煤气净化资料

1、摘要：本文对我国煤气净化工艺的发展进行了回顾， 提出了我国焦炉煤气净化工 艺发展的方向以及选择工艺流程的原则。 并推荐采用的焦炉煤气净化工艺流程以 及各单元中应采用的行之有效的环保、节能技术。1焦炉煤气净化工艺的历史回顾我国焦炉煤气净化发展是与炼焦工业的发展紧密相连的。建国以前，我国焦 化工业几乎是一片空白。建国以来，随着炼焦工业的发展，煤气净化工艺从无到 有，蓬勃发展，技术水平和装备水平得到了不断提高。概括起来，大体上经历了 三个阶段。第一个阶段是从20世纪50年代末到60年代中期，我国焦化厂的 焦炉煤气净化工艺主要是以50年代从原苏联引进的工艺为基础、消化翻板饱和 器法生产硫铵的老流程，以

2、当时的武钢焦化厂、包钢焦化厂、鞍钢化工总厂、太 钢焦化厂、马钢焦化厂等一批大型厂为代表。但该工艺存在流程陈旧、能耗高、 环保措施不健全、装备水平低等问题。主要表现在初冷采用立管冷却器，冷却效 率低；硫铵装置设备庞大，煤气阻力大，产品质量差，设备腐蚀严重；没有配套 建设脱硫装置，终冷系统不能闭路，对大气和水体污染严重；在粗苯蒸馏系统采 用蒸汽法，不但耗用大量蒸汽，产品质量也得不到保证。第二阶段是从60年代中期至70年代末期，随着我国自行设计的58型焦炉不断推广及炭化室高5.5 米焦炉的诞生，对煤气净化工艺开展了与石油、化工行业找差距进行技术革新的 阶段。在广大技术人员的努力下，在此期间我们将初冷

3、流程改为二段冷却；开发了多种油洗萘代替终冷水洗萘；研制成功了终冷水脱氰生产黄血盐，解决了终冷 水的污染问题；推广采用了溶剂脱酚和生物脱酚装置；以管式炉脱苯代替蒸汽脱 苯，开发了双塔、单塔脱苯新工艺；在个别焦化厂设置了改良ADA脱硫装置（如： 梅山焦化厂、北京焦化厂等）。除此之外，为了适应当时国内硫酸供应紧张的情 况，开发和推广了一大批采用氨水流程的焦化厂 （如:济钢、莱钢、邯钢、杭钢、 安钢、攀钢等）。当时，我国生产浓氨水的厂家曾占了整个焦化厂总数的三分之 一。但是，氨水流程也存在着设备腐蚀、堵塞严重、浓氨水产品质量低劣、产品 滞销、开工率低等致命问题。因此，虽然经过我国工程技术人员的不断努力

4、，焦炉煤气净化工艺有了一些 进展，而从环保、能耗、技术水平、工艺装备、产品质量等方面来看，仍然未能 摆脱落后的局面。第三阶段从改革开放以来算起，随着宝钢工程的建设，我国6米大容积焦炉的诞生，焦化厂的规模不断扩大，以及通过与国外技术交流，联合 设计、技术引进等方式，先后引进了各种规模、不同工艺的多套装置，我国工程 技术人员基本上掌握了全负压煤气净化工艺、 AS洗涤脱硫工艺、脱酸蒸氨工艺、 氨分解硫回收工艺、无饱和器法硫铵工艺、FRC法和T H法脱硫脱氰工艺、索 尔菲班法脱硫工艺、真空空碳酸盐法脱硫工艺、冷法和热法弗萨姆无水氨工艺以 及与之相配套的生产浓硫酸和 78%硫酸的工艺等国际先进技术，并在

5、设备和材 料国产化方面取得了突破性进展。在此期间我国焦化技术人员还自行开发了 HPF 法脱硫新工艺，消化创新了喷淋式饱和器代替半直接法饱和器生产硫铵装置。随着工艺技术的不断更新，生产过程自动化控制水平也得了提高，DCS集散型计算机控制技术得到了广泛的应用，从而使我国煤气净化技术和装备有了一个质的 飞跃，迈向了国际先进行列。2我国焦炉煤气净化工艺的发展方向近年来随着国民环保意识的加强，国家环保法规日益严格，最近国家又制定 焦化行业准入条件，对环保要求不断地提高。为了达到这些要求，焦化厂基建投 资和操作费用大大增加，生产成本明显提高，而市场经济的深入运作，把焦化企 业推向市场大势所趋， 21 世纪

6、焦化企业将面临着严峻挑战。为了在市场竞争中 求生存、求发展， 焦化工作者应转变观念， 在满足用户的净化煤气指标要求的前 提下，把提高环保水平，消除或减轻环境污染；发展节能工艺；开发短流程，降 低成本，增加效益；提高自控水平、实现生产过程优化控制，提高劳动生产率作 为我国煤气净化工艺的发展方向。 以环保、 节能、效益为中心选择煤气净化工艺 流程。3 焦炉煤气净化工艺流程的选择上述多种型式的焦炉煤气净化工艺和单元装置，当前在我国焦化企业都已建 成投产使用。应该说我们已经基本掌握了当今世界先进水平的各种不同煤气净化 单元装置的操作和管理， 完全可以根据用户的不同要求组合成各种焦炉煤气净化 工艺流程。

7、 从焦炉煤气净化工艺流程的单元组成来看， 流程的选择主要看采用什 么方法脱除煤气中的硫化氢和氨， 而当今国内外焦炉煤气净化技术发展趋势， 其 一是焦炉煤气脱硫脱氰装置设在终冷和洗苯前， 使煤气尽可能在终冷前将大部分 杂质除去， 以减轻对水质和大气的污染， 并降低对设备的腐蚀； 其二是优先选择 利用煤气本身的氨为碱源， 脱除煤气中的硫化氢和氰化氨， 这样可不需外加化学 品，也利于综合利用。（ 1） 采用以氨为碱源的 HPF 湿式氧化法脱硫为中心的煤气净化工艺流程。 其基本组合见图 1 。图 1 以氨为碱源的 HPF 湿式氧化法脱硫为中心的煤气净化流程 该流程选用以氨为碱源的 HPF 法脱硫脱氰工

8、艺 , 并将其置于鼓风机前电捕焦 油器之后负压操作， 不再专门设置预冷装置， 煤气系统温度梯度更趋合理。 在各 单元装置中采用如下行之有效的环保、节能技术。 选用带断液板的两段式横管冷却器， 分段采出冷凝液， 以节省低温水用量， 将煤气冷却到2225 C,最大限度地净化煤气，不再单独设脱萘装置；焦油氨 水采用沉降除渣的静置分离工艺，以保证焦油含水量 2% ；采用蜂窝式沉淀管 的电捕焦油器负压操作， 有效地保护鼓风机； 电动鼓风机采用液力偶合器或变频 调速以节约能源。 在 HPF 湿式氧化法脱硫工艺中， 再生塔采用预混喷咀及塔中部设置气泡分 离器的节能高效技术。 再生塔后尾气返回煤气负压系统，

9、以减少氨的损失， 杜绝 对大气的二次污染。 废液处理采用废液焚烧、 接触法制取浓硫酸装置， 生产的浓 硫酸用于生产硫铵，可解决废液的污染等问题。 蒸氨塔采用喷射器回收次蒸汽技术，减少蒸氨的蒸汽用量，以节约能 采用喷淋式饱和器生气硫按，减少煤气系统阻力，降低鼓风机的耗电 根据宝钢经验，增设循环水的水垢析出防止剂及防腐蚀剂的注入装置，装 设电导计来掌握循环水的电导度控制排污， 以提高初冷器循环水出口温度， 减少 循环水量。优先选用溴化锂制冷装置，保护水资源，提高水的利用率。 放宽苯的回收指标，由塔后煤气含苯 2g/m3放宽到45g/m3，减少 脱苯系统的低温水用量以降低能耗。 经过各单元生产装置的

10、完善和优化组合而成 的这套煤气净化工艺流程，预计在环保、节能、效益各方面能有较大的提高。由 于选用了以氨为碱源的脱硫脱氰工艺以及受废液制酸装置规模的限制， 该流程仅 适用于煤气含硫化氢 8g/m3、生产规模在年产100万吨焦炭以上的大型焦化 企业选用。对于规模较小的焦化厂，可以采用脱硫废液回兑炼焦煤的方法处理； 脱氨单元也可采用洗氨、 蒸氨、氨分解的工艺， 将分解后的尾气返回煤气负压系 统的方案。（2）采用以真空碳酸盐脱硫为中心的煤气净化流程。其基本组合见图2 。图 2 以真空碳酸盐脱硫为中心的煤气净化流程这种组合流程由于采用真空碳酸盐脱硫，其位置应放在苯回收工序的后面， 为了避免在整个系统中

11、设置终冷装置造成排污水的污染， 可采用洗氨、 蒸氨的方 法脱除煤气中的氨和部分氰化氢、 硫化氢，蒸氨后的氨汽采用间接饱和器生产硫 铵，尾气回到脱硫前煤气系统。 真空碳酸盐法脱硫属于湿式吸收法， 采用真空解 吸法再生，脱硫和再生系统均在低温下运行，腐蚀弱，对设备材料要求不高，吸 收塔、再生塔及大部分设备材质为碳钢，基建费用低。该脱硫工艺脱硫效率高， 在脱硫塔上部增加 NaOH 洗涤段，可使煤气中 H2S 含量降至 0.2g/m3 以下， 可满足焦化企业准入条件的要求。 所产硫磺转化率高， 质量优良， 克劳斯炉尾气 返回吸煤气管道不会污染大气。 而且再生塔的热源可用废热锅炉生产蒸汽和初冷 器所产的

12、热水均可利用， 故余热利用好。 该流程适用于煤气含硫化氢高的焦化企 业，之所以该流程选用间接法生产硫铵是因为采用半直接法生产硫铵后， 整个煤 气系统的温度变化梯度大，还要设置终冷，造成流程长，能源利用不合理。至于 前述各单元的节能、环保措施，该流程完全可以采用。（ 3）关于以氨硫循环洗涤（ AS 法）脱硫为中心的煤气净化工艺流程，在我国 已有不少厂家采用， 虽然该工艺也有不少优点， 但由于其脱硫效率较低， 一般只 能达到煤气含硫化氢 0.5g/m3 的水平，不能满足焦化企业准入条件的要求。此 外，该工艺技术装备水平高，要求的外部条件苛刻，必须严格操作，一个环节出 了问题，将影响整个氨硫系统的正

13、常操作， 目前我国已投产的装置还存在着堵塞 腐蚀等问题，建议在国内选用时应慎重考虑。焦炉煤气 , 工艺, 负压 , 系统焦炉煤气净化新工艺简介0 n$ v（ F# C/ p+ r# c） s7 Z7 e 摘要：通过对传统焦炉煤气净化工艺流程所存在的一些弊病的分析， 提出了一种 焦炉煤气净化的新工艺方法，其典型工艺流程为：粗煤气T初冷一脱苯兼脱萘一 捕洗油一脱硫一煤气输送一饱和器法脱氨一城市煤气。富油脱苯萘塔由板式塔改 为板波纹填料塔， 粗苯蒸馏系统采用耐腐蚀材料。 经脱湿后的净化煤气可达城市 煤气标准。该工艺可简化煤气净化流程，降低投资，缩减占地面积和劳动定员， 减少净化系统阻力，节约能耗，降

14、低生产成本，并有利于环境保护。 主题词：焦炉煤气 净化 工艺# q2 n- L2 u/ o# u9 a9 1、对传统煤气净化工艺的回顾 通常，焦炉煤气净化的流程为： 粗煤气T初冷一捕焦油一煤气输送一预冷-初脱萘一脱硫一饱和器法脱氨一终冷洗萘一脱苯一净煤气；1 a: V. + ; % 0 _3 K F 为满足城市煤气等需要，净煤气深度净化系统的流程为： : r0 1 b0 G* N+ g2 x净煤气-加压输送一冷却一深脱萘一深脱硫一城市煤气。$ V& c: X0 d, 丫& H& o 以下将粗煤气处理为净煤气的过程简称为一次净化； 将净煤气处理为城市煤气的 过程简称为二次净化。 . - F, Q

15、 N* w8 P（ v. t3 s g+ ; u传统工艺的粗煤气经初冷工段（含捕焦油部分，下同）后温度一般为23C25C。 有些生产厂为保证后续工序的顺行，甚至将其控制在w 20C。经煤气输送工序加 压可绝热升温10C20C,高者可达近30 E。为此，进入脱硫工序前须先经过 预冷-初脱萘工序并将煤气冷却至30C左右。并进一步脱除煤气中的焦油雾和 萘、苊等。对采用饱和器法生产硫铵的脱氨工序，为维持系统的水平衡，通常需 加热饱和器硫铵母液或将煤气加热至 50r55C。随后煤气进入脱苯前的终冷 洗萘工序，并为满足脱苯要求再次将煤气冷却至 25C左右。这样，在传统煤气 一次净化流程的初冷工序后，煤气又

16、经过耗能的升温、降温，再升温、再降温这 样两起两落的升、降温过程。煤气升降温幅度的绝对值约80 r左右。此后，若生产城市煤气的二次净化又需第三次经过煤气加压升温后再冷却， 然后进行深脱 萘、深脱硫的工艺过程。煤气净化全过程的综合能耗可观。 对采用以氨为碱源液相催化氧化法的煤气脱硫工艺， 通常要求待脱硫煤气的焦油 含量v 50mg/m3、萘含量v 500mg/m3。尽管在脱硫前设置了预冷-初脱萘工序， 但由于脱萘效果差，脱萘后的煤气含萘量仍为 500mg/m3 左右，一些焦化厂的生 产实践表明， 即使保证了以上焦油、 萘含量的指标， 对提高脱硫效率也有明显的 不利影响。 为达到硫化氢含量 20

17、mg/m3 的城市煤气标准要求， 通常还要在二次 净化过程中采用干法脱硫等工艺再次进行深脱硫。* k. v* H a$ A% u4 + V/S 待脱硫煤气焦油、 萘的含量指标对熔融硫质量也具有显著地影响。 在脱硫液浮选 再生得到的硫泡沫中， 除硫磺外， 尚含有焦油、 萘之类的烃化物组分及其它杂质 等。例如，某熔融硫试样约含近 20（重量百分比）的杂质，其中有萘约 45%， 苊10%，芴 3.5%，氧芴 5%等等。它不但影响了脱硫效率，同时以这样的硫泡 沫为原料进行熔硫生产操作时， 又存在得到的硫磺产品杂质含量高， 产品质量差， 存在着作为产品外销受限等问题。 与之相对应的是， 采用碳酸钠为碱源

18、的液相催 化氧化法对终冷洗苯后煤气进行脱硫所生产的熔融硫，其纯度不难达到98以上。尽管氨法脱硫好处甚多， 但该工艺生产的熔融硫质量差似乎也成其为所要付 出的必然代价。 , p% Z$ W! d+ : x传统工艺的脱氨工序， 多采用浓氨水流程或硫铵流程。 对浓氨水流程， 为保证水 洗氨的正常进行，须在洗氨前设有水洗萘或油洗萘设施， 以降低煤气中的萘含量。 对硫铵流程， 则难免产生或多或少的酸焦油， 不但影响硫铵产品的质量， 并应设 置酸焦油处理装置，以回收焦油并减少废渣排放。采用传统工艺从气源厂脱苯后出厂的净化后煤气中， 即使在脱萘效果相当不错的 情况下，煤气的含萘量亦为200 mg/m3左右；

19、而城市煤气、某些化工过程的原燃 料气及冶金工厂的部分用户对煤气含萘量的要求为：冬季 50 mg/m3;夏季100 mg/m3。为达到这样脱萘效果，通常还要在二次净化过程中采用轻柴油洗萘等工 艺进行煤气的深脱萘处理。 但经洗萘后轻柴油的经济价值大幅降低。 结合石油化 工产品价格逐步上涨的长期趋势，采用轻柴油洗萘工艺路线具有难以忽视的弊 病。然而，由于煤气净化粗苯工段的富油脱苯塔多采用板式塔， 因其分离效率低、 塔板阻力大等原因，必然导致煤气净化脱苯工序的脱萘效果差。2、煤气净化新工艺简述 在简化工艺流程、 减少投资占地、 降低生产成本的前提下， 为满足城市煤气标准 要求，在对传统煤气净化工艺冷凝

20、鼓风工段后各工序利弊分析的基础上， 通过合 并其同类功能、 取消某些单元操作或调整相关工序的前后顺序， 推出了焦炉煤气 净化新工艺。下面以硫铵流程为例，对新工艺简介如下：新工艺流程为：粗煤气一气液分离一初冷一脱苯萘一捕洗油一脱硫一煤气输送f 脱氨f净煤气（城市煤气）。+ x.乙b K9 z* K; t- J& e来自焦炉集气管的粗煤气，经汽液分离器进入横管冷却器被冷却至25-27E。即当前的终冷温度。欧洲技术人员认为，理论计算表明28C是最佳值，芬兰（1995） 和瑞典（1985）的生产实践即采用该值。当前初冷集合温度降至趋于20-23C,甚至有18C的。因此，对初冷工序的节能大有裨益。经过横

21、管冷却器，煤气中 绝大部分的焦油汽、大部分水蒸气和萘被冷凝后以焦油氨水冷凝液的形式排出。 显然，若煤气输送工序设在脱苯兼脱萘工序之前， 则需在输送工序后、 脱苯兼脱 萘工序前设置吸收煤气加压绝热升温显热的冷却设施。 离开横管冷却器的粗煤气 进入脱苯兼脱萘工序的12台贫油洗苯兼洗萘（以下简称为洗苯萘）塔，其煤 气含苯量通常为23g/m3。由于该工艺将脱苯兼脱萘工序设置在脱硫、脱氨工 序前，因此脱苯蒸馏系统需采用相应的耐腐蚀材料。 当粗煤气进入脱苯萘工序的 洗苯萘塔后,初冷后粗煤气中通常所含15g/m3的轻焦油雾滴的绝大部被洗涤 到洗苯萘贫油中。 洗苯萘贫油从煤气中吸收了苯、 萘后，作为富油离开洗

22、苯萘塔。 在富油脱苯萘装置中， 富油所含的源自于轻焦油雾滴中的苯、 萘类轻组分经富油 脱苯萘的蒸馏塔被分离到粗苯产品中， 并提高了苯、萘类产品的收率或销售收入。 为此，为了保证粗苯产品质量， 宜在富油脱苯的蒸馏塔上设有采出萘溶剂油的出 料侧线；源自于轻焦油雾滴中的洗油类组分被分离到用作煤气脱苯吸收剂的循环 使用的洗苯萘贫油中， 并降低了洗苯洗油消耗或生产成本； 源自于轻焦油雾滴中 的其正常沸点高于洗油类组分的重组分， 在一次性发挥了其洗苯萘能力后， 作为 在富油脱苯萘装置中的再生器排渣被分离出， 这亦对降低洗苯洗油耗量有利。 在 初冷与脱苯萘工序之间不设有捕焦油工序，对 120 km3/h的煤

23、气净化装置，年可 增收减耗粗苯、萘溶剂油或洗苯洗油千余吨。采用焦化厂自产的煤焦油洗油作为深脱萘的吸收剂， 重复使用性好， 经济合理费 用低，且可回收含萘化工副产品， 并摆脱传统工艺的深脱萘工序对高成本轻柴油 的依赖。在煤气净化的脱硫、 脱氨工序前，使洗后煤气含萘量达到冬季 50mg/m3、 夏季100mg/m3的城市煤气标准，需将脱苯兼脱萘工序的富油脱苯萘塔由板式 塔改为耐腐蚀孔板波纹填料塔，并将贫油含萘量稳定在满足深脱萘要求的 1.3% 以下。该塔可设置重苯出料侧线或分设重质苯、 萘溶剂油侧线。 但这些出料侧线 也可仅在非正常生产， 如贫油含萘量偏高， 难以保证脱萘效果时启用。 该工艺可 满

24、足脱苯后煤气含萘量达到城市煤气标准。洗苯萘后温度约为29E的粗煤气经电捕洗油器脱除油雾后进入脱硫工序。电捕 洗油器脱除洗油雾而回收的洗油， 可回兑用作苯萘吸收剂的洗苯萘贫油中， 这有 利于降低用作脱苯吸收剂的煤焦油洗油耗量并降低其生产成本。 脱硫工序采用以氨为碱源的液相催化氧化法进行煤气脱硫。 由于将脱硫工序设置 在脱苯兼脱萘工序之后， 并在脱苯萘与脱硫工序之间增设电捕洗油器， 最大限度 地减少了待脱硫煤气中的萘、 焦油或洗苯洗油的含量， 并提高脱硫效率， 减少废 液生成；彻底解决单级脱硫或多级脱硫的第一级脱硫装置中的脱硫液的品质恶化 对脱硫效率的不利影响。 粗煤气夹带的油类进入煤气脱硫装置的

25、碱性溶液中会发 生的致使脱硫液变质的皂化反应。 通常，多级脱硫系统的第一级脱硫装置所产生 的硫泡沫往往明显小于二、 三级脱硫装置所产生的泡沫量， 有悖于一级脱硫装置 的泡沫量应明显高于其二、三级装置的常理。此前，对脱氨、脱苯前的煤气进行 氨法脱硫，常需三级脱硫才可达到W 20mg/m3的城市煤气标准。因此，对需采用 多级脱硫的工况， 在脱苯萘与脱硫工序之间增设捕洗油工序而明显减少待脱硫粗 煤气中的油气后， 将会明显提高第一级脱硫装置的脱硫效率， 并具有将所需的多 级脱硫装置减少一级的可能性， 进而可明显减少建设投资、 占地及脱硫和煤气输 送工序的动力消耗。 此外， 即使在达不到减少一级脱硫装置

26、的情况下， 由于第一 级脱硫效率的明显提高， 也可降低脱硫装置的脱硫液循环量而降低动力消耗或运 行成本。进入脱硫工序待脱硫煤气含油杂质的降低， 可防止催化剂中毒， 减少昂贵的脱硫 催化剂耗量， 若配合以适当的提盐设施， 可使脱硫后煤气中硫化氢含量长期稳定 地达到 20 mg/m3 的城市煤气标准； 硫磺产品的质量亦会显著提高， 纯度应可达 98以上。为其外销带来良好影响。 2 g/ J/ _7 8 c$ d出自脱硫工序的煤气经输送工序加压后绝热升温约10C20C,必要时（如冬季）尚可通过脱氨工序的煤气预热器进行少许加热后再进入硫铵饱和器。 该工艺可充 分利用煤气经鼓风机加压绝热升温的热量， 减

27、少脱氨工序煤气预热器或硫铵母液 加热器的能耗。 这部分能耗通常用来保持硫铵饱和器内的水平衡。 此外，将脱氨 工序安排在脱苯兼脱萘和脱硫工序之后， 由于煤气中焦油含量明显降低， 故可较 传统工艺大幅减少脱氨工序所生成的酸焦油量， 并相应减少酸焦油处理费用， 且 有利于环保， 并减少硫铵中杂质含量， 提高硫铵产品质量。 7 S- h: b2 U O: w. M! w* E对浓氨水工艺， 在不低于煤气含萘露点的前提下， 由于洗氨操作温度越低， 洗氨 效率越高， 故新工艺方法的煤气输送工序宜设置在水洗氨装置之后。 该煤气净化 工艺已将进入在水洗氨工序中的焦油、 萘除之几尽， 故可取消原水洗氨工序附设

28、的洗萘装置。8 Z2 v6 i: S% u3 . D! U4 q采用上述工艺， 离开脱氨工序后在脱硫、 脱萘等指标上达到城市煤气标准的净煤 气，可外送或经脱水后外送。 & C/ U j J3 T# 3、煤气净化新工艺特点 将传统粗煤气一次净化工艺与生产城市煤气二次净化工艺合并后的新工艺方法 的特点如下：首先依先重后轻的顺序除净所有的有机物， 即在初冷工序脱除煤焦油后即在脱 苯萘工序的煤气脱苯萘塔中在洗苯的同时脱除煤气中的萘； 其后结合氨法脱硫的 特点及不同的煤气脱氨方法， 再依次脱除煤气中的酸性、 碱性无机物。 , Q; ?（ X- f2 6 1 O为了保证脱硫工序的顺行， 提高脱硫效果及硫磺

29、产品质量， 将脱苯工序设置在 粗煤气净化流程的初冷工序后，脱硫工序前。在以上工艺中的煤气鼓风机可根据脱氨工序所采用的不同工艺，而取不同位 置，且可有条件的将传统粗煤气一次净化工艺初冷工序后的煤气输送工序与生产 城市煤气二次净化工艺的加压输送工序合并之。 9 b A0 & n0 D1 A% ?* 将传统粗煤气一次净化工艺的预冷 -初脱萘、终冷洗萘、脱苯等各工序，与生 产城市煤气二次净化工艺的深脱萘工序的脱萘功能合并， 且均在新工艺方法的脱 苯兼脱萘工序中一次性完成。为采用源自煤焦油洗油含萘 2%的贫油作为吸收剂， 使得经脱苯兼脱萘工序处 理后的煤气含萘量达到城市煤气标准， 该工艺所采用的富油脱苯

30、 （兼脱萘） 塔需 采用耐腐蚀板波纹填料，其蒸馏系统亦需采用相应的耐腐蚀材料。 取消了将传统粗煤气一次净化工艺的预冷 -初脱萘、终冷洗萘及生产城市煤气 二次净化工艺的冷却工序等。对采用饱和器法生产硫铵的煤气净化新工艺， 将饱和器前煤气预热器与煤气输 送工序对煤气的主动、被动的加热过程相串联，以降低能耗。 * D; i a3 I/ h 将传统粗煤气一次净化的脱硫工序与生产城市煤气二次净化的深脱硫工序合 并于新工艺方法的脱硫工序中。4、煤气净化新工艺的积极效果 实施煤气净化新工艺将具有以下积极效果： 9 H! F+ c/ y& i; k4 L; m节能 % 12 T v/ z、5 R x0 T 将

31、传统工艺初冷工序后的煤气一、二次净化中三起三落煤气升降温幅100C的过程，简化为脱氨工序硫铵饱和器前一次性煤气升温约15 C的过程；将初冷温度由w 25E适当提高至2728C。为此，或取消了脱硫前预冷及煤气终冷的 制冷水能耗， 或减少了低温地下水的消耗， 以及相应设备运行的动力消耗等， 节 能效果显著。 取消了将传统粗煤气一次净化工艺的预冷 -初脱萘、终冷洗萘及生产城市煤气 二次净化工艺相关工序等， 简化了工艺流程， 减小了系统阻力； 提高了贫油洗苯 和煤气脱硫效率从而减少了相应工序的阻力， 尽管对脱苯兼脱萘工序和脱硫工序 采用负压流程有增大煤气输送工序鼓风机负荷的因素， 但仍使煤气输送工序总

32、的 动力消耗明显降低。提高煤气一次净化质量 8 y2 A7 B5 i: I 新工艺可在气源厂内， 通过一次性煤气净化， 达到城市煤气对脱硫、 脱萘的质量 要求。f; g E;、9 R3 b; n5 C$ L8 提高产品产量、质量# . g. U fl S7 + A0 8 i5 t3 z5 G在保证脱苯兼脱萘工序粗苯产品满足 180C前馏出量（容）玄93%这一质量指标 的前提下， 粗苯收率及脱硫工序硫磺产品质量均有较大幅度的提高， 并有助于提 高脱氨工序硫铵产品的质量。 5 G 3 ! v4 i o） J8 e X; W短流程、低投资、少占地3 A5乙V4 N n） |; y5 L3 F ? 取

33、消了传统粗煤气一次净化工艺预冷 -初脱萘、终冷洗萘工序及生产城市煤气二 次净化工艺的相关工序等， 推出了煤气净化的短流程， 工程建设投资、 占地亦明 显降低。降低生产成本 由原有一、二次煤气净化相关工序归并后形成的新工艺，不但减少了投资占地、 降低了能源动力消耗， 尚可减少生产操作或设备维护人员的劳动定员及设备维护 费用；可较原工艺明显减少洗苯洗油、 脱硫剂的消耗， 并减少或取消了二次煤气 净化对轻柴油等萘吸收剂的消耗。 8 ; ?7 M% y# B# / f0 9 | 有利于环境保护 相对于原有的煤气一次净化流程， 可杜绝脱硫工序废硫渣和终冷洗萘工序冷凝液 的排放，并可大幅度减少脱硫工序废液或脱氨工序酸焦油的排放； 对原有的煤气 二次净化流程，可杜绝干法脱硫排渣等方面的污染。 + W# o0 d# H3 Q# p 有利于资源回收 与三废排放相反相成的是有利于提高萘、 硫磺等资源的回收； 粗笨蒸馏装置采用 高效板波纹填料塔， 提高其分离效率， 亦有利于提高粗苯收率， 降低洗苯洗油耗 量。 m: K8 k+ r+ H5 相关情况简介 关于负压流程问题