精品毕业论文设计60万ta焦化厂粗苯工段的工艺设计.docx

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精品毕业论文设计60万ta焦化厂粗苯工段的工艺设计

中国矿业大学

本科生毕业论文

论文题目：

60万t/a焦化厂粗苯工段的工艺设计

中国矿业大学毕业论文任务书

学院专业年级学生姓名

任务下达日期：

毕业论文日期：

毕业论文题目：

60万t/a焦化厂粗苯工段的工艺设计

毕业论文专题题目：

毕业论文主要内容和要求：

（1）、回收工艺论证。

（2）、主要设备计算和选型。

（3）、绘制带控制点工艺流程图、设备平面布置图、管道平面和立面布置图、绘制一张主要设备图（必须与自己的设备计算一致），并用AutoCAD绘制所有图纸。

（4）编制设计说明书

计算条件：

苯回收率：

1%

硫铵工段来煤气温度/饱和温度℃：

58/52

终冷温度：

22℃

院长签字：

指导教师签字：

中国矿业大学毕业论文指导教师评阅书

指导教师评语（①基础理论及基本技能的掌握；②独立解决实际问题的能力；③研究内容的理论依据和技术方法；④取得的主要成果及创新点；⑤工作态度及工作量；⑥总体评价及建议成绩；⑦存在问题；⑧是否同意答辩等）：

成绩：

指导教师签字：

年月日

中国矿业大学毕业论文评阅教师评阅书

评阅教师评语（①选题的意义；②基础理论及基本技能的掌握；③综合运用所学知识解决实际问题的能力；④工作量的大小；⑤取得的主要成果及创新点；⑥写作的规范程度；⑦总体评价及建议成绩；⑧存在问题；⑨是否同意答辩等）：

成绩：

评阅教师签字：

年月日

中国矿业大学毕业论文答辩及综合成绩

答辩情况

提出问题

回答问题

正确

基本

正确

有一般性错误

有原则性错误

没有

回答

答辩委员会评语及建议成绩：

答辩委员会主任签字：

年月日

学院领导小组综合评定成绩：

学院领导小组负责人：

年月日

摘要

本设计为年产60万吨焦炭粗苯工段的的工艺设计，包括工艺部分和非工艺部分。

工艺部分包括工艺论证及选择，粗苯回收原理，工艺流程详述，主要设备的布置，计算和选型等，都以终冷，洗苯和蒸馏脱苯三部分组成，终冷部分采用横管终冷塔喷洒轻质焦油洗萘，焦油吸油吸苯，在蒸馏部分用管式炉加热法加热蒸汽和富油生产一种苯------粗苯，采用一台脱苯塔及必要的辅助设备。

非工艺部分，包括土建，供电供气，自动化仪表、防爆、防火投资概算和经济分析，这些都是生产顺利进行的必要条件。

在设计过程中，参照了徐州焦化厂焦炉煤气净化工艺根据他们在生产实际中得出的经验，选用了较好的设备，如用塑料花环填料代替木格填料，具有阻力小，比表面积大，效率高，重量轻，装卸方便等优点。

一台花环填料可以代替三台木格填料，洗苯塔，节约了大量投资，以螺旋板式换热器代替列管式换热器，具有传热系数高，价格便宜等优点，提高了冷却效果，节约了水量，经济效益也好，所有这些工艺改进，不仅利于生产，而且节约了投资。

绪论…………………………………………………………………………7-12

第一章论证及确定………………………………………………12-14

第二章粗苯脱苯方法及工艺选择…………………………14-15

第三章粗苯回收原理………………………………………………16-20

第四章粗苯工段工艺详述………………………………………20

4.1终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型………………………………21-32

4.2蒸馏脱苯部分设备计算和选型……………………………………32-50

4.3管道计算……………………………………………………………50-51

第五章主要设备的计算和选型…………………………………51-56

第六章设备的工艺布置说明…………………………………56-61

第七章非工艺部分……………………………………………………61-66

第八章经济概算……………………………………………………66-74

第九章图纸说明…………………………………………………………74-76

绪论

炼焦化学工业是煤炭综合利用的专业。

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/Nm3

从荒煤气重粗苯的含量来看，回收苯是十分必要的。

焦炉煤气经脱苯出氨后进入粗苯工段，进行苯族烃回收并制取粗苯，目前我国焦化工业生产的苯类产品仍占很重要的地位。

粗苯是多种芳烃族和和其它多种碳氢化合物组成的复杂混合物，粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等。

此外，还含有一些不饱和化合物，硫化物及少量的酚类和吡啶碱类。

在用洗油回收煤气中的苯族烃时，则尚有少量轻质馏分掺杂在其中。

粗苯是谈黄色的透明液体，比水轻，不溶于水。

在贮存时，由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶于粗苯使其着色并很快地变暗。

在常温下，粗苯的比重是0.82～0.92kg/L。

粗苯是易燃易爆物质，闪点12℃.粗苯蒸汽在空中的浓度达到1.4～7.5%（体积）范围内时，及形成爆炸性的混合物。

粗苯质量的好坏以实验室蒸馏时180℃前蒸馏出量的百分数来确定，粗苯的沸点范围是75～200℃，若180℃前馏出量越多，粗苯质量越好；若在180℃后的馏出物则为溶剂油。

粗苯易燃易爆，要求工段必须严禁烟火，并对电动机加以防爆。

粗苯的组成取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在碳化室内热解程度，粗苯各组分的平均含量如下：

组分

分子式

含量

备注

苯

55～75

甲苯

11～22

二甲苯

2.5～6

同分异构体及乙基苯

三甲苯和乙基甲苯

1～2

同分异构体总和

不饱和化合物，其中：

7～12

环戊二烯

0.6～1.0

苯乙烯

0.5～1.0

苯并呋喃

1.0～2.0

包括同系物

茚

1.5～2.5

硫化物，其中：

0.3～1.8

按硫计

二硫化碳

0.3～1.4

噻吩

0.2～1.6

饱合物

0.6～1.5

为了满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油为了满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油应具有如下性能：

（1）、常温下对苯族烃有良好的吸收能力，在加热时又能使粗苯很好的分离出来；

（2）、有足够的化学稳定性，即在长期使用中其吸收能力基本稳定；

（3）、在吸收操作温度下，不应析出固体沉淀物；

（4）、易与水分离，且不生成乳化物；

（5）、有较好的流动性，易于用泵抽送并能在填料上均匀分布。

一、设计任务

本设计是年产60万吨焦炭粗苯回收工段的设计。

二、设计条件

本设计在设计过程中，参考了徐州焦化厂的粗苯工段工艺。

徐州的气象条件如下：

本地区属海洋性气候，具有大陆性气候的特点，常年主导风向为东风、东北风。

最大风速：

23.4m/s

最大平均风速：

19.3m/s

极端最高气温：

40.6℃（1927.6.11）

年平均气温：

14℃

极端最低气温：

-22.6℃

海拔高度：

43m

冬季采暖：

-6℃

冬季通风：

-1℃

夏季通风：

31℃

大气压力：

冬季767mmHg夏季751mmHg

最高地下水位：

1.25~1.75m

土壤耐压力（砂质黏土）：

12T/m2

地下水质对硅酸盐水泥混凝土无侵蚀作用。

三、设计要求

本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油经脱苯塔蒸馏，得到粗苯，粗苯产品的质量指标。

1、粗苯的质量指标（YB291-64）

名称

指标

加工用粗苯

溶剂用粗苯

外观

黄色透明液体

黄色透明液体

比重（d204）

0.871～0.900

不大于0.900

馏程

75℃前馏出量（容）%

不大于3%

180℃前馏出量（容）%

不小于93%

不小于91

水分

室温（18～25℃）下目测无可见的溶解水

2、焦油洗油质量指标（YB297-64）

名称

指标

比重（d204）

1.04～1.07

馏程

230℃前馏出量（容）%

不大于3%

300℃前馏出量（容）%

不大于90%

酚含量（容）%

0.5

萘含量（容）%

不大于13

粘度（。

E25）

不大于2

水分%

不大于1.0

15℃结晶物

无

综上合述：

本设计为毕业设计，是集三年学习专业知识理论和实际中运用在生产过程中的的体现，目的在于通过这次设计学会综合运用所学的各种知识和技能，是一次比较全面的分析和解决工程问题的能力训练。

是我们初步了解有关技术政策，学会查阅和综合运用各种文献资料，掌握使用有关工程技术的规定和准则，以及设计的方案的论证和确定，设计的计算能力，绘图和撰写说明书的能力，于此同时培养自己一个严肃的工作态度和掌握工艺流程，为今后打下良好的工作基础.

第一章论证

煤气的终冷及除萘的方法及工艺选择

在生产硫氨的回收工艺中，出饱和器进入粗苯工段的煤气温度通常为55℃左右，而回收苯族烃的适宜温度为25℃左右，因此在回收苯族烃之前煤气要进行冷却。

在焦炉气冷却和部分水蒸汽冷凝的同时，尚有萘从煤气析出，因此煤气的最终冷却的同时应考虑到如何除萘。

横管终冷洗萘工艺

图2-4轻质焦油终冷洗萘工艺流程

1-终冷塔2-新焦油槽3-溢流槽4-焦油泵5-循环泵

该工艺流程见图，煤气的终冷和除萘都在横管终冷塔进行，煤气从上部导入终冷洗萘塔，从终冷塔下部导出，而水从下往上与煤气逆流而行，且与煤气是间接接触，煤气中遇冷段内，冷却到24～26℃后进入吸收段的上部，循环喷洒轻质焦油除萘，净化后的煤气进入捕雾器除去其所夹带动焦油雾滴，捕雾后的煤气进入洗苯塔。

为使循环轻质焦油中的萘含量保持稳定，在轻质焦油由泵送入循环槽的同时，从循环槽的压出管引出相同的数量的焦油连续送往机械化氨水澄清槽，在送往焦油车间处理。

横管终冷洗萘是冷却水和煤气间接接触，因而它有很多优点：

1.小，操作简便，无污染，占地面积小，基建费用比较少。

2.冷却效果好，萘的脱除高，出口煤气约22℃，煤气含萘量大约在350～450mg/Nm3

3.无须用洗油，只须自产轻质焦油，节约洗油耗量，同时煤气中毒萘直接转入焦油，减少萘的损失。

4.由于煤气不直接与水接触，故没有含酚污水的处理，另外，由于系统阻力小，风机电耗低。

这种工艺解决了前几种工艺流程中存在的废水多，含萘高的问题，它使煤气的含萘量可降到400毫克/标m3，因而该工艺有点突出，而且徐州地区具有丰富的低温地下水（18℃）因而本设计采用的就是这种工艺。

洗苯工艺

工艺流程：

（1）用焦油洗油回收粗苯：

用洗油回收煤气中的粗苯的方法，所用的洗苯塔有多种型式，但工艺流程基本一样。

用塑料花环填料塔的工艺流程见图2-1。

图2-1洗苯工艺流程图

1-洗苯塔2-富油泵3-贫油中间槽4-贫油冷却器

煤气经终冷到25-27℃后，进入洗苯塔。

塔前的煤气含粗苯

32-40克/标m3，塔后的煤气中含粗苯低于2克/标m3。

从脱苯工序来的贫油，含苯0.2-0.4%，进入贫油槽，用贫油泵进入洗苯塔顶部，从塔顶喷淋而下，含苯量增至2.5%左右。

用富油泵将富油从塔底抽出，送往脱苯工序。

脱苯后的贫油送回贫油槽循环使用。

第二章脱苯方法及工艺选择

管式炉加热富油脱苯该工艺流程如图2-5

该工艺与蒸汽法脱苯工艺相同，唯一的区别在于富油经贫富油换热器后，不是用蒸汽加热而是用管式炉加热至180～200℃后，在进入脱苯塔。

图2-5生产一种苯的工艺流程（管式炉加热富油脱苯）

1-脱水塔2-管式炉3-再生器4-脱苯塔5-脱苯塔油水分离器

6-油气换热器7-冷凝冷却器8-富油泵9-贫富有换热器

10-贫油泵11-贫油冷却器12-粗苯分离器13-回流槽

14-控制分离器15会流泵16-粗苯槽17-萘油槽18-残油槽

19-粗苯产品回收泵20萘油泵21残油泵

管式炉加热的富油脱苯工艺，因富油的加热温度高，同蒸汽法脱苯比较具有以下优点：

1富油在管式炉内加热至180℃左右，脱苯程度高，贫油中粗苯含量可降至0.1%左右，从而使粗苯的塔后损失减小，粗苯的回收率可高达95～97%

2蒸汽耗量低，没生产一顿180℃前的粗苯好蒸汽约1～1.05吨且不受蒸汽压力波动的影响，操作稳定。

3酚水含量少，蒸汽法脱苯，每吨180℃前粗苯要产生3～4吨工业酚水，而管式炉法只产生1.05吨以下的酚水。

4设备费用低，蒸汽耗量显著降低，大大缩小冷凝冷却器和蒸馏设备的尺寸，从而使设备费用大为降低。

因此，本设计选用管式炉加热法生产一种苯工艺。

第三章粗苯回收原理

一影响苯族烃吸收的因素

煤气中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，煤气和洗油中的苯族烃的含量;煤气流速及压力；洗油循环量及其分子量，吸收温度，洗苯塔结构，对填料塔则为填料表面积及特性等。

分述如下：

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，可使吸收系数与一定增加，但不显著，而吸收推动力却显著减小。

对于洗油吸收煤气中苯族烃来说，洗油分子量及煤气总压很小，可视为常数，而粗苯的蒸汽压是随温度的变化而变化，温度升高，粗苯的蒸汽压力也升高，当煤气中的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；而当提高温度时，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汽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℃时洗苯油粘度将显著增加，使洗油输送及其他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25～30℃之间。

另外，操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气水汽冷凝进入洗油中，一般规定，洗油温度在夏季比煤气温度高2℃左右，冬季高4℃左右。

为了保证吸收温度，煤气进洗苯塔前，应在终冷塔内冷却至20～28℃，循环油冷却至小于30℃.

2、洗油的分子量及循环量的影响

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，及吸收得愈好，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，如洗油循环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推动力。

提高回收率，但循环洗油量不宜过大，以免过多增大电、蒸汽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、贫油含苯量的影响：

贫油含苯量是决定塔后煤气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.为是塔后损失不大于2g/Nm3,设贫油中的粗苯含量为2.2%，为了维持一定的吸收推动力，2.2%应除以平衡偏移系数n，一般n=1.1～1.2.若取n=1.15,则允许贫油含苯量为c1=（2.2/1.5）%=1.92%<2%.实际上，由于贫油中粗苯的组成苯和甲苯的含量少，绝大部分分为二甲苯和溶剂油，其蒸汽压仅相当于统一温度下煤气中含苯族烃蒸汽压的20～30%，故实际贫油含苯量可达到0.4～0.6%，此时仍能保证塔后煤气含粗苯量于2g/Nm3以下。

如何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汽耗量，使粗苯产品的180℃前馏出率减少，并且是洗油含量增加。

4、吸收表面积的影响

为使洗油充分吸收煤气中苯族烃，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、煤气压力与流速的影响：

当增大煤气压力时，扩散系数Dg将随之减少，因而是吸收系数与所降低。

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涡流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。

二、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的混合液中精馏塔内多次地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个混合组分的饱和蒸汽分压之和时，液体开始沸腾，但从富油中蒸出粗苯，必将富油加热到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，则粗苯和洗油的蒸汽分压就愈低，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，脱苯操作时直接蒸汽用量，对蒸馏过程有着重要影响。

下面就脱苯蒸馏中的蒸汽耗量进行几点，讨论：

1、当贫油含苯量一定时，直接蒸汽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，直接蒸汽耗量可降低一半以上。

2、提高直接蒸汽的过热温度，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，由于粗苯的蒸汽分压较高，对于蒸出180℃之前的粗苯，可以减少直接蒸汽耗用量。

4、在其他田间一定时，蒸汽的耗用量是随塔内总压倒提高而增加的，否则若要达到所需求的脱苯程度时，塔内温度必然要高。

三、影响脱苯的因素

脱苯塔内地脱出率取决于以下因素：

1、在塔底油温下各组分的蒸汽压：

若富油的加热温度高，塔底贫油温度相应也高，贫油中各组分的蒸汽压变大，故馏出率也增加。

但因苯的挥发度较大，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、加料板以下的塔盘：

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、直接蒸汽量：

蒸汽耗量增加，增大了蒸汽分压，相应增加各组分的馏出率，但蒸汽耗量过分增加：

一是给油水分离带来负担，二是冷却水量增加，三是蒸汽耗量大了不经济。

因此，直接蒸汽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。

14-控制分离器15会流泵16-粗苯槽17-萘油槽18-残油槽

19-粗苯产品回收泵20萘油泵21残油泵

从洗涤工序来的富油经分缩器，在分缩器下面三格中与从脱苯苯塔顶来的7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℃从低14块塔板进入脱苯塔，在过热蒸汽的蒸吹作用下脱苯。

与富油换热后的贫油如脱苯塔下热贫油槽，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去分缩器，冷凝出轻重分缩油后进入冷凝冷却器，粗苯蒸汽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。

将分离出的水送入空竹分离器进一步分离，油进地下槽，水送去酚水架。

再生器底部温度应保持在190～200℃，脱苯用蒸汽应过热到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。

第四章主要设备的工艺计算和选型

本设计的焦炉是TJL5550D型捣鼓焦炉，参数如下：

炭化室一次装煤量为35.1吨

焦炉运转周期为22.5h

炉孔数为60孔

则年产焦炭为8760×60×35.1×0.75/22.5=61492t/h符合设计要求

则每小时干煤耗量为60×35.1/22.5=93.6t

取每吨干煤产气340立方

则产气量为340×93.6=31824/h

第一节终冷洗苯部分的工艺计算及设备选型

计算依据：

煤气量340煤

煤气密度0.454kg/

产率（占装煤量）0.2%

密度1.518kg/

粗苯的回收率（占装煤量）1%

洗苯塔后煤气含苯2g/

粗苯蒸汽密度3.677kg/

煤气量31824/h

硫铵工段来的煤气温度/饱和温度℃58/52

终冷温度℃22

1、煤气流量

V=31824/hG=31824×0.454=14448.1㎏/h

2、煤气中含量

G=G×产率

=93.6×1000×0.2%

=187.2kg/h

V=G/

=187.2/1.518

=123.32/h

3、煤气中粗苯含量

G=G×粗苯的回收率+V×塔后煤气含苯量

=93.6×1000×1%＋31824×0.002

=999.648kg/h

V=G/

=999.648/3.667=272.6/h

上述三种气体流量之和

V总=31824+123.32+272.6=32219.9

塔前煤气中水蒸气量（Gkg/h和V/h）

塔前煤气温度T=58℃，煤气露点T=52℃，露点下的水蒸汽压力为1385kg/m2煤气分压为8948kg/m2煤气压约为10000pa

煤气绝对总压力=大气压＋煤气压

=10000+101330

=111330pa

=4477.19/h

G=V×18/22.4

=4477.19×18/22.4

=3597.74kg/h

4、塔后煤气中水蒸汽量（Gkg/h和V/h）

塔后煤气温度T=22℃露点T=22℃

露点下水蒸汽压力269kg/m2

=767.88/h

G=V×18/22.4=767.88×18/22.4=617.04kg/h

一、横管终冷洗萘塔的计算

1、热量衡算

带入热量：

（1）、干煤气带入热量：

q=V×干煤气在58c下的焓

=31824×20.88×4.184

（2）带入热量：

q=G×在塔前温度下的比热×塔前温度

=187.2×0.2369×58×4.18

=10761.9KJ/h

式中4.18——kcal与kJ之间的单位转换系数

（3）、粗苯带入热量：

q=G×iKJ/h

i=4.18×（103＋ct）

式中c=（20.7＋0.026t）/MKcal/（kg℃）

M——粗苯平均分子量，可取为82.2

t——煤气塔前温度，℃

则c=（20.7＋0.026×58）/82.2

=0.27Kcal/kg℃

i=4.18×（103＋0.27×58）

=496.51Kj/kg

q=999.648×496.51

=496335.22KJ/h

（故带入量）

（4）、水蒸气带入热量：

q=G×水蒸气塔前温度下的焓

=3597.74×2601.5

故带入热量为：

Q=q＋q＋q＋q

同理可计算带出热量