焦化厂化产车间的工艺流程与参数1资料上课讲义Word下载.docx
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101℃-105℃;
2.4氨分缩器后的温度:
95℃-98℃;
根据蒸氨效果及硫铵母液消耗情况适时调节，但不能高于98℃;
2.5废水冷却后温度:
40℃;
冬季适时提高温度，保证生化水温2.6蒸氨塔底的表压:
0.03-0.04Mpa;
2.7蒸氨塔顶部压力:
0.03-0.05Mpa;
2.8蒸氨废水含氨:
≤0.15g/L;
2.9分缩器后成品氨浓度:
≥10%;
2.10各电机轴承温度≤61℃，温升≤41℃3.硫胺工段硫铵饱和器岗位的工艺流程:
来自冷鼓工段的粗煤气，经煤气预热器，加热至60-70℃与蒸氨来的95-97℃浓氨气合并进入硫铵饱和器上段的喷淋室。
在此煤气分成两股沿饱和器内壁与内除酸器外壁的环行空间流动，并与喷洒的循环母液逆向接触，煤气与母液充分接触，使其中的氨被母液中的硫酸所吸收，生成硫酸铵，然后煤气合并成一股，沿原切线方向进入饱和器内的除酸器，分离煤气中夹带的酸雾后被送往洗脱苯工段。
在饱和器下部取结晶室上部的母液，用母液循环泵连续抽至上段喷淋室。
饱和器母液中不断有硫铵晶核生成，且沿饱和器内的中心管道进入下段的结晶室，在此，大循环量母液的搅动，晶核逐渐长大成大颗粒结晶沉积在结晶室底部。
用结晶泵将其连同一部分母液送至结晶槽，在此分离的硫铵结晶及少量母液排放到离心机内进行离心分离，滤除母液，并用热水洗涤结晶，离心分离出的母液与结晶槽溢流出来的母液一同自流回硫铵饱和器。
从饱和器满流口引出的母液，经加酸后，由水封槽溢流至满流槽。
满流槽内母液通过小母液泵，抽送至饱和器喷淋室，经喷嘴喷洒吸收煤气中的氨，母液落至喷淋室下部的母液中，经满流口循环使用，母液贮槽的母液通过小母液泵补入饱和器。
从离心机分离出来的硫铵结晶，由螺旋输送机送至沸腾干燥器，经热空气干燥后，进入硫铵贮斗，然后称量包装进入成品库。
沸腾干燥器用的热空气是由送风机从室外吸入，空气经热风器，用低压蒸汽加热后送入，沸腾干燥器排出的热空气经旋风除尘器捕集夹带的细粒硫铵结晶后，由排风机抽送至湿式除尘器，进行再除尘，最后排入大气。
从罐区来的硫酸进入硫酸高位槽，经控制机构自流入饱和器的满流管，调节饱和器内溶液的酸度。
硫酸高位槽溢流出的硫酸，进入硫酸贮槽，当硫酸贮槽内的硫酸到一定量时，用硫酸泵送回硫酸高位槽作补充。
硫铵饱和器是周期性的连续操作设备。
应定期加酸补水，当用水冲洗饱和器时，所形成的大量母液从饱和器满流口溢出，通过插入液封内的满流管流入满流槽，再经满流槽满流至母液贮槽，暂时贮存。
满流槽和母液槽液面上的酸焦油可用人工捞出。
而在每次大加酸后的正常生产过程中，又将所贮存的母液用母液泵送回饱和器作补充。
此外，母液贮槽还可供饱和器检修、停工时，贮存饱和器内的母液用。
2.7工艺指标:
2.7.1离心机润滑油液面不低于视镜2/3。
2.7.2离心机推料次数在40次/分。
2.7.3硫铵游离酸量不大于≤0.03%。
2.7.4离心机油箱油温不大于35℃，每月分析一次油质。
2.7.5离心机油压系统工作油压不大于2Mpa。
2.7.6离心机开车晶比控制在30%，离心机停车晶比10%。
2.7.7离心机最大处理能力:
3-5T/h转速:
700-900r/min2.7.8离心机加料均匀，操作时连续水洗，未开油泵不能启动，未停车不得停油泵。
2.7.9干燥器入口风温:
120--140℃。
2.7.10干燥后硫铵含水<
0.2%。
2.7.11进料前,后室温度不低于:
80℃。
2.7.12生产过程中,后室温不低于50℃。
2.7.13沸腾干燥器前室压力为3.2-4.2kpa，沸腾干燥器后室压力为2.5-3.5kpa。
2.7.14风机轴承温度不大于60℃。
2.7.15各种电机温升不大于45℃。
2.7.16旋风除尘器阻力:
≤1500pa。
2.7.17硫铵的质量标准:
优等品:
白色结晶;
无可见机械杂质;
氮含量＞21%（干基）;
水份＜0.2%;
游离酸含量≤0.03%;
金属含量Fe≤0.007%;
As≤0.00005%;
重金属＜0.005%;
一等品:
氮含量＞21%;
水份＜0.3%;
H2SO4≤0.05%;
湿式除尘器阻力＜2000pa（全压）4.洗脱苯工段3.1洗苯工艺流程:
来自硫铵工段的粗煤气，经终冷塔（T42201）上段的循环水和下段的制冷水冷却后，将煤气由45-55℃降到25-27℃，后由洗苯塔（T42202）底入塔。
自下而上与塔顶喷淋的循环洗油逆流接触，煤气中的苯族烃被循环洗油吸收，经过塔的捕雾段除去雾滴后，离开洗苯塔，送到脱硫工段。
3.2脱苯工艺流程洗苯塔底富油由贫富油泵加压后送至轻苯冷凝冷却器（E42201）与脱苯塔（T42203）顶出来的轻苯蒸汽换热，将富油加热到60℃左右，然后至油油换热器（E42203A-D），与脱苯塔（T42203）底出来的热贫油换热，由60℃升到110℃,最后进入管式炉（F42201）被加热至180℃左右，进入脱苯塔（T42203），从脱苯塔塔（T42203）顶蒸出的轻苯、水蒸汽混合物进入轻苯冷凝器冷却器，先与冷富油换热后，被16℃制冷水冷却至30℃左右，然后进入轻苯油水分离器，进行轻苯与水的分离。
轻苯入回流槽，部分轻苯经轻苯回流泵（P42203A.B）送至脱苯塔（T42203）塔顶作回流，其余部分流入轻苯贮槽（V42202A、B），轻苯由轻苯输送泵（P42202A.B.C）送往罐区;
分离出的油水混合物入控制分离器，在此分离出的洗油至地下放空槽，并由地下放空槽液下泵送入贫油槽，分离出的水去冷凝液贮槽。
脱苯后的热贫油从脱苯塔（T42203）底流出，自流入油油换热器（E42203A-D）与富油换热，使温度降至120℃左右,入贫油槽并由贫富油泵加（P42201）压送至一段贫油冷却器（T42202A、B），和二段贫油冷却器（E42205A.B），分别被30℃循环水和16℃制冷水冷却至约27℃，送洗苯塔喷淋洗涤煤气。
来自油品库区的新洗油进入贫油槽（V42201），作为循环洗油的补充。
约0.5MPa（表）蒸汽被管式加热炉（F42201）加热至400℃左右，部分作为洗油再生器（E42202）的热源，另一部分直接进脱苯塔（T42203）底作为其热源，管式加热炉（F42201）所需燃料由洗苯后的煤气经煤气过滤（X42201）过滤后供给。
在洗苯、脱苯的操作过程中，循环洗油的质量逐渐恶化，为保证洗油质量，由洗油再生器（E42202）将部分贫油再生，用过热蒸汽加热，蒸出的油气进入脱苯塔（T42203），残渣排入残油池定期送往煤场。
由终冷塔（T42201）冷凝所得的冷凝液由冷凝液输送泵（P42204A.B）送至冷鼓工段机械化澄清槽。
3.3主要工艺技术指标3.3.1洗苯岗位工艺指标:
3.3.1.1新洗油质量特性指标:
指标名称指标密度ρ（kg/cm3）1.04-1.07g/ml230℃前馏出量（容积%）≤3300℃前馏出量（容积%）≥90含酚（%）≤0.5含萘（%）≤13含水（容积%）≤1.0粘度E50≤1.515℃结晶物无3.3.1.2循环洗油质量特性指标:
指标名称指标密度ρ≤1.07g/m3粘度E50≤1.5оE230℃前馏出量≤10270℃前馏出量≥60%300℃前馏出量≥85水份%≧0.5含萘%≧1含酚%≧0.53.3.1.3终冷塔出口煤气温度保持在25-27℃3.3.1.4终冷塔阻力:
≤1kpa3.3.1.5洗苯塔阻力:
＜1.0kpa3.3.1.6进终冷塔上段的循环水温度:
32℃3.3.1.7进终冷塔下段的制冷水的温度:
16℃出口:
23℃3.3.1.8洗苯塔后煤气含苯≤3-5g/m33.3.1.9入洗苯塔贫油温度:
（冬季）比煤气温度稍高4-7℃（夏季）比煤气温度稍高2-4℃3.3.1.10贫油含苯量:
≤0.3%3.3.1.11洗苯塔底富油含苯:
1.3-2.5%3.3.1.12各泵轴承温度:
≤65℃3.3.1.13各电机温升不超过45℃3.3.2脱苯工艺指标:
3.3.2.1出轻苯冷却器富油温度:
50-60℃3.3.2.2出油油换热器的富油温度:
~110℃3.3.2.3管式炉的富油温度:
180℃-190℃3.3.2.4贫富油一段换热器后富油温度:
110℃左右3.3.2.5贫富油二段换热器后富油温度:
90℃3.3.2.6脱苯塔顶部温度:
79-80℃3.3.2.7富油含水:
＜1%3.3.2.8脱苯塔底部油温度:
≥175℃3.3.2.9再生器顶部温度:
≥180℃3.3.2.10一段油油冷却器后贫油温度:
120℃-130℃二段油油冷却器后贫油温度:
100℃-110℃3.3.2.11一段贫油冷却器后贫油温度:
40-50℃二段贫油冷却器后贫油温度:
27-31℃3.3.2.12再生器底部温度:
≦180℃3.3.2.13入再生器过热蒸汽温度:
~400℃3.3.2.14管式炉对流段温度:
450℃3.3.2.15轻苯冷凝冷却后富油温:
60℃3.3.2.16富油泵出口压力:
＜0.8MPa3.3.2.17贫油泵出口压力:
＜0.6MPa-0.7MPa3.3.2.18回流泵出口压力:
＜0.5MPa3.3.2.19脱苯塔底部压力:
＜20-35kpa3.3.2.20脱苯塔顶部压力:
＜4kpa3.3.2.21再生器底顶压力:
＜30kpa3.3.2.22低压蒸汽压力:
0.5MPa3.3.2.23入管式炉煤气压力:
≥2kpa3.3.2.24烟囱废气温度:
＜300℃3.2.2.25烟囱吸力:
-30~-60pa3.3.2.26脱苯塔回流比:
4-53.3.2.27再生洗油量:
1-2%3.3.2.28洗油消耗量＜60kg/Ton轻苯3.3.2.29管式炉煤气消耗量:
≤450-550m3/Ton苯3.3.2.30脱苯塔直接汽消耗量:
1-2.0Ton/Ton苯3.3.2.31再生残渣300前馏出量:
≧30%3.3.2.32各泵轴承温升≧45℃3.3.2.33各泵电机轴承温升不超过45℃，包括室温在内不超过75℃。
3.3.2.34重、轻苯质量标准名称外观密度（20℃）馏程水分轻苯黄色透明液体0.870~0.880馏出（容积）96%150℃前室温下目测无可见不溶解的水重苯初馏点≥150℃200℃前馏出量≥35%≤0.5%5.脱硫工段来自洗脱苯工段的煤气，先进入湍球脱硫塔（T82501）下部与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触，洗涤塔内聚丙烯小球不断湍动从而增大接触面积，提高脱硫效率，而后依次串联进入填料脱硫塔（T82502A.B）下部，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触洗涤后，使煤气中硫含量降至0.02g/Nm3，煤气经捕雾段除去雾滴后送到气柜。
从湍球塔中吸收了H2S和HCN的脱硫液经湍球塔液封槽（V82501）至溶液循环槽（V82507），同时加入Na2CO3溶液和催化剂PDS-600,用溶液循环泵（P82501A.B）抽送至再生塔（T82503A），经溶液与空压站送来的压缩空气并流，再生后从再生塔上部返回湍球塔（T82501）顶部喷洒脱硫,如此循环使用.来自再生塔（T82503B）脱硫溶液分别进入脱硫塔（T82502A\B）吸收了H2S和HCN的脱硫液经脱硫塔A、B液封槽（V82502A、B）流至半贫液槽（V82505）和富液槽（V82506），补充Na2CO3溶液催化剂溶液后，经半贫液泵（P82502.C）和富液泵（P82502A）加压后入再生塔（T82503B）与空压站送来的压缩空气并流入塔，再生后的富液从塔上部返回脱硫塔（T82502A、B）顶部喷洒，如此循环使用。
半贫液泵（P82502.B）为备用泵。
若溶液温度低时，去再生的溶液中的部分溶液可进溶液加热器（E82501A.B.C）进行加热，混合后，进再生塔，溶液加热器（P82501B）为两个再生系统共同备用。
在夏季溶液加热器（E82501A.B.C）改为制冷水冷却溶液。
再生塔内产生的硫泡沫，则由再生塔顶部扩大部分自流入硫泡沫槽（V82508），为防止硫泡沫沉淀，槽内搅拌机要连续运转，再由硫泡沫泵（P82503A.B）加压后送入板框压滤机（X82501A.B）。
由板框压滤机压滤成硫滤饼，板框压滤机排出的清液进入溶液缓冲槽（V82509），经缓冲槽液下泵（P82504）加压送回溶液循环槽（V82507）或半贫液槽（V82505）。
催化剂的配置:
在生产过程中需要及时补充催化剂，催化剂每班配制一次，配料容器为催化剂贮槽（V82503）。
先加入软水再加入复合催化剂搅拌使其溶解。
均匀加入半贫液槽（V82505）和溶液循环槽中。
碳酸钠溶液的配置:
每班接班后加碱工将溶液循环槽或半贫液槽内的脱硫液，放至加碱槽，将液位控制在70%左右，开启搅拌机，然后开启提升机，最后根据碳酸钠浓度确定加碱数量。
4脱硫岗位技术指标:
4.1入脱硫塔煤气温度:
30-35℃;
4.2入脱硫塔脱硫液温度:
35-40℃;
4.3脱硫塔阻力＜1000Pa;
4.4焦炉煤气入口温度低于溶液温度3-10℃;
4.5溶液循环槽温度:
4.6所有泵、电机、轴承温度≤65℃，温升≧45℃;
4.7进再生塔空气压力:
≥0.5Mpa;
4.8溶液循环泵出口压力:
≥0.7Mpa4.9出工段H2S含量:
≤20mg/NM3;
4.10溶液中的PH值:
8.4-9.0;
4.11溶液循环槽、半贫液槽及富液槽液位保持在1/2以上;
硫泡沫槽液位在满流管以下。
4.12地下加碱槽液位不超过3/4;
4.13PDS-600，每天加入量:
6-8Kg4.14脱硫液中PDS浓度30-50PPM4.15水、电、汽消耗4.15.1水消耗:
0.5吨/吨4.15.2电消耗:
271度/吨4.15.3汽消耗:
1.08吨/吨
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