粗苯回收工艺
脱氨后的焦炉煤气中含有苯系化合物，其中以苯含量为主，称之为粗苯。虽然石油化工可生产合成苯，但目前中国焦化工业生产的粗苯。仍是苯类产品的重要来源。一般粗苯产率是炼焦煤的0.9%～1.1%，在焦炉煤气中含粗苯30～40g/m3。
粗苯的沸点低于200°C其组成如下：
组成 含量/% 组成 含量/%
苯 55～75 苯并呋喃类 1.0～2.0
甲苯 11～22 茚类 1.5～2.5
二甲苯（含乙基苯） 2.5～6 硫化物（按硫计） 0.3～1.8
三甲苯和乙基甲苯 1～2 其中： 　
不饱和化合物 7～12 二硫化碳 0.3～1.4
其中： 　 噻吩 0.2～1.6
环戊二烯 0.6～1.0 饱和化合物 0.6～1.5
苯乙烯 0.5～1.0 　 　

粗苯中酚类含量为0.1%～1.0%，吡啶碱含量为0.01%～0.5%。
粗苯的主要成分在180°C前馏出,，高于180°C馏出物称溶剂油。180°C前馏出量多，侧边质量好，其量一般为93%～95%。中国网
粗苯淡黄色透明液体，比水轻，不溶于水。储存时，由于不饱和化合物氧化和聚合形成树枝物质溶于粗苯中，色泽变暗。
于0°C时粗苯比热容为1.60J/（g·k），蒸发热为447.7J/g，粗苯蒸汽比热容为431J/（g·k）。
自煤气回收粗苯或低温干馏煤气回收汽油，最通用的方法是洗油吸收法。为达到90%～96%的回收率，采用多端逆流吸收法。吸收塔理论板数7～10块。为了回收粗苯，吸收温度不高于20～25°C。
回收氨后的煤气温度为55～60°C，在回收粗苯之前需要冷却。故粗苯回收工段由煤气最终冷却、粗苯吸收和吸收油脱出粗苯过程构成。
煤气最终冷却和除萘
饱和器后的煤气温度为55～60°C，其中水汽是饱和的，此种煤气冷却到20～25°C，放出热量很大。煤气中含有氰化氢，硫化氢和萘。煤气中含萘1.0～1.5g/m3，在终冷时萘自煤气析出，故不能用一般的管壳式冷却器进行终冷，析出萘容易堵塞。一般采用直接式冷却器，水中悬浮萘，必须xx。脱萘后煤气含萘要求小于0.5g/m3。
目前焦化厂采用的煤气终冷和除萘工艺流程主要有三种：煤气终冷和机械除萘，终冷和焦油洗萘以及终冷和油洗萘。
煤气终冷和机械除萘方法，在机械化沉萘槽中把水中悬浮萘除去，但此法除萘不净，并且沉萘槽庞大笨重。有些焦化厂采用热焦油洗涤终冷水除萘方法，其工艺流程见图4-14。
图4-14 热焦油洗涤终冷水除萘流程
1-煤气终冷塔（下部焦油洗萘）；2-循环水泵；3-焦油循环泵；4-焦油槽；5-水澄清槽；6-液位调节器；7-循环水冷却器；8-焦油泵。
煤气在终冷塔内自下而上流动，与经隔板喷淋下来的冷却水流接触被冷却。煤气冷至25～30°C，部分水汽被冷凝下来，相当数量的萘从煤气析出并悬浮于水中，煤气中萘含量由2～3g/m3降至0.7～0.8g/m3。冷却后的煤气入苯吸收塔。
含萘冷却水由塔底流出，经液封管导入焦油洗萘器底部，并向上流动。热焦油在筛板上均匀分布，通过筛孔向下流动，在油水逆流接触中萃取萘。含萘焦油由洗萘器下部排出，经液位调节器流入焦油储槽。每个焦油储槽循环使用24h后，加热静置脱水再送去焦油车间。
洗萘器上部的水流如澄清槽，与焦油分离后去凉水架。焦油萘混合物去焦油储槽。
送入洗萘器焦油温度约为90°C，洗萘器下部宜保持在80°C左右。温度过低，洗萘效果下降；温度过高，液面不稳，焦油易从液面调节器溢出。
洗萘焦油量为终冷水量的5%。新焦油量不足，必须循环石油。焦油在洗萘的同时，也萃取了水中酚，故终冷水中酚含量降低，有利于水处理。
带焦油洗萘器的终冷构造见图4-15。
塔的上部为多层带空的弓形筛板，筛孔直径10～12mm，孔间距50～75mm。隔板的一端焊有角钢，用以维持液位，水经孔喷淋而下，形成小水柱与上升的煤气接触，冲洗冷却。塔的隔板数一般为19层。自由截面积（圆缺的部分）占塔截面积的25%。
塔下部洗萘器一般设8层筛板，筛孔直径为10～14mm，空中心距为60～70mm，筛板间距为600～750mm。水和焦油接触时间为8～10min。洗油器水中悬浮萘与焦油相遇由于焦油温度较高，萘溶于焦油被萃取。
油洗萘和终冷流程，洗油塔和终冷塔分立，除萘在油洗塔完成，除萘后的煤气再入终冷却，然后去苯吸收塔。除萘油洗塔所用为洗苯富油，其量为洗苯富油的30%～35%，入塔含萘量小于8%。除萘油洗塔可为木格填料塔，填料面积为0.2V0.3m2/m3煤气。煤气空塔速度为0.8～1m/s。油洗萘效果好，终冷水用量为水洗萘的一半，有利于环境保护。
如终冷水中含有污染物，则在凉水架中污染物进入大气，为了保护环境可将直接洒水式终冷改为间接横管式终冷，还可取消直接冷水处理工艺。
粗苯吸收
吸收煤气中的粗苯可用焦油洗油，也可以用石油的轻柴油馏分。洗油应有良好的吸收能力，在溶液上降低苯的蒸汽压，增大吸收推动力。
焦油洗油沸点范围为230～300°C，其主要成分为甲基萘和苊。相对量为170～180，有良好的吸收粗苯能力，饱和吸收量可达2.0%～2.5%。故每1T炼焦煤所产煤气需要喷洒洗油量为0.5～0.65m3。使用焦油洗油较轻时，解吸粗苯过程中每吨粗苯损失洗油100～140kg。
在吸收和解吸粗苯过程中，洗油经过多次加热和冷却，来自煤气的不饱和化合物进入洗油中，发生聚合反应，洗油的轻馏分损失，搞沸点物富集。此外，洗油中还溶有无机物，如1硫氢化物和氢化物形成复合物。为了保持洗油性能，必须对洗油进行再生处理，脱出重质物。
冷却后的煤气含粗苯25～40g/m3，进入粗苯吸收塔，塔上喷淋洗油，煤气自上而下流动，煤气与洗油逆流接触，见图4-16（a）。洗油吸收粗苯成为富苯洗油，简称富油。富油脱掉吸收的粗苯，成为贫油。贫油在洗苯塔（吸收苯塔）吸收粗苯又成为富油。富油含苯2%～2.5%，贫油含苯0.2%～0.4%。塔后煤气中粗苯含量要求低于2g/m3。煤气温度25～30°C，贫油温度应略高于煤气温度2～4°C。宜防煤气中水汽凝出。
粗苯吸收影响因素
用洗油自煤气中吸收粗苯,，是典型的吸收过程，可由下述传质方程描述：
           ,;              G=KF△p
式中，G——吸收粗苯量，kg/（m2·k）；
      K——吸收传质系数，kg/（m2·pa·h）；
    △p——吸收推动力，对数平均压力差，Pa；
          F——吸收表面积，m2。
煤气中粗苯分压pB与洗油上的粗苯蒸汽压pB‘之间越大，越有利于吸收，根据分压定律，则得
                        PB=Cp
式中 P——煤气总压力，Pa；
      C——煤气中粗苯分子浓度。
      洗油粗苯蒸汽压pB‘根据拉乌尔定律，则得
                             ,;                     P·B=C·p·
式中 P·——给定温度下粗苯蒸汽压，Pa；
      C·——洗油中粗苯分子浓度。
    吸收推动力则万恶哦PB-PB`。对全吸收塔则用数平均压力差；
式中 △p1——塔底煤气粗苯分压于洗油粗苯蒸汽压之差；
      △p2——塔顶煤气粗苯分压于洗油粗苯蒸汽压之差。
由上述公式可明显看出，粗苯吸收过程与吸收温度、洗油性质及循环量、贫油含量以及吸收面积有关。这些影响因素分述如下。
（1）吸收温度 吸收温度决定于煤气和洗油温度，也受大气温度的影响。
吸收温度高时，洗油液面上粗苯蒸汽压随之增大，吸收推动力减小，因而使粗苯回收率降低；但吸收温度也不宜过低，当温度低于10～15°C，洗油黏度显著增加，吸收效果不好。适宜的温度为15°C左右，实际操作温度波动于20～30°C。洗油的温度比煤气温度搞，以防煤气中的水汽被冷凝下来进入洗油。在夏季洗油温度比煤气高1～2°C；冬季比煤气高5～10°C。为了保证适宜温度，煤气在终冷器冷却至20～25°C，贫油应冷却至30°C。
（2）洗油的相对分子质量及循环量   当其他条件一定时，洗油的相对分子质量变小，则苯在洗油中的物质的量浓度变小，吸收效果将变好。吸收剂的吸收能力与其他相对分子质量成反比。吸收剂于溶质的相对分子质量越接近，则吸收得越xx。但洗油的相对分子质量也不宜过小，否则在脱苯蒸馏时洗油于粗苯不宜分离。
qm（w2-w1）=qv[(a1-a2)/1000]
式中   qm——洗油循环量，kg/h；
 ,;     W2——贫油、富油中粗苯的质量分数，%；
       Qv——标准状态下没气量，m3/h；
   A1、a2&mdash,;—煤气人口与出口粗苯含量g/m3。
   从式中可以看出，增加洗油循环量，可降低洗油中粗苯含量，因而可提高粗苯回收率。但循环量也不宜过大，以免在拖苯蒸馏时过多地增加蒸汽和冷却水的耗量。循环洗油量随吸收温度的升高而增加，一般夏季循环量比冬季多。
由于石油洗油的相对分子质量（平均为230～240）比焦油洗油相对分子质量（平均为170～180）打，为达到同样的粗苯回收率，石油洗油用量比焦油洗油多，石油洗油吸收粗苯能力比焦油洗油低。石油洗油用量为焦油洗油的130%。
（3）贫油含苯量 贫油含苯量越高，则塔后粗苯损失越大，因为粗苯吸收推动力低，吸收效率不好。贫油含苯为0.2%～0.4%。
（4）吸收面积 增大吸收塔内洗液两相的接触表面积，有利于粗苯吸收。根据木格填料塔的生产数据，处理1m3/h煤气时，有1.1～1.3m2吸收表面积，可使塔后煤气中粗苯含量降至2g/m3以下。对于塑料花环填料则为0.3m2左右。
吸收塔
焦化厂采用苯吸收塔主要有填料塔、板式塔和空喷塔。
填料塔应用较早，也比较广泛。塔内填料可用木格、钢板网、塑料花环及其他形式等。钢板网填料塔见图4-16.



填料 木格 塑料花环 钢板网 填料 木格 塑料花环 钢板网
比表面积/（m2/m3） 45 185 250 塔直径/m 7 5.5 4
填料容积/m3 2900 190 520 塔高/m 40～45 27 30
填充密度/（kg/m3） 215 110 150 塔数 3 1 15～20
填充重/t 524 77 60 填料比阻力/（Pa/m） 20～35 26 0.66～0.88
允许气体流速/（m/s) 1 1.4 3 填料总阻力/kPa 1.6～2.8 0.6～1.1 95～97
允许设备截面积/m2 36 26 12 填料自由截面积/% 71 88～95 　
填料有效高度/m 80.6 10 44 　 　 　 　

选择苯吸收塔填料取决于塔的阻力要求。板式塔操作是可靠的，但是阻力较大，约为7～8Pa。为此优先选用阻力小的填料塔。
通用的木格填料操作稳定可靠，阻力小。但由于表面积小，所以生产能力小，设备庞大笨重，逐渐被高效填料取代。表4-5为木格填料、塑料花环和钢板网填料特性数据。表中数据是根据处理煤气量为130000m3/h做出来的，单位没气量的填料面积对于塑料花环为0.3m2/（m/3h），其余两种填料为1m2/（m3/h）。
由表中数据可以看出，采用高效填料花环和钢板网是合适的。木格填料效率低，其应用较多的原因是由于它的操作稳定可靠，制造简单。工业生产表明，煤气通过木格自由截面积流速由1.5～1.7m/s提高到2.6m/s，比表面积可由1.0m2（m/3h）降至0.6m2/（m3/h）.
提高吸收压力对回收粗苯是有效地，因为压力提高，可提高煤气中粗苯的分压，增大吸收粗苯的推动力。增大压力对吸收粗苯效率影响的数据见表4-6.提高吸收压力，可以降低粗苯生产成本，提高粗苯回收率。
项目 指标
吸收压力/Mpa 0.11 0.4 0.8 1.2
吸收塔容积/m3 100 10 6.9 5.7
金属用量/t 100 46.5 40.8 37.2
换热表面积/m2 100 32 21.2 12.8
单位消耗 蒸汽/t 100 46.8 35 27.6
冷却水/t 100 49.4 38.2 29.7
电/kM·h 100 32.4 21.6 17.6
富油饱和苯量/% 2.0～2.5 8 16 20

图4-6 不同压力吸收粗苯指标

提高压力回收粗苯的成本费中未包括煤气压缩的电力，也没有包括采用活塞式压缩机的投资和折旧费。在，煤气采用容量离心机压缩机加压，并向远距离输送时，采用加压吸收苯是有利的。
富油脱苯
洗油饱和粗苯含量不大于2.5%～3.0%，解吸后贫油中含为0.3%～0.4%，为了达到足够的脱苯程度，富油脱苯塔底温度必须等于洗油的沸点温度（250～300°C）。但是，在如此高温条件下操作，洗油发生变化，质量迅速恶化。
富油脱苯的合适方法是采用水蒸汽蒸馏，富油预热到135～140°C再入脱苯塔，塔底通入直接水蒸气，常用的水蒸气压力为0.5～0.6MPa。此法缺点为耗用水蒸气量大，设备大，多耗冷却水，形成了大量含苯、氢化物和硫氢化铵的废水。
采用管式炉加热富油到180°C再入脱苯塔方法，由于温度不高，对脱苯操作稳定性无大改变，但生产粗苯所有技术经济指标均得到了改善，直接水蒸气耗量可减少到20%～25%。
为了xx脱苯生成的废水，可采用减压蒸馏。但减压方法用的少，因粗苯蒸气冷凝温度低于10～15°C，需要冷冻剂。
工艺流程
富油脱苯采用水蒸气蒸馏生产两种的工艺流程，见图4-17.富油中含粗苯浓度甚低，洗油量是粗苯量的40～45倍，因此大量循环油携带的热量，需要回收利用。图4-17工艺解决了热量回收利用问题。
冷的富油在分凝器被脱苯塔来的蒸气加热，然后在换热器于脱苯塔底来的热贫油进行换热，{zh1}用蒸气加热或用管式炉加热后入脱苯塔上部。脱苯塔底部给入直接蒸气以及自再生器来的水和油的蒸气。脱苯塔顶导出水、油和粗苯蒸气在分凝器中使洗油和大部分水蒸气冷凝下来。从分凝器上部出来的是粗苯蒸气和余下的水蒸气。为得到合格粗苯产品，分凝器上部蒸气出口温度用冷却水控制在86～92°C。如果是生产一种粗苯，分凝器出来的蒸气经冷凝分离，即得粗苯产品。
图4.17 是生产两种粗苯工艺流程，由分凝器上部出来的蒸气进入两苯塔中部，在塔顶分出轻苯，塔底为重苯。
图 4-17 富油脱苯工艺流程
1-分离器；2-冷凝器；3，6-分凝器；4-两苯塔；5，9-加热器；7-换热器；8-冷却器；10-脱苯塔；11-再生器。
生产一种粗苯时，粗苯中含有5%～10%萘溶剂油，在粗苯精制时需先将其分离出去。在生产两种苯时，萘溶剂油集中于150～200°C的重苯中，而沸点低于150°C的轻苯中主要为苯类。因此，对于粗苯精制两种苯流程优于一种苯流程。一种苯工艺流程图4-18.
图 4-18 蒸气法生产一种苯工艺流程
1-喷淋式贫油冷却器；2-贫富油换热器；
3-预热器；4-再生器；5-热贫油槽；6-脱苯塔；7-重分凝油分离器；8-轻分离油分离器；9-分凝器；10-冷凝冷却器；11-粗苯分离器；12-控制分离器；13-粗苯储槽；14-残渣槽；15-控制分离器。
脱苯塔和两苯塔
脱苯塔为泡罩塔，材料为钢板焊制和铸钢两种，以条形泡罩应用较广。塔板数为14层，脱苯为提溜过程，加料版为自上向下数第三层。
两苯塔顶温度为73～78°C，塔顶产物为轻苯；他度温度为150°C，塔底产物为重苯。精馏段为8～12层，提溜段为3～6层。回流比为2.5～3.5.塔板可为泡罩或浮阀式，当为浮阀塔时，板间距为300～400mm，空塔界面气速为0.8m/s.
有的焦化厂采用30层塔板精馏塔，将粗苯蒸汽分馏成轻苯、重苯和萘溶剂油三种产品便于进一步精制。
洗油再生
为了保持循环洗油质量，取循环洗油量的1%～1.5%由富油入塔前管路或由脱苯塔进料板下的{dy}快塔板引入再生器，进行洗油再生，见图4-17.
再生器用0.8～1.0MPa间接蒸汽洗油至160～180°C，并用直接蒸汽蒸吹。器顶蒸出的油和水真气温度为155～175°C，一同进入脱苯塔底部。残留于再生器底部的高沸点聚合物及油渣称为残渣油，排至残渣油槽。残渣油300°C前的溜出量要求低于40%，以免洗油耗量大。
为了降低蒸气耗量和减轻设备腐蚀，可采用管式炉加热在生产，见图4-19.脱苯部分设备腐蚀，其原因是由于煤气和洗油中含有氨、氰盐、硫氰盐、氯化铵和水，腐蚀严重处为脱苯塔下部，该处温度高于150°C。由再生器来的蒸气，其中含氯化铵、硫化氢和氨，焦油洗油中溶有这些盐类。在管式炉加热时，洗油在管式炉加热到300～310°C，在蒸发器内水汽与油气同重的残渣油分开。蒸汽在冷凝器内凝结，并于分离器进行油水分离。在此情况下，于蒸气法再生不同，洗油不仅分出重的残渣，而且也分出促使腐蚀作用的盐类。故管式炉加热再生洗油法与蒸汽加热再生法相比，脱除聚合残渣干净，腐蚀情况较轻。
xx腐蚀设备的根本方法是，xx上述盐类进入回收苯系统，并且合理选用脱苯塔材质。关于焦炉煤气脱硫化氢和氰化氢内容，参见第五章脱硫部分内容。