焦化厂化产车间的工艺流程与参数1资料(共10页).doc

精选优质文档-倾情为你奉上实习报告参考资料 焦化厂化产车间的工艺流程与参数 1.冷鼓工段 从荒煤气管上分离出的焦油、氨水与焦油渣在机械化氨水澄清槽(V81502A.B)，澄清后分离 成三层，上层为氨水，中层为焦油，下层为焦油渣。分离的氨水满流至循环氨水槽(V81503A.B)， 然后用循环氨水泵(P81501A.B)送至炼焦炉冷却荒煤气，当初冷器、电捕器和终冷器需要 清扫时，从循环氨水泵后抽出一部分定期清扫，多余的氨水经循环氨水泵(P81501A.B)，抽 送至剩余氨水槽(V81504)，在剩余氨水槽分离出焦油后，氨水进入气浮除油机，在此浮选 出焦油，然后进入氨水中间槽，再用剩余氨水泵(P81502A.B)送至脱硫及硫回收工段进行 蒸氨，分离出的焦油进入废水槽，由废水泵抽送到机械化澄清槽;机械化氨水澄清槽分离的 焦油至焦油分离器(V81505)进行焦油的进一步脱水、脱渣，分离的氨水进入废液收集槽 (V81511)，由液下泵抽送到机械化氨水澄清槽，分离的焦油定期用焦油泵(P81503A.B)送 到酸、碱、油品库区的焦油槽进行贮存，分离的焦油渣定期送往煤场掺混炼焦。定期用焦油 泵将循环氨水槽底部聚集的焦油抽送至机械化氨水澄清槽。 各设备的蒸汽冷凝液及脱硫工段来的蒸汽冷凝液均接入凝结水槽(V81510)定期用凝结水 泵(P81506A.B)送往循环水系统或送入脱硫事故槽。 经电捕焦油器捕集下来的焦油排入电捕水封槽(V81509)，由电捕水封槽液下泵送至机械化 氨水澄清槽(V81502A.B)，当沉淀管需用循环氨水冲洗时，停高压电冲洗半小时，然后间隔 30 分钟再送高压电。冲洗液亦进入电捕水封槽中，离心鼓风机(C81501A.B)及其煤气管道 的冷凝液均流入鼓风机水封槽(V81508A.B)，然后与电捕水封槽(V81509)中的电捕液分 别加压后一并送机械化氨水澄清槽(V81502A.B)。 为防止各贮槽含氨尾气逸散，来自循环氨水槽及剩余氨水槽顶部的放散气集中后通过自控调 节装置返回荒煤气系统。 2.蒸氨工段 由冷鼓来的剩余氨水进入原料氨水过滤器(V82510A.B)进行过滤，除去剩余氨水中的焦油 等杂质，然后进入氨水换热器(E82503)与从蒸氨塔(T82504)塔底来的蒸氨废水换热，剩 余氨水由 75左右加热至 98，进入蒸氨塔，在蒸氨塔中采用 0.5Mpa 蒸汽直接汽提，塔 内操作压力不超过 0.035MPa，蒸出的氨汽进入氨分缩器(E82502)，用 31循环水冷却， 冷凝下来的液体直接返回蒸氨塔顶作回流，未冷凝的含 NH3 约 10%的氨汽送入硫铵工段饱 和器，塔底排出的蒸氨废水在氨水换热器(E82503)中与剩余氨水换热后，蒸氨废水由105 降到95，进(E82504) 被31的循环水冷却至40后至生化处理装置。 蒸氨塔(T82504)塔底排出焦油渣进入焦油桶(X82502)，人工清理外运。从酸碱库区来的 NaOH(32%)溶液送入碱液贮槽(V82512)，然后由碱液输送泵(P82506A.B)，加压后送入 剩余氨水蒸氨管线，加入的碱量根据检测的PH 值调节。 2.1 原料氨水经加热后的温度:85-98; 2.2 蒸氨塔顶部温度:101-103; 2.3 蒸氨塔底部温度: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/min 2.7.8 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Fe0.007%;As0.00005%; 重金属0.005%; 一等品:无可见机械杂质;氮含量21%;水份0.3%;H2SO40.05%; 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 (kg/cm3) 1.04-1.07g/ml 230前馏出量(容积%) 3 300前馏出量(容积%) 90 含酚(%) 0.5 含萘(%) 13 含水(容积%) 1.0 粘度E50 1.5 15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 1.07g/m3 粘度E50 1.5 E 230前馏出量 10 270前馏出量 60% 300前馏出量 85 水份% 0.5 含萘% 1 含酚% 0.5 3.3.1.3 终冷塔出口煤气温度保持在25-27 3.3.1.4 终冷塔阻力:1kpa 3.3.1.5 洗苯塔阻力:1.0kpa 3.3.1.6 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/m3 3.3.1.9 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:0.8MPa 3.3.2.17 贫油泵出口压力:0.6MPa-0.7MPa 3.3.2.18 回流泵出口压力:0.5MPa 3.3.2.19 脱苯塔底部压力:20-35kpa 3.3.2.20 脱苯塔顶部压力:4kpa 3.3.2.21 再生器底顶压力:30kpa 3.3.2.22 低压蒸汽压力:0.5MPa 3.3.2.23 入管式炉煤气压力:2kpa 3.3.2.24 烟囱废气温度:300 3.2.2.25 烟囱吸力:-30-60pa 3.3.2.26 脱苯塔回流比:4-5 3.3.2.27 再生洗油量:1-2% 3.3.2.28 洗油消耗量60kg/Ton 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 0.8700.880 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(T82502AB)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:35-40; 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:0.7Mpa 4.9 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; 4.13 PDS-600，每天加入量: 6-8 Kg 4.14 脱硫液中PDS 浓度30-50PPM 4.15 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/吨专心-专注-专业