【正文】 貧油泵、富油泵壓力升高洗苯塔噴頭堵塞，用蒸汽逐個清掃，檢查分縮器，換熱器堵塞情況，開旁通或清掃調(diào)換。如液位超過再生器苯入口，應(yīng)查明原因，調(diào)換貧油冷卻器或換熱器，洗苯系統(tǒng)阻力大終冷塔煤氣出口被萘堵塞，應(yīng)清掃終冷塔。富油進(jìn)水脫苯塔夯蒸汽溫度下降，分縮器苯蒸汽出口溫度上升，應(yīng)調(diào)節(jié)油水分離器，關(guān)小直接蒸汽，降低再生器壓力。五、不正常情況處理分縮器列管漏油分縮器色澤變化，顏色邊深，且餾分?jǐn)?shù)量多。換泵將準(zhǔn)備運轉(zhuǎn)的泵按開泵步驟啟動，同時慢慢關(guān)閉要停的泵的出口閥，待新啟動的泵出口閥開到足夠大時，將需停的泵出口閥關(guān)閉，關(guān)電動機(jī)，遠(yuǎn)進(jìn)口閥，停冷卻水，調(diào)節(jié)心啟動流量正常，開冷卻水。停水短時間停水可減少直接蒸汽量，繼續(xù)維持生產(chǎn)，停水時間長按停工處理，關(guān)富油泵，采用閉路循環(huán)。停汽半小時以上，停貧油冷卻器和分縮器冷卻水。泵工關(guān)電動設(shè)備，停電時間長按停工處理。（5）將各設(shè)備和管道的液體放凈，并蒸汽清掃，開放散管，取塔內(nèi)氣體分析合格后，放可動工檢修。（3）分縮器出口溫度降至80℃以下，停富油。停工（1）關(guān)再生器進(jìn)油閥，關(guān)貧油冷卻器水閥。富油經(jīng)分縮器，熱交換器，脫苯塔，貧油冷卻器，進(jìn)行循環(huán)。（2）脫苯塔通入蒸汽，清掃蒸餾系統(tǒng)的管道，檢查了解情況，掃完后關(guān)直接蒸汽，并將油水分離器加水至油出口。（2）設(shè)備用整齊清掃后，不應(yīng)關(guān)死放散管，以保證空氣可進(jìn)入設(shè)備，否則設(shè)備內(nèi)的水蒸汽冷卻后會造成設(shè)備內(nèi)形成負(fù)壓，吸癟設(shè)備。（6）洗油在塔底有一定液位時，啟動富油泵。同時，打開終冷塔出口閥門，然后趕閉交通閥，注意煤氣壓力變化情況，使煤氣全部通過終冷塔。（3）用蒸汽清掃終冷塔，洗苯塔旁通管中的空氣，到放散管冒泡為至，然后通煤氣將蒸汽趕出，直至做爆發(fā)試驗合格為止，每關(guān)放散管通煤氣。二、洗滌部分開、停工操作開工（1）檢查所有閥門是否符合開工要求，與調(diào)度，鼓風(fēng)得便法打扮為取得聯(lián)系，作好煤氣進(jìn)工段準(zhǔn)備。經(jīng)常注意地下槽液位，發(fā)現(xiàn)較高時，抽入系統(tǒng)，注意不要抽得太底。經(jīng)常檢查油水分離器情況，做到油不帶水，水不帶油。新洗油補(bǔ)充完畢后，閥門恢復(fù)原狀。每班取貧油油樣，逢夜班取富油樣。一、崗位操作檢查各處的溫度、壓力，及時調(diào)整符合要求，各設(shè)備要定期清掃。 整個工段的清潔衛(wèi)生。整個工段所屬運轉(zhuǎn)設(shè)備及儀表的使用，維修，清掃，加油。將地下儲槽的洗油抽入系統(tǒng)。及時檢查、調(diào)整各處的溫度、壓力是否符合要求。 向焦油工段輸送含萘高的焦油。粗苯工段的職責(zé)： 終冷洗苯塔設(shè)備的開停工，調(diào)換及正常操作和異常情況的處理。廠房廠房包括泵房，工具室，更衣室，配電室等，布置在平行或側(cè)風(fēng)向，盡量考慮到所連接的設(shè)備管線連接，泵之間的距離為2米。蒸餾部分這部分設(shè)備包括：貧油冷卻器，貧富油換熱器、脫苯塔、再生器、殘渣槽，分縮器，冷凝冷卻器，油水分離器及產(chǎn)品槽等。根據(jù)煤氣走向和塔類設(shè)備布置原則，終冷洗萘塔，洗苯塔由南至北布置在一條線上，在它們之間根據(jù)設(shè)備尺寸布置旋風(fēng)捕霧器，就近再布置各種儲槽，各設(shè)備之間的距離見平面布置圖。這就決定了洗滌部分的煤氣走向是由南至北。二、粗苯工段設(shè)備工藝布置根據(jù)徐州地區(qū)主導(dǎo)風(fēng)向（東、東北風(fēng)）和該工段易燃易爆兩特點，按照上述14條原則，考慮到焦化廠的規(guī)模，本設(shè)計為焦化廠 10000 m3/h 煤氣中粗苯回收工段，設(shè)備工藝布置的具體情況見設(shè)備平面布置圖。 14）室外管道應(yīng)盡量避免沿地面鋪設(shè)。 12）蒸餾塔框架上部宜設(shè)吊車梁，以便于脫苯塔的檢修。 11）洗滌和蒸餾部分應(yīng)設(shè)集中的儀表室，并宜單獨布置。 9）管式爐的位置應(yīng)盡可能遠(yuǎn)離廠房和油槽，一般應(yīng)保持不小于20米的距離。 7）所有管式爐換熱器的設(shè)備布置，應(yīng)考慮其檢修時有清掃管子和抽出管束的余地。6）泵房各泵布置成雙行時，兩行間凈距離不小于2米。5）連接各塔的水平煤氣管道上應(yīng)設(shè)連通的操作平臺。產(chǎn)品應(yīng)單獨布置在產(chǎn)品泵房中，配以防爆型電動機(jī)。塔區(qū)與泵房間凈距離不少于5米。2）洗滌部分包括橫管終冷塔，下苯塔，旋風(fēng)捕霧器等塔類設(shè)備。含萘≦7%，水分≦%；3）蒸餾試驗：230℃前≦15%，300℃前≧85%；4）再生器殘渣質(zhì)量：300℃前餾出兩2530%5）%6）富油含苯量23%7）塔后煤氣含萘≦179。其它控制指標(biāo)：1）℃前粗苯；2）循環(huán)洗油質(zhì)量：黏度176。6）管式爐阻力（表）2kg/cm178。低壓蒸汽壓力（表）4 kg/cm178。,頂部壓力（表）≦178。煤氣%%塔后煤氣含苯量≯2g/N m179。/h輕質(zhì)焦油洗萘阻力≮150mmH2O循環(huán)輕質(zhì)焦油含萘1014%二、洗苯工藝終冷塔后煤氣溫度21℃入洗苯塔貧油溫度273021℃ m179。 貧油泵的計算和選型泵的壓頭計算：計算依據(jù)： ，洗苯塔塔頂噴嘴高25m ，則Z=，=25m，噴頭要求壓力P=㎝=147105Pa脫苯塔底油槽與大氣相通，故P=，得：式中= 雷諾準(zhǔn)數(shù)R= 取管壁的絕對粗糙度，則，由此可查《化工原理》上冊P圖126得：取則==80/ 由《化工原理》上冊圖128查得管件的閥門當(dāng)量長度如下： 3/4開的閥門：7=；標(biāo)準(zhǔn)彎頭：510=50m==(50++12)/= 設(shè)為脫苯塔底液面處流速，由于液面大約保持不變，故取=0，為洗苯塔噴頭內(nèi)側(cè)流速，=將已知數(shù)據(jù)代入上式得：=()++(147105101325)/1050+= J/Kg 泵的軸功率：貧油量Kg/sV=則軸功率He==根據(jù)以上計算選用100Y—60B型離心油泵兩臺，一開一備。同樣，貧油管也可選Φ804的無縫鋼管，從脫苯塔底部貧油槽到貧富油換熱器的油管選用Φ2196的無縫鋼管。h因此，考慮熱膨脹的影響，選用浮頭式換熱器，查《焦化設(shè)計參考資料》P810，選型如下：公稱直徑公稱壓力管程數(shù)管長FgF規(guī)格型號凈重（㎏）㎡7001626000135135FLB7001351625250 將上述規(guī)格的兩臺浮頭式換熱器串聯(lián)， Kcal/h，℃，出來溫度為27℃，水進(jìn)口溫度為18℃，出口溫度為35℃。155247。h==℃式中——溫差調(diào)節(jié)系數(shù)?！姊跓嶝氂驮?75℃時帶入的熱量： Q=(＋)178= Kcal/h、——洗油和粗苯在178℃的比熱，kcal/kg kg/ kg/h， kg/h，洗油（含萘）；富油入口溫度60℃，出口溫度125℃。5= Kg/h共計 Kg/h則油分子數(shù)與水蒸汽分子數(shù)之比為：L=18/(160)=則洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)率：萘 =洗油 洗油與萘在提餾段的蒸發(fā)量：洗油 = Kg/h萘 = Kg/h脫苯塔精餾段的物料衡算如下： ，設(shè)在脫苯塔內(nèi)部全部蒸發(fā)，其180℃前餾出量為93%， = Kg/h，其中洗油占20% Kg/h，奈占8%， Kg/h 根據(jù)富油在脫苯塔進(jìn)口的閃蒸量，由再生器進(jìn)脫苯塔的氣體量，脫苯塔提餾段的蒸發(fā)量以及塔頂粗苯帶走油量，得到在精餾段冷凝而得到提餾段的洗油量和奈如下洗油：++= Kg/h 奈 ：（）++=73 Kg/h脫苯塔塔頂逸出的水蒸汽和粗苯流量計算如下： 塔頂壓力為870mmHg，塔頂溫度為170℃，該溫度下水的飽和蒸汽壓為5946mmHg，水全部蒸發(fā)。 Kg/h。h則輻射段加熱面積為： F==㎡對流段加熱面積為： F==㎡設(shè)管式爐加熱效率為80%，煤氣熱值為4250Kcal/m則煤氣消耗量為 ：V== Nm/h煤氣在管式爐中燃燒產(chǎn)生熱量為： Q=4250=根據(jù)《焦化設(shè)計參考資料》選熱負(fù)荷為270萬千卡/時的管式爐一臺，其各項參數(shù)如下：型號:25525Φ127/Φ127/89直徑:3442mm ，總高:19572mm，總熱負(fù)荷:270萬千卡/時 加熱面積：對流段油管60㎡， ㎡；㎡， ㎡ 設(shè)備總重：， 再生器計算 進(jìn)入再生器的富油中的各組分的蒸發(fā)率按下式計算：式中——組分蒸發(fā)率n ——提留段塔板層數(shù)K——組分平衡常數(shù)；K=——組分的飽和蒸汽壓力，mmHgP ——再生器內(nèi)總壓力，mmHgl ——油分子數(shù)與水分子數(shù)之比，；，——油量和水蒸氣量，Kg/h；，——油和水蒸氣的分子量，分別為160和18；再生器內(nèi)設(shè)7層多孔折流板，設(shè)其相當(dāng)于兩層泡罩塔板，n=2?！婀剩?＋= KcaL/h（2）粗苯蒸汽和油氣帶出熱量洗油蒸汽（含萘蒸汽）：=含萘洗油蒸汽量熱焓 =135= KcaL/h式中135—180℃含萘洗油蒸汽熱焓，KcaL/ Kg粗苯蒸汽帶出熱量：=粗苯蒸汽量熱焓 =159= KcaL/h式中159—180℃粗苯蒸汽熱焓，KcaL/ h水蒸汽帶出熱量：=水蒸汽量熱焓=677= KcaL/h 式中677—㎝180℃水蒸汽熱焓，KcaL/Kg粗苯蒸汽和油氣帶出熱量 =＋＋= KcaL/h （3）400℃過熱蒸汽帶出熱量 == KcaL/h—4Kgf/㎝400℃過熱蒸汽熱焓，KcaL/Kg（4）散熱損失 ==+ 式中 —散熱系數(shù)則：=＋＋＋=+ KcaL/h令=得：+=+得：= KcaL/h則：散熱損失=+= KcaL/h管式爐加熱面積： 供給富油的熱量：=＋－= KcaL/h 供給蒸汽的熱量：=－= KcaL/h取的95%由輻射段供給，5%由對流段供給，輻射段加熱強(qiáng)度為25000Kcal/㎡℃故帶入熱量：=++= KcaL/h(2)入管式爐水蒸氣帶入熱量:蒸餾用直接蒸汽耗量為：Ｇ＝= Kg/h 式中 —蒸餾1噸粗苯所消耗的蒸汽量，Kg/T粗苯故：== KcaL/h—4Kgf/㎝(表壓)飽和蒸汽熱焓，Kcal/h(3)管式爐加熱用煤氣供熱量為；則輸入熱量為：=＋＋=＋管式爐輸出熱量 （1）富油在180℃時帶走的熱量 洗油（含萘）：=洗油量（包括萘）比熱溫度=180= KcaL/h—含萘洗油180℃時的比熱，KcaL/ Kg℃粗苯帶入熱量：=粗苯量比熱溫度 =125= KcaL/h式中 ℃時的比熱，KcaL/Kg從管式爐出來的富油進(jìn)入脫苯塔時，閃蒸后與閃蒸前液相中各組分比率計算如下：（用試差法）苯的比率：假設(shè)=甲 苯：==二甲苯：==溶劑油：==洗 油：==萘 ：==水 ：=0閃蒸后留在液相中各組分的數(shù)量如下（包括進(jìn)入再生器的洗油量）成分Kmol/hKg/h苯甲苯二甲苯溶劑油洗油萘共計驗算： A== = =A/（A+）==與假設(shè)值=，故以上計算正確。富油量=貧油量＋粗苯產(chǎn)量＋貧油中含粗苯量 =＋＋=富油中水量=富油量 （～1%） =%= Kg/h富油中萘量=富油量5% =5%=洗油量=貧油量富油中萘量 == 則進(jìn)入脫苯工序的富油量如下： 成分Kg/hKmol/h分子量洗油160萘128苯78甲苯二甲苯106溶劑油水18共計 管式爐管式爐出口富油溫度為180℃，壓力為920mmHg。 蒸餾脫苯部分設(shè)備計算和選型計算依據(jù)：,76%= kg/h,15%=，5%=，萘溶劑油為: －－－= 貧油量W=。三種花環(huán)填料規(guī)格見下表型號填充分?jǐn)?shù) 個/m比表面積 ㎡/Nm空隙率 %容重Kg/mX32500 185 88111 Z8000 127 89 120 D3000 94 90 88由上表可查出：Z型花環(huán)的比表面積為127㎡/Nm。hD== 圓整后，取D= 式中 V—煤氣平均體積流量，Nm/S花環(huán)填料面積、用量及塔高的計算：㎡/Nm＋＋＋＝100+30+9+0= mmHg則：=％式中：P2＝760+700/= mmHg入塔貧油實際含苯量：c1＝x/n，%；n是平衡偏離系數(shù)（～）取n=則： C==%（4）出塔富油含苯量： C= C＋回收的苯量/（洗油量＋苯的回收量） =+100%/(+)=% 塔徑的確定:根據(jù)《燃料化工》1998（3）：36提供的參數(shù)，～；～㎡/Nm、 Pt、Px、Ps分別是純苯、甲苯、二甲苯、萘溶劑油的飽和蒸汽壓，可查《焦化設(shè)計參考資料》下冊，P82圖4－5－6和公式453計算。 Pb––吸苯塔22℃的粗苯飽和蒸汽壓力，mmHg； Pb＝180。 （3）計算有效管長： 塔兩側(cè)的管箱錯開半個管箱的高度，形狀如圖。（2）管箱高度查《焦化設(shè)計參考資料》采用22m的矩形水箱，每排可布35根水管，每組管束含4排，則一組共有354＝140根水管。K冷卻面積的計算： （1）求平均溫差