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上。双膜理论的基本观点如下：
相互接触的气液两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一很薄的有效滞留膜层。由于两流体的主体充分揣动，浓度的均匀的，全部的浓度变化集中在两个有效膜层内，且吸收过程在界面处达平衡。因此扩散过程的全部阻力也就等于气膜和液膜的阻力之和，这个阻力的大小也就决定了吸收速率的大小。 影响粗苯吸收的因素
在吸收过程中，如果吸收系数比较大，那么进入液相的量也较大，也就是说吸收进行的完全。为此，我们通过气相进入液相的量的多少来讨论回收进行的程度。
煤气中的苯族烃在洗苯塔乃被回收的程度称为回收率。回收率是评价洗苯操作的重要指标，可按下式表示：
η=1-a2/a1 式中：η--粗苯回收率，%
a1，a2——洗苯塔入口，出口煤气中苯含量，克/标米3。
回收率的大小取决于下列因素：煤气和洗油中苯族烃的含量；煤气流速几其压力；洗油循环量及其分子量；吸收温度；洗苯塔的构造，对填料塔则为填料表面积及其特性等。现分述如下：
1、吸收温度的影响
吸收温度指洗苯塔内气体液体两相接触面的平均温度，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粗苯回收率的。吸收温度增高，吸收系数有些增大，但不显著。
当煤气中苯族烃的含量一定时，温度愈低，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈高；因而当提高温度时，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈低，因此温度升高，吸收推动力随之减小。
吸收温度不宜过高，也不宜过低。适宜为25℃左右，实际操作温度波动于20－30℃之间。
2、洗油的分子量及循环油量的影响
当其它条件一定时，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。但洗油的分子量也不宜过小，否则洗油在吸收过程中损失较大，并在脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。
增加循环洗油量可降低洗油中粗苯的含量，增加气液间的吸收推动力，从而提高粗苯回收率。但循环洗油量也不易过大，以免过多增加电、蒸汽耗量和冷却用水量。 3、贫油含苯量的影响
其它条件一定时，入塔贫油中粗苯含量愈高，则塔后损失愈大。现行规定塔后煤气中粗苯含量低于2g/m3。如果一步降低贫油中的粗苯含量，虽有助于降低塔后损失，但将增加脱苯蒸汽时的水蒸汽耗量，使粗苯180℃前馏出率减少，即相应增加粗苯中溶剂油的生成量，并使洗油的耗量增加。 4、吸收表面积的影响
填料的表面积愈大，则煤气与洗油接触的时间愈长，回收过程进行得也愈完全。 5、煤气压力和流速的影响
煤气压力增大时，其扩散系数随压力的增加而减小，因而使吸收系数降低。但随煤气
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压力的增加，煤气中苯族烃的分压将成比例地增加，从而使吸收推动力迅速增加，吸收速率也将增大。
煤气速度的增大时吸收系数增大，可提高气液相接触的旋流程度和提高洗苯塔的生产能力。所以加大煤气速度可强化吸苯过程，但太大，会使洗苯塔阻力和雾沫夹带量急剧增加。
2.3脱苯工艺
由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱苯。用一般蒸馏的方法可以把富油中的粗苯蒸出来 。但为达到需要的脱苯程度，则需将富油加热到250-300℃，这在实际上是不可行的，但为了降低脱苯蒸馏的温度，可采用水蒸汽蒸馏法或真空蒸馏法。我国焦化厂均采用水蒸汽蒸馏法脱苯，或称气提法脱苯。按照富油的加热方式的不同，可分为蒸汽加热法和管式炉加热法两种。按照粗苯产品又可分为生产一种苯的方法和生产两种苯的方法。本设计任务是生产一种苯，下面将蒸汽加热和管式炉加热生产一种苯的方法分别加以介绍。 2.3.1 蒸汽加热法生产一种苯
蒸汽加热法生产一种苯的工艺如图2-6：
上水富油出富油入水蒸汽贫油去洗苯冷却水直接蒸汽水与富油混合残渣贫油冷却器贫富体油换热器再生器富油预热器脱苯塔残渣池粗笨储槽产品泵分缩器冷凝冷却器重油水分离器轻油水分离器粗笨油水分离器控制分离器
由洗涤工序来的富油在分离器下面的三格中，被脱苯塔来的蒸汽加热至70-80℃，然
后进入贫富油换热器，被来自脱苯塔的温度为130-140℃的热贫油加热到90-100℃，最后在富油预热器中用低间接蒸汽加热到135-145℃，进入脱苯塔顶部进行脱苯。
从脱苯塔顶部溢出的粗苯，洗油蒸汽和水蒸气的油汽和水汽混合物进入分缩器下面三格中与富油换热，并在分缩器顶上的一格用冷水冷却，从而之大部分洗油汽和水汽冷凝下来，从分缩器顶部溢出的即是粗苯蒸汽。为得到合格的粗苯产品，可用冷却水水量控制分缩器顶部蒸汽温度，之其在86-89℃的范围内。
由分缩器顶部溢出的粗苯蒸汽进入冷凝冷却器，在此用冷水冷凝冷却到25-30℃，做
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经粗苯分离器将水分出后计量槽进入粗苯储槽。
进入分离器的油气和水汽混合物，在分离器底部两格所形成的冷凝液为重分缩油，在分缩器顶部两格所形成的冷凝液为轻分缩油。轻、重分缩油分别进入油水跟力气，与水分离后与富油混合并送往脱苯塔。
从粗苯、轻分缩油、重分缩油油水分离器排出的分离水均进入控制分离器进一步分离，以减少洗油损失。
从脱苯塔底部排出的贫油温度比富油温度低3-5℃，自流入贫富油换热器，与富油换热并冷却至110-120℃后，再回到脱苯塔底热贫油槽，在此用贫油泵送到贫油冷却器冷却至25-30℃后，送往洗苯塔循环喷洒。
由于洗油在循环使用当中质量变坏。为保持循环洗油量的1-1.5%由富油入塔的管路引入洗油再生器，在此，洗油被间接蒸汽加热至160-180℃，并用过热蒸汽直接蒸吹，从再生器顶部蒸吹出来的温度为135-175℃ 的油气和水汽的混合蒸汽进入脱苯塔的底部。再生器底部的残渣油可靠设备内的蒸汽压力间歇地或连续地排至残渣油槽。 2.3.2、管式炉加热法生产一种苯的工艺
管式炉加热法生产一种苯的工艺流程如图2-7
图管式炉加热法生产一种苯工艺流程管式炉 2-再生器 3-残渣池 4-脱苯塔 5-贫油冷却器6-贫富油换热器 7-重分缩器水分离器 8-轻分缩器油水分离器9-粗笨油水分离器 10-控制分离器 11-粗笨储槽12-产品泵 13-分缩器 14-冷凝冷却器 15-贫油泵
来自洗苯塔的富油先进入分缩器，被从脱苯塔来的粗苯油气加热到70-80℃，然后入贫富油换热器，被热贫油加热到130-140℃后进入管式炉。加热到180-190℃的富油，从第14层板进入脱苯塔。热贫油从脱苯塔底部经贫富油换热器自流入脱苯塔下部的热贫油槽，温度120℃左右，然后用泵送到贫油冷却器到25-30℃送回洗苯塔循环使用。
从脱苯塔顶出来的粗苯蒸汽，进入分缩器，温度从170-180℃，降到90℃左右，部分水蒸汽被冷凝下来，然后进入冷凝冷却器，粗苯和水从冷凝冷却器下部流入油水分离器进行分离。从油水分离器出来的粗苯进入粗苯储槽。轻、重分缩器分别进入油水分离器分离。
为保证洗油质量，从管式炉加热后的富油管线引出1-2%的富油进再生器，于此用管式炉过热至400-450℃的蒸汽进行蒸吹。再生器顶排出温度为190-200℃的水汽，油汽与粗苯汽一起进入脱苯塔，再生器底部残渣定期排放。
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管式炉加热法生产一种苯与蒸汽加热法生产一种苯相比具有以下优点：
1、 粗苯回收率高； 2、 蒸汽耗量低； 3、 酚水量少等优点。 2.3.3、脱苯原理及影响因素 脱苯原理（蒸汽法）
脱苯原理实际是精馏原理，由挥发度不同的组分组成的混合液在精馏塔内进行部分汽化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态的过程。在精馏过程中，当加热互不相溶的液体混合物时，如果此混合物的蒸汽分压之和达到塔内的总压时，液体即行沸腾。所以。在脱苯蒸馏过程中通入大量直接水蒸汽，当塔内的总压力一定时，若气相中水蒸汽所占的分压愈高，则粗苯和洗油的蒸汽分压就愈低，这样就可以在较低的脱苯蒸馏温度（远比250-300℃的温度低）下，便可将粗苯完全地从洗油中蒸出来。 影响脱苯的因素
1、在塔底温度下各组分在蒸汽压。
提高富油预热温度，则塔底贫油温度也相应提高。贫油中各组分的蒸汽压增大，从而使粗苯的蒸出率也增加。 2、脱苯塔内操作压力
提高塔内操作压力时，各组分的蒸出率相应减少。反之，则相应增加。 3、脱苯塔的塔板层数
增多加料板以下的塔板数n，可使各组分的蒸出率增大，特别是 对甲苯，二甲苯的蒸出率影响较大。 6、直接蒸汽量、温度
提高直接蒸汽量，可使各组分的蒸出率增加。反之则各组分的蒸出率减小。此外还有富油的预热温度和含苯量。
2.4 本设计工艺详述 2.4.1工艺流程详述
2.4.2轻质焦油终冷洗萘
工艺流程见图2-4。
由硫铵工段来的煤气，温度为50-60℃，进入终冷塔顶空喷塔，与从循环油槽来的连续喷洒的轻质焦油同流差速接触速冷，再进入横管段继续冷至21-25℃，同时脱萘至0.45克/标米3以下，后从塔底排出，进入旋风捕雾器除掉的大部分焦油，凝结水雾，进入煤气总管送至洗苯塔。由终冷塔下来的轻质焦油经过U型管自流入塔底循环油槽。再由循环油泵从槽底抽出至塔顶喷洒。循环到一定含萘量时，用泵送至焦油工段或冷鼓工段。打开轻质焦油槽至循环油槽的阀门，新轻焦油依靠液位差自流入循环油槽，大约补充新洗油约2小时。
18℃冷凝水由塔下部横管冷却器进入，向上经串联着的横管器与塔内循环油，煤气间接换热升温后 塔的上部外排。 2.4.3洗苯
工艺流程见图2-5。（采用一个洗苯塔）
煤气经最终冷塔却器至约21℃进入洗苯塔。塔前煤气中含苯族烃25-40克/标米3，在
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塔内与逆流流动的洗油接触后，出塔煤气中含苯族烃低于2克/标米3。
从脱苯工序来的贫油含粗苯0.2-0.4%，用贫油泵送至洗苯塔顶部，从塔顶喷淋而下，含苯量增至2.5%左右，经过U型管自流入塔底富油槽。再用富油泵从油槽底部抽出，送往脱苯工序。脱苯后的贫油循环使用。
当塔底油槽液位降低时，用贫油泵从新鲜洗油槽中抽新洗油补充，以维持液位稳定。 2.4.4脱苯
工艺流程见图2-7。
从洗涤工序来的洗油先进入分缩器换热，被从脱苯塔来的汽体加热到70-80℃，然后进入贫富油换热器，温度升到120℃左右，然后送到管式炉加热到180-190℃。热富油从脱苯塔14层塔板进入。热贫油从脱苯塔底部靠液位差送入贫富油换热器，被冷却到75℃左右，再流回塔底油槽。然后用贫油泵从塔底抽出到贫油冷却器，冷却到25-30℃，回洗苯塔循环使用。
从脱苯塔顶出来的粗苯蒸汽，送入分缩器，部分水蒸气被冷凝下来，然后进入冷凝冷却器，粗苯和水从冷凝冷却器下部流入油水分离器进行分离。从油水分离器出来的粗苯进入储槽。轻、重分缩器进一步分离，分离水送至地下水井。轻、重分缩器进入地下槽与富油混合后处理使用。
为保证洗油质量，从管式炉加热后的富油管线引出1-2%的富油进再生器。于此用管式炉过热至400-450℃的蒸汽进行蒸吹。器顶排出温度为190-200℃的水汽，油汽与粗苯汽一起进入脱苯塔，再生器底部残渣定期排放。