企业的特点，进行消防设计。

装置区内设消火栓系统、消防冷却水系统、消防泡沫系统、火灾报警系统。

1.9节能技术

在能耗方面，运用负压蒸馏、差压蒸馏等节能新工艺，另外，增加产品与原料的换热，降低了系统能耗。

循环水的用量也大大降低。

2工艺方案及设备

2.1生产规模及车间组成

年加工无水焦油30万吨，年工作日为300天。

焦油加工车间包括焦油蒸馏、工业萘蒸馏、馏分洗涤及酚盐分解、改质沥青、工业萘结晶包装等部分。

各装置处理能力

装置名称

处理能力

原料名称

t/a

t/d

焦油蒸馏

300000

1000

无水焦油

工业萘蒸馏

46000

76.6

已洗混合份

馏分洗涤

52500

175

未洗混合份

改质沥青

240000

800

软沥青

工业萘结晶包装

30000

100

工业萘

2.2产品方案

2.2.1产品品质及数量

序号

名称

单位

数量

备注

1

轻油

t/a

1500

0.5%（占煤焦油）

2

脱酚酚油

t/a

4500

1.5%（占煤焦油）

3

洗油

t/a

15000

5%（占煤焦油）

4

一蒽油

t/a

51000

17%（占煤焦油）

5

二蒽油

t/a

18000

6%（占煤焦油）

6

粗酚

t/a

3200

1%（占煤焦油）

7

工业萘

t/a

30000

10%（占煤焦油）

8

改质沥青

t/a

165000

55%（占煤焦油）

2.2.2原料及产品质量指标

（a）焦油（YB/T5075-93）

工程：

＃1、＃2；

密度（20℃）：

g/cm3不大于1.15～1.211.13～1.22；

萘含量（无水基）：

%不小于7.07.0；

甲苯不溶物（无水基）：

%3.5～7.0不大于9；

灰分：

%不大于：

0.13；

水分：

%不大于4.0；

粘度（E80）：

不大于4～4.2。

（b）工业硫酸：

（GB534-2002）

工程：

指标；

H2SO4含量%：

92～98；

灰份%：

不大于0.03；

铁含量：

%不大于0.01；

砷含量：

%不大于0.005。

（c）原料固体碱（GB209-93）（隔膜法，合格品）

供应量：

0.194t/h；1400t/a（按年加工时数7200小时计）

NaOH含量：

%不小于99

Na2CO3含量：

%不大于1.6

NaCl含量：

%不大于3.2

Fe2O3含量：

%不大于0.02

2.2.3产品及中间产品质量指标

1）轻油（QB001-2004）

外观黄色透明液体

密度（20℃）g/ml0.88-0.946

酚含量（容）：

%不大于2.5；

萘含量：

%不大于5

水分：

%不大于2；

馏程；

初馏点℃不小于90

180℃前馏出量（重）%不小于90。

2）脱酚酚油（Q/ASB64-1998）

水分：

%不大于2；

萘含量：

%不大于30；

馏程（大气压101325Pa）；

200℃前馏出量（V/V），%不小于45。

3）工业萘（GB/T6699-1998）一级品

外观：

白色，允许带微红或微黄粉状、片状结晶；

结晶点：

℃不小于78；

不挥发物：

%不大于0.06；

灰分：

%不大于0.01。

4）洗油

密度（20℃）：

g/cm31.04-1.07。

馏程：

230℃前馏分量（容）：

%不大于3；

300℃前馏分量（容）：

%不小于90；

酚含量（容）：

%0.5；

萘含量：

%不大于13；

粘度（°E25）：

不大于2；

水分：

%不大于1.0。

15℃结晶物无

5）粗酚（YB/T5079-93）

酚及同系物含量（按无水计算）：

%不小于83。

馏程（按无水计算）：

210℃前（容）：

%不小于60；

230℃前（容）：

%不小于85；

中性油含量：

%不大于0.8；

吡啶碱含量：

%不大于0.5；

PH值：

5～6；

灼烧残渣含量（按无水计）：

%不大于0.4；

水分：

%不大于10。

6）一蒽油（Q/ASB135-1998）

密度（20℃）：

g/cm3不小于1.10；

馏程：

（大气压101325Pa）；

300℃前馏出量（m/m）：

%不大于10；

360℃前馏分量（m/m）：

%不小于50；

粘度：

E80不大于1.6；

水分：

%不大于2。

7）二蒽油（Q/ASB60-1998）

密度（20℃）：

g/cm3不小于1.10；

水分：

%不大于2。

馏程：

360℃前馏出量（m/m）：

%不小于5。

8）改质沥青

软化点（环球法）：

℃105～120；

甲苯不溶物：

%28～34；

喹啉不溶物：

%8～12；

Na：

%不大于20ppm；

结焦质：

%不小于54；

水分：

%不大于0.2；

β树脂：

%不小于18。

2.3工艺流程及主要设备选择

本工程包括焦油蒸馏、工业萘蒸馏、馏分洗涤及酚盐分解、改质沥青、工业萘结晶包装等部分，各部分的工艺流程及主要设备选择分别简述如下：

2.3.1焦油蒸馏装置

2.3.1．1工艺流程简述

原料焦油经无水焦油输送泵直接从原料油库抽吸分别与焦油预热器（仅开工时用）、洗油冷却器、洗油冷凝器、两混油冷凝器加热至180～190℃，减压后进入脱水塔中部，塔顶轻油气经过轻油冷凝冷却器和油水分离器，水相自流至酚水槽，由酚水泵定期送往污水处理，轻油相进入回流槽及轻油回流泵,部分回流，部分通过流量调节循环至原料焦油预混配，达到共沸精馏的目的，多余的轻油经过回流槽液位调节进入轻油中间槽。

塔釜焦油由焦油循环泵送至焦油/软沥青换热器I、焦油/软沥青换热器I换热温度达到210℃后，回到脱水塔塔釜，塔釜温度控制在190～200℃左右。

脱水至0.2％以下的焦油由脱水塔塔釜焦油抽出泵送至管式炉对流段加热至250℃后进入馏分塔中部。

馏分塔底部分离出的软沥青，经沥青循环泵，一部分送至焦油/软沥青换热器I；另一部分送到焦油管式炉辐射段加热至340℃后回到馏分塔底部。

馏份塔顶逸出的酚酚萘洗混合油气经洗油冷凝器部分冷凝后，液相进入洗油冷却器，气相进入两混油冷凝器换热后，液相进入三混油冷却器，气相部分经不凝气冷却器冷却后进入真空系统。

从洗油冷却器出来的洗油（130℃左右）进入洗油回流槽,一部分洗油馏份由回流泵作为馏份塔的回流送回馏份塔顶，其余洗油经过三混油冷却器冷却到90℃后送往未洗混合份槽。

各设备的排气均集中后送至尾气吸收处理装置，经洗油洗涤后排至管式炉燃烧。

管式炉以焦炉煤气作为热源。

2.3.1．2工艺特点

本工艺流程采用不加碱工艺、管式炉加热、共沸脱水及减压蒸馏切取三混馏分的一塔式焦油连续蒸馏流程，为国内先进技术。

其主要特点为：

节能、萘收率高、产品质量好、设备腐蚀减缓、设备投资省。

a）采用不加碱工艺,可以生产超低碱金属离子的改质沥青，产品质量可以达到出口要求。

b）充分利用馏分塔顶采出的三混油气的余热分段加热焦油原料，脱水塔再沸器利用闪蒸油和改质沥青的热量加热，大大降低了能耗。

c）采取了共沸精馏脱水工艺，有效降低了轻油中酚的含量和焦油中的水含量，不但降低了操作能耗，而且提高了轻油（粗苯）馏分的利用率，同时减缓了设备的腐蚀。

d）切取三混油混合馏分，萘集中度高，从而工业萘蒸馏时，可提高萘的收率。

e）馏份塔采用减压蒸馏，可降低操作温度，降低能耗并减缓管式炉的结焦。

f）馏分塔底软沥青循环加热作为热源，大大降低了软沥青（蒽油）含萘。

g）塔顶采用洗油回流，降低了馏分塔上部腐蚀性强的酚油馏分的浓度，降低了对设备的腐蚀性。

2.3.1.3主要操作指标

进入脱水塔焦油入口温度：

180～185℃；

脱水塔塔顶油气出口温度：

92.0～98.0℃；

管式炉一段焦油出口温度：

250℃；

脱水塔塔塔釜焦油出口温度：

190～200℃；

管式炉二段焦油出口温度：

340℃；

馏分塔顶油气出口温度：

205～210℃；

馏份塔底软沥青采出温度：

～320℃；

无水焦油泵焦油出口压力：

0.5～0.7MPa；

脱水塔焦油抽出泵出口压力：

0.5～0.7MPa；

脱水塔底部的气相压力：

120～130kPa；

馏分塔顶部的气相压力：

15～25kPa；

馏份塔底部的气相压力：

40～60kPa。

2.3.1.4主要设备选择

a）管式炉2台采用立式圆筒管式炉，能力为280万KcaL/h，热效率约为85%，节约了占地和钢材。

辐射段炉管材质为304不锈钢，对流段炉管材质为316L不锈钢。

b）脱水塔2台塔径DN1000/1400，塔高H=27.73，选用填料，分离效率较高，操作弹性大，精馏段塔体材质为304不锈钢。

c）馏份塔2台塔径DN1800，塔高H=35000，选用316L高效导向筛孔塔盘，分离效率较高，操作弹性大，精馏段塔体材质为316L不锈钢。

d）换热器主要采用列管式换热器，根据介质条件不同，采用不同的结构、材质。

2.3.1.5主要节能环保措施

a）馏分塔顶冷凝放热用于预热原料焦油，沥青的热量用于脱水塔的加热，既节省煤气消耗又降低了冷却水用量。

b）所有油贮槽的放散管集中后，经洗油吸收后安全地引致管式炉焚烧，既节省了能源又减轻对环境的污染。

c）管式炉烟气经余热利用后，去酚钠盐分解，既减少了二氧化碳的排放，又减少了硫酸钠废水的产生。

d）工艺废水与洗涤部分废水混合后，泵送至污水处理系统。

2.3.2改质沥青装置

2.3.2.1工艺流程简述

由焦油蒸馏沥青循环泵来的软沥青先进入沥青闪蒸塔，沥青闪蒸塔为负压塔，沥青进入后，塔顶逸出闪蒸油气，闪蒸油气经闪蒸油冷凝器I冷凝后，液相流入闪蒸油槽I，不凝气经不凝气冷却器冷却后进入真空系统。

闪蒸后的沥青去沥青管式炉加热到400-410℃后，进入沥青滞留塔。

在沥青滞留塔顶部闪蒸出部分闪蒸油气，闪蒸油气经闪蒸油冷凝器II冷凝后，液相流入闪蒸油槽II，不凝气进入尾气处理系统。

沥青在保温效果很好滞留塔内，保持380-390℃，滞留8小时左右，使缩合反应充分。

通过滞留塔的液位调节，可以控制滞留时间。

滞留塔底部流出的沥青一部分经过沥青泵进入沥青/焦油换热器II、沥青/焦油换热器I，与焦油换热后，去沥青高位槽。

沥青高位槽的烟气去沥青烟气洗涤塔洗涤，尾气去尾气净化塔处理后引致管式炉焚烧。

另一部分沥青经过沥青泵打回沥青管式炉循环加热。

闪蒸油经闪蒸油泵送至油库。

2.3.2.2工艺特点

a）采用管式炉加热，较传统的反应釜热效率大幅提高，节省了能耗。

b）沥青在滞留塔内的滞留时间可通过滞留塔液位来调节；滞留塔内沥青温度可通过循环回管式炉的流量调节。

c）滞留塔为微正压操作，由于缩合反映的进行；闪蒸塔为负压操作，有利于沥青软化点的提高，软化点可通过负压度的高低调节。

d）改质沥青去焦油蒸馏换热，提高了热利用率，节约了能源。

2.3.2.3主要操作指标

闪蒸塔出口温度280-290℃

沥青管式炉出口温度400-410℃

滞留塔出口温度380-390℃

滞留时间8小时左右

2.3.2.4主要设备选择

a）管式炉2台采用立式圆筒管式炉，130万KcaL/h，热效率约为85%，节约了占地和钢材。

炉管材质为1Cr5Mo，。

b）滞留塔2台塔径DN2000，塔高H=35000，重量约30吨，塔体材质Q345R。

c）闪蒸塔2台塔径DN1600，塔高H=28500，重量约20吨，塔体材质Q345R。

2.3.2.5主要节能和环保措施

a）采用管式炉加热，较传统的反应釜热效率大幅提高，节省了能耗。

b）改质沥青去焦油蒸馏换热，提高了热利用率，节约了能源。

c）沥青高位槽的烟气去沥青烟气洗涤塔洗涤，尾气去尾气净化塔处理后引致管式炉焚烧，既节能又环保。

2.3.3馏分脱酚、酚盐分解装置

2.3.3.1工艺流程简述

a）馏份脱酚

馏份脱酚、酚盐分解及碳酸钠苛化装置设计规模为：

一套30万吨/年。

酚萘洗混合馏份的脱酚采用连续洗涤脱酚的工艺流程。

贮存于未洗混合份槽中的酚萘洗混合馏份，由一次连洗泵抽出，与碱性酚钠高位槽来的碱性酚钠一起在泵内充分混合、反应，并进入一次连洗分离塔，静置分离为混合份和中性酚钠，混合份进入一次脱酚缓冲槽，中性酚钠流入中性酚钠槽。

为了进一步脱除混合份中的酚类，再用8～12%的稀碱（NaOH）进行二次脱酚。

来自一次脱酚缓冲槽的混合份与由碱高位槽来的新碱一起进入二次连洗泵，两者在泵内充分混合、反应，并进入二次连洗分离塔，静置分离为碱性酚钠和已洗混合份，已洗混合份进入工业萘蒸馏装置进一步加工。

碱性酚钠流入碱性酚钠高位槽，再由碱性酚钠高位槽自流入碱性酚钠槽，或自流一次连洗泵前，与未洗混合份混合。

连洗分离塔内以间接汽加热，以保持塔内温度在85℃左右。

新碱的配制在配碱槽中进行，用碱泵将浓碱槽中的浓碱送至配碱槽，以蒸吹分离水、粗酚蒸馏分离水以及碳酸钠苛化得到的稀碱液为配碱水，亦可使用工业水作为为配碱水，配制成所需浓度的碱液，再用碱泵送入碱高位槽。

b）中性酚钠的蒸吹

中性酚钠分解前，必须吹除其中的油类杂质，使其成为净酚钠。

中性酚钠槽中的中性酚钠，由酚钠蒸吹泵送入酚钠换热器，与蒸吹柱排出的气体换热，然后进入酚盐蒸吹釜的蒸吹柱，蒸吹釜用间接蒸汽进行加热，并且吹入直接蒸汽。

吹出水和油的净酚钠，经酚纳冷却器冷却后，流入净酚钠槽。

净酚钠槽内通入压缩空气。

蒸吹柱顶部汽体在酚钠换热器与中性酚钠换热后，再用循环水冷却到50℃，然后进入蒸吹油水分离器，分离水流入焦油蒸馏装置的酚水槽，中性油流入酚油槽。

c）酚盐分解装置

酚盐分解采用二氧化碳连续法与硫酸间歇法分解复合工艺流程。

净酚钠经泵送到1#分解塔（上段与上升的烟道废气进行第一次分解，然后流入下段，再与CO2进行第二次分解，生成的粗酚初次产物于塔底分离器内与Na2CO3溶液分离后，进入一次分解中间槽，再泵送至2#分解塔，同样经两次分解后，于2#塔底经分离器分离，进入粗酚中间槽。

两塔逸出的废气，经尾气净化塔洗涤净化后放散。

一次分解塔底分离出的Na2CO3溶液进入Na2CO3溶液槽，经碳酸钠泵送至碳酸钠苛化器。

由送入分解塔的CO2气体要求：

含量13～17%、温度60～70℃、压力>1800pa。

粗酚中间槽的粗酚溶液经粗粉泵，一路送到硫酸分解器，为避免产生磺化反应引起产品损失，分解采用70～75%的硫酸。

硫酸自酸高位槽定量加入分解器，同时进行搅拌。

酸要缓慢加入，分解过程产生的热量，用间接冷却水移出。

分解反应完成后，停止搅拌，静止分离4～5小时。

下层硫酸钠废水放入硫酸钠槽，由硫酸钠泵定时送往污水处理。

上层粗酚放入粗酚槽，由粗酚泵送往油库。

93%浓硫酸自油库送入浓硫酸槽（，配酸槽中先加入一定量工业新水，然后，由酸泵缓慢加入浓硫酸。

稀释过程产生的热量，用间接冷却水移出。

为便于操作，配酸过程的仪表安装在现场。

70～75%硫酸由酸泵抽送到酸高位槽。

d）排气洗净

本装置对分解塔排除的含酚尾气单独设一套排气洗净系统，油类贮槽和酚类贮槽的放散气由焦油槽区尾气净化系统统一处理。

2.3.3.2工艺特点

本工艺流程采用连续洗涤和分解，其主要特点为：

a）对于产量较大的酚萘洗混合份采用连续脱酚。

b）连续脱酚采用泵前加碱（或碱性酚钠），经高效静态混合器和泵的搅拌后，混合充分，脱酚效果好；

c）在净酚钠中通入压缩空气，可使净酚钠中的含硫化合物充分氧化分解；

d）酚盐分解采用二氧化碳连续法与硫酸间歇法分解复合工艺，可确保酚钠完全分解；

e）油类放散气和酚类放散气用洗油吸收、水洗涤、焚烧后排放，环保效果好。

3.2.3.3主要操作指标

酚萘洗混合份温度：

80～85℃；

一次连洗分离塔温度：

80～85℃；

二次连洗分离塔温度：

80～85℃；

酚钠蒸吹柱顶温度：

100℃；

蒸吹馏份换热器后酚钠温度：

90℃；

脱酚用碱液浓度：

8～12%；

分解用硫酸浓度：

70～75%；

分解器温度：

90℃以下；

CO2分解塔上段温度：

35～70℃，下段温度：

30～60℃；

缓冲槽温度：

60～80℃，粗酚槽：

20～40℃；

烟道气CO2含量＞15%，含尘＜0.15g/m3，温度为60～70℃。

2.3.3.4主要设备选择

a）连洗分离塔2台连洗分离塔的规格相同，直径DN2000，高度H=16000，碳钢材质。

分离塔为空塔，物料在塔内保持一定的停留时间，以达到静置分离的目的。

b）酸分解器2台直径DN2800，容积VN20m3，材质为904不锈钢，采用机械搅拌。

为避免加酸分解过程中温度升高过快，内设盘管冷却器，用循环水冷却。

c）一次CO2分解塔1台直径DN1800/2000，高度H=2130，碳钢材质，鲍尔环填料25×0.6mm。

d）二次CO2分解塔1台直径DN1600/2000，高度H=2130，碳钢材质，鲍尔环填料25×0.6mm。

2.3.3.5主要节能和环保措施

本装置采用了以下节能和环保措施：

a）混合份的脱酚采用两次分段洗涤工艺，首先采用碱性酚钠洗涤，然后用新碱液进行洗涤，使碱液得到充分利用，同时保证了酚的回收；

b）在中性酚钠蒸吹时，酚钠与蒸吹柱顶的汽体换热，提高了热利用率，减少冷却水消耗；

c）设两套排气洗净系统，能够分别洗净油类贮槽和酚类贮槽的放散气，减少污染。

d）以蒸吹分离水、粗酚蒸馏分离水以及碳酸钠苛化得到的稀碱液为配碱水，氢氧化钠采用片状固体碱，大大减少了酚水排放量。

2.3.4工业萘蒸馏装置

2.3.4.1工艺流程简述

馏分脱酚装置来的已洗混合份贮存在已洗混合份槽内，由已洗混合份泵送入已洗馏分/工业萘换热器及洗油冷却器I换热后进入初馏塔，塔顶油汽在酚油冷凝冷却器I、酚油冷凝冷却器II内部分冷凝冷却后，气相进入真空系统，液相酚油经酚油油水分离器分离，酚油进入酚油回流槽，一部分通过酚油回流泵作为回流送入初馏塔顶，其余部分送入脱酚酚油槽；酚水入焦油蒸馏装置的酚水槽,由酚水泵定期送往污水处理。

塔顶油汽在酚油冷凝冷却器I的冷介质是原料焦油，换热后焦油温度达到105℃，热焦油去闪蒸脱水，既降低了焦油含水，又节省了大量用于预热焦油的蒸汽。

该工艺中初馏塔采用减压精馏，酚油冷凝冷却器通过气相管道与真空系统连接。

来自酚油凝冷冷却器的不凝气通过不凝气冷却器冷凝后进入缓冲罐，然后再进入真空泵，真空泵乏气送尾气集中处理装置。

两混油循环泵将初馏塔底部的萘洗馏分一部分连续送入萘油冷凝器，加热至190～195C后，返回初馏塔底部，作为初馏塔的热源。

其余则经管式炉对流段加热至250C后，送入精馏塔继续精馏。

酚萘洗混合份连续送入精馏塔内，塔顶的萘蒸汽，经过萘油冷凝器冷凝，原料预热器冷却至100C左右后，流至工业萘回流槽。

萘油回流泵将部分工业萘送精馏塔顶作为回流，其余的工业萘作为产品满流至工业萘高位槽，满流或泵送至工业萘库。

洗油循环泵，将精馏塔底的洗油一部分连续送入精馏塔加热炉，加热至280～290C返回精馏塔底部，作为精馏塔热源。