1、冷鼓、脱硫工艺流程知识第一节 冷 鼓 工 序一、 概述冷鼓岗位是负责接收和加压输送炼焦的荒煤气，使煤气冷凝、冷却、除渣、除焦油，同时通过焦油氨水分离槽分离出合格的焦油、循环氨水、剩余氨水。生产的焦油送往油库，循环氨水送往炼焦荒煤气管喷洒冷却荒煤气，剩余氨水除焦油冷却后送入洗涤岗位。煤气经初冷器冷却后用鼓风机加压输送至洗涤岗位。二、工艺流程焦炉来的荒煤气通过高压氨水、循环氨水的喷洒冷却至 82左右进入气液分离器，从顶部出来的煤气通过横管初冷器先后与循环水、低温水间接换热得到冷却，使温度降至 22，冷却后的煤气从底部进入电捕焦油器，在电捕内经高压电场电离捕除煤气中的焦油雾滴，再经煤气鼓风机加压送硫
2、铵工段。在煤气冷却、电捕除油、鼓风加压的同时冷凝、分离出大量的焦油氨水混合液由上段冷凝液泵送入吸煤气管道。从炼焦炉来的高压氨水、循环氨水及荒煤气冷却冷凝下的焦油等形成的混合液沿吸煤气管进入气液分离器，由底部排出，自流入刮渣槽，刮除大部分焦油渣后，进入焦油氨水分离槽，由于焦油渣、焦油比重较氨水比重大，沉于下层，底部的焦油渣用焦油渣泵抽送往刮渣槽，中下部的焦油从锥口压出，经满流瓶流入焦油槽，由焦油泵外送，上部的氨水溢流入锥外空间（循环氨水槽） ，由循环氨水泵、高压氨水泵抽送至焦炉喷洒荒煤气，多余的氨水流入气浮除焦油器，经气浮除油后的氨水进入剩余氨水槽，用剩余氨水泵送硫铵工序蒸氨塔蒸氨。主要工艺指标
3、初冷器前煤气温度 82初冷器后煤气温度 212初冷器阻力 1500Pa电捕焦油器阻力 500Pa鼓风机前煤气温度 2224鼓风机前煤气压力 4 -6KPa鼓风机后煤气压力 1016.5KPa剩余氨水槽液位 15007000mm电捕焦油器后煤气焦油含量 50mg/m3电捕后煤气氧含量 0.6%，2%报警，3%跳车气浮后剩余氨水焦油含量 20mg/l焦油中间槽焦油含水量 10%第二节 硫 铵 工 序一 、概述硫铵岗位负责接收冷鼓送来的煤气与剩余氨水，煤气在饱和器内经硫酸喷洒脱除其中的氨，同时分离出结晶的硫铵，将硫铵干燥、包装、入库，生产出合格的硫铵产品。将冷鼓送来的剩余氨水在蒸氨塔内进行蒸馏分离，
4、分离出的氨汽送饱和器，蒸馏净化后的蒸氨废水经冷却后送生化。二、工艺流程由鼓风机来的煤气经煤气预热器预热至 55-60后进入喷淋式饱和器，在饱和器上段分两股通过环形室，在后室汇合后进入内置的旋风分离除酸器，分离夹带的酸雾，在前室、环形室、后室与循环喷淋的硫酸母液反应，煤气中的氨及碱性组份与硫酸反应得以脱除。煤气由饱和器顶部出来的煤气进入迷宫式捕雾器进一步捕除煤气夹带的酸雾，离开迷宫式捕雾器的煤气进入终冷洗苯工序。饱和器下段（结晶室）上部的母液经母液循环泵连续抽出送至饱和器前室、环形室喷洒，吸收了氨的循环母液由中心下降管流至饱和器下段的底部，在此晶核通过饱和介质向上运动，室警惕长大，并引起颗粒分级
5、。用结晶泵将其底部的浆液连续抽送至结晶槽。饱和器满流口溢流出的母液流入满流槽内液封槽，再与硫酸高位槽来的浓硫酸混合一起溢流至满流槽，然后用小母液泵抽送至饱和器后室喷淋。补水和大加酸时，多余的母液经满流槽自流至母液贮槽，再用小母液泵抽送至饱和器。此外母液贮槽还可供饱和器检修时贮存母液用。在结晶槽内大颗粒结晶与母液分离，母液及小颗粒结晶由结晶槽上部溢流管溢流回饱和器下段结晶室。沉降于结晶槽底部的大颗粒硫铵结晶及浆液定期放入离心机。离心机分离的母液自流回饱和器结晶室，分离出的湿硫铵结晶靠自重落入螺旋输送机，螺旋输送机将湿硫铵结晶送至振动式流化床干燥机内。热风机将过滤后的空气送至加热器加热至 120左
6、右后进入干燥床的热风腔，通过流化床的流风孔由下而上垂直吹入湿硫铵结晶，使硫铵呈沸腾状。干燥床在振动电机的激振力作用下产生定向均匀振动，使硫铵稳定翻滚前行进入冷风端；由冷风机送来的冷空气进入干燥床的冷风腔，通过流化床的流风孔由下而上垂直吹入硫铵结晶，使硫铵呈沸腾状同时得以降温冷却，振动床上腔形成的湿气由引风机抽出，经除尘器将湿气中的硫铵颗粒回收，废湿气通过引风机排入大气。干燥后的硫铵自落入硫铵料仓，进行计量包装后作为产品储存、外运。冷鼓工序送来的剩余氨水与蒸氨塔底排出的蒸氨废水换热后，再与终冷洗苯工段的碱泵送来的碱液混合一同进入蒸氨塔，用直接蒸汽将氨蒸出，顶部的氨汽经分缩器后进入饱和器。蒸氨塔底
7、部排出的蒸氨废水经氨水换热器与废水冷却器冷却降温后由废水泵送至生化处理。新设计的氨水管与老系统的氨水管相连，蒸氨塔检修时，剩余氨水互送新旧两个蒸氨系统处理。主要工艺指标：煤气预热器后温度 4555饱和器后煤气温度 5060母液温度 5055引风机输送气体温度 80入蒸氨塔氨水温度 80蒸氨塔底温度 100105分缩器后氨汽温度 9698至生脱废水温度 40饱和器阻力 2000Pa煤气预热器阻力 500Pa离心机液压系统油压 2MPa旋风分离器前压力 200Pa蒸氨塔底部压力 0.030.04MPa母液正常操作酸度 1.72.5离心机后硫铵含水 1.0%离心机后硫铵游离酸含量 0.05%净化后煤
8、气含氨 0.05gm3第三节 脱硫、终冷洗苯工序终冷：从硫铵工段来的约 55的煤气，首行进入终冷塔，在终冷塔内分二段冷却。约 37的循环喷洒液从塔中部进入终冷塔下段，与煤气逆向接触，将煤气冷到约 39后进入终冷塔上段。喷洒液温度升至约 44，用下段喷洒液循环泵抽送至下段循环喷洒液冷却器，用循环水冷却到37进入终冷塔循环使用。24-25的循环喷洒液从塔顶部进入终冷塔上段，与煤气逆向接触，将煤气冷到约 25-27后送至洗苯塔。喷洒液温度升至约 32后，用上段喷洒液循环泵抽送至上段循环喷洒液冷却器，用低温水冷却到 24进入终冷塔循环使用。下段排出的终冷水由下段喷洒液循环泵送至气液分离器前的吸煤气管道
9、。从终冷塔出来的煤气进入洗苯塔，经贫油洗涤脱除苯后送往脱硫工段。由粗苯蒸馏工段送来的贫油从洗苯塔顶部进入喷洒，与煤气逆向接触吸收煤气中的苯，塔底富油经富油泵送至粗苯蒸馏工段脱苯后循环使用。脱硫：洗苯塔来的煤气进入两台并联操作的脱硫塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆向接触以吸收煤气中的硫化氢，脱硫后硫化氢含量300mg/m3 的净煤气作为回炉煤气、甲醇原料气及其它用户用气。吸收了 H2S、HCN 的脱硫液经液封槽分别进入反应槽，用脱硫液泵分别送入再生塔，与压缩空气一同进入再生塔底，脱硫液在塔内氧化再生，再生后的溶液从塔顶经液位调节器自流回脱硫塔顶循环使用。浮于再生塔顶部的硫泡沫，利用位差自流入硫泡沫槽
10、，溢流的脱硫液返回反应槽，槽底硫溶液用泡沫泵送入熔硫釜加热熔硫，分离出的清液流入清液槽，用清液泵经清液冷却器冷却后返回反应槽或排至溶液槽车送老厂提盐。熔硫釜底部放出的硫磺自然冷却后装袋外销。在溶碱槽配制好碱液，用碱液泵送入循环槽以补充消耗。主要工艺指标终冷塔后煤气温度 2127进洗苯塔的贫油温度 2429终冷塔阻力 1000Pa洗苯塔阻力 1500Pa洗苯塔后煤气含苯 4g/m3净煤气苯含量 4g/m3脱硫塔内喷洒脱硫液温度 35-38脱硫塔后煤气 H2S 含量 0.3g/m3脱硫塔阻力 1500Pa脱硫液 PH 值 8.59.5脱硫液总碱度 0.360.5mol/L脱硫液 Na2CO3 含量
11、 6.3610.6g/L脱硫液 NaHCO3 含量 25.233.6g/L脱硫液 ADA 含量 3.5g/L脱硫液 NaVO3 含量 12g/L脱硫液 NaCNS 与 Na2S2O3 含量总和 250g/L脱硫液 NaSO4 含量 60g/L脱硫液 NaKC4H4O6 1g/L脱硫液悬浮硫 1g/L（四）粗苯工序从终冷洗苯工段送来的富油依次送经油气换热器、贫富油换热器，再经管式炉加热至 190后进入脱苯塔，在此用再生器来的油气进行气提和蒸馏，塔顶逸出的粗苯蒸汽经油气换热器、粗苯冷凝冷却器后进入油水分离器，分离出的粗苯送入粗苯回流槽，部分粗苯用粗苯回流泵送至塔顶作回流，其余粗苯进入中间槽，再用产
12、品泵送至油库。脱苯塔底排出的热贫油经贫富油换热器后，自流至塔低热贫油槽，再用热贫油泵抽出经一段贫油冷却器、二段贫油冷却器冷却至 27-29后送洗苯塔。脱苯塔顶部设断塔盘及塔外油水分离器，用以引出塔顶积水，稳定操作。脱苯塔侧线引出萘油馏份，以降低贫油含萘，引出的萘油进入残渣槽，定期用泵送至焦油槽。为保证洗油质量，从管式炉后引出 11.5%的热富油，送入再生器内，用管式炉加热的过热蒸汽蒸吹再生。主要工艺指标脱苯塔顶部温度 9095萘油侧线温度 125135脱苯塔底部贫油温度 165175出管式炉蒸汽温 350450二段贫油冷却器后贫油温度 2532粗苯冷凝冷却后油温 33管式炉炉膛 480560管
13、式炉烟囱废气温度 400脱苯塔底部压力 60KPa入管式炉煤气压力 4KPa入管式炉富油流量 100120m3/h脱苯塔顶回流量 23.5t/h第四节 真空碳酸钾脱硫工艺流程洗苯后的煤气，通过脱硫前的捕雾器捕除煤气中夹带的洗油雾滴等杂质后，从脱硫塔底部进入，与脱硫塔顶部喷淋的贫液逆向接触，塔内聚丙烯拉鲁环作为载体，确保气液两相充分接触，煤气中的 H2S、HCN、CO2 等酸性气体被贫液中的有效成分 K2CO3 吸收，发生化学反应，达到净化煤气的目的。通过 K2CO3 溶液的吸收，煤气中的 H2S 含量可达到 500mg/Nm3、HCN 含量可达到 300 mg/Nm3。为了进一步降低煤气中的
14、H2S 含量，在脱硫塔顶部增加了 NaOH 溶液洗涤段。在碱洗涤段，用5%NaOH 溶液洗涤经 K2CO3 溶液吸收 H2S 后的煤气，最终将煤气中的 H2S 含量将至 200 mg/Nm3 以下，HCN 含量将至 150 mg/Nm3 以下。脱硫塔 NaOH 洗涤后的 NaOH 溶液，送往蒸氨塔用于分解剩余氨水中固定铵盐。脱硫后的煤气去用户。脱硫塔底部得到的富液自流入富液槽，用富液泵将富液往贫液/富液换热器与再生塔底部出来的热贫液换热后，由顶部进入再生塔再生，塔内装有聚丙烯拉鲁环以确保煤气液相的充分接触、在真空低温状况下，使酸性成分解吸再生。富液再生所需热量由脱硫溶液塔外循环吸热来提供。脱硫
15、液循环泵连续将再生塔内脱硫液抽出，在热水再沸器内与初冷器余热水段来的热水换热后，送往脱硫塔内，来保证富液再生所需热量。正常情况下，热量由热水再沸器提供。当热量不够时，由外管蒸汽作为热源的再沸器提供。来自再生塔底部的再生贫液由贫液泵输送，在贫液/富液转换器中与来自脱硫塔的富液换热后，再进一步在贫液冷却器中用低温水冷却，送到脱硫塔中循环使用。再生塔顶出来的酸性气体，进入酸汽冷凝冷却器，经汽液分离器除去冷凝液后，经真空泵外送，同时确保再生塔内真空度达技术要求。冷凝液进入真空冷凝液槽，送富液槽循环使用，部分外排。新碱（KOH）储存于 KOH 碱槽中，并通过计量泵定量向富液槽中补充，来保证脱硫液的吸收能
16、力。软水作为循环碱液系统的补水，补入富液槽中，以满足循环碱液的平衡。同时，为了调整循环碱液中的副盐 K2S2O3、KCNS、KFe(CN)6 的含量，部分溶液必须外排。主要工艺指标：入脱硫塔贫液流量 100110m3/h入再生塔富液流量 110120 m3/h 去 2.5%氢氧化钠蒸氨废水 1.7 m3/h氢氧化钠（30%）补加量 285L/h外排冷凝液量 2 m3/h外排贫液 0.2 m3/h再生塔底溶液循环量 500600 m3/h真空泵分离器液位 25050mm 真空泵机封罐液位 视镜 2/3 处真空泵工作液温度 3040再生塔塔压 -80-85KPa再生塔塔底温度 601入再生塔富液温度 501再生塔塔顶温度 5658酸汽冷凝冷却器后酸汽温度 332煤气入塔温度 272脱硫塔贫液入口温度 282（比煤气入塔温度高 1-2，最适宜温差 1，严禁倒挂）富液槽液位 1200100mm再生塔液位 1500mm入塔贫液指标 H2S 0.6g/L 游离钾 80% K2CO3 65 g/L入塔富液指标 H2S 45g/L 游离钾 36% K2CO3 61 g/L真空冷凝液指标 H2S 1g/L HCN 1.5 g/L NH3 3 g/L简答题：、简述冷鼓工序的流程？、简述真空碳酸钾脱硫工艺流程？
