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年产170万吨焦炭焦化厂COG净化工艺及设备初步设计


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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。

主要包括三部分: 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。详细叙述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 油氨水分离工艺来分离焦油和氨水、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

I

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Abstract
Coke oven gas purification including gas cooling, chemical recovery and transportation of gas, Such as: condensation blast, Coke oven gas desulfurization, removal of ammonia, final cooling wash benzene, crude benzene from benzene and distillation processes.To removal the impurities in the coke oven gas and in order to recover important chemical products from coke oven gas.such as sulfur, tar, naphthalene, hydrogen cyanide, ammonia, benzene and so on. The design is to produce 1.7 million tons of coke and coke oven gas purification technology and equipment preliminary design.Mainly includes three parts:First, the Coke oven gas purification process of literature review.It discusses various domestic coke gas purification process of the main principles and characteristics;Second, the picking of coke oven gas purification program.According to various characteristics of coke gas purification process, coke oven gas purification scheme selection.Detailed description of the coke oven gas condensate blast, desulfurization, ammonia and benzol recovery of four section of the process,First horizontal tube cooler for coke oven gas were early cold,with pressure dehydration with tar tar ammonia separation process to separate tar and ammonia,vacuum potassium carbonate method for desulfurization,By spraying saturator method for ammonia removal,Benzol production with a single tower to recover the COG benzene aromatic hydrocarbons;Third,Section four main computing device and model selection.Including coke oven gas primary cooler, mechanization ammonia settler, gas blower, electrical tar, saturator, final gas cooling tower, washing benzene tower.

Key words:
recycling;

Coke oven gas;

The purification process;

Chemical products

Equipment selection and calculation

II

武汉科技大学本科毕业设计 目 录

1 绪论 .............................................................................................................................. 1 1.1 1.2 1.3 1.4 2.1 焦炉煤气净化意义 ........................................................................................... 1 设计规模 ........................................................................................................... 1 焦炉煤气净化主要技术方案 ........................................................................... 2 本设计的主要设备 ........................................................................................... 2 焦炉煤气鼓风冷凝工艺 ................................................................................... 3 2.1.1 2.1.2 2.1.3 2.1.4 2.2 焦炉煤气的冷却工艺 ............................................................................ 3 焦炉煤气脱萘 ........................................................................................ 5 焦油氨水分离 ........................................................................................ 5 煤气中焦油雾的分离 ............................................................................ 6

2 文献综述 ...................................................................................................................... 3

焦炉煤气脱硫工艺 ........................................................................................... 7 2.2.1 HPF 法煤气脱硫脱氰............................................................................ 8 2.2.2 2.2.3 2.2.4 2.2.5 2.2.6 2.2.7 2.2.8 2.2.9 真空碳酸钾法煤气脱硫 ........................................................................ 9 氨硫循环洗涤法煤气脱硫 .................................................................. 10 采用压力脱酸的氨水法煤气脱硫脱氰 .............................................. 11 改良蒽醌(ADA)法煤气脱硫脱氰 ................................................. 12 栲胶法 .................................................................................................. 13 萘醌法(TH 法)................................................................................ 13 苦味酸法(FRC 法) ......................................................................... 14 索尔菲班法煤气脱硫脱氰 .................................................................. 15 硫铵生产工艺 ...................................................................................... 17 磷铵吸收法生产无水氨工艺 .............................................................. 19 水洗氨-蒸氨-氨分解工艺 ................................................................... 20 单塔生产粗苯工艺 .............................................................................. 21 单塔生产轻苯工艺 .............................................................................. 22 双塔生产轻苯工艺 .............................................................................. 23

2.3

焦炉煤气脱氨工艺 ......................................................................................... 16 2.3.1 2.3.2 2.2.3

2.4

焦炉煤气中粗苯回收工艺 ............................................................................. 21 2.4.1 2.4.2 2.4.3

3 焦炉煤气净化方案选择 ............................................................................................ 24 3.1 焦炉煤气鼓风冷凝工艺方案 ......................................................................... 24 3.1.1 焦炉煤气的冷却 .................................................................................. 24 III

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3.1.2 3.1.3 3.1.4 3.2 3.3 3.4 焦油氨水分离 ...................................................................................... 25 煤气中焦油雾的分离 .......................................................................... 25 焦炉煤气鼓风冷凝工段的整体方案 .................................................. 26

焦炉煤气脱硫工艺方案 ................................................................................. 26 焦炉煤气脱氨工艺方案 ................................................................................. 27 焦炉煤气中粗苯回收工艺方案 ..................................................................... 28 3.4.1 3.4.2 3.4.3 焦炉煤气最终冷却 .............................................................................. 28 焦炉煤气脱苯 ...................................................................................... 28 粗苯蒸馏 .............................................................................................. 29

4 焦炉煤气净化主要设备计算与选择 ........................................................................ 30 4.1 4.2 4.3 4.4 4.5 煤气初冷器 ..................................................................................................... 30 电捕焦油器 ..................................................................................................... 32 机械化氨水澄清槽 ......................................................................................... 33 煤气鼓风机 ..................................................................................................... 34 饱和器 ............................................................................................................. 35 4.5.1 4.5.2 4.5.3 4.5.4 4.5.5 4.5.6 4.5.7 4.6 4.6.1 4.6.2 4.6.3 4.6.4 4.7 4.7.1 4.7.2 4.7.3 4.7.4 5.1 基础数据 .............................................................................................. 35 氨的平衡 .............................................................................................. 36 饱和器的水平衡 .................................................................................. 36 饱和器的物料平衡 .............................................................................. 37 饱和器温度的确定 .............................................................................. 38 饱和器的热平衡 .................................................................................. 39 饱和器基本尺寸的计算 ...................................................................... 41 基础数据 .............................................................................................. 42 物料平衡 .............................................................................................. 42 热量衡算 .............................................................................................. 43 传热面积和计算 .................................................................................. 44 煤气的实际流量 .................................................................................. 46 煤气的实际含苯量 .............................................................................. 46 贫油和富油中实际的含苯量和洗油量 .............................................. 47 洗苯塔直径及所需填料面积 .............................................................. 49

煤气终冷塔 ..................................................................................................... 42

洗苯塔 ............................................................................................................. 46

5 结论 ............................................................................................................................ 49 焦炉煤气净化工艺方案 ................................................................................. 49 5.1.1 焦炉煤气鼓风冷凝工艺 ...................................................................... 49 IV

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5.1.2 5.1.3 5.1.4 5.2 5.2.1 5.2.2 5.2.3 5.2.4 5.2.5 5.2.6 5.2.7 焦炉煤气脱硫工艺 .............................................................................. 50 焦炉煤气脱氨工艺 .............................................................................. 50 焦炉煤气中粗苯回收工艺 .................................................................. 50 横管初冷器 .......................................................................................... 50 电捕焦油器 .......................................................................................... 51 机械化氨水澄清槽 .............................................................................. 51 煤气鼓风机 .......................................................................................... 51 饱和器 .................................................................................................. 51 煤气终冷塔 .......................................................................................... 51 洗苯塔 .................................................................................................. 51

主要设备选择 ................................................................................................. 50

参考文献 .......................................................................................................................... 52 致谢 .................................................................................................................................. 53

V

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1

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 为比较纯的化学产品,并得到纯净的焦炉煤气。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 的体积分数达 到为 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部分,是焦化厂的化学产品回收车间,回收焦炉煤气中的化学 1

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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分离工艺,将焦油氨水和焦油渣分离;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。 焦油氨水的分离设备: 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。 2

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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分离器, 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,以达到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, 煤气中的大部分萘是在 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 3

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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基础。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,即可达到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 温差比较大,冷凝液的量比较大,但冷凝下来的萘的量相对较少,但是这种工艺的传热 4

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系数比较高,因此需要的传热面积比较少,则换热器的占地面积将会比较少;在煤气温 度达到 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 此工艺相对比较复杂,设备比较多、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,氨水则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 焦油氨水分离
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 气液分离器中将焦炉煤气和液态混合物进行分离,液体混合物经气液分离器自流到焦油 氨水分离装置。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 送往焦油氨水分离装置, 在此将焦油氨水和焦油渣分离。 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分离工艺 有三种方式[6],现分述如下: A、带有二段脱渣的焦油氨水分离工艺 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。在焦油分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,用泵将焦油从焦油分离器中送入到焦油槽。带有二段脱渣的焦 油氨水分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%(100μ m 以上), 脱除焦油渣的效率可以达到 97%。 ②焦油氨水分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、沉降除渣和静置分离工艺 焦油氨水的分离采用常压、沉降除渣、静置分离工艺,其主要设备是焦油渣分离箱 5

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和焦油氨水分离槽两种,除渣和焦油氨水分离工序在不同设备内进行。焦油氨水分离槽 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分离槽、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。焦油氨水分离槽具有很多的优点,例如:操作简单、能耗低、分离效果好等。 因沉降除渣和静置分离工艺的转动设备少,主要靠静置分离,实际操作表明,可使 焦油的含水量降低到 2%以下,其分离效果极为良好。沉降除渣和静置分离工艺的流程 如图 2.2 所示。

图 2.2 焦油氨水的沉降除渣和静置分离工艺流程

C、带压力焦油脱水的焦油氨水分离工艺 经过气液分离器分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分离器,以保证焦油中尽可能少 含固体颗粒。在压力焦油分离器中,可以将焦油和水进行高度分离,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;缺点是传动设备比较多,因此维修工作量 大,操作的工作量比较大,而且操作也比较复杂。

2.1.4 煤气中焦油雾的分离
焦炉煤气经过初步冷却器初步冷却后,还含有 0.1~100μ m 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 认识不足,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]。 6

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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:○ 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;○ 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较少,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 安装比较方便,而且操作管理容易。避免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,而氰化氢则是煤煤在 焦炉中炭化时,煤气中的氨与红焦发生反应而生成的产物,即: C+NH3 HCN+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 湿式 吸收 法 湿式 催化 氧化 法

名称 代亚毛克斯法 AS 循环洗涤法 真空碳酸盐法 改良蒽醌法 萘醌法 苦味酸法 栲胶法 PDS 法 HPF 法

脱硫效 率/% 约 98 90~98 90~98 约 99 约 99 约 99 约 99 约 99 约 99

脱氰效 率/% 约 30 50~75 约 85 约 90 约 90 约 90 约 90 约 90 约 90 7

吸收剂、催化剂 氨 氨 碳酸钾 碳酸钠、蒽醌二磺酸 氨、萘醌磺酸 氨、苦味酸 碳酸钠、栲胶 碳酸钠、酞氰钴磺酸盐 氨、对苯二酚、双核酞菁钴六磺酸铵

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2.2.1 HPF 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应, 具有在脱硫和再生全过程中催化剂活性比较高和流动性比较 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应槽,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 2.3 HPF 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较好; 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,如果将这部分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。 8

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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达到 200mg/m3,可满足焦化企业准入条件的要求[9~10]。 (1)真空碳酸钾法煤气脱硫的基本原理 吸收反应 K2CO3+H2S=KHCO3+KHS K2CO3+HCN=KHCO3+KCN K2CO3+CO2+H2O=2KHCO3 解析反应 KHCO3+KHS=K2CO3+H2S KHCO3+KCN=K2CO3+HCN 2KHCO3=K2CO3+CO2+H2O 副反应 2KHS+2O2=K2S2O3+H2O K2CO3+H2S+0.5O2+HCN=KSCN+KHCO3+H2O (2)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

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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。 (3)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 因副反应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 10

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的碱洗段喷洒,再返回到蒸氨装置中去分解固定的铵盐。 (1)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。由于水洗氨的反应为放热反应,必须及时地将加入到系统 的热量和吸收反应的反应热除掉,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达到等温操作。 实际的生产操作证明,NH3/H2S 比值必须达到 4 以上。此时,脱硫塔塔底富液中的 CO2/H2S 比值可达到 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,但也存在不足之处: ①AS 法煤气脱硫工艺的脱硫效率比较低,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,难以达到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]。 (1)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,故须连续抽出部分贫液作为排 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。 (2)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。 11

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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,达到了节能、减少废物废水的排放、环保、增加脱硫效率的良好结果。

图 2.6 FAS 法煤气脱硫脱氰的工艺流程

2.2.5 改良蒽醌(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%;副反应 Na2S2O3 的生成基本得到了控制;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良 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。 (1)生产工艺原理 在脱硫塔内进行的反应 ①煤气中 H2S 和 HCN 被碱液吸收 Na2CO3+H2S=NaHCO3+NaHS Na2CO3+2HCN=2NaCN+H2O+CO2 ②偏钒酸钠和 NaHS 发生反应,生成产物焦钒酸钠并析出单质硫 4NaVO3+2NaHS+H2O=Na2V4O9+4NaOH+2S ③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应 ①还原态的 ADA 被氧化为氧化态 ADA ②H2O2 可将 V+4 氧化成为 V+5 ③H2O2 可与 HS-反应析出元素硫 (2)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 12

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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 入到反应槽中。反应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 改良 ADA 法煤气脱硫工艺流程

硫膏经贮斗放入熔硫釜,熔融后的熔融硫加入硫磺冷却盘,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良 ADA 法的基础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良 ADA 法相当,而且最为突出的优点就是是运 行费用比较低,可以避免硫磺堵塔的问题[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。 (1)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 液大部分返回脱硫塔中循环使用,小部分送往 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。 13

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送往 Hirohax 装置的脱硫液在原料槽中需加入适量的浓氨水,并加入少量硝酸作为 缓蚀剂,升压后与高压空气混合,再送经换热器与反应气体全部氧化,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

(2)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较高。 ②在脱硫塔中单质硫的生成量刚刚只能满足生成 NH4SCN 反应的需要, 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较简单,设备的占地空间少,但其 操作条件比较苛刻,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 质要求比较较高。 ④因为吸收过程所需要的液气比较大,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较大。

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]。 (1)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 14

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气泡在再生塔上升的过程中部经气泡分离器引出,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,一部分送回再生塔顶 用以消泡,另一部分送入离心机进行硫磺分离。分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 2.9 FR 法煤气脱硫工艺流程

(2)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较高,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苦味酸氧化还原反应快,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部分。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 及部分 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 15

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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 和部分 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 析出大部分 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,部分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 槽内进行气液分离。分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,同时还有一部分作为排污水送往废水处理装置。 为保持溶液浓度,将重沸器内的部分溶液引到再生器中,用蒸汽间接加热。产生的 MEA 蒸汽与来自重沸器的蒸汽汇合后进入气提塔。部分再生液经残渣分离槽分离残渣 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,炼焦煤中大部分的元素氮与氢化合生成氨(NH3), 小部分元素氨转化为吡啶(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 16

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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汇合成一股,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残余的氨。 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 17

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中含氨量将会降低到比较低的标准,一般可达到 30~50mg/m3。当选用母液加热器时, 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,大颗粒的硫铵结晶则向下 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达到 25%~40%时,用结晶泵将其抽送 至结晶槽。再经过离心机分离后,将硫铵结晶送往硫铵干燥系统,经干燥、称量、包装 后送至成品库。离心机的滤液返回饱和器中。 2、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 18

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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加入系统。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分离,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。 上段部分的一部分循环液可以从 吸收塔的里面溢流到下段部分,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 的摩尔比将会达到 1.75~1.85。 磷铵母液的再生: 19

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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, 经冷却后部分作为回流, 送往精馏塔顶将塔顶温度控制在 33~34℃之间, 剩余部分作为无水氨产品。

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、 氨分解三部分组成, 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 20

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产生的反应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。在蒸氨塔的顶部加入碱液,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部分冷凝,除去大部分水蒸气,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,一般均采用焦油中分离出来的洗油作 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部分。 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分离器。在油水分 离器中将分离掉水后的粗苯再送入到回流槽中,其中部分送至脱苯塔的塔顶进行打回 流,其余部分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 21

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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分离器,分离出水以后返回下层 塔板。从粗苯蒸馏装置中分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基本相同,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,冷凝液送入油水分离器。分离除掉水 后的轻苯送入回流槽,部分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。

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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分离器,以防止塔上部 塔板的积水,所有分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基础上增加了 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,操作比较稳定,但工 艺流程比较复杂,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,部分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分离器中除去水后进入轻苯回流槽。冷凝后的部 分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 器供给热量。

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图 2.17 双塔生产轻苯的工艺流程

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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

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3.1.2 焦油氨水分离
送入焦炉集气管的循环氨水喷洒焦炉煤气,将大部分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分离器将煤气和液体分开,液体自流到焦油氨 水分离装置。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 送往焦油氨水分离装置,在该装置中将焦油氨水与焦油渣分离。 此处采用的是常压、沉降除渣、静置分离工艺。工艺流程图如图 3.2 所示。其主要 的设备是焦油氨水分离槽和焦油分离箱,焦油渣分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分离工艺的转动设备比较少,主要靠静置来分离,实际中的操 作表明,可以使焦油的含水量降低到 2%以下,分离效果极为良好。

图 3.2 焦油氨水的沉降除渣和静置分离工艺流程

3.1.3 煤气中焦油雾的分离
焦炉煤气经初冷器初步冷却后,还含有 0.1~100μ m 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。

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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分离单元装置可看出,选择 最佳的煤气净化工艺流程的原则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分离效果,以满足煤气净化工艺中后续的脱硫、脱氨、脱苯工序 的要求,使产品焦油达到国家质量标准。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分离工艺选择的流程

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

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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,具有煤气阻力比较小、鼓风机的电 能消耗比较低、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汇合成一股,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残余的氨。 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 般可达到 30~50mg/m3。当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。当选用母液加热器时,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。 27

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当饱和器下段结晶室内的硫铵母液中的晶比达到 25%~40%时,用结晶泵将其抽送 至结晶槽。再经过离心机分离后,将硫铵结晶送往硫铵干燥系统,经干燥、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 28

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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 29

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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,冷凝液送入油水分离器。分离掉水后的粗苯送入回流 槽,部分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分离器,分离出水以后返回下层 塔板。从粗苯蒸馏装置中分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。

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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× 345 m3/h =95517.56 m3/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℃ 30

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1、第一段: 粗气放出的热量 Q1=95517.56× (556.02-68.02)× 4.18 kJ/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)/1000 kg/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 → 45 45 ← 32 37 13 37 ? 13 ?t1 ? ? 22.97℃ 37 2.3 lg( ) 13 2 在工程设计中,一段选 F=4000m 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: 31

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F2=
Q2 17268142 ? ? 4605 m2 K △t2 63 ×4.18 × 12.4

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 → 25 25 ← 18 20 7 20 ? 7 ?t 2 ? ? 12.4℃ 20 2.3 lg( ) 7 2 在工程设计中,二段选 F=1600m 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/h Vo——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; 1、沉淀极孔数 需要的沉淀极孔的容积 V’=V× τ/3600 ,m3 τ——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 4400 4600 4800 5000 5200 5600 6000 直径,mm 沉淀极孔 188 216 228 260 276 336 392 数,孔 电捕焦油器台数可以是 1 开 1 备或 2 开(并联)1 备等。 2、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 32

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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 则需要沉淀极孔的容积为 V’=95124× 3/3600=79.27m3 则沉淀极的孔数为: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 则平均流速为: V=5.5/3.05=1.8m/s 3、电能消耗 电捕焦油器的电能消耗计算式为: N=VI/1000η o+1 I=nLi 式中 n——电晕极根数; L——沉淀极长度(米);L=5.5m I——电流密度,取 i=0.5× 10-3(安培/米); V——两极电位差,取 V=50000(伏特); η o——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=0.544A N=50000× 0.544/1000× 0.85+1=33KW

4.3 机械化氨水澄清槽
1、循环氨水量: V1=

V0 6/320=1791m3/h ? 6 =95517.56× Vg

V0——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。 2、进入澄清槽内的初冷器冷凝液量: V2=(G1+G2)/1000=(71514+5549.57)/1000=77.06m3/h G1——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。 3、进入澄清槽的总液量: V=V1+V2=1791+77.06=1868.06m3/h 4、需澄清槽容积:(按澄清 20min) Vch=V×20/60=1868.06×20/60=622.68m3 33

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20——氨水、焦油及焦油渣按 20min 澄清时间。 5、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 故选用 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部分阻力计算。 1、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 初冷器阻力(二段串联) 电捕焦油器阻力 小计 鼓风机后阻力(毫米水柱): 硫铵喷淋式饱和器阻力(两台) 粗气最终冷却器 洗苯塔 脱硫塔 鼓风机至煤气柜的粗气管道阻力 煤气柜前压力 小计 则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) 2、鼓风机进口流量 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。 3、鼓风机的电动机功率(千瓦) 轴功率 N’: N’=0.133P1V1[(P2/P1)0.27-1] 34 鼓风机前的粗气压力为-4410Pa,温度为 25℃ ,此时粗气的实 400 150 250 100 200 400 1500 200 200 50 450

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式中: p1——鼓风机吸入口的绝对压力(大气压); P2——鼓风机压出口的绝对压力(大气压); V1——进鼓风机的煤气实际体积(m3/h); P1=(10333-450)/10333=0.956 P2=(10333+1500)/10333=1.145 则 N’=0.133×0.956×109012×[(1.145/0.956)0.27-1]=657.42KW 鼓风机配用的电动机功率一般应比轴功率大 25~30%,故 N=1.3×657.42=854.6KW 4、温升 鼓风机后的粗气温升计算式为 T2=T1(P2/P1)0.27 此处 T1=273+25=298K 则 T2=298×(1.145/0.956)0.27=312K (39℃ ) 则粗气经鼓风机后的温升为 T2-T1=14℃ ,由于鼓风机机壳表明散去一部分热量,鼓 风机后温升一般小于 20℃ ,计算得到的温升小于此值。

4.5 饱和器
4.5.1 基础数据
(1)鼓风机后煤气的组成见表 4-1。
表 4.1 鼓风机后煤气组成

组成 干煤气 苯族烃 硫化氢 组成 氨 二氧化碳 硫化氢 干煤气含量:

含量/kg·h-1 43365 2897.4 1365.7

组成 氨 水汽 小计

含量/kg·h-1 590 3529.6 51747.7 含量/kg·h-1 1460 1918.4

表 4.2 蒸氨后浓氨气的组成

含量/kg·h-1 组成 277.9 水 97.5 小计 83 Wg=Q×0.454 ,kg/h Q——标准状态下 COG 处理量,m3/h 0.454——COG 密度,kg/m3 (2)剩余氨水量。剩余氨水量为 33.6t/h。 35

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(3)蒸氨后浓氨气的组成见表 4-2。

4.5.2 氨的平衡
氨的平衡见表 4-3。
表 4.3 氨的平衡

输入 物料量/kg· h 输出 物料量/kg· h-1 焦炉煤气带 焦炉煤气带 590 2.6 入的氨 走的氨 氨气带入的 与硫酸反应 277.9 865.3 氨 的氨 小计 867.9 小计 867.9 -1 吸收 865.3/kg·h 氨所需的 100%硫酸为: 865.3×(98/34)=2494kg/h 生成硫铵量(干)为: 865.3+2494=3359.3kg/h 设湿硫铵的含水量为 2%,则湿硫铵的产量为: 3359.3/0.98=3428kg/h 需 76%的硫酸消耗量为: 2494/0.76=3281.6kg/h (其中含水量为 787.6kg/h)。

-1

4.5.3 饱和器的水平衡
4.5.3.1 输入水量 焦炉煤气带入的水量 氨气带入的水量 硫酸带入的水量 离心机的洗水量 (离心机的洗水量为硫铵产量的 6%) 总输入水量为: W 入=3529.6+1460+787.6+201.6=5978.8kg/h 4.5.3.2 输出水量 离心机后湿硫铵带走的水量为: 3428-3359.3=68.7kg/h 设煤气应从饱和器内带走的水量为 X kg/h,总输出水量为: W 出=68.7+X 令: 则: W 入=W 出 5978.8=68.7+X X=5910.1kg/h 36 3529.6kg/h 1460kg/h 787.6kg/h 3359.3×6%=201.6kg/h

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4.5.4 饱和器的物料平衡
4.5.4.1 输入物料 (1)进入饱和器的煤气量及其组成见表 4-4。
表 4.4 进入饱和器的煤气量及其组成

组成 干煤气 苯族烃 硫化氢 氨 水蒸气 小计

kg/h 43365 2897.4 1365.7 590 3529.6 51747.7
表 4.5 进入饱和器的氨气量及其组成

m3/h 95433 784 896 777 4392 102278

(2)进入饱和器的氨气量及其组成见表 4-5。 组成 氨 二氧化碳 硫化氢 水蒸气 小计 kg/h 277.9 97.5 83 1460 1918.4 m3/h 366 50 55 1817 2288

(3)进入饱和器的硫酸量。进入饱和器的硫酸(浓度 76%)量为 3281.6kg/h。 (4)离心机的洗水量。离心机的洗水量为 201.6kg/h。 总输入的物料量为: 51747.7+1918.4+3281.6+201.6=57149.3kg/h
表 4.6 离开饱和器的煤气量及其组成

组分 干煤气 水蒸气 氨 硫化氢 苯族烃 小计 4.5.4.2 输出物料

kg/h 43461 5910.1 2.6 1448.7 2897.4 53718

m3/h 95644.5 7352.8 4 955 784 104740

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(1)离开饱和器的煤气量及其组成见表 4-6。 (2)湿硫铵产量。湿硫铵(含水 2%)产量为 3428kg/h。 总输出物料量为: 53718+3428=57146kg/h 饱和器的物料平衡见表 4-7。
表 4.7 饱和器的物料平衡

输入 煤气 氨气 硫酸 洗涤水 小计

物料量/kg/h 51747.7 1918.4 3281.6 201.6 57149.3

输出 煤气 湿硫铵

物料量/kg/h 53718 3428

小计

57146

4.5.5 饱和器温度的确定
从饱和器的水平衡可知,为了维持母液系统的水平衡,必须由煤气带出系统的过剩 水。当母液液面上水蒸气的饱和蒸汽压 PM 等于出口煤气中水蒸气的分压 PB 时,所对应 的母液温度(或煤气出口温度)即为饱和器的最低操作温度。为了保证水蒸汽有足够的 推动力,必须满足 PM>PB,一般情况下,PM 应为 PB 的 1.3~1.5 倍。PM 和 PB 可分别按 式(4-1)和式(4-2)计算: PM=Po(1-0.00235v-0.004S) (4-1) 式中,Po 为饱和器操作温度下的纯水饱和蒸汽压,kpa;v 为母液中硫铵的含量, 一般 v=85.5g/100g;S 为母液中的游离酸含量,一般 S=11.1g/100g。 则 PM=0.755Po PB=VB×P/V 式中,VB 为饱和器出口煤气中水蒸气的体积,m3/h;V 为饱和器出口煤气总水蒸气 的总体积,m3/h;p 为饱和器出口压力(绝对),p=112kpa。则: PB=VB×P/V=7352.8×112/104740=7.862kpa PM=1.5PB=1.5×7.862=11.793kpa 11.793=0.755Po Po=15.620kpa 查水蒸气压力表得相应的温度为 54.86℃ ,取 55℃ 。故饱和器的操作温度就为 55℃ 。

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4.5.6 饱和器的热平衡
采用煤气预热器的加热方案时,通过对饱和器的热平衡,可求得煤气预热器出口的 煤气温度。 4.5.6.1 输入热量 (1)焦炉煤气带入的热量 Q1(设煤气入口温度为 t℃ )。 干煤气 水蒸气 苯族烃 硫化氢 氨 43365×2.93×t=127059t kJ/h 3529.6×(2491+1.834t)=(8792234+6473t)kJ/h 2897.4×1.03×t=2984t kJ/h 1365.7×0.997×t=1362t kJ/h 590×2.106×t=1243t kJ/h Q1=(8792234+138001t)kJ/h 式中, 2491 为水的蒸发潜热, kJ/kg;2.93 为焦炉煤气的比热容看, kJ/ (kg· ℃ ) ; 1.834 为水蒸气的比热容,kJ/(kg·℃ );1.03 为苯族烃的比热容,kJ/(kg·℃ ); 0.997 为硫化氢的比热容,kJ/(kg·℃ );2.106 为氨的比热容,kJ/(kg·℃ )。 (2)氨气带入的热量 Q2(氨气温度为 95℃ )。 氨 二氧化碳 硫化氢 水汽 277.9×2.127×95=56154kJ/h 97.5×0.892×95=8262kJ/h 83×1.005×95=178.5kJ/h 1460×(2491+1.842×95)=3892345kJ/h Q2=3956939.5kJ/h (3)硫酸带入的热量 Q3(硫酸温度为 20℃ )。 Q3=3281.6×1.918×20=125882kJ/h 式中,1.918 为 76%硫酸的比热容,kJ/(kg·℃ )。 (4)离心机洗涤水带入的热量 Q4(洗涤水温度为 60℃ )。 Q4=201.6×4.187×60=50622kJ/h (5)结晶槽和离心机返回母液带入的热量 Q5(母液温度为 45℃ )。取结晶槽 和离心机返回的母液量为硫铵产量的 10 倍,则返回的母液量为: 3359.3×10=33593kg/h Q5=33593×2.68×45=4051316kJ/h 式中,2.68 为硫铵母液的比热容,kJ/(kg·℃ )。 (6)循环母液带入的热量 Q6(循环母液温度为 48℃ )。 Q6=3359.3×30×2.68×48=12964211kJ/h 式中,30 为循环母液量,为硫铵产量的倍数。 (7)化学反应热 Q7。 39

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硫铵的生成热 硫铵的结晶热 3359.3×195524/132=4975938kJ/h 3359.3×10886/132=277040kJ/h 74776×(n1/(1.7983+n1)-n2/(1.7983+n2))kJ/kmol 式中,195524 为硫铵的生成热,KJ/kmol;10886 为硫铵的结晶热,KJ/kmol; n1 为硫酸稀释后来水的摩尔数与酸的摩尔数之比, n1=94×98/(18×6)=85.3;n2 为硫酸稀 释前水的摩尔数与酸的摩尔数之比,n2=24×98/(18×76)=1.72。则硫酸的稀释热为: 74776×(85.3/(1.7983+85.3)-1.72/(1.7983+1.72))=36678kJ/kmol 按 2494kg/h 无水硫酸计, 2494×36678/98=933418kJ/h Q7=4975938+277040+933418=6186396kJ/h 总输入量为: Q 入=8792234+138001t+3956939.5+125882+50622+4051316+12964211+6186396 =(36076978+138001t)kJ/h 4.5.6.2 输出热量 (1)焦炉煤气带出的热量 Q8(煤气出口温度为 55℃ )。 干煤气 水蒸气 苯族烃 硫化氢 氨 43461×2.93×55=7003740 KJ/h 5908×(2491+1.834×55)=15313547KJ/h 2897.4×1.03×55=164138kJ/h 1448.7×0.997×55=79440 kJ/h 2.6×2.127×55=304kJ/h Q8=7003740+15313547+164138+79440+304=22561169kJ/h (2)湿硫铵带出的热量 Q9(湿硫铵温度为 55℃ )。 硫铵带出的热量 水分带出的热量 3359.3×1.424×55=263100kJ/h 68.7×4.187×55=15821kJ/h Q9=263100+15821=278921kJ/h (3)送往结晶槽母液带出的热量 Q10(母液温度为 55℃ )。 Q10=33593×2.68×55=4951608kJ/h (4)循环母液带出的热量 Q11(母液温度为 55℃ )。 Q11=3359.3×30×2.68×55=14854825kJ/h (5)饱和器热损失 Q12。 Q12=0.05Q 入=0.05×(36076978+138001t)kJ/h=(1803849+6900t)kJ/h 总输出热量为: Q 出=22561169+278921+4951608+14854825+1803849+6900t 40 式中,1.424 为硫铵的比热容,kJ/(kg·℃ )。

硫铵的稀释热,即硫酸由 76%稀释至 6%的稀释热为:

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=(44450372+6900t)kJ/h 令 Q 入=Q 出 36076978+138001t=44450372+6900t t≈63.86℃ ,因此,焦炉煤气必须在预热器中加热到 64℃ 。 饱和器的热平衡见表 4-8。
表 4.8 饱和器的热平衡

输入 煤气 氨气 硫酸 洗涤水 结晶槽和离心机返回母液 循环母液 化学反应热 小计

热量 /kJ`h-1 18452304 263100 125882 50622 4051316 12964211 6186396 44909042

输出 煤气 湿硫铵 送往结晶槽的母液 循环母液 热损失

热量/kJ`h-1 22561169 278921 4951608 14854825 2245449

小计

44909042

4.5.7 饱和器基本尺寸的计算
4.5.7.1 进入饱和器煤气的实际体积流量 由饱和器的热平衡计算可得,进入饱和器的煤气必须预热至 64℃ 以上,取煤气温度 为 75℃ ,操作压力为 115.72kpa。 年产焦炭≤150 万吨规模的 COG 净化设计 1 台饱和器,>150 万吨规模的 COG 净 化设计 2 台饱和器。本设计为年焦炭产量为 170 万吨,故设计 2 台饱和器。 由饱和器物料衡算得知,煤气总的体积流量为 102278m3/h,由于设计两台饱和器, 故进入饱和器的煤气体积流量为 51139m3/h,其实际体积流量为: V 入=51139×(273+75)×101.32/(273×115.72)=57077m3/h 4.5.7.2 进入饱和器氨气的实际体积流量 由饱和器物料衡算得知,进入每台饱和器的氨气体积流量为 1144m3/h,其实际体积 流量为: V2=1144×(273+95)×101.32/(273×115.72)=1350m3/h 4.5.7.3 饱和器外环的截面积 取气体在饱和器外环截面积处的流速为 0.8m/s,则所需的外环截面积为: F1=(57077+1350)/(3600×0.8)=20.3m2 4.5.7.4 饱和器内环的截面积 取煤气在饱和器内环截面积处的流速为 15m/s,则所需的内环截面积为: F2=57077/(3600×15)=1.05m2 4.5.7.5 中央煤气出口管的直径 取中央煤气出口管内煤气的流速为 12m/s ,煤气的出口温度为 60℃,压力为 41

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114.26kpa,则中央煤气出口管的断面积为: V 55314 F3 ? ? ? 1.28m 2 3600 v 3600 ?12 273 ? 60 101 .32 V ? 51139 ? ? ? 55314 m 3/h 273 114 .26
D? 1.28 ? 1.28m 0.785

4.5.7.6 饱和器的内径 饱和器的总截面积为: F1+F2+F3=20.3+1.05+1.28=22.63m2 则饱和器的内径为:
D? 22.63 ? 5 .4 m 0.785

4.5.7.7 饱和器的内环直径 饱和器内环的总截面积为: 1.05+1.28=2.33m2 则饱和器的内环直径为:
D? 2.33 ? 1.73m 0.785

4.6 煤气终冷塔
4.6.1 基础数据
喷淋式饱和器出口的煤气温度为 55℃ ,进入终冷器的煤气组成见表 4-9。
表 4.9 进入终冷器的煤气组成

组分 干煤气 水蒸气 氨 硫化氢 苯族烃 小计

kg/h 43461 5910.1 2.6 1448.7 2897.4 53718

m3/h 95644.5 7352.8 4 955 784 104740

4.6.2 物料平衡
入口状态下相应的焦炉煤气露点温度按煤气中水蒸气分压来确定,当 P 水=7352.8×(101325+10787)/104740=7871 Pa 42

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相当于煤气露点温度为 41.9℃ ,式中的 10787 为饱和器出口煤气的压力(Pa)。 设从终冷器上段出口的煤气温度为 32.5℃ ,压力为 10300Pa,饱和水蒸气分压为 4854Pa。则上段出口水蒸气的体积为: V 上=(104740-7352.8)×4854/(101325+10300-4854)=4427m3/h (3558kg/h) 终冷器上段的冷凝水量为: 5910-3558=2352kg/h 。终冷器下段出口的煤气温度为 25℃ ,压力为 9810Pa,饱和水蒸气分压为 3158Pa,则终冷器下段出口煤气中的水蒸气体 积为: (104740-7352.8)×3158/(101325+9810-3158)=2848m3/h (2288kg/h) 故煤气在终冷器中的冷凝水总量为: 5910-2288=3622kg/h 其中,终冷器上段的冷凝水量为 2352kg/h;下段的冷凝水量为 1270kg/h。终冷器上 段、下段出口的煤气组成列于表 4-10。
表 4.10 终冷器上段、下段出口的煤气组成

名称 气 干煤气 水蒸气 硫化氢 相 苯族烃 氨 共计 液相 冷凝水

终冷器上段出口煤气量 Kg/h 43461 3558 1448.7 2897.4 2.6 51367.7 2352 m /h 95644.5 4427 955 784 4 101814.5
3

终冷器下段出口煤气量 Kg/h 43461 2288 1448.7 2897.4 2.6 50097.7 1270 m3/h 95644.5 2848 955 784 4 100235.5

4.6.3 热量衡算
A 终冷器上段的热量衡算 a 输入热量 (1)55℃ 煤气带入的热量 Q1。 干煤气 43461×2.93×55=7003740 kJ/h 水蒸气 5910×(2491+1.834×55)=15317952 kJ/h 苯族烃 2897.4×1.03×55=164138 kJ/h 硫化氢 1448.7×0.997×55=79439 kJ/h 氨 2.6×2.13×55=305 kJ/h 小计 Q1=22565574kJ/h (2)32℃ 循环水带入的热量 Q2。 Q2=32×4.187W1=134W1 kJ/h Q 入=Q1+Q2=(22565574+134W1)kJ/h 43

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b 输出热量 (1)40℃ 煤气带出的热量 Q3。 干煤气 43461×2.93×40=5093629 kJ/h 水蒸气 3558×2573.6=9156869 kJ/h 苯族烃 2897.4×1.03×40=119373 kJ/h 硫化氢 1448.7×0.997×40=57774 kJ/h 氨 2.6×2.13×40=222 kJ/h 小计 Q3=14427867kJ/h 上述计算中的 2573.6 为 40℃ 水蒸气的焓(kJ/kg)。 (2)45℃ 循环水带出的热量 Q4。 Q4=45×4.187W1=188W1 kJ/h Q 出=Q3+Q4=(14427867+188W1) kJ/h 令 Q 入=Q 出 22565574+134W1=14427867+188W1 所需的循环水量为 W1=150698kg/h (约 151t/h) B 终冷器下段的热量衡算 a 输入热量 (1)煤气带入下段的热量 Q5。 Q5=14427867kJ/h (2)16℃ 低温水带入的热量 Q6。 Q6=16×4.187W2=67W2 kJ/h Q 入=Q5+Q6=(14427867+67W2) kJ/h b 输出热量 (1)25℃ 煤气带出的热量 Q7。 干煤气 43461×2.93×25=3183518 kJ/h 水蒸气 2288×2546.4=5826163kJ/h 苯族烃 2897.4×1.03×25=74608 kJ/h 硫化氢 1448.7×0.997×25=36109 kJ/h 氨 2.6×2.13×25=138 kJ/h 小计 Q7=9120536kJ/h 上述计算中的 2546.4 为 25℃ 水蒸气的焓(kJ/kg) (2)23℃ 低温水带出的热量 Q8。 Q8=23×4.187W2=96W2 kJ/h Q 出=Q7+Q8=(9120536+96W2)kJ/h 令 Q 入=Q 出 14427867+67W2=9120536+96W2 所需的低温水量为 W2=183011kg/h(约 183t/h)。

4.6.4 传热面积和计算
A 温度差的计算 (1)终冷器上段的温度差。 44

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煤气 冷却水 温差 终冷器上段的温度差△ t1 为:
?t 2 ?

55℃ →40℃ 45℃ →32℃ 10℃ 8℃
10 ? 8 ? 9℃ 10 2.3 lg 8

(2)终冷器下段的温度差。 煤气 冷却水 温差 终冷器上段的温度差△ t2 为:
?t 2 ?

40℃ →25℃ 23℃ →16℃ 17℃ 9℃
17 ? 9 ? 12.6℃ 17 2.3 lg 9

B 传热系数的选取 传热系数 K 按式(4-1)计算。
K? 1 ?1 ? 2 1 ? ? ? α ?1 ? 2 ? 2 1

(4-1)

式中,α 1 为煤气至管壁的给热系数,W/(m2·℃ );δ 1 为管壁厚度,m;λ 1 为钢的 热导率,一般取 47W/(m·℃ );α 2 为管壁到冷却水的给热系数,W/(m2·℃ );δ 2 2 为管壁垢层厚度,m;λ 2 为垢层的热导率,W/(m ·℃ )。一般情况下,管壁垢层的热 2 阻(δ 2/λ 2)取 0.001m ·℃ /w。 根据计算及经验数据,终冷器上段的传热系数 K1 可取 70W/(m2·℃ );下段的传 2 热系数 K2 可取 58W/(m ·℃ )。 C 热负荷量的计算 终冷器上段热负荷量为: Q1=22565574-14427867=21117707kJ/h 终冷器下段热负荷量为: Q2=14427867-9120536=5307331kJ/h D 传热面积的计算 终冷器上段的传热面积为: Q 21117707 ? ? 9311 m2 F1 ? 3.6?t1K1 3.6 ? 9 ? 70 终冷器下段的传热面积为: Q 5307331 ? ? 2017 m2 F2 ? 3.6?t 2 K 2 3.6 ?12.6 ? 58 终冷器的总传热面积为: F=F1+F2=11328m2 故选用 F=6000m2 的横管式终冷器 2 台, 另外备用 1 台, 共计 3 台 F=6000m2 的横管式终 冷器,上段面积为 9600m2,下段面积为 2400m2。 45

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4.7 洗苯塔
粗苯洗涤装置的主要设备是洗苯塔,目前广泛采用的是填料洗苯塔。煤气进入洗苯 塔的温度为 25℃ ,压力为 9810Pa,出塔压力为 6865Pa,出塔煤气含苯量为 2g/m3。

4.7.1 煤气的实际流量
洗苯塔的物料衡算见表 4-11。
表 4.11 洗苯塔的物料衡算

进入洗苯塔的煤气量 离开洗苯塔的煤气量 3 Kg/h m /h Kg/h m3/h 干煤气 43461 95645 43461 95645 水蒸气 2288 2847 2288 2847 硫化氢 1448.7 955 1448.7 955 苯族烃 2897 784 191 51 氨 2.6 4 2.6 4 共计 50097.3 100235 47391.3 99502 入塔时的煤气流量为: 273 ? 25 101325 V1 ? 100235 .5 ? ? ? 99756 m3 / h 273 101325 ? 9810 出塔时的煤气流量为: 273 ? 25 101325 V 2 ? 99502 ? ? ? 101722 m3 / h 273 101325 ? 6865 塔内的平均流量为:
(( 99756+ 101722) ? 2 ? 100739m3/h

项目

4.7.2 煤气的实际含苯量
入塔时的煤气含苯量为:
a1 ? 2897 ?1000 ? 29.04 g / m3 99756 191 ? 1000 ? 1.8773 g / m3 101722

出塔时的煤气含苯量:
a2 ?

粗苯的回收率为:

??

2897-191 ? 93.41% 2897

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4.7.3 贫油和富油中实际的含苯量和洗油量
当塔顶吸收过程达到平衡时,贫油的最高允许含苯量可按式(4-2)计算: x 1.25? ? pcb yp Mcb (4-2) 0.0224? ? x 100? x Mcb ? Mcb Mm 3 式中,y 为煤气出塔时的含苯量,g/m ;x 为贫油含苯量(质量分数),%;p 为煤 气出塔时的压力,Pa;Pcb 为粗苯蒸气压,Pa;Mcb 为粗苯的相对分子质量;Mm 为洗油 的相对分子质量,取 Mm=160。 煤气出塔压力为: P=101325+6865=108190Pa 粗苯的组成及相对分子质量见表 4-12。
表 4.12 粗苯的组成及相对分子质量

组成 质量分数/% 相对分子质量 苯 76 78 甲苯 15 92 二甲苯 4 106 溶剂油 5 120 则粗苯的平均相对分子质量为: 100 Mcb ? ? 82.2 76 15 4 5 ? ? ? 78 92 106 120 在粗苯中各组成的摩尔分数为: 76? 82.2 苯 ? 0.8 0 0 9 78?1 0 0 15? 82.2 甲苯 ? 0.1 3 4 92?1 0 0 4 ? 82.2 二甲苯 ? 0.0310 106?100 5 ? 82.2 溶剂油 ? 0.0342 120?100 则 30℃ 煤气中粗苯的蒸气压为:
pcb ? 0.8009?15912? 0.1340? 4889? 0.0310?1600? 0.0342? 556 ? 13468pa

式中, 15912 为苯在 30℃ 时的蒸气压, Pa; 4889 为甲苯在 30℃ 时的蒸气压, Pa; 1600 为二甲苯在 30℃ 时的蒸气压,Pa;556 为溶剂油在 30℃ 时的蒸气压,Pa。 将这些数据代入贫油含苯量的计算式(4-2)得: x 1.25? ?13468 1.8773?108190 82.2 (4-3) 0.0244? ? x 100? x 82.2 ? 82.2 160 x ? 0.16765 % 47

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入塔贫油的实际含苯量按式(4-4)计算: x C1 ? n 式中,n 为平衡变动系数,一般取 1.1~1.2,现取 n=1.15,则: C1 ? x / n ? 0.16765 % / 1.15 ? 0.146 % 与此平衡的煤气含苯量为: 0.146 1.25? ?13468 y ?108190 82.2 0.0244? ? 0.146 100? 0.146 82.2 ? 82.2 160
y ? 1.6208g / m3

(4-4)

故塔顶吸收达到平衡时,粗苯的最高回收率为: 1.6208 ? max ? 1 ? ? 94.42% 29.04 最小的洗油循环量可按(4-5)计算:

Lm i n ?

pcbMmV? 22.4 p? m a x

(4-5)

式中, Pcb 为 30℃ 时粗苯的蒸气压, Pcb=13468Pa; Mm 为洗油相对分子质量, Mm=160; 3 V 为入塔时的煤气流量(粗苯除外), V=99451m /h ; η max 为粗苯最高回收率, η η 为粗苯回收率, η =93.41%; P 为粗苯入塔压力, P=9810+101325=111135Pa。 max=94.42%; 则得: 13468 ?160 ? 99451 ? 93.41% L min ? ? 85165 kg / h 22.4 ?111135 ? 94.42% 实际的洗油循环量为 L=mLmin。 式中,m 为洗油的多余系数,取 m=1.5,则:
L ? 1.5 ? 85165? 127748 kg / h

回收的粗苯产量为:
G ? 2897? 191? 2706 kg / h

富油含苯量为:
G 2 ? C1 ? G 2706 ?100 % ? 0.146 % ? ?100 % ? 2.26% L 127748

贫油总含苯量为:
0.146% ?127748? 186.5kg / h

富油总含苯量为:
2706? 186.5 ? 2892 .5kg / h

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4.7.4 洗苯塔直径及所需填料面积
根据资料介绍,采用 SM-125Y 型金属波纹板填料时,空塔速度可取 1.1m/s,煤气平 均流量为 100739m3/h 时,洗苯塔的直径可按式(4-6)计算:

D?

100739 ? 5.69m 3600? 0.785?1.1

(4-6)

取 D=6m,则空塔气速为 0.99m/s。 按设计定额,采用波纹板填料时,每 1m3 煤气需 0.6~0.7m2 的吸收面积,故洗苯塔 的填料面积应为: 101000 ? 0.7 ? 70700 m2 需 SM-125Y 型金属波纹板填料量为: 70700/125? 565.6m2 填料高度为: 565.6 H? ? 20.01m 0.785? 36 每段填料高度为 4.2m,则所需的填料段数为:
20.01/ 4.2 ? 4.76段

取 5 段。 故选用 1 台直径为 6m 的洗苯塔, 采用 SM-125Y 型金属波纹板填料, 每台洗苯塔内 充 5 段填料,每段填料高 4.2m,故洗苯塔高约 40m。

5

结论

5.1 焦炉煤气净化工艺方案
5.1.1 焦炉煤气鼓风冷凝工艺
(1)焦炉煤气的冷却 焦炉煤气冷却选用的是横管初冷器对煤气进行冷却。 (2)焦油氨水分离 焦油氨水分离工艺选用沉降除渣和静置分离工艺。 (3)煤气中焦油雾的分离 焦炉煤气经初冷器初步冷却后,选用蜂窝式电捕焦油器对焦炉煤气中的焦油雾进行 捕集。而且电捕焦油器配置在鼓风机前的负压操作流程。

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5.1.2 焦炉煤气脱硫工艺
来自鼓风机的焦炉煤气的脱硫选用真空碳酸钾法进行脱硫。来自电捕焦油器的煤气 进入脱硫塔,脱硫塔由顶部的碱洗段,中部的脱硫段和下部的预冷段组成。经一段贫液 冷却器用循环水冷后,部分贫液作为冷料送至脱硫塔顶,另一部分贫液经过二段贫液冷 却器后送往脱硫塔的脱硫段喷洒。 脱硫后的富液通过与脱酸塔底的热贫液换热后再经过 富液加热器用蒸汽加热到 140℃后进入脱氰反应塔。富液从脱氰反应塔顶送至脱酸塔中 部,依靠送入脱酸塔顶 40℃的冷料将氨与酸性气体分离,酸性气体从脱酸塔顶溢出,进 入克劳斯炉生产元素硫。 真空碳酸盐法脱硫的工艺流程如图 5-1 所示:

图 5-1 真空碳酸盐法脱硫的工艺流程图

5.1.3 焦炉煤气脱氨工艺
脱硫后的焦炉煤气选用硫铵生产工艺来对焦炉煤气进行脱氨,用喷淋式饱和器法生 产硫铵。脱氨后送往粗苯回收工段。

5.1.4 焦炉煤气中粗苯回收工艺
(1)焦炉煤气的最终冷却 为了保证粗苯的收率,在脱苯之前选用横管式间接初冷器来对煤气进行间接冷却。 (2)焦炉煤气的脱苯 脱氨工段来的焦炉煤气用洗油在填料洗苯塔中对煤气进行洗苯。 (3)粗苯蒸馏 用管式炉加热富油脱苯,选用的是单塔生产粗苯工艺来对吸收苯后的富油进行脱 苯。

5.2 主要设备选择
5.2.1 横管初冷器
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。 50

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5.2.2 电捕焦油器
选用一台蜂窝式电捕焦油器,其沉淀极为正六边形,对边距离 250mm,长 5.5m 其直径为:5200mm;孔数为:276 孔。

5.2.3 机械化氨水澄清槽
选用 3 台机械化氨水澄清槽,规格为 V=300m3,另外备用一台,共需 4 台机械化氨 水澄清槽。

5.2.4 煤气鼓风机
根据压力和流量的计算结果,选用两台 Q=1200m3/min,扬程为 30000Pa 的离心式 鼓风机。另外备用一台。

5.2.5 饱和器
选用 2 台饱和器,其中央煤气出口管的直径为 D=1.28m,内径为 5.4m,内环直径 为 D=1.73m。饱和器的操作温度就为 55℃。

5.2.6 煤气终冷塔
选用横管式终冷器 2 台,总的传热面积为 F=6000m2,另外备用 1 台,共计 3 台横 管式终冷器,传热面积均为 F=6000m2。

5.2.7 洗苯塔
选用 1 台直径为 6m 的洗苯塔, 采用 SM-125Y 型金属波纹板填料, 每台洗苯塔内填 充 5 段填料,每段填料高 4.2m,洗苯塔总高为 43.7m。具体参数和结构见附图。

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参考文献
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致谢
大学的毕业设计圆满结束了,在这里我想衷心地想给过我帮助和支持老师和同学表 示真诚的感谢。首先要感谢的是我的毕业导师梁玉河教授,他在整个毕业设计过程中细 心地给我们安排毕业实习、 安排任务、 指导我们做毕业设计。 在整个设计的每一个阶段, 梁老师都会给我们做定期的检查,督促我们按时完成每一个阶段的设计任务,并指导我 们下一阶段的设计,布置新的任务。在这期间梁老师教会了我们很多新的知识,让我们 学习到了很多,更加丰富了我的大学生活。梁老师在教学上认真严谨,在科研上实事求 是,在生活中平易近人,对我们悉心照顾,带着我们顺利地完成我们的毕业设计。感谢 梁玉河教授的帮助和鼓励,让我的大学有了完美的结尾。 在这里,同时也要感谢在资料查阅和设计期间一直帮助和支持我的同学们,我们在 整个毕业设计中,一起在自习室里认真地查资料、做毕业设计,遇到问题相互讨论,互 帮互助,是我的毕业设计的过程变得轻松而愉快,并且更加有意义。 另外,也衷心地感谢武汉科技大学对我们的培养,让我有了一个美好的大学生活。 同时也要衷心地感谢学校和化工学院的领导为我们安排毕业实习和毕业设计。 最后衷心地感谢各位老师抽出宝贵的时间来评阅本文。

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