年产170万吨焦炭焦化厂COG净化工艺及设备初步设计

摘要焦炉煤气的净化包括焦炉煤气的冷却、化学产品的回收和煤气的输送，如：冷凝鼓风、煤气脱硫、煤气脱氨、煤气终冷、脱苯及粗苯蒸馏等工序，以脱除焦炉煤气中的硫、焦油、萘、氰化氢、氨、苯等杂质和回收焦炉煤气中重要的化学产品。本设计是年产170万吨焦炭焦炉煤气净化工艺及设备的初步设计。主要包括三局部:一、焦炉煤气净化工艺的文献综述。论述国内和国外焦炉煤气净化的各种工艺的主要原理以及其特点；二、对焦炉煤气净化方案的选择。根据各种焦炉煤气净化工艺的特点，对焦炉煤气净化方案进行了选择。详细表达了焦炉煤气鼓风冷凝、脱硫、脱氨及粗苯回收四个工段的工艺流程，用横管初冷器来对焦炉煤气进行初冷、用带压力焦油脱水的焦油氨水别离工艺来别离焦油和氨水、用真空碳酸钾法来进行脱硫、用喷淋式饱和器法来进行脱氨、用单塔生产粗苯工艺来回收焦炉煤气中的苯族烃；三、四个工段主要设备的计算和型号的选择。包括焦炉煤气初冷器、机械化氨水澄清槽、煤气鼓风机、电捕焦油器、饱和器、煤气终冷塔、洗苯塔。关键词：焦炉煤气；净化工艺；化学产品回收；设备选择与计算AbstractCokeovengaspurificationincludinggascooling,chemicalrecoveryandtransportationofgas，Suchas:condensationblast,Cokeovengasdesulfurization,removalofammonia,finalcoolingwashbenzene,crudebenzenefrombenzeneanddistillationprocesses.Toremovaltheimpuritiesinthecokeovengasandinordertorecoverimportantchemicalproductsfromcokeovengas.suchassulfur,tar,naphthalene,hydrogencyanide,ammonia,benzeneandsoon.Thedesignistoproduce1.7milliontonsofcokeandcokeovengaspurificationtechnologyandequipmentpreliminarydesign.Mainlyincludesthreeparts:First,theCokeovengaspurificationprocessofliteraturereview.Itdiscussesvariousdomesticcokegaspurificationprocessofthemainprinciplesandcharacteristics;Second,thepickingofcokeovengaspurificationprogram.Accordingtovariouscharacteristicsofcokegaspurificationprocess,cokeovengaspurificationschemeselection.Detaileddescriptionofthecokeovengascondensateblast,desulfurization,ammoniaandbenzolrecoveryoffoursectionoftheprocess,Firsthorizontaltubecoolerforcokeovengaswereearlycold,withpressuredehydrationwithtartarammoniaseparationprocesstoseparatetarandammonia,vacuumpotassiumcarbonatemethodfordesulfurization,Bysprayingsaturatormethodforammoniaremoval,BenzolproductionwithasingletowertorecovertheCOGbenzenearomatichydrocarbons;Third,Sectionfourmaincomputingdeviceandmodelselection.Includingcokeovengasprimarycooler,mechanizationammoniasettler,gasblower,electricaltar,saturator,finalgascoolingtower，washingbenzenetower.Keywords:Cokeovengas;Thepurificationprocess;Chemicalproductsrecycling;Equipmentselectionandcalculation目录1绪论11.1焦炉煤气净化意义11.2设计规模21.3焦炉煤气净化主要技术方案21.4本设计的主要设备22文献综述32.1焦炉煤气鼓风冷凝工艺32.1.1焦炉煤气的冷却工艺32.1.2焦炉煤气脱萘52.1.3焦油氨水别离52.1.4煤气中焦油雾的别离72.2焦炉煤气脱硫工艺72.2.1HPF法煤气脱硫脱氰82.2.2真空碳酸钾法煤气脱硫92.2.3氨硫循环洗涤法煤气脱硫102.2.4采用压力脱酸的氨水法煤气脱硫脱氰122.2.5改进蒽醌〔ADA〕法煤气脱硫脱氰132.2.6栲胶法152.2.7萘醌法〔TH法〕152.2.8苦味酸法〔FRC法〕162.2.9索尔菲班法煤气脱硫脱氰172.3焦炉煤气脱氨工艺192.3.1硫铵生产工艺192.3.2磷铵吸收法生产无水氨工艺212.2.3水洗氨-蒸氨-氨分解工艺222.4焦炉煤气中粗苯回收工艺232.4.1单塔生产粗苯工艺232.4.2单塔生产轻苯工艺242.4.3双塔生产轻苯工艺263焦炉煤气净化方案选择263.1焦炉煤气鼓风冷凝工艺方案263.1.1焦炉煤气的冷却263.1.2焦油氨水别离273.1.3煤气中焦油雾的别离283.1.4焦炉煤气鼓风冷凝工段的整体方案283.2焦炉煤气脱硫工艺方案293.3焦炉煤气脱氨工艺方案303.4焦炉煤气中粗苯回收工艺方案313.4.1焦炉煤气最终冷却313.4.2焦炉煤气脱苯323.4.3粗苯蒸馏324焦炉煤气净化主要设备计算与选择344.1煤气初冷器344.2电捕焦油器364.3机械化氨水澄清槽374.4煤气鼓风机374.5饱和器394.5.1根底数据394.5.2氨的平衡394.5.3饱和器的水平衡404.5.4饱和器的物料平衡404.5.5饱和器温度确实定424.5.6饱和器的热平衡424.5.7饱和器根本尺寸的计算454.6煤气终冷塔464.6.1根底数据464.6.2物料平衡464.6.3热量衡算474.6.4传热面积和计算484.7洗苯塔494.7.1煤气的实际流量504.7.2煤气的实际含苯量504.7.3贫油和富油中实际的含苯量和洗油量504.7.4洗苯塔直径及所需填料面积525结论535.1焦炉煤气净化工艺方案535.1.1焦炉煤气鼓风冷凝工艺535.1.2焦炉煤气脱硫工艺535.1.3焦炉煤气脱氨工艺545.1.4焦炉煤气中粗苯回收工艺545.2主要设备选择545.2.1横管初冷器545.2.2电捕焦油器545.2.3机械化氨水澄清槽555.2.4煤气鼓风机555.2.5饱和器555.2.6煤气终冷塔555.2.7洗苯塔55参考文献55致谢571绪论1.1焦炉煤气净化意义我国是一个储煤量的大国，也是一个炼焦产业的大国，炼焦过程会产生大量的焦炉煤气，如果焦炉煤气没有经过净化利用而燃烧掉放空的话，不仅会造成资源的浪费，而且还会严重污染大气环境和生态环境，这是非常不可取的。根据统计数据显示，我国的焦化企业将近有200多家，主要分布于冶金、化工、城建、煤炭等各个部门，其中每年焦炭产量超过l000kt的焦化企业约占l0%。在炼焦过程中，除有75%左右的原料煤变成焦炭外，还有25%左右的原料煤生成多种化学产品以及焦炉煤气。煤气净化回收系统回收的炼焦化学产品在国民经济中占有非常重要的地位。煤在炼焦时，从焦炉的上升管出来的荒煤气，经高压氨水喷洒冷却和用各种吸收剂以及净化工序处理后，可以提取焦炉煤气中的焦油、氨、萘、硫化氢、氰化氢以及粗苯等变为比拟纯的化学产品，并得到纯洁的焦炉煤气。焦炉煤气的净化对于煤气输送过程及回收化学产品的设备正常运行来说都是十分必要的。焦炉煤气中含有的萘和焦油在煤气中的最大危害就是堵塞设备和管路；焦炉煤气中的硫化氢和氨等酸性气体的最大危害就是严重腐蚀焦炉煤气净化的设备和焦炉煤气输送的管路；而且NH3和HCN等气体的危害是在煤气燃烧时转变为含氮的氧化物和含硫的氧化物，将会形成酸雾、酸雨、光化学烟雾等环境污染物，这将会严重污染大气环境。原料煤在焦炉中炼焦的过程中，原料煤中约有30%~35%的硫将会转化成H2S和HCN等含有毒有害的化合物，与NH3和HCN等气体一起形成焦炉煤气中的杂质，其中焦炉煤气中H2S的质量浓度大约为5~8g/m3，氰化氢〔HCN〕的质量浓度大约为l~2.5g/m3［l~2］。另外H2S和HCN具有非常强的腐蚀性和毒性，不仅会带来严重的腐蚀问题和环境污染问题，而且当空气中H2S的体积分数到达为0.l%时就能使人致命［3］。在焦炉煤气没有经过净化就作为燃料使用时，焦炉煤气中H2S和HCN等气体及其燃烧的产物SO2和含氮氧化物均有毒性，这将会严重污染大气环境和水资源，因此必须通过焦炉煤气净化系统除去这些有危害的杂质，同时转化为有用的化工原料和化学产品，这样既充分利用了资源，又保护了环境，减少了大气污染，所以焦炉煤气净化在国民经济中具有非常重要的现实意义和战略意义。1.2设计规模本设计是焦化厂的一局部，是焦化厂的化学产品回收车间，回收焦炉煤气中的化学产品，以净化焦炉煤气，再将净化后的焦炉煤气用于其他用途。设计规模是年产170万吨焦炭的焦化厂的焦炉煤气净化，新建投产，一次建成。本设计主要为化产车间的鼓风冷凝工段、硫冷工段、硫铵工段和粗苯回收工段，一共四个工段。1.3焦炉煤气净化主要技术方案焦炉煤气鼓风冷凝工段：焦炉煤气的冷却工艺方案首先是煤气在桥管中被循环氨水冷却到80—90℃后进入到煤气初冷器，初冷器选择间接冷却的橫管式初冷器，橫管初冷器应将煤气尽可能冷却到21—22℃，才能使煤气里75％的焦油和焦油雾，80％的萘除去；选择沉降除渣和静置别离工艺，将焦油氨水和焦油渣别离；选择蜂窝式电捕焦油器在鼓风机前的负压工艺来捕集煤气中的焦油雾；选择变频调速器的离心式鼓风机为煤气输送提供动力。焦炉煤气脱硫工段：选择真空碳酸钾法来煤气脱硫，这种工艺是利用碳酸钾溶液来吸收煤气中的硫化氢和氰化氢等酸性气体，从而净化焦炉煤气。焦炉煤气脱氨工段：选择喷淋式饱和器法硫铵工艺方案来脱氨。焦炉煤气终冷和粗苯工段：焦炉煤气的终冷工艺选择间接冷却的橫管初冷器工艺方案；在装有填料的填料塔中，用焦油洗油做吸收剂来吸收煤气中的粗苯；采用单塔生产粗苯工艺来进行粗苯蒸馏。1.4本设计的主要设备焦炉煤气初冷：一段选F=4000m2横管式初冷器；二段选F=1600m2的横管式初冷器。一、二段各选用3台，第一段和第二段叠放使用，另外备用1台，共计4台横管式初冷器。焦油捕集：选择两台沉淀极孔数为276孔，直径为5200mm的蜂窝式电捕焦油器，一开一备；鼓风机类型和调速技术：离心式鼓风机；用液力偶合器来调速。焦油氨水的别离设备：选择四台机械化氨水澄清槽，三用一备，其规格为V=300m3；焦炉煤气输送设备：两台Q=1200m3/min，扬程为30000Pa离心鼓风机。另外备用一台，共计三台。焦炉煤气脱硫：真空碳酸钾脱硫塔。焦炉煤气脱氨设备选择：选择喷淋式饱和器的内径D=5.4m，饱和器的内环直径D=1.73m，中央煤气出口管的直径为1.28m。焦炉煤气终冷：选用F=6000m2的横管式终冷器2台，另外备用1台，共计3台横管式终冷器，其总传热面积为F=6000m2。焦炉煤气洗苯塔：选择1台直径为6m的洗苯塔，每台洗苯塔充5段SM-125Y型波纹板填料，每段高4.2m，故洗苯塔高43.7m。2文献综述2.1焦炉煤气鼓风冷凝工艺2.1.1焦炉煤气的冷却工艺焦炉煤气离开焦炉时，通过上升管以650~750℃的温度进入集气主管，在桥管中用高压氨水对焦炉煤气进行喷洒，焦炉煤气被冷却到80~90℃，焦炉煤气的热量变为氨气的气化潜热和焦炉煤气一起进入集气管，形成的气液混合物从集气管进入气液别离器，气体进入煤气初步冷却器，煤气通过不同的冷却设备，并按不同的净化工艺要求，冷却到21~23℃或25~30℃后进入后续工序。煤气冷却过程不仅要对焦炉煤气进行冷却，还要尽最大可能地去除焦油雾、萘和腐蚀性杂质，以到达最大限度地净化煤气的目的[4~5]。〔1〕间接冷却工艺A、立管式初冷器立管式初冷器由筒体、上下水箱组成。多根传热管垂直地配置在冷却器的筒体内，用隔板将上下水箱分隔成六格。上部水箱为敞开的型式，这样就方便清扫管内的污垢，煤气与水室对应分格，煤气被冷却的同时，产生的冷凝液沉积在煤气室的下部，用管道引入到初冷器的水封槽。由于立管式初冷器的上部水箱为敞开式，因此水在管内流速低，大约为0.1m/s。而且传热效率低，并且冷凝液分别从各个分格中引出，煤气中的大局部萘是在50℃以后才开始析出，因而造成初冷器后段的堵塞严重，煤气的阻力增大，清扫频繁，出口煤气中的萘含量高，将会使使煤气的净化效果变差。在实际操作中，出现上部水温反而比下部水温高的情况，致使煤气入口侧这一格起不到冷却传热的作用。B、横管式初冷器横管式初冷器是由多个箱体组成的，在高为1m的长方形箱体内水平配置多根传热管。煤气从上向下流动，冷却水由下向上流动，整个设备可按需要分为三段或二段〔上面的是循环水段、下部的是低温水段〕。在低温水段可以采用断塔板与上部隔开，这样有较好的节能效果。用焦油氨水混合液横管式初冷器的中段、下段进行连续喷洒，一方面可以在传热管的外部壁面形成液膜，形成膜状冷凝，可以提高液膜的传质效率；另一方面煤气和冷凝液并行流动自上而下冲洗可防止萘和焦油等杂质的堵塞。由于横管初冷器提高了水流速度，一般为0.6~0.7m/s，煤气流向又于冷凝液流向一致，因此，其除萘效果要比立管式初冷器好得多，可最大限度地提高煤气的净化效率，总传热系数比立管式初冷提高了一倍多。对于相同的煤气量，横管初冷器的传热面积可大为减少，其工艺流程如图2.1所示。图2.1横管初冷器的煤气冷却工艺流程煤气的初步冷却是煤气净化工艺的根底。在初冷器中最大限度地将煤气冷却至21~22℃，就可以去除煤气中75%以上的焦油和焦油雾，还可去除煤气中80%的萘，使出口煤气的含萘量降低到0.4g/m3以下，即可到达相当于出口煤气的露点。这样，就可以实现整个工艺过程不需要另外建单独的煤气脱萘装置。〔2〕直接冷却工艺煤气流向为从下向上流动、氨水从上方向下进行喷淋与煤气进行逆流接触。采用直接式初冷器时，由于水与煤气直接接触，因此在冷却煤气的同时还可以对煤气起到洗涤的效果，煤气中的H2S、NH3、HCN等腐蚀性介质以及焦油雾等可以得到较好的净化。冷却过程中，为了防止设备的腐蚀，因此不能让腐蚀性的介质积累在循环液中，便需要经常换新鲜水，生成的废水送往焦油氨水澄清槽中对污水进行处理，补充的新鲜水可用送往焦炉的循环氨水，整个过程的换水量为整个循环量的5%~10%。对于直接式初冷器来说，由于存在先用冷却水冷却循环洗涤氨水，再用洗涤氨水冷却煤气这样的两个温差，在同样温度的冷却水下，直接冷却器冷却后的煤气温度要比间接初冷器的高。此外，由于直接式初冷器的液气比大，导致泵的电能耗用量也大，换热器的换热面积及换热器的台数将会增多，而且换热器占用地的面积大，我国有的设计中已不再采用这种初冷器。〔3〕间直冷工艺煤气在高温段由80~90℃冷却到50~55℃时采用间接冷却器，这时由于冷却的传热温差比拟大，冷凝液的量比拟大，但冷凝下来的萘的量相对较少，但是这种工艺的传热系数比拟高，因此需要的传热面积比拟少，那么换热器的占地面积将会比拟少；在煤气温度到达50~55℃时采用直接式冷却器，可充分发挥直接冷却净化煤气效果好的优点。但此工艺相比照拟复杂，设备比拟多、能源消耗大、占地空间面积大，我国只在宝钢一期和三期工程中采用此工艺。2.1.2焦炉煤气脱萘根据装入焦炉的煤料和焦炉的操作条件的不一样，焦炉出来的焦炉煤气中一般含萘量为5~10g/m3，其中萘呈气态。焦炉煤气脱萘的工艺流程：70℃的补充氨水在第一冷却器中冷却到35~36℃后，进入洗萘塔底部的循环氨水槽。然后用氨水循环泵抽出，经过第二冷却器将氨水冷却到35℃后再送至洗萘塔上段的煤气终冷段喷洒。氨水从终冷段的底部自流到下面的煤气预冷段喷洒，氨水那么流入底部的循环氨水槽。焦炉煤气脱萘的主要设备是油洗萘塔，为空喷塔，塔体用钢板焊制而成，预冷段和终冷段内村环氧玻璃钢，捕雾层有丝网和旋流板两种形式。2.1.3焦油氨水别离送入焦炉煤气集气管的循环氨水进入到焦炉煤气集气管，气液混合物从集气管送到气液别离器中将焦炉煤气和液态混合物进行别离，液体混合物经气液别离器自流到焦油氨水别离装置。此外，从煤气初冷器、电捕焦油器和鼓风机等设备冷凝下来的冷凝液也送往焦油氨水别离装置，在此将焦油氨水和焦油渣别离。循环氨水送回焦炉集气管喷洒，剩余氨水送往下道工序，焦油作为产品送油库外销。国内经常采用的焦油氨水别离工艺有三种方式[6]，现分述如下：A、带有二段脱渣的焦油氨水别离工艺机械化焦油氨水澄清槽内各层的密度如下：上层为1.01~1.02g/cm3;中层为1.17~1.18g/cm3；底层焦油渣为1.25g/cm3。在焦油别离器内的主要作用是再次分出焦油中少量的氨水和焦油渣，用泵将焦油从焦油别离器中送入到焦油槽。带有二段脱渣的焦油氨水别离工艺具有以下特点：①二段脱渣的效率高。经三段脱渣后可使焦油含渣量降低到0.3%〔100μm以上〕，脱除焦油渣的效率可以到达97%。②焦油氨水别离器的容积要比传统的机械化焦油氨水澄清槽大，并且各槽只有一格，操作检修时的劳动条件好。B、沉降除渣和静置别离工艺焦油氨水的别离采用常压、沉降除渣、静置别离工艺，其主要设备是焦油渣别离箱和焦油氨水别离槽两种，除渣和焦油氨水别离工序在不同设备内进行。焦油氨水别离槽的结构里面是锥形，外面为圆柱形的双层结构，这样可以巧妙地将油水别离槽、循环氨水槽和焦油脱水槽三者组合成为一体结构。另外，在油和水的界面处设置有乳化液的采出口。焦油氨水别离槽具有很多的优点，例如：操作简单、能耗低、别离效果好等。因沉降除渣和静置别离工艺的转动设备少，主要靠静置别离，实际操作说明，可使焦油的含水量降低到2%以下，其别离效果极为良好。沉降除渣和静置别离工艺的流程如图2.2所示。图2.2焦油氨水的沉降除渣和静置别离工艺流程C、带压力焦油脱水的焦油氨水别离工艺经过气液别离器别离后得到的焦油氨水首先送入到焦油氨水澄清槽中，氨水从澄清槽的顶部自流入循环氨水槽。带刮板的焦油氨水澄清槽中的刮刀将焦油渣刮出并连续排至手推车内，槽底上方的含水焦油用泵抽送至压力焦油别离器，以保证焦油中尽可能少含固体颗粒。在压力焦油别离器中，可以将焦油和水进行高度别离，槽底的焦油渣由螺旋输送机沿焦油流动方向输送，并间歇排入焦油氨水澄清槽。上层的氨水在满流槽中，当氨水满了之后会自动地排至焦油氨水澄清槽，经过脱水后的焦油将会自流至焦油储槽。这种流程最大的优点就是是占地面积小；缺点是传动设备比拟多，因此维修工作量大，操作的工作量比拟大，而且操作也比拟复杂。2.1.4煤气中焦油雾的别离焦炉煤气经过初步冷却器初步冷却后，还含有0.1~100μm的颗粒悬浮焦油雾，其含量为3~5g/m3，可通过高效率的电捕焦油器加以脱除，电捕焦油器的捕集效率在99%以上，捕集器后煤气中的焦油含量为20~50mg/cm3。在电捕焦油器沉淀极和电晕极之间的高压直流电场作用下，焦油雾被捕集在沉淀极上。以前，由于对电捕焦油器的重要性认识缺乏，再加上电捕焦油器本身存在不少问题，故国内不少焦化厂的电捕焦油器大多搁置不用，造成后续工序设备和管道的严重堵塞和腐蚀，甚至直接影响焦化产品的质量等不良后果[7]。根据电捕焦油器在焦炉煤气净化流程中不同位置的配置情况，一般可分为两种流程，即配置在鼓风机后的正压操作流程和配置在鼓风机前的负压操作流程。电捕焦油器的负压操作流程：EQ\o\ac(○,1)、煤气所含的3~5g/m3焦油雾可在鼓风机前充分脱除，减轻鼓风机冷凝液排出管的堵塞并减少吹扫次数；EQ\o\ac(○,2)由于鼓风机的绝热压缩后的煤气升温在15℃左右，焦油雾中的萘会将会升华而使煤气中的含萘量增加。因此，经初冷后存在于煤气中的焦油雾在鼓风机前脱除是极其重要的。电捕焦油器的正压操作流程：优点是煤气体积小，设备容量小。电捕焦油器沉淀极的形式有三种，即同心圆式、圆管列管式以及蜂窝式。同心圆式电捕焦油器的应用比拟少，一般只在小型焦化厂中使用。列管式电捕焦油器是传统形式。只要瓷瓶等附件及馈电形式适宜，设备尺寸选择正确，其捕雾效率是可以保证的。蜂窝式电捕焦油器可以很好地利用材料，占用占用的空间少，设备布置紧凑，制造安装比拟方便，而且操作管理容易。防止了列管式为了固定电晕极而存在无效空间的弊端。2.2焦炉煤气脱硫工艺焦炉煤气中的硫化氢含量主要取决于炼焦用煤料中所含硫分，而氰化氢那么是煤煤在焦炉中炭化时，煤气中的氨与红焦发生反响而生成的产物，即：C+NH3HCN+H2焦炉煤气中硫化氢和氰化氢主要分布在初冷器后的焦炉煤气和初冷过程中形成的剩余氨水中。焦炉煤气脱硫脱氢的方法可以分为干法脱硫工艺和湿法脱硫工艺两种工艺。现代化的大型焦化厂均采用湿法脱硫脱氢工艺。表2.1脱硫脱氰方法方法类型名称脱硫效率/%脱氰效率/%吸收剂、催化剂湿式吸收法代亚毛克斯法约98约30氨AS循环洗涤法90~9850~75氨真空碳酸盐法90~98约85碳酸钾湿式催化氧化法改进蒽醌法约99约90碳酸钠、蒽醌二磺酸萘醌法约99约90氨、萘醌磺酸苦味酸法约99约90氨、苦味酸栲胶法约99约90碳酸钠、栲胶PDS法约99约90碳酸钠、酞氰钴磺酸盐HPF法约99约90氨、对苯二酚、双核酞菁钴六磺酸铵2.2.1HPF法煤气脱硫脱氰HPF法是湿式催化氧化法脱硫，其催化剂是HPF催化剂。用HPF催化剂脱硫脱氰是一种液相催化氧化反响，具有在脱硫和再生全过程中催化剂活性比拟高和流动性比拟好等突出优点[8]。〔1〕HPF法煤气脱硫脱氰的工艺流程HPF法煤气脱硫可分为正压流程〔脱硫装置位于鼓风机后〕和负压流程〔脱硫装置位于鼓风机前〕。在正压流程中，鼓风机后的煤气首先进入预冷塔，与塔顶喷洒液逆流接触，煤气被冷却到30℃后进入脱硫塔。为了提高脱硫系统的氨硫比，剩余氨水蒸馏后的氨气兑入预冷塔前的煤气中，或将氨气冷凝成浓氨水后兑入脱硫液中。吸收硫化氢和氰化氢后的脱硫富液从脱硫塔底自流入到反响槽，然后用泵将脱硫富液抽送至再生塔进行再生。再生后就得到脱硫贫液，再将脱硫贫液通过液位调节器自流到脱硫塔中。硫磺泡沫再经过浓缩后装入到熔硫釜，再经过加热脱水、熔融后制得硫磺产品。脱硫废液经添加装置回兑入炼焦煤中，其工艺流程图如图2.3所示。图2.3HPF法煤气脱硫脱氰装置的工艺流程〔2〕对HPF法脱硫工艺的评价优点：①HPF法脱硫工艺的整个过程中，催化剂的催化活性和流动性比拟好；②脱硫效率可满足《焦化企业准入条件》的要求；缺点：①煤气脱硫过程中会产生富含硫氰酸铵和硫代硫酸铵等副盐的脱硫废液，且该废液难以处理。②从再生塔顶排出的再生尾气带有大量的氨，如果将这局部尾气直接排放便会造成严重的二次污染。③脱硫装置的产品硫磺纯度低，质量差，销路不畅。④因脱硫塔的空塔速度低、液气比大和再生强度高，从而使脱硫装置的设备庞大，能耗高。2.2.2真空碳酸钾法煤气脱硫真空碳酸钾法煤气脱硫是利用碳酸钾溶液来吸收焦炉煤气中的硫化氢和氰化氢。由于硫酸钾的溶解度高于碳酸钠，即真空碳酸钾法煤气脱硫工艺脱硫液的碱度大于真空碳酸钠法，故脱硫效率略高于真空碳酸钠法。在脱硫塔上部设置碱洗段的情况下，真空碳酸钾法出口煤气的硫化氢含量可到达200mg/m3，可满足焦化企业准入条件的要求[9~10]。真空碳酸钾法煤气脱硫的根本原理吸收反响K2CO3+H2S=KHCO3+KHSK2CO3+HCN=KHCO3+KCNK2CO3+CO2+H2O=2KHCO3解析反响KHCO3+KHS=K2CO3+H2SKHCO3+KCN=K2CO3+HCN2KHCO3=K2CO3+CO2+H2O副反响2KHS+2O2=K2S2O3+H2OK2CO3+H2S+0.5O2+HCN=KSCN+KHCO3+H2O真空碳酸钾法煤气脱硫的工艺流程真空碳酸钾法煤气脱硫的工艺流程如图2.4所示。图2.4真空碳酸钾法煤气脱硫的工艺流程从图2.4中可以看出，焦炉煤气从脱硫塔下部进入到脱硫塔中，脱硫和脱氰后的煤气从脱硫塔顶离开，再经除雾器除去夹带的液滴后送后续工序处理。由真空泵抽送并加压送往克劳斯装置或湿接触法制酸装置，回收硫磺或制取硫酸。为了提高脱硫效率，脱硫塔和再生塔均采用分段操作。脱硫液在循环过程中因氧的存在而生成KSCN和K2S2O3等盐类，为了保证脱硫效率，必须外排少量的脱硫废液，该废液可送机械化焦油氨水澄清槽处理。对真空碳酸钾法煤气脱硫的评述真空碳酸钾法煤气脱硫装置需要外购碱源，脱硫富液采用真空解析法进行再生，其操作温度低，能耗相对较低，脱硫效率可满足焦化企业准入条件的要求。酸性气体可用来生产质量高的硫酸和硫磺。但真空碳酸钾法脱硫工艺也有一些缺点，首选本身仍存在因副反响而产生的少量脱硫废液，废液增加了处理了难度，外排又会污染水源。此外，该装置必须设置在粗苯回收装置的后面，因此这将会增加管路和设备的腐蚀。2.2.3氨硫循环洗涤法煤气脱硫氨水法煤气脱硫工艺是以焦炉煤气中的氨为碱源，含氨水溶液为介质，采用氨硫循环洗涤法〔简称AS法〕脱除焦炉煤气中的硫化氢[11]。该法由洗涤装置和脱酸蒸氨装置组成。图2.5洗氨和脱硫装置的工艺流程①煤气净化系统中，需要将脱硫塔配置在洗氨塔的前面，因为这样可以用水洗氨得到的富氨水和脱酸蒸氨装置返回的脱酸贫液作为洗涤水来脱除煤气中的硫化氢气体。形成含氨和硫化氢的富液，再将含氨和硫化氢的富液送往脱酸蒸氨装置。②在蒸氨装置中，分解氨水中的固定铵盐所需的碱液〔NaOH〕，先在洗氨塔底部的碱洗段喷洒，再返回到蒸氨装置中去分解固定的铵盐。AS法煤气脱硫的工艺流程图2.5为洗氨和脱硫装置的工艺流程。因脱硫过程是吸收操作，一般要保证洗涤系统在尽可能低的温度下操作。由于水洗氨的反响为放热反响，必须及时地将参加到系统的热量和吸收反响的反响热除掉，以防止热量的积聚而形成局部过热而影响吸收的效率。半富氨水在进入脱硫塔上段之前需要增加冷却器，通过冷却器可将入塔半富氨水的温度从26℃下降到22℃，以确保整个脱硫塔从上至下到达等温操作。实际的生产操作证明，NH3/H2S比值必须到达4以上。此时，脱硫塔塔底富液中的CO2/H2S比值可到达3左右，脱酸贫液中的硫化氢含量不会高于2.5g/L，含氨量在20~25g/L。为了在操作中保持脱硫塔脱硫段内的NH3/H2S比值，强化脱硫塔上段洗氨段的洗氨操作是非常重要的。〔2〕对氨硫循环洗涤法煤气脱硫工艺的评价AS法煤气脱硫工艺是以氨为碱源的氨水脱硫法。脱硫装置设置在鼓风机前采用负压操作，具有煤气温度制度合理和节省能耗的特点。AS法利用焦炉煤气自身的氨作为碱源，不需要另外再添加脱硫用的碱液，且无二次污染，所得产品硫磺的产量高、质量好，纯度可达99.7%以上，且产品畅销，但也存在缺乏之处：①AS法煤气脱硫工艺的脱硫效率比拟低，经过脱硫塔后煤气中的含硫量一般仍在500mg/m3以上，有的甚至高达800mg/m3，难以到达我国对焦化企业准入条件的要求。②蒸氨装置所得的氨气用氨分解装置将氨破坏，所以没有获得氨的产品。2.2.4采用压力脱酸的氨水法煤气脱硫脱氰压力脱酸的氨水法煤气脱硫脱氰工艺简称FAS法。压力脱酸的氨水法煤气脱硫脱氰工艺不会产生二次污染、易于操作，还能获得高纯度的硫磺产品[12]。FAS法煤气脱硫的工艺流程图2.6所示的是FAS法煤气脱硫脱氰的工艺流程。从图2-6中可看出，来自鼓风机的焦炉煤气以45℃进入脱硫塔下部的煤气预冷段，在富液槽中，用高压泵对吸收了硫化氢的富液进行加压，和脱酸塔过来的热贫液进行换热、再用蒸汽对其加热到140℃后再送入脱氰塔进行脱氰。从脱氰塔顶吹入直接蒸汽。富液中的硫化氢和CO2等酸性组分从脱酸塔顶逸出，可直接送硫回收装置生产高纯度硫磺。脱除硫化氢后的贫液经过换热和冷却后再送入到贫液槽中。脱硫液循环过程中，多少会出现副产品盐类的积累，故须连续抽出局部贫液作为排污，排污的贫液可送至蒸氨原料槽与剩余氨水一起送蒸氨塔蒸氨。FAS法煤气脱硫新工艺的特点①酸性气体在硫回收装置中能生产出高纯度硫磺。整个脱硫系统中没有多余的废液产生，也不会产生二次污染。②可大大减少SO2的排放量，将硫生产元素硫。将会减少含氮氧化物的排放，同时增产话费硫铵，到达了节能、减少废物废水的排放、环保、增加脱硫效率的良好结果。图2.6FAS法煤气脱硫脱氰的工艺流程2.2.5改进蒽醌〔ADA〕法煤气脱硫脱氰蒽醌法也称ADA法。后经改进在脱硫液中增加了添加剂，对H2S的化学活性提高，脱硫率达99%；副反响Na2S2O3的生成根本得到了控制；脱硫液稳定无毒；对操作条件的适应性强。改进后的方法称作改进ADA法[13]。该法在我国被广泛采用，但ADA价高，资源偏紧，因此进一步推广受到限制。生产工艺原理在脱硫塔内进行的反响①煤气中H2S和HCN被碱液吸收Na2CO3+H2S=NaHCO3+NaHSNa2CO3+2HCN=2NaCN+H2O+CO2②偏钒酸钠和NaHS发生反响，生成产物焦钒酸钠并析出单质硫4NaVO3+2NaHS+H2O=Na2V4O9+4NaOH+2S③焦钒酸钠在碱性脱硫液中被氧化态的ADA氧化再生为偏钒酸钠在再生塔内进行的反响①复原态的ADA被氧化为氧化态ADA②H2O2可将V+4氧化成为V+5③H2O2可与HS-反响析出元素硫生产工艺流程如图2.7所示，焦炉煤气进入脱硫塔底，ADA脱硫溶液由塔上部进入，自上而下喷淋，吸收煤气中的硫化氢。吸收了硫化氢的ADA溶液从脱硫塔底流出，经过液封槽进入到反响槽中。反响后的溶液由溶液循环泵经过加热〔夏季为冷却〕后送入再生塔。与此同时，和送入塔底的压缩空气自下而上并流接触进行氧化再生，经过再生的ADA溶液由再生塔上部流出，经液位调节器返回脱硫塔循环使用。图2.7改进ADA法煤气脱硫工艺流程硫膏经贮斗放入熔硫釜，熔融后的熔融硫参加硫磺冷却盘，自然冷却为产品硫磺。2.2.6栲胶法栲胶法在20世纪70年代由我国广西化工研究所等开发。这种脱硫方法是在改进ADA法的根底上对其进行改进后得到的一种更好的方法，这种脱硫方法的脱硫效率、溶液硫容量和硫回收率等技术指标和改进ADA法相当，而且最为突出的优点就是是运行费用比拟低，可以防止硫磺堵塔的问题[14]。2.2.7萘醌法〔TH法〕萘醌法是20世纪60年代由日本东京煤气公司开发的脱硫脱氰工艺。初期使用碳酸钠或者氢氧化钠作为碱源，后来在70年代改用焦炉煤气中的氨为碱源。萘醌法〔TH法〕煤气脱硫脱氢的工艺流程[15]将硫代硫酸铵及硫氰酸铵转化为硫铵和硫酸作为母液再送往硫铵生产装置生产硫铵。萘醌法煤气脱硫脱氰工艺流程图如图2.8所示。煤气与添加了催化剂的脱硫液在脱硫塔中进行逆流接触，煤气中的H2S、HCN等酸性气体被脱硫液吸收，然后将脱硫液冷却后送到再生塔与空气并流而上。再生后的脱硫液大局部返回脱硫塔中循环使用，小局部送往Hirohax装置进行处理。再生后的尾气经第一回收塔、第二回收塔洗涤后排往大气。送往Hirohax装置的脱硫液在原料槽中需参加适量的浓氨水，并参加少量硝酸作为缓蚀剂，升压后与高压空气混合，再送经换热器与反响气体全部氧化，所得氧化液经冷却后送至硫铵生产装置。图2.8萘醌法〔TH法煤气脱硫脱氰的工艺流程萘醌法〔TH法〕煤气脱硫脱氢的主要特点：①萘醌法的脱硫和脱氰的效率比拟高。②在脱硫塔中单质硫的生成量刚刚只能满足生成NH4SCN反响的需要，而不会析出多余的硫，因此不会因为单质硫的聚集而轻易地堵塞设备及管道。③萘醌法工艺中废液的处理装置虽然工艺流程比拟简单，设备的占地空间少，但其操作条件比拟苛刻，需要在高温、高压和强腐蚀性条件下进行操作，因此主要设备的材质要求比拟较高。④因为吸收过程所需要的液气比拟大，再生过程所需的空气量大，而且废液处理过程中的操作压力较高，因此整个工艺装置的电能消耗比拟大。2.2.8苦味酸法〔FRC法〕苦味酸法是在1958年由日本大阪煤气公司开发。该法用氨水作为脱硫剂，苦味酸作催化剂进行煤气的脱硫脱氰，废液用于制酸[16]。FR法煤气脱硫脱氰的工艺流程如图2.9所示，煤气从脱硫塔下部进入，向上通过填料层与由塔顶喷淋的循环吸收液逆流接触，煤气中的H2S、HCN被吸收脱除。吸收了H2S、HCN的循环液从塔底抽出，经预混合喷嘴与来自空压机的压缩空气充分混合后送入再生塔底部，与高度分赛的气泡在再生塔上升的过程中部经气泡别离器引出，再用泵经循环液冷却器送往吸收塔顶部循环喷洒。从再生塔顶排出的硫泡沫送入缓冲槽，再用泵抽出，一局部送回再生塔顶用以消泡，另一局部送入离心机进行硫磺别离。别离所得的硫浆存于硫浆槽。所得滤液存于滤液槽，经滤液泵抽出送往废液浓缩装置的加热器循环液管路中。经浓缩的废液从循环液管路中引出，配入上述硫浆槽中，与硫浆一起经流浆泵抽送至浓缩液储槽，再用浓缩液泵送往制酸装置。由废液浓缩塔顶排出的含氨蒸汽送入初冷器前的吸煤气管道。由再生塔顶排出的含氨空气引入脱硫塔后的焦炉煤气管道中。图2.9FR法煤气脱硫工艺流程苦味酸法〔FRC法〕煤气脱硫脱氰的特点：①苦味酸法的脱硫和脱氰的效率比拟高，经过脱硫塔塔后的H2S和HCN气体的含量可分别降至20mg/m3及100mg/m3以下，含硫量和HCN的含量符合城市煤气标准。②在再生塔中，再生的空气用量少，其用量仅仅为理论空气量的1.3倍，因此再生塔中出来的含氨尾气可以直接进入到脱硫塔的煤气管道中，不会产生危害。③苦味酸氧化复原反响快，且价廉易得。2.2.9索尔菲班法煤气脱硫脱氰索尔菲班法〔Sulfiban)法脱硫工艺是使用单乙醇胺的水溶液〔简称MEA〕来直接吸收煤气中的H2S和HCN等酸性气体，这种方法属于湿式吸收法的范畴。索尔菲班法煤气脱硫装置在煤气净化系统中是在粗苯回收工序之后，处在焦炉煤气净化工艺流程的后面局部。煤气在脱硫塔中与脱硫贫液接触，贫液吸收煤气中的酸性气体H2S、HCN及局部CO2后变成脱硫富液，富液在气提塔中用再沸器及再生器发生的贫液蒸汽进行气提，将酸性气体蒸出，脱硫富液变为脱硫贫液，脱硫贫液再进行循环使用。蒸出的酸性气体H2S采用接触法来制取硫酸。索尔菲班法煤气脱硫装置工艺流程如图2.10所示。图2.10索尔非班法煤气脱硫脱氰的工艺流程从图2.10可以看去，焦炉煤气在脱H2S硫塔中与15%的单乙醇胺的水溶液进行对流接触，除焦炉煤气中的H2S被脱除外，脱硫液还吸收煤气中的HCN和局部CO2，吸收后的富液经过滤器溶液交换器后送入气提塔，与重沸器产生的蒸汽进行对流接触，解析出大局部H2S、HCN、CO2等酸性气体。脱酸贫液从气提塔塔底部流入重沸器中，通过蒸汽对其间接加热，局部溶液将会被蒸发为蒸汽，作为气提用蒸汽，剩下的溶液溢流进入MEA中间槽，并用泵抽出，经溶液换热器。从气提塔顶逸出的酸性气体经冷凝器冷却后生成的气液混合物在气提塔底部的储槽内进行气液别离。别离的酸性气体从气送往制硫酸装置用来生产98%的浓硫酸。冷凝液经回流泵返回蒸馏塔顶，同时还有一局部作为排污水送往废水处理装置。为保持溶液浓度，将重沸器内的局部溶液引到再生器中，用蒸汽间接加热。产生的MEA蒸汽与来自重沸器的蒸汽集合后进入气提塔。局部再生液经残渣别离槽别离残渣外排。2.3焦炉煤气脱氨工艺炼焦煤在焦炉中的干馏过程中，炼焦煤中大局部的元素氮与氢化合生成氨〔NH3〕，小局部元素氨转化为吡啶〔C5H5N〕、氰化氢〔HCN〕等，并随焦炉煤气从炭化室的上升管中逸出。氨的生成量相当于装炉煤量的0.25%~0.35%，粗煤气中氨的含量一般为6~9g/m3。氨虽是重要的化工原料，但是氨有严重的腐蚀性，是一种腐蚀性介质，因此必须用脱氨装置将氨从焦炉煤气中脱除[17]。对氨的脱除，目前国内广泛采用的有硫铵工艺、无水氨工艺和水洗氨-蒸氨-氨分解工艺等3种。2.3.1硫铵生产工艺半直接法硫铵生产工艺是将焦炉煤气送入饱和器或酸洗塔中生产硫铵，简称饱和器法或酸洗法。在饱和器中，按饱和器的结构不同，又可分为浸没式饱和器法和喷淋式饱和器法两种。间接法是将水洗氨和蒸氨后所得到的的氨气送入到饱和器中生产硫铵的方法。1、喷淋式饱和器法生产硫铵喷淋式饱和器法生产硫铵的工艺流程图如图2.11所示。图2.11喷淋式饱和器法生产硫铵的工艺流程从图2.11中可看出，从鼓风机或脱硫装置来的焦炉煤气进入喷淋式饱和器的前室，然后向下进入两侧的环形吸收室。在吸收室内，用含游离酸2%~3%的硫铵母液对煤气进行喷洒，母液与煤气进行逆流相互接触，煤气中含有的氨被母液中的硫酸吸收而生成硫铵。离开两侧环形吸收室的煤气在饱和器的后室集合成一股，用小母液循环泵送入后室的母液〔游离酸含量5%~6%〕对煤气第二次喷洒，来更深入地吸收煤气中剩余的氨。经二次喷洒脱氨后的煤气，在喷淋式饱和器上部沿切线方向进入中央旋风除酸器，以捕集煤气夹带的酸性雾滴，然后经中央管从顶部离开饱和器。经过喷淋式饱和器后的煤气中含氨量将会降低到比拟低的标准，一般可到达30~50mg/m3。中选用母液加热器时，由于母液温度较高时，对饱和器等设备的腐蚀严重，一般应将母液的出口温度控制在70℃以下。上段吸收了煤气中的氨后生成的硫铵母液，经过中央降液管流入到饱和器下段的结晶室中，并对下段的母液及结晶进行充分地搅拌，使母液中的晶体长大，并引起晶粒分级。刚生成的晶核或小晶粒的硫铵通过饱和介质向上部运动，大颗粒的硫铵结晶那么向下降落，并沉积在结晶室的底部。从结晶室上部流出的含有少量结晶的母液，经大母液循环泵送至饱和器上段两侧的喷洒箱内，对煤气进行循环喷洒。当饱和器下段结晶室内的硫铵母液中的晶比到达25%~40%时，用结晶泵将其抽送至结晶槽。再经过离心机别离后，将硫铵结晶送往硫铵枯燥系统，经枯燥、称量、包装后送至成品库。离心机的滤液返回饱和器中。酸洗法生产硫铵酸洗法生产硫铵的工艺：在酸洗法生产硫铵工艺中，氨的吸收和硫铵结晶分别在各自独立的系统中进行，因此，操作条件可以分别控制。氨的吸收采用两段空喷塔，用不饱和的硫铵母液作为吸收剂。因此这种方法煤气系统的阻力小、能耗低，设备及管道不易堵塞，可以长期运作，而且不必设置备用塔。硫铵的结晶采用真空蒸发结晶工艺，并用较大流量母液循环搅拌来控制硫铵晶核的形成，这样可以使结晶有足够的成长时间，以获得高质量、颗粒较大的硫铵结晶，其工艺流程如图2.12所示。图2.12酸洗法硫铵生产工艺流程从图2.12中可以看出，从鼓风机或脱硫装置来的煤气进入酸洗塔，分别用含游离酸2.5%~3%的硫铵母液分上、下两段循环喷洒。煤气从下部向上部流动并与硫铵母液逆流进行接触，煤气中的氨被母液中的硫酸吸收之后而生成硫铵。从酸洗塔出来的煤气经除酸器除去酸雾后，煤气中的含氨量不大于100mg/m3。酸洗塔上、下两段之间设有断液盘，可使上、下两段形成独立系统。喷淋母液分别自流到各自的母液循环槽，经母液循环泵再返回塔内喷洒。吸收过程所需的新鲜硫酸通过计量泵或高位槽经母液循环槽参加系统。所需水分加至母液循环槽内。控制系统的补水量，使酸洗塔吸收吸收氨后形成不饱和的硫铵母液，并将母液中的硫铵浓度保持在40%左右。连续用蒸发器供料泵从母液循环槽内将不饱和的硫铵母液抽出，送至真空蒸发结晶系统的结晶槽内，由结晶槽循环泵抽出，再通过母液加热器进行加热后进入真空蒸发器，母液经过真空蒸发而浓缩。浓缩后的过饱和母液，经过中心管处自动流入到结晶槽的底部。含有小颗粒状的硫铵结晶的母液，在结晶槽的中部被循环泵抽出，大流量的循环可以使硫铵晶体结晶长大。几乎没有结晶的母液在结晶槽的上部满了之后，将会溢流至溢流槽，再用溢流泵抽送回氨的吸收系统的母液循环槽。大颗粒的结晶便在重力的作用下沉积在槽底，再用浆液泵将其抽送至结晶供料槽。蒸发器的真空度是由两级蒸汽喷射器产生的〔真空度约为900kpa〕，使母液的沸点降低到50℃左右。从蒸发器顶部出来的气体经第一冷凝器与第二冷凝器冷凝后，一起送往凝结水槽外排。含有大颗粒硫铵结晶的母液，在供料槽中在重力的作用下沉降别离，滤液经过滤液槽返回到结晶槽。2.3.2磷铵吸收法生产无水氨工艺磷铵吸收法生产无水氨工艺是用磷铵溶液从焦炉煤气中选择性吸收氨，吸氨后的磷铵富液解析得到氨气。氨气冷凝成的氨水经精馏得到高纯度无水氨产品。无水氨的生产工艺可分为半直接法和间接法两种。半直接法是磷铵溶液直接从焦炉煤气中吸收氨；间接法是从酸性气体中吸收氨。所用原料有磷酸和NaOH。其工艺流程如图2.13所示。氨的吸收：从图中可以看出，氨吸收塔是由上、下两段组成的空喷塔，焦炉煤气从吸收塔的底部进入，吸收液与煤气逆流接触，在上、下两段单独进行循环喷洒吸收。在上段，吸收液中NH3和H3PO4的摩尔数之比为1.25，经过吸收液循环之后，将会吸收焦炉煤气中的氨，循环液中NH3和H3PO4的摩尔数便上升到了1.35。上段局部的一局部循环液可以从吸收塔的里面溢流到下段局部，来补充下段的吸收液，下段的吸收液在吸收了氨之后，NH3和H3PO4的摩尔比将会到达1.75~1.85。磷铵母液的再生：吸收氨后的磷铵母液送入到解析塔中，先要经过预处理进行除油，除油后的磷铵母液再和解析塔底的贫液换热被加热至110℃左右后进入接触器。富液必须先在接触器中蒸出所含的酸性气体。由接触器排出的含氨酸性气体返回吸收塔。图2.13磷铵吸氨生产无水氨的工艺流程氨的精馏：来自解析塔接收槽131℃、含氨20%左右的氨液送入精馏塔中部进行精馏。塔顶得99.98%纯氨气，经冷却后局部作为回流，送往精馏塔顶将塔顶温度控制在33~34℃之间，剩余局部作为无水氨产品。2.2.3水洗氨-蒸氨-氨分解工艺水洗氨-蒸氨-氨分解工艺由水洗氨、蒸氨、氨分解三局部组成，其工艺流程如图2.14所示。图2.14水洗氨-蒸氨-氨分解工艺流程水洗氨-蒸氨工艺：被冷却后的焦炉煤气进入到洗氨塔中，和塔顶下来的洗涤水逆向接触，洗涤水吸收煤气中的氨。为了保持洗氨吸收过程的等温操作状态，因此要设置中段循环将吸收过程产生的反响热用冷却水吸收下来。吸收氨后的富氨水送到换热器换热，经过换热后再送到蒸氨塔中进行蒸氨，在蒸氨塔中挥发的氨组分将被从液体中汽提出去成为氨蒸汽。经过汽提后的蒸氨废水再通过泵返回到洗氨塔顶部打循环。在蒸氨塔的顶部参加碱液，以在较高的pH值下除去液体中的固定铵盐，塔底的蒸氨废水送往洗氨塔进行洗氨，多余的蒸氨废水送到污水处理站进行处理。离开蒸氨塔的氨气经过分凝器进行局部冷凝，除去大局部水蒸气，得到的浓氨气需进一步处理。2.4焦炉煤气中粗苯回收工艺炼焦用煤在焦炉中经过隔绝空气干馏，干馏过程产生的苯族烃〔粗苯〕将呈气态随荒煤气从上升管中逸出，其中焦炉煤气中回收的苯族烃是非常重要的有机化学工业原料，如果不对其回收而直接燃烧掉，不仅会严重污染环境，而且还是对资源的浪费。因此，对焦炉煤气中的苯族烃进行回收有着非常高的经济效益。在焦炉煤气中，粗苯的含量一般为25~40g/m3。从焦炉煤气中回收粗苯时，一般均采用焦油中别离出来的洗油作为洗苯的吸收剂，其工艺过程包括煤气洗苯和粗苯蒸馏两个局部。现在，按脱苯塔的结构和产品品种的不同，一般可将粗苯的蒸馏工艺分为单塔粗苯工艺、单塔轻苯工艺和双塔轻苯工艺三种[18]。2.4.1单塔生产粗苯工艺单塔生产粗苯工艺是采用1台脱苯塔生产粗苯产品，脱苯塔有30层塔板〔提馏段14层，精馏段16层〕或50层塔板〔提馏段30层，提馏段20层〕，可使贫油含苯和含萘量更低，有利于脱除煤气中的苯和萘。单塔生产粗苯的工艺流程如图2.15所示。从图中可以看出，来自洗苯装置的富有首先进入油气换热器，与来自脱苯塔塔顶的粗苯油气换热，富有被加热至70℃后进入贫富油换热器。在此，富油被脱苯塔底排出的热贫油加热至150℃左右送入管式炉，在管式炉内用煤气将富油加热至180~190℃后再送入脱苯塔进行脱苯。从脱苯塔顶逸出的粗苯蒸汽温度约为90~93℃，进入油气换热器中与富油换热后，再送往冷凝器中用低温水将其冷凝冷却，冷却后的冷凝液送入到油水别离器。在油水别离器中将别离掉水后的粗苯再送入到回流槽中，其中局部送至脱苯塔的塔顶进行打回流，其余局部为产品进入粗苯储槽。脱苯塔塔底排出来的热贫油用泵抽送至贫富液换热器中进行换热，经过与富油换热后，再依次送入到一段贫油冷却器和二段贫油冷却器中对其进一步冷却，换热后的冷贫油送洗苯塔循环使用。图2.15单塔生产粗苯的工艺流程脱苯塔用的直接蒸汽先经管式炉加热至400℃后送入塔内。从管式炉出口的富油管中抽出1%~1.5%循环洗油量送入再生器进行洗油再生。再生残渣从再生器底部排至残渣槽，再用泵抽送至焦油槽。在塔顶部设有断塔板和油水别离器，别离出水以后返回下层塔板。从粗苯蒸馏装置中别离出的水收集至放空槽，再用泵送至鼓风冷凝装置的氨水系统。2.4.2单塔生产轻苯工艺单塔生产轻苯工艺与单塔生产粗苯的工艺流程根本相同，其区别只是脱苯塔的塔盘的数量有所增加，即相当于把两苯塔置于脱苯塔的顶部，两塔合并为一个塔。脱苯塔塔顶部馏出轻苯蒸气，精重苯从脱苯塔的精馏段侧线采出，生产轻苯和精重苯两种产品。单塔生产轻苯的工艺流程如图2.16所示。从图中可以看出，来自洗苯的富油首先进入油气换热器，与来自脱苯塔塔顶部的油气和水汽的混合物换热，富油被加热至70℃后进入贫富油换热器。富油和脱苯塔的底部排出的热贫油在换热器中换热，富油被加热，加热后的富油进入管式炉，再在管式炉内用煤气将富油加热之后再进入脱苯塔。从脱苯塔顶出来的油气和水汽的混合物温度约为78~80℃，进入油气换热器中与富油换热后，再在冷凝冷却器中用低温水冷凝冷却，冷凝液送入油水别离器。别离除掉水后的轻苯送入回流槽，局部轻苯的冷凝液送至脱苯塔的塔顶作回流，其余的轻苯冷凝液作为产品自流至轻苯中间槽。图2.16单塔生产轻苯的工艺流程脱苯塔加热用的直接蒸汽先经管式炉加热至400℃后送入塔底。从管式炉出口的富有中抽出1.0%~1.5%的循环洗油量送入再生塔进行洗油再生。再生残渣从再生器底部排至残渣槽，再用泵抽送至焦油槽。脱苯塔塔顶设有断塔板及油水别离器，以防止塔上部塔板的积水，所有别离水集中收集在放空槽，再用泵送至股份冷凝装置的氨水系统。为降低贫油含萘量，在脱苯塔的精馏段切取萘油，萘油排至残渣油槽。采用单塔生产轻苯工艺的工艺后，既可简化工艺流程，又可降低能耗。2.4.3双塔生产轻苯工艺双塔生产轻苯工艺是在单塔生产粗苯流程的根底上增加了1台两苯塔。单塔流程生产的粗苯作为两苯塔的原料，经两苯塔分馏得到轻苯和精重苯产品，其产品质量指标与单塔生产轻苯工艺的产品相同。双塔生产轻苯采用液体连料工艺，操作比拟稳定，但工艺流程比拟复杂，能耗也高。双塔生产轻苯的工艺流程如图2.17所示。从图中可以看出，单塔粗苯装置生产的粗苯，局部送脱苯塔塔顶作回流，其余的粗苯作为两苯塔的原料。粗苯送入到两苯塔中进行分馏，在两苯塔的塔顶逸出轻苯蒸气，出来的轻苯蒸气经过冷凝冷却及在油水别离器中除去水后进入轻苯回流槽。冷凝后的局部轻苯送至两苯塔的塔顶作回流，其余的轻苯冷凝液作为产品送入到产品槽。精重苯从两苯塔的提馏段侧线采出，两苯塔的塔底残油为萘溶剂油。两苯塔底设有外循环式加热器供应热量。图2.17双塔生产轻苯的工艺流程3焦炉煤气净化方案选择3.1焦炉煤气鼓风冷凝工艺方案3.1.1焦炉煤气的冷却焦炉煤气离开焦炉，通过上升管以650~750℃进入集气主管。在桥管中被循环氨水喷洒冷却到80~90℃后进入煤气初步冷却器，初步冷却器选用的是横管式初冷器。煤气在横管初冷器中从上向下流动，冷却水从下方向上方流动，整个设备可按需要分为上下两端：上段为循环水段、下段为低温冷却水段。其工艺流程图如图3.1所示。图3.1横管初冷器的煤气冷却工艺流程3.1.2焦油氨水别离送入焦炉集气管的循环氨水喷洒焦炉煤气，将大局部气态物质冷凝成液体，进入到集气管，集气管中的气液混合物经过气液别离器将煤气和液体分开，液体自流到焦油氨水别离装置。此外，从煤气初冷器、电捕焦油器和鼓风机等设备中冷凝下来的冷凝液也送往焦油氨水别离装置，在该装置中将焦油氨水与焦油渣别离。此处采用的是常压、沉降除渣、静置别离工艺。工艺流程图如图3.2所示。其主要的设备是焦油氨水别离槽和焦油别离箱，焦油渣别离箱是由抽屉式刮渣装置和自动清洗式滤渣筒组成的。因为沉降除渣和静置别离工艺的转动设备比拟少，主要靠静置来别离，实际中的操作说明，可以使焦油的含水量降低到2%以下，别离效果极为良好。图3.2焦油氨水的沉降除渣和静置别离工艺流程3.1.3煤气中焦油雾的别离焦炉煤气经初冷器初步冷却后，还含有0.1~100μm的颗粒悬浮焦油雾，其含量为3~5g/m3，可通过高效率的电捕焦油器加以脱除，电捕焦油器的捕集效率在99%以上，捕集器后煤气中的焦油含量为20~50mg/cm3。在电捕焦油器沉淀极和电晕极之间的高压直流电场作用下，焦油雾被捕集在沉淀极上。此处将电捕焦油器配置在煤气净化流程的鼓风机的前面，电捕焦油器处于负压操作流程。电捕焦油器选用的是同心圆式电捕焦油器。3.1.4焦炉煤气鼓风冷凝工段的整体方案从上述各种焦炉煤气的初冷、焦油雾的捕集及焦油氨水别离单元装置可看出，选择最正确的煤气净化工艺流程的原那么主要是在煤气冷却的同时，要尽可能地实现净化煤气的作用和确保焦油氨水的别离效果，以满足煤气净化工艺中后续的脱硫、脱氨、脱苯工序的要求，使产品焦油到达国家质量标准。其优选的流程如图3.3所示。图3.3焦炉煤气初冷及焦油氨水别离工艺选择的流程3.2焦炉煤气脱硫工艺方案焦炉煤气脱硫工段选用的工艺方案是真空碳酸钾法煤气脱硫，利用碳酸钾溶液来吸收焦炉煤气中的硫化氢和氰化氢。真空碳酸钾法的煤气脱硫工艺流程如图3.4所示。图3.4真空碳酸钾法煤气脱硫的工艺流程 焦炉煤气从脱硫塔的下部进入脱硫塔，与塔顶上方喷洒的碳酸钾溶液逆流接触，煤气中的硫化氢和氰化氢等酸性气体被脱硫液吸收后，煤气从脱硫塔的塔顶离开，再经除雾器除去夹带的液滴后送往后续工序处理。3.3焦炉煤气脱氨工艺方案脱除焦炉煤气中的氨，此处选用的是生产硫铵工艺，选用的方法是喷淋式饱和器法生产硫铵的工艺流程。用喷淋式饱和器来生产硫铵，具有煤气阻力比拟小、鼓风机的电能消耗比拟低、硫铵结晶颗粒大和质量好等优点，其工艺流程如图3.5所示。图3.5喷淋式饱和器法生产硫铵的工艺流程从鼓风机或脱硫装置来的焦炉煤气进入喷淋式饱和器的前室，然后向下进入两侧的环形吸收室。在吸收室内，用含游离酸2%~3%的硫铵母液对煤气进行喷洒，母液与煤气逆流接触，煤气中的氨被母液中的硫酸吸收而生成硫铵。离开两侧环形吸收室的煤气在饱和器的后室集合成一股，用小母液循环泵送入后室的母液〔游离酸含量5%~6%〕对煤气进行二次喷洒，以进一步吸收煤气中剩余的氨。经二次喷洒脱氨后的煤气，在喷淋式饱和器上部沿切线方向进入中央旋风除酸器，以捕集煤气夹带的酸雾，然后经中央管从顶部离开饱和器。喷淋式饱和器后的煤气含氨量一般可到达30~50mg/m3。中选用煤气预热器控制饱和器中的母液温度时，煤气在进入饱和器前应先经煤气预热器预热。中选用母液加热器时，由于母液温度较高时，对饱和器等设备的腐蚀严重，一般应将母液的出口温度控制在70℃以下。上段吸收氨后的硫铵母液，经中央降液管流至饱和器下段的结晶室，并以下段母液及结晶进行充分搅拌，使晶体长大，并引起晶粒分级。晶核或小晶粒硫铵通过饱和介质向上运动，大颗粒硫铵结晶向下降落，并沉积在结晶室的底部。从结晶室上部流出的含有少量结晶的母液，经大母液循环泵送至饱和器上段两侧的喷洒箱内，对煤气进行循环喷洒。当饱和器下段结晶室内的硫铵母液中的晶比到达25%~40%时，用结晶泵将其抽送至结晶槽。再经过离心机别离后，将硫铵结晶送往硫铵枯燥系统，经枯燥、称量、包装后送至成品库。离心机的滤液返回饱和器中。3.4焦炉煤气中粗苯回收工艺方案3.4.1焦炉煤气最终冷却为了保证粗苯的回收率，脱苯操作一般应在不高于30℃的温度下进行。因饱和器后的煤气温度为50℃~60℃，所以需要在煤气脱苯工序前进行煤气的最终冷却。煤气终冷工艺采用的是间接式终冷。冷却器选用的是横管式终冷器，对煤气进行间接冷却，煤气终冷的工艺流程如图3.6所示。图3.6间接式煤气终冷的工艺流程来自前道工序的煤气从终冷器的上部进入到横管式煤气终冷器，终冷器采用两段冷却的方式，煤气从终冷器底部离开，进入洗苯塔。终冷器采用循环液喷洒，以防止萘的堵塞。终冷器内产生的冷凝液经液封槽送至冷凝液槽。终冷器底部出来的煤气送往粗苯回收工段。3.4.2焦炉煤气脱苯洗苯的装置的主要设备是洗苯塔，一般可分为填料塔和空喷塔两种形式。此处选用填料塔来吸收煤气中苯。工艺流程图如图3.7所示。从图中可看出，来自粗苯蒸馏装置的热贫油，经一段贫油冷却器冷却后进入贫油槽，再用泵抽送至二段贫油冷却器冷却至25℃后送入洗苯塔塔顶喷洒，与从洗苯塔塔底进入的终冷后煤气逆流接触。吸收了粗苯的富油从洗苯塔底满流至富油槽，再经泵抽送至粗苯蒸馏装置。在洗苯塔塔顶设置有捕雾器，以捕集煤气中夹带的油滴。填料式洗苯塔的每层填料均设有气液再分布器装置。图3.7填料洗苯塔的煤气洗苯工艺流程3.4.3粗苯蒸馏粗苯蒸馏就是对洗苯后的富油进行脱苯操作，此处采用管式炉加热富油的脱苯工艺。脱苯过程采用的是单塔粗苯工艺。单塔生产粗苯工艺是采用1台脱苯塔生产粗苯产品，脱苯塔有30层塔板〔提馏段14层，精馏段16层〕或50层塔板〔提馏段30层，提馏段20层〕，可使贫油含苯和含萘量更低，有利于脱除煤气中的苯和萘。单塔生产粗苯的工艺流程如图3.8所示。图3.8单塔生产粗苯的工艺流程从图中可以看出，来自洗苯装置的富有首先进入油气换热器，与来自脱苯塔塔顶的粗苯油气换热，富有被加热至70℃后进入贫富油换热器。在此，富油被脱苯塔底排出的热贫油加热至150℃左右送入管式炉，在管式炉内用煤气将富油加热至180~190℃后进入脱苯塔。从脱苯塔顶逸出的粗苯蒸汽温度约为90~93℃，进入油气换热器中与富油换热后，再在冷凝器中用低温水冷凝冷却，冷凝液送入油水别离器。别离掉水后的粗苯送入回流槽，局部送至脱苯塔塔顶作回流，其余为产品进入粗苯储槽。脱苯塔底排出的热贫油用泵送至贫富液换热器，经与富油换热后，再依次送入一段贫油冷却器和二段贫油冷却器中进一步冷却，冷贫油送洗苯塔循环使用。脱苯塔用的直接蒸汽先经管式炉加热至400℃后送入塔内。从管式炉出口的富油管中抽出1%~1.5%循环洗油量送入再生器进行洗油再生。再生残渣从再生器底部排至残渣槽，再用泵抽送至焦油槽。在塔顶部设有断塔板和油水别离器，别离出水以后返回下层塔板。从粗苯蒸馏装置中别离出的水收集至放空槽，再用泵送至鼓风冷凝装置的氨水系统。4焦炉煤气净化主要设备计算与选择4.1煤气初冷器求标准状态下煤气处理量：每小时炼焦用煤量：W=W焦炭×10000/0.75/365/24=258.75t/h标准状态下的煤气处理量Q〔m3/h)：Q=W×1.07×Mo=258.75×1.07×345m3/h=95517.56m3/h式中：1.07为焦炉的紧张操作系数；W为装炉的干煤量t/；Mo为煤气发生量，取345m3/t选用横管间接式初冷器两段冷却：第一段粗气进口温度82℃粗气出口温度45℃循环冷却水进口温度32℃循环冷却水出口温度45℃第二段粗气进口温度45℃粗气出口温度25℃低温冷却水进口温度18℃低温冷却水出口温度25℃1、第一段：粗气放出的热量Q1=95517.56×〔556.02-68.02〕×4.18kJ/h=194840545kJ/h式中：556.02—每立方米粗气饱和后在82℃时总热焓68.02—每立方米粗气饱和后在45℃时总热焓冷凝液量G1=95517.56×〔832.8-84.1〕/1000kg/h=71514kg/h式中：832.8—每立方米粗气饱和后在82℃时的水蒸气含量〔g〕84.1—每立方米粗气饱和后在45℃时的水蒸气含量〔g〕第一段冷凝液的平均温度为43℃〔对横管初冷器来说，根据实测数据，其冷凝液的平均温度比被冷却了的粗气温度低1~2℃〕。所需冷却水的量W1=(194840545-71514×43×4.18)/1000×(45-32)×4.18=3349.04m3/h冷却面积F1=Q1/K△t1=194840545/(22.97×200×4.18)=10146.4m2式中：Q1——粗气在第一段放出的热量〔kJ/h)K——总传质系数，取200×4.18〔kJ/m2·h·℃)△t1——水和粗气在第一段的对数平均温差〔℃〕82→4545←323713在工程设计中，一段选F=4000m2横管式初冷器3台。2、第二段：粗煤气放出的热量Q2=95517.56×(68.02-24.77)×4.18=17268142kJ/h式中24.77——每立方米煤干馏粗气饱和后在25℃时总热焓。冷凝液量：G2=95517.56×〔84.1-26.0〕/1000=5549.57kg/h式中26.0—每立方米煤干馏粗气饱和后在25℃时水汽含量。第二段冷凝液平均温度为23℃。所需冷却水量：W2=〔17268142-581×23×4.18〕/1000×4.18×(25-18)=589.7m3/h冷却面积：F2=m2式中Q1——粗气在第二段冷凝冷却过程中放出的热量〔kJ/h)K——总传质系数，取K=63×4.18〔kJ/m2·h·℃)△t2——水和粗气在第二段的对数平均温差〔℃〕45→2525←18207在工程设计中，二段选F=1600m2的横管式初冷器3台。故初冷器选3台横管式初冷器，另外备用一台，共计4台横管式初冷器〔三开一备〕。4.2电捕焦油器选用蜂窝式电捕焦油器沉淀极:正六边形，对边距离250mm，长5.5m煤气实际体积V=Vo×〔273+t〕×101325/(P-Pw)×273,m3/hVo——设计能力，〔N〕m3/h(干煤气〕；T——煤气温度，℃，电捕焦油器位于鼓风机前取25℃；P——煤气的绝对压力，Pa；Pw——t℃时饱和水蒸气压力，Pa；沉淀极孔数需要的沉淀极孔的容积V’=V×τ/3600，m3τ——煤气在沉淀极内的停留时间，τ≥2.33s沉淀极：正六边形，对边距离250mm，长5.5m，每孔容积0.2922m3，沉淀极的孔数n=V’/0.2922根据下表选取电捕焦油器〔备用1台〕。电捕焦油器直径，mm4400460048005000520056006000沉淀极孔数，孔188216228260276336392电捕焦油器台数可以是1开1备或2开〔并联)1备等。煤气在电捕焦油器沉淀极管内的平均流速和平均停留时间。实际处理粗气量V=95517.56×〔273+43〕×10333/(10333+2000-323)×273=95124m3/h式中323——25℃时饱和水蒸汽压〔毫米水柱〕。初步取停留时间为τ=3s那么需要沉淀极孔的容积为V’=95124×3/3600=79.27m3那么沉淀极的孔数为：n=V’/0.2922=271.3故取电捕焦油器的直径为：5200mm；孔数为：276孔；一开一备。一台操作时的停留时间：t=276×0.2922×3600/95124=3.05s那么平均流速为：V=5.5/3.05=1.8m/s电能消耗电捕焦油器的电能消耗计算式为：N=VI/1000ηo+1I=nLi式中n——电晕极根数；L——沉淀极长度〔米〕；L=5.5mI——电流密度，取i=0.5×10-3(安培/米〕；V——两极电位差，取V=50000〔伏特〕；ηo——有效系数，取0.85。电捕焦油器的电能消耗为：I=2×99×5.5×0.5×10-3=0.544AN=50000×0.544/1000×0.85+1=33KW4.3机械化氨水澄清槽循环氨水量：V1==95517.56×6/320=1791m3/hV0——设计煤气处理量，m3/h；Vg——每吨干煤焦炉煤气产量，取320m3/吨；6——按单集气管计算，每吨装炉煤需循环氨水量，6m3/吨。进入澄清槽内的初冷器冷凝液量：V2=〔G1+G2〕/1000=〔71514+5549.57〕/1000=77.06m3/hG1——初冷器第一段冷凝液量，kg/h；G2——初冷器第二段冷凝液量，kg/h。进入澄清槽的总液量：V=V1+V2=1791+77.06=1868.06m3/h需澄清槽容积：〔按澄清20min〕Vch=V×20/60=1868.06×20/60=622.68m320——氨水、焦油及焦油渣按20min澄清时间。需澄清槽台数：N=Vch/300=2.07台300——1台机械化氨水澄清槽容积，m3应选用2台机械化氨水澄清槽，其体积为300m3。另外备用一台，共需3台机械化氨水澄清槽，规格为V=300m3。4.4煤气鼓风机鼓风机的选择计算是根据粗气输送量和后续净化系统的全部阻力来进行。此处按生产硫铵流程的回收系统各局部阻力计算。鼓风机全压鼓风机前阻力〔毫米水柱〕：由焦炉车间至初冷器的粗气管道阻力200初冷器阻力〔二段串联〕200电捕焦油器阻力50小计450鼓风机后阻力〔毫米水柱〕：硫铵喷淋式饱和器阻力〔两台〕400粗气最终冷却器150洗苯塔250脱硫塔100鼓风机至煤气柜的粗气管道阻力200煤气柜前压力400小计1500 那么粗煤气系统总阻力为19110Pa。根据上述计算，应选用全压大于19110Pa的鼓风机〔该鼓风机输送气体之重度应于实际输送量气体重度加以核算后选用〕鼓风机进口流量鼓风机前的粗气压力为-4410Pa，温度为25℃，此时粗气的实际体积:V=95517.56×(273+25)×10333/273×(10333-450)=109012m3/h=1816.8m3/min根据压力和流量的计算结果，选用两台Q=1200m3/min,扬程为30000Pa的离心鼓风机。另外备用一台，共计3台离心式鼓风机。鼓风机的电动机功率〔千瓦〕轴