蒸氨塔回用氨水

Ⅰ 硫铵工段什么情况下不出硫铵

、蒸氨工段操作规程联系客服
发布时间 : 2023/2/25 11:34:10 星期六 文章焦化厂硫铵、蒸氨工段操作规程更新完毕开始阅读

焦化厂硫铵工段安全技术操作规程

一、工艺流程

1、硫铵工序

由冷鼓送来的煤气，经蒸汽预热后，进入喷淋式饱和器的上段喷淋室，在此分两股沿饱和器内壁与内除器的环形空间流动，并循环的母液充分接触，氨被吸收后煤气合并成一股，沿切线方向进入饱和器内除酸器，分离煤气中夹带的酸雾，后送往粗笨工段。

在饱和器下端结晶室上部的母液，用循环泵连续抽出送至上段喷淋室进行喷洒，吸收煤卜森气中的氨，并循环搅动母液以改善硫铵结晶过程。

饱和器在生产时母液中不断有硫铵结晶生产，由上段喷淋室内的降液管流至下段结晶室的底部，用结晶泵将其连同一部分母液送至结晶沉降，然后排放至离心机内进行离心分离，滤除母液并用热水洗涤结晶，离心滤除的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流同饱和器下段的母液中。

从饱和器满流口溢流出的母液，通过插入液封内的满流管流入满流槽，满流槽内的母液用小母液泵送至饱和器顶部用于二次喷洒洗铵之用。

买来的硫酸、放入硫酸地下槽后，用液下泵打往硫酸贮槽，在通过硫酸泵打往高位槽，然后自流加入满流槽，当硫酸高位槽的液位高时，可满流回硫酸贮槽，在定期用泵打往高位槽以作补充之用。

饱和器定期补水，并用水冲洗饱和器，所形成的大量母液即由满流槽至母液贮槽，用于给饱和器补液用。

带入母液中的焦油，在饱和器上段喷淋室内由满流口满流至满流槽，在饱和器下段结晶上部由焦油排出口排出至满流槽，满流至母液贮槽，定期捞出。

当硫酸高位槽的液位高时，可满流硫酸贮槽，再定期用泵送回高位槽以作补充。

从离心机卸出的硫铵产品，由螺旋输送机送至沸腾式干燥器，进行干燥后进入储料斗，，然后称量，推包，封袋，送入成品库，干燥冷却器顶部排出的尾气，经旋风分离，再经过水浴器过滤洗涤尾气中夹铵颗粒，由排风机排至大气。

2、蒸铵工序

从萃取脱酚工段来的剩余氨水首先进入氨水贮槽，然后由氨水泵送入换热器预热至约90℃在进蒸氨塔顶，型判亩氨水在塔内逐级而下与蒸汽反复接触使NH3转移到汽相中，最后从塔底排入废水槽再次分离重油，废水泵从废水槽中把温度较高的废水送入换热器与氨水进行热交换，温度降低后的废水通过管道送往生化站作进一步的处理后排放，或送往熄焦池熄焦。

a、碱液流程

买来的碱液首先存入液碱槽，通过碱液泵打往高位槽，在通过调节阀，流量计自流入氨水泵吸入管道内，碱液与氨水在管道和泵中混合反应使固定氨转化为游离NH3以便在蒸

- 1 -

氨塔中被充分去除，碱液加入量根据氨水和蒸馏的PH值控制。

b、水蒸汽—氨水蒸汽过程

从蒸汽总管引至蒸氨工序的蒸汽要求减压至0.1—0.2Mpa,氨水贮槽的加热盘管消耗少量蒸汽，大部分蒸汽用于蒸馏过程。蒸氨塔采用直接蒸汽加热操作，蒸汽从塔底进入塔内，与剩余氨水在塔板上逐级逆流接触，使汽相中NH3浓度达到4%（Wt），分离器使部分氨水蒸汽冷凝成稀氨水，作为回流液从塔顶流入蒸氨塔内，未冷凝的氨水蒸汽NH3浓度则提高到10—20%，通过管线被送往硫铵饱和器，与煤气混合后反被吸收和作生产硫酸的原料。

c、循环冷却水

本工序使用循环冷却水的设备仅有分凝器一台，用与使氨水蒸汽部分冷凝。 二、技术指标

预热器后煤气温度： ≤55℃。 饱和器内母液温度： 40—50℃。 饱和器内母液酸度： 2—6% 饱和器阻力： ≤2500Pa 入工号蒸汽压力： ≥0.5Mpa。 预热器的阻力： ≤500Pa。 饱和器后含氨： ≤0.03g/mm3

- 2 -

母液比重： ≥1.26（控制点）

硫氨质量指标（质控点）：

一级品 二级品 含N% ≥21.0 ≥20.5 水份% ≤0.3 游离酸%≤0.05 袋计量准确每袋 50Kg0.5Kg

缝冲散袋时要叠好袋口，保证不漏。剩余氨水处理量： 25m剩余氨水处理加减后PH： 9进塔剩余氨水预热温度： 蒸汽塔顶压力： 0.180.03Mpa。

蒸氨塔底蒸汽流量： 4.5t/h出分凝器的氨水蒸汽温度： 98塔顶氨水冷凝液分析NH3浓度：1.4%(wt%)，

蒸氨塔温度： 100105℃。

- 3 -

90℃，冬季为≤1.0 0.2 ±3

/g。 ～10。 85℃

左右。

～。 ±1℃。 ——≤

＜ 0.7

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Ⅱ 请问富含高氨氮的废水该怎样处理

作者：优蚁环保
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来源：知乎
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吹脱、蒸氨、生物法是三种国内外公认处理高浓度氨氮废水的技术，也是处理高浓度氨氮废水的主要方法。
一、氨氮废水处理吹脱工艺特点
吹脱工艺通常主要针对废水中的氨氮浓度在2000mg/l以下：氨氮在水中以NH3和NH4+存在，它们之间存在如下平衡：NH3+H2ONH4++OH-。
平衡受PH影响，PH升高则水中的游离氨升高，平衡向右移动，游离氨的比例较大，当PH=7，氨氮大部分是以NH4+存在。当PH上升至11。5时，氨氮在废水中98%是以游离氨存在。
PH值是影响游离氨在水中百分率的主要因素之一。另外，温度也会影响反应式的平衡，温度升高，平衡向右移动。
下表列出了不同条件下氨氮的离解率的计算值。表中数据表明，当PH值大于10时，离解率在80%以上，当PH值达11时，离解率高达98%且受温度的影响甚微。
二、氨氮废水吹脱处理要点
影响氨氮吹脱效率的主次因素顺序为PH>温度>吹脱时间>气液比，根据以往运行经验污水PH>10，温度>30℃，气液比3000:1，吹脱时间1h，则吹脱氨氮去除效果可达到90%。
三、氨氮废水吹脱控制要点
根据水质PH数据通常通过变频调节，使废水进塔前保证废水PH值11.5。吹脱水温通常控制在50℃以上。
PH调整槽出水通过提升泵进入一级吹脱塔吹脱，一级吹脱塔吹脱后PH会下降。从而加入液碱进一步调节PH值。保证进入二级吹脱的废水PH≥l1.5，氨氮吹脱塔，采用二级逆流方式。
四、氨氮废水处理工艺说明
在碱性条件下（PH=11.5），废水中的氨氮主要以NH3的形式存在，让废水与空气充分接触，则水中挥发性的NH3将由液相向气相转移，从而脱除水中的氨氮。吹脱塔内装填塑料板条填料（不易结垢），采用乱堆装填方式，填料间距为40mm，填料高度6m（分3层）。空气流由塔的下部进入，与填料反复溅水形成水滴，使气液相传质更充分、更迅速，废水最终落入塔底集水池。
五、氨氮废水吸收处理工艺特点
吹脱塔排放的尾气中含有大量氨气，直接排放对厂区周围环境造成很大影响因此吹脱出的NH3吹入吸收塔，塔型采用填料塔形式，酸槽中的30%稀硫酸用耐腐蚀泵抽至吸收塔塔顶经分布器均匀喷洒，沿填料表面形成液膜下流，与自下而上的NH3气体充分接触，生成的（NH4）2SO4流入酸槽循环使用用作后续PH调整。达到一定浓度后（NH4）2SO4可回用于车间，从而达到环境效益和经济效益平衡。
吹脱塔和吸收塔材质通常采用碳钢内衬FRP材质。
六、氨氮蒸氨工艺特点
1、蒸氨塔从属于解吸塔，适合氨氮浓度在5000mg/l浓度以上的氨氮废水处理。
2、蒸氨是使溶解于循环水中的氨气通过热载体的传热而挥发释放出来的操作设备。
3、工作原理为：采用一般的载热体水蒸汽作为加热剂，使循环水液面上氨气的平衡蒸汽压大于热载体中氨气的分压，汽液两相逆流接触，进行传质传热，从而使氨气逐渐从循环水中释放出来，在塔顶得到氨蒸汽与水蒸汽的混合物，在塔底得到较纯净的循环水。总之，加碱源的目的是使固定铵盐转化为挥发铵盐。
七、蒸氨塔氨回收方式
针对蒸氨工艺，氨气回收方式通常按照硫酸铵或液氨的方式回收。
如果采用硫酸铵方式回收则配套提供氨气吸收塔，部排出的含氨蒸汽送入氨气吸收塔的底部，利用由塔顶喷淋下来的30%左右的稀硫酸吸收其中的氨，在塔底部生成30%左右的硫酸铵溶液。
如果采用液氨方式回收，则提供冷凝器方式。
八、蒸氨处理工艺特点
蒸氨塔塔釜高温水与废水进行热交换，充分利用热量并保证废水进脱氨塔的温度。
采用高通量、低阻降、高分离效率、抗结垢、抗颗粒的塔板与塔内件。
低能耗，运行装机功率小。整个系统自动化程度高。
九、生物膜法

上面有介绍，在此九略过了。

Ⅲ 我想知道关于焦化厂化产车间、炼焦车间的工艺流程

炼焦：装煤-结焦-推焦-熄焦
煤气：碳化室-上升管-吸气管-气液分离器-出冷器-电扑-风机-蒸氨-脱硫-脱苯-煤气用户

Ⅳ 焦化-脱硫-工艺流程，组态图

来自冷鼓工段的粗煤气15580Nm3／h，进入脱硫塔(T82501A，B)下部与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触洗涤后，煤气中H2S含量小于0．02g／Nm3，煤气经捕雾段除去雾滴后全部送至硫铵工段。脱硫塔两台，正常操作时焦炉煤气两塔串联使用，循环溶液为并联运行。从脱硫塔(T82501A,B)中吸收了H2S和HCN的脱硫液240m3／h·台经脱硫塔液封槽(V82501A,B)至溶液循环槽(V82502A,B)，经补充剩余氨水蒸氨后的浓氨水和催化剂贮槽(V82503)均匀加入的催化剂溶液后，用溶液循环泵(P82501A,B,C)抽送至溶液换热器(E82501A,B,C)，冬季用蒸汽加热，夏季用循环水冷却，使溶液温度保持在35-45℃，从再生塔(T82502A,B)下部与空压站来的压缩空气并流进入再生塔再生，再生后的脱硫液返回脱硫塔塔顶循环使用。单台脱硫塔脱硫液的循环量为240m3／h。产生的硫泡沫2.0m3／h则由两台再生塔顶部扩大部分自流入硫泡沫槽(V82506)，再由硫泡沫泵(P82503A,B)加压后送入熔硫釜用0.5MPa(G)的蒸汽间接加热(X82501A,B)连续熔硫，每天生产硫磺1.414t外售。熔硫釜(X82501A,B)排出的清液进入缓冲槽(V82507)降温后返回溶液循环槽(V82502A,B)。关于催化剂的配置：在生产过程中需要及时补充催化剂，本工段催化剂配制次数为一天一次，用量为8.8kg／d，配料容器为催化剂贮槽(V82503)。先加入新鲜水或蒸汽冷凝液再加入复合催化剂搅拌使其溶解，在24小时内均匀加入溶液循环槽(V82502A,B)中。由冷鼓来的剩余氨水6.2m3／h进入原料氨水过滤器(V82510A,B)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(E82503A,B)与从蒸氨塔塔底来的蒸氨废水换热，剩余氨水由75℃加热至98℃进入蒸氨塔。在蒸氨塔中被0．5MPa(G)蒸汽直接蒸馏，蒸出的氨汽入氨分缩器(E82502)用32℃的循环水冷却，冷凝下来的液体直接入蒸氨塔顶作回流，未冷凝的含NH310％的氨汽进入冷凝冷却器(E82505A,B)用16℃的制冷水冷却，冷凝冷却成约25℃浓氨水送至溶液循环槽(V82502A,B)作为脱硫补充液。塔底排出的蒸氨废水在氨水换热器(E82503A,B)中与剩余氨水换热后，蒸氨废水由103℃降至60℃与洗脱苯工段送来的分离水一并入废水槽(V82508)，然后由蒸氨废水泵(P82506A,B)送入废水冷却器(E82504A,B)被32℃的循环水冷却至后送至冷鼓工段洗涤尾气后至生化处理装置。蒸氨塔塔底排出焦油渣进入焦油桶(X82502)，人工清理外运。来自罐区的NaOH(40％)溶液送入碱液槽(V82509)，然后均匀输入剩余氨水管道，加入的碱量由检测的PH值调节。

Ⅳ 焦化蒸氨废水COD一直在6000-7200mg/l，偏高，求原因。

配煤的煤种影响COD，理论上高挥发酚的配煤方案造成COD偏高。炉顶空间温度影响废水回COD，具体答关联目前没有数据支持，理论上炉顶空间温度影响剩余氨水挥发酚的含量，而1mg/L挥发酚贡献2mg/L的COD。
蒸氨塔前建议尽量除油，对蒸氨塔的运行和污水站的运行都有好处。

Ⅵ 蒸氨塔1立方氨水可以蒸多少氨气

蒸氨塔1立方氨水可以蒸0.1立方氨气。在饱和器法生产侍渣硫酸较的焦化企业中，硫酸较工段大都同时设或郑有剩余氨水加工工艺系统，经蒸氨塔将剩余氨水蒸馏的到10%-12%的氨气，比氨气直接通往饱和器生产硫酸按或者送往HPF法衫谈颂脱硫系统，此工艺被称为蒸氨工艺。

Ⅶ 硫铵母液颜色变色是什么原因

从蒸氨塔蒸出的氨汽引入饱和器后，母液逐渐变为蓝色、深蓝色，硫铵为浅蓝色，结合生产实际，分析硫铵变色的主要原因有如下几方面。
1) 从蒸氨塔到饱和器，因氨汽温度变化，使管道中野毁的氨汽产生冷凝液，饱和器中母液的酸度较低，正常应为3.7%～3.8%。当母液搅拌不充分或酸度波动时，氨汽冷凝液进入饱和器后，在煤气进口处母液形成中性掘雹或过碱性区，促使普鲁士蓝和腾氏蓝的产生。
2) 进入蒸氨塔的剩余氨水来自机械化澄清槽，其中含有大量可溶性氰化物，这些物质随剩余氨水进入蒸氨塔并被引入饱和器，使母液中的CN－离子浓度增加，为硫铵变色提供了条件。
3) 因工厂刚建成投产，设备和管道中的杂质（如铁、铝、铜、铅、锑、砷的各种盐类）含量相对较高，使母液中可溶性杂质含量增高，特别是铁离子严重影响母液颂散备质量。

Ⅷ 吸氨塔所用的氨来自何处成分如何

石灰。
煤气中的氨则在吸氨塔内被水或水旅答溶液吸收产生液氨或硫铵，其采拆州慧用石灰、碳酸铵法精制后送往吸氨塔，吸收来自蒸氨塔的氨气。
氨是无机化合物，由氮和氢迹陆组成。

Ⅸ 蒸氨塔效率降低 急！急！急！急！

有可能是塔顶温度过高，大量水被蒸发，也有可能是原料（剩余）氨水过滤器过回滤效果差，大量焦油答带入蒸氨塔，焦油在塔积累，堵塞蒸氨废水出口管，同时原料氨水换热器会被焦油堵塞，都会造成蒸氨废水量减少，严重时会造成蒸氨塔淹塔。

Ⅹ 焦化厂工艺

（1）炼焦工艺
由备煤车间来的洗精煤，由输煤栈桥运入煤塔，装煤车行至煤塔下方, 由摇动给料机均匀逐层给料, 用21锤微移动捣固机分层捣实, 然后将捣好的煤饼从机侧装入炭化室。煤饼在950～1050℃的温度下高温干馏, 经过～24小时后, 成熟的焦炭被推焦车经拦焦车导焦栅推出落入熄焦车内，焦炭送至熄焦塔用水喷洒熄焦，熄焦后的焦炭由熄焦车送至凉焦台，经补充熄焦、凉焦后，由刮板放焦机放至皮带送筛焦楼。
干馏过程中产生的荒煤气经炭化室顶部、上升管、桥管汇入集气管。在桥管和集气管处用压力为～0.3MPa，温度为～78℃的循环氨水喷洒冷却，使～700℃的荒煤气冷却至84℃左右，再经吸气弯管和吸气管抽吸至冷鼓工段。在集气管内冷凝下来的焦油和氨水经焦油盒、吸气主管一起至冷鼓工段。
焦炉加热用回炉煤气由外管送至焦炉，经煤气总管、煤气预热器、主管、煤气支管进入各燃烧室，在燃烧室内与经过蓄热室预热的空气混合燃烧，混合后的煤气、空气在燃烧室由于部分废气循环, 使火焰加长, 使高向加热更加均匀合理,燃烧烟气温度可达～1200℃, 燃烧后的废气经跨越孔、立火道、斜道，在蓄热室与格子砖换热后经分烟道、总烟道，最后从烟囱排出。
上升气流的煤气和空气与下降气流的废气由液压交换机带动，液压交换传动装置定时进行换向。
装煤过程中产生的含尘烟气经烟尘收集车燃烧后进入由接口翻板阀组成的除尘干管，并经由连接管道进入地面除尘站进行净化处理。
焦炉出焦除尘采用干式出焦除尘地面站净化方式，即出焦时产生的阵发性烟尘在焦炭热浮力及风机作用下收入设置在拦焦车上的大型吸气罩，然后进入集尘干管，送入蓄热式冷却器冷却并分离火花后经脉冲袋式除尘器净化，排入大气。除尘器收集的粉尘由链式输送机运至贮灰仓，为防止粉尘二次飞扬，污染环境，对输灰系统进行封闭，并在各产尘点设集气罩，接入地面站除尘系统，贮灰仓中的粉尘先经加湿处理后汽车外运。
（2）熄焦工艺
熄焦泵房内设有两台熄焦泵，一开一备。快速启闭电磁阀的开启由红外遥控探头自动控制，当装有红焦的熄焦车运行至熄焦塔下时，开始喷洒熄焦，整个喷洒过程由时间继电器控制在90～120秒，保证红焦熄灭。
湿法熄焦工艺包括熄焦泵房、熄焦塔、熄焦水喷洒管、除尘用捕集装置、粉焦沉淀池、清水池、粉焦脱水台和电动单轨抓斗起重机、焦台、刮板放焦机等。
为了保证熄焦塔捕集焦尘的效率，在泵房设有清水冲洗泵，定期对捕集装置进行冲洗。
熄焦塔高36米，熄焦塔下部设有熄焦水喷洒管，顶部设有一层折流式木结构的捕集装置，可捕集熄焦时产生的焦粉和水滴，增加其除尘效率，有效的改善了周围环境。
粉焦沉淀池的长度、宽度和深度使含焦粉的循环水有充分的沉淀时间和沉淀速度。可保证熄焦水循环使用。
为了定时清理粉焦沉淀池内的粉焦，设计选用了容积为0.75m3的电动抓斗，定时将沉淀池底的粉焦抓到粉焦脱水台上，经脱水后外运。
（3）地面除尘工艺
装煤除尘：烟气由烟尘收集车收集并燃烧后，再汇入除尘干管，然后通过除尘地面站除尘管道进入灭火冷却器降温后，再经阻火型脉冲除尘器净化，烟尘由除尘风机抽引，最后达标气体通过烟囱排入大气。
除尘系统与装煤车信号联锁，当装煤车给出装煤信号时，冷风阀关闭，除尘风机在液力偶合器的作用下高速运转。装煤停止后，在液力偶合器的作用下风机低速运转，同时冷风阀打开，冷风将灭火冷却器蓄存的热量带走，待再次接到装煤信号后，关闭冷风阀，风机高速运转，如此循环，含尘气流经除尘器净化后由烟囱排入大气。
在风机低速运转期间，由预喷涂装置将收集来的焦粉喷入装煤除尘器的布袋上，以防止布袋糊死。
出焦除尘：出焦过程中，拦焦车上的焦尘罩与除尘干管连通。焦侧炉门框顶部逸散的烟尘、推焦过程中焦饼向熄焦车塌落时以及熄焦车内红焦与周围环境中空气燃烧后产生的大量烟尘、导焦栅顶部逸出的烟尘，在热浮力和除尘风机的作用下，经混风进入集尘罩，然后进入固定干管，再由除尘风管引入地面站。烟气先经过灭火式冷却器，除去大颗粒或着火的焦粉，烟气降至120℃以下，然后进入阻火型低压脉冲式布袋除尘器，除尘后烟气排放浓度<50mg/m3。净化后的气体经除尘风机、消音器、烟囱排入大气。为装煤和出焦除尘器配套有输灰系统，输灰系统为机械输灰，布袋除尘器及灭火冷却器收集的粉尘经双层卸灰阀、刮板输送机、贮灰仓、加湿搅拌机，并由汽车外运。
除尘地面站系统与拦焦车信号联锁，当拦焦车给出推焦信号时, 关闭非常阀，除尘风机高速运转,进行除尘工作。推焦停止后, 除尘风机低速运转，达到节能目的。开启气动非常阀，灭火式冷却器降温，为下一循环作准备。
煤气净化车间
本车间包括冷鼓、电捕工段、脱硫工段(含蒸氨)、硫铵工段和粗苯工段。
（1）、冷鼓、电捕工段
冷鼓电捕的主要任务是煤气的冷凝、冷却和加压输送；焦油、氨水和焦油渣的分离、贮存和输送；煤气中焦油雾滴及萘的脱除。
工艺流程：从炼焦工段来的焦油氨水与煤气的混合物约80℃进入气液分离器，煤气与焦油氨水等在此分离。分离出的粗煤气进入横管式初冷器，初冷器分上、下两段，上段用循环水将煤气冷却到45℃，然后煤气进入初冷器下段与制冷水换热，煤气被冷却到22℃，冷却后的煤气进入煤气鼓风机进行加压后进入电捕焦油器捕集焦油雾滴，加压后的煤气送脱硫工段。
初冷器的煤气冷凝液分别由上段和下段流出,经各自初冷水封槽后进入上、下段冷凝液循环槽，由冷凝液循环泵送至初冷器上、下段喷淋，如此循环使用，多余部分由下段冷凝液循环泵抽送至机械化氨水澄清槽。
从气液分离器分离的焦油氨水与焦油渣去机械化氨水澄清槽。澄清后分离成三层，上层为氨水，中层为焦油，下层为焦油渣。分离的氨水至循环氨水槽，然后用循环氨水泵送至炼焦车间冷却荒煤气。多余的氨水去剩余氨水槽，用剩余氨水泵送至脱硫工段进行蒸氨。分离的焦油至焦油中间槽贮存，当达到一定液位时，用焦油泵将其送至罐区焦油槽贮存、外售。分离的焦油渣定期送往煤场掺混炼焦。冷鼓工段中各贮槽尾气收集后经排风机加压后送入排气洗净塔，用循环水洗涤后排空，洗涤后的循环水送生化处理。
（2）、脱硫工段
包括脱硫及硫磺回收其主要任务是将煤气中的硫化氢含量脱至100mg/Nm3，并回收硫磺，同时将冷鼓来的剩余氨水中的氨采用再沸器间接加热将氨蒸出制得浓氨汽，浓氨汽经氨分缩器及冷凝冷却器冷却后制得含氨～10%氨水。氨水作为脱硫溶液系统的补充液。
工艺流程简述：来自冷鼓工段的煤气首先进入脱硫塔下部与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触洗涤，洗涤后煤气中H2S含量降至约100mg/Nm3，煤气经捕雾段除去雾滴后全部送至硫铵工段。
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)
从脱硫塔中吸收了H2S和HCN的脱硫富液至溶液循环槽，用溶液循环泵抽送至再生塔下部与空压站来的压缩空气并流再生，再生后的脱硫贫液返回脱硫塔塔顶循环喷淋脱硫。硫泡沫则由再生塔顶部扩大部分排至硫泡沫槽，由硫泡沫泵送至熔硫釜，生产硫磺外售。
在再生塔内发生的主要反应如下：
NH4HS + 1/2O2 = S↓+ NH4OH (1)
(NH4)2Sx + 1/2O2 = Sx↓+ 2NH4OH (2)
（3）、硫铵工段
本工段的主要任务是用硫酸作吸收剂，脱除煤气中的氨，生成硫铵并将其干燥后得到硫铵产品。将煤气中的氨含量脱至30mg/Nm3。
工艺流程简述：从脱硫工段来的煤气经煤气预热器后进入硫铵饱和器上段的喷淋室，在此煤气与循环母液充分接触，使其中的氨被母液吸收，然后经硫铵饱和器内的除酸器分离酸雾后送至洗脱苯工段。
在硫铵饱和器内发生的主要反应如下
NH3 + H2SO4 = NH4HSO4 (1)
NH4HSO4 + NH3= (NH4)2SO4 (2)
在饱和器下部的母液，用循环母液泵连续抽出送至上段进行喷洒，吸收煤气中的氨，并循环搅动母液以改善硫铵的结晶过程。饱和器母液中不断有硫铵结晶生成，用结晶泵将其连同一部分母液送至结晶槽，排放到离心机内进行离心分离，滤除母液。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。从离心机卸出的硫铵结晶，由螺旋输送机送至沸腾干燥器，分别经由送风机送入热空气干燥、冷风机送入的冷空气冷却后进入硫铵贮斗，然后由包装磅秤称量、包装送入硫铵仓库。
沸腾干燥器所用的热风，经热风器加热后送入。沸腾干燥器排出的废气经旋风除尘器捕集夹带的细粒硫铵结晶后，由排风机抽送至水浴除尘器进行湿式再除尘，最后排入大气。
硫铵饱和器喷淋室溢流的母液入满流槽，将少量的酸、焦油分离，分离酸、焦油后的母液入母液贮槽，由母液喷洒泵加压后送喷淋室喷淋。
由罐区补充来的浓硫酸由硫酸高位槽自流至满流槽补入系统中。调节硫铵饱和器内溶液的酸度。
由冷鼓来的剩余氨水经与从蒸氨塔底来的蒸氨废水在氨水换热器中换热后，加入含NaOH（42%）的碱液，进入蒸氨塔。蒸氨塔底的氨水部分进入再沸器，在再沸器内与低压蒸汽间接换热部分气化后产生蒸汽, 汽水混合物进入蒸氨塔底部，与塔上部来的剩余氨水逆流接触进行精馏。蒸出的氨汽进入氨分缩器，冷凝下来的液体进入蒸氨塔顶作回流，未冷凝的含NH3～10%氨汽进入氨冷凝冷却器冷凝成浓氨水至溶液循环槽作为脱硫补充液。塔底排出的蒸氨废水在氨水换热器中与剩余氨水换热后，进入废水槽,由废水泵加压至废水冷却器冷却后送去生化处理。
（4）、粗苯工段
本工段包括终冷、洗苯、脱苯。终冷主要是将硫铵来的煤气冷却到25～27℃；洗苯的任务是用焦油洗油洗去煤气中的苯，洗苯后煤气含苯量为2～4g/Nm3；脱苯的主要任务是将洗苯后的含苯富油脱苯，生产粗苯，脱苯后的贫油返回洗苯塔循环使用。
工艺流程简述：来自硫铵工段的粗煤气，经终冷塔冷却后从洗苯塔底部入塔，由下而上经过洗苯塔填料层，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，再经过塔的捕雾段脱除雾滴后离开洗苯塔入外管网，其中一部分送焦炉做回炉煤气，一部分送粗苯管式炉和锅炉房做燃料，剩余煤气供城市煤气或生产甲醇。
洗苯塔底富油经富油泵加压后送至粗苯冷凝冷却器，与脱苯塔顶出来的粗苯汽换热，将富油预热至60C左右，然后至油油换热器与脱苯塔底出来的热贫油换热，由60C升到140C左右，最后进入管式加热炉被加热至180C左右，进入脱苯塔。从脱苯塔顶蒸出的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的富油和16C制冷水冷却至30C左右，然后进入粗苯油水分离器分离，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顶作回流，其余部分入粗苯中间贮槽，由粗苯输送泵送往罐区装车外售。由粗苯油水分离器分离出的油水混合物入控制分离器，在此分离出的油去地下放空槽，分离出的水去本工段冷凝液贮槽，由冷凝液泵送冷鼓工段。
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C左右入贫油槽，并由贫油泵加压送至一段、二段贫油冷却器分别被循环水和制冷水冷却至约30C，送洗苯塔喷淋洗涤煤气。
0.5MPa（表）蒸汽被粗苯管式加热炉过热至400C左右，作为洗油再生器和脱苯塔的热源。管式炉所需煤气由洗苯后煤气供给。
在洗苯脱苯的操作过程中，循环洗油的质量逐渐恶化，为保证洗油质量采用洗油再生器将部分洗油再生。洗油再生量为循环洗油量的11.5％，用过热蒸汽加热，蒸出的油汽进入脱苯塔，残渣排入洗油残渣槽定期送往煤场。
来自库区的新洗油入新洗油油槽，由贫油泵补入系统中。
地下放空槽是为收集装置内低点排油设置的，收集的洗油由地下放空槽液下泵送至贫油槽。