提高粗苯回收率的生产经验

!""! 年 # 月 燃 料 与 化 工 $%&’ ( )*&+,-.’ /01-&22&2!33 率为 4!!5 67 8 而以酚含量为 945 97的工业酚 :! 为原料时; 树脂的平均产率为 4495 !7。这主要是 因为在相同条件下，工业酚中的甲酚、二甲酚不易 于与甲醛反应。 ! 结论 用工业酚代替苯酚生产酚醛树脂; 不仅可降低 酚醛树脂的生产成本，而且开辟了工业酚的应用新 途径。试验明; 最佳的原料配比为苯酚<甲醛 = 4< 45 > ?摩尔 @，苯酚< 碳酸钠 = 4""< 4 ?质量 @ ; 缩合 反应温度为 #6 A 4"BC，反应时间为 45 6*。试验所 得的树脂与商品树脂相比，前者为红棕色透明液 体，后者为黄色透明粘稠液体。 "收稿日期# $%%$年 & 月 ’ 我厂现有 4 座 DE>B:9" 型焦炉 ; 煤气发生量 45 >6 万 +B F *; 煤气经洗苯和脱硫后 ; 部分回炉 ; 部分经贮气柜供城市煤气。粗苯工序采用钢板网填 料塔洗苯和管式炉脱苯工艺; 再生器采用间歇排硬 渣 ; 洗油耗量稳定在 9"GH F I 粗苯 ; 粗苯收率稳定 在 "5 #67 A 45 ""7。但 !""" 年 9 月以来; 粗苯回 收率下降至 "5 967 ; 塔后煤气含苯量升高; 洗油耗 量上升。 ( 原因分析 为弄清粗苯回收率下降的原因 ; 我们于 !""" 年 4" 月份对洗苯塔后煤气含苯量、贫、富油含苯 和循环洗油质量进行了跟踪分析; 其结果见表 4和 表 !。 分析结果表明; 影响粗苯回收率的主要原因是 洗苯塔的洗苯效率低下。另外; 还发现下列诸因素 也影响粗苯的回收率; 即因贫油冷却器的二段冷却 水的压力低; 水量不足; 使贫油温度偏高; 有时高 达 B3 A B9C 8 有些班组在脱苯操作时擅自提高脱 苯塔顶的温度; 使循环洗油中的轻质组分蒸出; 循 环洗油质量变差; 导致洗苯效率下降8 终冷工序的 生产不稳定; 终冷塔经常挂萘; 使终冷系统的阻力 上升至 BG/. 以上 ; 造成塔后压力升高 ; 高时可超 过 !>G/.; 被迫 6 A J天就需清扫一次终冷塔; 因清 扫终冷塔时煤气未经冷却; 来自硫铵工序的K63C 的煤气中的水和萘随之进入洗苯塔; 严重影响循环 洗油的质量8 粗苯的冷凝冷却器的冷却水温过高和 冷却水量不足; 在放散管处有冒苯现象发生。 因进入再生器的过热蒸汽温度低和蒸汽量小; 使贫油含苯量远高于 "5 37 ; 直接影响脱苯效率 ; 表 ) 不同原料的树脂产率 原料 试验号 树脂产量 H 含水量 7 含水树脂 产率 F 7 不含水树脂 产率 F 7 4 !>4 9L" 4!" 444 ! B!3 4>L" 43B 4B9 B !J3 6L" 4B9 4B4 > !#4 4>L" 4>6L6 4!6 工业酚:4 6 B!J !BL" 43BL6 4!3 3 !J> 4"L" 4BJ 4!B J !#! 43L" 4>3 4!!L3 9 !9" 49L" 4>" 44>L9 # !93 !!L" 4>B 444L6 4" !#J !" 4>9L6 449L9 工业酚:! 44 !93 4> 4>B 4!BL" 4! !J" 43 4B6 44BL" 提高粗苯回收率的生产经验 傅爱国 ?江西南昌钢铁公司焦化厂 @ 表 ( 塔后煤气含苯和贫、富油含苯 时 间 塔后含苯 F H·+M B 贫油含苯 F 7 富油含苯 F 7 白班 中班 白班 中班 白班 中班 !"""4""4 JL66 9L#J "L6" "L>4 4L>B 4L!J !"""4""! 3L66 4!L4" "L4# "L!J 4LB6 4LB6 !"""4""B 4BL6 9L9" "L!! "L66 "L## 4LJB !"""4""> 4"L6> 4"L>J "L4> "L!9 "L39 4L6J !"""4""6 #L>> M "L!J "L!B 4L4! 4L46 !"""4""3 4"L9! 4!L>> "L4" "L4# "L6> "L3" !"""4""J 44L36 4"L33 "L49 "L!4 "L#9 4L"# !"""4""9 4!L49 4"L!# "L!4 "LB4 "L3> "LJ6 !"""4""# 4>L"3 9LBB "LB9 "LJ> 4LBJ 4L!4 !"""4"4" JL3J #LJ4 "L>9 "LJB 4L>" 4L64 !"""4"44 9LB4 4>L!9 "L6J "L3! 4L>4 4LJ> !"""4"4! 3L6> JL"" "LB4 4L4> "L94 4L6B !"""4"4B #L4B JLB3 "LB3 "L!# 4L!B 4LB4 !"""4"4> #L33 3L3J "L6! "L63 4L4B 4L>B !"""4"46 9L34 9L#4 "LB> "L>3 "L4# 4LB3 第 !! 卷 第 " 期 燃 料 与 化 工 #$%& ’ ()%*+,-& ./0,%11%1 234 其主要原因是进入再生器的过热蒸汽温度太低5 仅 为 267 8 !97: 5 使再生器顶的温度只能在 9!7:左 右徘徊; 脱苯塔回流泵磨损严重5 流量小5 当增加 蒸汽量时5 塔顶温度很快超过 977: 5 将洗油中的 轻质组分蒸出5 加速了洗油的变质速度5 故被迫关 小再生器的蒸汽量。 ! 改进 < 9 = 严格控制各项工艺参数5 煤气温度控制在 2" 8 24: 5 洗油循环量 23 8 2>? @ )5 富油温度 9>7 8 967: 5 脱苯塔塔顶温度A977:。 < 2 = 贫油冷却器和粗苯冷凝冷却器使用深井 水5 确保贫油温度在 24 8 !7: 5 冷凝冷却器后的粗 苯汽温度AB4:。 < ! = 添加新洗油5 再生器采用连续加油5 间隙 定量排渣5 以稳定循环洗油质量5 更换回流泵5 提 高粗苯回流量5 加大进入再生器的过热蒸汽量5 将 再生器的器顶温度控制在 9>7 8 967:。 < B = 采取措施解决终冷的挂萘问题5 以稳定终 冷塔阻力和减少终冷塔的清扫次数。 < " = 调节管式炉顶部翻板的开度5 将过热蒸汽 的温度调节至 !37 8 !>7:。 " 改进效果 采取上述各项改进措施后 5 粗苯产量明显提 高 5 2777 年 99 月的粗苯回收率提高到 9C以上 5 2779年 2月的粗苯回收率达 9D 79"C。但在改造过 程中 5 我们发现粗苯工序的集散控制系统、回流 比、再生器的进油量和蒸汽量等指标的显示不准5 给我们及时发现问题带来了困难5 进一步加强 粗苯工序的自控仪表和流量显示的改造5 为粗苯工 序稳产高产创造了良好的条件。 #收稿日期$ !%%& 年 ’月 ( 我厂焦油车间的焦油处理能力为 ! 万 ? @ -5 焦 油蒸馏采用一塔式切取酚萘洗三混馏分的连续蒸馏 工艺5 要求萘集中度%6!C 5 该指标是衡量焦 油蒸馏系统操作好坏的重要。自 2777年以来5 我们针对影响焦油蒸馏生产控制和产品质量的各种 因素5 有针对性地采取了相应的措施5 不仅稳定了 产品的质量5 而且明显提高了萘集中度。 & 存在问题及改进措施 < 9 = 降低原料焦油的水分。过去5 我厂的原料 焦油含水量均偏高5 尤其在冬季5 由于受蒸汽压力 和温度的影响5 再加上开停工时的不合格馏分、轻 油、脱酚酚油和闪蒸油等回收杂油的配入方法不 当5 致使焦油乳化5 用静置加热法脱水5 其效果较 差5 故原料焦油的含水量一般均在 4C左右5 高时 可超过 97C 5 严重影响焦油蒸馏的稳定生产。为 此5 我们采取了以下三项措施E 一是严格把住原料 焦油的接收关5 不接收水分超过 >C的焦油5 并强 化原料焦油的静置加热脱水操作5 将贮槽温度保持 在 >7 8 67: 5 保证焦油在槽内的静置分离时间在 !3)以上。二是全面检查并更换焦油贮槽内的加热 器5 使加热器始终处于完好状态。三是由于生产中 产生的杂油含水量高5 易造成焦油乳化5 故将杂油 的配比严格控制在 "C以下5 并要求混合均匀。采 取上述 !项措施后5 使原料焦油的水分低而稳定， 有效地保证了蒸馏系统的稳定运行5 从而保证了产 品质量的稳定和收率的提高5 表 9 列出了近几年内 的原料焦油水分。 < 2 = 提高管式炉辐射段出口的焦油温度。我们 将管式炉辐射段出口的焦油温度由 !67 8 !6":提 表 & 一段泵前的焦油含水量 年度 9664 966> 9666 2777 焦油平均水分 @ C BF7 BF! "F7 "F! 在焦油蒸馏中提高萘集中度的操作经验 刘征宇 张来明 <黑龙江黑化集团公司焦化厂 = 表 ! !%%%年循环洗油质量 时间 9773 9776 9792 9793 9727 972" 2!7:前馏出量 @ C 9BF7 9F7 "F7 7 >F7 2F7 !77:前馏出量 @ C 4"F7 >4F7! >> B" >> >4 !换新洗油。