焦化廠化產(chǎn)車間的工藝流程與參數(shù)1詳解

1、實(shí)習(xí)報(bào)告參考資料焦化廠化產(chǎn)車間的工藝流程與參數(shù)1.冷鼓工段從荒煤氣管上分離出的焦油、氨水與焦油渣在機(jī)械化氨水澄清槽(V81502A.B),澄清后分離成三層，上層為氨水，中層為焦油，下層為焦油渣。分離的氨水滿流至循環(huán)氨水槽(V81503A.B),然后用循環(huán)氨水泵(P81501A.B)送至煉焦?fàn)t冷卻荒煤氣，當(dāng)初冷器、電捕器和終冷器需要清掃時(shí)，從循環(huán)氨水泵后抽出一部分定期清掃，多余的氨水經(jīng)循環(huán)氨水泵(P81501A.B),抽送至剩余氨水槽(V81504),在剩余氨水槽分離出焦油后，氨水進(jìn)入氣浮除油機(jī)，在此浮選出焦油，然后進(jìn)入氨水中間糟，再用剩余氨水泵(P81502A.B)送至脫硫及硫回收工段進(jìn)行蒸氨

2、，分離出的焦油進(jìn)入廢水槽，由廢水泵抽送到機(jī)械化澄清槽；機(jī)械化氨水澄清槽分離的焦油至焦油分離器(V81505)進(jìn)行焦油的進(jìn)一步脫水、脫渣，分離的氨水進(jìn)入廢液收集槽(V81511),由液下泵抽送到機(jī)械化氨水澄清糟，分離的焦油定期用焦油泵(P81503A.B)送到酸、堿、油品庫區(qū)的焦油槽進(jìn)行貯存，分離的焦油渣定期送往煤場摻混煉焦。定期用焦油泵將循環(huán)氨水槽底部聚集的焦油抽送至機(jī)械化氨水澄清槽。各設(shè)備的蒸汽冷凝液及脫硫工段來的蒸汽冷凝液均接入凝結(jié)水槽(V81510)定期用凝結(jié)水泵(P81506A.B)送往循環(huán)水系統(tǒng)或送入脫硫事故槽。經(jīng)電捕焦油器捕集下來的焦油排入電捕水封槽(V81509),由電捕水封槽液

3、下泵送至機(jī)械化氨水澄清槽(V81502A.B),當(dāng)沉淀管需用循環(huán)氨水沖洗時(shí)，停高壓電沖洗半小時(shí)，然后間隔30分鐘再送高壓電。沖洗液亦進(jìn)入電捕水封槽中，離心鼓風(fēng)機(jī)(C81501A.B)及其煤氣管道的冷凝液均流入鼓風(fēng)機(jī)水封槽(V81508A.B),然后與電捕水封槽(V81509)中的電捕液分別加壓后一并送機(jī)械化氨水澄清槽(V81502A.B)o為防止各貯槽含氨尾氣逸散，來自循環(huán)氨水槽及剩余氨水槽頂部的放散氣集中后通過自控調(diào)節(jié)裝置返同荒煤氣系統(tǒng)。2.蒸氨工段由冷鼓來的剩余氨水進(jìn)入原料氨水過濾器(V82510A.B)進(jìn)行過濾，除去剩余氨水中的焦油等雜質(zhì)，然后進(jìn)入氨水換熱器(E82503)與從蒸氨塔(T

4、82504)塔底來的蒸氨廢水換熱，剩余氨水由75c左右加熱至98C,進(jìn)入蒸氨塔，在蒸氨塔中采用0.5Mpa蒸汽直接汽提，塔內(nèi)操作壓力不超過0.035MPa,蒸出的氨汽進(jìn)入氨分縮器(E82502),用31c循環(huán)水冷卻，冷凝下來的液體直接返回蒸氨塔頂作回流，未冷凝的含NH3約10%的氨汽送入硫錢工段飽和器，塔底排出的蒸氨廢水在氨水換熱器(E82503)中與剩余氨水換熱后，蒸氨廢水由105C降至U95C,進(jìn)(E82504)被31c的循環(huán)水冷卻至40c后至生化處理裝置。蒸氨塔(T82504)塔底排出焦油渣進(jìn)入焦油桶(X82502),人工清理外運(yùn)。從酸堿庫區(qū)來的NaOH(32%)溶液送入堿液貯槽(V82

5、512),然后由堿液輸送泵(P82506A.B),加壓后送入剩余氨水蒸氨管線，加入的堿量根據(jù)檢測的PH值調(diào)節(jié)。2.1原料氨水經(jīng)加熱后的溫度:85C-98C;2.2蒸氨塔頂部溫度:101C-103C;2.3蒸氨塔底部溫度:101C-105C;2.4氨分縮器后的溫度：95C-98C;根據(jù)蒸氨效果及硫錢母液消耗情況適時(shí)調(diào)節(jié)，但不能高于98C;2.5廢水冷卻后溫度：40C;冬季適時(shí)提高溫度，保證生化水溫2.6蒸氨塔底的表壓:0.03-0.04Mpa;2.7蒸氨塔頂部壓力:0.03-0.05Mpa;2.8蒸氨廢水含氨:Q.15g/L;2.9分縮器后成品氨濃度：高0%;2.10各電機(jī)軸承溫度磅1C,溫升4

6、1C3.硫胺工段硫錢飽和器崗位的工藝流程：來自冷鼓工段的粗煤氣，經(jīng)煤氣預(yù)熱器，加熱至60-70C與蒸氨來的95-97C濃氨氣合并進(jìn)入硫錢飽和器上段的噴淋室。在此煤氣分成兩股沿飽和器內(nèi)壁與內(nèi)除酸器外壁的環(huán)行空間流動，并與噴灑的循環(huán)母液逆向接觸，煤氣與母液充分接觸，使其中的氨被母液中的硫酸所吸收，生成硫酸錢，然后煤氣合并成一股，沿原切線方向進(jìn)入飽和器內(nèi)的除酸器，分離煤氣中夾帶的酸霧后被送往洗脫苯工段。在飽和器下部取結(jié)晶室上部的母液，用母液循環(huán)泵連續(xù)抽至上段噴淋室。飽和器母液中不斷有硫錢品核生成，且沿飽和器內(nèi)的中心管道進(jìn)入下段的結(jié)晶室，在此，大循環(huán)量母液的攪動，品核逐漸長大成大顆粒結(jié)晶沉積在結(jié)晶室底

7、部。用結(jié)晶泵將其連同一部分母液送至結(jié)晶糟，在此分離的硫錢結(jié)晶及少量母液排放到離心機(jī)內(nèi)進(jìn)行離心分離，濾除母液，并用熱水洗滌結(jié)晶，離心分離出的母液與結(jié)晶槽溢流出來的母液一同自流回硫錢飽和器。從飽和器滿流口引出的母液，經(jīng)加酸后，由水封槽溢流至滿流槽。滿流槽內(nèi)母液通過小母液泵，抽送至飽和器噴淋室，經(jīng)噴嘴噴灑吸收煤氣中的氨，母液落至噴淋室下部的母液中，經(jīng)滿流口循環(huán)使用，母液貯槽的母液通過小母液泵補(bǔ)入飽和器。從離心機(jī)分離出來的硫錢結(jié)晶，由螺旋輸送機(jī)送至沸騰干燥器，經(jīng)熱空氣干燥后，進(jìn)入硫錢貯斗，然后稱量包裝進(jìn)入成品庫。沸騰干燥器用的熱空氣是由送風(fēng)機(jī)從室外吸入，空氣經(jīng)熱風(fēng)器，用低壓蒸汽加熱后送入，沸騰干燥器排

8、出的熱空氣經(jīng)旋風(fēng)除塵器捕集夾帶的細(xì)粒硫錢結(jié)晶后，由排風(fēng)機(jī)抽送至濕式除塵器，進(jìn)行再除塵，最后排入大氣。從罐區(qū)來的硫酸進(jìn)入硫酸高位槽，經(jīng)控制機(jī)構(gòu)自流入飽和器的滿流管，調(diào)節(jié)飽和器內(nèi)溶液的酸度。硫酸高位槽溢流出的硫酸，進(jìn)入硫酸貯槽，當(dāng)硫酸貯槽內(nèi)的硫酸到一定量時(shí)，用硫酸泵送回硫酸高位槽作補(bǔ)充。硫錢飽和器是周期性的連續(xù)操作設(shè)備。應(yīng)定期加酸補(bǔ)水，當(dāng)用水沖洗飽和器時(shí)，所形成的大量母液從飽和器滿流口溢出，通過插入液封內(nèi)的滿流管流入滿流槽，再經(jīng)滿流槽滿流至母液貯槽，暫時(shí)貯存。滿流槽和母液槽液面上的酸焦油可用人工撈出。而在每次大加酸后的正常生產(chǎn)過程中，又將所貯存的母液用母液泵送回飽和器作補(bǔ)充。此外，母液貯槽還可供飽

9、和器檢修、停工時(shí)，貯存飽和器內(nèi)的母液用。2.7工藝指標(biāo)：2.7.1離心機(jī)潤滑油液面不低于視鏡2/3o2.7.2離心機(jī)推料次數(shù)在40次/分。2.7.3硫錢游離酸量不大于硝.03%。2.7.4離心機(jī)油箱油溫不大于35C,每月分析一次油質(zhì)。2.7.5離心機(jī)油壓系統(tǒng)工作油壓不大于2Mpao2.7.6離心機(jī)開車品比控制在30%,離心機(jī)停車品比10%。2.7.7離心機(jī)最大處理能力:3-5T/h轉(zhuǎn)速:700-900r/min2.7.8離心機(jī)加料均勻，操作時(shí)連續(xù)水洗，未開油泵不能啟動，未停車不得停油泵2.7.9干燥器入口風(fēng)溫：120-140o2.7.10干燥后硫錢含水0.2%。2.7.11進(jìn)料前，后室溫度不低

10、于：80C。2.7.12生產(chǎn)過程中，后室溫不低于50C。2.7.13沸騰干燥器前室壓力為3.2-4.2kpa,沸騰干燥器后室壓力為2.5-3.5kpa。2.7.14風(fēng)機(jī)軸承溫度不大于60Co2.7.15各種電機(jī)溫升不大于45C。2.7.16旋風(fēng)除塵器阻力：局500pa。2.7.17硫錢的質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)：優(yōu)等品：白色結(jié)晶；無可見機(jī)械雜質(zhì)；氮含量21%（干基）;水份V0.2%;游離酸含量硝.03%;金屬含量Fe磷.007%;As硝.00005%;重金屬V0.005%;一等品：無可見機(jī)械雜質(zhì)；氮含量21%;水份V0.3%;H2SO4硝.05%;濕式除塵器阻力v2000pa（全壓）4.洗脫苯工段3.1洗苯工

11、藝流程：來自硫錢工段的粗煤氣，經(jīng)終冷塔（T42201）上段的循環(huán)水和下段的制冷水冷卻后，將煤氣由45-55C降到25-27C,后由洗苯塔（T42202）底入塔。自下而上與塔頂噴淋的循環(huán)洗油逆流接觸，煤氣中的苯族燒被循環(huán)洗油吸收，經(jīng)過塔的捕霧段除去霧滴后，離開洗苯塔，送到脫硫工段。3.2脫苯工藝流程洗苯塔底富油由貧富油泵加壓后送至輕苯冷凝冷卻器（E42201）與脫苯塔（T42203）頂出來的輕苯蒸汽換熱，將富油加熱到60c左右，然后至油油換熱器（E42203A-D）,與脫苯塔（T42203）底出來的熱貧油換熱，由60c升到110C,最后進(jìn)入管式爐（F42201）被加熱至180c左右，進(jìn)入脫苯塔（

12、T42203）,從脫苯塔塔（T42203）頂蒸出的輕苯、水蒸汽混合物進(jìn)入輕苯冷凝器冷卻器，先與冷富油換熱后，被16c制冷水冷卻至30c左右，然后進(jìn)入輕苯油水分離器，進(jìn)行輕苯與水的分離。輕苯入回流槽，部分輕苯經(jīng)輕苯回流泵(P42203A.B)送至脫苯塔(T42203)塔頂作回流，其余部分流入輕苯貯槽(V42202A、B),輕苯由輕苯輸送泵(P42202A.B.C)送往罐區(qū)；分離出的油水混合物入控制分離器，在此分離出的洗油至地下放空槽，并由地下放空槽液下泵送入貧油槽，分離出的水去冷凝液貯槽。脫苯后的熱貧油從脫苯塔(T42203)底流出，自流入油油換熱器(E42203A-D)與富油換熱，使溫度降至1

13、20c左右，入貧油槽并由貧富油泵加(P42201)壓送至一段貧油冷卻器(T42202A、B),和二段貧油冷卻器(E42205A.B),分別被30c循環(huán)水和16c制冷水冷卻至約27C,送洗苯塔噴淋洗滌煤氣。來自油品庫區(qū)的新洗油進(jìn)入貧油槽(V42201)，作為循環(huán)洗油的補(bǔ)充。約0.5MPa(表)蒸汽被管式加熱爐(F42201)加熱至400c左右，部分作為洗油再生器(E42202)的熱源，另一部分直接進(jìn)脫苯塔(T42203)底作為其熱源，管式加熱爐(F42201)所需燃料由洗苯后的煤氣經(jīng)煤氣過濾(X42201)過濾后供給。在洗苯、脫苯的操作過程中，循環(huán)洗油的質(zhì)量逐漸惡化，為保證洗油質(zhì)量，由洗油再生器

14、(E42202)將部分貧油再生，用過熱蒸汽加熱，蒸出的油氣進(jìn)入脫苯塔(T42203),殘?jiān)湃霘堄统囟ㄆ谒屯簣?。由終冷塔(T42201)冷凝所得的冷凝液由冷凝液輸送泵(P42204A.B)送至冷鼓工段機(jī)械化澄清槽。3.3主要工藝技術(shù)指標(biāo)3.3.1洗苯崗位工藝指標(biāo)3.3.1.1新洗油質(zhì)量特性指標(biāo)：指標(biāo)名稱指標(biāo)密度p（kg/cm3）1.04-1.07g/ml230c前微出量（容積）3300c前微出量（容積%）冷0含酚（%）磷.5含茶（%）同3含水（容積%）<1.0粘度E50局.515c結(jié)晶物無3.3.1.2循環(huán)洗油質(zhì)量特性指標(biāo)：指標(biāo)名稱指標(biāo)密度p407g/m3粘度E50<1.5oE2

15、30c前儲出量崗0270c前微出量擊0%300c前微出量85水份呈0.5含蔡呈1含酚呈0.53.3.1.3終冷塔出口煤氣溫度保持在25-27C3.3.1.4終冷塔阻力：同kpa3.3.1.5洗苯塔阻力:<1.0kpa3.3.1.6進(jìn)終冷塔上段的循環(huán)水溫度:32C3.3.1.7進(jìn)終冷塔下段的制冷水的溫度:16C出口：23C3.3.1.8洗苯塔后煤氣含苯V-5g/m33.3.1.9入洗苯塔貧油溫度：（冬季）比煤氣溫度稍高4-7C（夏季）比煤氣溫度稍高2-4C3.3.1.10貧油含苯量：碼.3%3.3.1.11洗苯塔底富油含苯:1.3-2.5%3.3.1.12各泵軸承溫度：翔5c3.3.1.1

16、3各電機(jī)溫升不超過45C3.3.2脫苯工藝指標(biāo):3.3.2.1出輕苯冷卻器富油溫度:50-60C3.3.2.2出油油換熱器的富油溫度：110c3.3.2.3管式爐的富油溫度:180C-190c3.3.2.4貧富油一段換熱器后富油溫度:110C左右3.3.2.5貧富油二段換熱器后富油溫度:90C3.3.2.6脫苯塔頂部溫度:79-80C3.3.2.7富油含水:<1%3.3.2.8脫苯塔底部油溫度：/753.3.2.9再生器頂部溫度：/803.3.2.10一段油油冷卻器后貧油溫度：120C-130c二段油油冷卻器后貧油溫度:100C-110C3.3.2.11一段貧油冷卻器后貧油溫度:40-5

17、0C二段貧油冷卻器后貧油溫度:27-31C3.3.2.12再生器底部溫度：三180c3.3.2.13人再生器過熱蒸汽溫度:400c3.3.2.14管式爐對流段溫度:450C3.3.2.15輕苯冷凝冷卻后富油溫:60C3.3.2.16富油泵出口壓力:v0.8MPa3.3.2.17貧油泵出口壓力：v0.6MPa-0.7MPa3.3.2.18回流泵出口壓力：v0.5MPa3.3.2.19脫苯塔底部壓力：v20-35kpa3.3.2.20脫苯塔頂部壓力：V4kpa3.3.2.21再生器底頂壓力：V30kpa3.3.2.22低壓蒸汽壓力:0.5MPa3.3.2.23入管式爐煤氣壓力：2kpa3.3.2.

18、24煙囪廢氣溫度:<300C3.2.2.25煙囪吸力:-30-60pa3.3.2.26脫苯塔回流比:4-53.3.2.27再生洗油量:1-2%3.3.2.28洗油消耗量v60kg/Ton輕苯3.3.2.29管式爐煤氣消耗量：的50-550m3/Ton苯3.3.2.30脫苯塔直接汽消耗量:1-2.0Ton/Ton苯3.3.2.31再生殘?jiān)?00前微出量：呈30%3.3.2.32各泵軸承溫升三45C3.3.2.33各泵電機(jī)軸承溫升不超過45C,包括室溫在內(nèi)不超過75Co3.3.2.34重、輕苯質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)名稱外觀密度(20C)儲程水分輕苯黃色透明液體0.8700.880微出(容積)96%150c

19、前室溫下目測無可見不溶解的水重苯初儲點(diǎn)高50c200c前微出量35%硝.5%5.脫硫工段來自洗脫苯工段的煤氣，先進(jìn)入湍球脫硫塔(T82501)下部與塔頂噴淋下來的脫硫液逆流接觸，洗滌塔內(nèi)聚丙烯小球不斷湍動從而增大接觸面積，提高脫硫效率，而后依次串聯(lián)進(jìn)入填料脫硫塔(T82502A.B)下部，與塔頂噴淋下來的脫硫液逆流接觸洗滌后，使煤氣中硫含量降至0.02g/Nm3,煤氣經(jīng)捕霧段除去霧滴后送到氣柜。從湍球塔中吸收了H2S和HCN的脫硫液經(jīng)湍球塔液封槽(V82501)至溶液循環(huán)槽(V82507),同時(shí)加入Na2CO3溶液和催化劑PDS-600,用溶液循環(huán)泵(P82501A.B)抽送至再生塔(T825

20、03A),經(jīng)溶液與空壓站送來的壓縮空氣并流，再生后從再生塔上部返回湍球塔(T82501)頂部噴灑脫硫，如此循環(huán)使用.來自再生塔(T82503B)脫硫溶液分別進(jìn)入脫硫塔(T82502AB)吸收了H2S和HCN的脫硫液經(jīng)脫硫塔A、B液封槽(V82502A、B)流至半貧液槽(V82505)和富液槽(V82506),補(bǔ)充Na2CO3溶液催化劑溶液后，經(jīng)半貧液泵(P82502.C)和富液泵(P82502A)加壓后入再生塔(T82503B)與空壓站送來的壓縮空氣并流入塔，再生后的富液從塔上部返回脫硫塔(T82502A、B)頂部噴灑，如此循環(huán)使用。半貧液泵(P82502.B)為備用泵。若溶液溫度低時(shí)，去再生的溶液中的部分溶液可進(jìn)溶液加熱器(E82501A.B.C)進(jìn)行加熱，混合后，進(jìn)再生塔，溶液加熱器(P82501B)為兩個(gè)再生系統(tǒng)共同備用。在夏季溶液加熱器(E82501A.B.C)改為制冷水冷卻溶液。再生塔內(nèi)產(chǎn)生的硫泡沫，則由再生塔頂部擴(kuò)大部分自流入硫泡沫槽(V82508),為防止硫泡沫沉淀，槽內(nèi)攪