年產(chǎn)170萬(wàn)噸焦炭焦化廠COG凈化工藝及設(shè)備初步設(shè)計(jì)

摘要焦?fàn)t煤氣的凈化包括焦?fàn)t煤氣的冷卻、化學(xué)產(chǎn)品的回收和煤氣的輸送，如：冷凝鼓風(fēng)、煤氣脫硫、煤氣脫氨、煤氣終冷、脫苯及粗苯蒸餾等工序，以脫除焦?fàn)t煤氣中的硫、焦油、萘、氰化氫、氨、苯等雜質(zhì)和回收焦?fàn)t煤氣中重要的化學(xué)產(chǎn)品。本設(shè)計(jì)是年產(chǎn)170萬(wàn)噸焦炭焦?fàn)t煤氣凈化工藝及設(shè)備的初步設(shè)計(jì)。主要包括三局部:一、焦?fàn)t煤氣凈化工藝的文獻(xiàn)綜述。論述國(guó)內(nèi)和國(guó)外焦?fàn)t煤氣凈化的各種工藝的主要原理以及其特點(diǎn)；二、對(duì)焦?fàn)t煤氣凈化方案的選擇。根據(jù)各種焦?fàn)t煤氣凈化工藝的特點(diǎn)，對(duì)焦?fàn)t煤氣凈化方案進(jìn)行了選擇。詳細(xì)表達(dá)了焦?fàn)t煤氣鼓風(fēng)冷凝、脫硫、脫氨及粗苯回收四個(gè)工段的工藝流程，用橫管初冷器來(lái)對(duì)焦?fàn)t煤氣進(jìn)行初冷、用帶壓力焦油脫水的焦油氨水別離工藝來(lái)別離焦油和氨水、用真空碳酸鉀法來(lái)進(jìn)行脫硫、用噴淋式飽和器法來(lái)進(jìn)行脫氨、用單塔生產(chǎn)粗苯工藝來(lái)回收焦?fàn)t煤氣中的苯族烴；三、四個(gè)工段主要設(shè)備的計(jì)算和型號(hào)的選擇。包括焦?fàn)t煤氣初冷器、機(jī)械化氨水澄清槽、煤氣鼓風(fēng)機(jī)、電捕焦油器、飽和器、煤氣終冷塔、洗苯塔。關(guān)鍵詞：焦?fàn)t煤氣；凈化工藝；化學(xué)產(chǎn)品回收；設(shè)備選擇與計(jì)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目錄1緒論11.1焦?fàn)t煤氣凈化意義11.2設(shè)計(jì)規(guī)模21.3焦?fàn)t煤氣凈化主要技術(shù)方案21.4本設(shè)計(jì)的主要設(shè)備22文獻(xiàn)綜述32.1焦?fàn)t煤氣鼓風(fēng)冷凝工藝32.1.1焦?fàn)t煤氣的冷卻工藝32.1.2焦?fàn)t煤氣脫萘52.1.3焦油氨水別離52.1.4煤氣中焦油霧的別離72.2焦?fàn)t煤氣脫硫工藝72.2.1HPF法煤氣脫硫脫氰82.2.2真空碳酸鉀法煤氣脫硫92.2.3氨硫循環(huán)洗滌法煤氣脫硫102.2.4采用壓力脫酸的氨水法煤氣脫硫脫氰122.2.5改進(jìn)蒽醌〔ADA〕法煤氣脫硫脫氰132.2.6栲膠法152.2.7萘醌法〔TH法〕152.2.8苦味酸法〔FRC法〕162.2.9索爾菲班法煤氣脫硫脫氰172.3焦?fàn)t煤氣脫氨工藝192.3.1硫銨生產(chǎn)工藝192.3.2磷銨吸收法生產(chǎn)無(wú)水氨工藝212.2.3水洗氨-蒸氨-氨分解工藝222.4焦?fàn)t煤氣中粗苯回收工藝232.4.1單塔生產(chǎn)粗苯工藝232.4.2單塔生產(chǎn)輕苯工藝242.4.3雙塔生產(chǎn)輕苯工藝263焦?fàn)t煤氣凈化方案選擇263.1焦?fàn)t煤氣鼓風(fēng)冷凝工藝方案263.1.1焦?fàn)t煤氣的冷卻263.1.2焦油氨水別離273.1.3煤氣中焦油霧的別離283.1.4焦?fàn)t煤氣鼓風(fēng)冷凝工段的整體方案283.2焦?fàn)t煤氣脫硫工藝方案293.3焦?fàn)t煤氣脫氨工藝方案303.4焦?fàn)t煤氣中粗苯回收工藝方案313.4.1焦?fàn)t煤氣最終冷卻313.4.2焦?fàn)t煤氣脫苯323.4.3粗苯蒸餾324焦?fàn)t煤氣凈化主要設(shè)備計(jì)算與選擇344.1煤氣初冷器344.2電捕焦油器364.3機(jī)械化氨水澄清槽374.4煤氣鼓風(fēng)機(jī)374.5飽和器394.5.1根底數(shù)據(jù)394.5.2氨的平衡394.5.3飽和器的水平衡404.5.4飽和器的物料平衡404.5.5飽和器溫度確實(shí)定424.5.6飽和器的熱平衡424.5.7飽和器根本尺寸的計(jì)算454.6煤氣終冷塔464.6.1根底數(shù)據(jù)464.6.2物料平衡464.6.3熱量衡算474.6.4傳熱面積和計(jì)算484.7洗苯塔494.7.1煤氣的實(shí)際流量504.7.2煤氣的實(shí)際含苯量504.7.3貧油和富油中實(shí)際的含苯量和洗油量504.7.4洗苯塔直徑及所需填料面積525結(jié)論535.1焦?fàn)t煤氣凈化工藝方案535.1.1焦?fàn)t煤氣鼓風(fēng)冷凝工藝535.1.2焦?fàn)t煤氣脫硫工藝535.1.3焦?fàn)t煤氣脫氨工藝545.1.4焦?fàn)t煤氣中粗苯回收工藝545.2主要設(shè)備選擇545.2.1橫管初冷器545.2.2電捕焦油器545.2.3機(jī)械化氨水澄清槽555.2.4煤氣鼓風(fēng)機(jī)555.2.5飽和器555.2.6煤氣終冷塔555.2.7洗苯塔55參考文獻(xiàn)55致謝571緒論1.1焦?fàn)t煤氣凈化意義我國(guó)是一個(gè)儲(chǔ)煤量的大國(guó)，也是一個(gè)煉焦產(chǎn)業(yè)的大國(guó)，煉焦過(guò)程會(huì)產(chǎn)生大量的焦?fàn)t煤氣，如果焦?fàn)t煤氣沒(méi)有經(jīng)過(guò)凈化利用而燃燒掉放空的話，不僅會(huì)造成資源的浪費(fèi)，而且還會(huì)嚴(yán)重污染大氣環(huán)境和生態(tài)環(huán)境，這是非常不可取的。根據(jù)統(tǒng)計(jì)數(shù)據(jù)顯示，我國(guó)的焦化企業(yè)將近有200多家，主要分布于冶金、化工、城建、煤炭等各個(gè)部門，其中每年焦炭產(chǎn)量超過(guò)l000kt的焦化企業(yè)約占l0%。在煉焦過(guò)程中，除有75%左右的原料煤變成焦炭外，還有25%左右的原料煤生成多種化學(xué)產(chǎn)品以及焦?fàn)t煤氣。煤氣凈化回收系統(tǒng)回收的煉焦化學(xué)產(chǎn)品在國(guó)民經(jīng)濟(jì)中占有非常重要的地位。煤在煉焦時(shí)，從焦?fàn)t的上升管出來(lái)的荒煤氣，經(jīng)高壓氨水噴灑冷卻和用各種吸收劑以及凈化工序處理后，可以提取焦?fàn)t煤氣中的焦油、氨、萘、硫化氫、氰化氫以及粗苯等變?yōu)楸葦M純的化學(xué)產(chǎn)品，并得到純潔的焦?fàn)t煤氣。焦?fàn)t煤氣的凈化對(duì)于煤氣輸送過(guò)程及回收化學(xué)產(chǎn)品的設(shè)備正常運(yùn)行來(lái)說(shuō)都是十分必要的。焦?fàn)t煤氣中含有的萘和焦油在煤氣中的最大危害就是堵塞設(shè)備和管路；焦?fàn)t煤氣中的硫化氫和氨等酸性氣體的最大危害就是嚴(yán)重腐蝕焦?fàn)t煤氣凈化的設(shè)備和焦?fàn)t煤氣輸送的管路；而且NH3和HCN等氣體的危害是在煤氣燃燒時(shí)轉(zhuǎn)變?yōu)楹难趸锖秃虻难趸?，將?huì)形成酸霧、酸雨、光化學(xué)煙霧等環(huán)境污染物，這將會(huì)嚴(yán)重污染大氣環(huán)境。原料煤在焦?fàn)t中煉焦的過(guò)程中，原料煤中約有30%~35%的硫?qū)?huì)轉(zhuǎn)化成H2S和HCN等含有毒有害的化合物，與NH3和HCN等氣體一起形成焦?fàn)t煤氣中的雜質(zhì)，其中焦?fàn)t煤氣中H2S的質(zhì)量濃度大約為5~8g/m3，氰化氫〔HCN〕的質(zhì)量濃度大約為l~2.5g/m3［l~2］。另外H2S和HCN具有非常強(qiáng)的腐蝕性和毒性，不僅會(huì)帶來(lái)嚴(yán)重的腐蝕問(wèn)題和環(huán)境污染問(wèn)題，而且當(dāng)空氣中H2S的體積分?jǐn)?shù)到達(dá)為0.l%時(shí)就能使人致命［3］。在焦?fàn)t煤氣沒(méi)有經(jīng)過(guò)凈化就作為燃料使用時(shí)，焦?fàn)t煤氣中H2S和HCN等氣體及其燃燒的產(chǎn)物SO2和含氮氧化物均有毒性，這將會(huì)嚴(yán)重污染大氣環(huán)境和水資源，因此必須通過(guò)焦?fàn)t煤氣凈化系統(tǒng)除去這些有危害的雜質(zhì)，同時(shí)轉(zhuǎn)化為有用的化工原料和化學(xué)產(chǎn)品，這樣既充分利用了資源，又保護(hù)了環(huán)境，減少了大氣污染，所以焦?fàn)t煤氣凈化在國(guó)民經(jīng)濟(jì)中具有非常重要的現(xiàn)實(shí)意義和戰(zhàn)略意義。1.2設(shè)計(jì)規(guī)模本設(shè)計(jì)是焦化廠的一局部，是焦化廠的化學(xué)產(chǎn)品回收車間，回收焦?fàn)t煤氣中的化學(xué)產(chǎn)品，以凈化焦?fàn)t煤氣，再將凈化后的焦?fàn)t煤氣用于其他用途。設(shè)計(jì)規(guī)模是年產(chǎn)170萬(wàn)噸焦炭的焦化廠的焦?fàn)t煤氣凈化，新建投產(chǎn)，一次建成。本設(shè)計(jì)主要為化產(chǎn)車間的鼓風(fēng)冷凝工段、硫冷工段、硫銨工段和粗苯回收工段，一共四個(gè)工段。1.3焦?fàn)t煤氣凈化主要技術(shù)方案焦?fàn)t煤氣鼓風(fēng)冷凝工段：焦?fàn)t煤氣的冷卻工藝方案首先是煤氣在橋管中被循環(huán)氨水冷卻到80—90℃后進(jìn)入到煤氣初冷器，初冷器選擇間接冷卻的橫管式初冷器，橫管初冷器應(yīng)將煤氣盡可能冷卻到21—22℃，才能使煤氣里75％的焦油和焦油霧，80％的萘除去；選擇沉降除渣和靜置別離工藝，將焦油氨水和焦油渣別離；選擇蜂窩式電捕焦油器在鼓風(fēng)機(jī)前的負(fù)壓工藝來(lái)捕集煤氣中的焦油霧；選擇變頻調(diào)速器的離心式鼓風(fēng)機(jī)為煤氣輸送提供動(dòng)力。焦?fàn)t煤氣脫硫工段：選擇真空碳酸鉀法來(lái)煤氣脫硫，這種工藝是利用碳酸鉀溶液來(lái)吸收煤氣中的硫化氫和氰化氫等酸性氣體，從而凈化焦?fàn)t煤氣。焦?fàn)t煤氣脫氨工段：選擇噴淋式飽和器法硫銨工藝方案來(lái)脫氨。焦?fàn)t煤氣終冷和粗苯工段：焦?fàn)t煤氣的終冷工藝選擇間接冷卻的橫管初冷器工藝方案；在裝有填料的填料塔中，用焦油洗油做吸收劑來(lái)吸收煤氣中的粗苯；采用單塔生產(chǎn)粗苯工藝來(lái)進(jìn)行粗苯蒸餾。1.4本設(shè)計(jì)的主要設(shè)備焦?fàn)t煤氣初冷：一段選F=4000m2橫管式初冷器；二段選F=1600m2的橫管式初冷器。一、二段各選用3臺(tái)，第一段和第二段疊放使用，另外備用1臺(tái)，共計(jì)4臺(tái)橫管式初冷器。焦油捕集：選擇兩臺(tái)沉淀極孔數(shù)為276孔，直徑為5200mm的蜂窩式電捕焦油器，一開一備；鼓風(fēng)機(jī)類型和調(diào)速技術(shù)：離心式鼓風(fēng)機(jī)；用液力偶合器來(lái)調(diào)速。焦油氨水的別離設(shè)備：選擇四臺(tái)機(jī)械化氨水澄清槽，三用一備，其規(guī)格為V=300m3；焦?fàn)t煤氣輸送設(shè)備：兩臺(tái)Q=1200m3/min，揚(yáng)程為30000Pa離心鼓風(fēng)機(jī)。另外備用一臺(tái)，共計(jì)三臺(tái)。焦?fàn)t煤氣脫硫：真空碳酸鉀脫硫塔。焦?fàn)t煤氣脫氨設(shè)備選擇：選擇噴淋式飽和器的內(nèi)徑D=5.4m，飽和器的內(nèi)環(huán)直徑D=1.73m，中央煤氣出口管的直徑為1.28m。焦?fàn)t煤氣終冷：選用F=6000m2的橫管式終冷器2臺(tái)，另外備用1臺(tái)，共計(jì)3臺(tái)橫管式終冷器，其總傳熱面積為F=6000m2。焦?fàn)t煤氣洗苯塔：選擇1臺(tái)直徑為6m的洗苯塔，每臺(tái)洗苯塔充5段SM-125Y型波紋板填料，每段高4.2m，故洗苯塔高43.7m。2文獻(xiàn)綜述2.1焦?fàn)t煤氣鼓風(fēng)冷凝工藝2.1.1焦?fàn)t煤氣的冷卻工藝焦?fàn)t煤氣離開焦?fàn)t時(shí)，通過(guò)上升管以650~750℃的溫度進(jìn)入集氣主管，在橋管中用高壓氨水對(duì)焦?fàn)t煤氣進(jìn)行噴灑，焦?fàn)t煤氣被冷卻到80~90℃，焦?fàn)t煤氣的熱量變?yōu)榘睔獾臍饣瘽摕岷徒範(fàn)t煤氣一起進(jìn)入集氣管，形成的氣液混合物從集氣管進(jìn)入氣液別離器，氣體進(jìn)入煤氣初步冷卻器，煤氣通過(guò)不同的冷卻設(shè)備，并按不同的凈化工藝要求，冷卻到21~23℃或25~30℃后進(jìn)入后續(xù)工序。煤氣冷卻過(guò)程不僅要對(duì)焦?fàn)t煤氣進(jìn)行冷卻，還要盡最大可能地去除焦油霧、萘和腐蝕性雜質(zhì)，以到達(dá)最大限度地凈化煤氣的目的[4~5]。〔1〕間接冷卻工藝A、立管式初冷器立管式初冷器由筒體、上下水箱組成。多根傳熱管垂直地配置在冷卻器的筒體內(nèi)，用隔板將上下水箱分隔成六格。上部水箱為敞開的型式，這樣就方便清掃管內(nèi)的污垢，煤氣與水室對(duì)應(yīng)分格，煤氣被冷卻的同時(shí)，產(chǎn)生的冷凝液沉積在煤氣室的下部，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為敞開式，因此水在管內(nèi)流速低，大約為0.1m/s。而且傳熱效率低，并且冷凝液分別從各個(gè)分格中引出，煤氣中的大局部萘是在50℃以后才開始析出，因而造成初冷器后段的堵塞嚴(yán)重，煤氣的阻力增大，清掃頻繁，出口煤氣中的萘含量高，將會(huì)使使煤氣的凈化效果變差。在實(shí)際操作中，出現(xiàn)上部水溫反而比下部水溫高的情況，致使煤氣入口側(cè)這一格起不到冷卻傳熱的作用。B、橫管式初冷器橫管式初冷器是由多個(gè)箱體組成的，在高為1m的長(zhǎng)方形箱體內(nèi)水平配置多根傳熱管。煤氣從上向下流動(dòng)，冷卻水由下向上流動(dòng)，整個(gè)設(shè)備可按需要分為三段或二段〔上面的是循環(huán)水段、下部的是低溫水段〕。在低溫水段可以采用斷塔板與上部隔開，這樣有較好的節(jié)能效果。用焦油氨水混合液橫管式初冷器的中段、下段進(jìn)行連續(xù)噴灑，一方面可以在傳熱管的外部壁面形成液膜，形成膜狀冷凝，可以提高液膜的傳質(zhì)效率；另一方面煤氣和冷凝液并行流動(dòng)自上而下沖洗可防止萘和焦油等雜質(zhì)的堵塞。由于橫管初冷器提高了水流速度，一般為0.6~0.7m/s，煤氣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氣的凈化效率，總傳熱系數(shù)比立管式初冷提高了一倍多。對(duì)于相同的煤氣量，橫管初冷器的傳熱面積可大為減少，其工藝流程如圖2.1所示。圖2.1橫管初冷器的煤氣冷卻工藝流程煤氣的初步冷卻是煤氣凈化工藝的根底。在初冷器中最大限度地將煤氣冷卻至21~22℃，就可以去除煤氣中75%以上的焦油和焦油霧，還可去除煤氣中80%的萘，使出口煤氣的含萘量降低到0.4g/m3以下，即可到達(dá)相當(dāng)于出口煤氣的露點(diǎn)。這樣，就可以實(shí)現(xiàn)整個(gè)工藝過(guò)程不需要另外建單獨(dú)的煤氣脫萘裝置?！?〕直接冷卻工藝煤氣流向?yàn)閺南孪蛏狭鲃?dòng)、氨水從上方向下進(jìn)行噴淋與煤氣進(jìn)行逆流接觸。采用直接式初冷器時(shí)，由于水與煤氣直接接觸，因此在冷卻煤氣的同時(shí)還可以對(duì)煤氣起到洗滌的效果，煤氣中的H2S、NH3、HCN等腐蝕性介質(zhì)以及焦油霧等可以得到較好的凈化。冷卻過(guò)程中，為了防止設(shè)備的腐蝕，因此不能讓腐蝕性的介質(zhì)積累在循環(huán)液中，便需要經(jīng)常換新鮮水，生成的廢水送往焦油氨水澄清槽中對(duì)污水進(jìn)行處理，補(bǔ)充的新鮮水可用送往焦?fàn)t的循環(huán)氨水，整個(gè)過(guò)程的換水量為整個(gè)循環(huán)量的5%~10%。對(duì)于直接式初冷器來(lái)說(shuō)，由于存在先用冷卻水冷卻循環(huán)洗滌氨水，再用洗滌氨水冷卻煤氣這樣的兩個(gè)溫差，在同樣溫度的冷卻水下，直接冷卻器冷卻后的煤氣溫度要比間接初冷器的高。此外，由于直接式初冷器的液氣比大，導(dǎo)致泵的電能耗用量也大，換熱器的換熱面積及換熱器的臺(tái)數(shù)將會(huì)增多，而且換熱器占用地的面積大，我國(guó)有的設(shè)計(jì)中已不再采用這種初冷器?！?〕間直冷工藝煤氣在高溫段由80~90℃冷卻到50~55℃時(shí)采用間接冷卻器，這時(shí)由于冷卻的傳熱溫差比擬大，冷凝液的量比擬大，但冷凝下來(lái)的萘的量相對(duì)較少，但是這種工藝的傳熱系數(shù)比擬高，因此需要的傳熱面積比擬少，那么換熱器的占地面積將會(huì)比擬少；在煤氣溫度到達(dá)50~55℃時(shí)采用直接式冷卻器，可充分發(fā)揮直接冷卻凈化煤氣效果好的優(yōu)點(diǎn)。但此工藝相比照擬復(fù)雜，設(shè)備比擬多、能源消耗大、占地空間面積大，我國(guó)只在寶鋼一期和三期工程中采用此工藝。2.1.2焦?fàn)t煤氣脫萘根據(jù)裝入焦?fàn)t的煤料和焦?fàn)t的操作條件的不一樣，焦?fàn)t出來(lái)的焦?fàn)t煤氣中一般含萘量為5~10g/m3，其中萘呈氣態(tài)。焦?fàn)t煤氣脫萘的工藝流程：70℃的補(bǔ)充氨水在第一冷卻器中冷卻到35~36℃后，進(jìn)入洗萘塔底部的循環(huán)氨水槽。然后用氨水循環(huán)泵抽出，經(jīng)過(guò)第二冷卻器將氨水冷卻到35℃后再送至洗萘塔上段的煤氣終冷段噴灑。氨水從終冷段的底部自流到下面的煤氣預(yù)冷段噴灑，氨水那么流入底部的循環(huán)氨水槽。焦?fàn)t煤氣脫萘的主要設(shè)備是油洗萘塔，為空噴塔，塔體用鋼板焊制而成，預(yù)冷段和終冷段內(nèi)村環(huán)氧玻璃鋼，捕霧層有絲網(wǎng)和旋流板兩種形式。2.1.3焦油氨水別離送入焦?fàn)t煤氣集氣管的循環(huán)氨水進(jìn)入到焦?fàn)t煤氣集氣管，氣液混合物從集氣管送到氣液別離器中將焦?fàn)t煤氣和液態(tài)混合物進(jìn)行別離，液體混合物經(jīng)氣液別離器自流到焦油氨水別離裝置。此外，從煤氣初冷器、電捕焦油器和鼓風(fēng)機(jī)等設(shè)備冷凝下來(lái)的冷凝液也送往焦油氨水別離裝置，在此將焦油氨水和焦油渣別離。循環(huán)氨水送回焦?fàn)t集氣管噴灑，剩余氨水送往下道工序，焦油作為產(chǎn)品送油庫(kù)外銷。國(guó)內(nèi)經(jīng)常采用的焦油氨水別離工藝有三種方式[6]，現(xiàn)分述如下：A、帶有二段脫渣的焦油氨水別離工藝機(jī)械化焦油氨水澄清槽內(nèi)各層的密度如下：上層為1.01~1.02g/cm3;中層為1.17~1.18g/cm3；底層焦油渣為1.25g/cm3。在焦油別離器內(nèi)的主要作用是再次分出焦油中少量的氨水和焦油渣，用泵將焦油從焦油別離器中送入到焦油槽。帶有二段脫渣的焦油氨水別離工藝具有以下特點(diǎn)：①二段脫渣的效率高。經(jīng)三段脫渣后可使焦油含渣量降低到0.3%〔100μm以上〕，脫除焦油渣的效率可以到達(dá)97%。②焦油氨水別離器的容積要比傳統(tǒng)的機(jī)械化焦油氨水澄清槽大，并且各槽只有一格，操作檢修時(shí)的勞動(dòng)條件好。B、沉降除渣和靜置別離工藝焦油氨水的別離采用常壓、沉降除渣、靜置別離工藝，其主要設(shè)備是焦油渣別離箱和焦油氨水別離槽兩種，除渣和焦油氨水別離工序在不同設(shè)備內(nèi)進(jìn)行。焦油氨水別離槽的結(jié)構(gòu)里面是錐形，外面為圓柱形的雙層結(jié)構(gòu)，這樣可以巧妙地將油水別離槽、循環(huán)氨水槽和焦油脫水槽三者組合成為一體結(jié)構(gòu)。另外，在油和水的界面處設(shè)置有乳化液的采出口。焦油氨水別離槽具有很多的優(yōu)點(diǎn)，例如：操作簡(jiǎn)單、能耗低、別離效果好等。因沉降除渣和靜置別離工藝的轉(zhuǎn)動(dòng)設(shè)備少，主要靠靜置別離，實(shí)際操作說(shuō)明，可使焦油的含水量降低到2%以下，其別離效果極為良好。沉降除渣和靜置別離工藝的流程如圖2.2所示。圖2.2焦油氨水的沉降除渣和靜置別離工藝流程C、帶壓力焦油脫水的焦油氨水別離工藝經(jīng)過(guò)氣液別離器別離后得到的焦油氨水首先送入到焦油氨水澄清槽中，氨水從澄清槽的頂部自流入循環(huán)氨水槽。帶刮板的焦油氨水澄清槽中的刮刀將焦油渣刮出并連續(xù)排至手推車內(nèi)，槽底上方的含水焦油用泵抽送至壓力焦油別離器，以保證焦油中盡可能少含固體顆粒。在壓力焦油別離器中，可以將焦油和水進(jìn)行高度別離，槽底的焦油渣由螺旋輸送機(jī)沿焦油流動(dòng)方向輸送，并間歇排入焦油氨水澄清槽。上層的氨水在滿流槽中，當(dāng)氨水滿了之后會(huì)自動(dòng)地排至焦油氨水澄清槽，經(jīng)過(guò)脫水后的焦油將會(huì)自流至焦油儲(chǔ)槽。這種流程最大的優(yōu)點(diǎn)就是是占地面積??；缺點(diǎn)是傳動(dòng)設(shè)備比擬多，因此維修工作量大，操作的工作量比擬大，而且操作也比擬復(fù)雜。2.1.4煤氣中焦油霧的別離焦?fàn)t煤氣經(jīng)過(guò)初步冷卻器初步冷卻后，還含有0.1~100μm的顆粒懸浮焦油霧，其含量為3~5g/m3，可通過(guò)高效率的電捕焦油器加以脫除，電捕焦油器的捕集效率在99%以上，捕集器后煤氣中的焦油含量為20~50mg/cm3。在電捕焦油器沉淀極和電暈極之間的高壓直流電場(chǎng)作用下，焦油霧被捕集在沉淀極上。以前，由于對(duì)電捕焦油器的重要性認(rèn)識(shí)缺乏，再加上電捕焦油器本身存在不少問(wèn)題，故國(guó)內(nèi)不少焦化廠的電捕焦油器大多擱置不用，造成后續(xù)工序設(shè)備和管道的嚴(yán)重堵塞和腐蝕，甚至直接影響焦化產(chǎn)品的質(zhì)量等不良后果[7]。根據(jù)電捕焦油器在焦?fàn)t煤氣凈化流程中不同位置的配置情況，一般可分為兩種流程，即配置在鼓風(fēng)機(jī)后的正壓操作流程和配置在鼓風(fēng)機(jī)前的負(fù)壓操作流程。電捕焦油器的負(fù)壓操作流程：EQ\o\ac(○,1)、煤氣所含的3~5g/m3焦油霧可在鼓風(fēng)機(jī)前充分脫除，減輕鼓風(fēng)機(jī)冷凝液排出管的堵塞并減少吹掃次數(shù)；EQ\o\ac(○,2)由于鼓風(fēng)機(jī)的絕熱壓縮后的煤氣升溫在15℃左右，焦油霧中的萘?xí)?huì)升華而使煤氣中的含萘量增加。因此，經(jīng)初冷后存在于煤氣中的焦油霧在鼓風(fēng)機(jī)前脫除是極其重要的。電捕焦油器的正壓操作流程：優(yōu)點(diǎn)是煤氣體積小，設(shè)備容量小。電捕焦油器沉淀極的形式有三種，即同心圓式、圓管列管式以及蜂窩式。同心圓式電捕焦油器的應(yīng)用比擬少，一般只在小型焦化廠中使用。列管式電捕焦油器是傳統(tǒng)形式。只要瓷瓶等附件及饋電形式適宜，設(shè)備尺寸選擇正確，其捕霧效率是可以保證的。蜂窩式電捕焦油器可以很好地利用材料，占用占用的空間少，設(shè)備布置緊湊，制造安裝比擬方便，而且操作管理容易。防止了列管式為了固定電暈極而存在無(wú)效空間的弊端。2.2焦?fàn)t煤氣脫硫工藝焦?fàn)t煤氣中的硫化氫含量主要取決于煉焦用煤料中所含硫分，而氰化氫那么是煤煤在焦?fàn)t中炭化時(shí)，煤氣中的氨與紅焦發(fā)生反響而生成的產(chǎn)物，即：C+NH3HCN+H2焦?fàn)t煤氣中硫化氫和氰化氫主要分布在初冷器后的焦?fàn)t煤氣和初冷過(guò)程中形成的剩余氨水中。焦?fàn)t煤氣脫硫脫氫的方法可以分為干法脫硫工藝和濕法脫硫工藝兩種工藝?，F(xiàn)代化的大型焦化廠均采用濕法脫硫脫氫工藝。表2.1脫硫脫氰方法方法類型名稱脫硫效率/%脫氰效率/%吸收劑、催化劑濕式吸收法代亞毛克斯法約98約30氨AS循環(huán)洗滌法90~9850~75氨真空碳酸鹽法90~98約85碳酸鉀濕式催化氧化法改進(jìn)蒽醌法約99約90碳酸鈉、蒽醌二磺酸萘醌法約99約90氨、萘醌磺酸苦味酸法約99約90氨、苦味酸栲膠法約99約90碳酸鈉、栲膠PDS法約99約90碳酸鈉、酞氰鈷磺酸鹽HPF法約99約90氨、對(duì)苯二酚、雙核酞菁鈷六磺酸銨2.2.1HPF法煤氣脫硫脫氰HPF法是濕式催化氧化法脫硫，其催化劑是HPF催化劑。用HPF催化劑脫硫脫氰是一種液相催化氧化反響，具有在脫硫和再生全過(guò)程中催化劑活性比擬高和流動(dòng)性比擬好等突出優(yōu)點(diǎn)[8]?！?〕HPF法煤氣脫硫脫氰的工藝流程HPF法煤氣脫硫可分為正壓流程〔脫硫裝置位于鼓風(fēng)機(jī)后〕和負(fù)壓流程〔脫硫裝置位于鼓風(fēng)機(jī)前〕。在正壓流程中，鼓風(fēng)機(jī)后的煤氣首先進(jìn)入預(yù)冷塔，與塔頂噴灑液逆流接觸，煤氣被冷卻到30℃后進(jìn)入脫硫塔。為了提高脫硫系統(tǒng)的氨硫比，剩余氨水蒸餾后的氨氣兌入預(yù)冷塔前的煤氣中，或?qū)睔饫淠蓾獍彼髢度朊摿蛞褐?。吸收硫化氫和氰化氫后的脫硫富液從脫硫塔底自流入到反響槽，然后用泵將脫硫富液抽送至再生塔進(jìn)行再生。再生后就得到脫硫貧液，再將脫硫貧液通過(guò)液位調(diào)節(jié)器自流到脫硫塔中。硫磺泡沫再經(jīng)過(guò)濃縮后裝入到熔硫釜，再經(jīng)過(guò)加熱脫水、熔融后制得硫磺產(chǎn)品。脫硫廢液經(jīng)添加裝置回兌入煉焦煤中，其工藝流程圖如圖2.3所示。圖2.3HPF法煤氣脫硫脫氰裝置的工藝流程〔2〕對(duì)HPF法脫硫工藝的評(píng)價(jià)優(yōu)點(diǎn)：①HPF法脫硫工藝的整個(gè)過(guò)程中，催化劑的催化活性和流動(dòng)性比擬好；②脫硫效率可滿足《焦化企業(yè)準(zhǔn)入條件》的要求；缺點(diǎn)：①煤氣脫硫過(guò)程中會(huì)產(chǎn)生富含硫氰酸銨和硫代硫酸銨等副鹽的脫硫廢液，且該廢液難以處理。②從再生塔頂排出的再生尾氣帶有大量的氨，如果將這局部尾氣直接排放便會(huì)造成嚴(yán)重的二次污染。③脫硫裝置的產(chǎn)品硫磺純度低，質(zhì)量差，銷路不暢。④因脫硫塔的空塔速度低、液氣比大和再生強(qiáng)度高，從而使脫硫裝置的設(shè)備龐大，能耗高。2.2.2真空碳酸鉀法煤氣脫硫真空碳酸鉀法煤氣脫硫是利用碳酸鉀溶液來(lái)吸收焦?fàn)t煤氣中的硫化氫和氰化氫。由于硫酸鉀的溶解度高于碳酸鈉，即真空碳酸鉀法煤氣脫硫工藝脫硫液的堿度大于真空碳酸鈉法，故脫硫效率略高于真空碳酸鈉法。在脫硫塔上部設(shè)置堿洗段的情況下，真空碳酸鉀法出口煤氣的硫化氫含量可到達(dá)200mg/m3，可滿足焦化企業(yè)準(zhǔn)入條件的要求[9~10]。真空碳酸鉀法煤氣脫硫的根本原理吸收反響K2CO3+H2S=KHCO3+KHSK2CO3+HCN=KHCO3+KCNK2CO3+CO2+H2O=2KHCO3解析反響KHCO3+KHS=K2CO3+H2SKHCO3+KCN=K2CO3+HCN2KHCO3=K2CO3+CO2+H2O副反響2KHS+2O2=K2S2O3+H2OK2CO3+H2S+0.5O2+HCN=KSCN+KHCO3+H2O真空碳酸鉀法煤氣脫硫的工藝流程真空碳酸鉀法煤氣脫硫的工藝流程如圖2.4所示。圖2.4真空碳酸鉀法煤氣脫硫的工藝流程從圖2.4中可以看出，焦?fàn)t煤氣從脫硫塔下部進(jìn)入到脫硫塔中，脫硫和脫氰后的煤氣從脫硫塔頂離開，再經(jīng)除霧器除去夾帶的液滴后送后續(xù)工序處理。由真空泵抽送并加壓送往克勞斯裝置或濕接觸法制酸裝置，回收硫磺或制取硫酸。為了提高脫硫效率，脫硫塔和再生塔均采用分段操作。脫硫液在循環(huán)過(guò)程中因氧的存在而生成KSCN和K2S2O3等鹽類，為了保證脫硫效率，必須外排少量的脫硫廢液，該廢液可送機(jī)械化焦油氨水澄清槽處理。對(duì)真空碳酸鉀法煤氣脫硫的評(píng)述真空碳酸鉀法煤氣脫硫裝置需要外購(gòu)堿源，脫硫富液采用真空解析法進(jìn)行再生，其操作溫度低，能耗相對(duì)較低，脫硫效率可滿足焦化企業(yè)準(zhǔn)入條件的要求。酸性氣體可用來(lái)生產(chǎn)質(zhì)量高的硫酸和硫磺。但真空碳酸鉀法脫硫工藝也有一些缺點(diǎn)，首選本身仍存在因副反響而產(chǎn)生的少量脫硫廢液，廢液增加了處理了難度，外排又會(huì)污染水源。此外，該裝置必須設(shè)置在粗苯回收裝置的后面，因此這將會(huì)增加管路和設(shè)備的腐蝕。2.2.3氨硫循環(huán)洗滌法煤氣脫硫氨水法煤氣脫硫工藝是以焦?fàn)t煤氣中的氨為堿源，含氨水溶液為介質(zhì)，采用氨硫循環(huán)洗滌法〔簡(jiǎn)稱AS法〕脫除焦?fàn)t煤氣中的硫化氫[11]。該法由洗滌裝置和脫酸蒸氨裝置組成。圖2.5洗氨和脫硫裝置的工藝流程①煤氣凈化系統(tǒng)中，需要將脫硫塔配置在洗氨塔的前面，因?yàn)檫@樣可以用水洗氨得到的富氨水和脫酸蒸氨裝置返回的脫酸貧液作為洗滌水來(lái)脫除煤氣中的硫化氫氣體。形成含氨和硫化氫的富液，再將含氨和硫化氫的富液送往脫酸蒸氨裝置。②在蒸氨裝置中，分解氨水中的固定銨鹽所需的堿液〔NaOH〕，先在洗氨塔底部的堿洗段噴灑，再返回到蒸氨裝置中去分解固定的銨鹽。AS法煤氣脫硫的工藝流程圖2.5為洗氨和脫硫裝置的工藝流程。因脫硫過(guò)程是吸收操作，一般要保證洗滌系統(tǒng)在盡可能低的溫度下操作。由于水洗氨的反響為放熱反響，必須及時(shí)地將參加到系統(tǒng)的熱量和吸收反響的反響熱除掉，以防止熱量的積聚而形成局部過(guò)熱而影響吸收的效率。半富氨水在進(jìn)入脫硫塔上段之前需要增加冷卻器，通過(guò)冷卻器可將入塔半富氨水的溫度從26℃下降到22℃，以確保整個(gè)脫硫塔從上至下到達(dá)等溫操作。實(shí)際的生產(chǎn)操作證明，NH3/H2S比值必須到達(dá)4以上。此時(shí)，脫硫塔塔底富液中的CO2/H2S比值可到達(dá)3左右，脫酸貧液中的硫化氫含量不會(huì)高于2.5g/L，含氨量在20~25g/L。為了在操作中保持脫硫塔脫硫段內(nèi)的NH3/H2S比值，強(qiáng)化脫硫塔上段洗氨段的洗氨操作是非常重要的?！?〕對(duì)氨硫循環(huán)洗滌法煤氣脫硫工藝的評(píng)價(jià)AS法煤氣脫硫工藝是以氨為堿源的氨水脫硫法。脫硫裝置設(shè)置在鼓風(fēng)機(jī)前采用負(fù)壓操作，具有煤氣溫度制度合理和節(jié)省能耗的特點(diǎn)。AS法利用焦?fàn)t煤氣自身的氨作為堿源，不需要另外再添加脫硫用的堿液，且無(wú)二次污染，所得產(chǎn)品硫磺的產(chǎn)量高、質(zhì)量好，純度可達(dá)99.7%以上，且產(chǎn)品暢銷，但也存在缺乏之處：①AS法煤氣脫硫工藝的脫硫效率比擬低，經(jīng)過(guò)脫硫塔后煤氣中的含硫量一般仍在500mg/m3以上，有的甚至高達(dá)800mg/m3，難以到達(dá)我國(guó)對(duì)焦化企業(yè)準(zhǔn)入條件的要求。②蒸氨裝置所得的氨氣用氨分解裝置將氨破壞，所以沒(méi)有獲得氨的產(chǎn)品。2.2.4采用壓力脫酸的氨水法煤氣脫硫脫氰壓力脫酸的氨水法煤氣脫硫脫氰工藝簡(jiǎn)稱FAS法。壓力脫酸的氨水法煤氣脫硫脫氰工藝不會(huì)產(chǎn)生二次污染、易于操作，還能獲得高純度的硫磺產(chǎn)品[12]。FAS法煤氣脫硫的工藝流程圖2.6所示的是FAS法煤氣脫硫脫氰的工藝流程。從圖2-6中可看出，來(lái)自鼓風(fēng)機(jī)的焦?fàn)t煤氣以45℃進(jìn)入脫硫塔下部的煤氣預(yù)冷段，在富液槽中，用高壓泵對(duì)吸收了硫化氫的富液進(jìn)行加壓，和脫酸塔過(guò)來(lái)的熱貧液進(jìn)行換熱、再用蒸汽對(duì)其加熱到140℃后再送入脫氰塔進(jìn)行脫氰。從脫氰塔頂吹入直接蒸汽。富液中的硫化氫和CO2等酸性組分從脫酸塔頂逸出，可直接送硫回收裝置生產(chǎn)高純度硫磺。脫除硫化氫后的貧液經(jīng)過(guò)換熱和冷卻后再送入到貧液槽中。脫硫液循環(huán)過(guò)程中，多少會(huì)出現(xiàn)副產(chǎn)品鹽類的積累，故須連續(xù)抽出局部貧液作為排污，排污的貧液可送至蒸氨原料槽與剩余氨水一起送蒸氨塔蒸氨。FAS法煤氣脫硫新工藝的特點(diǎn)①酸性氣體在硫回收裝置中能生產(chǎn)出高純度硫磺。整個(gè)脫硫系統(tǒng)中沒(méi)有多余的廢液產(chǎn)生，也不會(huì)產(chǎn)生二次污染。②可大大減少SO2的排放量，將硫生產(chǎn)元素硫。將會(huì)減少含氮氧化物的排放，同時(shí)增產(chǎn)話費(fèi)硫銨，到達(dá)了節(jié)能、減少?gòu)U物廢水的排放、環(huán)保、增加脫硫效率的良好結(jié)果。圖2.6FAS法煤氣脫硫脫氰的工藝流程2.2.5改進(jìn)蒽醌〔ADA〕法煤氣脫硫脫氰蒽醌法也稱ADA法。后經(jīng)改進(jìn)在脫硫液中增加了添加劑，對(duì)H2S的化學(xué)活性提高，脫硫率達(dá)99%；副反響Na2S2O3的生成根本得到了控制；脫硫液穩(wěn)定無(wú)毒；對(duì)操作條件的適應(yīng)性強(qiáng)。改進(jìn)后的方法稱作改進(jìn)ADA法[13]。該法在我國(guó)被廣泛采用，但ADA價(jià)高，資源偏緊，因此進(jìn)一步推廣受到限制。生產(chǎn)工藝原理在脫硫塔內(nèi)進(jìn)行的反響①煤氣中H2S和HCN被堿液吸收Na2CO3+H2S=NaHCO3+NaHSNa2CO3+2HCN=2NaCN+H2O+CO2②偏釩酸鈉和NaHS發(fā)生反響，生成產(chǎn)物焦釩酸鈉并析出單質(zhì)硫4NaVO3+2NaHS+H2O=Na2V4O9+4NaOH+2S③焦釩酸鈉在堿性脫硫液中被氧化態(tài)的ADA氧化再生為偏釩酸鈉在再生塔內(nèi)進(jìn)行的反響①?gòu)?fù)原態(tài)的ADA被氧化為氧化態(tài)ADA②H2O2可將V+4氧化成為V+5③H2O2可與HS-反響析出元素硫生產(chǎn)工藝流程如圖2.7所示，焦?fàn)t煤氣進(jìn)入脫硫塔底，ADA脫硫溶液由塔上部進(jìn)入，自上而下噴淋，吸收煤氣中的硫化氫。吸收了硫化氫的ADA溶液從脫硫塔底流出，經(jīng)過(guò)液封槽進(jìn)入到反響槽中。反響后的溶液由溶液循環(huán)泵經(jīng)過(guò)加熱〔夏季為冷卻〕后送入再生塔。與此同時(shí)，和送入塔底的壓縮空氣自下而上并流接觸進(jìn)行氧化再生，經(jīng)過(guò)再生的ADA溶液由再生塔上部流出，經(jīng)液位調(diào)節(jié)器返回脫硫塔循環(huán)使用。圖2.7改進(jìn)ADA法煤氣脫硫工藝流程硫膏經(jīng)貯斗放入熔硫釜，熔融后的熔融硫參加硫磺冷卻盤，自然冷卻為產(chǎn)品硫磺。2.2.6栲膠法栲膠法在20世紀(jì)70年代由我國(guó)廣西化工研究所等開發(fā)。這種脫硫方法是在改進(jìn)ADA法的根底上對(duì)其進(jìn)行改進(jìn)后得到的一種更好的方法，這種脫硫方法的脫硫效率、溶液硫容量和硫回收率等技術(shù)指標(biāo)和改進(jìn)ADA法相當(dāng)，而且最為突出的優(yōu)點(diǎn)就是是運(yùn)行費(fèi)用比擬低，可以防止硫磺堵塔的問(wèn)題[14]。2.2.7萘醌法〔TH法〕萘醌法是20世紀(jì)60年代由日本東京煤氣公司開發(fā)的脫硫脫氰工藝。初期使用碳酸鈉或者氫氧化鈉作為堿源，后來(lái)在70年代改用焦?fàn)t煤氣中的氨為堿源。萘醌法〔TH法〕煤氣脫硫脫氫的工藝流程[15]將硫代硫酸銨及硫氰酸銨轉(zhuǎn)化為硫銨和硫酸作為母液再送往硫銨生產(chǎn)裝置生產(chǎn)硫銨。萘醌法煤氣脫硫脫氰工藝流程圖如圖2.8所示。煤氣與添加了催化劑的脫硫液在脫硫塔中進(jìn)行逆流接觸，煤氣中的H2S、HCN等酸性氣體被脫硫液吸收，然后將脫硫液冷卻后送到再生塔與空氣并流而上。再生后的脫硫液大局部返回脫硫塔中循環(huán)使用，小局部送往Hirohax裝置進(jìn)行處理。再生后的尾氣經(jīng)第一回收塔、第二回收塔洗滌后排往大氣。送往Hirohax裝置的脫硫液在原料槽中需參加適量的濃氨水，并參加少量硝酸作為緩蝕劑，升壓后與高壓空氣混合，再送經(jīng)換熱器與反響氣體全部氧化，所得氧化液經(jīng)冷卻后送至硫銨生產(chǎn)裝置。圖2.8萘醌法〔TH法煤氣脫硫脫氰的工藝流程萘醌法〔TH法〕煤氣脫硫脫氫的主要特點(diǎn)：①萘醌法的脫硫和脫氰的效率比擬高。②在脫硫塔中單質(zhì)硫的生成量剛剛只能滿足生成NH4SCN反響的需要，而不會(huì)析出多余的硫，因此不會(huì)因?yàn)閱钨|(zhì)硫的聚集而輕易地堵塞設(shè)備及管道。③萘醌法工藝中廢液的處理裝置雖然工藝流程比擬簡(jiǎn)單，設(shè)備的占地空間少，但其操作條件比擬苛刻，需要在高溫、高壓和強(qiáng)腐蝕性條件下進(jìn)行操作，因此主要設(shè)備的材質(zhì)要求比擬較高。④因?yàn)槲者^(guò)程所需要的液氣比擬大，再生過(guò)程所需的空氣量大，而且廢液處理過(guò)程中的操作壓力較高，因此整個(gè)工藝裝置的電能消耗比擬大。2.2.8苦味酸法〔FRC法〕苦味酸法是在1958年由日本大阪煤氣公司開發(fā)。該法用氨水作為脫硫劑，苦味酸作催化劑進(jìn)行煤氣的脫硫脫氰，廢液用于制酸[16]。FR法煤氣脫硫脫氰的工藝流程如圖2.9所示，煤氣從脫硫塔下部進(jìn)入，向上通過(guò)填料層與由塔頂噴淋的循環(huán)吸收液逆流接觸，煤氣中的H2S、HCN被吸收脫除。吸收了H2S、HCN的循環(huán)液從塔底抽出，經(jīng)預(yù)混合噴嘴與來(lái)自空壓機(jī)的壓縮空氣充分混合后送入再生塔底部，與高度分賽的氣泡在再生塔上升的過(guò)程中部經(jīng)氣泡別離器引出，再用泵經(jīng)循環(huán)液冷卻器送往吸收塔頂部循環(huán)噴灑。從再生塔頂排出的硫泡沫送入緩沖槽，再用泵抽出，一局部送回再生塔頂用以消泡，另一局部送入離心機(jī)進(jìn)行硫磺別離。別離所得的硫漿存于硫漿槽。所得濾液存于濾液槽，經(jīng)濾液泵抽出送往廢液濃縮裝置的加熱器循環(huán)液管路中。經(jīng)濃縮的廢液從循環(huán)液管路中引出，配入上述硫漿槽中，與硫漿一起經(jīng)流漿泵抽送至濃縮液儲(chǔ)槽，再用濃縮液泵送往制酸裝置。由廢液濃縮塔頂排出的含氨蒸汽送入初冷器前的吸煤氣管道。由再生塔頂排出的含氨空氣引入脫硫塔后的焦?fàn)t煤氣管道中。圖2.9FR法煤氣脫硫工藝流程苦味酸法〔FRC法〕煤氣脫硫脫氰的特點(diǎn)：①苦味酸法的脫硫和脫氰的效率比擬高，經(jīng)過(guò)脫硫塔塔后的H2S和HCN氣體的含量可分別降至20mg/m3及100mg/m3以下，含硫量和HCN的含量符合城市煤氣標(biāo)準(zhǔn)。②在再生塔中，再生的空氣用量少，其用量?jī)H僅為理論空氣量的1.3倍，因此再生塔中出來(lái)的含氨尾氣可以直接進(jìn)入到脫硫塔的煤氣管道中，不會(huì)產(chǎn)生危害。③苦味酸氧化復(fù)原反響快，且價(jià)廉易得。2.2.9索爾菲班法煤氣脫硫脫氰索爾菲班法〔Sulfiban)法脫硫工藝是使用單乙醇胺的水溶液〔簡(jiǎn)稱MEA〕來(lái)直接吸收煤氣中的H2S和HCN等酸性氣體，這種方法屬于濕式吸收法的范疇。索爾菲班法煤氣脫硫裝置在煤氣凈化系統(tǒng)中是在粗苯回收工序之后，處在焦?fàn)t煤氣凈化工藝流程的后面局部。煤氣在脫硫塔中與脫硫貧液接觸，貧液吸收煤氣中的酸性氣體H2S、HCN及局部CO2后變成脫硫富液，富液在氣提塔中用再沸器及再生器發(fā)生的貧液蒸汽進(jìn)行氣提，將酸性氣體蒸出，脫硫富液變?yōu)槊摿蜇氁海摿蜇氁涸龠M(jìn)行循環(huán)使用。蒸出的酸性氣體H2S采用接觸法來(lái)制取硫酸。索爾菲班法煤氣脫硫裝置工藝流程如圖2.10所示。圖2.10索爾非班法煤氣脫硫脫氰的工藝流程從圖2.10可以看去，焦?fàn)t煤氣在脫H2S硫塔中與15%的單乙醇胺的水溶液進(jìn)行對(duì)流接觸，除焦?fàn)t煤氣中的H2S被脫除外，脫硫液還吸收煤氣中的HCN和局部CO2，吸收后的富液經(jīng)過(guò)濾器溶液交換器后送入氣提塔，與重沸器產(chǎn)生的蒸汽進(jìn)行對(duì)流接觸，解析出大局部H2S、HCN、CO2等酸性氣體。脫酸貧液從氣提塔塔底部流入重沸器中，通過(guò)蒸汽對(duì)其間接加熱，局部溶液將會(huì)被蒸發(fā)為蒸汽，作為氣提用蒸汽，剩下的溶液溢流進(jìn)入MEA中間槽，并用泵抽出，經(jīng)溶液換熱器。從氣提塔頂逸出的酸性氣體經(jīng)冷凝器冷卻后生成的氣液混合物在氣提塔底部的儲(chǔ)槽內(nèi)進(jìn)行氣液別離。別離的酸性氣體從氣送往制硫酸裝置用來(lái)生產(chǎn)98%的濃硫酸。冷凝液經(jīng)回流泵返回蒸餾塔頂，同時(shí)還有一局部作為排污水送往廢水處理裝置。為保持溶液濃度，將重沸器內(nèi)的局部溶液引到再生器中，用蒸汽間接加熱。產(chǎn)生的MEA蒸汽與來(lái)自重沸器的蒸汽集合后進(jìn)入氣提塔。局部再生液經(jīng)殘?jiān)鼊e離槽別離殘?jiān)馀拧?.3焦?fàn)t煤氣脫氨工藝煉焦煤在焦?fàn)t中的干餾過(guò)程中，煉焦煤中大局部的元素氮與氫化合生成氨〔NH3〕，小局部元素氨轉(zhuǎn)化為吡啶〔C5H5N〕、氰化氫〔HCN〕等，并隨焦?fàn)t煤氣從炭化室的上升管中逸出。氨的生成量相當(dāng)于裝爐煤量的0.25%~0.35%，粗煤氣中氨的含量一般為6~9g/m3。氨雖是重要的化工原料，但是氨有嚴(yán)重的腐蝕性，是一種腐蝕性介質(zhì)，因此必須用脫氨裝置將氨從焦?fàn)t煤氣中脫除[17]。對(duì)氨的脫除，目前國(guó)內(nèi)廣泛采用的有硫銨工藝、無(wú)水氨工藝和水洗氨-蒸氨-氨分解工藝等3種。2.3.1硫銨生產(chǎn)工藝半直接法硫銨生產(chǎn)工藝是將焦?fàn)t煤氣送入飽和器或酸洗塔中生產(chǎn)硫銨，簡(jiǎn)稱飽和器法或酸洗法。在飽和器中，按飽和器的結(jié)構(gòu)不同，又可分為浸沒(méi)式飽和器法和噴淋式飽和器法兩種。間接法是將水洗氨和蒸氨后所得到的的氨氣送入到飽和器中生產(chǎn)硫銨的方法。1、噴淋式飽和器法生產(chǎn)硫銨噴淋式飽和器法生產(chǎn)硫銨的工藝流程圖如圖2.11所示。圖2.11噴淋式飽和器法生產(chǎn)硫銨的工藝流程從圖2.11中可看出，從鼓風(fēng)機(jī)或脫硫裝置來(lái)的焦?fàn)t煤氣進(jìn)入噴淋式飽和器的前室，然后向下進(jìn)入兩側(cè)的環(huán)形吸收室。在吸收室內(nèi)，用含游離酸2%~3%的硫銨母液對(duì)煤氣進(jìn)行噴灑，母液與煤氣進(jìn)行逆流相互接觸，煤氣中含有的氨被母液中的硫酸吸收而生成硫銨。離開兩側(cè)環(huán)形吸收室的煤氣在飽和器的后室集合成一股，用小母液循環(huán)泵送入后室的母液〔游離酸含量5%~6%〕對(duì)煤氣第二次噴灑，來(lái)更深入地吸收煤氣中剩余的氨。經(jīng)二次噴灑脫氨后的煤氣，在噴淋式飽和器上部沿切線方向進(jìn)入中央旋風(fēng)除酸器，以捕集煤氣夾帶的酸性霧滴，然后經(jīng)中央管從頂部離開飽和器。經(jīng)過(guò)噴淋式飽和器后的煤氣中含氨量將會(huì)降低到比擬低的標(biāo)準(zhǔn)，一般可到達(dá)30~50mg/m3。中選用母液加熱器時(shí)，由于母液溫度較高時(shí)，對(duì)飽和器等設(shè)備的腐蝕嚴(yán)重，一般應(yīng)將母液的出口溫度控制在70℃以下。上段吸收了煤氣中的氨后生成的硫銨母液，經(jīng)過(guò)中央降液管流入到飽和器下段的結(jié)晶室中，并對(duì)下段的母液及結(jié)晶進(jìn)行充分地?cái)嚢?，使母液中的晶體長(zhǎng)大，并引起晶粒分級(jí)。剛生成的晶核或小晶粒的硫銨通過(guò)飽和介質(zhì)向上部運(yùn)動(dòng)，大顆粒的硫銨結(jié)晶那么向下降落，并沉積在結(jié)晶室的底部。從結(jié)晶室上部流出的含有少量結(jié)晶的母液，經(jīng)大母液循環(huán)泵送至飽和器上段兩側(cè)的噴灑箱內(nèi)，對(duì)煤氣進(jìn)行循環(huán)噴灑。當(dāng)飽和器下段結(jié)晶室內(nèi)的硫銨母液中的晶比到達(dá)25%~40%時(shí)，用結(jié)晶泵將其抽送至結(jié)晶槽。再經(jīng)過(guò)離心機(jī)別離后，將硫銨結(jié)晶送往硫銨枯燥系統(tǒng)，經(jīng)枯燥、稱量、包裝后送至成品庫(kù)。離心機(jī)的濾液返回飽和器中。酸洗法生產(chǎn)硫銨酸洗法生產(chǎn)硫銨的工藝：在酸洗法生產(chǎn)硫銨工藝中，氨的吸收和硫銨結(jié)晶分別在各自獨(dú)立的系統(tǒng)中進(jìn)行，因此，操作條件可以分別控制。氨的吸收采用兩段空噴塔，用不飽和的硫銨母液作為吸收劑。因此這種方法煤氣系統(tǒng)的阻力小、能耗低，設(shè)備及管道不易堵塞，可以長(zhǎng)期運(yùn)作，而且不必設(shè)置備用塔。硫銨的結(jié)晶采用真空蒸發(fā)結(jié)晶工藝，并用較大流量母液循環(huán)攪拌來(lái)控制硫銨晶核的形成，這樣可以使結(jié)晶有足夠的成長(zhǎng)時(shí)間，以獲得高質(zhì)量、顆粒較大的硫銨結(jié)晶，其工藝流程如圖2.12所示。圖2.12酸洗法硫銨生產(chǎn)工藝流程從圖2.12中可以看出，從鼓風(fēng)機(jī)或脫硫裝置來(lái)的煤氣進(jìn)入酸洗塔，分別用含游離酸2.5%~3%的硫銨母液分上、下兩段循環(huán)噴灑。煤氣從下部向上部流動(dòng)并與硫銨母液逆流進(jìn)行接觸，煤氣中的氨被母液中的硫酸吸收之后而生成硫銨。從酸洗塔出來(lái)的煤氣經(jīng)除酸器除去酸霧后，煤氣中的含氨量不大于100mg/m3。酸洗塔上、下兩段之間設(shè)有斷液盤，可使上、下兩段形成獨(dú)立系統(tǒng)。噴淋母液分別自流到各自的母液循環(huán)槽，經(jīng)母液循環(huán)泵再返回塔內(nèi)噴灑。吸收過(guò)程所需的新鮮硫酸通過(guò)計(jì)量泵或高位槽經(jīng)母液循環(huán)槽參加系統(tǒng)。所需水分加至母液循環(huán)槽內(nèi)。控制系統(tǒng)的補(bǔ)水量，使酸洗塔吸收吸收氨后形成不飽和的硫銨母液，并將母液中的硫銨濃度保持在40%左右。連續(xù)用蒸發(fā)器供料泵從母液循環(huán)槽內(nèi)將不飽和的硫銨母液抽出，送至真空蒸發(fā)結(jié)晶系統(tǒng)的結(jié)晶槽內(nèi)，由結(jié)晶槽循環(huán)泵抽出，再通過(guò)母液加熱器進(jìn)行加熱后進(jìn)入真空蒸發(fā)器，母液經(jīng)過(guò)真空蒸發(fā)而濃縮。濃縮后的過(guò)飽和母液，經(jīng)過(guò)中心管處自動(dòng)流入到結(jié)晶槽的底部。含有小顆粒狀的硫銨結(jié)晶的母液，在結(jié)晶槽的中部被循環(huán)泵抽出，大流量的循環(huán)可以使硫銨晶體結(jié)晶長(zhǎng)大。幾乎沒(méi)有結(jié)晶的母液在結(jié)晶槽的上部滿了之后，將會(huì)溢流至溢流槽，再用溢流泵抽送回氨的吸收系統(tǒng)的母液循環(huán)槽。大顆粒的結(jié)晶便在重力的作用下沉積在槽底，再用漿液泵將其抽送至結(jié)晶供料槽。蒸發(fā)器的真空度是由兩級(jí)蒸汽噴射器產(chǎn)生的〔真空度約為900kpa〕，使母液的沸點(diǎn)降低到50℃左右。從蒸發(fā)器頂部出來(lái)的氣體經(jīng)第一冷凝器與第二冷凝器冷凝后，一起送往凝結(jié)水槽外排。含有大顆粒硫銨結(jié)晶的母液，在供料槽中在重力的作用下沉降別離，濾液經(jīng)過(guò)濾液槽返回到結(jié)晶槽。2.3.2磷銨吸收法生產(chǎn)無(wú)水氨工藝磷銨吸收法生產(chǎn)無(wú)水氨工藝是用磷銨溶液從焦?fàn)t煤氣中選擇性吸收氨，吸氨后的磷銨富液解析得到氨氣。氨氣冷凝成的氨水經(jīng)精餾得到高純度無(wú)水氨產(chǎn)品。無(wú)水氨的生產(chǎn)工藝可分為半直接法和間接法兩種。半直接法是磷銨溶液直接從焦?fàn)t煤氣中吸收氨；間接法是從酸性氣體中吸收氨。所用原料有磷酸和NaOH。其工藝流程如圖2.13所示。氨的吸收：從圖中可以看出，氨吸收塔是由上、下兩段組成的空噴塔，焦?fàn)t煤氣從吸收塔的底部進(jìn)入，吸收液與煤氣逆流接觸，在上、下兩段單獨(dú)進(jìn)行循環(huán)噴灑吸收。在上段，吸收液中NH3和H3PO4的摩爾數(shù)之比為1.25，經(jīng)過(guò)吸收液循環(huán)之后，將會(huì)吸收焦?fàn)t煤氣中的氨，循環(huán)液中NH3和H3PO4的摩爾數(shù)便上升到了1.35。上段局部的一局部循環(huán)液可以從吸收塔的里面溢流到下段局部，來(lái)補(bǔ)充下段的吸收液，下段的吸收液在吸收了氨之后，NH3和H3PO4的摩爾比將會(huì)到達(dá)1.75~1.85。磷銨母液的再生：吸收氨后的磷銨母液送入到解析塔中，先要經(jīng)過(guò)預(yù)處理進(jìn)行除油，除油后的磷銨母液再和解析塔底的貧液換熱被加熱至110℃左右后進(jìn)入接觸器。富液必須先在接觸器中蒸出所含的酸性氣體。由接觸器排出的含氨酸性氣體返回吸收塔。圖2.13磷銨吸氨生產(chǎn)無(wú)水氨的工藝流程氨的精餾：來(lái)自解析塔接收槽131℃、含氨20%左右的氨液送入精餾塔中部進(jìn)行精餾。塔頂?shù)?9.98%純氨氣，經(jīng)冷卻后局部作為回流，送往精餾塔頂將塔頂溫度控制在33~34℃之間，剩余局部作為無(wú)水氨產(chǎn)品。2.2.3水洗氨-蒸氨-氨分解工藝水洗氨-蒸氨-氨分解工藝由水洗氨、蒸氨、氨分解三局部組成，其工藝流程如圖2.14所示。圖2.14水洗氨-蒸氨-氨分解工藝流程水洗氨-蒸氨工藝：被冷卻后的焦?fàn)t煤氣進(jìn)入到洗氨塔中，和塔頂下來(lái)的洗滌水逆向接觸，洗滌水吸收煤氣中的氨。為了保持洗氨吸收過(guò)程的等溫操作狀態(tài)，因此要設(shè)置中段循環(huán)將吸收過(guò)程產(chǎn)生的反響熱用冷卻水吸收下來(lái)。吸收氨后的富氨水送到換熱器換熱，經(jīng)過(guò)換熱后再送到蒸氨塔中進(jìn)行蒸氨，在蒸氨塔中揮發(fā)的氨組分將被從液體中汽提出去成為氨蒸汽。經(jīng)過(guò)汽提后的蒸氨廢水再通過(guò)泵返回到洗氨塔頂部打循環(huán)。在蒸氨塔的頂部參加堿液，以在較高的pH值下除去液體中的固定銨鹽，塔底的蒸氨廢水送往洗氨塔進(jìn)行洗氨，多余的蒸氨廢水送到污水處理站進(jìn)行處理。離開蒸氨塔的氨氣經(jīng)過(guò)分凝器進(jìn)行局部冷凝，除去大局部水蒸氣，得到的濃氨氣需進(jìn)一步處理。2.4焦?fàn)t煤氣中粗苯回收工藝煉焦用煤在焦?fàn)t中經(jīng)過(guò)隔絕空氣干餾，干餾過(guò)程產(chǎn)生的苯族烴〔粗苯〕將呈氣態(tài)隨荒煤氣從上升管中逸出，其中焦?fàn)t煤氣中回收的苯族烴是非常重要的有機(jī)化學(xué)工業(yè)原料，如果不對(duì)其回收而直接燃燒掉，不僅會(huì)嚴(yán)重污染環(huán)境，而且還是對(duì)資源的浪費(fèi)。因此，對(duì)焦?fàn)t煤氣中的苯族烴進(jìn)行回收有著非常高的經(jīng)濟(jì)效益。在焦?fàn)t煤氣中，粗苯的含量一般為25~40g/m3。從焦?fàn)t煤氣中回收粗苯時(shí)，一般均采用焦油中別離出來(lái)的洗油作為洗苯的吸收劑，其工藝過(guò)程包括煤氣洗苯和粗苯蒸餾兩個(gè)局部。現(xiàn)在，按脫苯塔的結(jié)構(gòu)和產(chǎn)品品種的不同，一般可將粗苯的蒸餾工藝分為單塔粗苯工藝、單塔輕苯工藝和雙塔輕苯工藝三種[18]。2.4.1單塔生產(chǎn)粗苯工藝單塔生產(chǎn)粗苯工藝是采用1臺(tái)脫苯塔生產(chǎn)粗苯產(chǎn)品，脫苯塔有30層塔板〔提餾段14層，精餾段16層〕或50層塔板〔提餾段30層，提餾段20層〕，可使貧油含苯和含萘量更低，有利于脫除煤氣中的苯和萘。單塔生產(chǎn)粗苯的工藝流程如圖2.15所示。從圖中可以看出，來(lái)自洗苯裝置的富有首先進(jìn)入油氣換熱器，與來(lái)自脫苯塔塔頂?shù)拇直接蜌鈸Q熱，富有被加熱至70℃后進(jìn)入貧富油換熱器。在此，富油被脫苯塔底排出的熱貧油加熱至150℃左右送入管式爐，在管式爐內(nèi)用煤氣將富油加熱至180~190℃后再送入脫苯塔進(jìn)行脫苯。從脫苯塔頂逸出的粗苯蒸汽溫度約為90~93℃，進(jìn)入油氣換熱器中與富油換熱后，再送往冷凝器中用低溫水將其冷凝冷卻，冷卻后的冷凝液送入到油水別離器。在油水別離器中將別離掉水后的粗苯再送入到回流槽中，其中局部送至脫苯塔的塔頂進(jìn)行打回流，其余局部為產(chǎn)品進(jìn)入粗苯儲(chǔ)槽。脫苯塔塔底排出來(lái)的熱貧油用泵抽送至貧富液換熱器中進(jìn)行換熱，經(jīng)過(guò)與富油換熱后，再依次送入到一段貧油冷卻器和二段貧油冷卻器中對(duì)其進(jìn)一步冷卻，換熱后的冷貧油送洗苯塔循環(huán)使用。圖2.15單塔生產(chǎn)粗苯的工藝流程脫苯塔用的直接蒸汽先經(jīng)管式爐加熱至400℃后送入塔內(nèi)。從管式爐出口的富油管中抽出1%~1.5%循環(huán)洗油量送入再生器進(jìn)行洗油再生。再生殘?jiān)鼜脑偕鞯撞颗胖翚堅(jiān)郏儆帽贸樗椭两褂筒邸Ｔ谒敳吭O(shè)有斷塔板和油水別離器，別離出水以后返回下層塔板。從粗苯蒸餾裝置中別離出的水收集至放空槽，再用泵送至鼓風(fēng)冷凝裝置的氨水系統(tǒng)。2.4.2單塔生產(chǎn)輕苯工藝單塔生產(chǎn)輕苯工藝與單塔生產(chǎn)粗苯的工藝流程根本相同，其區(qū)別只是脫苯塔的塔盤的數(shù)量有所增加，即相當(dāng)于把兩苯塔置于脫苯塔的頂部，兩塔合并為一個(gè)塔。脫苯塔塔頂部餾出輕苯蒸氣，精重苯從脫苯塔的精餾段側(cè)線采出，生產(chǎn)輕苯和精重苯兩種產(chǎn)品。單塔生產(chǎn)輕苯的工藝流程如圖2.16所示。從圖中可以看出，來(lái)自洗苯的富油首先進(jìn)入油氣換熱器，與來(lái)自脫苯塔塔頂部的油氣和水汽的混合物換熱，富油被加熱至70℃后進(jìn)入貧富油換熱器。富油和脫苯塔的底部排出的熱貧油在換熱器中換熱，富油被加熱，加熱后的富油進(jìn)入管式爐，再在管式爐內(nèi)用煤氣將富油加熱之后再進(jìn)入脫苯塔。從脫苯塔頂出來(lái)的油氣和水汽的混合物溫度約為78~80℃，進(jìn)入油氣換熱器中與富油換熱后，再在冷凝冷卻器中用低溫水冷凝冷卻，冷凝液送入油水別離器。別離除掉水后的輕苯送入回流槽，局部輕苯的冷凝液送至脫苯塔的塔頂作回流，其余的輕苯冷凝液作為產(chǎn)品自流至輕苯中間槽。圖2.16單塔生產(chǎn)輕苯的工藝流程脫苯塔加熱用的直接蒸汽先經(jīng)管式爐加熱至400℃后送入塔底。從管式爐出口的富有中抽出1.0%~1.5%的循環(huán)洗油量送入再生塔進(jìn)行洗油再生。再生殘?jiān)鼜脑偕鞯撞颗胖翚堅(jiān)?，再用泵抽送至焦油槽。脫苯塔塔頂設(shè)有斷塔板及油水別離器，以防止塔上部塔板的積水，所有別離水集中收集在放空槽，再用泵送至股份冷凝裝置的氨水系統(tǒng)。為降低貧油含萘量，在脫苯塔的精餾段切取萘油，萘油排至殘?jiān)筒?。采用單塔生產(chǎn)輕苯工藝的工藝后，既可簡(jiǎn)化工藝流程，又可降低能耗。2.4.3雙塔生產(chǎn)輕苯工藝雙塔生產(chǎn)輕苯工藝是在單塔生產(chǎn)粗苯流程的根底上增加了1臺(tái)兩苯塔。單塔流程生產(chǎn)的粗苯作為兩苯塔的原料，經(jīng)兩苯塔分餾得到輕苯和精重苯產(chǎn)品，其產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)與單塔生產(chǎn)輕苯工藝的產(chǎn)品相同。雙塔生產(chǎn)輕苯采用液體連料工藝，操作比擬穩(wěn)定，但工藝流程比擬復(fù)雜，能耗也高。雙塔生產(chǎn)輕苯的工藝流程如圖2.17所示。從圖中可以看出，單塔粗苯裝置生產(chǎn)的粗苯，局部送脫苯塔塔頂作回流，其余的粗苯作為兩苯塔的原料。粗苯送入到兩苯塔中進(jìn)行分餾，在兩苯塔的塔頂逸出輕苯蒸氣，出來(lái)的輕苯蒸氣經(jīng)過(guò)冷凝冷卻及在油水別離器中除去水后進(jìn)入輕苯回流槽。冷凝后的局部輕苯送至兩苯塔的塔頂作回流，其余的輕苯冷凝液作為產(chǎn)品送入到產(chǎn)品槽。精重苯從兩苯塔的提餾段側(cè)線采出，兩苯塔的塔底殘油為萘溶劑油。兩苯塔底設(shè)有外循環(huán)式加熱器供應(yīng)熱量。圖2.17雙塔生產(chǎn)輕苯的工藝流程3焦?fàn)t煤氣凈化方案選擇3.1焦?fàn)t煤氣鼓風(fēng)冷凝工藝方案3.1.1焦?fàn)t煤氣的冷卻焦?fàn)t煤氣離開焦?fàn)t，通過(guò)上升管以650~750℃進(jìn)入集氣主管。在橋管中被循環(huán)氨水噴灑冷卻到80~90℃后進(jìn)入煤氣初步冷卻器，初步冷卻器選用的是橫管式初冷器。煤氣在橫管初冷器中從上向下流動(dòng)，冷卻水從下方向上方流動(dòng)，整個(gè)設(shè)備可按需要分為上下兩端：上段為循環(huán)水段、下段為低溫冷卻水段。其工藝流程圖如圖3.1所示。圖3.1橫管初冷器的煤氣冷卻工藝流程3.1.2焦油氨水別離送入焦?fàn)t集氣管的循環(huán)氨水噴灑焦?fàn)t煤氣，將大局部氣態(tài)物質(zhì)冷凝成液體，進(jìn)入到集氣管，集氣管中的氣液混合物經(jīng)過(guò)氣液別離器將煤氣和液體分開，液體自流到焦油氨水別離裝置。此外，從煤氣初冷器、電捕焦油器和鼓風(fēng)機(jī)等設(shè)備中冷凝下來(lái)的冷凝液也送往焦油氨水別離裝置，在該裝置中將焦油氨水與焦油渣別離。此處采用的是常壓、沉降除渣、靜置別離工藝。工藝流程圖如圖3.2所示。其主要的設(shè)備是焦油氨水別離槽和焦油別離箱，焦油渣別離箱是由抽屜式刮渣裝置和自動(dòng)清洗式濾渣筒組成的。因?yàn)槌两党挽o置別離工藝的轉(zhuǎn)動(dòng)設(shè)備比擬少，主要靠靜置來(lái)別離，實(shí)際中的操作說(shuō)明，可以使焦油的含水量降低到2%以下，別離效果極為良好。圖3.2焦油氨水的沉降除渣和靜置別離工藝流程3.1.3煤氣中焦油霧的別離焦?fàn)t煤氣經(jīng)初冷器初步冷卻后，還含有0.1~100μm的顆粒懸浮焦油霧，其含量為3~5g/m3，可通過(guò)高效率的電捕焦油器加以脫除，電捕焦油器的捕集效率在99%以上，捕集器后煤氣中的焦油含量為20~50mg/cm3。在電捕焦油器沉淀極和電暈極之間的高壓直流電場(chǎng)作用下，焦油霧被捕集在沉淀極上。此處將電捕焦油器配置在煤氣凈化流程的鼓風(fēng)機(jī)的前面，電捕焦油器處于負(fù)壓操作流程。電捕焦油器選用的是同心圓式電捕焦油器。3.1.4焦?fàn)t煤氣鼓風(fēng)冷凝工段的整體方案從上述各種焦?fàn)t煤氣的初冷、焦油霧的捕集及焦油氨水別離單元裝置可看出，選擇最正確的煤氣凈化工藝流程的原那么主要是在煤氣冷卻的同時(shí)，要盡可能地實(shí)現(xiàn)凈化煤氣的作用和確保焦油氨水的別離效果，以滿足煤氣凈化工藝中后續(xù)的脫硫、脫氨、脫苯工序的要求，使產(chǎn)品焦油到達(dá)國(guó)家質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)。其優(yōu)選的流程如圖3.3所示。圖3.3焦?fàn)t煤氣初冷及焦油氨水別離工藝選擇的流程3.2焦?fàn)t煤氣脫硫工藝方案焦?fàn)t煤氣脫硫工段選用的工藝方案是真空碳酸鉀法煤氣脫硫，利用碳酸鉀溶液來(lái)吸收焦?fàn)t煤氣中的硫化氫和氰化氫。真空碳酸鉀法的煤氣脫硫工藝流程如圖3.4所示。圖3.4真空碳酸鉀法煤氣脫硫的工藝流程 焦?fàn)t煤氣從脫硫塔的下部進(jìn)入脫硫塔，與塔頂上方噴灑的碳酸鉀溶液逆流接觸，煤氣中的硫化氫和氰化氫等酸性氣體被脫硫液吸收后，煤氣從脫硫塔的塔頂離開，再經(jīng)除霧器除去夾帶的液滴后送往后續(xù)工序處理。3.3焦?fàn)t煤氣脫氨工藝方案脫除焦?fàn)t煤氣中的氨，此處選用的是生產(chǎn)硫銨工藝，選用的方法是噴淋式飽和器法生產(chǎn)硫銨的工藝流程。用噴淋式飽和器來(lái)生產(chǎn)硫銨，具有煤氣阻力比擬小、鼓風(fēng)機(jī)的電能消耗比擬低、硫銨結(jié)晶顆粒大和質(zhì)量好等優(yōu)點(diǎn)，其工藝流程如圖3.5所示。圖3.5噴淋式飽和器法生產(chǎn)硫銨的工藝流程從鼓風(fēng)機(jī)或脫硫裝置來(lái)的焦?fàn)t煤氣進(jìn)入噴淋式飽和器的前室，然后向下進(jìn)入兩側(cè)的環(huán)形吸收室。在吸收室內(nèi)，用含游離酸2%~3%的硫銨母液對(duì)煤氣進(jìn)行噴灑，母液與煤氣逆流接觸，煤氣中的氨被母液中的硫酸吸收而生成硫銨。離開兩側(cè)環(huán)形吸收室的煤氣在飽和器的后室集合成一股，用小母液循環(huán)泵送入后室的母液〔游離酸含量5%~6%〕對(duì)煤氣進(jìn)行二次噴灑，以進(jìn)一步吸收煤氣中剩余的氨。經(jīng)二次噴灑脫氨后的煤氣，在噴淋式飽和器上部沿切線方向進(jìn)入中央旋風(fēng)除酸器，以捕集煤氣夾帶的酸霧，然后經(jīng)中央管從頂部離開飽和器。噴淋式飽和器后的煤氣含氨量一般可到達(dá)30~50mg/m3。中選用煤氣預(yù)熱器控制飽和器中的母液溫度時(shí)，煤氣在進(jìn)入飽和器前應(yīng)先經(jīng)煤氣預(yù)熱器預(yù)熱。中選用母液加熱器時(shí)，由于母液溫度較高時(shí)，對(duì)飽和器等設(shè)備的腐蝕嚴(yán)重，一般應(yīng)將母液的出口溫度控制在70℃以下。上段吸收氨后的硫銨母液，經(jīng)中央降液管流至飽和器下段的結(jié)晶室，并以下段母液及結(jié)晶進(jìn)行充分?jǐn)嚢?，使晶體長(zhǎng)大，并引起晶粒分級(jí)。晶核或小晶粒硫銨通過(guò)飽和介質(zhì)向上運(yùn)動(dòng)，大顆粒硫銨結(jié)晶向下降落，并沉積在結(jié)晶室的底部。從結(jié)晶室上部流出的含有少量結(jié)晶的母液，經(jīng)大母液循環(huán)泵送至飽和器上段兩側(cè)的噴灑箱內(nèi)，對(duì)煤氣進(jìn)行循環(huán)噴灑。當(dāng)飽和器下段結(jié)晶室內(nèi)的硫銨母液中的晶比到達(dá)25%~40%時(shí)，用結(jié)晶泵將其抽送至結(jié)晶槽。再經(jīng)過(guò)離心機(jī)別離后，將硫銨結(jié)晶送往硫銨枯燥系統(tǒng)，經(jīng)枯燥、稱量、包裝后送至成品庫(kù)。離心機(jī)的濾液返回飽和器中。3.4焦?fàn)t煤氣中粗苯回收工藝方案3.4.1焦?fàn)t煤氣最終冷卻為了保證粗苯的回收率，脫苯操作一般應(yīng)在不高于30℃的溫度下進(jìn)行。因飽和器后的煤氣溫度為50℃~60℃，所以需要在煤氣脫苯工序前進(jìn)行煤氣的最終冷卻。煤氣終冷工藝采用的是間接式終冷。冷卻器選用的是橫管式終冷器，對(duì)煤氣進(jìn)行間接冷卻，煤氣終冷的工藝流程如圖3.6所示。圖3.6間接式煤氣終冷的工藝流程來(lái)自前道工序的煤氣從終冷器的上部進(jìn)入到橫管式煤氣終冷器，終冷器采用兩段冷卻的方式，煤氣從終冷器底部離開，進(jìn)入洗苯塔。終冷器采用循環(huán)液噴灑，以防止萘的堵塞。終冷器內(nèi)產(chǎn)生的冷凝液經(jīng)液封槽送至冷凝液槽。終冷器底部出來(lái)的煤氣送往粗苯回收工段。3.4.2焦?fàn)t煤氣脫苯洗苯的裝置的主要設(shè)備是洗苯塔，一般可分為填料塔和空噴塔兩種形式。此處選用填料塔來(lái)吸收煤氣中苯。工藝流程圖如圖3.7所示。從圖中可看出，來(lái)自粗苯蒸餾裝置的熱貧油，經(jīng)一段貧油冷卻器冷卻后進(jìn)入貧油槽，再用泵抽送至二段貧油冷卻器冷卻至25℃后送入洗苯塔塔頂噴灑，與從洗苯塔塔底進(jìn)入的終冷后煤氣逆流接觸。吸收了粗苯的富油從洗苯塔底滿流至富油槽，再經(jīng)泵抽送至粗苯蒸餾裝置。在洗苯塔塔頂設(shè)置有捕霧器，以捕集煤氣中夾帶的油滴。填料式洗苯塔的每層填料均設(shè)有氣液再分布器裝置。圖3.7填料洗苯塔的煤氣洗苯工藝流程3.4.3粗苯蒸餾粗苯蒸餾就是對(duì)洗苯后的富油進(jìn)行脫苯操作，此處采用管式爐加熱富油的脫苯工藝。脫苯過(guò)程采用的是單塔粗苯工藝。單塔生產(chǎn)粗苯工藝是采用1臺(tái)脫苯塔生產(chǎn)粗苯產(chǎn)品，脫苯塔有30層塔板〔提餾段14層，精餾段16層〕或50層塔板〔提餾段30層，提餾段20層〕，可使貧油含苯和含萘量更低，有利于脫除煤氣中的苯和萘。單塔生產(chǎn)粗苯的工藝流程如圖3.8所示。圖3.8單塔生產(chǎn)粗苯的工藝流程從圖中可以看出，來(lái)自洗苯裝置的富有首先進(jìn)入油氣換熱器，與來(lái)自脫苯塔塔頂?shù)拇直接蜌鈸Q熱，富有被加熱至70℃后進(jìn)入貧富油換熱器。在此，富油被脫苯塔底排出的熱貧油加熱至150℃左右送入管式爐，在管式爐內(nèi)用煤氣將富油加熱至180~190℃后進(jìn)入脫苯塔。從脫苯塔頂逸出的粗苯蒸汽溫度約為90~93℃，進(jìn)入油氣換熱器中與富油換熱后，再在冷凝器中用低溫水冷凝冷卻，冷凝液送入油水別離器。別離掉水后的粗苯送入回流槽，局部送至脫苯塔塔頂作回流，其余為產(chǎn)品進(jìn)入粗苯儲(chǔ)槽。脫苯塔底排出的熱貧油用泵送至貧富液換熱器，經(jīng)與富油換熱后，再依次送入一段貧油冷卻器和二段貧油冷卻器中進(jìn)一步冷卻，冷貧油送洗苯塔循環(huán)使用。脫苯塔用的直接蒸汽先經(jīng)管式爐加熱至400℃后送入塔內(nèi)。從管式爐出口的富油管中抽出1%~1.5%循環(huán)洗油量送入再生器進(jìn)行洗油再生。再生殘?jiān)鼜脑偕鞯撞颗胖翚堅(jiān)?，再用泵抽送至焦油槽。在塔頂部設(shè)有斷塔板和油水別離器，別離出水以后返回下層塔板。從粗苯蒸餾裝置中別離出的水收集至放空槽，再用泵送至鼓風(fēng)冷凝裝置的氨水系統(tǒng)。4焦?fàn)t煤氣凈化主要設(shè)備計(jì)算與選擇4.1煤氣初冷器求標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下煤氣處理量：每小時(shí)煉焦用煤量：W=W焦炭×10000/0.75/365/24=258.75t/h標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下的煤氣處理量Q〔m3/h)：Q=W×1.07×Mo=258.75×1.07×345m3/h=95517.56m3/h式中：1.07為焦?fàn)t的緊張操作系數(shù)；W為裝爐的干煤量t/；Mo為煤氣發(fā)生量，取345m3/t選用橫管間接式初冷器兩段冷卻：第一段粗氣進(jìn)口溫度82℃粗氣出口溫度45℃循環(huán)冷卻水進(jìn)口溫度32℃循環(huán)冷卻水出口溫度45℃第二段粗氣進(jìn)口溫度45℃粗氣出口溫度25℃低溫冷卻水進(jìn)口溫度18℃低溫冷卻水出口溫度25℃1、第一段：粗氣放出的熱量Q1=95517.56×〔556.02-68.02〕×4.18kJ/h=194840545kJ/h式中：556.02—每立方米粗氣飽和后在82℃時(shí)總熱焓68.02—每立方米粗氣飽和后在45℃時(shí)總熱焓冷凝液量G1=95517.56×〔832.8-84.1〕/1000kg/h=71514kg/h式中：832.8—每立方米粗氣飽和后在82℃時(shí)的水蒸氣含量〔g〕84.1—每立方米粗氣飽和后在45℃時(shí)的水蒸氣含量〔g〕第一段冷凝液的平均溫度為43℃〔對(duì)橫管初冷器來(lái)說(shuō)，根據(jù)實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)，其冷凝液的平均溫度比被冷卻了的粗氣溫度低1~2℃〕。所需冷卻水的量W1=(194840545-71514×43×4.18)/1000×(45-32)×4.18=3349.04m3/h冷卻面積F1=Q1/K△t1=194840545/(22.97×200×4.18)=10146.4m2式中：Q1——粗氣在第一段放出的熱量〔kJ/h)K——總傳質(zhì)系數(shù)，取200×4.18〔kJ/m2·h·℃)△t1——水和粗氣在第一段的對(duì)數(shù)平均溫差〔℃〕82→4545←323713在工程設(shè)計(jì)中，一段選F=4000m2橫管式初冷器3臺(tái)。2、第二段：粗煤氣放出的熱量Q2=95517.56×(68.02-24.77)×4.18=17268142kJ/h式中24.77——每立方米煤干餾粗氣飽和后在25℃時(shí)總熱焓。冷凝液量：G2=95517.56×〔84.1-26.0〕/1000=5549.57kg/h式中26.0—每立方米煤干餾粗氣飽和后在25℃時(shí)水汽含量。第二段冷凝液平均溫度為23℃。所需冷卻水量：W2=〔17268142-581×23×4.18〕/1000×4.18×(25-18)=589.7m3/h冷卻面積：F2=m2式中Q1——粗氣在第二段冷凝冷卻過(guò)程中放出的熱量〔kJ/h)K——總傳質(zhì)系數(shù)，取K=63×4.18〔kJ/m2·h·℃)△t2——水和粗氣在第二段的對(duì)數(shù)平均溫差〔℃〕45→2525←18207在工程設(shè)計(jì)中，二段選F=1600m2的橫管式初冷器3臺(tái)。故初冷器選3臺(tái)橫管式初冷器，另外備用一臺(tái)，共計(jì)4臺(tái)橫管式初冷器〔三開一備〕。4.2電捕焦油器選用蜂窩式電捕焦油器沉淀極:正六邊形，對(duì)邊距離250mm，長(zhǎng)5.5m煤氣實(shí)際體積V=Vo×〔273+t〕×101325/(P-Pw)×273,m3/hVo——設(shè)計(jì)能力，〔N〕m3/h(干煤氣〕；T——煤氣溫度，℃，電捕焦油器位于鼓風(fēng)機(jī)前取25℃；P——煤氣的絕對(duì)壓力，Pa；Pw——t℃時(shí)飽和水蒸氣壓力，Pa；沉淀極孔數(shù)需要的沉淀極孔的容積V’=V×τ/3600，m3τ——煤氣在沉淀極內(nèi)的停留時(shí)間，τ≥2.33s沉淀極：正六邊形，對(duì)邊距離250mm，長(zhǎng)5.5m，每孔容積0.2922m3，沉淀極的孔數(shù)n=V’/0.2922根據(jù)下表選取電捕焦油器〔備用1臺(tái)〕。電捕焦油器直徑，mm4400460048005000520056006000沉淀極孔數(shù)，孔188216228260276336392電捕焦油器臺(tái)數(shù)可以是1開1備或2開〔并聯(lián))1備等。煤氣在電捕焦油器沉淀極管內(nèi)的平均流速和平均停留時(shí)間。實(shí)際處理粗氣量V=95517.56×〔273+43〕×10333/(10333+2000-323)×273=95124m3/h式中323——25℃時(shí)飽和水蒸汽壓〔毫米水柱〕。初步取停留時(shí)間為τ=3s那么需要沉淀極孔的容積為V’=95124×3/3600=79.27m3那么沉淀極的孔數(shù)為：n=V’/0.2922=271.3故取電捕焦油器的直徑為：5200mm；孔數(shù)為：276孔；一開一備。一臺(tái)操作時(shí)的停留時(shí)間：t=276×0.2922×3600/95124=3.05s那么平均流速為：V=5.5/3.05=1.8m/s電能消耗電捕焦油器的電能消耗計(jì)算式為：N=VI/1000ηo+1I=nLi式中n——電暈極根數(shù)；L——沉淀極長(zhǎng)度〔米〕；L=5.5mI——電流密度，取i=0.5×10-3(安培/米〕；V——兩極電位差，取V=50000〔伏特〕；ηo——有效系數(shù)，取0.85。電捕焦油器的電能消耗為：I=2×99×5.5×0.5×10-3=0.544AN=50000×0.544/1000×0.85+1=33KW4.3機(jī)械化氨水澄清槽循環(huán)氨水量：V1==95517.56×6/320=1791m3/hV0——設(shè)計(jì)煤氣處理量，m3/h；Vg——每噸干煤焦?fàn)t煤氣產(chǎn)量，取320m3/噸；6——按單集氣管計(jì)算，每噸裝爐煤需循環(huán)氨水量，6m3/噸。進(jìn)入澄清槽內(nèi)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。進(jìn)入澄清槽的總液量：V=V1+V2=1791+77.06=1868.06m3/h需澄清槽容積：〔按澄清20min〕Vch=V×20/60=1868.06×20/60=622.68m320——氨水、焦油及焦油渣按20min澄清時(shí)間。需澄清槽臺(tái)數(shù)：N=Vch/300=2.07臺(tái)300——1臺(tái)機(jī)械化氨水澄清槽容積，m3應(yīng)選用2臺(tái)機(jī)械化氨水澄清槽，其體積為300m3。另外備用一臺(tái)，共需3臺(tái)機(jī)械化氨水澄清槽，規(guī)格為V=300m3。4.4煤氣鼓風(fēng)機(jī)鼓風(fēng)機(jī)的選擇計(jì)算是根據(jù)粗氣輸送量和后續(xù)凈化系統(tǒng)的全部阻力來(lái)進(jìn)行。此處按生產(chǎn)硫銨流程的回收系統(tǒng)各局部阻力計(jì)算。鼓風(fēng)機(jī)全壓鼓風(fēng)機(jī)前阻力〔毫米水柱〕：由焦?fàn)t車間至初冷器的粗氣管道阻力200初冷器阻力〔二段串聯(lián)〕200電捕焦油器阻力50小計(jì)450鼓風(fēng)機(jī)后阻力〔毫米水柱〕：硫銨噴淋式飽和器阻力〔兩臺(tái)〕400粗氣最終冷卻器150洗苯塔250脫硫塔100鼓風(fēng)機(jī)至煤氣柜的粗氣管道阻力200煤氣柜前壓力400小計(jì)1500 那么粗煤氣系統(tǒng)總阻力為19110Pa。根據(jù)上述計(jì)算，應(yīng)選用全壓大于19110Pa的鼓風(fēng)機(jī)〔該鼓風(fēng)機(jī)輸送氣體之重度應(yīng)于實(shí)際輸送量氣體重度加以核算后選用〕鼓風(fēng)機(jī)進(jìn)口流量鼓風(fēng)機(jī)前的粗氣壓力為-4410Pa，溫度為25℃，此時(shí)粗氣的實(shí)際體積:V=95517.56×(273+25)×10333/273×(10333-450)=109012m3/h=1816.8m3/min根據(jù)壓力和流量的計(jì)算結(jié)果，選用兩臺(tái)Q=1200m3/min,揚(yáng)程為30000Pa的離心鼓風(fēng)機(jī)。另外備用一臺(tái)，共計(jì)3臺(tái)離心式鼓風(fēng)機(jī)。鼓風(fēng)機(jī)的電動(dòng)機(jī)功率〔千瓦〕軸