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(jī)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(huán)氨水槽（V81503A.B），然后用循環(huán)氨水泵（P81501A.B）送至煉焦?fàn)t冷卻荒煤氣，當(dāng)初冷器、電捕器和終冷器需要清掃時(shí)，從循環(huán)氨水泵后抽出一部分定期清掃，多余的氨水經(jīng)循環(huán)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(jìn)入氣浮除油機(jī)，在此浮選出焦油，然后進(jìn)入氨水中間槽，再用剩余氨水泵（P81502A.B）送至脫硫及硫回收工段進(jìn)行蒸氨，分離出的焦油進(jìn)入廢水槽，由廢水泵抽送到機(jī)械化澄清槽；機(jī)械化氨水澄清槽分離的焦油至焦油分離器（V81505）進(jìn)行焦油的進(jìn)一步脫水、脫渣，分離的氨水進(jìn)入廢液收集槽（V81511），由液下泵抽送到機(jī)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(kù)區(qū)的焦油槽進(jìn)行貯存，分離的焦油渣定期送往煤場(chǎng)摻混煉焦。定期用焦油泵將循環(huán)氨水槽底部聚集的焦油抽送至機(jī)械化氨水澄清槽。

        各設(shè)備的蒸汽冷凝液及脫硫工段來(lái)的蒸汽冷凝液均接入凝結(jié)水槽（V81510）定期用凝結(jié)水泵（P81506A.B）送往循環(huán)水系統(tǒng)或送入脫硫事故槽。

經(jīng)電捕焦油器捕集下來(lái)的焦油排入電捕水封槽（V81509），由電捕水封槽液下泵送至機(jī)械化氨水澄清槽（V81502A.B），當(dāng)沉淀管需用循環(huán)氨水沖洗時(shí)，停高壓電沖洗半小時(shí)，然后間隔30分鐘再送高壓電。沖洗液亦進(jìn)入電捕水封槽中，離心鼓風(fēng)機(jī)（C81501A.B）及其煤氣管道的冷凝液均流入鼓風(fēng)機(jī)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(jī)械化氨水澄清槽（V81502A.B）。

        為防止各貯槽含氨尾氣逸散，來(lái)自循環(huán)氨水槽及剩余氨水槽頂部的放散氣集中后通過(guò)自控調(diào)節(jié)裝置返回荒煤氣系統(tǒng)。

2.蒸氨工段

        由冷鼓來(lái)的剩余氨水進(jìn)入原料氨水過(guò)濾器（V82510A.B）進(jìn)行過(guò)濾，除去剩余氨水中的焦油等雜質(zhì)，然后進(jìn)入氨水換熱器（E82503）與從蒸氨塔（T82504）塔底來(lái)的蒸氨廢水換熱，剩余氨水由75℃左右加熱至98℃，進(jìn)入蒸氨塔，在蒸氨塔中采用0.5Mpa蒸汽直接汽提，塔內(nèi)操作壓力不超過(guò)0.035MPa，蒸出的氨汽進(jìn)入氨分縮器（E82502），用31℃循環(huán)水冷卻，冷凝下來(lái)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(jìn)入廢水槽（V82511），然后由蒸氨廢水泵（P82505A.B）送入廢水冷卻器（E82504）被31℃的循環(huán)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(jìn)入焦油桶（X82502），人工清理外運(yùn)。從酸堿庫(kù)區(qū)來(lái)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(jù)檢測(cè)的PH值調(diào)節(jié)。

 2.1原料氨水經(jīng)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(jù)蒸氨效果及硫銨母液消耗情況適時(shí)調(diào)節(jié)，但不能高于98℃；

 2.5廢水冷卻后溫度：40℃；冬季適時(shí)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：≤0.15g/L；

 2.9分縮器后成品氨濃度：≥10%；

 2.10各電機(jī)軸承溫度≤61℃，溫升≤41℃

3.硫銨工段

硫銨飽和器崗位的工藝流程：

        來(lái)自冷鼓工段的粗煤氣，經(jīng)煤氣預(yù)熱器，加熱至60—70℃與蒸氨來(lái)的95—97℃濃氨氣合并進(jìn)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(nèi)壁與內(nèi)除酸器外壁的環(huán)行空間流動(dòng)，并與噴灑的循環(huán)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(jìn)入飽和器內(nèi)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(jié)晶室上部的母液，用母液循環(huán)泵連續(xù)抽至上段噴淋室。飽和器母液中不斷有硫銨晶核生成，且沿飽和器內(nèi)的中心管道進(jìn)入下段的結(jié)晶室，在此，大循環(huán)量母液的攪動(dòng)，晶核逐漸長(zhǎng)大成大顆粒結(jié)晶沉積在結(jié)晶室底部。用結(jié)晶泵將其連同一部分母液送至結(jié)晶槽，在此分離的硫銨結(jié)晶及少量母液排放到離心機(jī)內(nèi)進(jìn)行離心分離，濾除母液，并用熱水洗滌結(jié)晶，離心分離出的母液與結(jié)晶槽溢流出來(lái)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(jīng)加酸后，由水封槽溢流至滿流槽。滿流槽內(nèi)母液通過(guò)小母液泵，抽送至飽和器噴淋室，經(jīng)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(jīng)滿流口循環(huán)使用，母液貯槽的母液通過(guò)小母液泵補(bǔ)入飽和器。

        從離心機(jī)分離出來(lái)的硫銨結(jié)晶，由螺旋輸送機(jī)送至沸騰干燥器，經(jīng)熱空氣干燥后，進(jìn)入硫銨貯斗，然后稱量包裝進(jìn)入成品庫(kù)。

沸騰干燥器用的熱空氣是由送風(fēng)機(jī)從室外吸入，空氣經(jīng)熱風(fēng)器，用低壓蒸汽加熱后送入，沸騰干燥器排出的熱空氣經(jīng)旋風(fēng)除塵器捕集夾帶的細(xì)粒硫銨結(jié)晶后，由排風(fēng)機(jī)抽送至濕式除塵器，進(jìn)行再除塵，最后排入大氣。

從罐區(qū)來(lái)的硫酸進(jìn)入硫酸高位槽，經(jīng)控制機(jī)構(gòu)自流入飽和器的滿流管，調(diào)節(jié)飽和器內(nèi)溶液的酸度。硫酸高位槽溢流出的硫酸，進(jìn)入硫酸貯槽，當(dāng)硫酸貯槽內(nèi)的硫酸到一定量時(shí)，用硫酸泵送回硫酸高位槽作補(bǔ)充。

        硫銨飽和器是周期性的連續(xù)操作設(shè)備。應(yīng)定期加酸補(bǔ)水，當(dāng)用水沖洗飽和器時(shí)，所形成的大量母液從飽和器滿流口溢出，通過(guò)插入液封內(nèi)的滿流管流入滿流槽，再經(jīng)滿流槽滿流至母液貯槽，暫時(shí)貯存。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(chǎn)過(guò)程中，又將所貯存的母液用母液泵送回飽和器作補(bǔ)充。此外，母液貯槽還可供飽和器檢修、停工時(shí)，貯存飽和器內(nèi)的母液用。

2.7  工藝指標(biāo)：

2.7.1離心機(jī)潤(rùn)滑油液面不低于視鏡2/3。

2.7.2離心機(jī)推料次數(shù)在40次/分。

2.7.3硫銨游離酸量不大于≤0.03%。

2.7.4離心機(jī)油箱油溫不大于35℃，每月分析一次油質(zhì)。

2.7.5離心機(jī)油壓系統(tǒng)工作油壓不大于2Mpa。

2.7.6離心機(jī)開(kāi)車晶比控制在30%，離心機(jī)停車晶比10%。

2.7.7離心機(jī)最大處理能力：3－5T/h  轉(zhuǎn)速：700-900r/min

2.7.8離心機(jī)加料均勻，操作時(shí)連續(xù)水洗，未開(kāi)油泵不能啟動(dòng)，未停車不得停油泵。

2.7.9干燥器入口風(fēng)溫：120--140℃。

2.7.10干燥后硫銨含水<0.2%。

2.7.11進(jìn)料前,后室溫度不低于：80℃。

2.7.12生產(chǎn)過(guò)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(fēng)機(jī)軸承溫度不大于60℃。

2.7.15各種電機(jī)溫升不大于45℃。

2.7.16旋風(fēng)除塵器阻力：≤1500pa。

2.7.17硫銨的質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)：

優(yōu)等品：白色結(jié)晶；無(wú)可見(jiàn)機(jī)械雜質(zhì)；氮含量＞21%（干基）；水份＜0.2%；

        游離酸含量≤0.03%；金屬含量Fe≤0.007%；As≤0.00005%；

重金屬＜0.005%；

一等品：無(wú)可見(jiàn)機(jī)械雜質(zhì)；氮含量＞21%；水份＜0.3%；H2SO4≤0.05%；

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(lái)自硫銨工段的粗煤氣，經(jīng)終冷塔（T42201）上段的循環(huán)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(huán)洗油逆流接觸，煤氣中的苯族烴被循環(huán)洗油吸收，經(jīng)過(guò)塔的捕霧段除去霧滴后，離開(kāi)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）與脫苯塔（T42203）頂出來(lái)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(lái)的熱貧油換熱，由60℃升到110℃,最后進(jìn)入管式爐（F42201）被加熱至180℃左右，進(jìn)入脫苯塔（T42203），從脫苯塔塔（T42203）頂蒸出的輕苯、水蒸汽混合物進(jìn)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(jìn)入輕苯油水分離器，進(jìn)行輕苯與水的分離。輕苯入回流槽，部分輕苯經(jīng)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)送往罐區(qū)；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(huán)水和16℃制冷水冷卻至約27℃，送洗苯塔噴淋洗滌煤氣。

來(lái)自油品庫(kù)區(qū)的新洗油進(jìn)入貧油槽(V42201)，作為循環(huán)洗油的補(bǔ)充。約0.5MPa（表）蒸汽被管式加熱爐(F42201)加熱至400℃左右，部分作為洗油再生器(E42202)的熱源，另一部分直接進(jìn)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(jīng)煤氣過(guò)濾（X42201）過(guò)濾后供給。在洗苯、脫苯的操作過(guò)程中，循環(huán)洗油的質(zhì)量逐漸惡化，為保證洗油質(zhì)量，由洗油再生器(E42202)將部分貧油再生，用過(guò)熱蒸汽加熱，蒸出的油氣進(jìn)入脫苯塔(T42203)，殘?jiān)湃霘堄统囟ㄆ谒屯簣?chǎng)。

        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(jī)械化澄清槽。

3.3主要工藝技術(shù)指標(biāo)

3.3.1  洗苯崗位工藝指標(biāo)：

3.3.1.1新洗油質(zhì)量特性指標(biāo)：

指標(biāo)名稱              指標(biāo)

密度ρ（kg/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(jié)晶物              無(wú)

3.3.1.2循環(huán)洗油質(zhì)量特性指標(biāo)：

指標(biāo)名稱         指標(biāo)

密度ρ          ≤1.07g/m3

粘度E50         ≤1.5оE

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(jìn)終冷塔上段的循環(huán)水溫度：32℃ 

3.3.1.7進(jìn)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(jī)溫升不超過(guò)45℃

 3.3.2  脫苯工藝指標(biāo)：

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

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(guò)熱蒸汽溫度：～400℃

3.3.2.14管式爐對(duì)流段溫度：450℃

3.3.2.15輕苯冷凝冷卻后富油溫：60℃

3.3.2.16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

3.3.2.29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?jiān)?00前餾出量：≯30%

3.3.2.32各泵軸承溫升≯45℃

3.3.2.33各泵電機(jī)軸承溫升不超過(guò)45℃，包括室溫在內(nèi)不超過(guò)75℃。

3.3.2.34重、輕苯質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)

名稱  外觀     密度（20℃） 餾程   水分

輕苯 黃色透明液體  0.870～0.880  餾出（容積）96％ 150℃前   室溫下目測(cè)無(wú)可見(jiàn)不溶解的水

重苯  初餾點(diǎn)≥150℃   200℃前餾出量≥35％≤0.5％

5.脫硫工段

        來(lái)自洗脫苯工段的煤氣，先進(jìn)入湍球脫硫塔（T82501）下部與塔頂噴淋下來(lái)的脫硫液逆流接觸，洗滌塔內(nèi)聚丙烯小球不斷湍動(dòng)從而增大接觸面積，提高脫硫效率，而后依次串聯(lián)進(jìn)入填料脫硫塔（T82502A.B）下部，與塔頂噴淋下來(lái)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(jīng)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(jīng)湍球塔液封槽（V82501）至溶液循環(huán)槽（V82507），同時(shí)加入Na2CO3溶液和催化劑PDS-600,用溶液循環(huán)泵（P82501A.B）抽送至再生塔（T82503A），經(jīng)溶液與空壓站送來(lái)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(huán)使用.來(lái)自再生塔（T82503B）脫硫溶液分別進(jìn)入脫硫塔（T82502A\B）吸收了H2S和HCN的脫硫液經(jīng)脫硫塔A、B液封槽（V82502A、B）流至半貧液槽（V82505）和富液槽（V82506），補(bǔ)充Na2CO3溶液催化劑溶液后，經(jīng)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(lái)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(huán)使用。半貧液泵（P82502.B）為備用泵。若溶液溫度低時(shí)，去再生的溶液中的部分溶液可進(jìn)溶液加熱器（E82501A.B.C）進(jìn)行加熱，混合后，進(jìn)再生塔，溶液加熱器（P82501B）為兩個(gè)再生系統(tǒng)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(nèi)產(chǎn)生的硫泡沫，則由再生塔頂部擴(kuò)大部分自流入硫泡沫槽（V82508），為防止硫泡沫沉淀，槽內(nèi)攪拌機(jī)要連續(xù)運(yùn)轉(zhuǎn)，再由硫泡沫泵（P82503A.B）加壓后送入板框壓濾機(jī)（X82501A.B）。由板框壓濾機(jī)壓濾成硫?yàn)V餅，板框壓濾機(jī)排出的清液進(jìn)入溶液緩沖槽（V82509），經(jīng)緩沖槽液下泵（P82504）加壓送回溶液循環(huán)槽（V82507）或半貧液槽（V82505）。

        催化劑的配置：在生產(chǎn)過(guò)程中需要及時(shí)補(bǔ)充催化劑，催化劑每班配制一次，配料容器為催化劑貯槽（V82503）。先加入軟水再加入復(fù)合催化劑攪拌使其溶解。均勻加入半貧液槽（V82505）和溶液循環(huán)槽中。

        碳酸鈉溶液的配置：每班接班后加堿工將溶液循環(huán)槽或半貧液槽內(nèi)的脫硫液，放至加堿槽，將液位控制在70％左右，開(kāi)啟攪拌機(jī)，然后開(kāi)啟提升機(jī)，最后根據(jù)碳酸鈉濃度確定加堿數(shù)量。

 4 脫硫崗位技術(shù)指標(biāo)：

4.1入脫硫塔煤氣溫度：30—35℃；

4.2入脫硫塔脫硫液溫度：35—40℃；

4.3脫硫塔阻力＜1000Pa；

4.4焦?fàn)t煤氣入口溫度低于溶液溫度3—10℃；

4.5溶液循環(huán)槽溫度：35—40℃；

4.6所有泵、電機(jī)、軸承溫度≤65℃，溫升≯45℃；

4.7進(jìn)再生塔空氣壓力：≥0.5Mpa；

4.8溶液循環(huán)泵出口壓力：≥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溶液循環(huán)槽、半貧液槽及富液槽液位保持在1/2以上；硫泡沫槽液位在滿流管以下。

4.12地下加堿槽液位不超過(guò)3/4；

4.13  PDS-600，每天加入量：6－8 Kg

4.14脫硫液中PDS濃度30－50PPM

4.15水、電、汽消耗

4.15.1水消耗：0.5噸/噸

4.15.2電消耗：271度/噸

4.15.3汽消耗：1.08噸/噸