精心整理第七章煤焦油加工煤焦油加工是將煤焦油用物理、化學方法予以分離和精制的工藝過程。從焦油氨水分離器來的煤焦油混勻后，先經過脫水、脫渣、脫鹽處理，然后進行蒸餾，按煤焦油組分沸點分割成輕油餾分(<170℃)、酚油餾分(170?210℃)、萘油酚油(210?230℃)、洗油餾分(230?300℃)、一蒽油餾分(300?330℃)和二蒽油餾分(330?360℃),蒸餾殘渣為煤焦油瀝青。煤焦油蒸餾的各段餾分用物理和化學方法處理，可提取各種化工產品，如圖7-1所示。第一節煤焦油蒸饋煤焦油蒸餾是根據煤焦油中各組分的沸點不同將各組分初步分割為幾個富集某種和某幾種化合物的餾分的加工過程。煤焦油蒸餾包括蒸餾前的準備和蒸餾等工序。蒸餾前的準備工作包括脫來自集氣管的煤焦油、脫鹽(用Na2c03溶液)、脫圖7-2煤焦油蒸餾工藝流程示意圖渣、質量均勻化、脫水和脫鹽等步驟。煤焦油蒸餾的工藝流程如圖7-2所示。煤焦油蒸餾工藝按操作方式可分為間歇蒸餾和連續蒸餾兩種。連續蒸餾按操作壓力有常壓連續蒸餾、常壓-減壓連續蒸餾和減壓連續蒸餾三種工藝流程。常壓連續蒸餾工藝流程有一塔式連續蒸餾流程和二塔式連續蒸餾流程。一、煤焦油脫渣粗煤氣中帶有較多的煤粉、焦粉和炭黑等固體顆粒，它們在煤氣冷卻過程中進入煤焦油，使煤焦油中固體沉淀物含量急劇增加。這不但導致煤焦油和瀝青質量惡化，還會在煤焦油蒸餾過程中堵塞設備和管道，因此，焦油渣必須預先予以脫除。脫渣分三段進行：(1)一段脫渣。焦爐煤氣與集氣管中冷凝下來的冷凝液(含煤焦油、氨水和焦油渣)在氣液分離器中分離，冷凝液流入機械化焦油氨水分離器，同焦爐煤氣初冷器冷凝下來的煤焦油和氨水匯合，經重力沉降分離，上層為氨水，中層為煤焦油，下層為焦油渣。氨水溢流入中間槽，送回焦爐集氣管噴灑。煤焦油經液面調節器流入焦油中間槽，焦油渣由刮板輸送機連續刮至漏斗排出。這一方法可使焦油含渣量降至4%?6%。⑵二段脫渣。一段脫渣后的焦油，送入另一機械化焦油氨水分離器，經兩段脫渣后煤焦油含渣量為2.5%?2.7%。⑶三段脫渣。二段脫渣分離出的煤焦油送入超級離心機。經三段脫渣后的煤焦油含渣(100麗以上)量為0.3%,脫渣效率為97%。二、煤焦油質量均勻化由本廠回收車間生產的粗焦油及外廠來油均送入焦油油庫貯存，并于油庫進行質量均勻化、初步脫水及脫渣。焦油油庫通常至少設三個貯槽，即一個接收焦油，一個靜置脫水，一個向管式爐送油，三槽輪換使用。焦油貯槽多為鋼板焊制的立式槽，其構造如圖7-3所示。在焦油貯槽內設有蒸汽加熱器，使焦油保持一定溫度，以利于油水分離。澄清出來的水由帶有放水旋塞的溢流管排出，沿放水豎管流入收集槽中，再送去與氨水混合加工。在一些大型焦油蒸餾裝置中，常處理來自幾個回收車間和外廠的焦油，此外還要混入煤氣終冷時洗下的萘、萘溶劑油、粗苯精制殘油，以及開停工時各種不合格的餾分等。在上述情況下，需將來自各廠或車間的質量不同的焦油分置于單獨的貯槽中，然后用泵倒人混合槽內，在此槽中，利用受油管的特殊裝置仔細進行混合，以保證焦油質量均勻化。三、煤焦油脫水分離出氨水和焦油渣的煤焦油含有4%的水，這對焦油蒸餾操作非常不利。在間歇焦油蒸餾操作中，焦油含水多，將延長脫水時間而降低設備生產能力，增加耗熱量。特別是由于水在焦油精心整理圖7-3焦油貯槽1一焦油入口；2—焦油出口；3一放水旋塞；4—放水豎管；5—放散管；6—人孔；7-液面計；8—蛇管蒸汽加熱器；9—溫度計中能形成穩定的乳濁液，在受熱時，乳濁液中的小水滴不能立即蒸發而處于過熱狀態。當溫度繼續升高時，這些小水滴急劇蒸發，會造成突沸竄油事故。在管式連續蒸餾系統中，如焦油含水較多，會使系統的壓力顯著增高，阻力增加，呈乳濁液狀而穩定存在于焦油中的小水滴同樣會急劇蒸發，因而使整個系統壓力劇增，打亂操作制度。此時必須降低焦油處理量，否則會造成高壓，有引起管道、設備破裂而導致火災的危險。此外、伴隨水分帶入的腐蝕性介質，還將引起設備和管道腐蝕。因此，煤焦油蒸餾前必須脫水。焦油脫水可分為初步脫水和最終脫水。焦油初步脫水是在油庫的焦油貯槽內加熱靜置脫水，焦油溫度維持在70?80℃，經靜置36h以上，水和焦油因相對密度不同而分離。靜置脫水可使焦油中水分初步脫至2%?3%。焦油最終脫水，在間歇焦油蒸餾系統中，是在專門設置的間歇脫水釜內進行的；在連續蒸餾系統中，是在管式爐的對流段(一段)及一段蒸發器內進行的。如焦油含水為2%?3%，當管式爐一段焦油出口溫度達到120?130℃時，焦油水分可脫至0.3%?0.5%。此外，還可在專設裝置中，采用加壓脫水法，使焦油在加壓0.5?lMPa)和加熱(130?150℃)條件下進行脫水。此法的優點是水不發生汽化，分離水以液態排出，節省了水汽化所需的潛熱，從而降低了總耗熱量。四、煤焦油脫鹽焦油中所含的水實際上就是氨水。在這種稀氨水中，小部分氨以氫氧化銨的形式存在，而絕大部分氨為銨鹽，其中揮發銨鹽在最終脫水階段可被除去，而固定銨鹽(氯化銨、硫酸銨、硫氰酸銨等)仍留在脫水焦油中，當加熱到220?250℃溫度時，固定銨鹽會分解成游離酸和氨。例如：NH4C1——>HC1+NH3產生的酸存在于焦油中，會引起管道和設備嚴重腐蝕。此外，銨鹽還會使焦油餾分與水起乳化作用，對萘油餾分的脫酚操作也非常不利。因此，焦油必須脫鹽。為了減少焦油中的固定銨鹽，除在回收車間采用混合氨水系統外，在焦油車間還采取脫鹽措施，即在焦油進入管式爐前，連續加入碳酸鈉溶液，與固定銨鹽中和，以生成穩定的鈉鹽。其反應式為:2NH4C1+Na2CO3——>2NH3+CO2+2NaC1+H2O2NH4CNS+Na2CO3——>2NH3+CO2+2NaCNS+H2O(NH4)2SO4+Na2CO3——>2NH3+CO2+Na2SO4+H2O生成的各種鈉鹽在焦油蒸餾加熱的溫度下是不會分解的。由高置槽來的8%?12%的碳酸鈉溶液經轉子流量計加入一段焦油泵的吸人管中，這樣可使焦油和碳酸鈉溶液達到相當充分的混合。碳酸鈉的加入量取決于焦油中的固定銨鹽含量，可根據下列反應式計算：2NH4C1+Na2cO3——>(NH4)2CO3+2NaC12x171061x則焦油中每克固定氨的碳酸鈉耗量(g)為：考慮到碳酸鈉和焦油的混合程度不夠，或焦油中固定銨鹽含量可能發生變化，所以實際加入量要比理論量增加25%酌過剩量，可得計算公式如下：式中A碳酸鈉溶液消耗量，L/h；Q進入管式爐一段的焦油量，kg/h；精心整理C固定銨鹽含量，換算為每公斤焦油中含氨克數，g/kg；（一般約為0.03?0.04g/kg）；B碳酸鈉溶液的含量，%；碳酸鈉溶液的密度，kg/L。在實際操作中，可據上述計算，用轉子流量計控制碳酸鈉溶液供給量，并從兩段泵出口取焦油樣測定pH值加以校核。pH值一般以保持在7.5?8為宜。脫鹽后的焦油中，固定氨含量應小于0.0lg/kg焦油，才能保證管式爐的正常操作。五、煤焦油間歇蒸餾焦油間歇蒸餾的裝料、加熱、分餾和排渣等工藝是依次周期性循環進行的。其工藝流程如圖7-4所示。脫水煤焦油裝入蒸餾釜，用煤氣加熱，緩慢升溫，首先蒸出殘余水分和少量輕油，逐漸升高釜內油溫，根據餾出物的密度和結晶情況以及蒸餾柱頂油氣溫度，由低至高依次切取輕油餾分（170℃前餾出物）、中油餾分（170?240℃之間餾出物）、洗油餾分（240?300℃之間餾出物）、蒽油餾分（300?360℃之間餾出物）。釜底殘渣為煤焦油瀝青（簡稱瀝青）。中油餾分和洗油餾分蒸氣自釜頂升汽管進入蒸餾柱，經分凝器和冷凝冷卻器冷卻后的液體到真空計量槽，由此放入各自的接受槽。在蒸出殘余水分、輕油餾分和蒽油餾分時，油氣不通過蒸餾柱和分凝器，自釜頂經交通管到冷凝冷卻器。釜頂升汽管溫度達170℃時開貽自計量槽抽真空，逐漸增大真空度，直至蒽油餾分切取完畢為止。在切取中油餾分的后期，即將餾出洗油餾分時，開始往釜內通入蒸汽。當洗油餾分切取完了之后蒸餾釜停止加熱，利用釜內余熱和增大真空度繼續蒸餾，切取蒽油餾分，直至瀝青軟化點合格后停釜，放出瀝青。焦油間歇蒸餾設備簡單，投資少，容易操作；但勞動條件差，強度大，對環境污染嚴重，蒸餾出的各種餾分質量不高，使提取純產品困難。因此，焦油間歇蒸餾只適用于年處理焦油為12000t以下的小型焦化廠圖7-4煤焦油間歇蒸餾工藝流程1—蒸餾釜；2—蒸餾柱；3—分凝器；4—冷凝冷卻器；5—真空計量槽；6—真空泵；7—捕集器六、煤焦油兩塔式連續蒸餾煤焦油兩塔式連續蒸餾的工藝流程如圖7-5所示。煤焦油在貯槽中加熱靜置初步脫水后送往管式爐對流段，加熱到120?130℃后進入一段蒸發器進行最終脫水。從一段蒸發器的頂部蒸出的全部水分、揮發氨和部分輕油，經冷凝冷卻器和油水分離器得到一段輕油和氨水。一段蒸發器底部出來的無水焦油經無水焦油槽送往管式爐輻射段加熱到400?410℃后進入二段蒸發器進行一次蒸發，使餾分和與煤焦油瀝青分離。瀝青自底部排出，餾分蒸氣自頂部逸出進入蒽塔。蒽塔頂部用洗油餾分回流，從底部排出二蕙油餾分，側線切取一蒽油餾分，其余餾分以氣態自塔頂逸出進入餾分塔。餾分塔頂部用輕油回流，輕油蒸氣自塔頂逸出，再經冷凝冷卻器和油水分離器得到輕油和酚水。洗油餾分從餾分塔底排出，酚油餾分和萘油餾分分別由側線切取，各餾分通過相應的浸沒式冷卻器流入各自的接受槽。中國有些工廠在餾分塔中將萘油餾分和洗油餾分合并一起切取，叫做兩混餾分，這時的塔底油，含苊量大于25%,稱為苊油餾分。這種操作可使萘較多地榘中在兩混餾分中，以提高工業萘的產率。同時，由于洗油餾分中的重組分已在切取苊油餾分時除去，從而提高了洗油質量。圖7-5兩塔式連續蒸餾工藝流程1—管式爐；2一一段蒸發器和無水焦油槽；3—二段蒸發器；4—蕙塔；5—餾分塔；6—一段輕油冷凝冷卻器；7一餾分塔輕油冷凝冷卻器；8——段輕油油水分離器；9—餾分塔輕油油水分離器；10—萘油冷卻器；11—洗油冷卻器；12——蒽油冷卻器；13—二蒽油冷卻器；14—輕油回流槽；15一洗油回流槽；16—無水焦油滿流槽；17—焦油循環槽；18—輕油回流泵；19—洗油回流泵；20—一段焦油泵；21—二段焦油泵兩塔式連續蒸餾的主要操作指標如下：一段焦油出口溫度/℃120-130精心整理二段焦油出口溫度/℃400?410一段蒸發器頂部溫度/℃105?110二段蒸發器頂部溫度/℃370?374蒽塔頂部溫度/℃250?265餾分塔頂部溫度/℃95?115酚油餾分側線溫度/℃160-170萘油餾分側線溫度/℃198?200洗油餾分（塔底）溫度/℃225?235兩混餾分側線溫度/℃196-200一蒽油餾分側線溫度/℃280?295二蒽油餾分（塔底）溫度/℃330?355一段蒸發器底部壓力（表壓）/kPaW29.4二段蒸發器底部壓力（表壓）/kPaW49各塔底部壓力（表壓）/kPaW49兩塔式連續式蒸餾所得各餾分的產率（對無水焦油）和質量見表7-1。表7-1餾分產率和質量指標餾分名稱產率/%相對密度（20℃）酚含量/%萘含量/%苊含量/%輕油餾分0.3?0.6<0.88<2<0.15酚油餾分1.5?2.50.98?1.020?30<10萘油餾分11-121.01?1.03<670?80洗油餾分5?61.035?1.055<3<10一蒽油餾分19?201.12?1.13<0.4<1.5二蒽油餾分4?61.15?1.19<0.2<1.0兩混餾分16-171.028?1.032357~62苊油餾分2-31.07?1.09<1.5<5〉25一蒽油餾分17-181.12?1.13<0.4<1.5二蒽油餾分3?51.15?1.19<0.2<1.0注：表中下半部分，系切取兩混餾分時餾分產率和質量的變化情況。中溫瀝青對無水焦油的產率為54%?56%,密度（20℃）為1.25?1.35g/cm3,軟化點（環球法）為80?90℃。七、煤焦油一塔式連續蒸餾煤焦油一塔式連續蒸餾的工藝流程如圖7-6所示。該流程是在兩塔式連續蒸餾的基礎上改進發展起來的。一塔式流程與二塔式流程基本相伺，不同之處是取消了蕙塔。二段蒸發器改由兩部分組成，上部為精餾段，下部是蒸發段。下部蒸發段供餾分一次蒸發和分離煤焦油瀝青之用，瀝青由底部排出，油氣上升進入上部精餾段；在精餾段下部由側線切取二蒽油餾分，器頂部送入一蒽油餾分回流，油氣從器頂逸出進入餾分塔；塔頂部用輕油回流；輕油蒸氣自塔頂逸出，經冷凝冷卻器和油水分離器得到輕油和酚水。一蒽油餾分從塔底排出，酚油餾分、萘油餾分和洗油餾分分別由側線切取，各餾分通過相應的浸沒式冷卻器流人各自的接受槽。蒸餾用的蒸汽，經管式爐加熱到450℃送入二段蒸發器和餾分塔底部。年處理3萬t以上無水焦油的煤焦油蒸餾適于采用該流程。圖7-6一塔式連續蒸餾工藝流程1—管式爐；2一段蒸發器和無水焦油槽；3—二段蒸發器；4—餾分塔；5——段輕油冷凝冷卻器；6一餾分塔輕油冷凝冷卻器；7—段輕油油水分離器；8—餾分塔輕油油水分離器；9—輕油回流槽；10—萘油冷卻器；11—洗油冷卻器；12—蒽油冷卻器；13—二蒽油冷卻器；14-—蒽油回流槽；15—無水焦油滿流槽；16—煤焦油循環槽；17—蒽油回流泵；18—輕油回流泵；19—一段焦油泵；20—二段焦油泵精心整理中國有些工廠，在一塔式流程的基礎上做了改進，將酚油餾分、萘油餾分和洗油餾分合并一起作為三混餾分切取，這種工藝可使煤焦油中的萘最大限度地集中到三混餾分中，萘集中度可達90%?95%，從而提高了工業萘的產率。同時，餾分塔的塔板層數可從63層減少到41層。煤焦油（簡稱焦油）一塔式連續蒸餾的主要操作指標如下：一段焦油出口溫度/℃120-130二段焦油出口溫度/℃400?410一段蒸發器頂部溫度/℃105?110二段蒸發器頂部溫度/℃315?325餾分塔頂部溫度/℃95?115酚油餾分側線溫度/℃165?185萘油餾分側線溫度/℃200?215洗油餾分側線溫度/℃225?245三混餾分側線溫度/℃200?220一蒽油餾分（塔底）溫度/℃270?290二蒽油餾分側線溫度/℃320?335一段蒸發器底部壓力（表壓）/kPaW29.4二段蒸發器底部壓力（表壓）/kPaW49餾分塔底部壓力（表壓）/kPaW49一塔式連續蒸餾所得各餾分的產率（對無水焦油）和質量見表7-2餾分產率和質量指標表7-2餾分產率和質量指標餾分名稱產率/%相對密度（20℃）酚含量/%萘含量/%輕油餾分0.3?0.6W0.88<2<0.15酚油餾分1.5?2.50.98?1.020?30<10萘油餾分11?121.01?1.03<670?80洗油餾分5?61.035?1.055<3<10一蒽油餾分14?161.12?1.13<0.4<1.5二蒽油餾分8?101.15?1.19<0.2<1.0三混餾分18?231.028?1.0326?845?55一蒽油餾分14?181.12?1.13<0.4<1.5二蒽油餾分8?101.15?1.19<0.2<1.0注：表中下半部分，系切取兩混餾分時餾分產率和質量的變化情況。中溫瀝青對無水焦油的產率為54%?56%,密度（20℃）為1.25?1.35/cm3,軟化點（環球法）為80?90℃。八、煤焦油常壓一減壓連續蒸餾煤焦油常壓一減壓連續蒸餾的工藝流程如圖7-7所示。煤焦油與甲基萘油餾分、一蒽油餾分和煤焦油瀝青多次換熱到120?130℃進入脫水塔。煤焦油中的水分和輕油餾分從塔頂逸出，經冷凝冷卻、油水分離后得到氨水和輕油餾分。脫水塔頂部送入輕油回流，塔庇的無水焦油送入管式爐加熱到250℃左右，部分返回脫水塔底循環供熱，其余送人常壓餾分塔。酚油蒸氣從常壓餾分塔頂逸出，進入蒸汽發生器，利用其熱量產生0.3MPa的蒸汽，供本裝置加熱用。冷凝的酚油餾分部分送回塔頂作回流，從塔側線切取萘油餾分。塔底重質煤焦油送人常壓餾分塔管式爐加熱到360℃左右，部分返回常壓餾分塔底循環供熱，其余送入減壓餾分塔。減壓餾分塔頂逸出的甲基萘油餾分蒸氣，在換熱器中與煤焦油換熱后冷凝，經氣液分離器分離得到甲基萘油餾分，部分作回流送入減壓餾分塔頂部，從塔側線分別切取洗油餾分、一蒽油餾分和二蒽油餾分。各餾分流入相應的接受槽，分別經冷卻后送出，塔底瀝青經瀝青圖7-7煤焦油常壓-減壓連續蒸餾呂特格式工藝流程1—脫水塔；2一月脫水塔管式爐；3一常壓餾分塔；4一常壓餾分塔管式爐；5—減壓餾分塔；精心整理6—輕油冷凝冷卻器；7一油水分離器；8—蒸汽發生器；9一甲基萘油換熱器；10一氣液分離器；11—蒽油換熱器；12—瀝青換熱器；13—酚油回流槽；14—甲基萘油回流槽；15——蒽油中間槽；16—餾分冷卻器；17—油泵換熱器同煤焦油換熱后送出。氣液分離器頂部與真空泵連接，以造成減壓蒸餾系統的負壓。常壓-減壓連續蒸餾的主要操作指標如下：瀝青換熱器煤焦油出口溫度/℃120?130脫水塔頂部溫度/℃100?110脫水塔管式爐煤焦油出口溫度/℃250?260常壓餾分塔頂部溫度/℃170-185萘油餾分側線溫度/℃200?210常壓餾分塔管式爐重質煤焦油出口溫度/℃360?370減壓餾分塔頂部壓力/kPa<26.6常壓-減壓連續蒸餾所得各餾分的產率（對無水焦油）如下（％）:輕油餾分0.5-1.0酚油餾分2.0?2.5萘油餾分11?12甲基萘油餾分2-3洗油餾分4-5一蒽油餾分14?16二蒽油餾分6~8瀝青54?55德國、英國、日本、意大利等國廣泛采用這種流程。該流程適合于年處理10萬t以上焦油的焦化廠。九、煤焦油減壓連續蒸餾煤焦油減壓連續蒸餾的工藝流程如圖7-8所示。煤焦油經焦油預熱器（僅開工時用）和1號軟瀝青換熱器加熱到130?135℃進入預脫水塔，在塔內閃蒸出大部分水分和少量輕油。預脫水塔底的焦油自流人脫水塔，蒸汽同輕油氣從塔頂逸出，經輕油冷凝冷卻器、輕油分離器得到氨水和輕油餾分。脫水塔頂部送入輕油回流，脫水塔底無水焦油經重沸器循環加熱，供給脫水塔所需熱量，一部分無水焦油經2號軟瀝青換熱器和管式爐加熱到335℃進入主塔。主塔頂逸出的酚油餾分蒸氣，經酚油冷凝器和冷卻器得酚油餾分，一部分作回流送人主塔頂部。從塔的側線分別切取萘油餾分、洗油餾分和蒽油餾分。在蒸汽發生器內，利用洗油餾分和蒽油餾分的熱量產生0.3MPa蒸汽，供裝置加熱用。各餾分經冷卻后送出。主塔底的軟瀝青經1號和2號換熱器放出熱量后送出。酚油冷卻器與真空系統連接，以造成系統的負壓。圖7-8減壓連續蒸餾工藝流程1-焦油槽;2-Na2c03槽；3-月兌水塔;4-主塔;5-管式爐;6-1號輕油冷凝冷卻器；7-2號輕油冷凝冷卻器；8-酚油冷凝器；9-月兌水塔重沸器；10-預脫水塔；11-酚油冷卻器；12-焦油預熱器；13-1號軟瀝青換熱器；14-2號軟瀝青換熱器；15-萘油冷卻器；16-洗油冷卻器；17-蒽油冷卻器；18-蒸汽發生器；19-主塔回流槽；20-1號輕油分離器；21-2號輕油分離器；22-萘油液封罐；23-油泵；24-堿泵減壓連續蒸餾的主要操作指標如下：1號軟瀝青換熱器焦油出口溫度/℃130-135脫水塔頂部溫度/℃110?120脫水塔頂部溫度/℃100脫水塔底部溫度/℃205管式爐焦油出口溫度/℃330-335精心整理主塔頂部溫度/℃118?120萘油餾分側線溫度/℃152洗油餾分側線溫度/℃215蒽油餾分側線溫度/℃264主塔底部溫度/℃325?330主塔頂部壓力/kPa13.3主塔底部壓力lkPa33?41減壓連續蒸餾所得各餾分的產率（對無水焦油）如下（％）:輕油餾分0.5酚油餾分1.8萘油餾分13.2洗油餾分6.4蒽油餾分16.9軟瀝青61軟瀝青的軟化點（環球法）為60?65℃。德國、意大利、日本、比利時、澳大利亞等國廣泛采用這種流程。該流程適合于年處理10萬t無水焦油的焦化廠。十、煤焦油蒸餾設備煤焦油蒸餾的主要設備有管式爐、一段蒸發器、二段蒸發器、煤焦油餾分塔和蒽塔等：.管式爐管式爐是由金屬組成的油料連續加熱設備。它用于洗油脫苯、煤焦油蒸餾、萘蒸餾、苯加氫和延遲焦化等工藝。管式爐的形式圖7-9繁多，其外形有圓筒形和方箱形，金屬爐管可垂直或水平排列。焦化廠主要采用圓筒形五管式加熱爐。無論何種形式的管式爐，其爐體的基本構成相同，主要由輻射室、對流室和煙囪三部分組成，如圖7-9所示。輻射室又稱爐膛。.一段蒸發器一段蒸發器是快速蒸出煤焦油中所含水分和部分輕油的煤焦油蒸餾設備。一段蒸發器為塔式圓筒形設備、，如圖7-10所示。塔體由碳素鋼或灰鑄鐵制成。煤焦油從塔中部沿切線方向進入，為保護設備內壁不受沖蝕，煤焦油入口處設有可拆卸的保護板。入口的下部有2~3層再分配錐。煤焦油入口至捕霧層有高為2.4m以上的蒸發分離空間，頂部設鋼質拉西環捕霧層，塔底為無水焦油槽。經管式爐加熱的煤焦油中的水分在蒸發器內迅速汽化并帶出少量輕油，從器頂逸出，脫水后的煤焦油流至無水焦油槽。氣相空塔速度取0.2m/s。.二段蒸發器二段蒸發器是將400?410℃的過熱無水焦油閃蒸并使其餾分與瀝青分離的設備。二段蒸發器為塔式圓筒形設備，如圖7-11新示。它分為有精餾段和無精餾段的兩種結構。塔體均由灰鑄鐵或不銹鋼制成。經管式爐加熱的無水焦油從塔中部沿切線方向進入，為保護塔內壁不受沖蝕，煤焦油人口處設有可拆卸的保護板。圖7-13蒽塔煤焦油入口下部有兩層隔板。當有精餾段時，進料口以上有3?5塊隔板-隔板以上有4-6塊泡罩塔盤。過熱的無水焦油在蒸發器內閃蒸。閃蒸后分為氣、液兩相，氣相包括輕油、酚油、洗油、萘油、一蕙油和二蕙油等餾分蒸氣，在精餾段分餾后，二蒽油餾分在下層泡罩塔盤從側線作為產品采出。塔頂用一蒽油餾分或二蒽油餾分作回流。剩余油氣自塔頂逸出。無精餾段的二段蒸發器中煤焦油入口以上有高度大于4m的分離空間，頂部有不銹鋼或鋼質拉西環捕霧層，餾分蒸氣經捕霧層除去夾帶的液滴后，全部從塔頂逸出。液相為煤焦油瀝青。瀝青在隔板上進一步分出輕組分后自塔底排出。氣相空塔速度采用0.2?0.3m/s。.煤焦油餾分塔煤焦油餾分塔是煤焦油蒸餾工藝中切取各種餾分的設備。煤焦油餾分塔如圖7-12所精心整理示。它分精餾段和提餾段，內設塔板，塔板間距為350?500mm。采用灰鑄鐵制造塔體時，采用泡罩塔板，泡罩有條形、圓形和星形等；用合金鋼制造塔體時，采用浮閥塔板。從二段蒸發器來的煤焦油餾分蒸氣在餾分塔中分餾為各個餾分。塔頂用輕油作回流，塔底通入過熱的直接蒸汽。.蒽塔蒽塔是從煤焦油餾分蒸氣中分離出一蕙油餾分和二蒽油餾分的設備。蒽塔為板式塔，如圖7-13所示，板間距為350?500mm，塔板總數為21~23層，其中精餾段塔板為18層，提餾段為5層。蒽塔用灰鑄鐵制造時，采用泡罩塔板。泡罩有條形、圓形和星形。用合金鋼制造時，采用浮閥塔板。第二節煤焦油儲分加工煤焦油蒸餾得到各段餾分，除170℃前的輕油餾分直接送人粗苯中以提取苯類產品外，其余分別提取酚、毗啶堿、喹琳類化合物、萘和蒽等產品。煤焦油餾分加工包括粗酚的提取與精制、工業萘及精萘的制取、粗蒽的制取與精制、粗毗啶的精制等。一、粗酚的提取和精制酚類是煤焦油中提取的主要化學產品之一。焦油中所含酚類的組成很復雜，根據沸點不同，分為低級酚和高級酚。低級酚包括酚、甲酚、二甲酚，高級酚包括三甲酚、乙基酚、丙基酚、丁基酚、苯二酚、萘酚、菲酚及蒽酚等。高級酚類組成復雜，純組分含量小，提取分離困難。低級酚作為重要的化工原料，已普遍得到分離提取。粗酚在焦油各餾分中的貧布情況見表7-3。表7-3粗酚分布情況(％)輕油 酚油 萘油 洗油 蒽油 合計0.8 40.2 33.2 15.6 10.2 100酚類各主要組分在焦油及各餾分中的分布情況見表7-4。表7-4酚類各主要組分在焦油及其餾分中的分布(％)名稱酚鄰甲酚間甲酚對甲酚二甲酚高級酚合計焦油12.3713.508.538.616.6240.38100輕油餾分76.417.63.62.4100酚油餾分44.015.020.010.011100萘油餾分5.513.224.817.52613100洗油餾吩4.06.89.05.22154100蒽油餾分1090100粗酚的提取和精制分為餾分洗滌、酚鈉蒸吹、酚鈉分解和粗酚精制等步驟。1.餾分洗滌酚系酸性化合物，可與稀堿溶液反應生成酚鈉。焦油餾分以10%?15%濃度的苛性鈉溶液洗滌時，酚類即與堿起中和反應，所生成的酚鈉溶于堿液中，并因相對密度略大于油分而與油分分離。其反應式如下：CR<OH+NaOH——>CHONa+HO65 65 2當餾分以15%?17%的硫酸洗滌時，堿性化合物毗啶堿類即與硫酸起中和反應，所生成的硫酸毗啶可溶于酸液中，亦因相對密度略大于油分而與油分分離。其反應式如下：2c5H5N+H5sO4->(C5H5NH)2sO,當餾分中同時存在毗啶和酚時，由于兩者能生成絡合物，使洗滌發生困難。其反應式如下：C<H<N+CR<OH——>C<H<NHOCR<55 65 55 65上述反應過程是可逆的，當溶液中酚或毗啶的含量不斷降低時，反應向左移動，絡合物又可分解。其平衡與酚或毗啶含量比例有關，如餾分中酚量大于毗啶堿量時，所形成的絡合物酸洗時不易分解;精心整理反之，則堿洗時不易分解。因此，若吡啶堿含量比酚含量大，則應先脫吡啶；反之，則應先脫酚。此外，吡啶堿能溶于酚鹽中，會影響酚類產品的純度，因此，實際上焦油餾分的洗滌是酸洗和堿洗交替進行的。餾分洗滌有間隙洗滌和連續洗滌兩種流程。（1）間歇洗滌。其工藝流程如圖7-14所示。間歇洗滌是在用壓縮空氣或機械攪拌器攪拌液體的洗滌器內進行的。器內設有加熱與冷卻蛇管，以控制反應操作溫度。考慮到酚和吡啶能形成絡合物，為使洗滌效果良好，試劑能得到充分利用，應進行多次洗滌，一般采取堿洗一酸洗一堿洗的洗滌順序。將未洗餾分裝入洗滌器后，按順序加入試劑，然后進行攪拌，每脫一遍酚或脫一遍吡啶均應攪拌1.5h，靜止2?3h，然后分別放出酚鈉溶液或硫酸吡啶溶液圖7-14酚油餾分間歇式洗滌工藝流程1—餾分洗滌器；2—視鏡；3—凈油槽；4—堿性酚鈉槽；5一中性酚

鈉槽；6一中性硫酸吡啶槽；7一酸性硫酸吡啶槽；8一稀酸槽；9—

稀堿槽；10—原料油槽；11一油泵；12—堿泵；13一酸泵和洗后酚油。⑵連續洗滌。連續洗滌流程適合于大型焦化廠。酚萘洗混合餾分的連續洗滌工藝流程如圖7-15所示。混合餾分的洗滌是按堿洗一酸洗一堿洗的順序進行的。首先將含酚6%?8%、含吡啶3%?4%、溫度為75?85℃的混合餾分與含游離堿6%?8%的堿性酚鹽在泵前管道內混合，經泵攪拌打入一次脫酚分離器（連洗塔），脫酚后的油（含酚3%左右）與生成的中性.....圖7-15泵前混合式連續洗滌工藝流程1一次脫酚分離器；2—次脫吡啶分離器；3—一次脫吡啶分離器；4—二次脫酚分離器；5——次脫酚緩沖槽；6一—次脫吡啶緩沖槽；7—二次脫吡啶緩沖槽；8—稀堿槽；9一中性酚鈉槽；10—堿性酚鈉槽；11一中性硫酸吡啶槽；12一酸性硫酸吡啶槽；13一稀酸槽；14一稀堿高位槽；15—堿性酚鈉高位槽；16一稀酸高位槽；17一酸性硫酸吡啶高位槽；18一連洗堿泵；19一連洗酸泵；20—堿泵；21一酸泵酚鈉澄清分離，中性酚鹽由分離器底部排出，經液面調節器流至中性酚鈉槽。一次脫酚后的混合餾分從分離器頂部排出，經緩沖槽與含游離酸5%?6%的酸性硫酸吡啶在泵前管道內混合，經泵攪拌后打入一次脫吡啶分離器，將吡啶堿含量脫至2%。所生成的中性硫酸吡啶由分離器底部排出，經液面調節器流人中性硫酸吡啶槽。一次脫吡啶后的混合餾分從分離器頂部排出，經緩沖槽后又與濃度為15%?17%的稀硫酸在二次脫吡啶泵前混合，經泵攪拌后打入二次脫吡啶分離器將吡啶堿脫至1%以下。生成的酸性硫酸吡啶由分離器底部排出，經液面調節器流人酸性硫酸吡啶槽。經二次脫吡啶后酌混合餾分最后用新堿進行二次堿洗，將含酚量脫至0.5%以下。生成的堿性酚鈉由分離器底部經液面調節器排至堿性酚鈉槽。凈混合餾分則由分離器頂部排出。物料在每一分離器內的分離澄清時間應不少于3.5h。2.酚鈉蒸吹精心整理洗滌得到的中性酚鈉含有中性油、萘和毗啶堿等雜質，在用酸分解前，需用蒸汽蒸出或吹出。酚鈉蒸吹的工藝流程如圖7-16所示。中性酚鈉與蒸吹柱頂出來的油氣換熱后進入酚鈉蒸吹釜。釜內用蒸汽間接加熱并用蒸汽直接蒸吹，吹出的油和水氣進入冷凝冷卻器和油水分離器，分離出的油送入脫酚酚油中，分離水含酚7000?12000mg/L，經酚水槽送往污水處理設備：凈酚鈉從釜底排入凈酚鈉槽，其中性油含量小于0.05%。圖7-16酚鈉蒸吹工藝流程1—酚鈉蒸吹釜和蒸吹柱；2—冷凝冷卻器和油汽換

熱器；3—油水分離器；4—酚鈉冷卻器；5一中性酚鈉槽；6—油泵.酚鈉分解酚鈉分解一般采用硫酸法和二氧化碳法。（1）硫酸法。硫酸分解酚鈉的基本反應式如下：2c6H5ONa+H2s04——>2c6H5OH+Na2sO4硫酸法的工藝流程分為間歇式和連續式。間歇式流程與餾分間歇洗滌流程相似。將精制酚鹽裝入分解器（間歇洗滌器）內，在用壓力為25?50kPa的壓縮空氣攪拌下，緩慢加入濃度為70%?75%的硫酸，保持反應溫度不高于90℃,經充分反應呈微酸性時為止。然后靜置4h。分解生成的粗酚浮在上層，其下為中間層，最下層為相對密度較大的硫酸鈉溶液。連續式流程如圖7-17所示。此流程是，以凈酚鈉為主流體，濃度為60%的稀硫酸作為副流體，同時送入噴射混合器，再經管道混合器進入1號分離槽；反應得到的粗酚從槽上部排出，底部排出硫酸鈉溶液；粗酚經中間槽再與新水混合，洗去粗酚中的游離酸。新水加入量為粗酚量的30%。粗酚和水經管道混合器進入2號分離槽靜置分離，含酚0.4%?0.6%的分離水從槽上部排出，粗酚從槽底部經液位調節器排入粗酚中間槽。圖7-17硫酸分解酚鈉的工藝流程1—稀硫酸槽；2—凈酚鈉槽；3一稀酸泵；4—噴射混合器；5—管道混合器；6—1號分離槽；7—2號分離槽；8—粗酚泵；9—凈酚鈉泵；10—粗酚中間槽；11一粗酚貯槽⑵二氧化碳法。硫酸分解法不但需耗用硫酸，且外排硫酸鈉廢液中含有酚（要求不大于0.05%）,既損失了酚，又污染了水系。采用二氧化碳法來分解精制酚鹽，則不僅可克服上述缺點，而且能提高粗酚回收率，還可從廢液中回收燒堿，予以循環使用。酚鈉是一種強堿弱酸形成的鹽，任何一種酸性較酚強的酸都可以分解酚鈉。二氧化碳分解酚鈉的反應如下：CHONa+CO+HO——>CR<OH+NaHCO。66 2 2 65 3或2CR<ONa+CO.+H.O——>2CR<OH+Na.CO。65 2 2 65 2 3第一類反應是在二氧化碳過量時進行的，而第二類反應是在二氧化碳不足的情況下進行的。在實際操作中，應盡可能使分解過程按第二類反應進行。反應是在水溶液內完成的，生成的粗酚與碳酸鹽溶液按相對密度差而自然分層。將碳酸鹽溶液加熱至95℃時，全部碳酸氫鈉轉化為碳酸鈉：2NaHCO3——>Na2cO3+CO2+H2O將碳酸鈉用石灰乳苛化后得氫氧化鈉，其反應式為：Na2cO3+CaO+H2O——>CaCO3+2NaOH精心整理苛化所得的氫氧化鈉重新用于焦油餾分脫酚，從而形成了氫氧化鈉的閉路循環。氫氧化鈉回收率約為75%，損失部分用新堿液補充。二氧化碳氣可由石灰窯氣或焦爐煙道廢氣中獲得。石灰窯氣中二氧化碳含量可達30%以上，有利于酚鹽分解，但需專設石灰窯。煙道廢氣的二氧化碳含量較低，約為10%?17%，但比用石灰窯氣經濟。用煙道廢氣中二氧化碳分解酚鈉酌工藝流程如圖7-18所示。煙道氣經除塵后進入直接冷卻塔，冷卻至40℃，由鼓風機送入酚鈉分解塔的上、下段和酸化塔的下段。酚鈉溶液經套管加熱器送到分解塔頂部，同上升的煙道氣逆流接觸，進行第一次分解；然后流入分解塔下段，再次同煙道氣逆流接觸進行第二次分解。分解效率可達99%。混合溶液流入塔底分離器，粗酚從上部排出，碳酸鈉從底部排出，流入相應的中間槽。粗酚初次產品中含有少量未分解的酚鈉，再送到酸化塔頂部進行第三次分解，分解效率可達99.5%。粗酚同碳酸鈉溶液在塔底分離器內澄清分離，分解塔和酸化塔排出的廢氣，經酚液捕集器后放散。碳酸鈉溶液裝入苛化器，加入石灰攪拌并以蒸汽間接加熱，直至溶液中碳酸鈉含量低于1.5%后靜置分層。氫氧化鈉溶液放入接受槽，槽底的碳酸鈣沉淀放入真空過濾機過濾，并用水沖洗濾餅，濾餅干燥即為碳酸鈣產品。過濾得到含堿4%?5%的濾液，同氫氧化鈉溶液一起送往蒸發器濃縮，得到濃度為10%的氫氧化鈉溶液。圖7-18煙道氣分解酚鈉工藝流程1—除塵器；2一直接冷卻器；3—羅茨鼓風機；4一酚鈉分解塔；5、9一分離器；6一套管加熱器；7―酚液捕集器；8一酸化塔；10―酚鈉貯槽；11、15一齒輪泵；12—碳酸鈉溶液槽；13、18一離心泵；14—粗酚中間槽；16—氫氧化鈉溶液槽；17—稀堿槽；19—苛化器；20—真空過濾機；21—蒸發器；22—冷凝器.粗酚精制粗酚精制的目的是脫除其中所含水分、油分、樹脂狀物質和硫酸鈉等雜質，并提取苯酚、鄰位甲酚、間對甲酚及工業二甲酚等產品。粗酚精制通常采用減壓間歇精餾和減壓連續精餾工藝。(1)減壓間歇蒸餾。它包括脫水脫渣、脫水粗酚或全餾分的精餾、混合餾分和鄰位甲酚餾分的二次精餾等步驟。脫水脫渣的工藝流程如圖7-19所示。將粗酚裝入脫水釜，在常壓下以蒸汽間接加熱脫水，脫出的酚水和少量輕餾分經冷凝冷卻、油水分離后得到酚水和輕餾分，輕餾貧送回粗酚中。當脫水填料柱溫度達到140--150℃時，脫水結束，如不脫渣即停止加熱，釜內粗酚送去精餾。如需脫渣，則在脫水后繼續加熱并啟動真空泵系統，.當釜頂真空度達到70kPa和釜頂上升管溫度達到165?170℃時，全餾分已全部餾出(即脫渣終了)，當即停釜。餾出的全餾分流人全餾分貯槽作精餾原料。]lllIlLO匾12精心整理放空圖放空圖7-19粗酚減壓間歇脫水脫渣工藝流程1一脫水釜；2—脫水填料柱；3—冷凝冷卻器；4一油水分離器；5—酚水槽；6—酚水泵；7一餾分接受槽；8—全餾分貯槽；9一真空捕集器；10—真空罐；11—真空泵；12—真空排氣罐；13—酚渣泵脫水粗酚或全餾分減壓間歇精餾的工藝流程如圖7-20所示。脫水粗酚或全餾分靠真空吸人蒸餾釜，釜內用中壓蒸汽（壓力為2.4?3.5MPa）或高溫熱載體間接加熱，先蒸出殘余的水分，然后按所選擇的操作制度切取不同的餾分，餾分蒸氣經過精餾塔精餾，餾出物經冷凝冷卻器冷卻后進入回流分配器。按規定的要求調節回流比。餾出物一部分回流精餾塔，其余流人相應的產品接受槽。由真空泵抽吸來保證蒸餾系統所需的負壓，抽出的氣體通過真空捕集器內的堿液層，吸收脫除氣體中的酚，然后經真空罐排往大氣。租酚間歇精餾生產苯酚和工業鄰位甲酚時，產品的產率（對無水粗酚）為：苯酚31.1%,工業鄰位甲酚8.1%,二混甲酚31.7%,二甲酚10.8%,酚渣15.3%。圖7-20脫水粗酚或全餾分減壓間歇精餾工藝流程1—抽渣泵；2—脫水粗酚槽；3—蒸餾釜；4—精餾塔；5一冷凝冷卻器；6一回流分配器；7—酚水接受槽；8—油水分離器；9—餾分或產品接受槽；10—真空捕集器；11—真空罐；12—真空泵；13—真空排氣罐（2）減壓連續蒸餾。其流程如圖7-21所示。粗酚經預熱后進入脫水塔，水氣從塔頂逸出，經冷凝器冷凝成為酚水流入回流槽，部分作為回流進入脫水塔頂，多余部分經隔板滿流人液封罐排出。塔底油經重沸器循環供熱，脫水粗酚從塔底送人初餾塔，在初餾塔中分餾為甲酚以前的輕餾分和二甲酚以后的重餾分。輕餾分從塔頂逸出，經凝縮器進入回流槽，部分作回流進入初餾塔頂，其余經液封罐送入苯酚餾分塔。重餾分一部分經重沸器循環供熱，一部分經冷卻后送出。在苯酚餾分塔中，輕餾分分餾為苯酚餾分和甲酚餾分，苯酚餾分蒸氣經塔頂凝縮器冷凝后，一部分以內回流方式回流，另一部分經液封罐流入接受槽。甲酚餾分一部分經重沸器循環供熱，一部分從塔底送人鄰位甲酚塔，塔頂采出鄰位甲酚產品，經液封罐進入相應的接受槽。鄰位甲酚塔底的殘油送入間位甲酚塔精餾，塔頂采出間位甲酚產品，經液封罐進入相應的接受槽。間位甲酚培底殘油經冷卻后送出。各塔均為減壓蒸餾，所需負壓由真空泵抽吸提供。經液封罐流出的液體均為常壓狀態。連續精餾得到的苯酚餾分，其結晶點為36?37℃。苯酚餾分可送往間歇蒸餾裝置，再進行一次減壓精餾，獲得特號苯酚，其結晶點為40.65℃,含酚量為99.83%o初餾塔底得到的重餾分和間位甲酚塔底的殘油，其主要組分是二甲酚以后的高沸點酚，送往間歇蒸餾裝置生產二甲酚。至真空泵系統脫水粗酚圖7-21粗酚連續精餾工藝流程1—粗酚泵；2一預熱器；3—脫水塔；4—初餾塔進料泵；5、9、17、22、27—重沸器；6、11、19、24、30—凝縮器；7、12一回流槽；8—初餾塔；10—初餾塔底泵；13、20、’25、31—液封罐；14、29—冷凝器；15—苯酚餾分塔進料泵；16—苯酚餾分塔；18一鄰位甲酚塔進料泵；21一鄰位甲酚塔；23一間位甲酚塔進料泵；26一間位甲酚塔；28一殘油泵精心整理粗酚連續精餾的產品產率（對無水粗酚）為：特號苯酚44.3%,鄰位甲酚8.2%,間位甲酚27.1%,甲酚2號5%，二甲酚4.4%，酚渣8%。二、工業萘及精萘的制取萘是有機化學工業的重要原料，廣泛用于生產合成纖雛、橡膠、樹脂、染料以及制取炸藥等。目前除少數焦化廠根據需要生產精萘外，大部分焦化廠只生產含萘大于95%的工業萘。.工業萘的制取制取工業萘的原料為煤焦油蒸餾所得的萘油餾分。按照焦油蒸餾生產工藝及餾分切取制度的不同，含萘餾分有萘油餾分、萘洗混合餾分和酚萘洗三混餾分等。在這些餾分中均含有酚類、毗啶堿和喹琳類化合物，其中有的沸點與萘的沸點相近，精餾時易混入工業萘中而影響產品質量。為提高工業萘的質量并提供這些產品，原料餾分在精餾前需進行堿洗和酸洗。萘油餾分洗滌流程與粗酚洗滌流程相同。已洗含萘餾分采用精餾法生產工業萘。精餾法生產工業萘可分為間歇式和連續式兩種。大型焦化廠多采用管式爐連續精餾法制取工業萘，目前常用的有單爐雙塔流程和單爐單塔流程。（1）單爐雙塔工藝流程。該流程比較成熟，得到普遍采用。由于采用的原料餾分不同，本流程的工藝操作條件也有所不同。以萘洗混合餾分為原料的單爐雙塔工藝流程如圖7-22所示。已洗萘洗混合餾分（含萘60%?65%）于原料槽中加熱、靜止脫水、脫鹽后，由原料泵送往換熱器與工業萘蒸氣換熱升溫至約200℃后，進入工業萘初餾塔。從塔頂逸出溫度為194℃的酚油蒸氣，經冷凝冷卻至85℃并經油水分離后，入回流槽。部分酚油送往初餾塔打回流，圓流比為30。其余部分滿流至酚油槽。集于初餾塔底溫度約為248℃的已脫除酚油的油料，用泵送入管式爐加熱至約275℃后，再返回初餾塔底萘蒸發段以循環供熱。從初餾塔熱油循環泵的壓出管上引出一部分油料送入精餾塔。由塔頂逸出的溫度為219℃的工業萘蒸氣經與原料油換熱后進入汽化冷凝冷卻器，冷卻至104℃的液態工業萘流入回流槽。一部分工業萘用回流泵送往精餾塔頂打回流（回流比為3）,另一部分則滿流入高位槽，由此放至轉鼓結晶機，冷卻結片，即得工業萘產品。⑵單爐單塔工藝流程。此流程采用一臺管式爐和一臺精餾塔，從塔頂采出酚油，從側線切取工業萘，從熱油循環泵壓出管采用洗油。其工藝流程如圖7-23所示。已洗萘洗混合餾分于原料槽加熱，靜止脫水、脫鹽，用原料泵送往管式爐對流段預熱至250?260℃后進入圖7-22單爐雙塔工業萘連續精餾流程1—原料檀；2—原料泵；3—換熱器；4一工業萘初餾塔；5—精餾塔；6—管式爐；7—初餾塔熱油循環泵；8—精餾塔熱油循環泵；9—酚油冷凝冷卻器；10—油水分離器；11—酚油回流槽；12—酚油回流泵；13—酚油槽；14—1業萘汽化冷凝冷卻器；15—工業萘回流檀；16—工業萘回流泵；17—工業萘貯槽；18—轉鼓結晶機；19—工業萘裝袋自動稱量裝置；20—洗油冷卻器；21—洗油計量槽；22—中間槽；23—液面自動調節并記錄；24—流量自動調節并記錄；25—溫度自動調節并記錄圖7-23單爐單塔工業萘連續蒸餾流程1—原料槽，2—原料泵，3一管式爐；4—工業萘精餾塔；5一酚油冷凝冷卻器；6一油水分離器；7一酚油回流槽；8一酚油槽；9一酚油回流泵；10—工業萘汽化冷凝冷卻器；11—工業萘貯槽；12—轉鼓結晶機；13一業萘裝袋自動稱量裝置；14—中間槽；15—熱油循環泵；16—洗油冷卻器；17—洗油計量槽；18—液面自動調節并記錄；19—流量自動調節并記錄；20—溫度自動調節并記錄工業萘精餾塔。由塔頂逸出的溫度為194?198℃的酚油蒸氣，經冷凝冷卻至82℃,再經油水分離后，酚油入回流槽。由此，一部分酚油打回流，回流比（對工業萘）為3?5,剩余酚油滿流入酚油槽。塔底的洗油溫度為272?278℃,將其用熱油循環泵送入管式爐加熱至310?315℃,再返回塔底蒸發段以對精餾塔循環供熱。由精餾塔側線采出溫度為219℃的工業萘，經汽化冷凝冷卻器冷卻至110℃后，進入工業萘高位槽，再放至轉鼓結晶機。單爐單塔流程具有流程簡單，便于調節，節省基建和操作費用等優點，已在一些焦化廠得到采用。在上述制取工業萘的生產過程中，萘的回收效果以萘的精制率表示，其定義為：對于不同的含萘餾分，在生產工業萘時的精制率略有不同，萘洗混合餾分的精制率為96%?97%,萘油餾分的可達97%以上，酚萘洗三混餾分的約為94%?95%。.壓榨萘的制取精心整理壓榨萘是以萘油餾分為原料，經過冷卻結晶、離心分離和壓榨得到的含萘98%以上的圓柱狀萘產品，俗稱萘餅。制取壓榨萘的工藝流程如圖7-24所示，萘油餾分由高置槽加入萘結晶機，此種結晶機為外部水冷內設槳葉式攪拌器的機械化結晶設備。為避免形成過多的'晶核和細小晶粒，剛裝入的餾分（65?70℃）不用冷水噴淋，使其自然冷卻。當餾分冷卻到50℃以下時，才噴淋冷水以加速結晶過程，一直冷卻到30℃以下為止，此結晶過程是間歇進行的，結晶時間為20?32h，當結晶終了時，將粗萘結晶和油一起放人螺旋輸送機，再經螺旋給料器加人間歇式離心機中過濾和干燥。為使結晶與油分離，物料在離心機內約需分離l0min，將大部分油排除后，在離心機繼續運轉下，用熱水或水蒸氣洗滌結晶，以洗去結晶萘表面的油分，離心后的產品含萘可達80%?90%。脫晶萘油含萘應小于30%，水分小于2.5%，流入單獨的收集槽中。圖7-24制取壓榨萘的生產流程1一萘油餾分高置槽；2—二遍萘油高置槽；3—結晶機；4―螺旋

輸送機；5一螺旋給料機；6一間歇式離心機；7一螺旋輸送機；8-

壓萘機；9-壓榨機后油收集槽；10-泵由離心機卸出的萘為灰黃色散狀物，尚含有10%?15%的油分，為了進一步濃縮，需用壓榨的方法，壓制成平均厚度為100?200mm的萘餅。在壓榨前，先將粗萘結晶送人帶攪拌器的料斗內，用間接蒸汽加熱到50?55℃,并仔細地混勻。在此溫度下壓榨，油分的粘度不大，易于同結晶分離；同時可最大限度地脫除萘中的有害雜質硫雜茚。但在該溫度下油中溶有40%?50%的萘，因此從壓榨機排出的油用泵送至高置槽進行第二遍結晶、離心分離、壓榨。離心分離所得二遍脫晶萘油仍含萘30%?50%,為了提高萘的收率，將其脫酚后兌入焦油中。壓榨萘生產工藝能耗低，制取的精萘純度高；但機械設備多，操作環境差，已逐漸淘汰。.精萘的制取工業萘和壓榨萘可用加氫法和熔融.結晶法加以精制，制取精萘。（1）萘加氫精制。粗萘中難以用精餾法去除的含氧、含氮、含硫化合物和不飽和化合物，在一定的溫度、壓力下并有催化劑存在時，能與氫反應，相應生成易于分離的H20、NH3、H2S和烴類化合物。其主要反應式如下：含氧化合物（如二甲酚）：萘加氫精制的工藝流程如圖7-25所示。粗萘與循環氫氣混合，送入管式爐加熱到280?330℃,萘蒸氣與氫氣進入固定床加氫反應器。反應器內裝有高活性的鉆鉬催化劑，在反應壓力為1.96?3.34MPa,空速為1.5?2.0m3/h條件下進行加氫反應。反應物經過換熱、冷卻后進入氣液分離器。分離出來的氫氣，大部分由壓縮機加壓后返回系統循環使用，同時還要加入一部分新鮮氫氣以彌補氫氣的消耗和損失。一部分反應后氫氣，在脫除H2S后放空。分離出氫氣后的液體反應物，送入提餾塔。從塔頂餾出的輕質組分，經冷凝冷卻后在分離器中分離出輕質油氣和H2S、NH3等氣體。從塔底得到產品加氫精萘。圖7-25尤寧法萘加氫精制工藝流程⑵萘熔融-結晶精制工業萘中的主要雜質是硫茚。硫茚的沸點與萘的沸點只差2℃,很難用精餾方法除去，而它們的結晶點相差達48℃,所以可采用熔融一結晶法把它們分離而得到精萘。萘熔融一結晶精制有布羅迪法、蘇爾壽法和普羅阿布德法三種。中國采用的布羅迪法（又稱萘區域熔融精制）的工藝流程如圖7-26所示。其主要設備為萘區域熔融精制機，如圖7-27所示。萘區域熔融精制機由上下排列、一端相連的兩根橫管（精制管1和2）和一根立管（精制管3）組成。橫管內設帶刮刀的螺旋輸送器，管外有冷卻夾套。立管內裝攪拌器，底部擴大段為設右蒸汽加熱管的熔化器。螺旋輸送器的轉動軸和攪拌器的轉動軸內部，都通熱載體供熱。嚴格控制熱載體和各段冷卻夾套中冷卻水的溫度，在精制管1和2內形成軸向和徑向兩個溫度梯度。工業萘從精制管往靠近立管的一端（熱端）。精心整理圖7-26布羅迪法萘區域熔融精制工藝流程圖圖7-27萘區域熔融精制機1中部進入，經溫水冷卻析出結晶。結晶由螺旋輸送器刮下，并送殘液則向另一端（冷端）移動，通過連接管進入精制管2的熱端，在向精制管2冷端移動過程中，又不斷析出結晶。螺旋輸送器刮下的結晶送往熱端，經過連接管下沉到管1。在殘液和結晶分別朝冷、熱端逆向移動過程中，固液兩相始終處于充分接觸、不斷相變的狀態，以使結晶逐步提純。富集雜質的殘液叫做晶析殘油最終從精制管2冷端流出，送回制取工業萘的原料槽，而結晶從精制管1的熱端下沉到精制管3,與自下而上的回流萘液接觸，進一步提純，并在熔化管熔化；一部分作為回流液向上移動，另一部分排入中間槽，再用泵打入精餾塔。塔底高沸點殘油，大部分經管式爐加熱后返回+精餾塔供熱；另一部分和塔頂餾出的低沸點餾分一起送回制取工業萘的原料槽。精萘由塔的上部側線采出，經精萘槽送轉鼓結晶機結晶。三、粗蒽的制取與精制對焦油蒸餾所得的一蒽油餾分進行結晶處理即得粗蒽。一蕙油餾分是復雜的混合物，其主要組分含量見表7-5。表7-5一蒽油主要組分含量組分含量/%組分含量/%蒽4~7萘1.5?3菲10~15甲基萘2~3咔唑5~8硫化物4~6芘3~6酚類1~3笏2~3毗啶鹽基類2~4二氫化苊1~3一蒽油餾分結晶加工所得的粗蒽是蒽、菲、咔唑等和少量油類的混合物，呈黃綠色糊狀，其中約含純蒽28%?32%，純菲22%?30%，純咔唑15%?20%。粗蒽是一種半成品，可用于制造炭黑及鞣革劑。粗蕙加工分離所得的精蒽、精菲和精咔唑則是生產染料和塑料的重要原料，因此粗蒽主要用于制取精蕙。.粗蒽的制取粗蒽制取的工藝流程如圖7-28所示。將一蒽油餾分送入高置槽內，溫度保持為80?90℃,曲此裝入外部水冷機械化結晶機進行結晶。結晶機外部用冷卻水噴灑冷卻，機內用帶刮刀的攪拌器攪拌,使蒽懸浮長大并刮去結晶器內表面上的結晶。結晶過程所需時間為12?16h,當物料溫度降到32?38℃時即結晶完畢，將含有粗蒽結晶的懸浮液放人臥式離心機內分離。分離出的粗蒽卸至刮板輸送機上送往粗蕙倉庫。脫晶蒽油送往油庫配制防腐油。粗蒽對一蒽油餾分的產率一般為13%?18%。精制用粗蒽的質量標準為：含蒽量三32%；含油量W15%；含水量＜5%。在操作過程中，兩臺離心機定期更換使用。離心機的濾網在離心機的每一操作周期內，須用預熱至90'C的熱洗油或脫晶蒽油清洗。當洗網油循環使用至粗蒽含量達到8%?9%時，全部更換為新洗油,富蒽循環油送回焦油貯槽。圖7-28一蒽油餾分加工工藝流程1—機械化結晶機；2一離心機；3—溜槽；4—刮板運輸機；5—洗網

液貯槽；6—泵；7—洗網液高位槽.精蒽的制取將粗蒽精制可得蒽、菲及咔唑，它們的質量隨不同的產品等級而有不同的要求，蒽的各級產品的質量規格見表7-6。表7-6蒽的質量規格指標純蒽（試劑）精蒽I精蒽II精蒽III外觀白色帶微黃色不規定不規定不規定熔點/℃215?217213?215不規定不規定

精心整理純蒽含量/℃%不小于咔唑含量/%精心整理純蒽含量/℃%不小于咔唑含量/%不小于98.01.094.02.590±2 85±26.0 8.0由粗蒽制取精蒽的方法很多，國內已用于生產的有下述幾種：（1）硫酸法。此法是將粗蒽用2倍氯苯溶解，粗蒽中的菲和笏等因溶于氯苯而與蕙、咔唑分離。然后再用20?30倍氯苯將蒽、咔唑混合物在常溫下溶解，再逐漸加入90%以上的濃硫酸，咔唑即與硫酸生成硫酸咔唑而與蒽分離。硫酸咔唑為膠狀濃縮物，沉于洗滌器底放出，洗滌器內液體再用20%堿液中和，然后冷卻至20?25℃，經真空過濾及離心分離分出蒽結晶，再經一次結晶處理后，即可得純度為94%以上的精蒽。此法溶劑耗量大，咔唑有較大損失。⑵溶劑法。此法利用了蒽、菲、咔唑在一定溶劑中的不同溶解度而加以分離。因所用的溶劑不同，而有下述兩種情況。一種是將粗蒽用重苯溶解，分離出（溶去）菲和笏等，然后用901C的熱毗啶溶解蒽和咔唑混合物，并進行冷卻結晶和過濾。將所得濾渣再用毗啶溶解，咔唑則較完全地溶于溶劑中，經冷卻結晶和過濾，即得精蒽。咔唑溶液送去回收溶劑，同時可得到純度為80%?90%的精咔唑。另一種是將粗蒽用重質苯或輕溶劑油加以溶解（粗蒽與溶劑之比為1：1.25），除去菲、笏等，經冷卻結晶、真空過濾，所得濾渣再以糠醛和上述溶劑按一定比例的混合物加以溶解，除丟咔唑，再經真空過濾、離心干燥即得精蒽。⑶溶劑一精餾法。將粗蒽與溶劑油按1:2的比例裝入洗滌器內，用間接蒸汽加熱到87?90℃，機械攪拌0.5h，然后冷卻結晶（冷卻到35?38℃），再經離心分離，即得脫菲半精蒽。將半精蒽用螺旋輸送機裝入乳化精餾塔的蒸餾釜內，開始時按填料精餾塔操作，餾出輕油及330℃前餾分。當塔頂溫度上升到330?335℃時，改按乳化精餾塔操作，首先進行全回流當塔頂溫度轉為下降至最低點（即溫度不再下降）時，將溫度穩定2h后，開始切取前餾分，直至塔頂溫度再上升到300℃時，轉為切取蒽餾分。將蒽餾分于外部水冷機械化結晶機內冷卻結晶，再進行離心分離和真空干燥后，即得精蒽成品，其含蒽量在90%以上。當蕙餾分含蒽量下降、