年產(chǎn)160萬噸焦炭焦化廠粗苯回收工藝畢業(yè)設(shè)計

1、年產(chǎn)160萬噸焦炭焦化廠粗苯回收工藝摘要苯族烴是寶貴的化工原料，隨著原油價格的不斷增長，粗苯的價格也在不斷增長，而焦炭價格穩(wěn)中有降，因此各焦化企業(yè)對焦?fàn)t煤氣中苯的回收更加重視，粗苯的銷售已成為一些企業(yè)的主要經(jīng)濟(jì)利潤來源。焦化廠的粗苯回收工藝主要包括洗苯和脫苯。洗苯塔是填料吸收塔，脫苯塔是板式精餾塔。板式塔為篩板塔，主要參數(shù)為，塔高20米，塔徑2米，篩孔數(shù)目12371，開孔率10.1%。輔助設(shè)備主要包括：冷凝器、預(yù)熱器,其中冷凝器采用全凝器。塔附件主要有：接管、群座、人孔。其中進(jìn)料管采用直管進(jìn)料管；回流管采用直流回流；裙座采用圓角形，由于裙座內(nèi)徑約800mm,取裙座厚度16mm，考慮到使用再沸器

2、裙座高度取2m。根據(jù)所得數(shù)據(jù)，繪制篩板式板式塔的CAD圖，溢流裝置畫出放大剖面圖，塔頂塔底和人孔部位局部放大。關(guān)鍵詞160萬噸粗苯回收板式塔設(shè)備參數(shù)CAD圖外文頁TheTechnologyProcessofCrudeBenzeneRecoveryin1.6milliontonscokeplanteveryyearSongJierandirectedbyWangAibingAbstractAromatichydrocarbonisanimportantkindofchemicalrawmaterials.Theprieceofoilandcrudebenzeneisgrowing,butthep

3、riceofcoalisdiscreasing.Socokingenterprisetopaysmoreattentiontotherecoveryofbenzene,crudebenzenesaleshasbecomethemaineconomicprofitsinsomeenterprises.CokescrudebenzenerecoveryprocessmainlyincludebenzenewashingandremovingThewashingbenzenetowerisanabsorptiontower,andremovingbenzenetowerisaplatecolumn.

4、Whiletheplatecolumnisasieve-platecolumn.Themainparametersforsieve-platecolumnisthattheheightofthetoweris20metres,thewidthofthetoweris2meters,thenumberofsieveholeis12371,theopeningrateofsieve-platecolumnis10.1%.Subsidiaryequipmentmianincludes:condenser,andpreheater,whilethecondenseradoptswholecoagula

5、tiondevice.Theaccessoriesofsieve-platecolumnmainlyincludes:takeover,crowdsubside,manholes.Whilethechannelofanticipateisastraightconduit,.thebackwardflowconduitisdirectcurrentbackwardflow;thecrowdsubsideisroundshape,becauseofcrowdsubsidediameter,is800mm,takingthethicknessofcrowdsubsideis16mm,consider

6、usingtheagainboilinginstallationtheheightofcrowdsubsideis2metres.Accordingtothedata,drawtheCADofsieve-platecolumn,drowtheenlargesectionalpictureofoverflowinstallation,andpaintthepartenlargesectionalchartof.manholesKeywords160tons，crudebenzenerecovery，platetower，equipmentparameter，CAD目錄TOC o 1-5 h z摘

7、要I HYPERLINK l bookmark26 總論1粗苯回收概述1粗苯的性質(zhì)1設(shè)計任務(wù)、條件和要求1綜述22.1粗苯工藝流程簡述22.2影響粗苯回收的因素2前景展望3 HYPERLINK l bookmark28 粗苯生產(chǎn)工藝流程3粗苯工藝的基本原理3工藝流程5主要設(shè)備的工藝計算和選型8 HYPERLINK l bookmark30 計算說明書10計算條件10 HYPERLINK l bookmark42 精餾塔的物料衡算10塔板數(shù)的確定114.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的的計算144.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算164.6塔板主要工藝尺寸的計算174.7篩板的流體力學(xué)驗算194.8

8、塔負(fù)荷性能圖214.9篩板塔的計算結(jié)果25 HYPERLINK l bookmark158 結(jié)論27 HYPERLINK l bookmark160 6塔體結(jié)構(gòu)及附屬設(shè)備的設(shè)計27冷凝器選擇:27接管28裙座28人孔29 HYPERLINK l bookmark168 設(shè)計方案和廠區(qū)布置297.1粗苯工藝的廠區(qū)布置圖297.2操作崗位的確定及崗位定員31防火防爆和采暖通風(fēng)32供氣和給排水32 HYPERLINK l bookmark170 三廢的處理及環(huán)境的保護(hù)33環(huán)境保護(hù)概述33煤化工生產(chǎn)中的主要污染物33煤化工污水的處理348.4煤化工煙塵和廢氣的處理35焦化廢渣的處理方法35設(shè)計體會和收

9、獲35參考文獻(xiàn)36致謝371總論1.1粗苯回收概述煤在煉焦的過程中，除有75左右轉(zhuǎn)變?yōu)榻固客?，還有25左右生成各種化學(xué)產(chǎn)品和煤氣。每煉It焦炭，約可以產(chǎn)生430m。左右的煤氣，荒煤氣經(jīng)過冷卻和各種回收系統(tǒng)處理后可以提取煤焦油、氨、萘、硫化氫、氰化氫及粗苯等化學(xué)品并得到凈焦?fàn)t煤氣。以年產(chǎn)焦炭160萬t的企業(yè)來說，每年可回收粗苯約160001,苯族烴是寶貴的化工原料，焦?fàn)t煤氣中一般含苯族烴在2540g/Nm之間。粗苯是各焦化企業(yè)回收的主要對象，隨著原油價格的不斷增長，粗苯的價格也在不斷增長，而焦炭價格穩(wěn)中有降，因此各焦化企業(yè)對焦?fàn)t煤氣中苯的回收更加重視，粗苯的銷售已成為一些企業(yè)的主要經(jīng)濟(jì)利潤來源。

10、3-5可見，粗苯的有效回收在企業(yè)增加利潤的意義上顯得尤為重大。1.2粗苯的性質(zhì)粗苯是多種芳烴族和和其它多種碳?xì)浠衔锝M成的復(fù)雜混合物，粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等。此外，還含有一些不飽和化合物，硫化物及少量的酚類和吡啶堿類。在用洗油回收煤氣中的苯族烴時，則尚有少量輕質(zhì)餾分摻雜在其中。粗苯是談黃色的透明液體，比水輕，不溶于水。在貯存時，由于輕質(zhì)不飽和化合物的氧化和聚合所形成的樹脂狀物質(zhì)能溶于粗苯使其著色并很快地變暗。在常溫下，粗苯的比重是0.820.92kg/L。粗苯是易燃易爆物質(zhì)，閃點12C.粗苯蒸氣在空中的濃度達(dá)到1.47.5%（體積）范圍內(nèi)時，及形成爆炸性的混合物。粗苯的組成

11、取決于煉焦配煤的組成及煉焦產(chǎn)物在碳化室內(nèi)熱解程度，粗苯各組分的平均含量見表1-11.3設(shè)計任務(wù)、條件和要求（1）設(shè)計任務(wù)本設(shè)計是160萬t/a焦化廠粗苯回收工段的工藝設(shè)計。（2）設(shè)計要求本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油經(jīng)脫苯塔蒸餾，得到粗苯，粗苯產(chǎn)品的質(zhì)量指標(biāo)。表1-1粗苯各組分的平均含量組分分子式含量備注苯CH665575甲苯CHCH6531122二甲苯CH(CH)6522.56同分異構(gòu)體及乙基苯三甲苯和乙基甲苯CH(CH)65312同分異構(gòu)體總和不飽和化合物，其中：CHCHCH25643712環(huán)戊二烯CH560.61.0苯乙烯CHCHCH6520.51.0苯并呋喃CHO861.02.0包括同

12、系物茚CH981.52.5硫化物，其中：0.31.8按硫計二硫化碳CS20.31.4噻吩CHS440.21.6飽合物0.61.52綜述粗苯工藝流程簡述現(xiàn)階段焦化廠粗苯回收主要包括洗苯和脫苯兩個部分。煤氣進(jìn)入洗苯塔底部，與塔頂噴淋的循環(huán)洗油逆流接觸，吸收了煤氣中的粗笨的洗油被稱為富油。富油經(jīng)泵送冷凝冷卻器和貧富油換熱器換熱后送去管式加熱爐，加熱到180C后送脫苯塔，塔底來自管式爐的400C過熱蒸汽將粗苯蒸汽從塔頂帶出，洗油變成貧油，進(jìn)入塔底，貧油經(jīng)換熱器后進(jìn)入循環(huán)槽中循環(huán)使用。粗苯蒸汽從塔頂溢出后經(jīng)冷凝冷卻進(jìn)入分離器，分離出水分后經(jīng)過計量槽自動流入貯存槽，部分粗苯用回流泵送回塔頂，成品粗苯可經(jīng)泵

13、外送。影響粗苯回收的因素在現(xiàn)階段生產(chǎn)中，影響粗苯回收率的因素有：（1）配合煤揮發(fā)份的影響粗笨的產(chǎn)率取決于配合煤的揮發(fā)份和煤的變質(zhì)程度，并隨著配合煤中揮發(fā)份含量的增加而增加，配合煤揮發(fā)份增大，粗苯的產(chǎn)率也增大。同時，粗苯產(chǎn)率還隨著配煤中碳?xì)浔鹊脑黾酉鄳?yīng)提高；（2）焦?fàn)t加熱條件的影響；煉焦操作中，溫度的控制是關(guān)鍵，尤其是爐墻溫度和爐頂空間溫度。（3）循環(huán)洗油的質(zhì)量；在粗苯回收要求洗油具有較好的吸收能力，在加熱是又能使粗苯很好的分離出來，同時還應(yīng)具有足夠的化學(xué)穩(wěn)定性，即使長時間使用吸收能力也不降低，而且不能與水發(fā)生乳化作用，并易與水分離，能夠再生以保證粗苯回收能正常進(jìn)行。（4）洗油吸收溫度的影響；吸

14、收溫度是洗苯塔內(nèi)煤氣和洗油接觸的平均溫度，它取決于煤氣和洗油的溫度。一般情況下溫度低有利于苯的吸收，但是溫度過低洗油的粘度增加，影響洗油的循環(huán)量。當(dāng)吸收溫度在10以下時，會從洗油中析出沉淀物；當(dāng)吸收溫度大于30時，塔后含苯量增加，降低粗苯的回收。因此，溫度為25度為宜。（5）貧油中粗苯含量的影響；入塔中粗苯含量越高。則塔后煤氣中苯的含量越大，損失也越大。（6）富油溫度的影響（7）脫苯塔塔頂溫度的影響（8）貧油二段后溫度的影響62.3前景展望綜上所述，現(xiàn)在國內(nèi)各焦化廠所使用的粗苯的回收工藝比較成熟技術(shù)可靠效益可觀，是充分體現(xiàn)資源綜合利用的重要手段之一，也是完善，完整焦化不可分割的一部分。近年來，

15、工藝設(shè)備技術(shù)領(lǐng)域正向著高效節(jié)能化方向發(fā)展，特別是當(dāng)前粗苯銷售價格持續(xù)走高的形勢下，合理選擇粗苯回收工藝，選用合理的化工設(shè)備和管道，可有效地提高回收效率降低能耗，是資源得以合理利用，有效地保證粗苯回收裝置安全穩(wěn)定清潔高效運行，給企業(yè)帶來可觀的經(jīng)濟(jì)效益和社會效益。粗苯生產(chǎn)工藝流程粗苯工藝的基本原理洗油吸收苯族烴的基本原理用洗油吸收煤氣中的粗苯烴是物理吸收過程，服從亨利定律和道爾頓定律，當(dāng)煤氣中苯族烴的分壓大于洗油液面上苯族烴的平衡蒸氣壓時，煤氣中的苯族烴即被洗油吸收，二者差值越大，則洗收過程進(jìn)行的越容易，吸收速率也越快。目前，吸收過程的機理仍建立在被吸收組分經(jīng)穩(wěn)定的界面薄膜擴散傳遞的概念上，即液相

16、與氣相之間有相界面，假定在相界面的兩側(cè)，分別存著不呈湍流的薄膜，在氣相側(cè)的稱為氣膜，在液相側(cè)的成為液膜，擴散過程的阻力及等于氣膜和液膜的阻力之和。吸收系數(shù)大小取決于所采用的吸收劑的性質(zhì)，設(shè)備的構(gòu)造及吸收段過程進(jìn)行的條件（溫度、煤氣流速、噴淋量及壓力等）。顯然，這些因素對吸收速率也具有同樣的影響。影響苯族烴吸收的因素煤氣中的苯族烴在洗苯塔內(nèi)被吸收的程度稱為吸收率，吸收率的大小取決于以下因素：（1）吸收溫度吸收溫度是指洗苯塔內(nèi)氣液兩相接觸面積的平均溫度，它取決于煤氣和洗油的溫度，也受大氣溫度的影響。吸收溫度是通過吸收系數(shù)和吸收推動力的變化而影響吸收率的，提高的吸收溫度，可使吸收系數(shù)略有增加，但不顯

17、著，而吸收推動力卻顯著減小。對于洗油吸收煤氣中的苯族烴來說，洗油分子量及煤氣總壓的波動很小，可視為常數(shù)，而粗苯的蒸氣壓是隨溫度的變化而變化，溫度升高，粗苯的蒸氣壓力也升高，當(dāng)煤氣中的苯族烴的含量一定時，溫度愈低，洗油中與其呈平衡的粗苯含量愈高；而當(dāng)提高溫度時，洗油中與其呈平衡的粗苯含量則有較大的降低。當(dāng)入塔貧油含量一定時，洗油液面上苯族烴的蒸氣壓隨吸收溫度升高而增大，吸收推動力則隨之減小，致使洗苯后煤氣中的苯族烴含量（塔后損失）增高,粗苯的回收率降低。7因此，吸收溫度不宜過高，但也并非越低越好，在低于15C時洗油的粘度將顯著增加，使洗油輸送及其在塔內(nèi)均勻分布和自由流動均發(fā)生困難，當(dāng)洗油溫度低于

18、10C時，還可能從油中析出固體沉淀物。因此適宜的吸收溫度約25C，實際操作波動于2030C之間。另外，操作中洗油溫度應(yīng)略高于煤氣溫度，以防止煤氣中毒水氣冷凝進(jìn)入洗油中，一般規(guī)定，洗油溫度在夏季比煤氣溫度高2C左右，冬季搞4C左右。為了保證吸收溫度，煤氣進(jìn)洗苯塔前，應(yīng)在終冷期內(nèi)冷卻至2028C，循環(huán)油冷卻至小于30C.（2）洗油的吸收能力及循環(huán)量當(dāng)其他條件一定時，洗油的分子量變小，將使洗油中粗苯含量變大，即吸收得愈好，同類油劑的吸收能力與其分子量成反比。吸收劑與溶質(zhì)的分子量愈接近，則吸收得愈完全。在回收等量粗苯的情況下，如洗油的吸收能力強,使富油含苯量高,則循環(huán)洗油量也可以相應(yīng)地減少。但洗油的分

19、子量不宜過小，否則洗油中吸收過程中揮發(fā)損失較大，并且脫苯蒸餾時不易與粗苯分離。為了滿足從煤氣中回收和制取粗苯的要求，洗油應(yīng)具有如下性能：常溫下對苯族烴有良好的吸收能力，在加熱時又能使粗苯很好的分離出來。有足夠的化學(xué)穩(wěn)定性，即在長期使用中其吸收能力基本穩(wěn)定。在吸收操作溫度下，不應(yīng)析出固體沉淀物。易與水分離，且不生成乳化物。有較好的流動性，易于用泵抽送并能在填料上均勻分布。增加循環(huán)油量可降低洗油中粗苯的含量，增加氣液間的吸收推動力，從而可以提高粗苯的回收率,但循環(huán)洗油量不宜過大，以免過多增大電、蒸氣的耗量和冷卻水用量。在塔后煤氣含苯量一定的情況下，隨著吸收溫度的升高，則需要的循環(huán)洗油量隨之增加。（

20、3）貧油含苯量貧油含苯量是決定塔后煤氣含苯族烴量的主要因素之一，當(dāng)其它條件一定時，入塔貧油中的含苯量越高，則塔后損失愈大，按現(xiàn)行規(guī)定，塔后煤氣中粗苯含量不大于2g/Nm3。如進(jìn)一步降低貧油中的粗苯含量，雖然有助于降低塔后損失，但將增加脫苯蒸餾時代蒸氣耗量，使粗苯產(chǎn)品的180C前餾出率減少，并且是洗油含量增加。近年來，國外一些焦化廠，塔后煤氣含粗苯量控制在4g/Nm3左右，甚至更好，這一指標(biāo)對大型焦化廠的粗苯回收是經(jīng)濟(jì)合理的。另外，從一般粗苯粗苯和回爐煤氣中分離出來的苯族烴的性質(zhì)可以看出，由回爐煤氣中得到的苯族烴，硫含量比粗苯高3.5倍，不飽和化合物的含量高1.1倍，由于這些物質(zhì)很容易聚合，故會

21、增加粗苯的回收和精致難度，因此，塔后煤氣含苯量控制高一些也合理。（4）吸收表面積的影響為使洗油充分吸收煤氣中的苯族烴，必須使氣液兩相之間有足夠的接觸面積（即吸收面積）。填料塔的吸收面積即為塔內(nèi)填料表面積，填料表面積愈大，則煤氣與洗油接觸時間愈長，回收過程進(jìn)行的愈完全。適當(dāng)?shù)奈彰娣e即能保證一定的粗苯回收率，又使設(shè)備費和操作費經(jīng)濟(jì)合理。8（5）煤氣壓力與流速當(dāng)增大煤氣壓力時，擴散系數(shù)將隨之減少，因而使吸收系數(shù)有所降低。但隨著壓力的增加，煤氣中的苯族烴分壓將成比例地增加，使吸收推動力顯著增加，因而，吸收速率也將增加。煤氣速度的增大也可提高吸收系數(shù)，并且可以提高氣液相接觸的湍動接觸程度和提高洗苯塔的

22、生產(chǎn)能力，所以，加大煤氣速度可以強化吸收過程，但煤氣速度太大時，容易使洗苯塔阻力和霧沫夾帶量急劇增加。脫苯原理脫苯原理實際上是精餾原理，由揮發(fā)度不同的組分的混合液中精餾塔內(nèi)多次地進(jìn)行部分氣化和部分冷凝，使其分離幾乎純態(tài)的組分的過程，在精餾過程中，當(dāng)加熱互不相容的液體混合物時，如果塔內(nèi)的總壓力等于個混合組分的飽和蒸氣分壓之和時，液體開始沸騰，但從富油中蒸出粗苯，達(dá)到過苯蒸出粗苯，達(dá)到脫苯原理時，必將富油加熱到250300C，這實際上是不可行的。影響脫苯的因素脫苯塔內(nèi)的脫出率的影響因素主要有在塔底油溫下各組分的蒸氣壓；塔內(nèi)操作壓力；加料板以下的塔盤；工藝流程3.2.1粗苯工藝流程詳述經(jīng)過脫硫后的煤

23、氣進(jìn)入終冷器，溫度由45度左右降低到24度左右，進(jìn)入洗苯塔。在洗苯塔上端噴淋洗油，煤氣由下端進(jìn)入和洗油逆向接觸，洗油吸收煤氣中的苯族烴類形成富油富油首先與脫苯塔塔頂出來的粗苯蒸汽進(jìn)行一次換熱，溫度升高到60度左右，接著與脫苯塔塔底的貧油進(jìn)行第二次換熱，這次換熱也被稱作油油換熱。換熱后升溫到110度左右，然后由管式加熱爐繼續(xù)進(jìn)行加熱，溫度到達(dá)180度進(jìn)入脫苯塔，在塔內(nèi)利用精餾將不同沸點的粗苯收集?；貜拿摫剿敳砍鰜淼挠推M(jìn)入油汽換熱器及冷凝冷卻器，所得粗苯流入油水分離器。分離出水后的粗苯進(jìn)入回流槽，經(jīng)粗苯回流泵送至脫苯塔頂部作為回流用，其余的流入粗苯中間槽，用粗苯產(chǎn)品泵送往油庫工段裝車外送。在脫

24、苯塔上部設(shè)有斷塔板，將塔板積存的油和水引出，流入到脫苯塔油水分離器，將水分離后，油進(jìn)入下層塔板。脫苯塔底部采出的170C熱貧油，經(jīng)一段貧油換熱器換熱后進(jìn)入脫苯塔下部的熱貧油槽。用熱貧油泵送至二段貧富油換熱器、貧油一段冷卻器、貧油二段冷卻器，冷卻至30C后，送到終冷洗苯工段洗苯塔循環(huán)使用。10為保持穩(wěn)定的洗油質(zhì)量，同管式爐加熱后的富油管線引出1.5%的富油進(jìn)入再生器，用管式爐來的被加熱到400C的過熱蒸汽直接蒸吹再生，再生器頂部出來的汽體進(jìn)入脫苯塔下部，再生器底部排出的殘渣定期排放至殘渣槽，用泵送到油庫工段的焦油貯槽。11粗苯油水分離器、脫苯塔油水分離器分離出來的水進(jìn)入控制分離器，進(jìn)一步將油水分

25、離。分離出來的油流入油放空槽，用液下泵送到富油槽，分離出來的水流入水放空槽，用液下泵送到冷凝鼓風(fēng)工段。粗苯質(zhì)量的好壞以蒸餾時180C前蒸餾出量的百分?jǐn)?shù)來確定，粗苯的沸點范圍是75200C，若180C前溜出量越多，粗苯質(zhì)量越好；若在180C后的溜出物則為溶劑油。3.2.2洗苯工藝目前洗苯工藝的回收方法主要有洗油吸收法；吸附法；凝結(jié)法。焦油洗油是高溫煤焦油中230-300C的餾分，容易得到，所以設(shè)計中應(yīng)用焦油洗油。3.2.3洗苯工藝流程（1）用焦油洗油回收粗苯,生產(chǎn)流程見圖3-1。煤氣經(jīng)最終冷卻到2527C后，進(jìn)入洗苯塔。塔前的煤氣含粗苯3240克/標(biāo)m3,塔后的煤氣中含粗苯低于2克/標(biāo)m3。1-

26、填料洗苯塔2-富油泵3-貧油中間槽4-貧油冷卻器圖3-1洗苯工藝流程圖從脫苯工序來的貧油，含苯0.20.4%，進(jìn)入貧油槽，用貧油泵進(jìn)入洗苯塔頂部，從塔頂噴淋而下，含苯量增至2.5%左右。用富油泵將富油從塔底抽出，送往脫苯工序。脫苯后的貧油送回貧油槽循環(huán)使用。3.2.4脫苯工藝由洗苯工序過來的含苯富油需進(jìn)行脫苯。12脫苯工藝主要有蒸氣加熱法和管式爐加熱法。管式爐加熱法，即富油經(jīng)貧富油換熱器后用管式爐加熱至180200C后，在進(jìn)入脫苯塔，如圖3-2管式爐加熱的富油具有以下優(yōu)點：富油在管式爐內(nèi)加熱至180C左右，脫苯程度高，貧油中粗苯含量可降至0.1%左右，從而使粗苯的塔后損失減小，粗苯的回收率可高

27、達(dá)9597%蒸氣耗量低，每生產(chǎn)一噸180C前的粗苯耗蒸氣約11.05噸且不受蒸氣壓力波動的影響，操作穩(wěn)定。酚水含量少，蒸氣法脫苯，每噸180C前粗苯要產(chǎn)生34噸工業(yè)酚水，而管式爐法只產(chǎn)生1.05噸以下的酚水。設(shè)備費用低，蒸氣耗量顯著降低，大大縮小了冷凝冷卻和蒸餾設(shè)備的尺寸，從而使設(shè)備費用大為降低。因此，本設(shè)計選用管式爐加熱法。1-脫水塔2-管式爐3-再生器4-脫苯塔5-脫苯塔油水分離器6-油氣換熱器7-冷凝冷卻器8-富油泵9-貧富有換熱器10-貧油泵11-貧油冷卻器12-粗苯分離器13-回流槽14-控制分離器15會流泵16-粗苯槽17-萘油槽18-殘油槽19-粗苯產(chǎn)品回收泵20萘油泵21殘油泵

28、圖3-2管式爐加熱富油脫苯從脫苯塔底排出的貧油溫度比富油的預(yù)熱溫度約低35C(130140C)熱貧油流入貧富有換熱器，與富油換熱并被冷卻至110120C后，在回到脫苯塔底的熱貧油槽中，在此用用熱貧油泵送到噴淋式貧油冷卻器，冷卻至2530C后，在送往洗苯塔循環(huán)噴灑。由于洗油在循環(huán)使用的過程中質(zhì)量會變壞，為保持循環(huán)洗油的質(zhì)量，將循環(huán)油量的11.5%有富油入塔前的管路或脫苯塔加料板以下的一塊塔板處引入洗油再生器，洗油被1012kgf/cm2的間接蒸氣加熱至160180C，并用過熱直接蒸氣直接蒸吹，從再生器頂部蒸吹出來的溫度，留在再生器底部的高沸點聚合物及油渣稱為殘渣。可以靠設(shè)備內(nèi)地蒸氣壓力間歇地或連

29、續(xù)地排至殘渣油槽。從再生器排出的殘渣油，300C前的餾出量要求低于40%，若餾出量過高會大大增加洗油耗量。3.3主要設(shè)備的工藝計算和選型3.3.1粗苯工藝應(yīng)用主要的設(shè)備終冷器為橫管式冷卻器。洗苯塔為填料塔，填料一般選用比表面積大的球型和孔板波紋填料。脫苯塔為板式塔，主要有泡罩和浮閥兩種。管式加熱爐貧油再生器冷凝冷卻器設(shè)備選型（1）終端冷卻器采用逆流接觸的工藝論證焦?fàn)t煤氣流經(jīng)鼓風(fēng)機時被壓縮而獲得熱量，終冷器的作用就是轉(zhuǎn)煤氣獲得的熱量轉(zhuǎn)移掉。冷凝器中煤氣走管道，冷卻水走管間。逆流接觸使冷卻水和高溫煤氣充分接觸，使煤氣溫度最大化降低。13在煤氣進(jìn)入洗苯塔后繼續(xù)與洗油逆向接觸，此時如果溫度過高，會使洗

30、油汽化，影響洗油的吸收效率。（2）粗苯蒸汽使用分凝器的工藝論證在粗苯工藝中，粗苯蒸汽的冷卻分了兩步，第一次與富油進(jìn)行換熱，使富油升溫到60度左右，粗苯蒸汽降溫，接著使用冷卻水對粗苯蒸汽進(jìn)行第二次降溫。因為經(jīng)過第一步冷卻后粗苯的溫度過高，所以必須使用分凝器，對苯進(jìn)行兩部冷卻。見圖3-3。（3）貧油冷卻器的選型論證我國焦化廠應(yīng)用的貧油冷卻器主要有：空氣水噴淋式冷卻器、浮頭式冷卻器和螺旋板冷卻器三種，國內(nèi)應(yīng)用較多的是浮頭管殼式貧油冷卻器，今年來，螺旋板換熱器在我國焦化廠得到的廣泛采用，除可作為貧油冷卻器使用外，還可以作為貧富有換熱器、蒸氨廢水換熱器等。本設(shè)計采用螺旋板換熱器作為貧油冷卻器。（4）洗油

31、的技術(shù)要求為了滿足生產(chǎn)需要洗油應(yīng)具有以下性能，（1）常溫下對苯族烴有良好的吸收能力，加熱時又能使苯族烴能很好的分離出來；（2）具有化學(xué)穩(wěn)定性，即長期使用中其吸收能力基本穩(wěn)定；（3）在吸收操作溫度下不析出固體沉積物；（4）易與水分離，且不生成乳化物；（5）有較好的流動性，易于用泵送并能在填料上均勻分布。圖3-3冷卻器工作原理流程圖計算說明書4.1計算條件米用年產(chǎn)It焦炭為基準(zhǔn)計算，基礎(chǔ)數(shù)據(jù)如表4T表4-1原始數(shù)據(jù)產(chǎn)品精煤焦炭煤焦油凈煤氣粗苯苯t4/317/15016/751/751/125粗苯和洗油物系屬于易分離物系，分離條件如下：1、用連續(xù)精餾2、全凝器冷凝塔內(nèi)上升蒸汽3、操作回流比取最小回流

32、比的1.5倍4、原料的處理量F=0.0609kg/h5、原料液組成為0.025（苯的質(zhì)量分率，下同）6、塔頂餾出液的組成為0.9957、塔底釜液的組成為0.0058、泡點進(jìn)料q=19、脫苯塔塔頂溫度18.2110、單板壓降W0.7kPa4.2精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率洗油甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92.13k/kmol0.025/78.11苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11k/kmol乂卩二0.025/78.11+0.975/92.13-。皿乂滬0.995/78.11+0.005/92.13_*60.005/78.110.995/78.11Xw=0.005/78.11+0.995/9

33、2.13原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=0.029X78.11+(10.029)X92.13=91.27k/kmolFMD=0.996X78.11+(10.996)X92.13=78.59k/kmolMw=0.006X78.11+(10.006)X92.13=92.05k/kmol4.2.3物料衡算0.0609原料液處理量F=6.64x10-4kmol/h91.72根據(jù)公式F=D+WFxF=DxD+WxW代入數(shù)據(jù)F=6.64X10-4kmol/h,xF=0.029,xD=0.996,xW=0.006FDW聯(lián)立得：D=1.54X105kmol/hW=6.49X104kmol/h4.3塔板

34、數(shù)的確定4.3.1理論塔板數(shù)經(jīng)查閱文獻(xiàn)14,得粗苯和洗油的安托萬常數(shù)A、B、C,見表4-2表4-2安托萬常數(shù)ABC粗苯6.022321206.350220.237洗油6.078261343.943219.377利用安托萬方程Inpo-AC115,求得粗苯和洗油的PA0、PB0見表4-3表4-3不同溫度下粗苯洗油的PA0、PB0t/C80.184889296100104108110.6pA0/kPa101.3114.1128.4144.1161.3180.0200.3222.4237.7pB0/kPa39.044.550.857.865.674.283.694.0101.3P0 xP-P0P0

35、x利古用泡點方程x=午hl、露點方程y=AMl和表3-3中的數(shù)據(jù)求PP0-P0PAB得粗苯和洗油的x、y。見表4-4表4-4總壓101.3kPa下粗苯和洗油的t-x(y)關(guān)系t/C80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250根據(jù)表4-4繪制粗苯、洗油體系的相圖：圖4-1皿亦一型壺A圖4-1粗苯洗油相圖最小回流比的求算相對揮發(fā)度a=pAo/pB0同利用表3-3求得:表4-5粗苯洗油物系在某些溫度下a的值:t/C80/p>

36、0104108110.6a2.602.562.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570計算a得平均值得，a=2.43,已知xF=0.029,Fax2.43x0.029*=1+（a-1）x=1+（2.43-1）x0.029=，068minx-yDFy-xFF0.996-0.0680.068-0.029取操作回流比R=1.5r.=1.5X23.79=35.7min求精餾塔的氣液相負(fù)荷L=RD=35.7X1.54X10-4=5.50X10-4V=（R+1）D=36.7X1.54X10-4=5.65X10-4L=L

37、+F=5.50X10-4+6.64X10=1.21X10-3V=V=5.65X10-4操作線方程精餾段操作線方程為LDy=x+xd=0.973x+0.027VVDn提餾段操作線方程為LWy=“x-xW=2142x，n0007相平衡方程：Oxy=1+(a-1)x用逐板計算法計算理論塔板數(shù)：見表4-6理論塔板數(shù)N精=12N提=5精提表4-6粗苯洗油的氣液相組成x1X2x3x4x5x6x7x8x90.9900.9760.9460.8800.7560.5700.3640.2020.106V12Y3Y4Y5Y6出Y8Y90.9960.9900.9770.9470.8830.7630.5820.3810.

38、224X10 x11x12x13x14x15x16x170.0530.0360.0260.0210.0160.0110.0070.003V10YuY12Y13Y14Y15Y16y170.1300.0830.0620.0490.0380.0270.0170.0084.3.2實際塔板數(shù)的求算總塔效率的求取80.1r粗苯的卩=0.300,洗油的卩=0.315卩Av=Xi卩i=0025XO.SOO+O.975X0.35=0.354相對揮發(fā)度a=2.43aXAV=2.43X0.354=0.86查閱文獻(xiàn)19得，塔板效率E=0.52實際塔板數(shù)的計算精餾段實際塔板數(shù)N精=12/0.52=24精提餾段實際塔板數(shù)

39、N提=5/0.52=10提4.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的的計算操作壓力計算塔頂操作壓力pD=101.3+18.21=119.51kPa每層塔板的壓降厶P=0.7kPa進(jìn)料板壓力PF=119.5+0.7X24=136.31kPaF精餾段平均壓力Pm=(119.5+136.31)/2=127.914kPa操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下：塔頂溫度tD=80.1C進(jìn)料板溫度tF=109.3C精餾段平均溫度tm=(80.1+109.3)/2=94.7C平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.996,x1=

40、0.990MVdm=.996X78.11+(10.996)92.3=78.17kg/kmolMLdm=0.990X78.11+(10.990)92.3=78.25k/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由逐板計算法，相平衡方程得xF=0.029,yF=0.068MvfM=0.0602X78.11+(10.0602)92.13=91.26k/kmolMtfM=0.026X78.11+(10.026)92.13=91.77k/kmolLFM精餾段平均摩爾質(zhì)量MVM=(78.1791.26)/2=84.72k/kmolMLM=(78.2591.77)/2=85.01k/kmol4.4.4平均密度的計算I、

41、氣相平均密度的計算PmMVm127.91由理想氣體狀態(tài)方程計算，即pvm=帀丁=8.31440+273.15)=3.15k/m3II、液相平均密度的計算液相平均密度依下式計算，即1/ptm=EaipiIII、塔頂液相平均密度的計算由tD=80.1C，查手冊也得PA=820,PB=810kg/m3PLDm=0.995/820+0.005/810=819.9k/m3W、進(jìn)料板液相平均密度的計算由tF=109.3C，查手冊兇得，PA=795,PB=793k/m3F進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率0.026x78.11aA_0.026x78.11+0.974x92.13_0.0221PLFm_0.022/795+

42、0.978/793793.0k/m3精餾段液相平均密度為819.9+793.0pLm=z=806.5kg/m34.4.5液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依據(jù)下式計算，即Lm=ZXii塔頂液相平均表面張力的計算由tD=80.1C，查手冊同得OA=18.9mN/moB=19.1mN/mDABoT=0.996X18.9+0.004X19.1=18.9mN/mLm進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由tF=109.3C，查手冊囲得，。A=17.8mN/moB=18mN/mFABoLf=0.026X17.80.974X18=18.0mN/m精餾段液相平均表面張力為oLm=(18.9+18.0)/2=18.

43、45mN/mLm4.4.6液相平均黏度的計算液相平均黏度依據(jù)下式計算即IgLm=Exilgiwmax塔頂液相平均粘度的計算由tD=80.1C，查手冊也得nA=0.300mPasUB=O.355mPasDABlg卩LDm=.9961g(0.300)+0.0041g(0.355)uTD=0.300mPasLDm進(jìn)料板液相平均粘度的計算由tF=109.3C，查手冊也得，uA=0.220mPasuB=0.280mPasFABlguLFm=0.026lg(0.220)0.974lg(0.280)uLFm=0.278mPas精餾段液相平均粘度為0.300+0.278片=0.289mPasLm24.5精餾塔

44、的塔體工藝尺寸計算4.5.1塔徑的計算精餾段的氣液相體積流率為(代入年產(chǎn)量160萬噸)VMvm3600pvm904x84.723600 x3.54=6.01m3/sLMlmLs=3600pIm880 x85.013600 x806.5=0.026m3/s查表求C20,圖中的橫坐標(biāo)是LhrpT0.026x3600806.5=xVhpv6.01x36003.54查表氐得C20=0.1217C=0.12X()0.2=0.11820取板間距HT=0.6，板上液層高度hL=0.06m,則HThL=0.60.06=0.54m:pl-pv-806.5一3.54u=C=0.118J=1.78m/smaxpv.

45、3.54則安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為=0.7X1.78=1.246m/su=0.7uD=：=2.48m.兀卩丫兀x1.246由于塔徑太大故需要分塔生產(chǎn)，D=吧J：兀卩丫H匹:=1.75m兀x1.246x2按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=2m塔的截面積為兀A=D2=3.14m214實際空塔氣速為6.01096M=0.96m/s2x3.144.5.2精餾塔有效高度的計算27.29精餾塔有效高度為Z=(N1)HT=(241)X0.6=13.8m精精提餾段的有效高度為Z=(N1)HT=(101)X0.6=5.4m提提在進(jìn)料板上方開一個人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度是Z=Z+Z+0.8=13.8+5

46、.4+0.8=20m精提4.6塔板主要工藝尺寸的計算4.6.1.溢流裝置的計算因塔徑D=2.0m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下:堰長lw取1=0.66D=0.66X2=1.32mw(2)溢流堰高度hw由h=h-hwLow選用平直堰，堰上高度h由式h=壽0E()2/3計算，近似取E=1,則owow1000lhow=誥E(卜)2/3=w竺xix(0.。13x360010001.32)2/3=0.031m取板上清液層高度h=60mmL故h=0.06-0.031=0.029mw弓形降液管寬度匕和截面積Al由D=0.66Wd=0.124DA查圖“弓形降液管的參數(shù)”，得子=0.07

47、22At故A,=0.0722x3.14=0.227m2Wd=0.124D=0.124x2=0.248m3600AH依式0=fT35驗算液體在降液管中停留時間，即3600AH3600 x0.227x0.60=f匚=10.485sL0.013x3600h故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度h07Lh=h036001uw0取u0=0.25m/s=0.039m則h=0.013x36003600 x1.32x0.25由于hh以保證液體由降液管流出時不受到很大阻力。選用凹形w0w0受液盤，深度h=50mm.w4.6.2塔板布置（1）塔板的分塊因D800mm，故塔板采用分塊式。查表“塔板分塊數(shù)”塔板分塊為5塊。

48、2）邊緣區(qū)寬度確定取W=W=0.065m,W=0.035masc開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按式A=2(x.r2-x2+sin-1)a180r其中x=-(W+W)=-(0.248+0.065)=0.687m2ds2r=-W=-0.035=0.965m2c2故Aj。689652-時十165-1膘=24im24）篩孔計算及其排列5mm。本例所處理的物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3d=3x5=15mm0篩孔數(shù)目n為n=竺生=MX241=12371個120.0152開孔率為0=0.907（牛）2=。沏膘）2=101%氣體通過閥孔的氣速為6.01Vu

49、=a=12.35m/s0A0.101x2x2.4104.7篩板的流體力學(xué)驗算塔板壓降1）干板阻力h計算cuP干板阻力h由式h=0.051()2(-)計算cccP0L3.54806.5)=0.057m液柱由芻=3=I，查干篩孔的流量系數(shù)圖得C0=0.772故h=0.051(0772)2(c0.7722)氣體通過液層的阻力hf計算h=BhfLu二s二二1.032m/saAA2x(3.14-0.227丿TfF二up二1.032x：3.54二1.94Kg2/(s.m2)0av查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得B=0.5故h=Bh=B(h+h)=0.5x(0.029+0.031)=0.03m液柱fLwow(3)液體表面

50、張力的阻力h計算o液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由o4x18.45x103806.5x9.81x0.005氣體通過每層塔板的液柱高度h可按下式計算，即ph=h+h+hpcfoh=0.057+0.03+0.0019=0.088m液柱p氣體氣體通過每層塔板的壓降為AP=hpg=0.088x806.5x9.81=696.2p0.7KpappLa液面落差對于篩板塔，液面落差很小，并且本例的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶5.7x106ue=(a)3.2液沫夾帶量由式voLHThf計算，h=2.5h=2.5x0.06=0.15fLs故eUO：x(鳥塔嚴(yán)0.0044Kg液/Kg氣0.1Kg液

51、/Kg氣v18.45x10-30.6一0.15故在本設(shè)計中液沫夾帶量e在允許的范圍內(nèi)。v漏液對篩板塔，漏液點氣速u可由式u0,min0,min4.4CL5u5.4980.min故在本設(shè)計中無明顯漏液。液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛降液管內(nèi)液層高度h應(yīng)服從Hd80.1oC(飽和液)冷卻水溫度：20oC35oC逆流操作：=60.1oCAt?=45.1oCAtAtAt二12mAtlniAt260.1-45.1160.1ln45.1二52.24C杳得r=393.7kj/kg,r=363kj/kgABr=0.995x393.9+0.005x363=393.7kj/kgA=QKAtm393.7x556x10-4x

52、7&17x8x105=44.78m22926x52.24Q393.7x5.56x10-4x78.17x8x105m=cAt4.2x15=108.65t/h設(shè)備型號：G500I-16-40公稱直徑（mm）公稱壓力（PN/mPa）管理數(shù)4504.001管根數(shù)換熱管長度換熱面積1352000mm20.16.2接管進(jìn)料管進(jìn)料管采用直進(jìn)料管，管徑計算如下取u=1.6m/sF=（L+L）/2二0.013m3/sS1S2查標(biāo)準(zhǔn)系列選取076x4ALF=102mm兀uF塔頂蒸汽出口管常壓操作直管出氣，蒸氣流速1220m/s.取uv-20m/s14Vsd=j=437mmV、兀務(wù)查標(biāo)準(zhǔn)系列選取0530 x96.2

53、.3回流管管徑采用直管自回流，u取0.20.5m/s。14Ls取u=0.3m/sd=74mmRR粗u*R查標(biāo)準(zhǔn)系列選取089x66.2.4塔釜出料液管為節(jié)省物料采用循環(huán)式再沸器取u=1.6m/sd=W=76mmWW飛兀uW5.2.5塔底至再沸器的接管管徑查標(biāo)準(zhǔn)系列選取089x4alS2=41.9mm兀uIL6.2.6再沸器返塔連接管管徑取UL=1.4m/sdL=查標(biāo)準(zhǔn)系列選取057x3.5取u=15m/sb14V7d=341mm查標(biāo)準(zhǔn)系列選取0377x10b兀u*b6.3裙座采用圓角形。由于裙座內(nèi)徑約800mm，取裙座厚度16mm,考慮到使用再沸器，裙座高度取2m。人孔塔徑兩米的塔，采用人孔，

54、在處理清潔物料時每隔6-8塊板設(shè)置一個人孔，選用圓形人孔，規(guī)格為D500mm,凡是開人孔的地方，塔板間距應(yīng)大于或等于600mm.在塔頂、進(jìn)料板、塔底處隔開一個人孔，裙座上開兩個人孔。設(shè)計方案和廠區(qū)布置7.1粗苯工藝的廠區(qū)布置圖本設(shè)計工段的主要設(shè)備與塔、管式爐、換熱器、貯槽及泵，生產(chǎn)中的產(chǎn)品是粗苯，屬于易燃易爆品，根據(jù)設(shè)計防火規(guī)范該工藝屬于甲類生生產(chǎn)，在布置中應(yīng)考慮防火措施。布置原則根據(jù)生產(chǎn)工藝的特點，設(shè)備的布置應(yīng)符合下列要求：（1）多個塔可按流程順序布置，也可根據(jù)具體條件布置并盡可能處于同一中心線上；（2）塔與塔之間的凈距離應(yīng)不小于2.5米，塔徑大于5米時，其凈距離一般采用塔徑的一半；（3）踏

55、上設(shè)置連通的操作平臺，既便于操作又起到結(jié)構(gòu)上互相加強作用，從塔底到塔頂設(shè)帶斜梯的操作臺；（4）大塔塔頂需設(shè)置吊柱，以吊起懸掛人孔蓋，便于塔底檢修；（5）換熱器按流程成組安裝，與其它設(shè)備之間至少要留出lm水平距離；（6）泵多數(shù)安裝在抽吸設(shè)備附近，盡可能集中布置，產(chǎn)品泵單獨布置產(chǎn)品泵房內(nèi)，配以防爆型電機；（7）塔區(qū)與泵房之間凈距離不少于5m；（8）分凝器和冷凝冷卻器，蒸餾平臺之間宜用梯子和平臺相連通，以方便操作；（9）管式爐作為明火設(shè)備，應(yīng)盡可能遠(yuǎn)離廠房和油槽，一般應(yīng)保持不小于20m的凈距離；（10）洗滌和蒸餾部分應(yīng)設(shè)集中的儀表室，并單獨布置，當(dāng)與泵房布置在一起時，應(yīng)考慮通風(fēng)和采光；（11）鑄鐵脫

56、苯塔布置專用框架中，脫苯塔底部貧油出口標(biāo)高不低于1Om；（12）再生器底部標(biāo)高應(yīng)不低于1.2m；（13）室外管道應(yīng)盡量避免沿地面鋪設(shè)，布置管道的地溝應(yīng)考慮排水。7.1.2工藝布置詳述從整個工段來講，根據(jù)風(fēng)向，以及工段具體情況進(jìn)行布置的，工藝分為終冷，洗苯、廠房、換熱器、蒸餾及管式爐六部分布置，個部分位置如圖7-所示。下面分別說明各個部分的分布情況：（1）終冷部分考慮到風(fēng)向問題，就整個焦化廠的布置來說，焦?fàn)t應(yīng)設(shè)置下風(fēng)區(qū)，即應(yīng)處于西部，故終冷部分布置在西方，處于粗苯工段的西北角，煤氣走向由北向南，按流程順序，終冷部分應(yīng)設(shè)與西南角。根據(jù)布置原則，終冷塔和旋風(fēng)捕霧器由北向南排列，且不在一條中心線上。煤

57、氣管線位于終冷塔底西側(cè)，焦油貯槽位于終冷塔西邊，且在同一中心線上，輕焦油貯槽的北側(cè)為地下槽。（2）洗苯部分終冷部分的南側(cè)為洗苯部分。洗苯塔與終冷塔處于一中心線上，塔底東側(cè)是洗油槽和新洗油槽，處于同一中心線上再靠東山地下防空槽。（3）換熱器部分貧油冷卻器在地下防空槽的東邊，其底線偏北半米，再往東是貧富油換熱器，與貧油冷卻器處于同一水平線上。（4）廠房靠西側(cè)為泵房（洗苯及脫苯油泵、冷卻水泵），往東是配電室、儀表控制室、工具室、更衣室和衛(wèi)生間，再往東是產(chǎn)品泵房。5）蒸餾部分該部分位于工段的最東側(cè)。緊靠換熱器的脫苯塔，再往南依是再生器，殘渣槽，向東，由北向南依次排列著輕分縮油油水分離器，中分縮油油水分

58、離器，粗苯油水分離器和兩個控制分離器，再往東是兩個粗苯中間槽。分凝器和冷凝器處于產(chǎn)品泵房與工具室之上，其中，分縮器靠南側(cè)，二者處于同一中心線上。（6）管式爐位于工段的最南側(cè)，防止其煙灰或煤氣異味吹向控制室。本工段的工藝布置考慮了通風(fēng)、防火、防爆燈因素。采用露天布置，總體布置是符合布置原則的。7.2操作崗位的確定及崗位定員（1）崗位的確定：粗苯工段的責(zé)任有：終冷，洗苯各設(shè)備的開停工，調(diào)換及正常操作和異常情況的處理。各油槽液位的調(diào)節(jié)及新洗油的補充。向焦油工段輸送含萘高度輕質(zhì)焦油。貧富油及煤氣的取樣。蒸餾系統(tǒng)的開停工，調(diào)換及正常操作和異常情況的處理。及時檢查，調(diào)節(jié)各處的溫度，壓力是否合乎要求?？刂拼?/p>

59、苯的質(zhì)量指標(biāo)以及洗油耗量指標(biāo)，在輸送產(chǎn)品時檢查管道，閥門有無漏油。將地下槽中的油抽入系統(tǒng)。再生器的定期排渣。整個工段的所屬運轉(zhuǎn)設(shè)備及儀表的使用，維修、清掃、加油、如有損壞和故障，修復(fù)后試車和驗收。整個工段內(nèi)地清潔衛(wèi)生。根據(jù)以上責(zé)任，確定兩個崗位：洗滌崗位，負(fù)責(zé)14的職責(zé)；蒸餾崗位負(fù)責(zé)59的職責(zé)，另外，增設(shè)維修工，工段的衛(wèi)生各班交班時打掃干凈。（2）崗位定員：粗苯工段崗位定員如表7-1所示。從表中可看出，每班四人，其中一人任班長，整個工段設(shè)工段長一人，維修工兩人，共十九人。表7-1人員安排操作崗位名稱早班中班晚班夜班洗滌崗位2人2人2人2人蒸餾崗位2人2人2人2人7.3防火防爆和采暖通風(fēng)粗苯易燃

60、易爆，要求工段必須嚴(yán)禁煙火，并對電動機加以防爆。防火防爆：爆炸和火災(zāi)危險場所等級如表7-2。表7-2爆炸和火災(zāi)危險場所等級場所或設(shè)備名稱重要介質(zhì)名稱介質(zhì)操作溫度環(huán)境或場所等級終冷塔、洗苯塔煤氣、洗油2255CQ-3洗滌泵房洗油25180CQ-3產(chǎn)品泵房苯類30CQ-3室外蒸餾設(shè)備苯、洗油30200CQ-3粗苯油水分離器苯類30CQ-3粗苯貯槽苯類2030CQ-3所以應(yīng)該在易于積存苯處，設(shè)置防火防爆裝置，如阻力火器等。采暖通風(fēng)：粗苯泵房采暖溫度為10C或16C，最少換氣次數(shù)15次/時，泵房內(nèi)不得采用散熱器采暖，應(yīng)用不循環(huán)的熱風(fēng)采暖。粗苯工段的通風(fēng)設(shè)備應(yīng)用非燃材料制成，并以接地和消除靜電的措施，泵