焦油生产工艺.doc

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第一章 冷鼓工段
1、焦油生产工艺
从焦炉炭化室出来的荒煤气在桥管处被循环氨水喷洒冷却，温度由700～800℃降至75～85℃，经气液分离器后煤气进入三台并联操作的横管冷却器，在此被冷却至22℃左右后进入电捕焦油器，除去焦油雾后经鼓风机送往后序工序净化；焦油氨水混合液进入三台并联操作的机械化氨水澄清槽，在此焦油氨水与焦油渣按自重分层，上部氨水靠自流进入循环氨水槽，中部焦油自流进入焦油中间槽，下部沉淀下来的焦油渣被刮板机连续不断地刮至排渣装置，用焦油渣小车送至煤厂掺混炼焦。
煤气在横管冷却器中分两段冷却，上段用循环水，下段用制冷水。上段和下段的冷凝液分别通过冷凝液液封槽进入上下段循环槽，然后分别用上下段循环泵送回初冷器进行循环喷洒，吸收煤气中的焦油、萘等杂质。上下段循环槽互相连通，下段循环槽多余的冷凝液送至机械化氨水澄清槽；为了保证横管冷却器冷却效果，在其顶部用热氨水定期冲洗，以清除管壁上的焦油、萘等杂质。含焦油雾的煤气进入电捕焦油器后，通过气体分布筛板被均匀地分布到各沉淀管中，在电极区发生电离，尘粒荷电使焦油雾和煤气分离。被分离出来的焦油雾滴沿着蜂窝状的沉淀极向下流动，从电捕底部流出，进入电捕水封槽，由液下泵送至机械化氨水澄清槽，捕除焦油雾的煤气进入鼓风机。
进入循环氨水槽的氨水，大部分做为循环氨水送往焦炉冷却荒煤气，少部分送至横管冷却器、电捕焦油器、终冷塔、预冷塔等处用来清洗设备，还有一少部分用做高压氨水用于焦炉的无烟装煤。而多余的氨水送至剩余氨水槽，由剩余氨水泵送往蒸氨塔进行蒸氨。进入焦油中间槽的焦油，静置分离后送往罐区外售。
2、焦油生产工艺技术指标
冷凝鼓风系统
煤气系统
横管冷却器前煤气温度：75～85℃
横管冷却器后煤气温度：20～24℃
电捕焦油器出口煤气中焦油含量：≤10ｍｇ／Ｎｍ３
电捕焦油器后煤气含氧量：　0.8％报警；2.0％电捕停车。
横管冷却器系统
横管冷却器上段循环水入口温度：32℃左右
横管冷却器上段循环水入口温度：40℃左右
横管冷却器下段制冷水入口温度：16℃左右
横管冷却器下段制冷水入口温度：23℃左右
横管冷却器阻力≦1.5ＫＰａ
横管冷却器前吸力：-0.3～-0.8Ｋｐａ
电捕焦油器系统
电捕焦油器的工作电压：3.5～4.5万伏
电捕焦油器的工作电流：800～1200毫安
电捕焦油器绝缘箱温度：≦80℃、≧100℃报警，≦70℃、≧110℃报警连锁
保护用净煤气流量为：80ｍ３/ｈ
电捕焦油器阻力：≦1.5ＫＰａ
电捕焦油器后煤气含氧量：≧0.8％报警，≧2.0％报警联锁
槽区系统
机械化氨水澄清槽界面液位上限：≦1.7ｍ，下限≧1.4ｍ
剩余氨水槽液位（距底）：上限≦8ｍ；下限≧1ｍ
上段冷凝液循环槽液位：1.5ｍ左右
焦油中间槽液位：2.5ｍ左右
焦油中间槽温度：75～85℃
泵
循环氨水流量：1400ｍ３/ｈ
循环氨水泵出口压力：0.7ＭＰａ
剩余氨水泵出口压力: 0.5ＭＰａ
高压氨水泵出口压力: 4.0ＭＰａ
各泵轴承、轴套温度: ≦70℃，
电机温升（或按铭牌规定）: ≦60℃
鼓风机
鼓风机前吸力: ≧-3.5ＫＰａ
鼓风机后压力: ≦26.5ＫＰａ
煤气流量: 50000～102000ｍ３/ｈ
鼓风机工作电流: ≦68Ａ
集气管煤气压力: 120～140Ｐａ
前导向控制: ≧0（无自动调节则无此指标）
鼓风机油站用油：Ｌ－ＴＤ４６
鼓风机报警及停机条件：
鼓风机转速指示报警联锁：＜500ｒ/ｍｉｎ，报警联锁
鼓风机轴位移指示报警联锁: ＞0.4ｍｍ，＞0.8ｍｍ停车
鼓风机振动指示报警联锁: ＞87ｕｍ，＞107ｕｍ停车
鼓风机煤气进口温度指示报警联锁：≧45℃停车（报警、联锁）
鼓风机煤气出口温度指示报警联锁：≧70℃停车（报警、联锁）
鼓风机轴承温度指示报警联锁：≧75℃报警，≧85℃停车
鼓风机喘振脉冲数：＞3ｉｎ25ｓｅｃ
主电机轴承温度指示报警联锁：≧75℃报警，≧80℃停车
主电机定子温度指示报警联锁：≧105℃报警，≧155℃停车
主电机振动指示报警联锁：＞4.5ｍｍ/ｓｅｃ报警，
＞7.1ｍｍ/ｓｅｃ停车
鼓风机润滑油温度指示报警联锁：≦20℃，≧45℃报警，
鼓风机润滑油压：≦0.06ＭＰａ停车（报警、联锁）
鼓风机润滑油箱液位指示报警联锁：≦300ｍｍ报警
≦260ｍｍ停车
3、电捕焦油器工作原理
电捕焦油器内有数量不等的六角形蜂窝管，每根管子中心悬挂一根金属导线，金属导线与高压直流电的负极相连，为电晕极。
当电压升高到一定数值时，电晕极周围的小范围内（即电晕极内）会出现微光，并发出微微兹兹声，电晕极附近的气体发生了电离现象，在电晕区内产生了大量的正负离子，和电子，在电晕区外即电场的大部分空间内充满负离子和电子。
夹带着焦油雾滴的煤气流经电场，大部分焦油雾滴与负离子和电子相遇结合成负电荷的雾滴，及少量的在电晕区与相遇结合成带正电荷的雾滴，在电场力的作用下带正负电荷的焦油雾滴分别向沉淀极和电晕极移动，到达两电极的焦油雾滴在受重力的作用下向下流动，汇集排出器外，使焦油雾滴从煤气中分离。
电捕技术参数
规格型号
JS-FD-Ⅱ
处理量m3/h
38000～48000
蜂窝数
196
电场截面积m2
10.6
冲洗水量m3/h
60
电压 (万伏)
3.5～4.5

4、焦油船工作原理
机械化氨水澄清槽是一端为斜底，断面为钢板焊制容器，由槽内纵向隔板分成平行的两格 焦油、氨水和焦油渣组成的混合物是一种乳浊液的混合物，因而所采用的澄清分离设备多是根据分离粗悬浮液的沉降原理制作的如下图

每格底部设有传送链带动的刮板输送机，焦油、氨水和焦油渣由入口管径承受隔室进入澄清槽，使之均匀分布在焦油层的上部，澄清后的氨水经溢流槽流出，沉积于槽下部的焦油经液面调节器引出，以控制焦油液面，保证焦油足够的分离时间，焦油层厚1.3-1.5m，此部位应在外部保温，以维持油温和稳定其粘度。沉积于槽底的焦油由刮板输送机送至前伸头部漏斗内排出，焦油渣经过氨水层时洗去焦油，露出水面后沥干水分，刮板线速度为1.74～13.5m/h,速度过高易带出焦油和氨水。
附：焦油质量指标（YB/T5075-93）
指标名称
一级
二级
分析方法
密度 g/ml
1.15~1.21
1.13~1.22
YB/T5076
甲苯不溶物（无水基）%
3.5~7.0
不大于9
YB/T5077
灰份%不大于
0.13
0.13
GB2295
水份%不大于
4.0
4.0
GB2288
粘度（E80）不大于
4.0
4.2
YB/T5030
萘含量（无水基）%不小于
7.0
7.0
YB/T5078
5、产品质量
⑴、焦油水分大
①焦油分离过程中静止时间不够
②压加油过程中速度过快带走一部分氨水
⑵焦油灰分
焦油的灰分主要由炼焦配煤比的引入，原料煤的灰分高所产生的焦油灰分也高
⑶焦油密度大
①装煤时负压过大，结焦时间过长
②在煤料条件不变的情况下,炼焦温度的提高,使炭化室炉墙温度升高,初次产物的二次热解程度相对增大,其结果是焦油中的酚类及中性油类的产率降低,而萘、蒽、沥青的产率增加,所以密度增大
⑷甲苯不容物过高
①炉顶空间温度的波动，导致新区焦油质量跟随波动焦炉的炉顶空间温度波动趋势,与新区焦油甲苯不溶物含量的数据波动趋势相似，从而炉顶空间温度是导致焦油中甲苯不溶物偏高的主要因素。
②造成甲苯不溶物偏高有一部分是较大的颗粒，这部分中较大颗粒可用焦油氨水分离槽进行分离，所以回收的操作对焦油质量也有直接影响。若焦油氨水在焦油氨水分离槽中没有足够的时间静置分离或分离槽内温度不够等因素都会影响固体物分离，降低分离槽的分离效率。此外，而且几个分离槽间的操作不平衡和液体波动也会破坏静置状态缩短停留时间，导致焦油质量的不合格、氨水质量变差
③配煤比中灰分过大
6、解决办法
⑴、焦油水分大
① 稳定焦油氨水分离槽操作温度，增大焦油氨水分离时间.
②压焦油时将阀门开度开小，放慢压焦油速度
⑵焦油灰分
合理制定配合煤的配比，并对配合煤的主要工艺指标严格控制。适当增加焦煤、瘦煤比例，并采取分组粉碎，降低装炉煤的挥发份，减小焦炭成熟的收缩率
⑶焦油密度大
①减短结焦时间，缩短装煤时间，做好焦炉集气管吸力调节，严格控制集气管的吸力在正常工艺范围内，观察装煤时炉顶、炉门冒烟情况。单个炭化室如果出现1h以上的长期负压，应及时调节和修复
②炉顶空间温度应控制在850℃以下
⑷甲苯不容物过高
①炉顶空间温度直接影响焦油的质量，且炉顶空间温度每升高38℃ ，就能使甲苯不溶物显著增加为此，按照经验，炉顶空间温度应控制在850℃以下
②稳定焦油氨水分离槽操作温度，增大焦油氨水分离时间，及时清理氨水焦油分离槽中沉渣等
③合理制定配合煤的配比，并对配合煤的主要工艺指标严格控制。适当增加焦煤、瘦煤比例，并采取分组粉碎，降低装炉煤的挥发份，减小焦炭成熟的收缩率。尤其是小于0.5mm的煤粒容易带入煤气中，其比例不能过高，应小于35％。焦油渣重新配入煤塔进行循环利用，焦油渣的配入也要适量，一次不能过大，否则易造成分解，对焦油的质量造成负面影响
第二章 脱硫工段
1、生产工艺流程概述
1.1、脱硫系统
本工段所采用的是以煤气中的氨为碱源，PDS+栲胶为催化剂的湿法氧化脱硫法。其工艺是：从冷鼓工段来的约45℃煤气，首先进入预冷塔冷却至30℃左右，然后串联进入两座脱硫塔，与脱硫塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触，以此吸收煤气中的H2S、HCN。脱硫后，煤气经脱硫塔顶部脱硫液捕雾段捕集煤气夹带的脱硫液后送入硫铵工段。
从脱硫塔中吸收了H2S和HCN的脱硫液经脱硫塔液封槽至溶液循环槽，适当补充浓氨水和催化剂后用溶液循环泵送至再生塔，脱硫液经与压缩空气并流再生，再生后的溶液于塔上部经“U”型管自流入脱硫塔顶循环喷洒脱硫。若溶液温度低时两股去再生的溶液中的部分溶液可进溶液换热器进行加热，汇合后进再生塔。
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，硫泡沫在硫泡沫槽中经搅拌，静置沉淀后送入离心机，生产的硫膏外售。硫泡沫槽中的上层清液自流入低位槽中，然后由低位槽液下泵送至溶液循环槽循环使用，少部分送至煤场喷洒配煤。离心机排出的清液进入溶液缓冲槽，经缓冲槽液下泵加压送回溶液循环槽循环使用。
脱硫过程中消耗的催化剂要及时补充，根据脱硫液中催化剂浓度的化验结果适量补充催化剂。催化剂经计量后投入循环槽上方的催化剂贮槽中，加水搅拌充分溶解后，均匀加入循环槽中。
由于碱源不断的消耗，脱硫液的碱度会不断降低，故采用蒸氨工段采出氨汽冷凝形成的浓氨水作为脱硫液碱度的补充（也可用液碱作为碱度补充，系统最初开工时用液碱作为碱源配制脱硫液）。
1.2、蒸氨系统
由冷凝鼓风工段来的剩余氨水，进入氨水过滤器出去氨水中部分焦油与杂质后与蒸氨塔底部排出的蒸氨废水换热后和碱液经混合器混匀后进入蒸氨塔，用蒸氨塔将氨蒸出。为提高蒸氨效率，减少消耗，本工艺设置了再沸器。蒸氨塔顶部的氨气经氨分缩器和氨气冷凝冷却器后变成浓氨水，进入脱硫工段的溶液循环槽补充碱源。换热后的蒸氨废水进入废水冷却器，冷却后送往生化处理，处理后的水回用于熄焦。
2、工艺技术指标
分析
进口硫化氢含量：4～6g/Nm3
出口硫化氢含量：≦50mg/Nm3
溶液中PH值：8～9
总碱度：0.3～0.4N
游离氨：5～6g/L
PDS：30～50ppm 栲胶的消耗量为PDS的8倍（参考）
悬浮硫：﹤1.0 g/L
循环液中（NH4）2S2O3和NH4CNS总量﹤300 g/L
氨硫比﹥0.71，一般为1～1.05
剩余氨水加碱后，PH：8～9
处理后废水NH3-N含量：≤280 mg/L
流量
进再生塔脱硫液流量：1200～1400m3/h（满足液气比15～30L/m3）
进再生塔空气流量：4200 m3/h左右（满足再生鼓风强度100～130m3/m2·h)
剩余氨水处理量：35 m3/h
压力
预冷塔阻力：≦1.0kpa
脱硫塔阻力：≦2.0kpa
脱硫液循环泵出口压力≦0.8Mpa
脱硫液中间泵出口压力≦0.8Mpa
入再生塔空气压力﹥0.40Mpa
低压蒸汽压力：0.40～0.6Mpa
蒸氨塔顶压力：﹤5.0KPa
蒸氨塔底压力：﹤35KPa
温度
预冷塔后煤气温度25～27℃
脱硫液温度：35℃左右
所有电机轴承温度：≦65℃
泡沫槽加热温度：＜50℃
蒸氨塔顶温度：94～97℃
蒸氨塔底温度：100～103℃
浓氨水温度：～30℃
液位
循环槽溶液液位：报警下限1000mm，报警上限5500mm
事故槽溶液液位报警：报警上限6100mm
脱硫塔液位报警：报警下限4100mm，报警上限5000mm
低位槽液位报警：报警下限300mm，报警上限1600mm
溶液缓冲槽液位报警：报警下限300mm，报警上限1600mm
废水槽液位报警：报警下限300mm，报警上限1600mm
碱液贮槽液位报警：报警下限300mm，报警上限2100mm
冷凝液地下槽液位报警：报警下限300mm，报警上限1500mm
3、脱硫效率
H2S脱硫效率下降原因
⑴、气液比不当
⑵、溶液比不当
⑶、再生空气量少
⑷、入口H2S含量高
⑸、填料堵或有偏流现象
⑹、煤焦油、萘含量高，将溶液污染
⑺、溶液温度高或低
⑻、溶液或向差副反应高，溶液粘度大吸收不好
解决办法
⑴、调节循环量
⑵、按分析情况具体添加
⑶、增加古风强度
⑷、调节溶液循环量
⑸、用稀氨水或硫化铵溶液洗涤填料或停车检修
⑹、排放溶液从新配制溶液
⑺、调节溶液温度
⑻、加大脱硫液的排放，提高氨含量加大催化剂量并补充一部分新液
第三章 硫铵工段
1、生产工艺流程概述：
来自脱硫工段的粗煤气经煤气预热器加热至60～70℃， 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，并与循环母液逆向喷洒，与母液充分接触，使其中的氨被母液中的硫酸所吸收，生成硫酸铵结晶。然后煤气合并成一股，沿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。
在饱和器下段结晶室上部的母液，用母液循环泵连续抽出送至上段喷淋室进行喷洒，吸收煤气中的氨，并循环搅动母液以改善硫铵的结晶过程。饱和器母液中不断有硫铵结晶生成，且沿饱和器内的中心管进入下段的结晶室，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饱和器。
从离心机分离出的硫铵结晶，由螺旋输送机送至振动流化床干燥器，经热空气干燥后进入硫铵贮斗，然后称量包装送入成品库。
振动流化床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, 振动流化床干燥器用的冷空气是由冷风机从室外吸入空气后送入。振动流化床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，由排风机抽送至水浴除尘器进行湿式再除尘，最后排入大气。
水浴除尘器工作原理：带有较细硫铵粉尘的尾气，由尾气进口进入水浴除尘器后，风速明显下降，尾气和箱体中的水份充分接触后，硫铵粉尘极易溶于水中，含有水汽的尾气在经过除雾折板后，水滴被挡住，纯洁尾气排空，从而达到净化空气的作用。箱体中母液达到一定浓度后由箱体下部的排污口排至母液贮槽。
来自罐区的硫酸先入硫酸贮槽贮存，再由硫酸泵送至硫酸高位槽，经控制自流入饱和器的满流管和母液循环泵入口，调节饱和器内母液的酸度。
硫铵饱和器是周期性的连续操作设备，当定期大加酸、补水并用水冲洗饱和器时，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。满流槽液面上的酸焦油可用人工捞出。而在两次大加酸的正常生产过程中，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之用。
2、工艺技术指标
饱和器内母液温度50-55℃
饱和器内母液酸度：2-6%
大加酸饱和器内母液酸度18-22%
预热器阻力≤1.5KPa
饱和器阻力≤2.0KPa
饱和器后煤气含氨≤0.05g/Nm3；
母液比重不小于1.26 t/m3
入工段蒸汽压力（低压）：≥0.4MPa
硫铵质量标准 氮含量：≥20.5%
水 分：≤1.0%
游离酸：≤0.2%
袋计量准确，封袋保证不漏（每袋50Kg±0.5Kg）
3、主要设备（饱和器）
喷淋式饱和器全部采用不锈钢制作，喷淋式饱和器与上部的喷淋室与除酸器和下部结晶室组成，体外有整体保温层，吸收室友本体、环形室、母液喷淋管组成，煤气进入吸收室后分成两股，在本体与内筒体间形成的环形室内流动，与喷淋管喷出的的母液接触，然后汇成一股进到饱和器的后室，，被喷洒管喷出的母液二次喷淋，进一步吸收煤气中的氨，，再沿切线方向进入内筒体—内置除酸器，旋转向下进入内套筒，由顶部煤气出口排出，外套筒与内套筒想成旋风式除酸器，起到除去煤气中夹带的液滴，在煤气入口与出口间分隔成两个弧形分配箱，其内设置数个喷嘴数个，朝向煤气流，在吸收室的下部设置满流管，控制吸收室下部的液面，促使煤气由入口向出口在环形室内流动，吸收室以降液管与结晶室连通，循环母液通过降液管从结晶室的底部向上返，搅拌母液，硫铵结晶核不断生成和长大，同时颗粒分级，最小颗粒升向顶部，从结晶室上部出口接到循环泵，，大颗粒从结晶室下部抽出
硫铵标准（GB535-1995）
名 称
指 标
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(N)含量(以干基计) ≥
21.0
21.0
20.5
水分(H2O) ≤
0.2
0.3
1.0
游离酸(H2SO4)含量% ≤
0.03
0.05
0.20
铁（Fe）含量1) ≤
0.007
－
－
砷（As）含量1) ≤
0.00005
－
－
重金属（以Pb计）含量1) ≤
0.005
－
－
水不溶物含量1) ≤
0.01
－
－
4、产品质量
⑴游离酸含量超标的原因
①母液酸度过大
②提取结晶时未用热水洗涤
③结晶颗粒较小
④喷淋泵损坏导致不能喷洒
⑤酸度波动较大，酸度不均匀
⑵水分含量超标的原因
①流化床温度不够
②离心机下料太湿
⑶含氮量低的原因
①母液里面杂质多，尤其是酸焦油
5、解决办法
⑴游离酸含量超标的原因
①饱和器采用连续加酸制度保证母液事宜酸度，正常生产加入的硫酸量为中和煤气带入饱和器的氨量
②提取结晶应未用热水洗涤
③加酸搅拌，使母液酸度降低；在保证不被稀释的情况下降低煤气预热器温度
④及时对泵体检修，开启备用泵
⑤采用连续加酸
⑵水分含量超标的原因
①检查旋风除尘器是否堵塞，查看风机风量，及时将流化床温度控制在指标范围内
②减少下料量，提高离心机转速
⑶含氮量低的原因
减低酸焦油，当形成酸泡沫时立即将满流槽内加人废机油，或洗油，随时捞出母液内酸焦油；母液内结晶不要过多提取
第四章 粗苯工段
1、生产工艺流程概述
来自硫铵工段的粗煤气，经终冷塔上段的循环水和下段的制冷水换热后，将煤气由55℃降至27℃。后由洗苯塔底部入塔，自下而上与塔顶喷淋的循环洗油逆流接触，煤气中的苯被循环洗油吸收，再经过塔的捕雾段脱除雾滴后离开洗苯塔去外管送往各用户。
洗苯塔底富油由富油泵加压后送至粗苯冷凝冷却器，与脱苯塔塔顶出来的粗苯气换热，将富油预热至60℃，然后至油油换热器与脱苯塔塔底出来的贫油换热，由60℃升至130℃，最后进入粗笨管式加热炉被加热至180℃左右，进入脱苯塔，从脱苯塔塔顶蒸出的粗苯油水混和汽进入粗苯冷凝冷却器，分别被从洗苯塔底来的富油和16℃制冷水冷却至30℃左右，然后进入粗苯油水分离器进行分离，分离的粗苯入粗苯回流槽，部分粗苯经粗苯回流泵送至脱苯塔塔顶作回流，其余部分流入粗苯中间贮槽，粗苯定期送综合罐区，粗苯需要外售时由粗苯输送泵送往装车站外售。
在粗苯油水分离器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，分离出的粗苯分离水送至冷凝液贮槽，并由冷凝液输送泵打到冷鼓。
脱苯后的热贫油从脱苯塔底流出，自流入油油换热器与富油换热，使其温度降至100℃左右，入贫油槽并由贫富油泵加压送至一段贫油冷却器和二段贫油冷却器，分别被32℃循环水和16℃制冷水冷却至约30℃，送洗苯塔循环喷淋洗涤煤气。
外购的新洗油卸入新洗油地下槽，然后由新洗油地下槽液下泵送入新洗油槽，作循环洗油的补充。
0.5MPa蒸汽被管式加热炉加热至400℃左右，部分作为洗油再生器的热源。管式加热炉所需燃料由洗苯后的煤气外管供给。
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，由洗油再生器将部分热贫油再生。用过热蒸汽加热，蒸出的油汽进入脱苯塔，残渣排入残油池定期送往煤场。
为了降低洗油中的含萘量，脱苯塔设有侧线采萘，萘油流入萘扬液槽，用蒸汽压出送冷鼓焦油槽。
煤气经终冷塔冷凝所得的冷凝液由冷凝液输送泵送终冷塔下段喷淋，多余部分送冷鼓，终冷塔上段用冷鼓来的氨水定期喷洒除萘。
2、工艺技术指标
循环洗油量1.6—1.8m3/1000m3煤气
管式炉富油出口温度：175--185℃
管式炉炉膛温度300℃-350℃
管式炉过热蒸汽出口温度390--430℃
入管式炉富油含水<0.5%
再生器顶温度：185℃
再生器底温度：180--200℃
再生洗油量：1—2%
再生器顶压力≤0.04Mpa
脱苯塔顶部温度：92--96℃
脱苯塔底部温度：160--185℃
脱苯塔顶回流比：2—3
脱苯塔底压力≤40Kpa
脱苯塔顶压力≤35Kpa
萘油侧线温度：120--140℃
入粗苯工段中蒸汽压力≥0.5Mpa
各泵轴承温度≤70℃
各电机温升≤铭牌规定或60℃
入洗苯塔贫油温度：25--30℃ （比入塔煤气温度高2--4℃）
粗苯冷凝冷却后温度≤35℃
终冷器煤气出口温度：22－27℃
终冷塔阻力：≤1500Pa
洗苯塔后煤气出口温度：≤28℃
洗苯塔阻力：≤1500Pa
洗苯塔液位：2500mm
脱苯塔液位：2500mm
再生器液位：1200±100mm
轻苯回流量： 8m3/h左右
新洗油槽温度：小于45℃
3、主要设备（脱苯塔）
管式炉加热主要设备一般采用39层塔板，从管式炉来的富油由下数第14层塔板引入，塔顶打回流，塔体设有油水引出口和萘油出口，塔板上的油水混合物由下数第29层断塔板引出，分离后的油返回到28层塔板，，该塔除了保证塔顶粗苯产品和塔底贫油质量外还要控制侧线引出的萘油质量
粗苯的技术指标应符合下表规定：

指标名称
粗苯
轻苯
加工用
溶剂用
外观
黄色透明液体
密度(20℃),g/mL
0.871~0.900
≤0.900
0.870~0.880
馏程：
75℃前馏出量(容)，% 不大于
180℃前馏出量(重)，% 不小于
馏出96%(容)温度，℃ 不大于

—
93
—

3
91
—

—
—
150
水分
室温(18~25℃)下目测无可见的不溶解的水
4、产品质量
⑴、粗苯颜色为黄色透明液体，比水轻，不溶于水，储存时由于不饱和化合物氧化和聚合形成树脂物质溶于粗苯中色泽变暗
⑵、馏出量大于93%或小于93%
①脱苯塔塔顶温度高/低
②回流量大于3-4m2/h/小于3-4m2/h
5、解决办法
⑴、颜色
增大销售量减少苯在罐内储存时间
⑵、馏出量超标
①生产中通过粗苯回收控制塔顶温度约92℃～93℃左右，以保证粗苯的质量．即180℃前馏出量大于93％，如果温度低于93℃，粗苯产率降低，贫油中苯含量增加；而温度大于93℃ ，产率增加但不能保证粗苯180℃馏出量。从而影响粗苯的质量②粗苯按2.5～3.5m2/h的回流比打回流，以及适当增加或减少脱苯塔的直接蒸气用量。
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