【文章內(nèi)容簡(jiǎn)介】 啟閥門(mén)約 80 時(shí)間控制在 110 秒，保證紅焦熄滅。熄焦工藝中設(shè)置有粉焦沉淀池、清水池和容積 的電動(dòng)抓斗，電抓斗定時(shí)將沉淀池底的粉焦抓到粉焦脫水臺(tái)上，脫水后外運(yùn)，清水池中的水循環(huán)熄焦，不外排。熄焦耗水量為 50m3/h，由污水處理站出水補(bǔ)充，熄焦塔高 68 米，熄焦塔下部 設(shè)有熄焦水噴灑管，頂部設(shè)有折流式木結(jié)構(gòu)的捕集裝置，可捕集熄焦時(shí)產(chǎn)生的焦粉和水滴，其除塵效率可達(dá) 60%以上，有效改善周圍環(huán)境。 煤氣凈化系統(tǒng)（1）煤氣凈化結(jié)果 凈化后入干煤氣組成（v%）組份 H2 CH4 CO CmHn CO2 N2 O2% 56～60 23～27 5～8 2～4 ～3 3～7 ～ 凈化后干煤氣中的雜質(zhì)含量雜質(zhì)名稱 焦油 粗苯 氨 硫化氫 氰化氫 萘含量 g/Nm3 微量 2～5 ≤ 干煤氣熱值（低）：1700018000kJ/Nm 3（2）冷鼓、電捕工藝選擇擬建項(xiàng)目離心鼓風(fēng)機(jī)選用液力偶合器調(diào)速電機(jī)。焦油、氨水的分離采用機(jī)械化氨水澄清槽，機(jī)械化水平高且檢修方便。煤氣中焦油霧及萘的脫除采用高效蜂窩式電捕焦油器，電捕焦油器布置在鼓風(fēng)機(jī)前，能夠最大限度地保護(hù)鼓風(fēng)機(jī)的正常運(yùn)行，延長(zhǎng)使用壽命。各貯槽的放散氣經(jīng)蒸氨廢水洗滌后集中排放，減少了對(duì)環(huán)境的污染。工藝流程自煉焦?fàn)t吸氣管來(lái)的煤氣、焦油、氨水混合物約 82℃經(jīng)氣液分離器分離后，荒煤氣進(jìn)入橫管初冷器頂部，初冷器分二段，荒煤氣在上段（一段）與逆錯(cuò)流而上的循環(huán)水間接換熱使其溫度由 8082℃降至 45℃左右，再進(jìn)入下段（二段）與低溫水逆錯(cuò)流間接換熱進(jìn)一步降溫至 22℃，同時(shí)煤氣中所含的輕焦油、低沸點(diǎn)物、水份也被冷凝下來(lái)，冷卻后的煤氣從橫管初冷器下部排出，進(jìn)入電捕焦油器，除掉煤氣中夾帶的焦油霧，再由鼓 風(fēng)機(jī)年產(chǎn) 100 萬(wàn)噸焦化項(xiàng)目（補(bǔ)做）環(huán)境影響評(píng)價(jià)報(bào)告11加壓后送至脫硫工序。橫管初冷器上段（一段）排出的冷凝液經(jīng)水封槽流入上段冷凝液槽，由冷凝液循環(huán)泵送至初冷器上段頂部循環(huán)噴灑，多余部分送機(jī)械化氨水澄清槽。初冷器下段（二段）排出的冷凝液經(jīng)水封槽流入下段冷凝液槽，并加兌一定比例的焦油后，用下端冷凝液循環(huán)泵送到初冷器下段頂部循環(huán)噴灑以溶解管壁上附著的萘，多余部分流入上段冷凝液槽。由氣液分離器分離出的焦油氨水在機(jī)械化焦油氨水澄清槽內(nèi)澄清分層，進(jìn)行氨水、焦油和焦油渣的分離。分離氨水后的焦油通過(guò)液面調(diào)節(jié)器至焦油中間槽，由焦油泵送往罐區(qū)焦油貯槽。分離焦油后的 熱稀氨水自流入循環(huán)氨水槽，經(jīng)循環(huán)氨水泵加壓后送至焦?fàn)t供噴淋冷卻荒煤氣和清掃用。多余的氨水進(jìn)入剩余氨水槽，用剩余氨水泵送至脫硫工序進(jìn)行蒸氨，沉淀下來(lái)的焦油渣由刮板輸送機(jī)連續(xù)刮送至漏嘴排出槽外，定期送往煤場(chǎng)配煤煉焦。為了保證橫管初冷器冷卻效果，在其頂部定期用熱氨水進(jìn)行噴灑，以及時(shí)清洗其中的焦油、萘等雜物。冷凝鼓風(fēng)工序的各貯槽的放散氣經(jīng)洗氣塔集中洗滌后排放。（3）脫硫蒸氨工藝選擇（1）擬建工程采用以焦?fàn)t煤氣中自身含有的氨作吸收劑，以 PDS+栲膠為復(fù)合催化劑的脫硫工藝，脫硫塔內(nèi)采用新型輕瓷填料。擬建項(xiàng)目脫硫液的再生工藝為高塔式空氣氧化再生。硫回收采用連續(xù)熔硫釜生產(chǎn)硫磺。剩余氨水蒸氨采用直接蒸汽將氨蒸出，并考慮配入 NaOH 分解氨水中的固定氨。（2）PDS+栲膠法1976 年廣西化工研究所研制成功栲膠法脫硫技術(shù)，它具有改良 ADA 法的幾乎所有優(yōu)點(diǎn)，而且無(wú)硫堵現(xiàn)象，由于栲膠資源豐富、價(jià)廉易得，故其運(yùn)行費(fèi)用比改良 ADA 法低，目前在化肥行業(yè)和焦化行業(yè)運(yùn)用比較廣泛?；市袠I(yè)只用栲膠法即可，焦?fàn)t氣大多采用以焦?fàn)t煤氣中自身含有的氨為堿源，PDS+栲膠為復(fù)合催化劑的脫硫工藝。該法脫硫效率高，不必外加堿源，循環(huán)液中含鹽量少，不易累 積，可不設(shè)提鹽裝置，產(chǎn)生的廢液少且可回兌煉焦煤中，因此不僅具有投資省、操作 費(fèi)用低、運(yùn)行穩(wěn)定的特點(diǎn)，而且具有良好的環(huán)保效果。年產(chǎn) 100 萬(wàn)噸焦化項(xiàng)目（補(bǔ)做）環(huán)境影響評(píng)價(jià)報(bào)告12近年來(lái)，在原有 PDS+栲膠法的基礎(chǔ)上，我國(guó)鞍鋼集團(tuán)設(shè)計(jì)院開(kāi)發(fā)出了一種脫硫與再生一體化的一塔式脫硫?qū)＠夹g(shù)，該專利技術(shù)是將噴射器安裝在脫硫塔頂部，使脫硫塔和再生塔成為一體化，不再 設(shè)獨(dú)立的噴射再生槽、液封槽、硫泡沫槽、反應(yīng)槽、富液泵、貧液中間槽等設(shè)備，省去了原有高塔再生需配套的壓縮空氣裝置，該工藝具有流程短、設(shè)備集成度高、占地面積小、工程投資低，節(jié)能等優(yōu) 點(diǎn)，具有很大的推廣價(jià)值，己受到業(yè)內(nèi)廣泛的關(guān)注。工藝流程來(lái)自冷鼓工序的粗煤氣進(jìn)入預(yù)冷塔與塔頂噴灑的循環(huán)冷卻液逆向接觸，被冷至30℃，循環(huán)冷卻液從塔下部用泵抽出送至循環(huán)液冷卻器，用低溫水冷卻至 28℃后進(jìn)入塔頂循環(huán)噴灑。采取部分剩余氨水更新循環(huán)冷卻液，多余的循環(huán)液返回冷凝鼓風(fēng)工序。預(yù)冷后的粗煤氣進(jìn)入脫硫塔下部與塔頂噴淋下來(lái)的脫硫液逆流接觸洗滌后，煤氣中 H2S 含量≤200mg/Nm 3，煤氣經(jīng)捕霧段除去霧滴后 經(jīng)外管將煤氣送往硫銨工序。在脫硫塔內(nèi)發(fā)生的主反應(yīng)：NH40H（液）＋H 2S（氣）＝NH 4HS（液）＋H 2O （1）NH40H（液）＋CO 2（氣）＝(NH 4) 2CO3＋H 2O （2）(NH4) 2CO3＋H 2S＝NH 4HS＋NH 4HCO3 （3）從脫硫塔中吸收了 H2S 和 HCN 的脫硫液經(jīng)液封槽后進(jìn)入溶液循環(huán)槽，經(jīng)補(bǔ)充少許從蒸氨來(lái)的濃氨水和催化劑貯槽滴加的催化劑溶液后，用溶液循環(huán)泵抽送至預(yù)熱器，再進(jìn)入再生塔下部與空壓站來(lái)的壓縮空氣并流再生，再生后的脫硫貧液返回脫硫塔頂循環(huán)噴淋脫硫。再生塔內(nèi)發(fā)生的再生反應(yīng)：NH4HS＋1/2O 2＝NH 4OH＋S↓ （1）H2S＋1/2O 2＝H 2O＋S↓ （2）浮選出的硫泡沫則由再生塔頂部擴(kuò)大部分排至硫泡沫槽，再由硫泡沫泵加壓后送至熔硫釜連續(xù)熔硫，生產(chǎn)硫磺外售。熔硫釜內(nèi)分離的清液送至溶液循環(huán)槽循環(huán)使用。由于要補(bǔ)充被排走的脫硫廢液和生產(chǎn)中的液相損耗，應(yīng)當(dāng)連續(xù)補(bǔ)充含氨溶液。本工段所補(bǔ)充的溶液是來(lái)自蒸氨工序的 18%的氨水，溫度約 30℃。由冷鼓來(lái)的剩余氨水與從蒸氨塔底來(lái)的蒸氨廢水在氨水換熱器中換熱并加入堿液后進(jìn)入蒸氨塔，在蒸氨塔中被蒸汽直接蒸餾，蒸出的氨汽入氨分縮器用循環(huán)水冷卻，冷凝下來(lái)的液體入蒸氨塔頂作回流，未冷凝的含 NH3約 18%的氨汽進(jìn)入氨冷凝冷卻器，用年產(chǎn) 100 萬(wàn)噸焦化項(xiàng)目（補(bǔ)做）環(huán)境影響評(píng)價(jià)報(bào)告13循環(huán)水冷凝成濃氨水送脫硫工序作為脫硫補(bǔ)充液。蒸氨塔塔底排出的蒸氨廢水在氨水換熱器中與剩余氨水換熱后，進(jìn)入蒸氨廢水中間槽，然后由廢水泵加壓經(jīng)廢水冷卻器冷卻后，送至生化處理。催化劑溶液的配制：由于生產(chǎn)中的各種損耗，需要定時(shí)補(bǔ)充催化劑。本工段催化劑補(bǔ)充時(shí)間為每天一次，在一天 24 小時(shí)均勻滴加到溶液循環(huán)槽。本工段一旦出現(xiàn)停電等重大事故時(shí)，脫硫塔內(nèi)脫硫液經(jīng)液封槽流入溶液循環(huán)槽和事故槽內(nèi)，低于液封槽出口的脫硫液將排入低位槽，而再生塔內(nèi)所有的脫硫液自流進(jìn)入事故槽內(nèi)。位于管道溝內(nèi)的積 液也被排入其液位更低的低位槽。（4）硫銨工段工藝選擇擬建項(xiàng)目煤氣的脫氨采用噴淋式飽和器新工藝，該工藝集酸洗與結(jié)晶為一體，流程簡(jiǎn)單，具有煤氣系統(tǒng)阻力小，結(jié)晶顆粒大，硫 銨質(zhì)量好等 優(yōu)點(diǎn)。硫銨干燥采用振動(dòng)流化床干燥器，具有干燥效果好，操作彈性大不易結(jié)塊等特點(diǎn)。除塵采用旋風(fēng)除塵器及霧膜水浴除塵器兩級(jí)除塵，效果好。工藝流程由脫硫工序送來(lái)的煤氣經(jīng)煤氣預(yù)熱器后進(jìn)入噴淋式硫銨飽和器上段的噴淋室，在此煤氣與循環(huán)母液充分接觸，使其中的氨被母液中的硫酸吸收，然后經(jīng)硫銨飽和器內(nèi)旋風(fēng)式除酸器，分離煤氣所夾帶 的酸霧后送至終冷洗脫苯工序。在硫銨飽和器內(nèi)發(fā)生的主要反應(yīng)如下：H2SO4+NH3=NH4HSO4 (1)H2SO4+2NH3=(NH4)2SO4 (2)NH4HSO4+NH3=(NH4)2SO4 (3)在飽和器下部的母液，用循環(huán)母液泵連續(xù)抽出送至上段進(jìn)行噴灑，吸收煤氣中的氨，并循環(huán)攪動(dòng)母液以改善硫銨結(jié)晶過(guò)程，飽和器母液中不斷有硫銨結(jié)晶生成，用結(jié)晶泵將其同一部分母液送至結(jié)晶槽，排放到離心機(jī)內(nèi)進(jìn)行離心分離濾除母液，離心分離出的母液與結(jié)晶槽溢流出來(lái)的母液一同自流回飽和器。從離心機(jī)卸出的硫銨結(jié)晶，由螺旋輸送機(jī)送至振動(dòng)流化床干燥器，并用被熱風(fēng)器加熱的空氣干燥，再經(jīng)冷風(fēng)機(jī)用冷風(fēng)冷卻后進(jìn)年產(chǎn) 100 萬(wàn)噸焦化項(xiàng)目（補(bǔ)做）環(huán)境影響評(píng)價(jià)報(bào)告14入硫銨貯斗，稱量、包裝送入硫銨成品庫(kù)。噴淋室溢流的母液入滿流槽，將少量的酸焦油分離，分離酸焦油后的母液入母液貯槽，經(jīng)小母液泵加壓后送噴 淋室噴淋。由庫(kù)區(qū)來(lái)的硫酸送至硫酸高位槽，經(jīng)控制流量自流入滿流槽，調(diào)節(jié)硫銨飽和器內(nèi)溶液的酸度。振動(dòng)流化床干燥器所用的熱空氣，經(jīng)熱風(fēng)器加熱后送入，振動(dòng)流化床干燥器排出的廢氣經(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)抽送至霧膜水浴除塵器進(jìn)行濕式再除塵，最后排入大氣。（5）洗脫苯工藝選擇本工序包括終冷、洗苯、脫苯三部分。終冷主要是將硫銨來(lái)的煤氣冷卻到 25～27℃；洗苯是用焦油洗油洗去煤氣中的苯，洗苯后煤氣含苯量為 2～5g/Nm 3；脫苯是將洗苯后的含苯富油經(jīng)管式爐加熱后脫苯，生產(chǎn)粗苯送原料產(chǎn)品罐區(qū)裝車外售，脫苯后的貧油返回洗苯塔循環(huán)使用。洗苯洗油用焦油洗油洗苯。脫苯采用管式爐加熱富油，一塔脫苯工藝生產(chǎn)粗苯及脫苯塔側(cè)線切取萘餾分工藝。終冷采用橫管冷卻器，分上下兩段，分別用循環(huán)水和制冷水冷卻。工藝流程來(lái)自硫銨工序的粗煤氣，經(jīng)終冷塔上段的循環(huán)水和下段的低溫水換熱后，將煤氣由55℃降至 27℃，然后 進(jìn)入洗苯塔由下而上經(jīng)過(guò)洗苯塔填料層，與塔頂噴淋的貧油逆流接觸，煤氣中的苯被循環(huán)洗油吸收，再經(jīng)塔的捕霧段脫除 霧滴后出洗苯塔，其中一部分送焦?fàn)t做回爐煤氣，一部分送粗苯管式爐作燃料，一部分送低溫水系統(tǒng)制冷機(jī)組作燃料，一部分送鍋爐作燃料，剩余送 煉鐵廠。從洗苯塔底來(lái)的富油由貧富油泵加壓后進(jìn)入油汽換熱器與脫苯塔頂部來(lái)的 93℃的熱粗苯氣體換熱使富油預(yù)熱到 6070℃，然后入 貧富油 換熱器與脫苯塔底部出來(lái)的熱貧油換熱，最后進(jìn)入管式加熱 爐被加熱到 180℃左右進(jìn) 入脫苯塔進(jìn)行蒸餾。從脫苯塔頂部出來(lái)的粗苯蒸汽進(jìn)入油汽換熱器與洗苯塔來(lái)的富油換熱降溫，部分粗苯蒸汽被冷凝下來(lái)，然后進(jìn)入粗苯冷凝冷卻器用低溫水冷卻至 2530℃，進(jìn)入粗苯油水分離器進(jìn)行分離，分年產(chǎn) 100 萬(wàn)噸焦化項(xiàng)目（補(bǔ)做）環(huán)境影響評(píng)價(jià)報(bào)告15離出的粗苯入粗苯回流槽，部分粗苯經(jīng)粗苯回流泵送至脫苯塔頂作回流，其余進(jìn)入粗苯中間槽，經(jīng)計(jì)量后送入粗苯貯槽，再用粗苯 輸送泵定期送往庫(kù)區(qū)貯存、外售。粗苯油水分離器分離出的油水混合物入控制分離器，在此分離出的洗油送至粗苯地下槽，經(jīng)液下泵送貧油槽，分離的粗苯分離水送生化處理。脫苯后的熱貧油從脫苯塔底部流出，自流入貧富油換熱器與富油換熱，將溫度降至120℃左右，進(jìn)入貧油槽由貧油泵加壓送至貧油冷卻器分 別被循環(huán)水和低溫水冷卻至30℃左右，送洗苯塔循環(huán)噴淋洗滌煤氣。 蒸汽被粗苯管式加熱爐過(guò)熱至 400450℃左右，部分作為洗油再生器的熱源，另一部分直接進(jìn)入脫苯塔作為其熱源，管式爐所需燃料由洗苯后的煤氣供給。為了降低洗油中的含萘量，在脫苯塔側(cè)線引出萘油餾份，以降低貧油含萘，引出的萘油餾份進(jìn)入萘揚(yáng)液槽，用蒸汽壓出送冷鼓工序的機(jī)械化氨水澄清槽。由庫(kù)區(qū)來(lái)的新洗油送入貧油槽，作循環(huán)洗油的補(bǔ)充，由終冷塔冷凝所得的煤氣冷凝液由冷凝液輸送泵送至冷鼓工序。洗油在循環(huán)使用過(guò)程中質(zhì)量逐漸惡化，為保證洗油質(zhì)量采用洗油再生器將部分洗油再生，洗油再生量為循環(huán)洗油量的 %，用過(guò)熱蒸汽加熱，蒸出的輕組分油氣進(jìn)入脫苯塔，殘留在再生器底部的殘?jiān)湃霘堅(jiān)囟ㄆ谒屯簣?chǎng)。 輔助生產(chǎn)設(shè)施排污環(huán)節(jié)分析循環(huán)水系統(tǒng)擬建工程設(shè)有煤氣凈化循環(huán)水系統(tǒng)和制冷循環(huán)水系統(tǒng)，循環(huán)水系統(tǒng)運(yùn)行一段時(shí)間后定期有部分廢水排放?？諌赫究諌赫镜奈廴驹粗饕獮榭諌簷C(jī)產(chǎn)生的噪聲。制冷站擬建工程選用兩臺(tái)直燃式溴化鋰吸收式冷熱水機(jī)組，用焦?fàn)t煤氣作熱源，燃燒后的廢氣從煙囪排放。煙囪中主要污染物為二氧化氮和二氧化硫。 全廠工藝流程詳見(jiàn)《圖 213 全廠工藝方塊流程圖》年產(chǎn) 100 萬(wàn)噸焦化項(xiàng)目（補(bǔ)做）環(huán)境影響評(píng)價(jià)報(bào)告16年產(chǎn) 100 萬(wàn)噸焦化項(xiàng)目（補(bǔ)做）環(huán)境影響評(píng)價(jià)報(bào)告17 主要技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)擬建項(xiàng)目主要技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)見(jiàn)表 。表 主要經(jīng)濟(jì)技術(shù)指標(biāo)表序號(hào) 項(xiàng)目名稱 單位 數(shù)量 備注一 生產(chǎn)規(guī)模1 焦化裝置公稱能力 t/a 1000000計(jì)算產(chǎn)量 t/a 10698162 干熄焦裝置 t/h 11403 干熄焦電站 MW 16二 年操作日1 焦化裝置 小時(shí) 8760 365 天2 干熄焦裝置 小時(shí) 8280 345 天3 干熄焦配套電站 小時(shí) 7600 316 天三 產(chǎn)品方案1 冶金焦（全干） 1069816其中：粒度40mm 9202224025mm 748872510mm 3209410mmt/a427932 焦?fàn)t煤氣 471 53767 Nm3/h其中： 焦?fàn)t自用 219 25000Nm3/h化產(chǎn)工序管式爐用 1027Nm3/h制冷站用 1438 Nm3/h蒸汽鍋爐用 27 3084Nm3/h 供金屬鎂燃料氣106Nm3/a 23219Nm3/h3 粗焦油 t/a 50000 含水≤4%4 硫磺 t/a 23005 硫銨 t/a 130006 粗苯 t/a 120227 干熄焦余熱發(fā)電量