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1、直立炉生产炭化煤气净化工艺技术方案直立炉生产、炭化煤气净化过程包括直立炉备煤；直立炉炭化；筛储焦；煤气冷凝冷却；焦油氨水分离与焦油回收；脱硫及硫回收；硫铵装置；洗脱苯。1. 直立炉装置1）直立炉装置的炉型以单一煤种为原料干馏产气的直立炉装置，在国内应用历史悠久，生产技术成熟可靠。主要应用于盛产不粘或弱粘性煤源的地区。以山西、陕北、内蒙地区为主，东北抚顺、甘肃兰州、新疆哈密等地均有相应的装置。对于直立炉的炉型，按其对煤料干馏加热方式不同，可分为三类：（1）外热式直立炉煤料干馏过程所需要的热量，通过回炉煤气在燃烧室燃烧后，将热量由炉壁传入炭化室。煤料是在隔绝空气条件下，以热传导为主的传热方式，将炭
2、化室内的煤料自上而下，历经预热、干馏、冷却三个过程使煤料进行干馏炭化。炭化室干馏段炉温保持在800900，煤料由炉顶部连续进入，兰炭气由炉顶逸出，炉底则将冷却的兰炭连续排出。煤料在炭化室内的总停留时间在1216小时。燃烧室所生成的废气则通过不同的废热回收方式(分为设置废热锅炉方式的WD型直立炉和带蓄热室的直立炉等两类方式)排空。这类炉型其主要特点，干馏所得的产品兰炭质量稳定，炭化煤气可燃组分(H2、CO、CH4、CnHm)含量高，热值高、气质好。在用大同煤的兰炭气热值可达到33003700kcalNm3的范围，其产气量可在380450Nm3t煤，既可供城市煤气作燃料用，也可作为合成甲醇、合成氨
3、的化工原料气。（2） 内热式直立炉这类炉型的加热特点是回炉加热煤气燃烧后的高温烟气，直接进入炭化室干馏段内与煤料接触加热。传热的方式以对流传热为主导进行干馏炭化，大大强化了煤料的加热速率，炭化周期短，炭化室单位容积的产焦能力大。存在的问题是，由炭化室送出的煤气，虽然产气量高达9001100Nm3t煤，但由于含有大量N2和C02，其组成高达60以上，热值低(一般在15001700kcalNm3左右)，气质差，只能作为一般工业装置(如锅炉)的燃料用。从煤化工能源转化的效率上，能源利用率低。鉴于内热式直立炉装置结构相对简单，投资省、操作粗放，在具有高挥发份煤源的地区，曾被广泛采用，由于污染严重。目前
4、国家发改委已责成各地区对这种炉型进行全面清理，必须加强环保设施和提高技术水平，否则将被关闭清除。近年来内热式直立炉在环保措施上已有较大的改进，每座炉的产能也由原来35万t提高到7.5万ta。（3）内外加热结合型直立炉这类炉型是在外热式直立炉的基础上，采用经过冷凝冷却回收焦油之后的煤气，部分回炉进入炭化室底部的冷却段，对即将移出炉体的高温兰炭进行冷却，充分利用其显热而使冷煤气升温进入炭化室干馏段，增加炭化室内中、下部的热容量，并且强化了炭化室内对流传热的效果，从生产工艺上热利用率高，促进干馏效果，加速炭化，提高单位容积产焦能力，并可降低加热煤气的消耗，保持兰炭产品质量稳定，是节能型的先进炉型。从
5、以上所述的三种直立炉类型的状况分析，内外热式直立炉能将单一煤种经过干馏，同时获取优质炭化煤气，并回收焦油的气、固、液三相产品，是用于煤转化工艺的先进装置。该项目选用内外加热型的直立炭化炉，其主要技术规格如下：炉型为：MWH型带蓄热室直立炉炭化炉炭化室容积：12m3门日处理原煤量：1820td门2）直立炉工艺内外加热结合型的直立炭化炉主体设备的组成由直立炉炉体，炉顶加煤设施、荒煤气引出装置、炉体基础钢平台和护炉钢结构及排焦设施等五个部分。其中炉体是核心部分。炉体由燃烧室、炭化室和上下两组蓄热室组成。回炉加热煤气在燃烧室燃烧后产生的高温烟气热量通过燃烧室-炭化室之间的隔墙，将热量传入炭化室内煤料。
6、传热后的高温烟气则进入蓄热室，通过设在蓄热室内的格子砖，将烟气中的热量进行回收。在换向操作后，通过由格子砖的热量加热进入的空气，在燃烧室与引入燃烧室的加热煤气混合燃烧，产生高温烟气，部分热量通过炉壁传入炭化室，部分热量则被蓄热室回收后由烟囱排至大气。该炉体由双门炭化室组成，每个燃烧室向两侧炭化室加热。加热煤气由上向和下向定时交换加热，以保持炭化室内干馏段的温度均匀。由此蓄热室也分上、下两组，与加热后的烟气热回收配套。炉体由硅砖、耐火砖、隔热砖等耐火材料砌筑而成。炉顶加煤设施由炉顶煤仓、加煤阀和辅助煤箱组成。原料煤经初筛后将25mm的粉煤筛出，保持入炉煤料粒度在2580mm，由输送机进入直立炉顶
7、煤仓。生产中由人工定时向辅助煤箱进料。荒煤气的引出，由每门直立炉顶部的升气管组件引出进入集气槽内。在集气槽内通过循环氨水喷淋将引出的荒煤气由150200左右降至6065，喷淋的氨水将荒煤气中的约60的焦油气冷却，这部分焦油氨水自流至集气槽端部集中后，在端部通过氨水-焦油槽流向冷鼓工段的机械化澄清槽进行分离，炭化煤气则在煤气鼓风机的抽吸下进入冷凝冷却器进行处理。直立炉的排焦措施，由设在炉体每门炭化室底部的排焦箱和出焦机等组成。排焦箱的作用，控制炭化室内出焦量，也即控制煤料在炭化室内的停留时间。出焦机则通过水封起到保障安全密封的作用，可连续将焦炭输出炉外。用于直立炉加热用的燃料煤气，该项目采用炭化
8、煤气提H2后的弛放气，热值达3600kcalNm3，该气源中H2S含量控制在200mgNm3之内，可确保经燃烧后的废气中S02含量小于国家规定的排放标准指标之内，达到环保的要求。为提高直立炉的炭化强度，采取煤气熄焦工艺，该部分的煤气则由煤气鼓风机后经电捕焦油处理的回炉煤气，通过压力调节使之进入直立炉底部，将炉底部高温兰炭的显热回收而升温上移，使干馏段部位的热负荷强化并起到加强对流传热的效果，促使炭化室内部煤料干馏温度均匀，并加速炭化速度。确保焦炭质量稳定，挥发份控制在4之内。为保护炉底排焦部位，防止外部空气的进入引起事故，配有安全蒸汽密封措施。进入炭化室底部的蒸汽一部分被冷凝，一部分则随着熄焦
9、煤气进入上部高温兰炭层内，产生水煤气化反应并吸收兰炭热量而降温，同时也增加煤气中CO和H2的组分和煤气的产率。蒸汽分解率在2030范围。直立炉的配置：根据该项目90万ta兰炭的生产规模，配置数量如下：配置192门，正常生产为180门，按32门为一座炉计共6座炉，建在3座厂房内。3）直立炉主要配套设备主要配套设备：炉顶为辅助煤箱、加煤滚动阀、密封插板阀、升气管和集气槽。炉底为排焦箱和排焦传动装置，储焦箱、水封式出焦机。循环水封水系统为配有沉淀池、清水池设施的循环水泵。4）生产控制（1)加煤方式：通过手动、气动控制的滚筒阀和插板阀进行；（2)出焦方式：采用水封式出焦机，连续出焦；（3)控制水平：总
10、管压力、流量、压力调节采用自动控制，每组炉顶温度、压力、炉底温度、压力、加热煤气、熄焦煤气和空气、炉顶荒煤气压力、流量采用DCS自控监测和调节。1.备煤筛储焦配置方案1）直立炉备煤（1）运输量备煤系统是为直立炉提供合格的原料煤(粒度25mm80mm)。煤料由汽车运入储煤仓。包括卸车、堆存、取料、筛分、输送等作业。设计年运输量：计入粉煤筛分率10为161.87万ta(日均4462t)，筛分后合格入炉料146.58万ta(日均4016t)，供入6座直立炉用料。（2）运输方式原料煤由XX地区及周边矿区经洗选煤后由汽车运入厂内。（3）受卸设施及储煤仓运煤汽车经入厂计量之后直接进入地下受煤槽边或煤场进行
11、卸车作业。受卸设施为地下受煤槽，配置抓斗起重机在煤棚内集堆。为保护环境煤场采用封闭式煤棚设施。该方案配置煤棚占地面积26000m2，可存放20日。煤棚设置有2台T180型推煤机及2台ZL50型装载机作为整理煤场及向运煤系统上煤的主要设备。（4）筛分破碎设施汽车运入厂内的原料煤为原煤，直立炉入炉煤粒度要求为：2580mm，输煤系统设置了筛分设施，将80mm的块煤破碎至80mm以下。将80 mm的块煤筛出，由双齿辊破碎机将大块煤破碎到80 mm以下；然后由振动筛进行25 mm的煤筛，25 mm的块煤送往直立炉，经带式输送机运转后由可逆配仓带式输送机送入直立炉顶部煤仓储存供加料用。该工序工艺流程方块
12、图如下图1.1.1.1-1：汽车运输原料煤自卸车卸车煤场受卸储存装卸机供料受煤槽胶带输送机1振动筛筛上块煤胶带输送机3炉顶煤仓炉顶布料机直立干馏炉筛下块煤胶带输送机2胶带输送机4粉煤仓库锅炉房燃料计量25 mm2580 mm80 mm汽车运输双齿辊破碎机筛上块煤图1.1.1.1-1原煤处理量：4462 t/d，煤粉40 mm、4025 mm、25 mm以下三级。筛上物（40 mm的兰炭）通过焦6带式输送机及可逆配仓带式输送机进入40 mm的焦棚内堆放；筛中物（4025 mm的兰炭）进入25 mm的焦棚内贮存，筛下物25 mm的兰炭，由于含水率较高，先进入甩干机脱水降至8%以下，再进入滚筒干燥系
13、统进行热风干燥处理后，使水分4%，再进入1536兰炭振动筛，被分成2513 mm和25 mm的兰炭和40 mm的兰炭则通过装载机装入汽车外外运。25 mm的兰炭储焦场面积为14700 m2，堆高3.5 m，约为10天直立炉的产量，为保护厂区环境，焦场做硬化处理，并设置钢结构密封式大棚。该工序工艺流程方块图如下图1.1.1.1-2：25mm焦炭4025 mm焦炭25mm焦棚堆放40mm焦棚堆放直立炉兰炭水封出焦机焦1带式输送机焦6带式输送机可逆配仓带式输送机2050振动筛40mm焦炭甩干机脱水滚筒干燥机1536振动筛2513 mm贮焦仓13 mm贮焦仓图1.1.1.1-2筛储焦工艺流程图（4）控
14、制方式该系统拟采用PLC控制与就地控制相结合的控制方式。在带式输送机上设置了电子皮带秤作为计量设备。该系统在粉尘较大的筛分设备上设置了袋式除尘装置，焦仓上设置了自然通风管。在栈桥及筛焦楼上设有水冲洗地坪装置。经除尘后废气排放的含尘浓度达到国家允许的排放标准。除尘器收集的焦粉回收后作产品外销。 炭场设置防风、防雨雪的钢结构大棚，既保证兰炭产品质量不受沙尘暴气候的影响，而且也大大改善厂区的生产环境，防止粉尘污染。25mm兰炭产品先经脱水甩干至含水8后再进行热风干燥，采用燃料煤气的热风炉烟道气作为干燥热源，经干燥后的废气，通过旋风和布袋二级除尘，排放的含尘浓度达到国家允许的排放标准，除尘器收集的焦粉
15、回收后作产品外销。3.煤气净化1）冷鼓电捕、回收循环氨水装置方案（1）工艺概况该工段的主要作用包括将自直立炉顶部引来的煤气进行冷凝、冷却、加压输送、焦油雾滴脱除、焦油氨水和焦油渣进行分离、循环氨水、焦油回收等。煤气经过初冷器冷却以除去焦油，再经过电捕焦油器以除去焦油雾滴后，在阀门站将一部分煤气返回直立炉作为熄焦煤气外，送往脱硫工段进行进一步的净化处理，作为甲醇装置生产和粗苯加氢、焦油加氢装置制取H2的原料气；焦油经脱水处理输往焦油加氢装置的罐区作为原料油，澄清后的氨水返回直立炉顶进行喷淋，剩余的氨水送至蒸氨工段处理。（2）生产方法及工艺特点煤气的冷却冷凝： 煤气的冷凝冷却方式有直冷、间冷、混冷
16、多种方式，直冷传热效率高但氨水处理量大，间冷可采用低温冷却水和循环水冷却介质，节约用水，增大温度差，传热效率高，占地面积小，混冷则用于先间冷后直冷的方式。该项目采用间冷工艺流程。 煤气的冷却采用横管式冷却器。横管冷却器分上、下两段，上段用循环水冷却，将煤气温度冷却到约45左右，下段用制冷水冷却，将煤气温度冷却到22以下，使煤气中焦油和萘在此充分脱除。 由于该项目煤气处理量大，煤气加压采用离心鼓风机，配套液力偶合器调速，不仅便于操作且节省能源。 焦油回收与循环氨水：由单一煤源，通过直立炉生产装置干馏的工艺所获取的焦油与冶金焦炉采用配煤工艺所产的焦油，由于干馏温度和停留时间以及煤质组成的差异，而有
17、很大的区别，直立炉所产的焦油属于低、中温焦油，其重度仅在1.041.08范围(焦化焦油重度，1.12-1.22)，还存在约5的重度0.95的轻质焦油浮在氨水层上面。为更好进行焦油回收，采取重力旋流和大截面沉降分离，配合机械化沉降槽除去焦油渣的工艺方法进行不同重度的焦油回收。为确保外销的焦油含水率30分钟。 中温焦油-氨水沉降槽1台，DN6000，沉降时间30分钟。 机械化氨水澄清槽 选用有效容积为340m3的机械化氨水澄清槽2台，静置分离时间可达45分钟以上。电捕焦油器选用蜂窝式电捕焦油器4台，每台处理气量为45000m3h。壳体为碳钢，所配电源为高压恒流电源。正常工作时，三开一备。卧式螺旋沉
18、降离心机1台，进口流量：20t/h。2）脱硫及硫回收装置方案 （1）工艺概况： 该工序是为直立炉炭化煤气进行脱硫处理，以保证外供炭化煤气的产品质量而设置的净化工序。 该装置分为煤气脱硫脱氰、脱硫液再生、硫回收、剩余氨水蒸氨四部分。（2）生产方法及流程特点： 该工段采用湿法脱硫，将煤气中的H2S含量脱至50mgNm3，并回收硫膏，脱水干燥制取硫磺。剩余氨水采用直接蒸汽汽提蒸氨，生产浓氨水作脱硫的补充液。蒸氨废水送生化处理。 该工段采用煤气中自身含有的氨为碱源，以PDS+栲胶为复合催化剂的湿式氧化法前脱硫工艺，该法脱硫效率高，不必外加碱源，循环液中付产物积累慢，可不设提盐装置，产生的废液不多，因此
19、不仅具有投资省，操作费用低，运行稳定的特点，而且具有良好的环保效果。 脱硫采用湍球塔和新型轻瓷填料塔。湍球塔的特点是：气速高，处理能力大，塔的重量轻，气液分布比较均匀，不易被固体颗粒及粘性物料堵塞，特别是由于塔内湍动强烈，故质量及能量传递得以强化，因而能够较大地缩小塔径及降低塔高。轻瓷填料在传质过程中，填料表面始终保持一层液膜，形成良好的气液接触，比其它填料具有更高的传质效率。该工段的布置原则是：满足流程顺、结构紧凑、占地少、便于维修和组织生产的要求，并符合有关防火防爆、安全卫生等规范的规定。脱硫再生塔尾气3600Nm3h含有NH3、C02、N2等，其中含NH3约为1.5gNm3(9kgh)，
20、由45m的高度排放，满足恶臭污染物排放排准GB14554-93的要求(45米高时氨允许排放量为小于45kgh)。 剩余氨水蒸氨后的蒸氨废水含氨300mgl，硫化物50mgl，送生化处理：水量40m3h。 脱硫残液主要含NH4CNS及(NH4)2S203，总量300gl，送生化处理。（3）脱硫及硫回收工艺流程简述来自冷鼓工段的粗煤气先进入湍流球脱硫塔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下部与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触洗涤后（脱硫液与煤气完全逆流），煤气中H2S0.05 g/Nm3，煤气经捕雾段除去雾滴后全部送至
21、硫铵工段。在脱硫塔内发生的主要反应如下：NH3 + H2O = NH4OH （1）H2S + NH4OH = NH4HS + H2O （2）NH4OH + HCN = NH4CN + H2O （3）NH4OH + CO2 = NH4HCO3 （4）NH4HS + NH4HCO3 +（X-1）S =（NH4）2SX + CO2 + H2O （5）从湍球脱硫塔中吸收了H2S和HCN的脱硫液，经湍球脱硫塔液封槽至溶液循环槽，补充剩余氨水。蒸氨后的浓氨水和催化剂贮槽均匀加入催化剂溶液后用溶液循环泵抽送至再生塔，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脱硫塔顶喷洒脱硫，如此循环使用；
22、来自再生塔脱硫贫液，先入脱硫塔吸收了H2S和HCN的脱硫液经脱硫塔液封槽流至富液槽，用富液泵抽送至再生塔与空压站送来的压缩空气并流再生后的贫液从塔上部返回脱硫塔顶喷洒脱硫，如此循环使用。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加热器进行加热，汇合后进再生塔，溶液加热器为共同备用。在再生塔内发生的主要反应如下：NH4HS + 1/2O2 =S+ NH4OH （1）（NH4）2SX + 1/2O2 +H2O=SX+ 2NH4OH （2）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，再由硫泡沫泵加压后并经熔硫釜生产硫磺，存放外售。由熔硫釜排出的清液进入缓冲槽，后经缓冲槽液下泵加
23、压送回溶液循环槽或半贫液槽。催化剂的配制：在生产过程中需要及时补充催化剂，催化剂一天配制一次，配料容器为催化剂贮槽。先加入软水再加入复合催化剂搅拌使其溶解，均匀加入半贫液槽和溶液循环槽中。由冷鼓来的剩余氨水进入原料氨水过滤器进行过滤，过滤剩余氨水中的焦油等杂质，然后进入氨水换热器与从蒸氨塔塔底来的蒸氨废水换热，剩余氨水由40加热至98进入蒸氨塔。在蒸氨塔中0.5 MPa（G）蒸汽直接汽提，蒸出的氨汽入氨分缩器用32的循环水冷却，冷凝下来的液体直接返回蒸氨塔顶作回流，未冷却的含NH310%的氨汽进入冷凝冷却器用16的制冷水冷却，冷凝冷却成约30浓氨水送至半贫液槽和溶液循环槽作为脱硫补充液。塔底排
24、出的蒸氨废水在氨水换热器中与剩余氨水换热后，蒸氨废水由103降至60进入废水槽，然后由蒸氨废水泵送入废水冷却器被32的循环水冷却至40后至生化处理装置。蒸氨塔塔底排出的焦油渣进入焦油桶，人工清理外运。为清除剩余氨水中的固定氮，从外界来的NaOH（42%）溶液送入卸碱槽，由卸碱槽液下泵抽至碱液贮槽，然后由碱液输送泵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。该工序工艺流程方块图如下图1.1.1.1-4脱硫塔再生塔脱硫液去硫铵煤气压缩空气脱硫贫液硫泡沫槽硫泡沫熔硫釜硫磺图1.1.1.1-43）硫铵装置（1）概述 该工段包括煤气中氨的脱除及硫铵的干燥两部分。其主要任务是用硫酸作吸收剂
25、，脱除煤气中的氨，生成硫铵并将其干燥后得到硫铵产品。 该工段流程特点是采用喷淋式饱和器脱除直立炉煤气中的氨，它集酸洗与结晶为一体，煤气系统阻力小，流程简单，工艺先进，技术可靠。干燥采用振动流化床，技术成熟，操作稳定。 该工段干燥尾气采用二级除尘，除尘效率达995以上，实现基本无废物排放。 （2）硫铵生产工艺流程简述来自脱硫工段的粗煤气经煤气预热器加热至6070，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除酸器外壁的环形空间流动，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
26、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。在硫铵饱和器内发生的主要反应如下：H2SO4 + NH3 = NH4HSO4 （1）H2SO4 + 2NH3 =（NH4）2SO4 （2）NH4HSO4 + NH3 =（NH4）2SO4 （3）饱和器母液中不断有硫铵结晶生成，并由上段喷淋室的降液管流至下段结晶室底部，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饱和器。从
27、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由送风机从室外吸入经热风器用低压蒸气加热后送入，振动流化床干燥器排出的尾气经旋风除尘器捕集夹带的细粒硫铵结晶后，由排风机抽送至雾膜水浴除尘器进行再除尘，最后排入大气。自罐区来的硫酸进入硫酸贮槽，再由硫酸泵送至硫酸高位槽，经控制自流入饱和器的满流槽，调节饱和器内溶液的酸度。硫铵饱和器是连续操作设备，当定期加酸、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，再经满流槽流至母液贮槽暂时贮存。满流槽和母液槽液面上漂浮的酸焦
28、油可用人工捞出，处理后予以回收，而在两次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。该工序工艺流程方块图如下图1.1.1.1-5煤气来自脱硫图1.1.1.1-5硫铵生产（4）主要设备选型 该工段主要设备有硫铵饱和器，振动流化床、干燥器。硫铵饱和器两台，规格为42003000，H=10m，材质为SUS316L。振动流化床干燥器一台，规格为150027002250，材质为0Cr18Ni9，间断操作。硫铵干燥后尾气经旋风除尘器及湿式除尘器两级除尘后(NH4)2S04尘粒微量，在高度20米以上排放，排放量14800m3h
29、。4) 洗苯、脱苯装置(1)装置规模及组成 该工段包括终冷、洗苯、脱苯三部分 终冷采用横管间接终冷塔冷却直立炉煤气，即将硫铵来的煤气在此冷却至洗苯所需的温度。该工艺较直接终冷工艺相比具有流程短、设备少、废水量小等优点。洗苯即为用焦油洗油吸收终冷后煤气中的苯，然后将净煤气送往各用户使用。洗苯后煤气含苯量为2gNm3。脱苯即将洗苯后的含苯富油脱苯，所得粗苯入粗苯贮槽，然后由粗苯输送泵送出装车外售，脱苯后的贫油返回洗苯塔循环使用。 该工段的布置原则是：流程顺畅、结构紧凑、占地少、便于维修和组织生产，并符合有关防火防爆、安全卫生等规范规定。 管式炉尾气：废气量为9660m3h，二氧化硫含量为358mg
30、Nm3，S02排放量3.463kgh，符合废气排放标准(GB14554-93)。 （2）洗苯、脱苯装置工艺简述来自硫铵工段的粗煤气，经终冷塔与上段的循环水和下段的制冷水换热后，将煤气由55 冷却至25 左右，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，再经过塔的捕雾段除去雾滴后离开洗苯塔去外管送往界区外气柜和各用户。洗苯塔底富油由富油泵加压后送至冷凝冷却器，与脱苯塔塔顶出来的粗苯汽换热，将富油预热至60，经油油换热器与脱苯塔塔底出来的贫油换热，由60升到约130，最后进入粗苯管式加热炉被加热至约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
31、苯冷凝冷却器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。分离出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，其余部分流入粗苯贮槽，由粗苯输送泵送粗苯槽车装车外售。分离出的油水混合物入控制分离器，在此分离出的洗油自流至地下放空槽，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终冷器水封贮槽。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90左右，入贫油槽，并由贫油油泵加压送至贫油冷却器，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
32、槽，作循环洗油的补充。外供0.5 MPa（G）蒸气被管式加热炉加热至400左右，一部分先作为洗油再生器的热源，另一部分直接进脱苯塔底作为热源。管式加热炉所需燃料由洗苯后的煤气经煤气过滤器后供给。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，洗油再生器将部分洗油再生。用过热蒸气加热，蒸出的油汽进入脱苯塔，残渣排入残油池作燃料存放，外销。为了降低洗油中的含萘量，脱苯塔上部进行侧线采萘，萘油流入萘油液槽用蒸气压出送冷鼓焦油槽。终冷塔设计了冷凝液以及洗油喷淋，正常生产时，通过冷凝液泵用冷凝液循环喷洒除萘。所得的冷凝液流入冷凝水封槽，然后进入冷凝液贮槽，多余冷凝液由冷凝液泵送至冷鼓工段。该工序工艺流程方块图如下图1.1.1.1-6图1.1.1.1-6洗苯、脱苯工艺流程（4）主要设备选型 终冷塔：该设备为横管式换热器，分为上下两段：总换热面积为3319m2的两台。塔体材质为碳钢。 洗苯塔：该设备为填料塔，规格为460043950，塔体材质为20R，内装孔板波纹填料。 脱苯塔：该设备为垂直筛板，规格为180029050，塔体材质为OCr18Ni9。精馏段设侧线采萘。管式加热炉：该设备为煤气加热炉，规格为400026200，热负荷Q=400万kcalh，炉体为碳钢，内衬耐火材料。