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正文內(nèi)容

20萬t每a焦化廠粗苯工段的工藝設計-wenkub.com

2025-06-03 16:42 本頁面
   

【正文】 洗夯塔煤氣進口管堵塞,應清掃。開旁通閥,停換熱,查漏格,開旁通維持生產(chǎn),并維修。開泵撥動電動聯(lián)軸,開進口閥和考克,趕盡泵內(nèi)空氣,啟動電動機,慢慢開大出口閥,并調(diào)節(jié)到正常,同時開泵的冷卻水閥。停汽關再生器進油閥,再生器直接蒸汽閥,停汽時間長應停富油泵,采用閉路循環(huán)。(4)緩慢關分縮器冷卻水,冷凝冷卻器冷卻水,待無粗苯流出時,關閉冷卻水閥。(4)開再生器進油閥,再生器進油1/3,開間接蒸汽加熱,待再生器底部油溫達115℃時,慢慢開再生器直接蒸汽,維持一定液位,開貧油冷卻器的冷卻水,待分縮器苯蒸汽出口溫度達90℃,開貧油冷卻水加以調(diào)節(jié),待分縮器運行后,檢查各處情況,發(fā)現(xiàn)問題及時解決。三、蒸餾部分開、停工操作開工(1)檢查蒸餾系統(tǒng)閥門是否符合要求,所有油水分離器加水到輕重餾分進口管以下。(5)洗苯塔用同樣的方法趕走空氣,通入煤氣。(2)終冷塔液封加滿油,洗苯塔液封加滿油。記錄各班的粗苯產(chǎn)量。補充新洗油時,開新洗油槽出口閥,再關貧油槽出口閥。粗苯工段崗位定員如下表:序號操作崗位名稱早班中班晚班輪休12洗滌泵工蒸餾工(其中一人任班長)22222222 另設工段長、技術(shù)員、維修工、安全員各1人,整個工段共20人。再生器的定期排渣。蒸餾系統(tǒng)的開停工,調(diào)換及正常操作和異常情況處理。產(chǎn)品泵另設一泵房安置。這樣布置地域比較空曠,可以作為擴大生產(chǎn)規(guī)模時使用。各部分布置情況說明:1 、洗滌部分徐州地區(qū)主導風向為東、東北風,因此焦爐常建于廠區(qū)的西、西南方向。 13)。 10)鐵鑄脫苯塔布置在專用框架內(nèi)。對于,中型廠,泵的檢修宜采用雙軌吊車。4),塔徑大于5米者,其凈距離一般采用塔徑的一半。塔區(qū)中各塔按工藝順序排成一行。E,含酚≦%。;3)入管式爐煤氣壓力≧250 mmH2O;4)出管式爐過熱蒸汽主管壓力(表)≧250 mmH2O;5)管式爐富油出口壓力(表)≦178。洗苯塔阻力≯100 mmH2O三、脫苯工藝溫度控制指標:1)貧富油換熱器富油出口溫度110130℃;2)入洗苯塔富油溫度180190℃;3)分縮器頂部油氣溫度9093℃;4)冷凝冷卻器后粗苯溫度2030℃;5)再生器頂部溫度180℃;6)再生器底部溫度200℃;7)進再生器直接蒸汽溫度400450℃;8)貧油冷卻器出溫度2730℃;高于煤氣2——7℃;9)脫被呢塔頂部溫度170180℃;底部溫度150180℃;10)管式爐輻射溫度700℃;煙囪溫度200℃ 壓力控制指標:1)脫苯塔底部壓力(表)≦178。其性能如下:型 號100Y60B電機功率17KW流 量79 允許汽蝕余量揚 程38m葉輪出口寬度轉(zhuǎn) 速2950r/min葉輪直徑184mm功 率65%許用應力軸功率重量150㎏5 工藝說明一、終冷洗萘工藝煤氣入橫管終冷塔溫度5056℃塔后煤氣溫度21℃循環(huán)輕質(zhì)焦油溫度2527℃冷卻水出口溫度≯37℃輕質(zhì)焦油循環(huán)量為50m179。℃,則所需換熱面積:F===㎡ 查《化工工藝設計手冊》P4364,螺旋板式換熱器(JB/T472392),選用型號如下的換熱器1臺PNMPaPN㎡DNmmBmmδmmHMF㎡VdnmmLtmF㎡Dmm≤50100014150300 冷凝冷卻器的計算根據(jù)《焦化設計參考資料》,冷凝冷卻器的面積為: F=180103=㎡式中 180—設計定額㎡/(T180℃)根據(jù)《化工原理》,選用浮頭式列管換熱器,其特性參數(shù)如下:公稱直徑mm公稱面積管長mm篩子尺寸管子總數(shù)管程數(shù)管子排列500656000φ25251242◇ 管道計算(一)煤氣管徑計算按終冷后煤氣(包括苯萘等)量計算則煤氣量:V=設煤氣流速為12m/s,則管徑 D== 根據(jù)《化工設備設計基礎》,選用煤氣管道的直徑規(guī)格為Φ6009mm(二)貧油管路計算 富油體積流量為=,則貧油管管徑D== 根據(jù)實際情況,富油管管徑可選用Φ804的無縫鋼管。=㎡選型: 在貧富油換熱器內(nèi),貧富油逆向流動,℃。根據(jù)《化工工藝設計手冊》上冊中螺旋板油油換熱器的設計定額,取換熱系數(shù)K=155Kcal/㎡ 熱量衡算:(1)帶入熱量Q: ①富油在60℃時帶入熱量: Q=(++)608 =、—洗油、粗苯、水在60℃的比熱,kcal/kg設在再生器內(nèi)粗苯全部蒸發(fā),則洗油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為:L=22218/(160)=將上述各值代入公式,得各組分蒸發(fā)率為:萘 =洗油 從再生器進入脫苯塔的氣體數(shù)量如下:洗油 += Kg/h萘 + = Kg/h粗苯 += Kg/h+= Kg/h從再生器排出殘渣數(shù)量如下:洗油 ()= Kg/h萘 (= Kg/h,則每小時180℃前粗苯排出殘渣量為:10=再生器頂部氣體溫度為240℃,其直徑計算如下:經(jīng)過再生器頂部的氣體流量:V== Nm/h,則直徑為D=取D=1200mm的塔徑,此再生器規(guī)格為:直徑(mm)全高 (mm)塔 板形式 板數(shù)加熱面積(㎡)重 量設備 操作所用流程12007000篩板3管式爐脫苯 脫苯塔計算(1) 提餾段:提餾段塔板數(shù)n=10,精餾段n=2,脫苯塔底壓力為970mmHg,塔底貧油溫度為178℃, mmHg,則組分的平衡常數(shù)為:萘 =洗油 =105/970=,進入脫苯塔內(nèi)富油液相量如下:洗油 = Kg/h萘 = Kg/h粗苯 。h, 對流段加熱強度為5000 Kcal/㎡℃水帶入熱量:=水量比熱溫度 =125= KcaL/h℃下的比熱,KcaL/Kg180℃時各種組分的飽和蒸汽壓(mmHg)分別為:苯:7668;甲苯:3875;萘:295;溶劑油:1100;洗油:110。則:填料總體積:V== 故填料高度為:h===因此洗苯塔可分為4層填料,每層高度為2m,,煤氣出口段高2m,洗苯塔底部油槽高為5m,,再加上附加高度全塔可取25m的總高度。h,本設計取=,㎡/Nm+++,mmHg,說明:Pb180。組間距取60mm,則一個管箱高度為:506+60+322=424mm,箱間距取200mm。SSSk;導熱系數(shù):=S計算依據(jù):煤氣密度 產(chǎn)率 (占裝煤量) % 密度 苯回收率(占干煤重量) %洗苯塔后煤氣含苯 2g/粗苯蒸汽密度 kg/硫銨工段來煤氣溫度/飽和溫度:56/50℃終冷溫度:22℃炭化室有效容積: 結(jié)焦時間(周轉(zhuǎn)周期):12小時根據(jù)公式:G煤=nNV炭化室γ干煤/t (t/h)裝爐干煤量:G煤=2225式中:n—每個焦爐組的焦爐個數(shù);N—每座焦爐的炭化室孔數(shù);V炭化室—炭化室有效容積,m3;γ干煤—干煤堆積密度,t/m3 ( t/m3) ;t—周轉(zhuǎn)時間干煤氣體積產(chǎn)量(V煤氣,Nm3/h):G煤V煤氣=345=干煤氣質(zhì)量產(chǎn)量(G煤氣,kg/h):V煤氣γ煤氣==㎏/h 煤氣中含量 G= G產(chǎn)率=%=63kg/hV=G/=63/= 煤氣中粗苯含量G=G粗苯的回收率+ V塔后煤氣含苯量 =1000 %+108672/1000=321kg/hV =G/=321/=上述三種氣體流量之和V=++= /h= kg/h 塔前煤氣中水蒸氣量(Gkg/h和V/h)塔前煤氣溫度T=56℃,露點T=50℃,露點下水蒸汽壓力p= =12300pa , 煤氣絕對總壓力=大氣壓+煤氣壓力=(10333+1000)=113663 pa ===G =V18/= 塔后煤氣中水蒸汽量(Gkg/h和V/h)塔后煤氣溫度T=22℃,露點T=22℃,露點下水蒸汽壓力p=2984pa 塔后煤氣絕對總壓力p=大氣壓+塔后煤氣壓力 =(10333+900)=112630pa === G= V18/= 熱量衡算帶入熱量Q入:(1)干煤氣帶入熱量:q= V干煤氣在56℃下的焓 ==(1) H2S帶入熱量:q 2 =G H2SH2S在塔前溫度下的比熱塔前溫度 =6356= KJ/h(3) 粗苯帶入熱量:q3=G 粗苯i,kJ/h ;i=(103+ct)式中:c=(+ t)/M M––粗苯平均分子量, t––煤氣塔前溫度,℃則:c=(+)/M=(+56)/=℃i=(103+56)=q3== KJ/h(4)水蒸氣帶入熱量:q= G水蒸氣塔前溫度下的焓 == KJ/h故帶入熱量:Q入=q1+q2+q3+q4 =+++ =帶出熱量Q出:(1)干煤氣帶出熱量:q= V干煤氣在22℃下的焓 == (2)帶出熱量 :q= G在塔前溫度下的比熱塔前溫度 =6322=(3) 粗苯帶出熱量:q= Gi,KJ/h;i=(103+ct)c=(+)/M=℃i=(103+22)===(4)水蒸氣帶出熱量:q= G水蒸氣塔前溫度下的焓 ==故帶出熱量為:Q出=q+q+q+q =+++ =煤氣從56℃降到22℃放出的熱量為: Q—Q=—= KJ/h冷卻水量:(冷卻水采用18℃的地下水出塔溫度為28℃左右)則:W=(Q—Q)/【(28—18)1000】=(—)/【(28—18)1000】= 傳熱系數(shù)的計算: K=(1)是由煤氣至管外璧的對流傳熱系數(shù) J/㎡不銹鋼大()12(有時2)1005006T/160m178。h鑒于以上優(yōu)點,本設計選用螺旋板換熱器作為貧油冷卻器。它能自行清除污垢。該設備可進行逆流,并流和錯流操作,其總傳熱系數(shù)約為列管式換熱器的三倍左右。國內(nèi)應用較多的是浮頭管殼式貧油冷卻器。雖然浮閥塔具有很多優(yōu)點,但因其防腐較差,操作不易穩(wěn)定,故選用條形泡罩塔作為本設計的脫苯塔。而且板上液流遇到的阻力大,致使液面落差大,氣體分布不均勻,也影響了板效率的提高。/m179。/m179。根據(jù)以上的論述,本設計采用塑料花環(huán)填料洗苯塔。但難于制造,價格昂貴。因此在一些國家里,木格填料塔已被新型高效填料塔取代。填料洗苯塔是應用較早,較廣的一種塔。(孔板塔)板式塔主要有穿流式篩板塔??諊娝话銥槎喽螄姙ⅲ慷蜗虏烤O有煤氣分布器,相鄰兩段設有煤氣通過的錐性散罩,底部設有許多個噴嘴組成的洗油噴灑裝置,其上設有備用的中央噴嘴,從頂部灑下來的洗油經(jīng)降液管引到下段。橫管終冷噴灑輕質(zhì)焦油洗萘工藝使用橫管終冷洗萘塔。煤氣終冷和熱焦油洗萘工藝使用帶焦油洗萘器的煤氣終冷塔(篩板塔)。器頂排出溫度為190200℃的水汽,油汽與粗苯汽一起進入脫苯塔,再生器底部殘渣定期排放。輕、重分縮器進一步分離,分離水送至酚水井。熱貧油從脫苯塔底部靠液位差送汝貧富油換熱器,被冷卻到75℃左右,再流回塔底油槽。當塔底油槽液位降低時,用貧油泵從新鮮洗油槽中抽新洗油補充,以維持液位穩(wěn)定。在塔內(nèi)與逆流流動的洗油接觸后,出塔煤氣中含苯族烴低于2克/標米179。18℃冷凝水由塔下部橫管冷卻器進入,向上經(jīng)串聯(lián)著的歌橫管器與塔內(nèi)循環(huán)油,煤氣間接換熱升溫后由塔的上部外排。由終冷塔下來的輕質(zhì)焦油經(jīng)過U型管自流入塔底循環(huán)油槽。主要詳述工藝流程,生產(chǎn)操作規(guī)程及控制的技術(shù)指標。再生器底部的殘渣油可靠設備內(nèi)的蒸汽壓力間歇或連續(xù)排至殘渣油槽。由于兩苯塔塔頂溫度較低,有水蒸汽冷凝下來,為了引出兩苯塔內(nèi)的冷凝水,分別從塔的上部和下部的既定塔板引出液體到相應的油水分離器,分離出水后的油再返回塔內(nèi)引出板的下層。從脫苯塔頂部出來的粗苯、輕質(zhì)洗油蒸汽和水蒸氣進入分縮器,進行部分冷凝,大部分洗油蒸汽和部分水蒸氣被冷凝下來,形成輕重分縮油,分別進入分離器與水分離后兌入富油中。脫苯工藝有很多種,我國焦化廠均采用水蒸氣蒸餾法脫苯。此外在洗苯過程中生成的難容油渣容易堵塞換熱設備,含有油渣的洗油與水容易形成乳濁液,影響正常操作。目前國內(nèi)使用的石油洗油為輕柴油,與焦油洗油比較耗量低、油水分離容易,具有較高的穩(wěn)定性,長期使用其物理化學性質(zhì)幾乎不變。各洗苯塔底部為洗油接受槽,用鋼板與煤氣隔開。煤氣經(jīng)最終冷卻至25℃左右后,首先進入第一臺洗苯塔的底部,從塔頂導出,再依次經(jīng)過
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