1、實習報告參考資料 焦化廠化產車間的工藝流程與參數 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氨水槽(V81503A.B)， 然后用循環氨水泵(P81501A.B)送至煉焦爐冷卻荒煤氣，當初冷器、電捕器和終冷器需要 清掃時，從循環氨水泵后抽出一部分定期清掃，多余的氨水經循環氨水泵(P81501A.B)，抽 送至剩余氨水槽(V81504)，在剩余氨水槽分離出焦油后，氨水進入氣浮除油機，在此浮選 出焦油，然后進入氨水中間槽，再用剩余氨水泵(P81502A.B)送至脫硫及硫

2、回收工段進行 蒸氨，分離出的焦油進入廢水槽，由廢水泵抽送到機械化澄清槽;機械化氨水澄清槽分離的 焦油至焦油分離器(V81505)進行焦油的進一步脫水、脫渣，分離的氨水進入廢液收集槽 (V81511)，由液下泵抽送到機械化氨水澄清槽，分離的焦油定期用焦油泵(P81503A.B)送 到酸、堿、油品庫區的焦油槽進行貯存，分離的焦油渣定期送往煤場摻混煉焦。定期用焦油 泵將循環氨水槽底部聚集的焦油抽送至機械化氨水澄清槽。 各設備的蒸汽冷凝液及脫硫工段來的蒸汽冷凝液均接入凝結水槽(V81510)定期用凝結水 泵(P81506A.B)送往循環水系統或送入脫硫事故槽。 經電捕焦油器捕集下來的焦油排入電捕水封槽

3、(V81509)，由電捕水封槽液下泵送至機械化 氨水澄清槽(V81502A.B)，當沉淀管需用循環氨水沖洗時，停高壓電沖洗半小時，然后間隔 30 分鐘再送高壓電。沖洗液亦進入電捕水封槽中，離心鼓風機(C81501A.B)及其煤氣管道 的冷凝液均流入鼓風機水封槽(V81508A.B)，然后與電捕水封槽(V81509)中的電捕液分 別加壓后一并送機械化氨水澄清槽(V81502A.B)。 為防止各貯槽含氨尾氣逸散，來自循環氨水槽及剩余氨水槽頂部的放散氣集中后通過自控調 節裝置返回荒煤氣系統。 2.蒸氨工段 由冷鼓來的剩余氨水進入原料氨水過濾器(V82510A.B)進行過濾，除去剩余氨水中的焦油 等雜

4、質，然后進入氨水換熱器(E82503)與從蒸氨塔(T82504)塔底來的蒸氨廢水換熱，剩 余氨水由 75左右加熱至 98，進入蒸氨塔，在蒸氨塔中采用 0.5Mpa 蒸汽直接汽提，塔 內操作壓力不超過 0.035MPa，蒸出的氨汽進入氨分縮器(E82502)，用 31循環水冷卻， 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%的氨汽送入硫銨工段飽 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105 降到95，進(E82504) 被31的循環水冷卻至40后至生化處理裝置。 蒸氨塔(T82504)塔底排出焦油渣進入焦油桶(X82502)，人

5、工清理外運。從酸堿庫區來的 NaOH(32%)溶液送入堿液貯槽(V82512)，然后由堿液輸送泵(P82506A.B)，加壓后送入 剩余氨水蒸氨管線，加入的堿量根據檢測的PH 值調節。 2.1 原料氨水經加熱后的溫度:85-98; 2.2 蒸氨塔頂部溫度:101-103; 2.3 蒸氨塔底部溫度:101-105; 2.4 氨分縮器后的溫度:95-98;根據蒸氨效果及硫銨母液消耗情況適時調節，但不能 高于98; 2.5 廢水冷卻后溫度:40;冬季適時提高溫度，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

6、:0.15g/L; 2.9 分縮器后成品氨濃度:10%; 2.10 各電機軸承溫度61，溫升41 3.硫胺工段 硫銨飽和器崗位的工藝流程: 來自冷鼓工段的粗煤氣，經煤氣預熱器，加熱至60-70與蒸氨來的95-97濃氨氣合并 進入硫銨飽和器上段的噴淋室。在此煤氣分成兩股沿飽和器內壁與內除酸器外壁的環行空間 流動，并與噴灑的循環母液逆向接觸，煤氣與母液充分接觸，使其中的氨被母液中的硫酸所 吸收，生成硫酸銨，然后煤氣合并成一股，沿原切線方向進入飽和器內的除酸器，分離煤氣 中夾帶的酸霧后被送往洗脫苯工段。 在飽和器下部取結晶室上部的母液，用母液循環泵連續抽至上段噴淋室。飽和器母液中不斷 有硫銨晶核生成

7、，且沿飽和器內的中心管道進入下段的結晶室，在此，大循環量母液的攪動， 晶核逐漸長大成大顆粒結晶沉積在結晶室底部。用結晶泵將其連同一部分母液送至結晶槽， 在此分離的硫銨結晶及少量母液排放到離心機內進行離心分離，濾除母液，并用熱水洗滌結 晶，離心分離出的母液與結晶槽溢流出來的母液一同自流回硫銨飽和器。從飽和器滿流口引 出的母液，經加酸后，由水封槽溢流至滿流槽。滿流槽內母液通過小母液泵，抽送至飽和器 噴淋室，經噴嘴噴灑吸收煤氣中的氨，母液落至噴淋室下部的母液中，經滿流口循環使用， 母液貯槽的母液通過小母液泵補入飽和器。 從離心機分離出來的硫銨結晶，由螺旋輸送機送至沸騰干燥器，經熱空氣干燥后，進入硫銨

8、 貯斗，然后稱量包裝進入成品庫。 沸騰干燥器用的熱空氣是由送風機從室外吸入，空氣經熱風器，用低壓蒸汽加熱后送入，沸 騰干燥器排出的熱空氣經旋風除塵器捕集夾帶的細粒硫銨結晶后，由排風機抽送至濕式除塵 器，進行再除塵，最后排入大氣。 從罐區來的硫酸進入硫酸高位槽，經控制機構自流入飽和器的滿流管，調節飽和器內溶液的 酸度。硫酸高位槽溢流出的硫酸，進入硫酸貯槽，當硫酸貯槽內的硫酸到一定量時，用硫酸 泵送回硫酸高位槽作補充。 硫銨飽和器是周期性的連續操作設備。應定期加酸補水，當用水沖洗飽和器時，所形成的大 量母液從飽和器滿流口溢出，通過插入液封內的滿流管流入滿流槽，再經滿流槽滿流至母液 貯槽，暫時貯存。

9、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 生產過程中，又將所貯存的母液用母液泵送回飽和器作補充。此外，母液貯槽還可供飽和器 檢修、停工時，貯存飽和器內的母液用。 2.7 工藝指標: 2.7.1 離心機潤滑油液面不低于視鏡2/3。 2.7.2 離心機推料次數在40 次/分。 2.7.3 硫銨游離酸量不大于0.03%。 2.7.4 離心機油箱油溫不大于35，每月分析一次油質。 2.7.5 離心機油壓系統工作油壓不大于2Mpa。 2.7.6 離心機開車晶比控制在30%，離心機停車晶比10%。 2.7.7 離心機最大處理能力:3-5T/h 轉速:700-900r/min 2.7

10、.8 離心機加料均勻，操作時連續水洗，未開油泵不能啟動，未停車不得停油泵。 2.7.9 干燥器入口風溫:120-140。 2.7.10 干燥后硫銨含水0.2%。 2.7.11 進料前,后室溫度不低于:80。 2.7.12 生產過程中,后室溫不低于50。 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 風機軸承溫度不大于60。 2.7.15 各種電機溫升不大于45。 2.7.16 旋風除塵器阻力:1500pa。 2.7.17 硫銨的質量標準: 優等品:白色結晶;無可見機械雜質;氮含量21%(干基);水份0.2%; 游離酸含量0.0

11、3%;金屬含量Fe0.007%;As0.00005%; 重金屬0.005%; 一等品:無可見機械雜質;氮含量21%;水份0.3%;H2SO40.05%; 濕式除塵器阻力2000pa(全壓) 4.洗脫苯工段 3.1 洗苯工藝流程: 來自硫銨工段的粗煤氣，經終冷塔(T42201)上段的循環水和下段的制冷水冷卻后，將煤氣 由 45-55降到 25-27，后由洗苯塔(T42202)底入塔。自下而上與塔頂噴淋的循環洗油 逆流接觸，煤氣中的苯族烴被循環洗油吸收，經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

12、塔(T42203)頂出來 的輕苯蒸汽換熱，將富油加熱到 60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60升到110,最后進入管式爐(F42201)被加熱至180 左右，進入脫苯塔(T42203)，從脫苯塔塔(T42203)頂蒸出的輕苯、水蒸汽混合物進入輕 苯冷凝器冷卻器，先與冷富油換熱后，被16制冷水冷卻至30左右，然后進入輕苯油水 分離器，進行輕苯與水的分離。輕苯入回流槽，部分輕苯經輕苯回流泵(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

13、)送往罐區;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 120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30循環水和16制冷水冷卻至約27，送洗苯塔 噴淋洗滌煤氣。 來自油品庫區的新洗油進入貧油槽(V42201)，作為循環洗油的補充。約 0.5MPa(表)蒸汽 被管式加熱爐(F42201)加熱至400左右，部分作為洗

14、油再生器(E42202)的熱源，另一部分直 接進脫苯塔(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煤氣過 濾(X42201)過濾后供給。在洗苯、脫苯的操作過程中，循環洗油的質量逐漸惡化，為保 證洗油質量，由洗油再生器(E42202)將部分貧油再生，用過熱蒸汽加熱，蒸出的油氣進入脫 苯塔(T42203)，殘渣排入殘油池定期送往煤場。 由終冷塔(T42201)冷凝所得的冷凝液由冷凝液輸送泵(P42204A.B)送至冷鼓工段機械化 澄清槽。 3.3 主要工藝技術指標 3.3.1 洗苯崗位工藝指標: 3.3.1.1 新洗油質量特性指標: 指標名稱 指標 密度 (kg

15、/cm3) 1.04-1.07g/ml 230前餾出量(容積%) 3 300前餾出量(容積%) 90 含酚(%) 0.5 含萘(%) 13 含水(容積%) 1.0 粘度E50 1.5 15結晶物 無 3.3.1.2 循環洗油質量特性指標: 指標名稱 指標 密度 1.07g/m3 粘度E50 1.5 E 230前餾出量 10 270前餾出量 60% 300前餾出量 85 水份% 0.5 含萘% 1 含酚% 0.5 3.3.1.3 終冷塔出口煤氣溫度保持在25-27 3.3.1.4 終冷塔阻力:1kpa 3.3.1.5 洗苯塔阻力:1.0kpa 3.3.1.6 進終冷塔上段的循環水溫度:32 3.

16、3.1.7 進終冷塔下段的制冷水的溫度:16 出口:23 3.3.1.8 洗苯塔后煤氣含苯3-5g/m3 3.3.1.9 入洗苯塔貧油溫度:(冬季)比煤氣溫度稍高4-7(夏季)比煤氣溫度稍高2-4 3.3.1.10 貧油含苯量:0.3% 3.3.1.11 洗苯塔底富油含苯:1.3-2.5% 3.3.1.12 各泵軸承溫度:65 3.3.1.13 各電機溫升不超過45 3.3.2 脫苯工藝指標: 3.3.2.1 出輕苯冷卻器富油溫度:50-60 3.3.2.2 出油油換熱器的富油溫度:110 3.3.2.3 管式爐的富油溫度:180-190 3.3.2.4 貧富油一段換熱器后富油溫度:110左右

17、 3.3.2.5 貧富油二段換熱器后富油溫度:90 3.3.2.6 脫苯塔頂部溫度:79-80 3.3.2.7 富油含水:1% 3.3.2.8 脫苯塔底部油溫度:175 3.3.2.9 再生器頂部溫度:180 3.3.2.10 一段油油冷卻器后貧油溫度:120-130 二段油油冷卻器后貧油溫度:100-110 3.3.2.11 一段貧油冷卻器后貧油溫度:40-50 二段貧油冷卻器后貧油溫度:27-31 3.3.2.12 再生器底部溫度:180 3.3.2.13 入再生器過熱蒸汽溫度:400 3.3.2.14 管式爐對流段溫度:450 3.3.2.15 輕苯冷凝冷卻后富油溫:60 3.3.2.1

18、6 富油泵出口壓力:0.8MPa 3.3.2.17 貧油泵出口壓力:0.6MPa-0.7MPa 3.3.2.18 回流泵出口壓力:0.5MPa 3.3.2.19 脫苯塔底部壓力:20-35kpa 3.3.2.20 脫苯塔頂部壓力:4kpa 3.3.2.21 再生器底頂壓力:30kpa 3.3.2.22 低壓蒸汽壓力:0.5MPa 3.3.2.23 入管式爐煤氣壓力:2kpa 3.3.2.24 煙囪廢氣溫度:300 3.2.2.25 煙囪吸力:-30-60pa 3.3.2.26 脫苯塔回流比:4-5 3.3.2.27 再生洗油量:1-2% 3.3.2.28 洗油消耗量60kg/Ton 輕苯 3.

19、3.2.29 管式爐煤氣消耗量:450-550m3/Ton 苯 3.3.2.30 脫苯塔直接汽消耗量:1-2.0Ton/Ton 苯 3.3.2.31 再生殘渣300 前餾出量:30% 3.3.2.32 各泵軸承溫升45 3.3.2.33 各泵電機軸承溫升不超過45，包括室溫在內不超過75。 3.3.2.34 重、輕苯質量標準 名稱 外 觀 密度(20) 餾 程 水分 輕苯 黃色透明液體 0.8700.880 餾出(容積)96% 150前 室溫下目測無可 見不溶解的水 重苯 初餾點150 200前餾出量35% 0.5% 5.脫硫工段 來自洗脫苯工段的煤氣，先進入湍球脫硫塔(T82501)下部與塔

20、頂噴淋下來的脫硫液逆流接 觸，洗滌塔內聚丙烯小球不斷湍動從而增大接觸面積，提高脫硫效率，而后依次串聯進入填 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 的脫硫液經湍球塔液封槽(V82501)至溶液循環槽(V82507)， 同時加入Na2CO3 溶液和催化劑PDS-600,用溶液循環泵(P82501A.B)抽送至再生塔(T82503A)， 經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,如此循環使用.來自再生塔(T

21、82503B)脫硫溶液分別進入脫硫塔(T82502AB)吸收了 H2S 和 HCN 的脫硫液經脫硫塔 A、B 液封槽(V82502A、B)流至半貧液槽(V82505)和富 液槽(V82506)，補充Na2CO3 溶液催化劑溶液后，經半貧液泵(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，如此循環使用。半貧液泵(P82502.B)為備用泵。若溶 液溫度低時，去再生的溶液中的部分溶液可進溶液加熱器(E82501A.B.C)進行加熱，混合 后，進再生塔，溶液加熱器(P82501B)為兩個再生系統共同備用。在夏季溶液加熱器 (E82501A.B.C)改為制冷水冷卻溶液。 再生塔內產生的硫泡沫，則由再生塔頂部擴大部分自流入硫泡沫槽(V82508)，為防止硫泡 沫沉淀，槽內攪拌機要連續運轉，再由硫泡沫泵(P825