煤气净化工艺工艺流程

1、煤气净化工艺工艺流程及主要设备煤气净化设施1概述煤气净化车间生产规模按2 >f65.5m捣固焦炉焦炉年产130万t干全焦配套设计。焦炉煤气处理量为75300m/h （标况）。煤气净化车间由冷凝鼓风工段、脱硫工段、硫铵工段（含蒸氨系统）、终冷洗 涤及粗苯蒸馏工段、油库及其相关的生产辅助设施组成。2设计原则对煤气净化车间本着经济、实用、可靠的原则，在满足国家环保、 职业卫生与安全、能源等法规要求的前提下，尽量简化工艺流程，并 合理配备工艺装备，以节省投资和工厂用地。3设计基础数据a）煤气量基础数据焦炉装煤量（干基）：206.98t/h煤气产量：340Nm3/t（干煤）b）煤气净化指标表1煤气

2、净化指标表序号指标名称单位净化前指标净化后指标1NH3g/m368< 0.052H2Sg/m357< 0.23苯g/m324 40<44焦油g/m3< 0.025萘g/m3< 0.34原材料及产品指标4.1焦油一一符合YB/T5075-2010 2号指标序号指标名称质量指标1密度(20 C )g/cm31.13-1.222甲苯不溶物（无水基）,%<93灰分，%< 0.134水分，%< 4.05粘度（E80）< 4.26萘含量（无水基），%> 7.0 （不作考核指标）4.2硫酸铵一符合GB535-1995-级品序号指标名称质量指标1氮N

3、含量（以干基计），%> 212含水，%< 0.33游离酸含量，%< 0.054.3粗苯一符合 YB/T5022-1993序号指标名称质量指标（溶剂用）1密度(20 C )g/ml< 0.900275 C前馏出量（重），<33180 C前馏出量（重）,%> 91 %4水分：室温（1825 C ）下目测无可见的不溶解的水4.4洗油指标序号指标名称指标1密度(20 C )g/ml1.03 1.062馏程（大气压760mmHg） ,%序号指标名称指标230 T前馏出量（容），%> 3.0300r前馏出量（容），%> 90.03酚含量（容），%< 0

4、.54萘含量（重），%<85水分< 1.06粘度（E25）< 2.0715 r结晶物无4.5浓硫酸指标符合GB/T534-2002序号指标名称质量指标1硫酸（H$O4）含量，%> 92.5 Wt)2灰分,%< 0.03 Wt)2铁（Fe）含量，%< 0.01 Wt)3砷（As）含量，%< 0.005 ( Wt)4汞（Hg）含量，%< 0.01 Wt)5铅（Pb）含量，5< 0.02 Wt)6透明度,mm50 ( Wt)7色度,ml< 2.0 ml Wt)4.6氢氧化钠指标（符合GB/T11199-2006）序号指标名称质量指标1氢氧化

5、钠（NaOH ） ,%> 302碳酸钠（Na2CO3）含量,%< 0.4%3氯化钠（NaCI）含量，%< 0.044三氧化二铁（Fe2O3）含量，%< 0.005煤气净化车间对荒煤气的初步冷却采用三段冷却工艺， 并在煤气鼓风机前设置 蜂窝式电捕焦油器脱除煤气中的焦油雾；随后煤气脱硫采用以PDS为催化剂的湿式催化氧化法脱硫工艺 ; 煤气脱氨采用喷淋式饱和器法生产硫铵工艺；煤气脱苯采用 焦油洗油洗苯工艺，富油脱苯采用管式炉加热及带萘油侧线的单塔生产粗苯工艺。其煤气净化主要生产工艺如下：焦炉来荒煤气一初冷器一电捕焦油器一煤气鼓风机一预冷塔一 脱硫塔一煤气预热器一喷淋式饱和器一

6、终冷塔一洗苯塔一净煤气供 焦化厂自用及外送。煤气净化工艺流程说明1. 冷凝鼓风工段 工艺流程来自焦炉82 C的荒煤气与焦油和氨水沿吸煤气管道至气液分离器， 气液分离 后荒煤气由上部出来，进入 3台并联操作的横管初冷器（ 2开1备）。在此分三段段冷 却，初冷器上段为余热采暖段，用于冬季厂前区余热采暖。采暖水供水温度为65 C,由横回水温度为 50 C。中段用 32 C循环水，下段用16 C低温水将煤气冷却至22 C管初冷器下部排出的煤气，经过折流板捕雾器后进入电捕焦油器，除掉煤气中夹带 的焦油，再由鼓风机压送至脱硫工段。为保证横管初冷器的冷却效果，在其上、下段连续喷洒焦油、氨水混合液，并 在其顶

7、部用热氨水定期冲洗，以清除煤气初冷器内部横管外壁上的焦油、积萘等杂 质。初冷器上段排出的冷凝液经上段冷凝液水封槽自流入上段冷凝液循环槽，并经 上段冷凝液循环泵进行循环喷洒，多余部分送至机械化氨水澄清槽。初冷器下段排 出的冷凝液经下段冷凝液水封槽自流入下段冷凝液循环槽，并经下段冷凝液循环泵 进行循环喷洒，多余部分冷凝液满流至上段冷凝液槽。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槽，再由循环氨水泵送至焦炉 冷却煤气；多余部分作为剩余氨水经过气浮除焦油器除油后送入剩余氨水中间槽， 经剩余氨水中间泵送入剩余氨水槽，再用剩余氨水

8、泵送至硫铵工段蒸氨。从循环氨 水中间槽接出一支氨水管，通过高压氨水泵将高压氨水送到焦炉，进行无烟装煤。 机械化氨水澄清槽下部的焦油自流入机械化焦油澄清槽，用焦油中间泵送入焦油中 间槽再用焦油泵送往油库工段的焦油贮槽。机械化氨水澄清槽和机械化焦油澄清槽 刮出的焦油渣，排入焦油渣箱，由叉车送往备煤系统添加装置返回流程。 工艺特点a初冷器采用高效横管冷却器，将煤气冷却到 2122 C,使煤气中 的大部分萘通过冷却脱除，确保后序设备无堵塞之患。横管冷却器采用三段冷却，中间带断塔盘结构，节约了低温水量，降低了操作 费用。冬季采用三段冷却，上部为采暖段，可有效利用余热，节约循环水用量。b）采用新型高效的蜂

9、窝式电捕焦油器，两台蜂窝式电捕焦油器同时操作可使处理后煤气中焦油可控制在20mg/m3以下，有利于后序设备的正常操作。c）采用气浮除焦油器，降低剩余氨水含油量，有利于蒸氨正常操作。 主要环保措施a）选择低噪声的输送设备。对有关建筑物采取降噪声措施。b）机械化氨水澄清槽分离出的焦油渣用专用渣箱接收并定期送至备煤系统，均匀兑入炼焦煤料中，避免其二次污染。c）各贮槽的尾气集中后，由排气风机抽送至排气洗净塔，洗涤后排放。主要设备设备名称及规格主要材质台数初冷器FN=5900m2Q235-A3电捕焦油器DN5400304/ Q235-A2机械化氨水澄清槽VN=340m3Q235-A3机械化焦油澄清槽VN

10、=140m3Q235-A1煤气鼓风机 Q=1600m3/min H=30kPa2主要操作指标横管初冷器一段米暖水入口温度50 C横管初冷器一段米暖水出口温度65 C横管初冷器二段循环水入口温度32 °C横管初冷器二段循环水出口温度45 C横管初冷器三段制冷水入口温度16 C横管初冷器三段制冷水出口温度23 C鼓风机后煤气温度40 C电捕焦油器绝缘箱温度> 90 C横管初冷器阻力< 1.5kPa电捕焦油器阻力< 0.5kPa2. 脱硫工段 工艺流程由冷鼓来的焦炉煤气首先进入预冷塔，煤气在预冷塔中冷却到2728 C左右预冷循环液从塔下部用泵抽出送至循环水冷却器，用低温水

11、冷却后进入塔顶循环喷 洒。采取部分剩余氨水更新预冷循环液，多余的循环液返回冷凝鼓风工段。预冷后的煤气进入脱硫塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触以吸收煤气中的 硫化氢、氰化氢（同时吸收煤气中的氨，以补充脱硫液中的碱源），脱硫后煤气送 入硫铵工段。吸收了 H2S、HCN的脱硫液从塔底流出，经液封管进入反应槽，然后用脱硫液循 环泵送入再生塔，同时自再生塔底部通入压缩空气，使溶液在塔内得以氧化再生。 再生后的脱硫液从塔顶经液位调节器自流回脱硫塔循环使用。浮于再生塔顶部的硫磺泡沫，利用位差自流入泡沫槽，用泵送入熔硫釜熔硫， 熔硫分离后的脱硫清液用泵送回反应槽，产生的硫磺冷却后外销。为保证日常检修的需要设

12、置事故槽，检修时将脱硫塔及再生塔内的脱硫液暂时 储存在事故槽内，检修后脱硫液继续循环使用。为保证脱硫液的碱度，将蒸氨产生的浓氨水定期通过浓氨水泵补充至脱硫系统 的反应槽中。为避免脱硫液中盐类的积累影响脱硫效果，从清液槽中定期排出少量 废液，由清液泵送往至粉碎机后的皮带上，兑入炼焦煤。 工艺特点a采用煤气自身所含的氨作为碱源，以 PDS为催化剂的脱硫工艺。此工艺流 程短，设备集成度高，占地面积小。脱硫效率高，可使煤气中的H2S 含量脱至< 200mg/Nm3。b）脱硫塔采用轻瓷填料，比表面积大、气液接触好，传质效率高。抗腐蚀性能 强，不堵塞。c采用新型熔硫釜熔硫。熔硫操作简单，可集硫与溶液

13、分离和熔硫为一体、操 作弹性大、生产可连续或间断、熔硫的蒸汽耗量小。 主要环保措施a）兑硫装置可去除煤气中95%以上的H$,既可提高净化煤气产品的质量，减轻 其后煤气净化系统的设备及管道腐蚀，又可大大降低煤气燃烧产生SO2等对大气环境的污染。b）脱硫产生的少量废液兑入炼焦煤进焦炉焚烧，有利于环保主要设备设备名称及规格主要材质台数预冷塔 DN5200 H=21500碳钢/轻瓷填料1脱硫塔 DN6800 H=33900碳钢内衬重防腐轻瓷填料2再生塔 DN4500 H=50656碳钢内衬重防腐2脱硫工段主要技术操作指标预冷器后煤气温度2728 C脱硫后煤气中H2S含量< 200mg/m33.

14、硫铵工段 工艺流程本段包括煤气脱氨、硫铵母液结晶、分离、干燥及产品包装、蒸氨等工艺过程。来自脱硫工段的煤气经煤气预热器加热后， 进入硫铵饱和器，饱和器1台操作, 1台备用。煤气在饱和器的上部分两股沿饱和器内壁与除酸器外壁的环形空间流动， 并经循环母液逆向喷洒，使其中的氨被母液中的硫酸所吸收，生成硫酸铵结晶。脱 氨后的煤气在饱和器后室合并成一股，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，从饱和器顶部出来， 再经酸雾捕集器进一步脱出夹带的酸雾后送终冷洗苯工段。在饱和器下段结晶室的母液，用母液循环泵连续抽出送至上段喷淋室进行喷洒， 吸收煤气中的氨，

15、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，硫铵结晶由上段喷淋室的降液管流至下段结晶室底部，用结晶泵将其 连同一部分母液送至结晶槽，硫铵结晶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。饱和器满流口溢出 的母液自流至满溜槽，再用小母液循环泵连续抽出送至饱和器的后室循环喷洒，以 进一步脱除煤气中的氨。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，再用小母液循环泵连续抽出，回补到饱和器系统。满溜槽顶部漂浮的酸 焦油，自流到酸焦油渣箱，由叉车送往煤场；从离心机卸出的硫铵结晶，由螺旋输送机送至振

16、动流化干燥床，用热空气干燥 后再由冷风机将热的硫铵颗粒降温冷却，以防结块，再进入硫铵贮斗，然后称量包 装送入成品库。振动流化床用的热空气由送风机吸进，在热风器加热到130140 C后送入。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级除尘。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。来自油库的浓硫酸先送至硫酸贮槽中贮存，再经可调式硫酸计量泵送至各加酸 点位，调节饱和器内母液的酸度。由冷凝鼓风工段送来的剩余氨水进入陶瓷管过滤器，经

17、流量控制后送入氨水换 热器，与塔底出来的蒸氨废水换热，并与碱液计量泵送来的碱液经混合器混合后进 入蒸氨塔。由蒸氨塔顶出来的氨汽经分缩器冷凝后，部分氨汽送硫铵饱和器生产硫 酸铵，部分氨汽定期经氨汽冷凝冷却器冷却成浓氨水，送至脱硫工段反应槽内，以 补充脱硫碱源。塔底出来的蒸氨废水由废水泵抽出，一部分经换热器与原料氨水换热和废水冷 却器冷却后，送酚氰废水处理站处理。一部分经过再沸器用蒸汽间接加热，产生的 蒸汽返回塔底作为蒸氨的热源。蒸氨塔底产生的沥青定期排至沥青坑，冷却后人工 取出送煤场兑入煤中。沥青坑排出的废水流入放空槽，再由液下泵送至冷凝鼓风工段。 工艺特点a）采用喷淋式饱和器，材质为不锈钢，使

18、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。b）采用再沸器方式处理蒸氨废水并同时加碱分解其中的固定铵，既节省蒸汽耗量，又有利于减轻污水处理系统处理 NH3-N的负荷。c）硫铵包装采用半自动称量包装，可以提高生产效率，降低劳动强度。d）硫铵工段硫铵母液管道采用钢骨架聚乙烯塑料复合管，具有抗腐蚀、使用寿 命长的特点。 主要环保措施a）干燥尾气采用干式及湿式两级除尘，除尘效率高，回收废气中夹带的硫铵粉 尘，不污染环境。b）集中处理生产中可能因跑冒滴漏产生的酸性母液等，不使其腐蚀 生产设施及造成污染。c）剩余氨水蒸氨系统设置一套备品，不因其生产装置检

19、修、停产时排放剩余 氨水。d）利用再沸器蒸氨，减少生化污水的排放量主要设备设备名称及规格主要材质台数喷淋式饱和器 4800/3600 H=11000mmSUS316L2母液循环泵Q=1100m3/h H=30m904L2蒸氨塔 DN1600 H=24000不锈钢2氨分缩器FN=120m2与氨汽接触部分钛材，其余部分为碳钢2主要技术操作指标 饱和器后煤气含氨 饱和器后煤气温度 饱和器阻力 饱和器母液酸度 离心机后硫铵含水 干燥器后硫铵含水 蒸氨塔顶氨汽温度 分缩器后氨汽温度 蒸氨塔底废水含氨 蒸氨塔顶操作压力 蒸氨塔底操作压力4. 终冷洗苯及粗苯蒸馏工段 工艺流程 本工段包括焦炉煤气终冷洗苯、&

20、lt; 0.05g/mi35055 C< 2000Pa3% 5%< 3%< 0.3%103-105C92-93C< 200mg/l （全氨）15-20kPa40-45kPa含苯富油的蒸馏分离等工艺过程。从硫铵饱和器来的5055 C煤气，首先进入煤气终冷器，煤气终冷器分二段冷却，上段用32 C循环水冷却，下段用16 C低温水将煤气冷却到2500。终冷器顶部设有冷凝液喷洒装置，终冷器下部冷凝液经水封槽流入冷凝液循环槽，用冷凝 液循环泵抽出后送至终冷器顶部循环喷洒，多余的冷凝液送至冷凝鼓风工段机械化 氨水澄清槽。从煤气终冷器出来的煤气进入洗苯塔，与从洗苯塔顶喷洒的贫油逆向接触

21、，吸收煤气中的苯。洗苯后的净煤气除部分供给焦化厂使用外，其余送往用户。洗苯塔底的富油经富油泵送至粗苯蒸馏工段，依次送经油汽换热器、贫富油换 热器，再经管式炉加热至约 185 C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塔底贫油槽，然后用热贫 油泵抽出经一段贫油冷却器、二段贫油冷却器冷却至27 C后去洗苯装置。在脱苯塔的顶部设有断塔盘及塔外油水分离器， 用以引出

22、塔顶积水， 稳定操作。 在脱苯塔侧线引出萘油馏份，以降低贫油含萘。引出的萘油馏份进入残渣槽， 定期用泵送至油库的焦油贮槽。从管式炉后引出 11.5%的热富油，送入再生器内，用经管式炉过热的蒸汽蒸 吹再生。再生器顶部汽体进入脱苯塔，再生残渣排入残渣槽，用泵送油库的焦油贮 槽。系统消耗的洗油定期从洗油槽经富油泵补入系统。 各油水分离器排出的分离水， 经控制分离器排入水放空槽，再用泵送往冷凝鼓风工段。各贮槽的放散气集中收集经冷鼓的排气洗净塔洗涤后放散。工艺特点a）终冷器采用横管间冷工艺，降低运行费用。b）洗苯塔采用不锈钢孔板波纹填料，比表面积大，吸收效率高。c）采用带萘油侧线的脱苯塔单塔生产粗苯，脱

23、除洗苯循环洗油中的 萘，保持系统萘平衡并简化工艺流程。d）采用管式炉加热富油并回收利用脱苯热贫油和粗苯油汽的热量以节省煤气， 提高热效率和产品质量。主要环保措施a）苯类产品的中间贮存采用保温措施并安装呼吸阀，降低苯类的挥发损失，改善生产环境。b）煤气终冷冷凝液及蒸馏产生的分离水，送入机械化澄清槽中c）再生残渣送至油库焦油贮槽兑入焦油中，不外排。主要设备设备名称及规格主要材质台数横管煤气终冷器FN=3320m2Q235-A2洗苯塔 DN5600 H-47271碳钢+不锈钢填料1脱苯塔 DN2000 H=272003041管式加热炉500万大卡/小时富油管材质：20G蒸汽管材质：3041主要技术操

24、作指标出终冷塔煤气温度26 C出洗苯塔煤气温度27 C洗苯塔后煤气中苯的含量< 4g/m3终冷塔阻力1000Pa洗苯塔阻力1500Pa贫富油换热后的富油温度155 C 160 C管式加热炉后的富油温度185 C 190 C脱苯塔顶部油汽温度90 C 93 C脱苯塔底部贫油温度180 C再生器顶部油汽温度200 C再生器底部温度190 C脱苯塔底部压力（表压）35 kPa再生器顶部压力（表压）40 kPa富油含苯量2%(V/V)贫油含苯量< 0.2%(V/V)2.4.6.5 油库 本工段是与焦炉煤气净化装置配套的工序，其主要任务是原材料卸车、贮存和 输送以及产品贮存、装车。产品主要是

25、焦油、粗苯，原料有焦油洗油、硫酸和烧碱 等。原材料及产品的贮存均按年产130万t焦炭能力配套贮存30天设计。原材料及产 品均按汽车装卸方式设计。工艺流程 由冷鼓工段来的焦油进入焦油槽贮存。当焦油需要外售时，由焦油泵送往汽车 装车台装汽车槽车外售。由焦油槽静置脱除的氨水溢流至地下放空槽，然后由地下 放空槽液下泵送往冷凝鼓风工段的机械化氨水澄清槽进一步分离。由粗苯工段来的粗苯进入粗苯贮槽贮存。当粗苯需要外售时，由粗苯泵送往装 车台装车外售。外购的硫酸由汽车槽车卸入卸酸槽，通过卸酸槽液下泵送入硫酸贮槽贮存，并 定期用硫酸泵送至硫铵工段。外购的碱液由汽车槽车卸入卸碱槽，通过卸碱槽液下泵送入碱液贮槽贮存

26、，并 定期用碱液泵送至蒸氨塔分解固定铵。外购的焦油洗油由汽车槽车卸入焦油洗油卸车槽，通过焦油洗油卸车液下泵送 入焦油洗油槽贮存，并定期用焦油洗油泵送至粗苯工段。此外焦油贮槽、粗苯贮槽上均设计有泡沫液接管， 用于贮槽化学泡沫消防使用。 工艺特点a)浓硫酸贮槽顶部安装脱水器，防止浓硫酸吸收水份稀释而腐蚀设 备并防止硫酸烟气外泄污染环境。b)焦油贮槽顶部安装呼吸阀，减少其放散有害气体污染大气c）焦油贮槽分离水至地下放空槽后，用地下放空槽液下泵送机械化氨水澄清 槽，无废液排放。d）粗苯贮槽顶部安装呼吸阀和隔热措施，降低苯损失，同时减少对大气的污染。e）各贮槽的放散气体收集送到冷鼓工段，经排气洗净塔洗涤后放散。主要设备设备名称及规格主要材质台数焦油贮槽 DN14200H=10000 VN1550m3碳钢4粗苯贮槽 DN11000H=10000VN950m3碳钢2洗油贮槽 DN4400 H=5585 VN70m3碳钢2硫酸贮槽 DN6600H=6000 VN200m3碳钢2