焦化化产工艺(DOC)

1、河南天锦实业有限公司一期年产 90 万 t/a 焦化工程化产回收方案设计靖江华冠机械科技有限公司河南天锦实业有限公司化产回收工程设计说明一 、总论1.1 概述按照要求，靖江华冠机械科技有限公司进行配套设计 90万t/a焦化 工程化产回收装置。1.2.设计依据、标准及范围1.2.1设计依据（1） 本工程设计是根据河南天锦实业有限公司提供的一期年产90 万 t/a 焦化工程化产回收（2）焦化厂平面布置及相关工艺、设备和图纸。1.2.2 设计范围： 本工程的设计范围主要包括：（1）脱硫工段、（2）硫铵工段、（3）洗脱苯工段、（4）包括蒸氨 工段。1.3 工艺说明1.3.1 工艺的先进性：（一）、脱硫

2、及硫回收（按采用“喷射氧化再生槽工艺”和“塔式再生工艺”分别设计）A、采用喷射氧化再生槽（即“槽式自吸氧化再生）1 概述1.1 工段概况： 本工段是与焦炉配套的煤气净化装置的第二个工序。 本装置分为煤气脱硫脱氰、脱硫再生、硫回收、剩余氨水蒸氨四部 分。主要是将煤气中的硫化氢含量脱至 30mg/Nm3 以下，保证后续干 法脱硫稳定，并回收硫磺。1.2 法及流程特点：本工段采用湿法硫酸，将煤气中的 H2S含量脱至30mg/Nm3, 并回收硫磺。 剩余氨水采用直接蒸汽汽提蒸氨， 生产浓氨水做 脱硫的补充液。蒸氨废水送生化处理。本工段采用焦炉，煤气中自身喊有的氨为碱原，以PDS+栲胶为复合催化剂的湿式

3、氧化法前脱硫工艺，该法不仅可脱去H2S,还可 脱去大部分HCN及部分有机硫，脱硫效益咼，且不必外加碱源，循 环液中含盐量积累慢，可不设提盐装置，产生的废液不多且可回兑炼 焦煤中。因此不仅具有投资省，操作费用低，运行稳定的特点，而且 具有良好的环保效果。脱硫富液的再生采用槽式自吸氧化再生， 既免用了高大的再生 塔，节省投资，又可节省加压空气需要的动力。硫回收采用连续融硫 釜硫挥手硫磺具有操作环境佳，溶液富产盐量少。本工段的布置原则是：满足流程顺、结构紧凑、占地少、便于 维修和组织生产，并符合有关防火防爆、安全生产等规范规定。1.3三废排及治理：再生尾气大约1600Nm3/h，分别由三个高度为20

4、.0米的放散管排 放。符合国家恶臭污染物排放标准。脱硫液日排放量为0.3m3，掺入炼焦煤中炼焦不外排。1.4生产制度：除硫回收外年操作日均为365天，按五班三运转连续运行；硫回收系 统为两班工作制。2、原料、产品的规格及数量2.1原料的规格及耗量：（1）干煤气同冷鼓电捕工段送出的干煤气组成及数量。（2）剩余氨水同冷鼓电捕工段送出的剩余氨水组成及数量。（3）PDS+栲胶复合催化剂用量：2.5t/a（4）碱液用量：537t/a NaOH（42%）2.2产品的规格及产量：（1）煤气：煤气量：Nm3/h （干）温度：+36C压力 0.014Mpa（G）杂质含量（g/Nm）:H2S有机硫HCN苯NH3焦

5、油萘0.030.200.330.17.73微量0.4（2）硫磺:纯度：75%数量：315t/a(3) 蒸氨废水：水量：10m 3/h温度：40 °C 压力：0.350.45Mpa (G)3工段内危险性物料主要物性表序名分子熔点沸点燃点在空气中 爆炸极限(V%)国家卫生标准号称量CCC最大允许浓度1煤 气10.1640 65036.94.70CO2:30mg/m 3H2S:10mg/m 32硫 磺32112.8444.63633氨17-77.7-33.565127.415.730mg/m 34、工艺流程简述来自冷鼓点捕动段的粗煤气先并联进入脱硫塔下部与塔顶喷淋下 来的脱硫液逆流接触洗涤

6、后，在并联进入脱硫塔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30mg.Nm 3。煤气经捕 雾段出去雾滴后进入旋流板捕雾器进一步除雾后，全部送至硫铵工 段。该系统煤气与脱硫液的流向是互为逆向流动。在脱硫塔内发生的主要反应如下：NH3+H2O=NH4OH(1)H2S+NH4OH二NH 4HS+H2O(2)NH4OH+HCN=NH 4CN+H2O(3)NH4OH+CO2二NH4HCO3(4)NH4HS+NH4HCO3+ (X-1 ) S= (NH4) 2SX+CO2+H2O(5)从脱硫塔中吸收了 H2S和HCN的脱硫液经脱硫塔液封槽至富油槽， 一同用富液泵抽送至喷射氧化再生槽，

7、每个再生槽顶部设有喷嘴同时 自吸空气并流再生，再生后的脱硫清液分别进入贫液槽， 再用贫液泵 分两路送至脱硫塔顶喷淋。入席循环使用。在喷射氧化再生槽内发生的主要反应如下：NH4HS+1/2O2二 S； +NH4OH(1)(NH4) 2SSx+1/2O2= S； +2NH4OH(2)产身的硫泡沫则由喷射氧化再生槽上部扩大部分排至流泡沫中间 槽，不定期由压缩空气加压后送硫泡沫槽经一条总管进入硫泡沫泵， 可选择进入连续融硫釜， 生产硫磺。 从连续融硫釜内排出的脱硫清液 选择进入事故槽静置、冷却，不定期加入到脱硫贫液中。催化剂的配置：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

8、剂贮槽。 先加入软水再加入复合催化剂搅 拌使其溶解，在 24 小时内分别均匀递加到贫液槽脱硫液内。当系统 需要检修时，将其脱硫液排至事故槽。当富液的温度过低或过高时， 由富液泵送至喷射氧化再生槽的溶液需经溶液换热器用蒸汽或制冷 水加热或冷却后，再入喷射氧化再生槽。由冷鼓来的剩余氨水进土原料氨水过滤器进行过滤，过滤剩余氨 水中的焦油等杂质， 然后进入氨水换热气与从蒸氨塔底来的蒸氨废水 换热，剩余氨水由70C加热至98C进入蒸氨塔，一开一备。在蒸 氨塔中被0.5Mpa(G)蒸汽直接气提，蒸出的氨气入氨分缩器用32C 的循环水冷却， 冷凝下来的液体直接返回蒸氨塔顶作回流， 未冷凝的 含NH310%勺

9、氨气进入冷凝冷却器用16C的制冷水冷却，冷凝冷却 成约30 C浓氨水送至富液槽作为脱硫补充液。塔底排出的蒸氨废水 在氨水换热器中与剩余氨水换热后，蒸氨废水由103C降至60C进入废水槽，然后由蒸氨废水泵送入废水冷却器被32C的循环水冷却至40 C后至生化处理装置。蒸氨塔塔底排出焦油渣进入焦油桶，人工清理外运。由原料产品库区来的Na OH(42%溶液送入碱液贮槽，然后由碱液 输送泵加压后送入剩余氨水蒸氨管线。假如的碱量根据检测的PH值调节。B、采用塔式再生工艺1 概述1.1 工段概况： 本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。1.2 生产方法及流程特点：本工段采用湿法脱硫

10、，将煤气中的H2S 含量脱至工业用气标准W00mg/Nm3，并挥手硫磺，剩余氨水采用直接氨气气提蒸氨，生产浓 氨水作脱硫的补充液。蒸鞍废水送生化处理。本工段采用焦炉煤气中自含有的氨为碱源，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，不必外家碱源， 循环液中副产物积累慢， 可不用设提盐装置， 产生的废液不多且可回 兑炼焦煤中，因此不仅具有投资省，操作费用低，运行稳定的特点， 而且具有良好的环保效果。脱硫采用新型轻瓷填料塔。 轻瓷填料在传质过程中， 填料表面始 终保持一层液膜， 形成了好的气液接触， 比其他填料具有更高的传质 效率。回收采用连续融硫釜，操作环境佳，硫磺质量好

11、。 本工段的布置原则是：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。1.3 三废排放及治理：脱硫再生塔尾气1100Nm3/h含有NH3、CO2、N2等， 其他 含NH3约为2.5g/Nm3（7.1Kg/h）,由45m的高度排放，满足恶臭污 染物排放标准 GB4554-93的要求（45米高时氨允许排放量45Kg/h）。剩余氨水蒸氨后的蒸氨废水含氨 300mg/l,硫化物50mg/l,送生化 处理；脱硫残液主要含NH4CNS及（NH4）2S2O3,总量300g/l,配入精 煤中炼焦。1.4 生产制度：除硫回收外年操作日均为 365 天，按

12、五班三运转连续运行；硫回 收系统为两班工作制。2 原料、产品的规格及数量2.1 原料的规格及耗量：（ 1 ）干煤气同冷鼓电捕工段送出的干煤气组成及出量。（2）剩余氨水同冷鼓电捕工段送出的剩余氨水组成及数量。（3）PDS+栲胶复合催化剂：用量： 2t/a（ 4） 碱液：用量： 700t/a NaOH（40%）2.2产品的规格及产量：（1）煤气：煤气量：Nm3/h（干）温度：-36 C压力：-0.014Mpa（表）杂质含量(g/Nm3)NH3H2SHCN苯萘焦油6.740.30.2533.880.4微量(2) 硫磺：纯度：为6%数量：575t/a(3) 蒸氨废水：水量：10m3/h温度：-40 C

13、压力：-0.4Mpa(表)(4) 浓氨水：-283kg/h,其中含氨-10%3工段内危险性物料主要物性表序号命名分子量熔点沸点闪 占 八、燃占丿'八、八、在空气中爆 炸极限(V%)国家卫生标 准最大 允许浓度备 注1煤 气10.164065030.05.50CO: 30mg/m 3H2S: 10mg/m 32硫磺32112.8444.63633氨17-77.7-33.565127.415.730mg/m 34工艺流程简述来自冷鼓工段的粗煤气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)，使煤气中的H2S 含量降至O.3g/Nm3，煤气经捕雾段除去雾

14、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二NH4OH(1)H2S+NH4OH=NH 4HS+H2O(2)NH 4OH+HCN=NH 4CN+H2O(3)NH 4OH+CO2=NH 4HCO(4)NH 4HS+NH 4HCO+ (X-1)S=(NH4)2Sx+CO2+H20(5)从脱硫塔中吸收了 H2S 和 HCN 的脱硫液经脱硫塔液封至溶液循环 槽，补充剩余氨水蒸氨后的浓氨水和催化剂贮槽均匀加入的催化剂溶 液后用溶液循环泵抽送至溶液换热器加热后再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脱硫塔顶喷洒 脱硫，如此循环使用。在再生塔内发生的主要反

15、应如下：NH4+1/2O2二S J +NH40H(1)(NH4) Sx+1/202二SxJ +2NH4OH(2)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 硫泡沫泵加压后送入连续熔硫釜，用 0.5Mpa(G)的蒸汽见解加热连续 熔硫，生产硫磺外售。熔硫釜排除的清液进入缓冲槽，降温后经溶液 缓冲槽泵加压送回溶液循环槽。催化剂的配置： 在生产过程中需要及时补充催化剂， 催化剂一天 配置一次， 配料容器为催化剂贮槽。 先加入软水在假如复合催化剂搅 拌使其溶解，均匀加入溶液循环槽中。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 水中的焦油等杂志， 然后进入氨水换热器与从蒸

16、氨塔底来的蒸氨废水 换热，剩余氨水由-70 C加热至-98 C进土蒸氨塔。在蒸氨塔中被 0.5Mpa (G)蒸汽直接气提，蒸出的氨气入氨分缩器用32C的循环水 冷却，冷凝下来的液体直接返回蒸氨塔顶作回流，未冷凝的含 NH 10%的氨气进入冷凝冷却器用16C的制冷水冷却，冷凝冷却成 30C 浓氨水送至氨水溶液循环槽作为脱硫补充液， 塔底排除的蒸氨废水在 氨水换热器中与剩余氨水换热后，蒸氨废水由一103C降至一60C进入废水槽，然后由蒸氨废水泵送入废水冷却器被32 C的循环冷却至40 C后至生化处理装置。蒸氨塔塔底排除焦油渣进入焦油桶，人工清理外运。外购来的NaOH(4O%)溶液送入卸碱槽，然后由

17、卸碱槽液下泵加 压后送入碱液贮槽中贮存， 碱液贮槽中的碱液再由碱液输送泵送入剩 余氨水蒸氨管线。加入的碱量根据检测的 PH 值调节。5三废排放量:序号排放物排放点排放物排放情 况排放量组成及含量名称性状连 续间 断单位正常1蒸氨废水蒸氨塔底液VM3/h10含氨三300mg/l 硫化物 屿Omg/I2再生塔尾气再生塔 顶气VM3/h-1100含NH3-2.5g/Nm33脱硫残 渣低位位 置槽液 下泵液VM3/d-4.5含NH4CNS及 (NH4) 2S2O2 <300g/I10（二）、硫铵1概述1.1工段概述本工段的主要任务是用硫酸作吸收剂，脱除煤气中的氨，生 成硫氨并将其干燥后得到的硫氨

18、产品。采用喷淋饱和器，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，干燥采用传统的沸腾干燥剂，技术 成熟，操作稳定。1.2本工段分为煤气中氨的脱除及硫铵的干燥两部分。1.3生产制度年操作日为365天，按五班三运转编制。2原料、产品的数量及规格2.1原料（1）煤气同脱硫工段送出的煤气组成及数量。（2）硫酸用量：2125t/a（92.5%）2.2产品：（1）煤气：流量：Nm3/h（干）温度：-5 C压力：-0.0113Mpa杂质含量（g/Nm3）:NH3H2SHCN苯萘焦油0.030.30.2533.880.4微量硫铵：产量：2637.5t/a硫铵质量指标：名称指标一级品二级

19、品氮气% >2120.8水份% <0.11.0游离酸% <0.050.23工艺流程简述来自脱硫工段的粗煤气经煤气预热器加热，进入硫铵饱和器上段 的喷淋室，在次煤气与母液充分接触，使其中的氨被母液中的硫酸所 吸收，生成硫酸铵结晶。然后煤气进入饱和器的除酸器，分离煤气中 夹带的酸雾后被送往洗脱苯工段。在硫铵饱和器内发生的主要反应如下：H2SO+NH3二NH4HSO4（ 1）H2SO4+2NH3二（NH4）2SC4（2）NH4HSO4+NH3二（NH4）2SC4（3）在饱和器下部的母液，用母液循环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氨的结晶过程。饱和

20、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，硫铵洁净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洁净，由螺旋输送机送至沸腾干燥器，经热 空气干燥后进入硫铵贮斗，然后称量包装送入成品库。沸腾干燥器用的热空气是由送风机吸入，经热风器加热后送入。 沸腾干燥器排除的热空气经旋风除尘器扑集夹带的细粒硫铵洁净后， 由排风机抽送至雾膜水浴除尘器进行湿式在除尘，最后排入大气。外购来的硫铵先卸至卸酸槽，经卸酸槽液下泵送至硫酸贮槽子， 由硫酸泵送至硫酸高位槽，经控制自流入满流槽，调节饱和器内溶液 的酸度。4定员表序号名称

21、每班定员操作班次合计备注生产工人辅助工人1硫铵32315按五班配备定员12（三）、洗苯、脱苯1 概述1.1 装置规模及组成 本工段的主要任务是用焦油洗油洗去煤气中所含有的苯，再脱除 含苯富油中的苯，生产出粗苯出售。本工段包括终冷、洗苯、脱苯三 部分。1.2 生产方法及工艺特点 终冷采用横管间接终冷塔冷却焦炉煤气， 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 25g /Nm3; 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

22、送泵送往罐区装车外售，脱苯后的贫油返回洗苯塔循环使用。本工段的布置原则是：流程顺、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。1.3 装置三废排放及治理管式炉尾气：废气量为2702m3/h,SO2含量为254g/h,符合废气 排放标准。1.4生产制度年操作日为 365 天，按五班三运转编制。2、原料、产品的规格及数量1、原料： 煤气：同硫铵工段送出的煤气组成及数量 焦油洗油：用量： 265t/a 技术规格： GB3064822、产品：粗苯：产量： 3300t/a 技术规格： YB/T502293 煤气：流量： Nm3/h温度：-27 C压力：-0.008Mp

23、a （表）含杂质量（ g/Nm3）焦油氨H2SHCN苯微量0.050.30.252.0 5.03工段内危险性物料主要物性表序 号名 称分 子 量熔 占 八、沸 占 八、闪占八、燃占 八、在空气中爆炸极限（V%）备 注1煤气-10.1640650-30-5.5CO : 30mg/m3H2S:10mg/m 32苯-78.1125806.751.44工艺流程说明来自硫铵工段的粗煤气，进入终冷塔，在终冷塔上段用32 C循环水将煤气由55C降至35C，循环水温度升至40C，然后进入终 冷塔下段，在下段经16C制冷水冷却，煤气温度由35C降至27C并 从塔底流出，制冷水温度上升至 23C。经冷却后的煤气从

24、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，苯含量降至-2-5g/Nm3,再经过塔的捕雾段脱除雾滴后离 开洗苯塔，煤气进入外管网。一部分煤气送往焦炉做回炉煤气，一部 分送粗苯管式炉作燃料，剩余部分送往气柜。洗苯塔底富油由富油泵加压后送至粗苯冷凝冷却器，与脱苯塔 塔顶出来的粗苯汽换热，将富油预热至60C，然后至油油换热器与脱苯塔塔底出来的贫穷油换热，由60C升到110C,最后进入粗苯管 式加热至180C左右，进入脱苯塔，从脱苯塔塔顶蒸出的粗苯油水混 合汽进入粗苯冷凝冷却器，被从洗苯塔底来的富油和16 C制冷水冷却至30C左右，入粗苯油水分离器，分离的粗苯入粗

25、苯回流槽，部 分粗苯经粗苯回流泵送至脱苯塔塔顶作回流，其余部分入粗苯贮槽， 经粗苯贮输送坌送往槽车出售。分离出的油水混合物入控制分离器， 在此分离出的洗油至地下放空槽，并由地下放空槽液下泵送入贫油 槽。终冷冷凝液入冷凝贮槽再由冷凝液输送泵送冷鼓、电捕工段前冷 却荒煤气。并定期用冷凝液输送泵送终冷塔中部喷淋。脱苯后的热贫油从脱苯塔底部流出，自流入油油换热器与富油换 热，使其温度降至120C左右入贫油槽，并由贫油泵加压送至贫油冷 却器，分别被32C循环水和16C制冷水冷却至30C，送洗苯塔循环 喷淋洗涤煤气。外购来的新洗油卸入洗油地下槽，然后由新洗油地下槽液下泵送 入新洗油槽，做循环洗油的补充。0

26、.5Mpa （表）蒸汽被管式加热器至400C左右，部分作为洗油再 生器的热源，另一部分直接进脱苯塔底做为其热源。管式加热炉所需 燃料油洗苯后的煤气经煤气过滤器过滤后共给。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 油的质量，由洗油再生器将部分洗油再生，用过热整齐加热，蒸出的 油汽进入脱苯塔，残渣排入残油池定期送往煤场配煤炼焦或外售作燃 料。焦炉煤气由终冷塔冷凝所得的煤气冷凝液，溢流至冷凝液贮槽。 来自冷鼓工段的热氨水作为终冷塔冲洗用， 冲洗后的氨水也进入冷凝 液贮槽，一并由冷凝液输送泵送至冷鼓工段。为了降低洗油中的含萘量，脱苯塔中部设置了侧线菜萘，萘油入 萘扬液槽，后送至冷鼓工段

27、机械化氨水澄清槽。本工段的低点排油排至地下放空槽，由地下放空槽液下泵送至贫 油泵。本工段的低点排油至地下放空槽，由地下放空槽液下泵送至贫油 槽。5定员表序号名称每班定员操作班次合计备注生产工人辅助 工人1洗脱 苯2310五班编制定员6三废排放表序名称排放点、排放物性排放量m备注号1废气管式炉气1365m 3/h含 SO2 136.5g/h 连续2废渣洗油再生 器液21.55kg/h高沸点物洗油、连续16四）、污水处理1、污水处理水量及水质结合生产实际，考虑一定的余量，生化处理规模采取 40m3/h.17进水水质量（混合水） ：COD 15003000mg/lNH3-N:150 250mg/l

28、硫化物： 20 50mg/l 油： 200 300mg/l2、污水处理流程：BOD 5:6001300mg/l酚： 500 650mg/lHCN:820mg/lSS:100350mg/l#由于本工程污水中含COD、氨、氮较高，且所含污染物多为高度 有害物质， 设计生化处理流程采用对焦化污水处理较为有效的 “预处 理+厌氧 +前置反硝化 -硝化+生物接触氧化 +深度处理“工艺，也就是 通常所讲的”预处理+A2/O2+深度处理“工艺流程。流程简述如下：整个污水处理流程分为三段：第一是预处理段：包括隔油池、气浮池； 污水首先进入隔油池，除去轻油及重油。收集到的轻油及重油送 冷鼓工段回收利用。除去轻油

29、及重油后的污水进入气浮池，去除乳化油及胶状油。第二段是生物处理段：包括厌氧池、缺氧池、好氧池、接触氧化 池；污水经调节后进入厌氧池，在厌氧池利用厌氧生物对多环类化合 物的变构或解链作用， 把好氧和兼氧生物难降解的某些物质转化为易 的物质，把大分子有机物酸性发酵，降解成小分子有机物，进一步提 高污水的可在生化性；在缺氧池无 O2的条件下，由兼氧反硝化细菌 以进入缺氧的焦化污水中所含的某些物质为碳源， 利用回流硝化液中 NOJ、NO2-的O进行厌氧呼吸，分解污水中COD物质，同时将污水 中的NO3-、NO2-离子还原为N2等气体，实现NO3-、NO2-反硝化；在 好氧池中鼓入充足的空气， 并加入微

30、生物所需的各种营养， 利用所培 养的好氧生物去除污水中的残留 COD 等污染物，同时在好氧池中利 用硝化细菌及亚硝酸化细菌的作用将污水中的 NH3-N 氧化成 NO3-、 NO2-离子；出水经沉淀池沉淀后进入接触氧化池进一步处理，去除水中的有害杂质。第三步是深度处理段：混凝沉淀、提升进入过滤器，进一步去除 水中的有机物和浊度， 过滤后的污水全部送至熄焦工段复用， 不外排。剩余淤泥进入淤泥浓缩区进行浓缩，在进入压滤机房压滤，泥饼 掺入煤中炼焦。为保证生化处理系统的正常运行，保证出水水质，运行过程中需 由中控化验室对有关水质量进行定期化验分析，并通过液位、压力、 流量等仪表对系统进行检测、计量。3、污水处理出水水质 生产、生活污水经生化处理后，出水送至熄焦工段复用，水质 可满足熄焦用水水质要求。生化处理出水复用若有剩余，