《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
