1. 煤气净化车间
3.1概述
本煤气净化车间是与年产2×96万吨冶金焦的焦炉配套的，煤气处理量为115590 m 3/h。其组成为：冷凝鼓风工段、脱硫工段、硫铵工段（含剩余氨水蒸氨装置）、终冷洗苯工段、粗苯蒸馏工段、油库工段。
3.2设计基础数据
3.2.1 净化前煤气中杂质含量 杂质成分 含量 g/m3
NH 3 6
H 2S 6
HCN 1.5
苯 34
3.2.2净化后煤气中杂质含量 杂质成分 含量 g/m3
焦油 0.05
NH 3 0.05
H 2S 0.02
HCN 0.3
苯 4
萘 0.3
3.2.3产品产率
焦油 硫铵 粗苯
3.2.4焦油——符合YB/T5075-93
密度(20︒C)
甲苯不溶物（无水基） 灰分 水分
1.15~1.21g/cm3 3.5~7% 不大于0.13% 不大于4.0%
3.5%(对干煤) 0.84%(对干煤) 1.0%(对干煤)
粘度(E80) 3.2.5硫磺:
含硫
3.2.6硫铵——符合GB535-1995
氮（N ）含量（以干基计） 水分（H 2O ）含量 游离酸H 2SO 4含量
3.2.7粗苯——符合YB/T5022-93
外观 密度(20︒C) 馏程：
180℃前馏出量（重） 水分
不大于4
≥90%
≥21.0% ≤0.3% ≤0.05%
黄色透明液体 0.871~0.900g/cm3 不小于93%
室温（18~25℃）下目测无可见的不溶解的水
3.3煤气净化工艺流程、特点及主要操作指标 3.3.1冷凝鼓风工段
a) 工艺流程
来自焦炉～80︒C 的荒煤气，与焦油和氨水沿吸煤气管道流至气液分离器，气液分离后的荒煤气由分离器上部出来，进入四台并联操作的横管初冷器上部，在此用32︒C 的循环水将煤气冷却至～35︒C ；由横管初冷器下部排出的煤气，进入直冷塔下部，用直冷塔循环水喷洒煤气，将煤气冷却至～22︒C ；由直冷塔上部排出的煤气，进入三台并联操作的电捕焦油器，捕集煤气中夹带的焦油，再由煤气鼓风机压
送至脱硫工段。
为了保证横管初冷器冷却效果，在初冷器上部连续喷洒来自机械化氨水澄清槽中部的焦油、氨水混合液，在其顶部用热氨水定期冲洗，以清除管壁上的焦油、萘等杂质。初冷器底部排出的冷凝液经水封槽流入冷凝液槽，再送至机械化氨水澄清槽。
从直冷塔底部出来的循环液加兑一定量氨水后, 用泵经直冷塔循环水冷却器用低温水冷却至～21 C ，送到直冷塔顶部循环喷洒，多余部分送至机械化氨水澄清槽。
由气液分离器分离下来的焦油和氨水进入机械化氨水澄清槽，在此进行氨水、焦油和焦油渣的分离。上部的氨水流入循环氨水中间1槽，再由循环氨水泵送至焦炉冷却煤气；其中一部分氨水定期经高压氨水泵加压送至焦炉，一部分氨水去初冷器、电捕顶部喷洒，以清除管壁积存的萘、焦油等杂物。多余部分作为剩余氨水经过剩余氨水中间槽沉淀澄清、除焦油器除油后送入剩余氨水贮槽，再用剩余氨水泵送至氨水蒸馏装置处理。
机械化氨水澄清槽下部的焦油靠静压流入焦油分离器，进一步进行焦油与焦油渣的沉降分离。分离出的焦油自流入焦油中间槽，用焦油泵送至焦油蒸馏油库的焦油贮槽。机械化氨水澄清槽和焦油分离器刮出的焦油渣，排入焦油渣车，定期送往煤场，掺入炼焦煤中。
b) 工艺特点
1) 本装置采用间直冷工艺，先间接冷却，后直接冷却，对煤气
冷却净化的效果好，有效降低煤气中煤粉、焦油和萘的含量。
2) 采用新型高效的蜂窝式电捕焦油器，处理后煤气中焦油可
控制在50mg/m3以下，有利于后序设备的正常操作。 3) 剩余氨水经除焦油器后焦油含量大大降低，减轻焦油在蒸氨
塔塔盘上的聚合，保证蒸氨塔稳定操作，蒸氨废水质量稳定，有利于环境保护。
4) 采用超级离心机对焦油进行三相分离, 减少焦油蒸馏装置焦油贮槽清渣次数。 c) 主要技术操作指标： 横管初冷器后煤气温度 直冷塔后煤气温度
～35︒C ～22︒C 32︒C 45︒C 16︒C 20︒C 80～100︒C ≤1 kPa ≤0.5 kPa ≤0.5 kPa
横管初冷器循环水入口温度 横管初冷器循环水出口温度
直冷塔循环水冷却器低温水入口温度 直冷塔循环水冷却器低温水出口温度 电捕焦油器绝缘箱温度 横管初冷器阻力 直冷塔阻力
电捕焦油器阻力
d) 主要设备选择
e) 主要环保措施
1）焦油渣回兑炼焦煤中，废渣不外排。
2）贮槽放散气体经压力平衡系统回吸煤气管道，废气不外排。 3）设备放空液、泵的漏液经地下放空槽送回机械化氨水澄清槽, 废水不外排。 3.3.2脱硫工段
a) 工艺流程
由鼓风机送来的煤气首先进入预冷塔与塔顶喷洒的循环冷却水逆向接触，被冷至30℃；循环冷却水从塔下部用泵抽出送至循环水冷却器，用低温水冷却至28℃后进入塔顶循环喷洒。采取部分剩余氨水更新循环冷却水，多余的循环水返回冷凝鼓风工段。
预冷后的煤气依次进入三台串联的脱硫再生塔，与塔中部喷淋下来的脱硫液逆流接触以吸收煤气中的硫化氢（同时吸收煤气中的氨，
以补充脱硫液中的碱源）。第三台脱硫再生塔后煤气含硫化氢约20mg/m3，送入硫铵工段。
吸收了H 2S 、HCN 的脱硫液由脱硫液循环泵从脱硫再生塔底部抽出送至上部再生段的喷射器，靠喷射器的吸力，脱硫液再生需要的空气同时被吸入再生段，使溶液在塔内得以氧化再生。再生后的溶液从塔顶经液位调节器自流回塔中部循环使用。
浮于塔顶部的硫磺泡沫，利用位差自流入泡沫槽，硫泡沫经泡沫
泵送入熔硫釜加热熔融，清液流入废液槽，硫磺冷却后装袋外销。
为避免脱硫液盐类积累影响脱硫效果，排出少量废液送往配煤。 b) 工艺特点
1）采用以氨为碱源，HPF 为催化剂的焦炉煤气脱硫脱氰新工艺，此法不但具有较高的脱硫脱氰效率，而且流程短，不需外加碱，催化剂用量少，脱硫废液处理简单，操作费用低，一次性投资省。 2）脱硫、再生合为一塔，节省占地。
3）采用引射自吸式双成结构再生段，再生所需的空气毋须空压机提供，节省能源。还可根据生产实际状况，利用部分尾气循环使用。废气量可降低约1/3,因此减少了有害物质的排放。 c) 主要技术操作指标
预冷塔后煤气温度 30℃ 脱硫再生塔后煤气温度 35℃ 预冷塔阻力 ≤1000Pa 脱硫再生塔后 ≤1500Pa
再生溶液停留时间 7分钟 脱硫塔后煤气中H 2S 含量 ～20mg/m3 d) 主要设备选择
e) 主要环保措施
1) 放空液、漏液收集于地下放空槽，返回脱硫系统不外排。 2) 脱硫废液送炼焦配煤，排除了脱硫废液对环境的污染。 3.3.3 硫铵工段
a) 工艺流程
由脱硫工段来的煤气首先经煤气预热器预热后进入2台并联的喷淋式饱和器。饱和器2台操作，1台备用。
煤气在饱和器的上段分两股进入环形室, 与循环母液逆流接触，其中的氨被母液中的硫酸吸收，生成硫酸铵。脱氨后的煤气在饱和器的后室合并成一股, 经小母液循环泵连续喷洒洗涤后，沿切线方向进入饱和器内旋风式除酸器，分出煤气中所夹带的酸雾后，送至终冷洗苯工段。
饱和器下段上部的母液经大母液循环泵连续抽出送至饱和器上段环形喷洒室循环喷洒，喷洒后的循环母液经中心降液管流至饱和器的下段。在饱和器的下段，晶核通过饱和介质向上运动，使晶体长大，并引起晶粒分级。当饱和器下段硫铵母液中晶比达到25%-40%（v%）时，用结晶泵将其底部的浆液抽送至室内结晶槽。饱和器满流口溢出的母液自流至满流槽，再用小母液循环泵连续抽送至饱和器的后室循环喷洒，以进一步脱出煤气中的氨。
饱和器定期加酸加水冲洗时，多余母液经满流槽满流到母液贮槽；加酸加水冲洗完毕后，再用小母液循环泵逐渐抽出，回补到饱和器系统。
当饱和器母液系统水不平衡（水分过剩）时，可通过煤气预热器提高煤气温度，对母液操作温度进行调整，以保证系统水平衡及结晶适宜操作温度。
室内结晶槽中的硫铵结晶积累到一定程度时，将结晶槽底部的硫铵浆液经视镜控制排放到硫铵离心机，经离心机离心分离后，硫铵结晶从硫铵母液中分离出来。从离心机分出的硫铵结晶先经溜槽排放到螺旋输送机，再由螺旋输送机输送到振动流化床干燥器，经干燥、冷却后进入硫铵贮斗。从硫铵贮斗出来的硫铵结晶经半自动称量、包装后送入成品库。
离心机滤出的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流回饱和器的下段。
由振动流化床干燥器出来的干燥尾气在排入大气前设有两极除
尘。首先经两组干式旋风除尘器除去尾气中夹带的大部分粉尘，再由尾气引风机抽送至尾气洗净塔，用尾气洗净塔泵对尾气进行连续循环喷洒，以进一步除去尾气中夹带的残留粉尘，最后经捕雾器除去尾气中夹带的液滴后排入大气。
尾气洗净塔设有旁通管。当振动流化床干燥器开工调试时或经一级干式旋风除尘即可达到除尘指标时，可直接经旁通管将尾气排入大气，而 无须经过尾气洗净塔。开工调试时走旁通管是为了避免由于振动流化床干燥器操作不正常而造成尾气洗净塔及管路可能的堵塞。
尾气洗净塔排出的循环母液经满流管流至室外母液槽；同时经流量仪表控制，向尾气洗净塔连续定量补入少量工业新水。补入的最大水量以不超过饱和器系统达到水平衡所需的最大水量为原则。 硫铵工段所需的93%浓硫酸定期由油库工段送至硫铵工段硫酸高置槽，再经流量控制仪表及视镜加到饱和器系统的满流槽。
由冷凝鼓风工段送至剩余氨水蒸馏装置的原料氨水/废水换热器，经与塔底出来的蒸氨废水换热后进入蒸氨塔。蒸氨塔底通入直接蒸汽。蒸氨塔顶出来的氨汽经分缩器浓缩后，去脱硫工段预冷塔增加煤气中的氨硫比。塔底出来的蒸氨废水由废水泵抽出，经原料氨水/废水换热器同原料氨水换热并经废水冷却器冷却后，送酚氰污水处理装置。
油库送来的氢氧化钠溶液40（w%），用计量泵抽出送终冷洗本工段的终冷塔上段洗涤煤气，从上段喷洒液泵后接出的含碱溶液经静态管道混合器进入到入蒸氨塔前剩余氨水中分解剩余氨水固定铵，降
低蒸氨废水中的全氨含量。
蒸氨塔底产生的沥青定期排至沥青坑，冷却后人工取出送煤厂掺入配煤；排出的蒸氨废水经沥青坑流入地下槽，再由泵送至初冷前吸煤气管道。
b) 工艺特点
1） 采用喷淋式饱和器，集酸洗、除酸、结晶为一体，设备体积小, 脱氨效率高；
2） 喷淋式饱和器为空喷结构，煤气系统阻力小，鼓风机能耗低； 3） 硫铵母液系统设备均采用超低碳不锈钢制作, 使用寿命长, 可保
证装置长期连续稳定操作，维护费用低；
4） 硫铵干燥采用振动流化床，干燥效果好，易于操作维护；
5） 硫铵干燥外排尾气采用干式及湿式两级除尘，净化后外排
尾气可达到无尘排放，环保效果好；
6） 选用高效螺旋板换热器，回收废水余热，节约蒸氨直接蒸汽用
量；
7） 加碱分解固定氨，可大大降低废水中全氨含量，有利生化废水
处理环保达标。 c) 主要技术操作指标
饱和器后煤气含氨 ≤0.05g/m3 饱和器阻力 ≤2000Pa 饱和器母液操作温度 50～53℃ 预热器后煤气温度 60～70℃
大母液泵循环母液酸度 3%～4%
小母液泵循环母液酸度 5%～6%
离心机后硫铵含水 ≤ 2%
干燥器后硫铵含水 ≤ 0.3%
干燥器进口热风温度 130～140℃
干燥器出口硫铵温度 ≤ 35 ℃
蒸氨塔顶氨汽温度 103～105℃
分缩器后氨汽温度 98℃
蒸氨塔底废水含氨 ≤200mg/l（全氨）
COD ≤5000mg/l
蒸氨塔顶操作压力 15～20KPa
蒸氨塔底操作压力 40～45KPa
d) 主要设备选择
e) 主要环保措施
1) 硫铵干燥外排尾气采用干式及湿式两级除尘，净化后外排尾气可达到无尘排放。
2) 设备放空液、泵的漏液经地下放空槽送回机械化氨水澄清槽。
3.3.4终冷洗苯工段
a) 工艺流程
从硫铵工段来的约55℃的煤气，首先从两台并联的终冷塔下部进入，终冷塔分二段冷却，下段用约37℃的循环冷却水，上段用约24℃的循环冷却水将煤气冷到～27℃后进入两台串联操作的洗苯塔，煤气经贫油洗涤脱除粗苯后，一部分送回焦炉和粗苯管式炉加热使用，其余送往甲醇装置。
终冷塔下段的循环冷却水从塔中部进入终冷塔下段，与煤气逆向接触冷却煤气后用泵抽出，经下段循环喷洒液冷却器，用循环水冷却到37℃进入终冷塔中部循环使用。终冷塔上段的循环冷却水从塔顶部进入终冷塔上段冷却煤气后用泵抽出，经上段循环喷洒液冷却器，用低温水冷却到24℃进入终冷塔顶部循环使用。同时，在终冷塔上段加入一定量的碱液，进一步脱除煤气中的H 2S ，保证煤气中的H 2S 含量≤20mg/m3。下段排出的冷凝液送至酚氰废水处理，上段排出的含碱冷凝液送至硫铵工段蒸氨塔顶，分解剩余氨水中的固定铵。
由粗苯蒸馏工段送来的贫油从2#洗苯塔的顶部喷洒，与煤气逆向接触吸收煤气中的苯，2#洗苯塔底的半富油经半富油泵送至1#洗苯塔的顶部喷洒，与煤气逆向接触吸收煤气中的苯，1#洗苯塔底的富油由富油泵送粗苯蒸馏工段脱苯后循环使用。
b) 工艺特点
1) 终冷塔上段加入分解剩余氨水中固定铵盐所需的碱液，进一步脱除煤气中的H 2S ，起到一种原料二种用途的目的。
2) 煤气终冷采用闭路循环连续排污新工艺，既减少污水排放量，又达到保护大气环境的目的。
c) 主要技术操作指标
出终冷塔的煤气温度 ～25℃
～37℃
～24℃ 进终冷塔下段的循环喷洒液温度 进终冷塔上段的循环喷洒液温度
进洗苯塔的贫油温度
终冷塔阻力
洗苯塔阻力 27～29℃ ＜1000Pa ＜1500Pa
～2g/m3 洗苯塔后煤气含苯量
d) 主要设备的选择
e ) 主要环保措施 1）系统内的放空水、放空油和漏液集中回收，不对环境产生污染。
2）洗苯塔采用不锈钢孔板波纹填料，吸苯效率高，使用寿命长。
3.3.5粗苯蒸馏工段
a) 工艺流程
从终冷洗苯工段送来的富油进入富油槽，用富油泵抽出送经粗苯冷凝冷却器，与粗苯汽换热后，进贫富油换热器，与脱苯后的贫油换热，再经管式炉加热至185℃后进入脱苯塔，在此用再生器来的直接蒸汽进行汽提和蒸馏。塔顶逸出的粗苯汽经粗苯冷凝冷却器冷却后，进入粗苯油水分离器。分离出的粗苯进入粗苯回流槽，部分用粗苯回流泵送至塔顶作为回流，其余进入粗苯中间槽，再用粗苯产品泵送至油库工段。
脱苯塔底排出的热贫油自流入贫富油换热器，与富油换热后返回到脱苯塔底贫油槽，用热贫油泵抽送至一﹑二段贫油冷却器冷却至27～29℃后去终冷洗苯工段。
在脱苯塔合适的侧线引出萘油馏份, 以降低贫油含萘。引出的萘油馏份进入残渣油槽，定期用泵送至鼓冷工段焦油分离器。
为保证洗油质量, 从管式炉后的热富油管上引出一股热富油，送入再生器内, 用过热蒸汽蒸吹再生。再生残渣排入残渣油槽, 用泵送至鼓冷工段焦油分离器。
各油水分离器排出的分离水，经控制分离器排入水放空槽, 再用泵送往吸煤气管道。
各贮槽的放散管集中连接后经压力调节引至冷凝鼓风工段鼓风机前吸煤气管道。
b) 工艺特点
（1）采用管式炉加热、生产粗苯工艺，工艺成熟可靠。
（2） 脱苯塔顶设断塔盘引水, 保证了全塔的操作稳定。
（3） 各槽器放散气均接入初冷前吸煤气管道, 无废气外排。
c) 主要技术操作指标
贫富油换热器后富油温度 135～145℃
管式加热炉后富油温度 185～190℃ 脱苯塔顶油汽温度 93℃
脱苯塔底贫油温度 185～190℃
二段贫油冷却器后贫油温度 27～29℃
入再生器过热蒸汽温度
再生器顶部温度
再生器底部温度 400℃ 190～200℃ 200～210℃
粗苯冷凝冷却器油出口温度 25～30℃
脱苯塔塔顶压力 10～15Kpa
脱苯塔塔底压力 30～40Kpa
再生器底部压力
c) 主要设备选择
40～50kPa
1） 贮槽放散气体经压力平衡系统回吸煤气管道，废气不外排。
2） 粗苯分离水水地下放空槽送回机械化氨水澄清槽, 废水不外
排。
3）设备放空油、泵的漏液经油地下放空槽送回富油槽。
3.3.6 油库工段
设置2个粗苯贮槽，接受粗苯蒸馏工段送来的粗苯，并装汽车槽车外运；设置2个洗油贮槽用于接受外来的洗油，并定期用泵送往粗苯蒸馏工段；设置2个碱贮槽，2个硫酸槽，用于接受外来的碱液（40%）和硫酸（93%），并用泵定期送至硫铵工段。油库工段的物料进出运输采用汽车。
a) 主要技术操作指标
粗苯的贮存时间 16天 NaOH(40%)的贮存时间 18天
H 2SO 4(93%)的贮存时间 30天
洗油的贮存时间 28天 b) 主要设备选择
1） 贮槽顶部安装呼吸阀减少废气外排量。
2） 设备放空油、泵的漏液经油地下放空槽送回富油槽。
3.3.6 外部管道部分
为满足生产的需要，建设一套外部管道是十分必要的。本外部管道的设计包括如下内容：
a) 连接各工段的煤气管道；
b) 输送各种物料和产品的工艺管道；
c) 部分公共设施管道（仅包括宜于架空敷设的公用设施管道）。 管道均采用架空敷设的方式，其结构型式为综合管廊和一般管架相结合，在管线密集处采用综合管廊结构，在综合管廊上还为电力专业留有架设电缆的位置，煤气净化车间外部管廊与车间内部管廊合二为一，其余的地方则采用一般管架。
由于架空外部管道的设计包含了工厂内诸多外部管线的综合设计，因而具有设计合理，结构紧凑，节约占地，方便施工，利于管理的特点。
1. 煤气净化车间
3.1概述
本煤气净化车间是与年产2×96万吨冶金焦的焦炉配套的，煤气处理量为115590 m 3/h。其组成为：冷凝鼓风工段、脱硫工段、硫铵工段（含剩余氨水蒸氨装置）、终冷洗苯工段、粗苯蒸馏工段、油库工段。
3.2设计基础数据
3.2.1 净化前煤气中杂质含量 杂质成分 含量 g/m3
NH 3 6
H 2S 6
HCN 1.5
苯 34
3.2.2净化后煤气中杂质含量 杂质成分 含量 g/m3
焦油 0.05
NH 3 0.05
H 2S 0.02
HCN 0.3
苯 4
萘 0.3
3.2.3产品产率
焦油 硫铵 粗苯
3.2.4焦油——符合YB/T5075-93
密度(20︒C)
甲苯不溶物（无水基） 灰分 水分
1.15~1.21g/cm3 3.5~7% 不大于0.13% 不大于4.0%
3.5%(对干煤) 0.84%(对干煤) 1.0%(对干煤)
粘度(E80) 3.2.5硫磺:
含硫
3.2.6硫铵——符合GB535-1995
氮（N ）含量（以干基计） 水分（H 2O ）含量 游离酸H 2SO 4含量
3.2.7粗苯——符合YB/T5022-93
外观 密度(20︒C) 馏程：
180℃前馏出量（重） 水分
不大于4
≥90%
≥21.0% ≤0.3% ≤0.05%
黄色透明液体 0.871~0.900g/cm3 不小于93%
室温（18~25℃）下目测无可见的不溶解的水
3.3煤气净化工艺流程、特点及主要操作指标 3.3.1冷凝鼓风工段
a) 工艺流程
来自焦炉～80︒C 的荒煤气，与焦油和氨水沿吸煤气管道流至气液分离器，气液分离后的荒煤气由分离器上部出来，进入四台并联操作的横管初冷器上部，在此用32︒C 的循环水将煤气冷却至～35︒C ；由横管初冷器下部排出的煤气，进入直冷塔下部，用直冷塔循环水喷洒煤气，将煤气冷却至～22︒C ；由直冷塔上部排出的煤气，进入三台并联操作的电捕焦油器，捕集煤气中夹带的焦油，再由煤气鼓风机压
送至脱硫工段。
为了保证横管初冷器冷却效果，在初冷器上部连续喷洒来自机械化氨水澄清槽中部的焦油、氨水混合液，在其顶部用热氨水定期冲洗，以清除管壁上的焦油、萘等杂质。初冷器底部排出的冷凝液经水封槽流入冷凝液槽，再送至机械化氨水澄清槽。
从直冷塔底部出来的循环液加兑一定量氨水后, 用泵经直冷塔循环水冷却器用低温水冷却至～21 C ，送到直冷塔顶部循环喷洒，多余部分送至机械化氨水澄清槽。
由气液分离器分离下来的焦油和氨水进入机械化氨水澄清槽，在此进行氨水、焦油和焦油渣的分离。上部的氨水流入循环氨水中间1槽，再由循环氨水泵送至焦炉冷却煤气；其中一部分氨水定期经高压氨水泵加压送至焦炉，一部分氨水去初冷器、电捕顶部喷洒，以清除管壁积存的萘、焦油等杂物。多余部分作为剩余氨水经过剩余氨水中间槽沉淀澄清、除焦油器除油后送入剩余氨水贮槽，再用剩余氨水泵送至氨水蒸馏装置处理。
机械化氨水澄清槽下部的焦油靠静压流入焦油分离器，进一步进行焦油与焦油渣的沉降分离。分离出的焦油自流入焦油中间槽，用焦油泵送至焦油蒸馏油库的焦油贮槽。机械化氨水澄清槽和焦油分离器刮出的焦油渣，排入焦油渣车，定期送往煤场，掺入炼焦煤中。
b) 工艺特点
1) 本装置采用间直冷工艺，先间接冷却，后直接冷却，对煤气
冷却净化的效果好，有效降低煤气中煤粉、焦油和萘的含量。
2) 采用新型高效的蜂窝式电捕焦油器，处理后煤气中焦油可
控制在50mg/m3以下，有利于后序设备的正常操作。 3) 剩余氨水经除焦油器后焦油含量大大降低，减轻焦油在蒸氨
塔塔盘上的聚合，保证蒸氨塔稳定操作，蒸氨废水质量稳定，有利于环境保护。
4) 采用超级离心机对焦油进行三相分离, 减少焦油蒸馏装置焦油贮槽清渣次数。 c) 主要技术操作指标： 横管初冷器后煤气温度 直冷塔后煤气温度
～35︒C ～22︒C 32︒C 45︒C 16︒C 20︒C 80～100︒C ≤1 kPa ≤0.5 kPa ≤0.5 kPa
横管初冷器循环水入口温度 横管初冷器循环水出口温度
直冷塔循环水冷却器低温水入口温度 直冷塔循环水冷却器低温水出口温度 电捕焦油器绝缘箱温度 横管初冷器阻力 直冷塔阻力
电捕焦油器阻力
d) 主要设备选择
e) 主要环保措施
1）焦油渣回兑炼焦煤中，废渣不外排。
2）贮槽放散气体经压力平衡系统回吸煤气管道，废气不外排。 3）设备放空液、泵的漏液经地下放空槽送回机械化氨水澄清槽, 废水不外排。 3.3.2脱硫工段
a) 工艺流程
由鼓风机送来的煤气首先进入预冷塔与塔顶喷洒的循环冷却水逆向接触，被冷至30℃；循环冷却水从塔下部用泵抽出送至循环水冷却器，用低温水冷却至28℃后进入塔顶循环喷洒。采取部分剩余氨水更新循环冷却水，多余的循环水返回冷凝鼓风工段。
预冷后的煤气依次进入三台串联的脱硫再生塔，与塔中部喷淋下来的脱硫液逆流接触以吸收煤气中的硫化氢（同时吸收煤气中的氨，
以补充脱硫液中的碱源）。第三台脱硫再生塔后煤气含硫化氢约20mg/m3，送入硫铵工段。
吸收了H 2S 、HCN 的脱硫液由脱硫液循环泵从脱硫再生塔底部抽出送至上部再生段的喷射器，靠喷射器的吸力，脱硫液再生需要的空气同时被吸入再生段，使溶液在塔内得以氧化再生。再生后的溶液从塔顶经液位调节器自流回塔中部循环使用。
浮于塔顶部的硫磺泡沫，利用位差自流入泡沫槽，硫泡沫经泡沫
泵送入熔硫釜加热熔融，清液流入废液槽，硫磺冷却后装袋外销。
为避免脱硫液盐类积累影响脱硫效果，排出少量废液送往配煤。 b) 工艺特点
1）采用以氨为碱源，HPF 为催化剂的焦炉煤气脱硫脱氰新工艺，此法不但具有较高的脱硫脱氰效率，而且流程短，不需外加碱，催化剂用量少，脱硫废液处理简单，操作费用低，一次性投资省。 2）脱硫、再生合为一塔，节省占地。
3）采用引射自吸式双成结构再生段，再生所需的空气毋须空压机提供，节省能源。还可根据生产实际状况，利用部分尾气循环使用。废气量可降低约1/3,因此减少了有害物质的排放。 c) 主要技术操作指标
预冷塔后煤气温度 30℃ 脱硫再生塔后煤气温度 35℃ 预冷塔阻力 ≤1000Pa 脱硫再生塔后 ≤1500Pa
再生溶液停留时间 7分钟 脱硫塔后煤气中H 2S 含量 ～20mg/m3 d) 主要设备选择
e) 主要环保措施
1) 放空液、漏液收集于地下放空槽，返回脱硫系统不外排。 2) 脱硫废液送炼焦配煤，排除了脱硫废液对环境的污染。 3.3.3 硫铵工段
a) 工艺流程
由脱硫工段来的煤气首先经煤气预热器预热后进入2台并联的喷淋式饱和器。饱和器2台操作，1台备用。
煤气在饱和器的上段分两股进入环形室, 与循环母液逆流接触，其中的氨被母液中的硫酸吸收，生成硫酸铵。脱氨后的煤气在饱和器的后室合并成一股, 经小母液循环泵连续喷洒洗涤后，沿切线方向进入饱和器内旋风式除酸器，分出煤气中所夹带的酸雾后，送至终冷洗苯工段。
饱和器下段上部的母液经大母液循环泵连续抽出送至饱和器上段环形喷洒室循环喷洒，喷洒后的循环母液经中心降液管流至饱和器的下段。在饱和器的下段，晶核通过饱和介质向上运动，使晶体长大，并引起晶粒分级。当饱和器下段硫铵母液中晶比达到25%-40%（v%）时，用结晶泵将其底部的浆液抽送至室内结晶槽。饱和器满流口溢出的母液自流至满流槽，再用小母液循环泵连续抽送至饱和器的后室循环喷洒，以进一步脱出煤气中的氨。
饱和器定期加酸加水冲洗时，多余母液经满流槽满流到母液贮槽；加酸加水冲洗完毕后，再用小母液循环泵逐渐抽出，回补到饱和器系统。
当饱和器母液系统水不平衡（水分过剩）时，可通过煤气预热器提高煤气温度，对母液操作温度进行调整，以保证系统水平衡及结晶适宜操作温度。
室内结晶槽中的硫铵结晶积累到一定程度时，将结晶槽底部的硫铵浆液经视镜控制排放到硫铵离心机，经离心机离心分离后，硫铵结晶从硫铵母液中分离出来。从离心机分出的硫铵结晶先经溜槽排放到螺旋输送机，再由螺旋输送机输送到振动流化床干燥器，经干燥、冷却后进入硫铵贮斗。从硫铵贮斗出来的硫铵结晶经半自动称量、包装后送入成品库。
离心机滤出的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流回饱和器的下段。
由振动流化床干燥器出来的干燥尾气在排入大气前设有两极除
尘。首先经两组干式旋风除尘器除去尾气中夹带的大部分粉尘，再由尾气引风机抽送至尾气洗净塔，用尾气洗净塔泵对尾气进行连续循环喷洒，以进一步除去尾气中夹带的残留粉尘，最后经捕雾器除去尾气中夹带的液滴后排入大气。
尾气洗净塔设有旁通管。当振动流化床干燥器开工调试时或经一级干式旋风除尘即可达到除尘指标时，可直接经旁通管将尾气排入大气，而 无须经过尾气洗净塔。开工调试时走旁通管是为了避免由于振动流化床干燥器操作不正常而造成尾气洗净塔及管路可能的堵塞。
尾气洗净塔排出的循环母液经满流管流至室外母液槽；同时经流量仪表控制，向尾气洗净塔连续定量补入少量工业新水。补入的最大水量以不超过饱和器系统达到水平衡所需的最大水量为原则。 硫铵工段所需的93%浓硫酸定期由油库工段送至硫铵工段硫酸高置槽，再经流量控制仪表及视镜加到饱和器系统的满流槽。
由冷凝鼓风工段送至剩余氨水蒸馏装置的原料氨水/废水换热器，经与塔底出来的蒸氨废水换热后进入蒸氨塔。蒸氨塔底通入直接蒸汽。蒸氨塔顶出来的氨汽经分缩器浓缩后，去脱硫工段预冷塔增加煤气中的氨硫比。塔底出来的蒸氨废水由废水泵抽出，经原料氨水/废水换热器同原料氨水换热并经废水冷却器冷却后，送酚氰污水处理装置。
油库送来的氢氧化钠溶液40（w%），用计量泵抽出送终冷洗本工段的终冷塔上段洗涤煤气，从上段喷洒液泵后接出的含碱溶液经静态管道混合器进入到入蒸氨塔前剩余氨水中分解剩余氨水固定铵，降
低蒸氨废水中的全氨含量。
蒸氨塔底产生的沥青定期排至沥青坑，冷却后人工取出送煤厂掺入配煤；排出的蒸氨废水经沥青坑流入地下槽，再由泵送至初冷前吸煤气管道。
b) 工艺特点
1） 采用喷淋式饱和器，集酸洗、除酸、结晶为一体，设备体积小, 脱氨效率高；
2） 喷淋式饱和器为空喷结构，煤气系统阻力小，鼓风机能耗低； 3） 硫铵母液系统设备均采用超低碳不锈钢制作, 使用寿命长, 可保
证装置长期连续稳定操作，维护费用低；
4） 硫铵干燥采用振动流化床，干燥效果好，易于操作维护；
5） 硫铵干燥外排尾气采用干式及湿式两级除尘，净化后外排
尾气可达到无尘排放，环保效果好；
6） 选用高效螺旋板换热器，回收废水余热，节约蒸氨直接蒸汽用
量；
7） 加碱分解固定氨，可大大降低废水中全氨含量，有利生化废水
处理环保达标。 c) 主要技术操作指标
饱和器后煤气含氨 ≤0.05g/m3 饱和器阻力 ≤2000Pa 饱和器母液操作温度 50～53℃ 预热器后煤气温度 60～70℃
大母液泵循环母液酸度 3%～4%
小母液泵循环母液酸度 5%～6%
离心机后硫铵含水 ≤ 2%
干燥器后硫铵含水 ≤ 0.3%
干燥器进口热风温度 130～140℃
干燥器出口硫铵温度 ≤ 35 ℃
蒸氨塔顶氨汽温度 103～105℃
分缩器后氨汽温度 98℃
蒸氨塔底废水含氨 ≤200mg/l（全氨）
COD ≤5000mg/l
蒸氨塔顶操作压力 15～20KPa
蒸氨塔底操作压力 40～45KPa
d) 主要设备选择
e) 主要环保措施
1) 硫铵干燥外排尾气采用干式及湿式两级除尘，净化后外排尾气可达到无尘排放。
2) 设备放空液、泵的漏液经地下放空槽送回机械化氨水澄清槽。
3.3.4终冷洗苯工段
a) 工艺流程
从硫铵工段来的约55℃的煤气，首先从两台并联的终冷塔下部进入，终冷塔分二段冷却，下段用约37℃的循环冷却水，上段用约24℃的循环冷却水将煤气冷到～27℃后进入两台串联操作的洗苯塔，煤气经贫油洗涤脱除粗苯后，一部分送回焦炉和粗苯管式炉加热使用，其余送往甲醇装置。
终冷塔下段的循环冷却水从塔中部进入终冷塔下段，与煤气逆向接触冷却煤气后用泵抽出，经下段循环喷洒液冷却器，用循环水冷却到37℃进入终冷塔中部循环使用。终冷塔上段的循环冷却水从塔顶部进入终冷塔上段冷却煤气后用泵抽出，经上段循环喷洒液冷却器，用低温水冷却到24℃进入终冷塔顶部循环使用。同时，在终冷塔上段加入一定量的碱液，进一步脱除煤气中的H 2S ，保证煤气中的H 2S 含量≤20mg/m3。下段排出的冷凝液送至酚氰废水处理，上段排出的含碱冷凝液送至硫铵工段蒸氨塔顶，分解剩余氨水中的固定铵。
由粗苯蒸馏工段送来的贫油从2#洗苯塔的顶部喷洒，与煤气逆向接触吸收煤气中的苯，2#洗苯塔底的半富油经半富油泵送至1#洗苯塔的顶部喷洒，与煤气逆向接触吸收煤气中的苯，1#洗苯塔底的富油由富油泵送粗苯蒸馏工段脱苯后循环使用。
b) 工艺特点
1) 终冷塔上段加入分解剩余氨水中固定铵盐所需的碱液，进一步脱除煤气中的H 2S ，起到一种原料二种用途的目的。
2) 煤气终冷采用闭路循环连续排污新工艺，既减少污水排放量，又达到保护大气环境的目的。
c) 主要技术操作指标
出终冷塔的煤气温度 ～25℃
～37℃
～24℃ 进终冷塔下段的循环喷洒液温度 进终冷塔上段的循环喷洒液温度
进洗苯塔的贫油温度
终冷塔阻力
洗苯塔阻力 27～29℃ ＜1000Pa ＜1500Pa
～2g/m3 洗苯塔后煤气含苯量
d) 主要设备的选择
e ) 主要环保措施 1）系统内的放空水、放空油和漏液集中回收，不对环境产生污染。
2）洗苯塔采用不锈钢孔板波纹填料，吸苯效率高，使用寿命长。
3.3.5粗苯蒸馏工段
a) 工艺流程
从终冷洗苯工段送来的富油进入富油槽，用富油泵抽出送经粗苯冷凝冷却器，与粗苯汽换热后，进贫富油换热器，与脱苯后的贫油换热，再经管式炉加热至185℃后进入脱苯塔，在此用再生器来的直接蒸汽进行汽提和蒸馏。塔顶逸出的粗苯汽经粗苯冷凝冷却器冷却后，进入粗苯油水分离器。分离出的粗苯进入粗苯回流槽，部分用粗苯回流泵送至塔顶作为回流，其余进入粗苯中间槽，再用粗苯产品泵送至油库工段。
脱苯塔底排出的热贫油自流入贫富油换热器，与富油换热后返回到脱苯塔底贫油槽，用热贫油泵抽送至一﹑二段贫油冷却器冷却至27～29℃后去终冷洗苯工段。
在脱苯塔合适的侧线引出萘油馏份, 以降低贫油含萘。引出的萘油馏份进入残渣油槽，定期用泵送至鼓冷工段焦油分离器。
为保证洗油质量, 从管式炉后的热富油管上引出一股热富油，送入再生器内, 用过热蒸汽蒸吹再生。再生残渣排入残渣油槽, 用泵送至鼓冷工段焦油分离器。
各油水分离器排出的分离水，经控制分离器排入水放空槽, 再用泵送往吸煤气管道。
各贮槽的放散管集中连接后经压力调节引至冷凝鼓风工段鼓风机前吸煤气管道。
b) 工艺特点
（1）采用管式炉加热、生产粗苯工艺，工艺成熟可靠。
（2） 脱苯塔顶设断塔盘引水, 保证了全塔的操作稳定。
（3） 各槽器放散气均接入初冷前吸煤气管道, 无废气外排。
c) 主要技术操作指标
贫富油换热器后富油温度 135～145℃
管式加热炉后富油温度 185～190℃ 脱苯塔顶油汽温度 93℃
脱苯塔底贫油温度 185～190℃
二段贫油冷却器后贫油温度 27～29℃
入再生器过热蒸汽温度
再生器顶部温度
再生器底部温度 400℃ 190～200℃ 200～210℃
粗苯冷凝冷却器油出口温度 25～30℃
脱苯塔塔顶压力 10～15Kpa
脱苯塔塔底压力 30～40Kpa
再生器底部压力
c) 主要设备选择
40～50kPa
1） 贮槽放散气体经压力平衡系统回吸煤气管道，废气不外排。
2） 粗苯分离水水地下放空槽送回机械化氨水澄清槽, 废水不外
排。
3）设备放空油、泵的漏液经油地下放空槽送回富油槽。
3.3.6 油库工段
设置2个粗苯贮槽，接受粗苯蒸馏工段送来的粗苯，并装汽车槽车外运；设置2个洗油贮槽用于接受外来的洗油，并定期用泵送往粗苯蒸馏工段；设置2个碱贮槽，2个硫酸槽，用于接受外来的碱液（40%）和硫酸（93%），并用泵定期送至硫铵工段。油库工段的物料进出运输采用汽车。
a) 主要技术操作指标
粗苯的贮存时间 16天 NaOH(40%)的贮存时间 18天
H 2SO 4(93%)的贮存时间 30天
洗油的贮存时间 28天 b) 主要设备选择
1） 贮槽顶部安装呼吸阀减少废气外排量。
2） 设备放空油、泵的漏液经油地下放空槽送回富油槽。
3.3.6 外部管道部分
为满足生产的需要，建设一套外部管道是十分必要的。本外部管道的设计包括如下内容：
a) 连接各工段的煤气管道；
b) 输送各种物料和产品的工艺管道；
c) 部分公共设施管道（仅包括宜于架空敷设的公用设施管道）。 管道均采用架空敷设的方式，其结构型式为综合管廊和一般管架相结合，在管线密集处采用综合管廊结构，在综合管廊上还为电力专业留有架设电缆的位置，煤气净化车间外部管廊与车间内部管廊合二为一，其余的地方则采用一般管架。
由于架空外部管道的设计包含了工厂内诸多外部管线的综合设计，因而具有设计合理，结构紧凑，节约占地，方便施工，利于管理的特点。