焦油生产基本工艺.docx
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焦油生产基本工艺
第一章冷鼓工段
1、焦油生产工艺
从焦炉炭化室出来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,下部沉淀下来焦油渣被刮板机持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,吸取煤气中焦油、萘等杂质。
上下段循环槽互相连通,下段循环槽多余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,以清除管壁上焦油、萘等杂质。
含焦油雾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。
被分离出来焦油雾滴沿着蜂窝状沉淀极向下流动,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,捕除焦油雾煤气进入鼓风机。
进入循环氨水槽氨水,大某些做为循环氨水送往焦炉冷却荒煤气,少某些送至横管冷却器、电捕焦油器、终冷塔、预冷塔等处用来清洗设备,尚有一少某些用做高压氨水用于焦炉无烟装煤。
而多余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
电捕焦油器工作电压:
3.5~4.5万伏
电捕焦油器工作电流:
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:
50000~10m3/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:
鼓风机转速批示报警联锁:
<500r/min,报警联锁
鼓风机轴位移批示报警联锁:
>0.4mm,>0.8mm停车
鼓风机振动批示报警联锁:
>87um,>107um停车
鼓风机煤气进口温度批示报警联锁:
≧45℃停车(报警、联锁)
鼓风机煤气出口温度批示报警联锁:
≧70℃停车(报警、联锁)
鼓风机轴承温度批示报警联锁:
≧75℃报警,≧85℃停车
鼓风机喘振脉冲数:
>3in25sec
主电机轴承温度批示报警联锁:
≧75℃报警,≧80℃停车
主电机定子温度批示报警联锁:
≧105℃报警,≧155℃停车
主电机振动批示报警联锁:
>4.5mm/sec报警,
>7.1mm/sec停车
鼓风机润滑油温度批示报警联锁:
≦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批示报警联锁:
≦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负极相连,为电晕极。
当电压升高到一定数值时,电晕极周边小范畴内(即电晕极内)会浮现微光,并发出微微兹兹声,电晕极附近气体发生了电离现象,在电晕区内产生了大量正负离子,和电子,在电晕区外即电场大某些空间内布满负离子和电子。
夹带着焦油雾滴煤气流经电场,大某些焦油雾滴与负离子和电子相遇结合成负电荷雾滴,及少量在电晕区与相遇结合成带正电荷雾滴,在电场力作用下带正负电荷焦油雾滴分别向沉淀极和电晕极移动,到达两电极焦油雾滴在受重力作用下向下流动,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
解决量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,由槽内纵向隔板提成平行两格焦油、氨水和焦油渣构成混合物是一种乳浊液混合物,因而所采用澄清分离设备多是依照分离粗悬浮液沉降原理制作如下图
每格底部设有传送链带动刮板输送机,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上部,澄清后氨水经溢流槽流出,沉积于槽下部焦油经液面调节器引出,以控制焦油液面,保证焦油足够分离时间,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。
沉积于槽底焦油由刮板输送机送至前伸头部漏斗内排出,焦油渣通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
分析办法
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
不不不大于9
YB/T5077
灰份%不不不大于
0.13
0.13
GB2295
水份%不不不大于
4.0
4.0
GB2288
粘度(E80)不不不大于
4.0
4.2
YB/T5030
萘含量(无水基)%不不大于
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某些氨水
⑵焦油灰分
焦油灰分重要由炼焦配煤比引入,原料煤灰分高所产生焦油灰分也高
⑶焦油密度大
①装煤时负压过大,结焦时间过长
②在煤料条件不变状况下,炼焦温度提高,使炭化室炉墙温度升高,初次产物二次热解限度相对增大,其成果是焦油中酚类及中性油类产率减少,而萘、蒽、沥青产率增长,因此密度增大
⑷甲苯不容物过高
①炉顶空间温度波动,导致新区焦油质量跟随波动焦炉炉顶空间温度波动趋势,与新区焦油甲苯不溶物含量数据波动趋势相似,从而炉顶空间温度是导致焦油中甲苯不溶物偏高重要因素。
②导致甲苯不溶物偏高有一某些是较大颗粒,这某些中较大颗粒可用焦油氨水分离槽进行分离,因此回收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,减少分离槽分离效率。
此外,并且几种分离槽间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
合理制定配合煤配比,并对配合煤重要工艺指标严格控制。
恰当增长焦煤、瘦煤比例,并采用分组粉碎,减少装炉煤挥发份,减小焦炭成熟收缩率
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,严格控制集气管吸力在正常工艺范畴内,观测装煤时炉顶、炉门冒烟状况。
单个炭化室如果浮现1h以上长期负压,应及时调节和修复
②炉顶空间温度应控制在850℃如下
⑷甲苯不容物过高
①炉顶空间温度直接影响焦油质量,且炉顶空间温度每升高38℃,就能使甲苯不溶物明显增长为此,按照经验,炉顶空间温度应控制在850℃如下
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合理制定配合煤配比,并对配合煤重要工艺指标严格控制。
恰当增长焦煤、瘦煤比例,并采用分组粉碎,减少装炉煤挥发份,减小焦炭成熟收缩率。
特别是不大于0.5mm煤粒容易带入煤气中,其比例不能过高,应不大于35%。
焦油渣重新配入煤塔进行循环运用,焦油渣配入也要适量,一次不能过大,否则易导致分解,对焦油质量导致负面影响
第二章脱硫工段
1、生产工艺流程概述
1.1、脱硫系统
本工段所采用是以煤气中氨为碱源,PDS+栲胶为催化剂湿法氧化脱硫法。
其工艺是:
从冷鼓工段来约45℃煤气,一方面进入预冷塔冷却至30℃左右,然后串联进入两座脱硫塔,与脱硫塔顶喷淋下来脱硫液逆流接触,以此吸取煤气中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脱硫液后送入硫铵工段。
从脱硫塔中吸取了H2S和HCN脱硫液经脱硫塔液封槽至溶液循环槽,恰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溶液中某些溶液可进溶液换热器进行加热,汇合后进再生塔。
再生塔内产生硫泡沫则由再生塔顶部扩大某些自流入硫泡沫槽,硫泡沫在硫泡沫槽中经搅拌,静置沉淀后送入离心机,生产硫膏外售。
硫泡沫槽中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,少某些送至煤场喷洒配煤。
离心机排出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。
脱硫过程中消耗催化剂要及时补充,依照脱硫液中催化剂浓度化验成果适量补充催化剂。
催化剂经计量后投入循环槽上方催化剂贮槽中,加水搅拌充分溶解后,均匀加入循环槽中。
由于碱源不断消耗,脱硫液碱度会不断减少,故采用蒸氨工段采出氨汽冷凝形成浓氨水作为脱硫液碱度补充(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
由冷凝鼓风工段来剩余氨水,进入氨水过滤器出去氨水中某些焦油与杂质后与蒸氨塔底部排出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,本工艺设立了再沸器。
蒸氨塔顶部氨气经氨分缩器和氨气冷凝冷却器后变成浓氨水,进入脱硫工段溶液循环槽补充碱源。
换热后蒸氨废水进入废水冷却器,冷却后送往生化解决,解决后水回用于熄焦。
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栲胶消耗量为PDS8倍(参照)
悬浮硫:
﹤1.0g/L
循环液中(NH4)2S2O3和NH4CNS总量﹤300g/L
氨硫比﹥0.71,普通为1~1.05
剩余氨水加碱后,PH:
8~9
解决后废水NH3-N含量:
≤280mg/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:
4200m3/h左右(满足再生鼓风强度100~130m3/m2·h)
剩余氨水解决量:
35m3/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脱硫效率下降因素
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、溶液或向差副反映高,溶液粘度大吸取不好
解决办法
⑴、调节循环量
⑵、按分析状况详细添加
⑶、增长古风强度
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、加大脱硫液排放,提高氨含量加大催化剂量并补充一某些新液
第三章硫铵工段
1、生产工艺流程概述:
来自脱硫工段粗煤气经煤气预热器加热至60~70℃,进入硫铵饱和器上段喷淋室,在此煤气提成两股沿饱和器内壁与内除酸器外壁环行空间流动,并与循环母液逆向喷洒,与母液充分接触,使其中氨被母液中硫酸所吸取,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除酸器,分离煤气中夹带酸雾后被送往洗脱苯工段。
在饱和器下段结晶室上部母液,用母液循环泵持续抽出送至上段喷淋室进行喷洒,吸取煤气中氨,并循环搅动母液以改进硫铵结晶过程。
饱和器母液中不断有硫铵结晶生成,且沿饱和器内中心管进入下段结晶室,用结晶泵将其连同一某些母液送至结晶槽,在此分离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。
离心分离出母液与结晶槽溢流出来母液一同自流回饱和器。
从离心机分离出硫铵结晶,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热空气经旋风除尘器捕集夹带细粒硫铵结晶后,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,尾气和箱体中水份充分接触后,硫铵粉尘极易溶于水中,具有水汽尾气在通过除雾折板后,水滴被挡住,纯洁尾气排空,从而达到净化空气作用。
箱体中母液达到一定浓度后由箱体下部排污口排至母液贮槽。
来自罐区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满流管和母液循环泵入口,调节饱和器内母液酸度。
硫铵饱和器是周期性持续操作设备,当定期大加酸、补水并用水冲洗饱和器时,所形成大量母液从饱和器满流口溢出通过插入液封内满流管流入满流槽,再经满流槽满流至母液贮槽暂时贮存。
满流槽液面上酸焦油可用人工捞出。
而在两次大加酸正常生产过程中,又将所贮存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;
母液比重不不大于1.26t/m3
入工段蒸汽压力(低压):
≥0.4MPa
硫铵质量原则氮含量:
≥20.5%
水分:
≤1.0%
游离酸:
≤0.2%
袋计量精确,封袋保证不漏(每袋50Kg±0.5Kg)
3、重要设备(饱和器)
喷淋式饱和器所有采用不锈钢制作,喷淋式饱和器与上部喷淋室与除酸器和下部结晶室构成,体外有整体保温层,吸取室友本体、环形室、母液喷淋管构成,煤气进入吸取室后提成两股,在本体与内筒体间形成环形室内流动,与喷淋管喷出母液接触,然后汇成一股进到饱和器后室,,被喷洒管喷出母液二次喷淋,进一步吸取煤气中氨,,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液滴,在煤气入口与出口间分隔成两个弧形分派箱,其内设立数个喷嘴数个,朝向煤气流,在吸取室下部设立满流管,控制吸取室下部液面,促使煤气由入口向出口在环形室内流动,吸取室以降液管与结晶室连通,循环母液通过降液管从结晶室底部向上返,搅拌母液,硫铵结晶核不断生成和长大,同步颗粒分级,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
硫铵原则(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游离酸含量超标因素
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水分含量超标因素
①流化床温度不够
②离心机下料太湿
⑶含氮量低因素
①母液里面杂质多,特别是酸焦油
5、解决办法
⑴游离酸含量超标因素
①饱和器采用持续加酸制度保证母液事宜酸度,正常生产加入硫酸量为中和煤气带入饱和器氨量
②提取结晶应未用热水洗涤
③加酸搅拌,使母液酸度减少;在保证不被稀释状况下减少煤气预热器温度
④及时对泵体检修,启动备用泵
⑤采用持续加酸
⑵水分含量超标因素
①检查旋风除尘器与否堵塞,查看风机风量,及时将流化床温度控制在指标范畴内
②减少下料量,提高离心机转速
⑶含氮量低因素
减低酸焦油,当形成酸泡沫时及时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
来自硫铵工段粗煤气,经终冷塔上段循环水和下段制冷水换热后,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循环洗油逆流接触,煤气中苯被循环洗油吸取,再通过塔捕雾段脱除雾滴后离开洗苯塔去外管送往各顾客。
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贫油换热,由60℃升至130℃,最后进入笨重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,分离粗苯入粗苯回流槽,某些粗苯经粗苯回流泵送至脱苯塔塔顶作回流,别的某些流入粗苯中间贮槽,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油水混合物入控制分离器,在此分离出洗油至地下放空槽,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,作循环洗油补充。
0.5MPa蒸汽被管式加热炉加热至400℃左右,某些作为洗油再生器热源。
管式加热炉所需燃料由洗苯后煤气外管供应。
在洗苯脱苯操作过程中,循环洗油质量逐渐恶化,为保证洗油质量,由洗油再生器将某些热贫油再生。
用过热蒸汽加热,蒸出油汽进入脱苯塔,残渣排入残油池定期送往煤场。
为了减少洗油中含萘量,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冷凝液由冷凝液输送泵送终冷塔下段喷淋,多余某些送冷鼓,终冷塔上段用冷鼓来氨水定期喷洒除萘。
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:
不大于45℃
3、重要设备(脱苯塔)
管式炉加热重要设备普通采用39层塔板,从管式炉来富油由下数第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,塔板上油水混合物由下数第29层断塔板引出,分离后油返回到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萘油质量
粗苯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),%不不不大于
180℃前馏出量(重),%不不大于
馏出96%(容)温度,℃不不不大于
—
93
—
3
91
—
—
—
150
水分
室温(18~25℃)下目测无可见不溶解水
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、馏出量不不大于93%或不大于93%
①脱苯塔塔顶温度高/低
②回流量不不大于3-4m2/h/不大于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,以保证粗苯质量.即180℃前馏出量不不大于93%,如果温度低于93℃,粗苯产率减少,贫油中苯含量增长;而温度不不大于93℃,产率增长但不能保证粗苯180℃馏出量。
从而影响粗苯质量②粗苯按2.
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- 焦油 生产 基本 工艺
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