4.2.1设计基础数据
4.2.1.1净化前煤气中杂质含量
NH3 6g/m3
H 6g/m3
2S HCN 1.5g/m3 B.T.X 32g/m3 4.2.1.1产品产率
焦油 3.5%(对干煤) 硫铵 0.84%(对干煤)
粗苯 1%(对干煤) 4.2.1.2净化后煤气中杂质含量
NH3 0.05g/m3 H3
2S 0.3g/m HCN 0.5g/m3 B.T.X 4g/m3
萘 0.3～0.5g/m3 焦油 0.05g/m3 4.3原材料及产品等级
4.3.1焦油——符合YB/T5075-93
密度（20℃） 1.15～1.21g/m3
甲苯不溶物（无水基）3.5～7%
灰分 不大于0.13% 水分 不大于4.0% 粘度（E80） 不大于4 萘含量（无水基），% 不大于7.0(不作考核指标) 4.3.2硫磺
含硫 ≥99.5%
4.3.2.1硫铵——符合GB535-1995
氮（N）含量（以干基计）≥21.0% 水分（H2O）含量 ≤0.3% 游离酸H2SO4含量 ≤0.05% 4.3.3粗苯
密度（20℃） 0.871～0.900g/ml 180℃前馏出量（重） ≥93%
水分：室温（18～25℃）下目测无可见的不溶解的水 4.3.4液体烧碱（40%）----符合GB/T209-93 碳酸钠（NaCO3）含量 ≤1% 氯化钠（NaCl）含量 ≤5% 二氧化二铁（Fe2O3）含量 ≤0.01% 4.3.5洗油
密度（20℃） 1.03～1.06g/m3 馏程（大气压760mmHg）
230℃前馏出量（容） 不大于3% 300℃前馏出量（容） 不大于90%
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酚含量 不大于0.5% 萘含量 不大于15.0% 水分 不大于1.0% 粘度（E50） 不大于1.5% 15℃结晶物 无 4.3.6硫酸（93%）---符合GB/T534-2002
灰分的质量分数% ≤0.03
铁（Fe）质量分数% ≤0.01 砷（As）质量分数% ≤0.005 汞（Hg）质量分数% ≤0.01 铅（Pb）质量分数% ≤0.02 透明度，mm 50
色度，ml ≤2.0
4.4工艺流程、特点、主要技术操作指标及主要设备选择 4.4.1冷凝鼓风工段 a)工艺流程
来自焦炉～82℃荒煤气与循环氨水沿吸煤气管道至气液分离器，荒煤气由气液分离器上部出来进入横管初冷器，在横管初冷器中分三段冷却；上段为冬季采暖水段，用60℃采暖水；中段用循环水；下段用低温水将煤气冷却至21～22℃。煤气从横管初冷器下部排出，进入电捕焦油器，除掉煤气中夹带的焦油，进入FAS脱硫工段。
由气液分离器分离下来的焦油、氨水进入三台并联操作的焦油渣分离箱。其中的焦油渣靠自身重力沉积底部并被刮板机刮出，收集于渣车内，定期送入配煤工段配入煤中。其上部的焦油氨水混合物自流进入两个串联操作的焦油氨水分离槽。氨水经上部溢流到下部，经氨水泵送焦炉集气管喷洒。沉积于锥底部分的焦油由导管导出，经液位调节器进入焦油中间槽，再用泵送入油库工段的焦油贮槽。锥底部分积存的细小焦油渣用焦油渣泵送回焦油分离箱重新分离。剩余的氨水自流进入位于泵房顶部的除焦油器，进一步除去其中的焦油，焦油进入地下放空槽，剩余氨水则自流进入剩余氨水槽，经剩余氨水泵送入蒸氨工段蒸氨。
横管初冷器上、中段排出的冷凝液经水封槽流入上段冷凝液槽，用上段冷凝液泵将冷凝液一部分送到初冷器上段喷洒，多余部分送至吸煤气管道。横管初冷器下段排出的冷凝液经水封槽流入下段冷凝液槽，并在此按一定比例加入焦油，再用下段冷凝液泵送到初冷器下段喷洒，多余部分经交通管流入上段冷凝液槽。
为了保证初冷器冷却效果，在其顶部用热氨水不定期冲洗，以清除管壁上的焦油、萘等杂质。 b)工艺特点
1)初冷器采用高效横管冷却器，将煤气从82℃冷却到21～22℃，并在上、下两段分别喷洒焦油、氨水混合液，使煤气中的萘被焦油溶解，确保后序无堵塞之患。
2)初冷器采用三段结构，中间带断塔盘，节省了低温水，降低了操作费用。冬季余热水段可提供采暖余热水，充分利用了能源。
3)采用新型高效的蜂窝式电捕焦油器，处理后煤气中焦油含量可控制在50mg/m以下，有利于后序设备的正常操作。
4)煤气鼓风机采用带变频调速装置的高效低耗的电动煤气鼓风机，使煤气鼓风机可根据煤气量实现无级调速，适合焦化厂煤气量周期性波动的特点，并可实现鼓风机前吸煤气管道压力自动调节。同时操作调节灵活，高效节能。
5)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，蒸氨塔稳定操作，蒸氨废水质量稳定，有利于环境保护。
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6)使用两台焦油氨水分离槽既可串联操作，也可停其中任意一台单独操作，以便检修。分离效果好、焦油质量高。因为其锥底部分外围由热氨水包围，对焦油部分有保温作用，可节省保温蒸汽。 c)主要技术操作指标
初冷器后煤气温度 21～22℃ 初冷器中段循环水入口温度 32℃ 初冷器中段循环水出口温度 45℃ 初冷器下段循环水入口温度 16℃ 初冷器下段循环水出口温度 23℃
电捕焦油器绝缘箱温度 60～70℃ 初冷器阻力 ～1.5kPa 电捕焦油器阻力 0.5kPa d)主要设备的选择
设备名称及规格 主要材质 台数
初冷器FN5400m2 碳钢 3 电捕焦油器DN5200 碳钢、沉淀极不锈钢 2 焦油氨水分离槽 碳钢 2 煤气鼓风机D1300 2 除焦油器 2 循环氨水泵 单端面机机械密封 2 e)主要环保措施
1)贮槽放散气体与压力平衡系统相连接，不放散。
2)设备放空液、泵的漏液经地下放空槽回吸煤气管道，废水不外排。 3)焦油渣回兑炼焦煤中，废渣不外排。 4.2.2脱硫工段
FAS法脱硫工艺由以下两部分组成：
a)煤气脱硫部分工艺流程
焦炉煤气通过电捕焦油器后进入带预冷段的脱硫塔，煤气脱硫是在负压下操作，脱硫塔的操作温度为22～25℃。煤气进入脱硫塔的脱硫段与含氧的脱硫贫液逆向接触，以吸收煤气中的硫化氢、
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氰化氢等酸性气体。脱硫了硫化氢的煤气中含硫化氢≤200mg/m ；含氰化氢≤100mg/m由脱硫塔逸出经鼓风机进入硫铵工段。脱硫塔顶部设碱洗段，以进一步脱除煤气中的硫化氢，离开碱洗段的碱液送至蒸氨工段，用以处理剩余氨水中的固定铵。
吸收了硫化氢、氰化氢的富液与热贫液换热后用泵送至脱氰塔，在140℃下加热水解脱氰，使富液中的氰化氢含量降至0.2g/L以下。脱除了氰化氢的富液进入脱酸塔中部，塔底用再沸器加热并直接吹入蒸汽，富液中的硫化氢、二氧化碳等酸性组分从塔顶逸出送至硫回收装置。脱除了硫化氢、氰化氢的贫液经换热冷却后进入贫液槽，供脱硫塔循环使用。脱硫液在循环使用过程中，由于少量副产盐类积累，故需连续抽出部分贫液经吸煤气管道进入氨水系统。 b)硫回收部分工艺流程
脱硫塔顶逸出的带有硫化氢的酸性气体进入克劳斯炉，1/3的酸性气体燃烧生成SO2与2/3酸性气体中的SO2反应，在一定量的焦炉煤气和空气助燃的情况下，经克劳斯炉的燃烧器燃烧后产生过程气。过程气中的硫化氢及二氧化硫在炉内催化剂的作用下经克劳斯反应生成元素硫，经过配置在克劳斯炉后面的废热锅炉部分硫磺被冷凝下来，然后过程气依次进入装有催化剂的I段反应器和II段反应器，并在其中生成硫磺，硫磺经硫冷凝器冷却分离后经液封槽流入硫池，硫池内的液态硫用浸没式泵抽送至硫磺结片制成固体状硫磺，其纯度可达99.7%。尾气经冷却洗涤后进入粗煤气管道。
废热锅炉回收的热量所产生的蒸汽用作本工段加热的热源。
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c)工艺特点
1)脱硫塔传质面积大、气速高、接触时间短，有利于选择性吸收硫化氢。
2)在脱酸塔前设置了预脱氰塔，通过加热水解使脱硫富液中的氰化氢含量降至0.2g/L以下，使塔后
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煤气中的氰化氢含量＜100mg/m。其次是降低脱硫富液的腐蚀性，使脱酸在压力操作下得以实现。 3)采用压力下脱酸，脱酸效率高，富液中的酸性气体与氨分离效果好，从而保证脱硫塔的脱硫效率。 4)回收的元素硫纯度可达99.7%，尾气回兑到焦炉煤气的负压系统。 5)该工艺无废液和废气向外排放，不产生二次污染。 d)主要技术操作指标
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脱硫塔后煤气中H2S含量 ≤250mg/m脱硫塔后煤气中HCN含量 100mg/m3 硫磺纯度 99.7% e)主要设备选择
设备名称及规格 主要材质 台数 脱硫塔DN4000 H =36400 Q235-A金属波纹填料及钢板网 1 脱氰反应器DN3000 H=23600 304 2 脱酸塔DN2200 H=23650 316L 2 废热锅炉 F=105.8m 1 克劳斯炉DN1800 H=8070 1 克劳斯炉反应器DN2000 L=3500 Q235-A 2 4.4.3硫铵工段 a)工艺流程
由脱硫工段来的煤气经煤气预热器进入饱和器。煤气在饱和器的上段分两股入环形室经循环母液喷洒，其中的氨被母液中的硫酸吸收，然后煤气合并成一般进入后室经母液最后一次喷淋进饱和器内旋风式除酸器，以便分离煤气所夹带的酸雾，再经捕雾器捕集下煤气中的微量酸雾后送至终冷洗苯工段。
饱和器下段上部的母液经母液循环泵泵连续抽出送至环形室喷洒，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，在此晶核通过饱和母液向上运动，使晶体长大，并引起颗粒分级。定期用结晶泵将其底部的浆液送至结晶槽。饱和器满流口溢出的母液经液封槽满流至母液贮槽，再用小母液泵送入饱和器的后室喷淋。此外，母液贮槽还可供饱和器检修时贮存母液之用。
结晶槽的浆液排放到离心机，经分离的硫铵由输送机送至振动流化床干燥机，并用被热风器加热的空气干燥，再经冷风冷却后进入硫铵贮斗。然后称量、包装送入成品库。采用1台手动叉车进行堆料装车作业。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。干燥硫铵后的尾气经旋风分离器后由引风机排放至大气。
油库来的硫酸送至硫酸高置槽，然后自流到满流槽。
剩余氨水与塔底出来的蒸氮废水换热后，进入蒸氨塔蒸氨。蒸氨塔底通入直接蒸汽。塔顶同时加入稀碱液分解剩余氨水中的固定铵，蒸氨塔顶出来的氨汽经分缩器和冷凝冷却器后产生的浓氨水进入脱硫工段。塔底出来的蒸汽废水由废水泵抽出，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。 b)工艺特点
1)采用喷淋式饱和器，材质为不锈钢，使用寿命长，集酸洗、除酸与结晶为一体，煤气系统阻力小，硫铵颗粒大，流程简单，工艺先进，技术可靠。 2)蒸氨加碱分解固定铵，提高了蒸氨废水质量指标。 c)主要技术操作指标
饱和器后煤气含氨 ≤0.05g/m3
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饱和器后煤气温度 50～55℃ 干燥后硫铵含水 ≤0.5% 冷却器后蒸氨废水温度 ～40℃ 蒸氨废水氨氮 ≤200mg/l
蒸氨塔底压力 0.003～0.004Pa d)主要设备的选择 设备名称及规格 饱和器DN5000/3800 H=11260 结晶槽DN2000 氨水蒸馏塔DN1600 H=16000 母液循环泵 附电机N=185KW 主要材质 SUS316L SUS316L 316L/TA2 904L 台数 2 2 2 2 2 e)主要环保措施 1)放空母液、酚水进入地下放空槽，然后返回系统，不外排。 2)干燥硫铵后的尾气经处理后排入大气，有利于环境保护。 4.4.4终冷洗苯工段 a)工艺流程
从硫铵工段来的55℃的煤气，进入两台并联配置的横管式间接终冷器。在此煤气由32℃的低温水分两段被间接冷却到26℃后进入洗苯塔，经贫油洗涤脱除粗苯后送往用户。
由粗苯蒸馏工段送来的贫油从洗苯塔的顶部喷洒，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。
定期从新洗油经富油泵入口补入新洗油。 b)工艺特点
1)用间接煤气冷却器进行煤气的最终冷却，冷却效果好、动力消耗少。 2)工艺流程简单 c)主要技术操作指标。
出终冷器的煤气温度 ～26 ℃ 进终冷器下段的循环喷洒液温度 ～37℃ 终冷器阻力 ＜1000Pa 洗苯塔阻力 ＜1500Pa 洗苯塔后煤气含苯量 ～4g/m3 d)主要设备的选择
设备名称及规格 主要材质 台数 终冷器FN=4935m2 Q235-A 2 洗苯塔DN5600 H=34300 Q235-A/轻瓷填料 1 e)主要环保措施
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。 4.4.5粗苯蒸馏工段 a)工艺流程
从终冷洗苯装置送来的富油依次送经油汽换热器、贫富油换热器，再经管式炉加热至180℃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。塔顶逸出的粗苯蒸汽经油汽换热器、粗苯冷凝冷却器冷却后，进入油水分离器。分出的粗苯流入粗苯回流槽，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。
脱苯塔底排出的热贫油，经贫富油换热器换热后进入贫油槽，然后用热贫油泵抽出经一段贫油
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