脱苯工段技术改进方案
洗脱苯工段的优化改造
通 现象 ， 煤气 终 冷温度 降 为 ２ ＂ ２ ＂ 煤 气 阻力 使 ５Ｃ ８ Ｃ，
上 升 至 ３５Ｐ ． ｋ ａ以上 的周 期 由原来 的 ３ ｄ延 长 至 ｄ５
ｌＯ Ｏ ｄ以上 ， 极大地稳定 了粗 苯工序 的生产 。 ２２ 新增 富油缓冲槽及浮漂式 液位计 ． 事实证 明 ，将油油换 热器 由串联改为并 联后 ， 因
１ 改 造前 的工 艺 状 况 及存 在 的 问题
１１ 工 艺 现 状 ．
作难 度大 ， 因此如何稳 定粗苯生产 、 提高粗苯 回收率 、 降低 洗油消耗成为焦化 厂的技术关键 。近年来 ， 针对 山西焦煤 集 团五麟煤 焦开 发有 限责任 公 司粗苯生 产 的现状 ， 我们对影 响粗 苯 回收率 的关键 环节进行 了分
苯 和再生 器所用蒸汽是经 管式炉加热 的过热蒸汽 ， 换 热器采用 螺旋板式换热器 。其工艺流程示 意图如 图 １
所示 。
泵
顶
图 １ 洗脱苯 工段 工艺流程示 意图
１２ 存在 的问题 ．
终冷塔 清扫次 数频 繁 ， 每月达 ６次之 多 ， 且每 次清扫
１２ １ 终冷操作 不 当 ， ． ． 煤气冷 却温度 、 阻波 动大 。 塔
析， 采取 了多项有效 的技 术措施 ， 强化相关操作 ， 并 使 粗苯 回收率得到 了大幅度 的提高 ， 取得 了较为 明显 的
效果 。
山西焦 煤集 团五麟 煤焦 开发有 限 责任公 司 的煤 气净化及 洗脱苯装置 于 ２ ０ 年投产 。 ０５ 其工艺特点是 ：
富油采用 管式 炉加热 ，循 环洗油采用热 富油再生 ， 脱
一６ — ３
解决脱苯塔底部压力高问题改造的安全措施
解决脱苯塔底部压力高问题改造的安全措施主管副总经理：
总工程师：
生产调度室：
安全管理部：
武保部：
技术管理部：
车间主任：
技术主管：
粗苯专家负责人：
编制：化产一车间
检修原因：化产一车间粗苯工段在正常生产过程中脱苯塔底部存在压力高问题（目前值约为65kpa，高时达到70kpa），制约着脱苯效果。
为消除该项隐患及进一步提高脱苯效果，经粗苯提产专家建议现需对粗苯工段脱苯塔进行改造。
具体方案及措施如下：
施工时间：
施工地点：化产车间粗苯工段
施工内容：对粗苯工段脱苯塔进行改造、加装附加设备及管路
施工负责人：
现场监护人：
安全监护人：
措施贯彻人：
施工过程中危险辨识：
施工示意图：
施工安全步骤：
1、开工前所有参加施工人员及岗位操作工必须学习本措施。
2、本次施工在粗苯工段合并检修时进行。
3、在粗苯工段停产后使用蒸汽对脱苯塔及冷凝冷却器进行置换及蒸煮。
4、按照图中所示位置进行加装盲板。
5、依照图中设计方案使用吊车完成新加油水分离器及附属管路的安装。
6、经施工负责人确认无误后，清理施工现场方可离开。
安全施工措施：
1、所有施工人员劳保用品必须穿戴齐全，严禁穿硬底鞋。
2、所有施工人员须经贯彻措施及考试、培训合格后（80分为合格），方可
进入现场进行施工。
脱苯塔压力控制改进与优化
器， 将富油再生 ， 然后进入脱苯塔内对富油进行蒸
馏脱 苯 。
３ 原因分析和解决措施
ａ ． 塔顶压 力过高。是 由于粗苯冷凝冷 却器 出 口粗苯温度控制偏低 （ ２ ５ ￣ Ｃ以下 ） 、 冷凝 冷却器 被萘等易凝结物质堵塞所致。 解决措施 ： 关停冷凝冷却器制冷用低温水 ， 用 ３ ５ ￣ Ｃ左右 的粗 苯 洗 涤冷 凝 冷 却 器 ， 然后 控 制 低 温 水的流量 ， 将 粗苯 出 口温度控制在 ２ ５— ３ Ｏ ℃之 间； 此后取得 了一定效果， 脱苯塔顶部压力有所降 低， 在３ — １ ５ ｋ Ｐ ａ 之间波动， 波动幅度、 周期几乎没
粗 苯蒸馏 工艺 流程 如 图 １ 所示。
２ 存在 的问题
系统改造并投人生产后 ， 在 生产过程 中出现 较多问题 ， 其中脱苯塔顶部压力过高 、 波动大对粗 苯生 产影 响很 大 ， 主要表 现为 ： ａ ．脱 苯 塔 塔 顶 压 力 过 高 （ ８—１ ７ ｋ Ｐ ａ ） 、 波 动 大、 呈周期性波动、 波动频率高（ 约４ 分３ ０ 秒一个 周期 ） 。而工艺要求脱苯塔顶部压力控制范围 ４
和冷凝水走新管道 ， 不凝性气体通过原管道和压 力平衡器放散管实时排 出 ， 从而完全解决脱苯塔 顶压力 波 动 问题 ； 改造 后 ， 脱苯 塔 定 压 力 降 至 ０ ． ８ ｋ Ｐ ａ 左右 ， 并且非 常稳定 ； 随后我们逐步将 冷 凝冷却器粗苯蒸汽入 口阀关小 ， 使脱苯塔顶部压 力逐步上升 ， 当阀门开度为 ４ ０ ％时 ， 塔 顶压力达
ｂ ．压力 平 衡 器 喷射 大 量 粗苯 。当 脱 苯 塔 顶 部压 力达 到最 高 时 ， 冷凝 冷 却 器 后 压力 平 衡 器 放
散管喷出大量 的苯水混合物和无色气体 ， 随后脱 苯塔顶部压力快速下降 ， 放散管停止放散时 ， 脱苯 塔顶部压力降至最低 ， 随后又逐步升至最高 ， 开始 个新 的循 环周期 。 ｃ ．对粗 苯生 产 的负 面 影 响 ： （ ａ ） 影 响 富 油脱
优化脱苯塔操作提高脱苯效率
（河北旭阳焦化有限公司，河北保定073000）由于化产二车间粗苯脱苯塔与老厂类型不同，为了摸索出适合本车间次种脱苯塔的操作方法，能使脱苯塔达到最高的效率，提高粗苯收率。
化产二车间粗苯工段自2008 年12 月投产以来，粗苯收率一直偏低，到2009 年3、4月份粗苯收率还完不成指标，脱苯塔效率不能达到设计的77%，脱苯效率不高，平均才达到70%，急需改变优化脱苯塔操作，提高脱苯效率，进而提高粗苯收率。
如何优化脱苯操作，从各个方面调整指标，使脱苯效率达到77%以上，才能完成公司制定0.82%的收率目标。
经过几次试验、分析、讨论中总结出影响脱苯效率的主要因素：1）富油入塔温度。
适当降低富油入塔温度，在保证脱苯效率的前提下，提高了洗油质量。
2）过热蒸汽温度。
提高过热蒸汽温度，能够减少蒸汽消耗，提高脱苯塔蒸馏效果。
3）直接蒸汽量。
提高直接蒸汽量，能够加快蒸馏速度，提高蒸馏效果，降低贫油含苯。
4）洗油质量。
洗油270℃前馏出量≥75%，300℃前馏出量≥90%，能够充分洗涤煤气中的苯，同时也能够与苯很好的分离。
以下分布实施改善各影响因素1 富油温度6 月份富油温度控制在180℃±2℃过热蒸汽温度250- 300℃，直接蒸汽量2.5m3/h，经过一段时间的操作后，实验得出：平均脱苯效率达到了80.5%由以上数据显示对比证明：提高蒸汽量至2.5m3/h-2.9m3/h，脱苯效率明显提高。
过热蒸汽由于不能提高到350℃以上，但是也能保证脱苯效率在77%以上。
3 洗油质量的影响5 月份循环洗油1.0m 时放渣，而且是不定期放渣不定期加油，每放一次隔得时间大约一星期左右。
5 月化验循环洗油质量：洗油270℃- 300℃前馏出量在86- 95.2 之间。
平均效率为72%而在7 月份以后改为每天放渣，再生器液位0.85m 每四天固定加一次新洗油一次40c m 使得循环洗油质量得到很大提高，调试两个月后8 月底和9 月初化验数据如下：经过以上数据计算本月平均脱苯效率为73%，完不成当初定的77%的脱苯效率。
焦炉煤气脱苯工艺的技术改造
作者 简介： 鲁建勋 （９９ ） 山西河 曲人 ， １６一 ， 大学学历 ， 师 ， 工程 研究方向为煤 化工 。
第１ 期
鲁建勋 ： 焦炉煤气脱苯工艺的技术改造
・ ７・ ５
改造前
改造后
日 期
富油含苯量／ ％
贫油含苯量／ ％
关键词 ： 焦炉煤气 ； 洗油脱苯 ； 塔盘 中图分类号 ：Ｑ ２ ．３ Ｔ ５２ ５ 文献标识码 ： Ｂ 文章编号 ： ０ — ２ Ｘ ２ １ ） １ ０ ５ — ２ １ ８ ０ １ （０ ２ ０ — ０ ６ ０ ０
焦吸 收 ， 后 将 吸 收 了 粗 苯 的 洗 油 然
却后重新回到洗苯塔循环使用 。在脱苯塔中通过蒸
馏， 贫油中含苯量越低 ， 在洗苯塔中洗苯 的效率就越 高， 目前焦化厂贫油中含苯量一般在 ０ ６ 通过洗 ． ％，
在 ０６ ．％左右 ； 循环洗油流量 的不足， 致使洗苯效果
一
般， 经洗苯塔后焦炉煤气 的含苯量在 ４ｇＮ ３人 ／ ｍ ；
洗苯塔 的循环洗 油温度在 ３ ℃左 右。因此在 现有 Ｏ 生产能力条件下将贫油 含苯量降下来 ， 并提高洗油 循环量 ， 降低人洗苯塔 的洗油温度 ， 成为提高洗脱苯
洗苯效果 ， 将煤气 中的苯含量 由 ４ｇＮ 。 ／ ｍ 降至 ２／ ｇ
Ｎ。 ｍ 以下 ， 既回收了产品， 又提高了煤气质量。 ４ 助溢 流抗堵 型塔盘对传统的脱苯塔 内填料 ） 加泡罩塔盘的技改有借鉴价值 。
（ 文文 献格式 ： 建勋 ． 炉煤 气脱苯 工艺 的技 术 本 鲁 焦 改造 ［ ］ 山东化 工 ，０２ ４ （ ）５ ５ ． Ｊ． ２ １ ，１ １ ：６— ７ ）
焦化洗脱苯系统技术改造与运行
3 洗油再生的重要性洗油质量在循环使用过程中将逐渐劣化，其比重、粘度和分子量均会增大，270℃和300℃前馏出量将逐步降低，这主要是因为洗油高分子聚合物生成并溶解在洗油中，部分轻质馏分被出塔煤气和粗苯带走所致，为了保证循环洗油质量的稳定，在生产过程中，必须对洗油进行再生排渣处理，适时补充新洗油很有必要，通过有序排查，做好洗油的再生及排渣是影响目前运行的关键因素之一，同时还需增加再生器底部排渣频次及时间，优化补充洗油操作等各项措施，尽快改善循环洗油指标。
为了保证循环洗油质量，使其有足够的洗苯能力，需将循环洗油中的高分子聚合物排出，生产操作上将循环洗油量的1%～2%引入再生器，利用过热蒸汽将洗油中的轻质蒸出，与苯气一并进入脱苯塔，而高分子聚合物残渣留在再生器内，定期排出器外，从而改善循环油质量。
4 系统存在问题及技术改造焦化脱苯及再生工艺原理为，从管式炉来的热富油进入脱苯塔上部塔板上，富油中的粗苯呈气相从塔顶逸出，精重苯和萘油分别从中部层塔盘侧线切取，贫油从塔底经热贫油泵抽出。
同时，贫油再生器器顶蒸汽及油气进入脱苯塔底部的第一块塔盘上，作为脱苯塔直接蒸汽蒸馏富油。
再生器是钢制直立圆筒体。
从热贫油泵后贫油管上引出2%～3%左右的贫油，送入再生器内，经管式炉加热的过热蒸汽直接蒸吹再生，使贫油中苯族烃溶剂油、轻质洗油全部蒸出，与水蒸气一起进入脱苯塔。
再生器底部高沸点聚合物及油渣作为残渣，定期靠器内压力外排到残渣槽，用泵送至油库单元。
主要设备包括：管式炉、再生器、脱苯塔及各类泵，参见图1。
图1 焦化脱苯及再生工艺流程图0 引言焦化厂煤气净化洗脱苯环节多采用洗油作为吸收剂，吸收焦炉煤气中的苯系物，吸收塔后的富油经蒸馏再生后循环使用。
在生产过程中，洗油的质量控制是保证洗苯效率的一个重要因素，而洗油质量的变化和洗油消耗指标又直接关系到洗脱苯的生产成本。
1 洗油的成分及指标焦化厂煤气洗脱苯所用洗油主要有两种：一是煤焦油，二是石油洗油。
焦炭焦化厂脱苯可行性分析
焦炭焦化厂脱苯可行性分析
焦炭焦化厂是炼钢厂生产焦炭的重要工艺过程，但同时也伴随着一系列的环境问题，其中包括苯的污染。
苯是焦化厂废气中的一种常见挥发性有机物，对人体健康和环境具有潜在的危害。
因此，脱除焦化厂废气中的苯成为了保障环境安全和工人健康的必要措施。
对于焦炭焦化厂脱苯技术的可行性分析，需要考虑以下几个方面：
1. 脱苯技术的成熟度：目前，针对焦化厂废气中的苯污染，已经有多种脱苯技术得到了广泛应用和验证，包括吸附法、吸附-催化燃烧法、湿式法等。
这些技术具有一定的成熟度和可行性，可以根据具体情况选择合适的技术。
2. 技术的适用性与效果：不同的脱苯技术在焦化厂废气中的应用效果和适用范围各不相同。
在选择脱苯技术时，需要根据焦化厂废气的组成、含量、排放标准等进行分析和评估。
同时，还需要考虑技术的适用性、操作难度、成本等因素。
3. 经济性的评估：脱苯技术在经济性方面也需要进行评估。
包括技术投资、运行成本、人力资源等方面的考虑。
可以通过比较脱苯技术的前期投资和后期运行成本，进行经济性综合分析。
4. 国家政策和标准的支持：脱苯技术的可行性还需要考虑国家政策和标准的支持程度。
若国家对焦化厂脱苯技术提出了相关要求和标准，对工厂的环保要求也
越来越苛刻，那么脱苯技术的可行性就会更高。
综上所述，焦炭焦化厂脱苯技术的可行性是可以得到保证的。
除了以上的技术和经济性方面的评估，还需要充分考虑工厂的具体情况和国家政策支持。
通过科学评估和合理选择脱苯技术，焦炭焦化厂可以降低废气中苯的排放量，减少对环境的污染，实现可持续发展。
戊烷油脱苯改造方案研究
第１期荆举祥等．戊烷油脱苯改造方案研究２．２改造方案２．２．１更换脱戊烷塔（方案Ｉ）由于受脱戊烷塔塔底重沸炉设计负荷的限制，只有增加塔高才有可能达到脱苯的目的。
采用ＰＲＯ／Ⅱ软件，经过模拟计算，该塔至少需要增加２０层塔板，重沸炉负荷才小于设计值。
模拟结果如表２所示。
但通过水力学核算，进料板以上塔板泛点率高达８５％，该塔已不能正常操作。
所以脱戊烷塔不但需要加高２０层塔板，原有１４层塔板也需更换为高效塔盘才能满足分离要求，同时需要改造的设备还有塔顶冷凝器和Ｃ．／Ｃ，分离塔。
衰２脱戊烷塔计算条件汇总（方案Ｉ）兰竺兰登竺：竺竺鲎竺：：兰望竺竺竺堂竺：：竺兰些兰兰翌竺竺翌！：兰显翌苎：指标９５．０１．７０１５５．０１．８０４．１４４４８７５２１５７５３５２．２．２新增脱苯塔系（方案Ⅱ）由于重整生成油产量较大，只有部分作为高标号汽油的调合组分，所以可以新增１个脱苯塔。
调合汽油需要多少脱戊烷油就加工多少，恢复脱戊烷塔原设计功能。
通过ＰＲＯ／Ｈ模拟。
新增脱苯塔的操作条件见表３，主要增加的设备见表４。
表３脱苯塔操作条件（方案ｎ）衷４主要设备汇总表（方案１１）设备名称规格数量／台脱苯塔４，２０００ｍｍｘ２４０００ｍｍ，４０块塔板回流罐ｄｇｌ６００ｍｍｘ４４００ｍｍ回流泵８０ＡＹＰ—１００（３７ｋＷ）塔底泵１００ＡＹＰ一１２０Ｂ（４５ｋＷ）塔顶冷凝器ＢＪＳ９００一１．６—２７０—６／１９—４塔底再沸器ＢＪＳｌ０００—２．５—３５０—６／１９—２脱戊烷油加热器ＢＥＳｌＯ∞一１．６—３４５—６／１９—４脱戊烷油水冷器ＢＥＳｌｏｏＯ—１．６—３４５—６／１９—４２．２．３脱戊烷塔降压操作（方案Ⅲ）随着脱戊烷塔压力的降低，不同组分之间的相对挥发度增大，分离难度减小。
所以方案Ⅲ拟通过降低脱戊烷塔的操作压力来实现脱苯的目的。
改造后，该塔功能由脱戊烷改为脱己烷。
通过模拟计算，脱戊烷塔操作压力需降至１．１ＭＰａ时，塔底重沸炉热负荷为５１９２ｋＷ。
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化工课程设计设计题目：年产 70 万 t 焦化厂配套脱 苯工段的初步改进设计 学院：化学化工学院 姓名：XXXXX 专业班级：化学工程与工艺 XXXX 班 学号：XXXXXXXX 指导老师：XXXX 教授太原理工大学课程设计目录第一章绪论………………………………………………………………21.1 导言…………………………………………………………………………….2 1.2 设计任务书…………………………………………………………………2 1.2.1 设计题目………………………………………………………………..2 1.2.2 设计条件………………………………………………………………..2 1.2.3 设计要求………………………………………………………………..2第二章脱苯工段工艺热量计算……………………………….32.1 同世达脱苯工段主要工艺路线…………………………………..3 2.2 同世达脱苯工段的主要热量衡算……………………………….5 2.2.1 关于贫一冷换热器的计算……………………………………..5 2.2.2 关于贫二冷换热器的计算……………………………………..6 2.2.3 关于苯气换热器的计算…………………………………………7 2.2.4 关于油油换热器的计算…………………………………………8 2.2.5 关于管式炉的计算…………………………………………………9 2.2.6 脱苯工段车间主要物流数据表…………………………….10第三章改进方案…………………………………………………….113.1 改进方案一……………………………………………………………….11 3.2 改进方案二……………………………………………………………….13 3.3 改进方案三……………………………………………………………….16第四章设计心得…………………………………………………….20 第五章参考文献…………………………………………………….201太原理工大学课程设计第一章、 绪论1.1 导言炼焦化学工业是煤炭综合利用的工业。
煤在炼焦时除了有 75% 左右变成焦炭外，还有 25%左右生成各种化学品及煤气，为了便于说 明将煤炭炼焦时的产品如下： （单位： g / Nm 2 ）水煤汽 250 ~ 450 焦油汽 80 ~ 120 粗苯 30 ~ 45 氨 8 ~ 16 75% 25% 焦炭 煤 荒煤气 硫化氢 6 ~ 30 其它硫化物(CS ,噻吩等) 2 ~ 2.5 2 氰化物 1.0 ~ 2.5 萘 8 ~ 12 吡啶盐基 0.4 ~ 0.6 由此看来，从荒煤气中粗苯的含量来看，回收苯是十分必要的。
粗苯主要含有苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等芳香烃，是宝贵的化 工原料。
粗苯价格受原油价格的影响，一直处于高位运行，影响着焦 化厂的经济效益，保持焦化厂粗苯回收工段的长期稳定运行，最大量 的回收粗苯，成为各焦化厂研究的重点。
从焦炉煤气中回收苯族烃采 用的方法有洗油吸收法、活性炭吸附法和深冷凝结法，其中洗油吸收 法工艺简单、经济可靠，得到广泛应用，其采用蒸汽作为蒸馏脱苯的 热源，一般每生产 1t180℃的粗苯消耗 1—1.5t 的蒸汽。
并采用常压 操作，塔顶压力一般控制在小于 20KPa（表压） ，在生产过程中会产 生大量的焦化粗苯分离废水，常压下脱苯效率也较低。
与国外先进水 平相比，国内焦化过程中得精馏能耗处于高能耗状态，而且生产过程2太原理工大学课程设计中三废排放仍然不少。
近年来，随着焦化节能、洁净生产理念的引入，焦化技术进步大 大加快，对降低生产过程中的能耗取得不小的进步。
1.2 设计任务书1.2.1 设计题目题目：年产 70 万吨焦化厂配套脱苯工段的初步改进设计1.2.2 设计条件本设计在设计过程中， 参照了山西同世达煤化工集团焦化厂脱苯 工段的技术参数，如下所示：表 1 序号 物料项目 质量流率 (kg/s) 1 2 3 3.1 3.2 4 4,1 4,2 5 贫油 热贫油 粗苯蒸汽 粗苯 水蒸气 水 富油 20.4 20.4 0.83 0.83 0.69 0.69 21.2 初始温度 （℃） 90 170-180 90 90 90 90 30 终温 （℃） 30 90 90 30 90 30 1801.2.3、设计要求根据上述参数和工艺进行热量核算， 对实习单位同世达焦化厂脱 苯工段在现有设备基础上加以工艺改进，使其降低能量消耗，以达到 降低生产成本，提高经济效益的目的。
3太原理工大学课程设计第二章、脱苯工段工艺热量计算2.1 同世达脱苯工段主要的工艺路线贫油从脱苯塔出来的热贫油加以冷却用于洗苯塔来吸收煤气中 的粗苯蒸汽， 其大致的流程为： 从脱苯塔中出来的贫油为 170—175℃， 与富油经过油油换热器换热，将热贫油先冷却至 90℃，然后在经过 油水换热器（即贫一冷）降至 60—70℃后，再进入贫二冷降温，降 至 30℃后进去洗苯塔吸收煤气中的粗苯蒸汽。
富油从洗苯塔出来后被加热，进入脱苯塔以得到粗苯，其大致流 程为：从洗苯塔中出来的富油温度为 30℃，先经过苯气换热器将富 油加热到 60—70℃后，再进入油油换热器，进而将其加热到 120— 140℃，之后进入管式炉加热至 170—180℃，从而到达脱出粗苯的温 度要求进入脱苯塔。
蒸汽进入管式炉后经加热变成 500—530℃的过热蒸汽，经脱苯 塔上部和产出的粗苯蒸汽一起出去，用于苯气换热器的热物料，并最 终被冷却至 30℃ 各主要物料大致的工艺流程如下图 1 所示:4太原理工大学课程设计贫油90℃ 贫油槽 出塔煤气 贫油泵 油油换热器 100㎡闲 贫一冷200㎡粗苯蒸汽+水蒸气90℃ 过热蒸汽 500-530℃闲100㎡闲100㎡100㎡ 闲 洗苯塔 富油30℃ 苯 气 换 热 器 富 油 60 ~ 70 ℃ 200㎡ 富 油 120 ~ 140富油 170-180℃贫油60-70℃贫二冷200㎡贫油30℃ 闲100㎡管式炉脱苯塔闲100㎡贫油泵 富油泵200㎡贫油30℃蒸汽粗苯+水30℃ 贫油170-180℃入塔煤气粗苯储槽2.2 同世达脱苯工段主要的热量衡算2.2.1 关于贫一冷换热器的计算贫油量 20.4kg/s,进贫油冷却器温度为 90℃， 出来温度为 60 —70℃，水进口温度为 30—35℃，出口温度为 40—45℃，其温 差维持在 10℃左右。
在该温度变化范围内，贫油的比热容为：C X = 2.05 KJ/（Kg.℃）贫油：90℃ 60—70℃(按 65℃计算) 冷却水：40—45℃ 30—35℃ （按 43℃计算） （按 33℃计算） 即在冷却过程中，贫油放出的热量为：Q1 = 20.4× 2.05×（90-65）＝1045.5Kw5太原理工大学课程设计则 t 1 =47℃ t 2 =32℃ 平均温差 tm 的计算：t m =47 32 = 39.02℃ 47 ln 32根据本脱苯工段知贫一冷的换热面积为 S=200 m 2 ， 故其取换热系数为： K =Q 1045 5 . =0.134 Kw/㎡·℃ S t m 200 39.022.2.2 关于贫二冷换热器的计算贫油量仍为 20.4kg/s,进贫油冷却器温度为 60—70℃，出来 温度为 30℃，水进口温度为 15—16℃，出口温度为 22—24℃， 其温差维持在 7℃左右。
在该温度变化范围内，贫油的比热容仍可以看做不变为：C X = 2.05 KJ/（Kg.℃）贫油：60—70℃ 30℃(按 65℃计算) 冷却水：22—24℃ 15—16℃（按 22℃计算） （按 15℃计算） 即在冷却过程中，贫油放出的热量为：Q2 = 20.4× 2.05×（65-30）＝1463.7Kw则 t 1 =43℃ t 2 =15℃ 平均温差 tm 的计算：t m =43 15 =26.59℃ 43 ln 15根据本脱苯工段知贫一冷的换热面积为 S=200 m 2 ， 故其取换热系数为：6太原理工大学课程设计K =Q 1463 7 . =0.276Kw/㎡·℃ S t m 200 26.592.2.3 关于苯气换热器的计算该换热器由三个列管式的换热器竖直串联构成，上边的 两个换热器为富油与苯蒸汽+水蒸气物料进行热交换。
富油 量为 21.2kg/s，粗苯蒸汽量为 0.83kg/s，水蒸汽量为 0.69kg/s.富油进入换热器的温度为 30℃，出来的温度为 60 —70℃，苯蒸汽+水蒸气物料则由 90℃冷凝至 90℃的粗苯+ 水的液体混合物。
下边的一个换热器是循环水和粗苯+水的 液体混合物进行热交换，将 90℃的粗苯+水的液体混合物冷 却至 30℃，进行油水分离后，粗苯进入储槽待销。
在该温度变化范围内，富油的比热容为： C X = 2.05 KJ/ （Kg.℃） ，水的比热容为 C水 =4.18 KJ/（kg.℃） ，粗苯的比热 容为 C粗苯 =1.82 KJ/（kg.℃） 经查化工手册知，粗苯的汽化热 H=387.4KJ/kg,水的汽 化热为 H=2283.2 KJ/kg. 富油：30℃ 60—70℃(按 65℃计算) 粗苯+水：90℃ 90℃苯蒸汽+水蒸气即在换热过程中， 富油吸收的热量为：Q吸 = 21.2× 2.05×（65-30）＝1521.1Kw苯蒸汽+水蒸气放出的热量为：7太原理工大学课程设计Q放 =0.83×387.4+0.69×2283.2=1896.95Kw又 t 1 =60℃和 t 2 =25℃，则： 平均温差 tm 的计算为：t m =60 25 =39.98℃ 60 ln 25根据本脱苯工段知换热面积为 S=2×70=140 m 2 ，故其换热系数为： K =Q 1521 1 . =0.272 Kw/㎡·℃ S t m 140 39.98另外，在第三个列管式换热器中，粗苯+水 90℃ 30℃ 则该过程放出的热量为：' Q放 =0.83×1.82×(90-30)+0.69×4.18×(90-30)=263.7 Kw2.2.4 关于油油换热器的计算富油量 21.2kg/s,进油油换热器温度为 60—70℃，出来温度 为 120—140℃，贫油量仍为 20.4kg/s,且贫油进口温度为 180— 170℃，出口温度为 90℃。