《工艺的技术规程[文]》由会员分享,可在线阅读,更多相关《工艺的技术规程[文](15页珍藏版)》请在金锄头文库上搜索。
1、1 鼓冷岗位工艺技术规程 1、工艺简介: 来自焦炉 82C的荒煤气与焦油和氨水沿吸煤气管道至气液分离器,气液分离后荒煤 气由上部出来, 进入横管初冷器分两段冷却。上段用 32C循环水, 下段用 16C低温水将 煤气冷却至2122C。由横管初冷器下部排出的煤气,进入电捕焦油器,除掉煤气中夹带 的焦油,再由煤气鼓风机压送至脱硫工段。 为了保证初冷器冷却效果,在上、下段连续喷洒焦油、氨水混合液,在其顶部用热氨水不 定期冲洗,以清除管壁上的焦油、萘等杂质。 初冷器上段排出的冷凝液经水封槽流入上段冷凝液槽,用泵将其送入初冷器上段中部喷 洒,多余部分送到吸煤气管道。 初冷器下段排出的冷凝液经水封槽流入下段
2、冷凝液槽,加兑一定量焦油后,用泵将其送 入初冷器下段顶部喷洒,多余部分满流流入上段冷凝液槽。 由气液分离器分离下来的焦油和氨水首先进入机械化氨水澄清槽,在此进行氨水、 焦油 和焦油渣的分离。 上部的氨水流入循环氨水中间槽,再由循环氨水泵送至焦炉集气管循环喷 洒冷却煤气, 剩余氨水送入剩余氨水中间槽。澄清槽下部的焦油靠静压流入机械化焦油澄清 槽,进一步进行焦油与焦油渣的沉降分离,焦油用焦油泵送往油库工段焦油贮槽。机械化氨 水澄清槽和机械化焦油澄清槽底部沉降的焦油渣刮至焦油渣车,定期送往煤场, 掺入炼焦煤 中。 进入剩余氨水中间槽的剩余氨水用剩余氨水中间泵送入除焦油器,脱除焦油后自流到剩 余氨水槽
3、,再用剩余氨水泵送至硫铵工段进行蒸氨操作,脱除的焦油自流到地下放空槽。 2、工艺流程: 焦 油 去 油循环氨水去 焦炉 焦 油 澄 2 3、技术规定: 初冷器部分: 器前荒煤气温度: 78 86; 器后煤气温度: 21 22; 循环水入设备温度:32; 低温水入设备温度:18; 器前吸力:2000Pa; 初冷器阻力:1000Pa; 各初冷器出口煤气温差:3 电捕焦油器部分: 煤气含氧: % ( %报警, % 联锁 ) ; 处理煤气量: 32500m 3/h 台; 出电捕煤气中焦油含量:50mg/m 3; 二次电流: 500mA; 二次电压: 30KV; 绝缘箱充氮气量: 75 m 3/h ;
4、氮气压力: 10Kpa; 绝缘箱温度: 6070; 电捕阻力:500Pa; 鼓风机部分: 风机后压力:18000Pa; 鼓风机机壳温度:70; 煤 气去脱 荒气 液分离 水 机 械化澄 上段 冷凝 水 地 下放空 循 环氨水 剩余 氨水中间 剩余氨 下段冷凝 电 捕水封 循 环 氨 电 捕焦油 器 风 机 除 焦油 剩余氨 剩余 氨水送蒸 初 冷 器 3 机组轴瓦温度正常为:60; 各轴回油温度:55; 电动机润滑油压: Mpa; 辅助电油泵启动油压:; 临界转速:转/ 分; 主电机电流: A; 主电机温度60; 油站油位: mm; 高位油箱容积: 320l 齿轮箱变速比: 油冷却器出口温度:
5、35; 液力偶合器的进口油温:55; 风机前吸力: 25005500Pa; 透平油指标: 20#30# 50的运动粘度2030 厘泊 (3 2832 厘泊 开口闪点不低于180180 酸值不大于gg 破乳化时间不大 于 8 分钟8 分钟 灰分不大于% 水溶性酸碱无无 机械杂质无无 透明度透明透明 循环氨水泵出口压力:; 高压氨水泵出口压力:; 焦油泵出口压力:; 各电机温度:65; 剩余氨水量:25t/h ; 焦油质量指标: YB/T5075-93 (2 号指标) 密度 (20C) g/ml 含水 灰分 粘度 (E80) 4 甲苯不溶物(无水基)7% 煤气脱硫岗位工艺技术规程 1、工艺简介:
6、鼓风机后的煤气进入预冷塔与塔顶喷洒的循环冷却水逆向接触,被冷至30 35;循 环冷却水从塔下部用泵抽出送至循环水冷却器,用低温水冷却至28后进入塔顶循环喷洒。 4 为了保证循环冷却水的水质稳定,采取部分剩余氨水更新循环冷却水,多余的循环水返回冷 凝鼓风工段。 预冷后的煤气进入脱硫塔,与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触以吸收煤气中的硫化氢 (同时吸收煤气中的氨,以补充脱硫液中的碱源)。脱硫后煤气含硫化氢约300mg/m 3,送入 硫铵工段。 在脱硫塔中基本反应如下: H2S+NH4OH NH4HS+H2O ( 放热反应 ) 除上述反应外,还进行以下副反应。 CO2+NH4OH NH4HCO3 HCN
7、+NH4OH NH4CN+H2O 为了保证脱硫再生过程的正常进行在反应槽中加入一定量的催化剂,本 HPF法投放的催 化剂是:对苯二酚、PDS 、 FeSO4等。 吸收了 H2S、HCN 的脱硫液从塔底流出,进入反应槽,然后用脱硫液泵送入再生塔底, 同时自再生塔底部通入压缩空气,使溶液在塔内得以氧化再生。再生后的溶液从塔顶经液位 调节器自流回脱硫塔循环使用。 再生基本反应如下: NH4HS +1/2 O2NH4OH+S 浮于再生塔顶部扩大部分的硫磺泡沫,利用位差自流入泡沫槽,再生后的尾气在再生塔 顶直接对空放散, 浮于再生塔顶部扩大部分的硫泡沫沿硫泡沫管自流至硫泡沫槽,硫泡沫在 泡沫槽内加热澄清
8、分离后,分离后的清液送回脱硫液系统的反应槽中,硫泡沫经泡沫泵送至 熔硫釜,硫泡沫在熔硫釜内经加热脱水分离后,残余脱硫液自顶部排出,部分送入废液槽, 部分经脱硫废液冷却器冷却后送入反应槽。硫泡沫在熔硫釜继续加热至硫磺熔融,放料冷却 装包。为避免脱硫液盐类积累影响脱硫效果,定期排出少量废液送往配煤。 2、工艺流程: 外 脱硫液 去 硫铵 的煤 风 机来 的煤 硫 块 氨 汽 反 应 槽 泡 熔 废液冷废 蒸氨 预 脱 5 3、技术规定: 预冷补充氨水温度 3035 入脱硫塔煤气温度 3035 入脱硫塔脱硫循环液温度 3540 入再生塔脱硫循环液流量 1300m 3/h* 塔 脱硫循环液PH值 8
9、9 脱硫循环液泵出口压力不小于 再生塔压缩空气入口压力不小于 脱硫塔阻力不大于 1500Pa 预冷塔阻力不大于 500Pa 泡沫槽液位 2500mm 预冷塔及脱硫塔液位 2000mm 熔硫釜内压力不大于 硫铵岗位工艺技术规程 1、工艺简介: 喷淋式饱和器分为上段和下段,上段为吸收室,下段为结晶室。 从脱硫来的煤气经预热器预热到65后进入喷淋饱和器的上段,分成两股沿饱和器水 平方向(环形) 流动,每股煤气均经过数个喷头用含流离酸的母液喷洒,以吸收煤气中的氨, 两股煤气汇合后以切线方向进入饱和器内除酸器,除去煤气中夹带的酸雾液滴,以上部中心 再 生 塔 硫 磺包 仓 库 6 出口管离开到下一道工序
10、。煤气进入除酸器前,用来自二次喷洒泵的母液进行二次喷洒,以 进一步除去煤气中的氨。 饱和器的上段与下段之间用降液管相互联通。饱和器吸收室内吸收氨后的母液从降液管 流到结晶室的底部,不断地搅拌母液,使硫铵晶体不断长大,含有小颗粒的母液上升至结晶 室的上部, 母液循环泵从结晶室上部将母液抽出,送往饱和器上段两组喷洒箱内进行循环喷 洒。 饱和器的吸收室设满流管,以保持饱和器的液面稳定。满流管插入满流槽中以保证封住 煤气。母液在上段与下段之间不断循环,使母液中的晶核不断长大,沉降在结晶室的底部。 结晶室底部的结晶用结晶泵不断抽送至结晶槽,构成循环使结晶室底部的结晶不致于在结晶 室底部结块,出料时,结晶
11、槽内的结晶母液通过离心机经离心分离脱水、脱酸后、干燥得成 品硫铵。 为了保证循环母液一定的酸度,从硫酸高置槽向满流槽内加入浓度为9093% 的浓硫酸。 用煤气预热器后煤气的温度保持饱和器内的水平衡。 基本反应如下: 2NH3 + H2SO4 (NH4) 2SO4 NH3 + H2SO4 NH4HSO4 喷淋式饱和器生产硫铵工艺,具有煤气系统阻力小,结晶颗粒较大,硫铵质量好,工艺 流程短,易操作,设备使用寿命长等特点。 2、工艺流程: 煤 气 外 运 满 流 槽 母液贮槽 螺 旋 输 送 给料机 干 燥 床 贮 斗 硫 铵 包 煤 气 送 往 洗苯 预 饱 捕 结 离 心 机 7 3、技术规定:
12、 预热器后煤气温度:65; 循环母液酸度:% ; 中加酸母液酸度: 810% ; 循环母液温度: 5055; 饱和器阻力:2200Pa; 饱和器内母液比重不小于; 饱和器后煤气含氨:Nm 3; 硫酸消耗不超过850kg/t硫铵( 100% 硫酸); 满流槽液面不低于2/3 ; 离心机开车晶比30% ,离心机停车晶比10% 。 硫酸铵质量标准(GB535-1995) 项目优等品一 等 品 合 格 品 外观 白色结晶, 无可见机械 杂质 无可见机械杂质 氮含量(以干基计)(% ) 水分( H2O) (% ) 游离酸含量 (H2SO4)(%) 铁( Fe)含量( % ) 砷( As)含量( % )
13、重金属(以 Pb计)含量(% ) 水不溶物含量(% ) 注:硫酸铵做农业用时可不检测铁、砷、重金属和水不溶物等指标 终冷洗苯、粗苯蒸馏岗位工艺技术规程 1、工艺简介: 从硫铵工段来的约55的煤气, 首先从终冷塔下部进入终冷塔分二段冷却,下段用约 37的循环冷却水,上段用约24的循环冷却水将煤气冷到25后进入洗苯塔,煤气经 贫油洗涤脱除粗苯后,一部分送回焦炉和粗苯管式炉加热使用,其余送往用户。 终冷塔下段的循环冷却水从塔中部进入终冷塔下段,与煤气逆向接触冷却煤气后用泵 抽出,经下段循环喷洒液冷却器,用循环水冷却到34进入终冷塔中部循环使用。终冷塔 上段的循环冷却水从塔顶部进入终冷塔上段冷却煤气后
14、用泵抽出,经上段循环喷洒液冷却 器,用低温水冷却到24进入终冷塔顶部循环使用。同时,在终冷塔上段利用碱液槽经碱 计量泵向系统中连续加入一定量的碱液,进一步脱除煤气中的H2S,保证煤气中的H2S含量 8 200mg/m 3。下段排出的冷凝液送至酚氰废水处理站,上段排出的含碱冷凝液送至硫铵工段 蒸氨塔顶,分解剩余氨水中的固定铵盐。 出终冷塔的煤气进入洗苯塔,用粗苯蒸馏工段送来的贫油从洗苯塔的顶部喷洒,煤气 与洗油逆向接触吸收煤气中的苯,塔底富油经富油泵送至粗苯蒸馏工段富油槽,经脱苯后 循环使用。脱除苯族烃后的净煤气送往各煤气用户。 洗苯塔塔底的含苯富油经洗苯富油泵送往粗苯蒸馏工段的富油槽,富油槽内
15、的富油经 脱苯富油泵加压后依次送经油汽换热器、贫富油换热器,再经管式炉加热至180后送 入脱苯塔第14 块塔盘进行蒸馏脱苯。塔顶逸出的粗苯蒸汽经油汽换热器、粗苯冷凝冷却器 冷却后,进入粗苯油水分离器进行油水分离,分离出的粗苯自流入回流槽,回流槽内的苯 液部分经回流泵送往脱苯塔顶,控制塔顶温度在9093,其余粗苯满流至粗苯中间槽, 粗苯中间槽的苯液经粗苯产品泵送至油库工段后外运。 在脱苯塔上部设有撤水盘和塔外油水分离器,用以分离引出塔内的积水。 为降低贫油含萘,可以从脱苯塔第21 26 层塔盘引出萘油馏份入萘溶剂油槽,萘油 侧线采出温度在160左右,萘溶剂油定期用泵送至油库。 脱苯塔底排出的热贫
16、油,自流经贫富油换热器换热后进入贫油槽,然后用热贫油泵抽 出经一段贫油冷却器、二段贫油冷却器冷却至高于入洗苯塔煤气温度25 (夏季)或 5 7(冬季),送往洗苯塔。 各油水分离器排出的分离水送至控制分离器,在控制分离器内进一步油水分离后,分 离水送入水地下放空槽,分离出来的油送至水地下放空槽,地下槽的水用泵送往冷凝鼓风 工段的机械化澄清槽,油用泵送至富油槽。 为了保证循环洗油质量,经管式炉加热后的富油引出1 % 进入再生器, 在再生器内的 富油用管式炉加热后的过热蒸汽进行蒸吹再生,再生后的油汽作为脱苯汽源由脱苯塔底引 入脱苯塔内,再生后的残渣由再生器的底部排入残渣槽,定期用泵外送至油库。 油库工段送来的新洗油首先送入本工段的新洗油槽,新洗油定期从富油泵入口补充循 环洗油系统。 本工段各油水分离器、控制分