焦化厂化产车间的工艺流程与参数样本.doc

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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经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℃, 进入废水槽( V82511) , 然后由蒸氨废水泵( P82505A.B) 送入废水冷却器( 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。满流槽内母液经过小母液泵, 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, 母液贮槽的母液经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, 经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。另外, 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Fe≤0.007%; As≤0.00005%;
重金属＜0.005%;
一等品: 无可见机械杂质; 氮含量＞21%; 水份＜0.3%; H2SO4≤0.05%;
湿式除尘器阻力＜ pa( 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/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ρ ≤1.07g/m3
粘度E50 ≤1.5оE
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 0.870～0.880 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: 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