一、工艺流程
本设计是在氨的回收采用硫铵生产工艺基础上进行的。

整体上包括终冷洗萘，洗苯和蒸馏脱苯三个部分。

1、横管终冷洗萘工艺
进入粗苯回收工段的煤气，温度为55℃左右，从终冷塔顶进入，在横管终冷器内冷却水冷却到25℃左右的同时，煤气中的萘也被从轻质焦油循环槽来的连续喷洒的轻焦油溶解吸收。

脱萘至0.45g/Nm3以下，然后从塔底排出，经旋风捕雾器除去大部分夹带的焦油，凝结水雾，在进入煤气总管，去洗苯塔。

吸收萘后的轻焦油，经U型管自流入塔底循环油槽，再用轻质焦油泵从塔底抽出，到塔顶和塔中分两段喷洒，循环至一定含萘量后，用焦油泵从槽底抽出送到焦油工段处理，同时补充新焦油。

18℃的低温水自下而上经过串联的各管箱中横管，与煤气逆流间接接触，与煤气塔内循环油间接换热升温后，从塔上部排出，各横管均有一定的斜度（纵向错开半个管箱高度）便于含萘焦油下流，避免粘附于管壁上形成热阻。

2、洗苯工艺
从终冷器来的均为25℃的煤气，含苯族烃为25～40g/Nm3从洗苯塔进去出塔煤气含苯低于2g/Nm3.
从脱苯工序来的30℃左右，含苯0.2～0.4%的贫油被贫油泵送至洗苯塔顶喷洒，含苯量增至2.5%左右，从塔底经U型管导入塔下油槽，再用富油泵从中抽送到脱苯工序去脱苯，脱苯后的贫油循环使用。

当贫油中间槽液位降低时，用贫油泵抽取新洗油槽内之新洗油补充，以确保塔下贫油槽内一定的液位。

3、脱苯工艺
从洗涤工序来的富油经分缩器与从脱苯塔顶来的油气混合物换热升温至70～80℃进入贫富油换热器，被从脱苯塔底来的热贫油加热至130～140℃然后到管式炉加热升温至180～190℃从第14块塔板进入脱苯塔，在过热蒸气的蒸吹作用下脱苯。

与富油换热后的贫油入脱苯塔下热贫油槽，再用贫油泵抽至贫油冷却器
冷却后到洗苯塔去洗苯。

从脱苯塔顶出来的油气混合气进分缩器，冷凝出轻重分缩油后进入冷凝冷却器，粗苯蒸气冷凝冷却为粗苯液体，粗苯进入粗苯油水分离器，与水分离后进入粗苯贮槽。

轻、重分缩油分别进入轻、重分缩油水分离器，与水分离后送入地下槽，与富油混合后送去脱苯。

将分离出的水送入控制分离器进一步分离，油进地下槽，水送去酚水架。

再生器底部温度应保持在190～200℃，脱苯用蒸气应过热到400℃以保证再生器出口气体温度高于脱苯塔底部温度，再生器的油渣定期排入残渣槽。

二、洗油吸收苯族烃的基本原理：
用洗油吸收煤气中的粗苯烃是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿定律，当煤气中苯族烃的分压大于洗油液面上苯族烃的平衡蒸气压时，煤气中的苯族烃即被洗油吸收，二者差值越大，则洗收过程进行的越容易，吸收速率也越快。

目前，吸收过程的机理仍建立在被吸收组分经稳定的界面薄膜扩散传递的概念上，即液相与气相之间有相界面，假定在相界面的两侧，分别存着不呈湍流的薄膜，在气相侧的称为气膜，在液相侧的成为液膜，扩散过程的阻力及等于气膜和液膜的阻力之和。

三、煤气中的苯族烃在洗苯塔内被吸收的程度称为吸收率，吸收率的大小取决于以下因素：
1、吸收温度
吸收温度是指洗苯塔内气液两相接触面积的平均温度，它取决于煤气和洗油的温度，也受大气温度的影响。

吸收温度是通过吸收系数和吸收推动力的变化而影响吸收率的，提高的吸收温度，可使吸收系数略有增加，但不显著，而吸收推动力却显著减小。

对于洗油吸收煤气中的苯族烃来说，洗油分子量及煤气总压的波动很小，可视为常数，而粗苯的蒸气压是随温度的变化而变化，温度升高，粗苯的蒸气压力也升高，当煤气中的苯族烃的含量一定时，温度愈高，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈高；而当降低温度时，洗油中与其呈平衡的粗苯含量则有较大的降低。

当入塔贫油含量一定时，洗油液面上苯族烃的蒸气压随吸收温度升高而增大，吸收推动力则随之减小，致使洗苯后煤气中的苯族烃含量（塔后损失）增高,粗苯的回收率降低。

因此，吸收温度不宜过高，但也并非越低越好，在低于15℃时洗油的粘度将显著增加，使洗油输送及其在塔内均匀分布和自由流动均发生困难，当洗油温度低于10℃时，还可能从油中析出固体沉淀物。

因此适宜的吸收温度约25℃，实际操作波动于20～30℃之间。

另外，操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中毒水气冷凝进入洗油中，一般规定，洗油温度在夏季比煤气温度高2℃左右，冬季搞4℃左右。

为了保证吸收温度，煤气进洗苯塔前，应在终冷期内冷却至20～28℃，循环油冷却至小于30℃.
2、洗油的吸收能力及循环量
当其他条件一定时，洗油的分子量变小，将使洗油中粗苯含量变大，即吸收得愈好，同类油剂的吸收能力与其分子量成反比。

吸收剂与溶质的分子量愈接近，则吸收得愈完全。

在回收等量粗苯的情况下，如洗油的吸收能力强,使富油含苯量高,则循环洗油量也可以相应地减少。

但洗油的分子量不宜过小，否则洗油中吸收过程中挥发损失较大，并且脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。

增加循环油量可降低洗油中粗苯的含量，增加气液间的吸收推动力，从而可以提高粗苯的回收率,但循环洗油量不宜过大，以免过多增大电、蒸气的耗量和冷却水用量。

在塔后煤气含苯量一定的情况下，随着吸收温度的升高，则需要的循环洗油量随之增加。

3、贫油含苯量
贫油含苯量是决定塔后煤气含苯族烃量的主要因素之一，当其它条件一定时，入塔贫油中的含苯量越高，则塔后损失愈大，按现行规定，塔后煤气中粗苯含量不大于2g/Nm3。

如进一步降低贫油中的粗苯含量，虽然有助于降低塔后损失，但将增加脱苯蒸馏时代蒸气耗量，使粗苯产品的180℃前馏出率减少，并且是洗油含量增加。

近年来，国外一些焦化厂，塔后煤气含粗苯量控制在4g/Nm3左右，甚至更好，这一指
标对大型焦化厂的粗苯回收是经济合理的。

另外，从一般粗苯粗苯和回炉煤气中分离出来的苯族烃的性质可以看出，由回炉煤气中得到的苯族烃，硫含量比粗苯高3.5倍，不饱和化合物的含量高1.1倍，由于这些物质很容易聚合，故会增加粗苯的回收和精致难度，因此，塔后煤气含苯量控制高一些也合理。

4、吸收表面积的影响
为使洗油充分吸收煤气中的苯族烃，必须使气液两相之间有足够的接触面积（即吸收面积）。

填料塔的吸收面积即为塔内填料表面积，填料表面积愈大，则煤气与洗油接触时间愈长，回收过程进行的愈完全。

适当的吸收面积即能保证一定的粗苯回收率，又使设备费和操作费经济合理。

5、煤气压力与流速
当增大煤气压力时，扩散系数将随之减少，因而使吸收系数有所降低。

但随着压力的增加，煤气中的苯族烃分压将成比例地增加，使吸收推动力显著增加，因而，吸收速率也将增加。

煤气速度的增大也可提高吸收系数，并且可以提高气液相接触的湍动接触程度和提高洗苯塔的生产能力，所以，加大煤气速度可以强化吸收过程，但煤气速度太大时，容易使洗苯塔阻力和雾沫夹带量急剧增加。

四、脱苯原理
脱苯原理实际上是精馏原理，由挥发度不同的组分混合液在精馏塔内多次进行部分气化和部分冷凝，使其分离几乎纯态的组分的过程。

在精馏过程中，当加热互不相容的液体混合物时，如果塔内的总压力等于各混合组分的饱和蒸气分压之和时，液体开始沸腾，但从富油中蒸出粗苯，达到脱苯效果，须将富油加热到250～300℃，这实际上是不可行的。

为了降低蒸馏温度可采用水蒸气法蒸馏。

这样，在脱苯过程中通入大量的直接水蒸气，当塔内总压力的为一定值时，若气相中水蒸气所占的分压愈高，则粗苯和洗油的蒸气分压就愈低，这样就可以在较低的温度下（远低于250～300℃），将粗苯完全地从洗油中蒸馏出来。

由此可见，脱苯操作时直接蒸气用量，对蒸馏过程有着重要影响。

下面就脱苯蒸馏中的蒸气耗量进行几点，讨论：
1、若贫油含苯量一定，直接蒸气的耗量是随着洗油预热温度的升高而减少，一般在富油预热温度从140℃提高到180℃时，直接蒸气耗量可降低一半以上。

2、提高直接蒸气的过热温度，可降低其耗用量。

3、当富油中粗苯含量较高时，在一定的预热温度下，由于粗苯的蒸气分压较高，对于蒸出每吨180℃之前的粗苯，可以减少直接蒸气耗用量。

4、在其他条件一定时，蒸气的耗用量是随塔内总压的提高而增加的，否则若要达到所需求的脱苯程度，塔内温度必须要高。

五、影响脱苯因素
脱苯塔内的脱出率取决于一下因素：
1、在塔底油温下各组分的蒸气压
若富油的如热温度高，塔底贫油温度相应也高，贫油中各组分的蒸气压变大，故馏出率也增加。

但因本的挥发度较大，在较低温度下几乎全部蒸出，所以富油预热温度对苯的馏出率影响很小，而对其它组分的影响则很大。

如甲苯的回收率随着预热温度的提高而相应提
高。

2、塔内操作压力
提高塔内的操作压力时，各组分的馏出率会相应减小，但同样对苯的影响小。

3、加料板一下的塔盘
显然，当增加加料板一下的塔盘层数时，各族分到馏出率相应增加，尤其是对甲苯和二甲苯等影响较大。

4、直接蒸气量
蒸气耗量增加，增大了蒸气分压，相应增加各组分的馏出率，但蒸气耗量过分增加：一是给油水分离带来负担，二是冷却水量增加，三是蒸气耗量大了不经济。

因此，直接蒸气的多少应以及能保证脱苯顺利进行，又保证经济合理为标准。