馬鋼煤焦化公司第三煤氣淨化系統的粗苯蒸餾單元，採用管式爐加熱富油、單塔脫苯蒸餾工藝，塔頂生產輕苯，側線採出重苯和萘油。該單元於2023年3月投產，在試生產過程中，存在較多問題。1存在問題
1.1貧油冷卻後溫度過高
一、二段貧油冷卻器皆為板框式換熱器，貧油和冷卻水錯流換熱。一段貧油冷卻器4臺，每台換熱面積138.06m2，將貧油由105℃冷卻到40℃。
二段貧油冷卻器3臺，每台換熱面積80.34 m2，將貧油由40℃冷卻到27℃。在實際生產中，貧油經一段冷卻，溫度從88℃降低到50℃，經二段冷卻後達到37℃，都沒達到工藝設計的要求值。
不僅洗苯效果差，而且貧油中的萘轉移到了煤氣中，導致出廠煤氣含萘量超標。1.2不凝性氣體排放不暢，塔壓波動較大
粗苯蒸餾產生的不凝性氣體，通過輕苯出口管道上的放散管排放，因排放不暢，造成脫苯塔的塔頂壓力最高達16～20kpa、塔底36～40kpa；最低時，塔頂壓力0.5～9kpa、塔底20～29kpa。導致脫苯塔工況的紊亂，輕苯終餾點波動在131～163℃,質量難以保證。
不凝性氣體排放時帶出較多輕苯，一則汙染環境，二則易引起安全事故。1.3塔盤漏液嚴重
脫苯塔精餾段共有39層塔盤，每層塔盤由10塊塔板拼接而成（第50層塔盤由12塊塔板拼接而成），塔盤上的液體從相鄰塔板的雙面可卸連線件的半圓螺栓處漏到下一層塔盤上，致使塔盤上的液層厚度不夠，不能浸沒泡罩的齒縫和溢流管的下端，塔盤下面的蒸汽可直接從泡罩的齒縫或溢流管內進入上層空間，引起脫苯塔內汽液相不能充分接觸，傳質傳熱效果差，從而造成脫苯效果差。1.4洗油迴圈量低
一、二段貧富油換熱器均為螺旋板式，各有5臺。由於管道裡的灰塵、鐵鏽、焊渣和洗油從洗苯塔帶來的煤粉、焦粉、石墨和萘等沉積在換熱器內壁上，厚度約為2～3mm，造成換熱器的阻力增大，洗油迴圈量僅為140～150m3/h，遠低於設計值180m3/h。1.
5難以連續採出重苯和萘油
重苯產量約為40kg/h，不易用閥門控制採出量。萘油側線預留了閥門，但無萘油採出管道和萘油貯槽。重苯和萘油如果不能正常採出，將對迴圈洗油質量和穩定生產操作產生影響。
1.6管式爐後過熱蒸汽溫度過高
經管式爐加熱後的過熱蒸汽溫度過高，與富油預熱溫度矛盾，富油預熱溫度一般控制在180℃左右，而此時的過熱蒸汽溫度已達510℃，遠大於設計值400℃。這使再生器溫度偏高，嚴重影響脫苯的生產操作。
2改造措施2.1改造貧油冷卻器
1)一段貧油冷卻器原為一流程，在貧油側和冷卻水側都增加4塊隔板，將一流程改為五流程。改造後，貧油經一段冷卻器冷卻後的溫度降低到了55℃，比改造前多降了17℃。2)將二段貧油冷卻器由3臺板框式換熱器改造為3臺螺旋板式換熱器，每台換熱面積為180m2。
改造後，貧油經二段冷卻器冷卻後的溫度可達到26～28℃，比改造前降低了10℃左右。
2.2增加氣液分離器
在輕苯冷凝冷卻器的輕苯出口管道上增加了氣液分離器（dn600, h1200)。改造後，不凝性氣體和輕苯在氣液分離器裡進行有效分離，輕苯從氣液分離器底部流到輕苯油水分離器，不凝性氣體從頂部放散管連續均勻排放，使脫苯塔塔頂報壓力可保持在5～8kpa，塔底壓力保持在25～28kpa，保證了脫苯塔生產工況的穩定。2.
3焊接脫苯塔精餾段塔盤
對脫苯塔精餾段的39塊塔盤進行焊接，避免了塔盤的漏液。2.4清洗換熱器
對一、二段貧富油換熱器進行化學清洗。不僅將洗油迴圈量提高到180～185m3/h，而且提高了換熱效率，富油經兩段換熱器換熱後溫度達到140℃，比清洗前提高了20℃。2.
5改造重苯和萘油的採出方法
在萘油採出口閥門後安裝採出管道連線到粗苯殘渣槽，並在重苯和萘油採出管上裝孔板，以控制採出量，通過選用合適的孔眼可實現長時間連續採出重苯和萘油，降低了貧油含苯和迴圈洗油含萘量，提高了迴圈洗油的質量，降低了洗苯塔後煤氣含萘量。2.6改造蒸汽管道
改造蒸汽管道，使部分蒸汽不經管式爐對流段而直接進輻射段。在保證管式爐內蒸汽管道的安全和富油預熱溫度在180℃的情況下，可將過熱蒸汽溫度控制在400～420℃。
3改造效果
以上述改造後，降低了貧油溫度，提高了洗油迴圈量，從而提高了洗苯效率，使洗苯塔後的煤氣含苯量降低到2g/m3左右；同時穩定了脫苯塔的生產工況，保證了輕苯質量和產量的穩定，輕苯終餾點可穩定在142～148℃。
粗苯再生器的操作
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