河北省得力县信德焦化厂100万吨焦化Word下载.docx
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50--53℃
3.3饱和器内母液温度：
50－53℃
3.4饱和器内母液酸度：
1.5－2﹪
3.5配母液时满流槽内母液酸度：
4－6﹪
3.6满流槽液位不低于满流槽高度的：
2/3
3.7开车时母液晶比不高于5%时，不低于：
2%
3.8母液比重：
≥1.26
3.9饱和器阻力：
≤2000Pa
310干燥器入流化床风温：
80－110℃
3.11热风器蒸汽压力：
≤0.5Mpa
312引风负压：
500－1500pa
3.2、质量及消耗指标：
3.2.1饱和器出口煤气含氨量：
≤0.05g/m3
3.2.2纯硫酸消耗：
≤0.75t/t硫铵
3.2.3硫酸铵（符合GB-535-1995标准）：
I级、II级
3.2.4氮（N）含量（以干基计）：
≥21%、20.5%
3.2.5游离酸：
≤0.05%、≤0.2%
3.2.6水分含量：
≤0.3%、≤1.0%
4、粗苯设备技术标准：
4.1出终冷塔的煤气温度：
25～28℃
4.2进洗苯塔的贫油温度（二段贫油冷却器后）高于出终冷
塔的煤气温度：
夏：
2～3℃，冬：
3～5℃
4.3终冷塔阻力：
＜1500Pa
4.4洗苯塔阻力：
4.5终冷塔及洗苯塔液位必须低于煤气入口管底
1、4.6管式炉后富油温度：
180～190℃管式炉过热蒸汽温度：
350-400℃
4.7脱苯塔顶部温度：
91～95℃
4.8脱苯塔底部温度：
170～175℃
4.9脱苯塔底压力：
≤0.03Mpa
4.10再生器底部温度：
185～195℃
4.11再生器顶部压力：
～0.03Mpa
4.12粗苯冷凝冷却器粗苯出口温度：
～30℃
五、服务方（乙方）工作内容：
乙方在界区内按设计图和设备明细表，负责设备采购制造、加工、安装及工艺配管，防腐保温、吊装，按焦化行业净化系列工程标准制造、焊接、防腐、验收。
5.1脱硫工段工艺
5.1.1总论：
焦炉气热值约4100—5000kcal/Nm3，它有效成分高，热值高，是综合利用的重要资源。
但焦炉气所含H2S等杂质直接影响煤气的利用和环境污染，且还影响后续产品，所以焦炉煤气的净化脱硫势在必行。
5.2.2设计内容
5.2.2.1焦炉气脱硫
5.2.2.2脱硫液的再生
5.2.2.3硫磺回收
5.3方案制定时优先满足再生的要求；
脱硫系统主要控制在于富液的再生，再生能力要满足溶液的循环量。
有了好的脱硫剂还必须保证再生喷射器的自吸空气量，使催化剂充分携O2，把富液中的HS氧化析硫，同时单质硫在空气和溶液上行的过程中聚合浮选。
5.4脱硫塔宜选用填料塔，且以散装填料为主。
现在有很多非常先进的传质填料塔，它用在焦炉气脱硫工艺上是发挥不了的。
（因为伴随吸收传质过程，发生多个化学反应，且还氧化析硫，析出硫易堵塞填料表面，使流动空间出现偏流）；
一旦操作不正常或硫回收系统不健全，或气体中杂质多或副反应多生成各种盐类含量高，温度下降，沉淀析出来，堵塞填料和损坏填料。
因此用比表面较高的填料（规整填料）使其清理更换很麻烦。
所以生产主张用散填料，且用ф76以上填料。
5.5脱硫液和催化剂选择，选择河南吉亨化工有限公司生产的HDS脱硫剂加和V2O5双催化剂栲胶溶液。
5.6本设计中凡是平日不用经常拆卸的管口，除为便于安装、检修外，均不用法兰，一节省资金、二减少泄漏。
对焦炉气进塔管用法兰连接，以备检修富液槽及再生槽时可加肓板，以便将脱硫液打入塔内贮存。
5.7焦炉气携带的焦油雾滴，会使脱硫液中催化剂活性下降，母液颜色变暗，吸收效果变差，因此要求焦炉气中焦油含量＜10mg/m3以下。
所以焦炉气进入脱硫塔前，先经过静电除焦器除去焦油后方能进入脱S工序。
5.8焦炉气入脱硫塔时，气体温度40℃左右，若温度较高，需要增设冷却塔一台。
5.9若后工作有干法脱S，要考虑将气体加热到50℃左右。
5.10焦炉气中H2S含量≥6000mg/m3，且气量较大时，应设置两级脱硫。
本方案只考虑一级脱硫。
5.11焦炉气入脱硫塔之前，其压力一定要保证在15-20Kpa。
5.12关于脱S塔液体分布器和填料托架及气体分布器和除沫器选择。
①液体分布器选择
脱硫塔内部元件是溶液吸收H2S过程控制的载体，直径大于4米以上塔选槽式分布器为宜，其特点是喷淋点多，易清理。
若用压力管喷头分布器造成易堵，从而就会形成偏流；
盘式分布器夹层易堵，清理困难，分布孔被堵后成偏流，使液易走升气孔，塔阻力高。
②填料托架：
一般采用驼峰板，但硫含量高时，使其堵塞，严重时整个驼峰板堵满，不得不停车卸料清理。
所以本设计把驼峰板托架改为格子板托架。
③除沫器，用填料式。
5.13环境保护方面的问题
①废液的处理：
本方案无废液产生。
②噪声处理
本方案噪声原为焦炉煤气鼓风机；
为了改善操作环境，在设备选型上尽量选用低噪声设备，并采取适当的降噪措施。
如机器基础设置衬垫，使之与建筑物结构隔开，风机进出口装消音器，设备布置时选离行政办公室和生活区，设置隔音机房；
操作工人不设固定岗位，只做巡回检查；
有关操作间做吸音、隔音处理；
这样预计噪音可达《工业企业厂界噪声标准》GB12348-90III类标准。
脱硫设备一览表
序号
名称
规格
材料
数量
重量
备注
1
脱硫塔
ф5500×
30000
不锈钢内件
1台
131.43吨
14.1吨
2
再生塔
ф3800×
43500
129.27吨
3
反应槽
（循环槽）
ф4500×
13000
37.27吨
V=206m3
4
事故槽
ф10000×
12800
80.9吨
V=1000m3
5
硫泡沫槽
ф3400×
6000
16.14吨
6
液封槽
ф2000×
3500
4吨
7
废液槽
3000
5.5吨
8
预冷塔
ф4800×
20500
55.28吨
9
预冷塔循环水泵
205S-65A、Q=540m3/H、H=50m、110kw
2台
10
脱硫塔循环水泵
350S-75、Q=1440m3/H、H65m、410kw
11
硫泡沫泵
Q=16m3/H、H=25m、4kw
12
液下泵
Q=200YW250-11=15kw
13
废液泵
Q=42m3/H、H=35m、11KW
14
搅拌机
附电机11KW
15
熔硫釜
ф600
4台
16
椭圆形封头
DN5500×
18
2个
7吨
17
各种阀门
59个
各种法兰、肓板垫
2720kg
19
各种螺栓螺母
1420套
20
工艺配管用钢材
65吨
21
各种法兰、肓板、
阀门、螺栓、螺母
2.1洗苯脱苯概述：
炼焦煤在焦炉干馏过程中，产生的苯族烃随荒煤气逸出，粗苯是有机化学工业的重要原料，回收粗苯具有较高的经济效益。
焦炉煤气的粗苯含量一般为25-40g/m3。
粗苯的产率与装炉煤的质量，炼焦温度和焦炉炉顶空间温度有关，即粗苯产率随装炉煤的挥发分提高而增加，随炼焦温度和炉顶空间温度的增高而减少，通常为装入干煤的0.9%-1.3%。
粗苯产品的技术要求主要有两个指标，一是水分，要求在室温下目测无可见不溶解水，二是对粗苯产品做馏程测定，180℃前馏出量应≥91%-93%。
粗苯的主要组分有苯，甲苯、二甲苯和三甲苯得芳烃，此外还含有不饱和化合物，含硫化合物，脂肪烃、萘、酚类和吡啶类化合物。
以焦炉煤气中回收粗苯一般均采用焦油洗油作吸收剂，其工艺包括洗涤和蒸馏两个部分。
管式炉加热富油的脱苯工艺，目前发展单塔工艺，工艺简单操作方便，技术经济指标先进，已被广泛采用，是非常成熟的工艺，易于实现自动化操作。
2.2粗苯洗涤：
煤气经终冷塔冷却至25-27℃以洗苯塔下部进入与塔顶喷洒的洗油逆流接触实现粗苯的吸收，脱除粗苯后煤气以塔顶排出，塔底排出含粗苯约2%-2.5%的富油送往脱苯系统进行脱苯。
2.3粗苯蒸馏：
由终冷洗苯来的富油，经换热器温升至130~135℃再经管式炉加热至180~185℃进入脱苯塔进行蒸馏，从塔顶出来的油气进行冷却，油水分离分离出的粗苯，一部分做为回流，一部分送入粗苯储槽，经储槽外销。
2.4工艺流程：
2.4.1从硫铵工段来的55℃左右的煤气经终冷塔温度降至25~27℃，从底部进入洗苯塔与塔顶喷洒的由脱苯系统来的贫油（27-30℃）逆流接触，将煤气中的苯洗至2~4g/m3，（塔前煤气含苯25~40g/m3）以下，然后将净煤气送往各用户。
2.4.2终冷塔底的冷凝液由泵打至终冷塔顶循环喷洒，防止焦油和萘和积存，富余的冷凝液送冷鼓或送生化处理站。
2.4.3洗苯塔底部富油经富油泵送往脱苯系统。
2.4.4由洗苯来的富油经油气换热器顶部来的93℃左右的油气换热后，进入油换热器，使富油温度升至130~135℃，然后进入管式炉对流段辐射段，加热至180℃，进入脱苯塔内进行蒸馏。
2.4.5由脱苯塔顶部出来的油气进入油气换热器，冷凝冷却，所得粗苯流入油水分离器，分离出来的粗苯进入回流槽，经回流泵送至塔顶做为回流用，其余的流入粗苯储槽，经粗苯输送泵装入汽车外运。
2.4.6经脱苯塔侧线引出的萘溶剂油，自流入萘扬液槽，然后经泵送入油库或焦油储槽。
2.4.7脱苯塔底部采出的170℃左右热贫油，经油换热器进入热贫油槽，由热贫油泵送至一段贫油，二段贫油冷却器，冷却至30℃，送往洗苯系统循环使用。
2.4.8为保持稳定的洗油质量，从管式炉加热后的富油管线上引出1.5%的富油进入再生器，用管式炉加热至400℃的过热蒸汽，直接蒸吹再生，再生器顶部的油气进入脱苯塔下部再生器底部排出的残渣定期排放至残油槽。
2.4.9粗苯油水分离器，分离出来的水进入控制分离器，进一步将油水分离，分离出来的油流入油放空槽，用液下泵送至油槽，分离出来的水流送往冷鼓或送往生化处理站。
脱苯设备一览表
终冷塔
ф3986×
3300×
30239
Q235A10#、20R
227吨
F5000m2
洗苯塔
ф4000×
42300
20R
69吨
硅整填料波
纹板填料
脱苯塔
ф2200×
30280（板式泡罩塔，塔板数：
45块）
不锈钢
95.3吨
操作温度
175℃
贫油槽
4200
（立式锥顶）
Q235A
7.6吨
ф57×
5盘管F=11m2
新洗油槽
粗苯储槽
6500
36吨
V=154m3
地下放空槽
ф2200×
4000
（卧式椭圆封头）
V=18.3m3
粗苯油分离器
ф1200×
4500
（立式平底平盖）
1.1吨
V=5.1m3
粗苯回流槽
4.4吨
控制分离器
2.2吨
V=12.6m3
苯杨液槽
3600
4.2吨
V=13.6m3
残油池
2500×
1600
混凝土
V=16m3
新洗油地下槽
3.9吨
冷凝液储槽
7.8吨
保温加热
油水分离器
ф1000×
5200
煤气过滤器
3078
1.44吨
洗油再生器
ф1800×
8450
16MnR
5.7吨
二
标准设备
管式加热炉
25700
39.2吨
粗苯冷凝冷却器
4-ф1120×
6060
Q235A20#
25吨
F=720m2
油油换热器
304
13.4吨
F=150m2
一段贫油冷却器
22.9吨
F=200m2
二段食油冷却器
22.4吨
贫富油泵
Q150m3/H30KW
（带机封、铸钢）
3台
粗轻苯输送泵
Q=25m3/HH=32m5.5KW
屏蔽泵）
轻苯回流泵
Q=9m3/HH=6m5.5KW
冷凝液输送泵
Q=30m3/HH=18.5m3KW
（普通泵）
地下放空
槽液下泵
Q=28.8m3/HH=25m5.5KW
新洗油地下槽液下泵
手动单轨小车（起重量）
Q=10TH=4m
设备制作工艺配管吊装费用
设备、管道、防腐、保湿费用
各种法兰、弯头、肓板、螺栓、螺母、阀门
3.1蒸氨工艺
剩余氨水的NH3-N平均为2500mg/L,最高可达3500mg/L，直接进行生化处理需加十几倍的清水进行稀释，这样会使生化设施庞大，通常先经蒸馏处理，使NH3-N含量大幅降低后再做生化处理。
焦化行业早期使用的蒸氨系统一般选用铸铁栅板或泡罩塔，因其处理效率低下，存在诸多问题，难以正常运转，常常无法把去生化处理站的废水NH3-N浓度控制在较低水平。
本工程选用新型的不锈钢导向浮阀塔作为主蒸馏设备，采用与塔直接相连的不锈钢分缩器（四管程），配套PH调节，悬浮颗粒过滤，热量回收及处理前后废水的贮存等设备，形成完整、可靠而又相对独立的处理系统。
剩余氨水（未经脱酚）首先在冷鼓剩余氨水槽经分离重油后，经氨水泵加入原料氨水过滤器进一步去除悬浮物及焦油，然后进入废水热交换器，在氨水泵的入口管道上向剩余氨水中加入工业碱液，使其中的固定铵转化为挥发氨。
剩余氨水在换热器中与蒸馏后塔底排出的热蒸氨废水换热后入蒸氨塔上部；
直接蒸汽从塔底加入与氨水逆流接触，蒸出的氨水蒸汽直接在装设于塔顶的分缩器中部分冷凝，冷凝液作为回流液依靠重力流回塔内，未冷凝部分的氨水蒸汽可去硫铵饱和器回收利用，或经氨冷凝冷却器得到氨水用于脱硫。
塔底蒸馏后的废水先与入塔氨水换热后温度降低至60℃左右，再进入废水冷却器，用循环水进一步冷却废水后送废水槽分离重油，由废水泵的抽送至至生化站做一步处理。
3.2工艺流程
蒸氨工序的中心设备为蒸氨塔，选用国内先进的高效导向浮阀塔，保证有较大的操作弹性，在剩余氨水水量及氨浓度发生变化时，仍可对废水做有效处理，并可根据回收氨水蒸汽总量调整蒸汽用量，降低消耗。
剩余氨水首先进入氨水贮槽，在槽内沉降重油，氨水
由氨水泵（两台，一开一备）抽送至焦炭过滤器（两台，一开一备），过滤吸附重油及固体悬浮物后，进入废水换热器（两台，一开一备），碱液由碱液槽由计量泵加到蒸氨塔氨水入口管上，经管道混合器混合后，加入计量的碱液，控制蒸馏后废水的PH值。
氨水在废水换热器中与蒸馏后的高温废水进行热交换，温度达到设计值入蒸氨塔，氨水在塔内逐板而下与上升的直接蒸汽进行热量和质量交换，氨气浓度逐步降低，至塔底达到处理要求，废水排出塔外，蒸馏所用的蒸汽直接由塔底最后一快板下进入塔内，与液体逆流接触而上直至塔顶，氨汽中的氨汽浓度逐步提高，蒸氨塔顶部直接分缩器相连，氨水蒸汽在分缩器中被部分冷凝，冷凝液回到塔顶第一快塔板上作为回流液。
未冷凝的氨水蒸汽直接进硫铵饱和器回收生产硫酸铵，也可再经冷凝后用于脱硫。
分缩器使用循环水作冷却介质，通过冷却水流量控制未冷凝的氨蒸汽温度（或冷凝量），把氨蒸汽温度控制在一定的温度范围内即可浓度达到要求。
蒸馏后的废水从塔下部自流依次进入废水换热器、废水冷却器、废水槽，水温度降低至约40℃左右，经废水槽再次分离重油后，由废水泵送往生化工序（冬天时不需再进一步冷却，可走旁路直接送往生化处理工序），
3.3工艺特点
3.3.1为控制废水NH3，在蒸馏前加入NaOH使剩余氨水中的固定铵转化为挥发氨被回收，可把废水NH3控制在较低水平。
3.3.2采用先进的导向浮阀塔作蒸氨塔，适应操作弹性较大的要求，同时便于治理可能出现的重油渣。
3.3.3选用原料氨水过滤器可进一步过滤，吸附重油和固体悬浮物，减少换热器、蒸氨塔的堵塞，方便维修、维护。
3.3.4充分利用废热，节能降耗。
蒸氨设备一览表
材质
蒸氨塔
1400×
14905
氨水贮槽
30m3
碱液贮槽
3800×
4994
50m3
废水槽
2200×
废水冷却器
F=50m2
板式换热器
一用一备
蒸氨废水泵
Q=25m3/H
H=50m普通泵
一开一备
氨分缩器
1200×
2821
67m2
碱液输送泵
Q0.13m3/H
H=40mn=1415
1.p.m
卸碱槽液下泵
Q14.4m3/H
H=40mn=2960
r.p.m
氨冷凝冷却器
ф530×
3620
管道混合器
DN300
内防腐
原料氨水过滤器
3468
卸碱槽
1600×
5226
碱位高槽
3850
各种法兰、弯头、肓板套、阀门
各种螺栓、
螺母套
硫铵工段工艺
4、工艺流程：
4.1由脱硫工段来的煤气经煤气预热器进入喷淋式硫铵饱和器，煤气在饱和器的上段分两股进入环形室，与循环母液递流接触，其中氨被母液中的硫酸吸收，生成硫酸铵，脱氨后的煤气在饱和器的后室合并成一股，经小母液循环泵送去的母液喷洒洗涤后，沿切线方向进入饱和器内旋风式除酸器，经除酸雾后的煤气送至终冷洗脱苯系统。
4.2饱和器下段上部的母液经大母液循环泵连续抽出送至饱和器上段环形喷洒室循环喷洒，喷洒后的循环母液经中心降液管流至饱和器的下段，在饱和器的下段，晶核通过饱和介质向上运动，使晶体长大，并引起晶粒分级，当母液液晶比达到25-40%时，由结晶泵将其底部的浆液送至室内结晶槽饱和器满流口溢出的母液自流至满流槽，再用小母液泵连续抽送至饱和器的后室循环喷洒，进一步脱除煤气中的氨。
4.3饱和器定期加酸加水冲洗时，多余的母液经满流槽流至母液储槽，再用小母液泵逐渐抽出，回补至饱和器系统。
4.4结晶槽中的硫铵晶体排放到离心机离心分离，从离心机分离出来的硫铵先经溜槽排放至输送机，由输送机送至振动流化床干燥器，经干燥进入硫铵储斗，经秤量包装入库。
离心机滤出的母液与结晶槽满流出来的母流一同自流回饱和器的下段。
4.5由振动流化床干燥器出来的尾气在排入大气前，经旋风分离，再经风机进入雾沫分离排入大气。
4.6硫铵系统所需93%浓硫酸，经卸酸槽至硫酸储槽，再经泵打至屋顶高位槽供配母液使用。
5、工艺技点：
5.1采用喷啉式饱和器，材质为316，喷嘴为904不锈钢，使用寿命长，集酸洗、除酸、结晶为一体，煤气系统阻力小、硫铵颗粒大流程简单，工艺先进技术可靠。
5.2系统设置管道采用耐强酸碱腐蚀的钢骨架复合塑料管，减少了不锈钢焊接部位腐蚀泄漏。
既美观，又长寿命。
5.3选择振动流化床干燥器，干燥效果好，易操作，稳定。
5.4母液槽、满流槽、结晶槽、耐酸水封，地下放空槽，选择玻璃钢材质，长寿命、无腐蚀、美观、易安装。
5.5饱和器煤气出口管段内部采用环氧树脂进行防腐，防止管道腐蚀泄漏。
6、主要指标：
饱和器后煤气含氨0.05g/m3
饱和器后煤气湿度50-55℃
干燥后硫铵含水≤0.3%
饱和器阻力≤2000Pa
硫铵设备一览表
单位
煤气预热器
6800热管
台
10#F=16MR
硫铵饱和器
ф4200/3000×
10125
316L
操压力0.0145mpa
满流槽（玻钢）
ф1600×
4208
V=8.5m3
母液储槽
（玻钢）
ф4400×
2000
V=36m3
硫酸储槽
ф5680×
5360
V=130m3
硫酸高位槽
ф2400×
5300
V=22m3
结晶槽（玻钢）
4688
V=6.77m3
旋风除尘器
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