大学毕业设计---焦炉煤气中氨回收工艺设计

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以焦炉煤气制合成氨的主要工艺分析与选择

以焦炉煤气制合成氨的主要工艺分析与选择景志林，张仲平（山西焦化股份有限公司，山西洪洞041606）2007-12-14山西焦化股份有限公司现拥有80 kt/a合成氨，130 kt/a尿素的生产能力。

公司拟建设15 Mt/a焦炉扩建项目（二期工程）。

焦炉装置建成后，产生的焦炉煤气除自用外，可外供焦炉气32650 m3/h，这些焦炉气若不及时加以利用，不仅对当地大气环境造成不利的影响，还会造成能源的极大浪费。

对于富裕焦炉煤气利用问题，公司经过多方论证，考虑到多年氮肥生产的技术和管理优势，计划配套建设以焦炉煤气制180 kt/a合成氨，300 kt/a尿素的生产装置。

本文介绍“18·30”项目合成氨制备中主要工艺技术路线的选择。

1 焦炉气配煤造气制合成氨的必要性焦炉气生产合成氨类似天然气生产合成氨，焦炉煤气自身的特点是氢多碳少，C/H低，焦炉气成分如表1。

单独用于合成氨生产时，原料气耗量大，弛放气排放量多，单位产品能耗高。

必须补碳。

综合考虑，周边煤炭资源丰富，价格便宜，宜采用煤制气补碳，煤制气有效成分（H2+CO）高，可以把合成气调整合理，最大限度地利用原料气。

因此，要想取得好的经济效益，合理地利用原料资源，采用煤、焦、化一体化的联合流程，不仅将能源和环境保护结合起来，而且将传统的焦化工业与化学工业及化肥工业有机地结合起来，生产大宗支农产品——尿素，是新一代焦炉气综合利用的好途径。

2 工艺生产路线概述将来自焦化厂净化后的剩余焦炉煤气，进入气柜进行混合、缓冲，然后通过罗茨鼓风机升压，湿法脱硫装置脱除焦炉气中的H2S，再加压至2.3 MPa，送干法脱硫装置，将气体中的总硫脱至7 mg/m3以下，利用深冷空分装置送来的富氧，混入蒸汽进行催化部分氧化转化，将气体中的甲烷及少量其他烃转化为CO 和H2，转化后的高温气体经废锅回收热量降温后，补加蒸汽进入变换工序的中变炉，进行CO变换反应，调整CO含量至3%，然后进入ZnO 精脱硫槽，将气体中的总硫脱至（1～3）×10－6，再进入装有铜锌催化剂的低温变换炉，控制变换气中CO含量为0.3%。

(完整版)44642万m3_h焦炉煤气中氨回收工艺设计毕业论文

4.42万m 3。

泡沸伞可用硬铅（85%铅和15%锑合金）浇铸，也可用用镍铬钛不锈钢焊制，或用石棉酚醛树脂制作。

为了增大结晶的粒度，采用母液强化循环的方法。

液体搅拌器作为饱和器的一个组成部分，由供料管和喷嘴组成。

饱和器的工作介质是由泵通过液体搅拌器压送的。

饱和器的设计定额：煤气进口速度12～15ms ；中央管内煤气速度7～8ms ；环形空间煤气速度0.7～0.9ms;泡沸伞煤气出口速度7～8ms 。

根据上述设计定额和煤气处理量便可以确定饱和器尺寸，原始数据见表4.1。

饱和器设备图见附页。

表4.1 计算原始数据项目数值煤气流量44200m 3h 饱和器前煤气压力 17.27kpa 饱和器阻力5.5kpa 煤气预热器后煤气温度 65℃ 饱和器后煤气温度露点温度 50℃ 饱和器后煤气温度 60℃ 除冷器后煤气温度30℃①预热器后煤气实际体积流量：31m 450341302737027327.17325.101325.101195.144200V =++⨯+⨯⨯= 式中 1.195—1m 3煤气（标态）在30℃时为水蒸气饱和后的体积。

②煤气进口管直径：查阅文献[15]得知公式：（4-2）式中 d 1—煤气进口管直径，m ； V —煤气流量，m 3s则：③中央煤气管直径：查阅文献[15]得知计算公式：（4-1）式中 d 2—中央煤气管直径，m ； V 1—预热后煤气实际体积，m 3s 则：④饱和器后煤气的实际体积V 2：23101.3327360V 44200 1.34855034m 101.3317.27 5.527350=+⨯⨯⨯=+-+ 式中 1.348—1 m 3煤气（标态）在50℃为水蒸气饱和后的体积。

⑤饱和器直径d 3：取饱和器的内环截面上煤气流速为0.8 ms ，则环形面积为：饱和器的总截面积为：则饱和器的直径为：⑥饱和器的高度：查阅文献[15]可知，煤气在饱和器内的停留时间大约为10s 饱和器内的煤气体积为：；饱和器内的母液高度始终保持的高度：饱和器的总高度为： 12H H H 7.290.57.79m +==+=⑦饱和器的壁厚：设计壁厚查阅文献[16,17]按以下公式计算：采用单面对接焊缝100%探伤（4-3）则 ()()3317.27 5.5500010421130.817.27 5.5104.33m m---⨯⨯=+⨯⨯--= 考虑钢板厚度负偏差及冲压减薄量，圆整后取厚的钢板作封头，所以塔体壁厚和封头壁厚均取。

氨回收工艺

煤化工工艺大作业氨回收工段工艺论证院系：资源与环境学院班级：化工09—4班姓名：小孩学号：14指导老师：大海氨回收工段工艺论证作者：摘要：炼焦煤在焦炉干馏过程中，煤中的元素氮大部分与氢化合生成氨，小部分转化为吡啶等含氮化合物，氨的生成量相当于装入煤量的 0.25％～0.35％，粗煤气中的含氨量一般为6～9g/m3。

关键词：氨的回收饱和器无饱和器冷却器一、硫铵生产工艺生产硫铵是焦炉煤气净化工艺流程中回收氨的传统方法。

我国20世纪60年代以前建成的大中型焦化厂均采用半直接法鼓泡型饱和器生产硫铵，该工艺的主要缺点是设备腐蚀严重，硫铵质量差，煤气系统阻力大。

在宝钢一期工程的建设中，我们引进了酸洗法生产硫铵工艺，它是由酸洗、真空蒸发结晶以及硫铵离心、干燥、包装等三部分组成。

与饱和器法相比，由于实现了氨的吸收与硫铵结晶分离的操作，以获得优质大颗粒硫铵结晶。

酸洗塔结构为空喷塔，煤气系统阻力仅为饱和器的1/4，煤气鼓风机的电耗可大幅度下降。

采用干燥冷却机将干燥后的硫铵进一步冷却，防止结块，有利于自动包装。

鞍山焦耐院将此工艺经改进后用于天津煤气二厂，装置投产后已通过了技术鉴定。

在宣钢和北焦的建设中，我们引进了间接法饱和器生产硫铵工艺，该工艺是从酸性气体中回收氨，其硫铵的质量比饱和器法好，但因在较高温度（100℃左右）下操作，对设备和管道材质的要求高，加之饱和器尺寸并不比半直接法小，因此投资高于半直接法。

在杭钢焦化厂，我们将此工艺用于蒸氨塔后氨汽生产硫铵，并已正常投产。

除上述方法外，鞍钢二回收从法国引进的二手设备喷淋式饱和器，以代替半直接法的鼓泡型饱和器。

喷淋式饱和器的特点是煤气系统阻力较小，设备尺寸可相对减小，硫铵质量有所提高。

国内已有不少厂家用其代替老式的鼓泡型饱和器。

但是，不管采用那种生产硫铵的工艺，从经济观点分析，其共同的致命缺点是硫铵的收入远远不够支付其生产费用。

下面重点介绍一下酸洗法和喷淋式饱和器生产硫铵的工艺。

毕业设计(论文)—50000nm3h焦炉煤气中苯族烃回收

宁夏理工学院本科生毕业设计姓名：白娟学号：41312227学院：宁夏理工学院专业：化学工程与工艺设计题目：50000 Nm3 /h焦炉煤气中苯族烃回收专题：指导教师：职称：2015 年11月5宁夏理工学院毕业设计任务书学院应用技术学院专业年级化学工程与工艺学生姓名白娟任务下达日期：毕业设计日期：毕业设计题目：50000 Nm3 /h焦炉煤气中苯族烃回收毕业设计专题题目：毕业设计主要内容和要求：（1）回收工艺论证。

（2）主要设备计算和选型。

（3）绘制带控制点工艺流程图、设备平面布置图、管道平面和立面布置图、绘制一张主要设备图（必须与自己的设备计算一致），并用AutoCAD绘制所有图纸。

（4）编制设计说明书（5）按4³25孔JN60－82焦炉配套规模进行计算。

计算条件：苯回收率：0.95%(占干煤重量)硫铵工段来煤气温度/饱和温度℃：56/50℃终冷温度：21℃（6）翻译一篇原版英文文献。

（7）撰写专题报告。

院长签字：指导教师签字：中国矿业大学毕业设计指导教师评阅书指导教师评语（①基础理论及基本技能的掌握；②独立解决实际问题的能力；③研究内容的理论依据和技术方法；④取得的主要成果及创新点；⑤工作态度及工作量；⑥总体评价及建议成绩；⑦存在问题；⑧是否同意答辩等）：成绩：指导教师签字：年月日中国矿业大学毕业设计评阅教师评阅书评阅教师评语（①选题的意义；②基础理论及基本技能的掌握；③综合运用所学知识解决实际问题的能力；③工作量的大小；④取得的主要成果及创新点；⑤写作的规范程度；⑥总体评价及建议成绩；⑦存在问题；⑧是否同意答辩等）：成绩：评阅教师签字：年月日中国矿业大学毕业设计答辩及综合成绩内容摘要本设计是50000 Nm3/h焦炉煤气回收粗苯工段的设计。

主要包括六部分: 一、工艺方法的论证及选择(煤气的终冷除萘,粗笨的吸收和脱出),工艺流程详述和说明。

二、主要设备的计算，论证和选型(终冷塔、洗苯塔、脱苯塔、贫油冷却器等等)。

关于焦炉煤气净化回收的方案

焦炉煤气净化回收方案山西天柱山化工有限公司关于焦炉煤气净化回收的方案随着企业的发展壮大，节能降耗的工作日益重要。

为了搞好节能降耗工作，使企业实现效益最大化，同时满足日益严格的环保要求，使我公司实现循环经济，针对我公司化产回收系统目前存在的问题，特提出本方案。

一、总则1、化产回收的运行具有连续性强、工段之间协调性强的特点，一个工段的条件变化会引起全系统的变化，因此，对它要从初冷器开始进行系统性的通盘考虑，才能实现良性运转。

2、尽可能挖掘现有系统的潜力，从运行管理、工艺调整实现系统的最佳运行。

3、目前严重制约系统正常运转但通过现有装置的工艺调整无法达到优化的问题，考虑用最小的投资完善装置来实现工艺的良性运行。

4、净焦炉气含氢50%以上，焦炉自身无法完全利用焦炉煤气，被迫排放，既是对环境的污染，更是能源的浪费。

因此，考虑投资焦炉煤气提氢装置，既利用价值很高的有效氢，又为废气零排放创造了条件。

二、目前状况及存在问题1、目前系统整体配置系统工艺具体流程如下：⑴煤气主要流程来自初冷器22～25℃ 38～44℃净焦的焦炉煤气→罗茨风机→电捕焦→两台脱硫塔→洗氨→洗苯→含H2S 6～8g/m3 15～18KPa ↑↓炉煤气含NH3 4～6g/m3 贫液泵富液槽﹙255 m3﹚↓↑↓﹙经富液泵加压﹚↓贫液槽←再生槽排放←↓↑↓补来自蒸氨系统回炉利用的浓氨水﹙约60℃﹚⑵蒸氨主要流程放空约90℃↑ 60℃蒸汽分缩器→气液分离器→换热器→送脱硫蒸氨废水↓↑↓回系统利用←↓约105℃↓约70℃↑↓↑↓来自 68℃↓ 98℃↑液体回流原料氨水→换热器→换热器→蒸氨塔到蒸氨塔槽的氨水↓↑0.5%左右↑约105℃蒸氨废水↓↑↑↓蒸汽2、存在问题从目前整体运行看，系统整体运行连续性差，只有洗氨、洗苯连续运行，脱硫系统处于断断续续运行状态，蒸氨浓氨水无法回收。

脱硫系统运行时，可以消耗蒸氨系统部分浓氨水，但从脱硫系统本身存在脱硫效率低、动力消耗高、硫膏产量低的问题，同时引出脱硫后煤气温度上升，影响洗苯效果的问题。

无水氨生产工艺在焦炉煤气净化回收氨的应用实践

1 无水氨的生产原理无水氨的生产流程包括吸收、解吸、精馏三个部分，在磷酸溶液中需要第一步电离生成。

H2PO4，NH3与煤气中的氨可以形成稳定的磷酸二氢铵，在合理控制溶液摩尔比的基础上，煤气中的氨与部分磷酸铵生成磷酸氢二铵，在两种铵盐同时存在的溶液中，弗萨姆工艺流程中，将溶液的比例控制在合理的范围内进行生产制备，将磷酸二氢铵与煤气中的氨反应制成磷酸氢二铵。

1.1 吸收过程首先，煤气中的氨与磷酸溶液发生反应，形成磷酸二氢铵，当磷酸二氢氨转化为稳定的氢二铵，与溶液中的氨进行反应，并且继续与煤气中的氨反应形成磷酸氢二氨，进行系统吸收和进一步的化学反应。

1.2 解吸过程磷酸二氢铵的化学性质较为稳定，在加热的过程中，磷酸氢二氨分解释放出氧气，并转化为磷酸二氢铵，随着温度的升高，并且分解出来氨，分解后的氨气与水蒸气混合，冷凝进入精馏塔原料槽，完成解吸过程。

1.3 精馏过程蒸馏的过程利用了水和氨的沸点不同的特性，根据水与氨的沸点相差较大的原理，实现二者的分离，利用氨更容易挥发这一特性，在同样的温度下。

气态中的氨浓度比液态中的氨浓度要大很多，在精馏塔中，水蒸气冷凝形成液态水，液态的氨热化变为气态，在塔板的不断累积后，最终在精馏塔塔顶得到浓度较高的氨气，从而实现了氨气的生产。

2 无水氨的生产因素2.1 温度在煤气的脱硫过程中，HPF湿法在脱硫的过程中导致煤气的温度上升，煤气出入系统的温差可达5度，只有煤气的温度低于42℃时，才符合无水氨工艺的要求，进入吸收塔后煤气温度不得低于42℃，溶液系统温度越高，氨在溶液中承受的压力越大，磷酸与氨的融合效率越低，直接导致含氨指标不达标，甚至产生系统平衡失调，溶液温度与煤气温度失去控制，系统发生紊乱甚至生产事故。

2.2 溶液的摩尔比弗萨姆装置在制取的过程中主要通过控制磷酸二氢铵与磷酸氢二铵的比例，保持良好的系统循环，维持整个制备系统的稳定，通过气体的不断循环与更新，将摩尔比控制在一定的范围内，对煤气中的氨进行回收，当摩尔比高于1.4时，溶液中的磷酸氢二铵含量会较多，磷酸二氢铵含量较少，氨不能被及时吸收，当摩尔比低于1.2时，从能耗比的角度考虑，需要更多的蒸汽去解吸磷酸二氢铵中的铵离子，成本较高，生产周期较长。

5万m3h焦炉煤气中氨及粗轻吡啶回收工艺设计毕业设计开题报告

河南城建学院毕业设计开题报告题目：5万m3/h焦炉煤气中氨及粗轻吡啶回收工艺设计学生姓名：年级：专业：化学工程与工艺申报学位：工学学士院系：化学化工系指导教师：完成日期： 2012-3-152012年3月15日河南城建学院毕业设计开题报告书题目 5万m3/h焦炉煤气中氨及粗轻吡啶回收工艺设计学生姓名学号指导教师赵金安专业化学工程与工艺职称教授选题目的及意义：选题目的：无水氨主要用于制造氮肥和复合肥料，还可用于制造硝酸，各种含氮的无机盐，磺胺药，聚氨酯，聚酰胺纤维及丁靑橡胶等，此外还常用做制冷剂。

粗轻吡啶是一种具有特殊气味的黄色油状液体，沸点范围为115～160o C ，轻吡啶盐基易溶于水。

纯吡啶是重要的溶剂，可用于制造维生素、中枢神经兴奋剂、抗菌素以及一些高效农药和还原料染料。

在氨及粗轻吡啶的回收工艺中，用硫酸吸收焦炉煤气中的氨生产硫酸铵按煤气中氨与硫酸母液接触的方式不同，分有三种：半直接法、间接法和直接法，其中应用最广泛的是半直接法。

经和老师讨论，我确定了利用半直接法即饱和器法生产硫酸铵的方法回收氨。

饱和器法生产硫酸铵的方法有鼓泡式饱和器和喷淋式饱和器，鉴于鼓泡式饱和器法比较成熟，老师建议我选用鼓泡式饱和器法生产硫酸铵。

从饱和器中回收吡啶制取粗轻吡啶的工艺流程常用的有两种形式，即文氏管反应器法和中和器法。

由于中和器法提取粗轻吡啶的工艺比较成熟，因此我选择了中和器法提取粗轻吡啶。

意义：对焦炉煤气中氨及粗轻吡啶进行回收工艺设计，不仅回收了它们，使它们得到合理利用，增加了化工生产企业的利润，并且保护了环境。

其中的粗轻吡啶是我国所急需的。

我国在80年代至90代年初对吡啶系列原料使用面比较窄，基本上只有两三个品种，全国年需求量大约在1500t左右，原料基本依靠进口，国内部分全部是煤焦油产品。

如1992年我国吡啶系列原料产量为120t，进口纯吡啶1300t、六氢吡啶1000t。

进入90年代中后期，特别是1994年以后，随着我国对精细化工产品的大力开发，我国对吡啶系列产品数量、品种的需求显著增加，品种发展到十余个，年需求量增长到万吨左右，其中医药消耗吡啶约0.3t/a、外资企业约需0.5万t/a、其他行业约需0.2万t/a。

焦炉煤气氨气回收工艺完善的实践与应用探究

技术与检测Һ㊀焦炉煤气氨气回收工艺完善的实践与应用探究杨㊀刚摘㊀要：随着工业化进程的发展，化工企业以及化工民用用户对于焦炉煤气的需求也越来越高㊂为了确保焦炉煤气在正式投入使用过程中的安全性，需要在生产环节对其进行净化处理，确保将煤气中的有毒化学物质含量控制在合理范围内㊂所以文章从氨硫回收工艺入手，探讨在焦炉煤气净化系统中的具体应用的工艺技术，希望能够为推动焦化厂效益的科学化发展提供助力㊂关键词：焦炉煤气；氨硫回收工艺；实践与应用一㊁引言在煤气生产环节，焦炉煤气净化系统能够在提高产品质量上发挥重要作用㊂通过研究氨硫回收工艺技术的应用，能够帮助提高焦化厂的经济效益，也能够通过科学净化过滤有毒化学物质，为煤气使用的安全性提供保障㊂所以对氨硫回收工艺的具体应用进行探讨，对于相关化工行业来说有着极为重要的现实意义㊂二㊁绪论喷淋式饱和器法（如图１所示）在化工行业中的应用较为广泛，其工作原理是用硫酸与煤气里的氨气反应达到煤气净化的目的㊂这样操作的原因是从焦化厂煤气净化回收工序中运输过来的焦炉煤气只是经过了粗加工，在真正将其运输至化工工厂或者化工民用用户手中之前，还需要依靠焦炉煤气净化系统对其进行二次加工，以有效降低煤气中存在的有害化学物质的含量㊂由于煤在谈话室干馏加热的过程中会引发各种化学反应，从而产生大量的混合气体，混合气体中主要存在的成分有水蒸气㊁甲烷㊁苯族烃㊁氨气㊁氢气㊁焦油等，而混合气体中能够对人类身体和生态环境产生危害的成分报货一氧化碳㊁硫化氢㊁氰化氢等，所以在煤气进行正式使用之前，需要经由氨硫回收工艺对其进行有效净化提纯，降低有害化学物质的含量㊂图１　喷淋式饱和器生产硫酸铵三㊁喷淋式饱和器法生产硫酸铵的工艺操作流程通过喷淋式饱和器的示意图可以看出，这个大型设备是由上下两个部分组成的，上部分为吸收室，下部分为结晶室㊂当煤气进行预热之后，气体开始进入设备吸收室中，并分散成两股气流，沿着设备内部的水平方向做环形流动，在这一过程中，煤气气体经过含有游离酸的循环母液进行喷洒，通过这样的操作来吸收焦炉煤气中含有的氨气㊂分散的两股煤气气体涌进饱和器的后室中，开始对其进行第二道工序的处理，其目的是进一步提取煤气中所包含的氨气㊂由于喷淋式饱和器的吸收室和结晶室是由降液管进行衔接的，所以吸收完氨气的循环母液通过降液管流到结晶室的底部，通过对其进行匀速搅拌，引起晶核克利分级的变化㊂在生产硫酸铵的过程中，循环母液需要在吸收室和结晶室中按照上述步骤不断流转，而生产出来的结晶通过离心机㊁干燥器等的加工之后，才算完成硫酸铵生产环节的全部步骤㊂四㊁氨硫回收工艺中生产硫酸铵的工作经验以及具体应用研究在喷淋式饱和器生产的过程中，通过上述分析可以看出这道工序看似简单，但是要想确保生产环节的稳定性和安全性，还需要生产人员能够具有较高的责任意识和严谨的工作态度，确保工作内容的有效落实㊂但是通过对生产工序现状进行观察可以发现，设备在使用的过程中可能会出现各种问题，需要对相关问题进行处理，以此来提高硫酸铵的生产质量㊂例如，煤气系统的阻力增大，造成这种问题的原因可能是因为预热器阻力变大，面对这种情况，设备检修人员可以将环形室中距离焦炉煤气入口最近的两个喷头转到反方向，并将喷头的角度进行调整，避免与其他喷头喷出的母液相撞；也有可能是因为喷淋式饱和器的出口煤气管道内壁结疤，造成阻力增加㊂这需要工作人员制订隔日中加酸的制度，当生产工作完成之后，需要对设备内壁进行全面冲洗，以此来有效控制饱和器的阻力㊂再如，硫酸铵在出料的过程中出现引风机出口飞料的现象，造成这种问题的原因可能是因为旋风分离器自动放料阀的操作不灵敏，无法自动打开，或者是因为流化床干燥机的筛面出现结疤堵塞的现象，这两种因素都会引发飞料现象㊂这都需要工作人员能够定期对设备进行清理，通过拆除自动放料阀并改换８字盲板㊁人工清除筛面以及底板积料㊁定期对环形室的垫片进行检修等操作来优化设备性能，降低生产过程中设备因素的负面影响，来提高焦炉煤气的净化效率，并在此基础上确保硫酸铵生产环节的工作质量得到有效保障㊂五㊁结语综上所述，焦炉煤气在正式投入使用之前还需要对其进行净化加工处理，确保煤气在运输至相关化工厂或者化工民用用户手里之前，其有毒化学物质含量被控制在合理范围内㊂在氨硫回收工作过程中，相关技术人员要能够意识到加强回收工序监管力度的重要性，并根据焦化厂现有工艺水准以及硬件配置来选用更加贴合企业发展状况的氨硫回收工艺技术㊂例如，通过运用喷淋式饱和器法完成硫酸铵的生产，实现对焦炉煤气质量的合理控制，在最大限度地提高企业经济收益的同时，为保护生态环境做出微薄贡献㊂参考文献：［１］姜洪远，蒋子琪，董斌，等．焦炉煤气脱硫脱氰废液的综合利用［Ｊ］．燃料与化工，２０１９，５０（１）：４３－４５．［２］吕鸿锐．日产１６０万ｍ３焦炉煤气中硫㊁氰㊁氨回收工艺方案比较［Ｊ］．煤气与热力，１９９２（１）：６４．作者简介：杨刚，陕西黄陵煤化工有限责任公司㊂３７１。

焦炉煤气中氨的回收

焦炉煤气中氨的回收
王芬;周敏
【期刊名称】《洁净煤技术》
【年(卷),期】2009(015)004
【摘要】焦炉荒煤气经初冷后,少部分氨存在于剩余氨水中,大部分的氨仍留在煤气中,这2部分的氨都应加以回收.介绍了初冷煤气中氨以及剩余氨水中氨的各种回收工艺以及其优缺点,并对各种工艺的使用情况作了简单叙述.
【总页数】4页(P108-111)
【作者】王芬;周敏
【作者单位】中国矿业大学,化工学院,江苏,徐州,221008;中国矿业大学,化工学院,江苏,徐州,221008
【正文语种】中文
【中图分类】TQ52
【相关文献】
1.无水氨生产工艺在焦炉煤气净化回收氨的应用实践 [J], 王彬;罗强
2.饱和器法回收焦炉煤气中的氨 [J], 楚可嘉
3.从焦炉煤气中回收氨及其利用 [J], 胡尚伟
4.采用喷淋式饱和器回收焦炉煤气中的氨 [J], 级彩芳;袁建新
5.焦炉煤气氨硫回收工艺完善的实践与应用 [J], 胡林;刘麟;鲍淑春;陈章翔
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探讨焦炉煤气氨回收工艺装备技术升级改造

探讨焦炉煤气氨回收工艺装备技术升级改造摘要：基于某公司的氨处理工艺，为有效消除其弊端，实现产业结构的优化，有效利用我国知识产权技术，针对于氨回收工艺设备，对相关技术进行了升级改造，在通过净化之后，促使煤气含氨量极大减少，能将至每立方米60毫克，无水氨年产量可达到1720吨左右，年增产值可达到481.6万元左右，促使公司在获取经济效益的同时，亦能得到生态效益。

关键词：氨回收工艺；无水氨；焦炉煤气；技术升级改造引言：针对于炼焦煤，当处于焦炉干馏环节时，在一定条件下，氢化合物能与大多数氮元素发生反应，进而形成氨，煤中少部分氮元素可转化成含氮化合物，通过炭化室，伴随煤气一起流出。

在装入煤量中，生成的氨量可占到0.3%左右，在粗煤气中，一般而言，含氮量处于每立方米4克至每立方米10克之间。

对于氮而言，不但属于腐蚀介质，而且亦是化工原料，所以，需将焦炉煤气中的氨进行脱除。

1.基于氨回收工艺，改造前的弊端基于该公司以往煤气净化系统，对于煤气中氨的处理，主要基于蒸氨与水洗氨，以及包括氨分解工艺，具体而言，通过使用一定量的水，来煤气中的氨进行冲洗，之后提取水中的氨汽，最终将氨汽进行分解，分解成氢气以及氦气，随后流入空气中。

通过这样的方式，不但需要耗用较多的煤气，而且亦会消耗较大的动力，比如气力以及水力等，然而，并没有产生产品。

在使用氨分解工艺塔前，在煤气中，所含的氨量大概为每立方米6克，在经过洗氨之后，煤气中氨含量也是很高的，达到每立方米200毫克，基于净化之后的煤气，相比于含氨控制指标，也就是每立方米100毫克，明显大于指标的一倍。

相比于民用煤气而言，大约高出3倍。

这与绿色环保发展的要求是不相符的，而且缺乏一定的实用性。

2.改造氨回收工艺的意义现如今，在脱除烟气的过程中，将氨作为碱源，采用氧化氮以及SO2的工艺，已经得到了广泛的使用。

这主要是因为液态氨便于进行运输，在贮存上也较为方便，同时还可用作多种原料，比如食品原料，以及尿素原料等，基于此，在市场上，有着较好的应用前景。

焦炉煤气中粗苯的回收工艺设计毕业论文

焦炉煤气中粗苯的回收工艺设计毕业论文设计说明本次毕业实习的地点是在中平能化集团河南京宝焦化有限公司，具体工作岗位是工艺技术部粗苯蒸馏工段。

经过近两个月的岗位工作，作者对焦化厂粗苯回收工艺流程有了一定程度的了解和掌握，所以将毕业设计题目定为：15000 m3/h焦炉煤气中粗苯的回收工艺设计。

粗苯回收工艺主要分终冷洗苯和粗苯蒸馏两个过程，根据河南京宝焦化有限公司的粗苯回收工艺流程以及自己对粗苯回收相关内容的一些了解，本设计采用的是常压填料吸收塔进行焦炉煤气中粗苯的吸收，用管式炉加热富油生产一种苯的方法进行粗苯的蒸馏。

主要流程为焦炉煤气首先自上而下经过横管式终冷塔，在此依次用32°C的循环水和18°C的低温水除去煤气中的萘，然后煤气自下而上进入洗苯塔，塔顶向下喷洒27°C左右的吸油，气、液逆向接触，使洗油充分吸收煤气中的粗苯而成为富油。

富油送往管式加热炉预热到135°C，之后从第15层塔板处进入脱苯塔，在此富油被加热到180°C，粗苯蒸汽由塔顶采出，塔底则为贫油。

然后粗苯蒸汽依次经过油气换热器和冷凝冷却器后成为液体进入粗苯储槽。

洗苯塔操作压力0.1MPa，填料塔高度13 m，塔径为 2.2m，入塔煤气中粗苯含量25 g/m3 ～40 g/m3，出塔含量为4 g/m3以下。

本设计中的计算内容主要有吸收塔中气液相的物料衡算和管式炉加热脱苯工序的热量衡算，以及吸收塔设备的相关工艺计算。

完成的图纸有带控制点的粗苯回收工艺流程图、物料衡算图和主设备洗苯塔和脱苯塔的剖面图。

关键词：焦炉煤气、粗苯回收、粗苯蒸馏、常压、洗苯塔、管式炉、Design NotesThis is the place of graduation practice of the Group in Henan to Beijing Zhongping Bao Coking Co., Ltd., is a technology specific jobs distillation section in the Ministry of benzene. After nearly two months of post work, I have a coke plant crude benzene recovery process a degree of understanding and knowledge, so I put my graduate design topics as: 15000 m3 / h of coke oven gas in the crude benzene recovery process design.Crude benzene recovery process mainly consists of the final cold wash both benzene and benzene distillation process, according to King Po Coking Co, Ltd. Henan, crude benzene recovery of crude benzol recovery process and their relevant content on some idea, this design uses the atmospheric pressure packed absorption tower for absorption of benzene in coke oven gas with a tube furnace heated to produce a rich oil method of benzene benzene distillation. Operating pressure of 0.1, height of packed tower 13, tower diameter, the benzene content of the gas into the tower 25g/m3 ~ 40g/m3, the tower content 4g/m3 below. Calculation of the design content of the main absorber in the gas phase of the material balance and the tube furnace heating process from benzene heat balance, and the calculation of the absorber device related technology. The drawings are done with the control point flow chart of crude benzene recovery, material balance chart and the main equipment wash benzene tower profile.Key words: coke oven gas, crude benzene recovery, clumsy distillation, atmospheric pressure, benzene washing tower, tube furnace目录设计说明 (I)Design Notes (II)主要符号说明 (iii)引言 (1)1设计总论 (2)1.1粗苯的组成和性质 (2)1.1.1 粗苯的组成 (2)1.1.2 粗苯的性质 (3)1.2 回收苯族烃的方法 (3)1.3 影响粗苯回收的因素 (4)1.3.1 吸收温度 (4)1.3.2 洗油的吸收能力及循环油量 (4)1.3.3 贫油含苯量 (5)1.3.4 吸收表面积 (6)1.3.5 煤气压力和流速 (6)1.4 粗苯回收过程存在问题与改进措施 (7)1.4.1 存在问题 (7)1.4.2 改进措施 (7)2 设计方案的确定 (9)2.1生产条件及参数 (9)2.2 工艺流程及工艺流程图 (9)2.2.1 工艺流程 (9)2.2.2 工艺流程图 (11)3 物料衡算与热量衡算 (13)3.1 物料衡算 (13)3.1.1 进塔焦炉煤气中各组分的含量 (13)3.1.2 进塔焦炉煤气中粗苯的摩尔组成 (13)3.1.3 气、液量计算 (14)3.1.4 粗苯蒸馏工段物料横算 (14)3.2 热量衡算 (18)3.2.1管式炉供给富油的热量Q (18)m (19)3.2.2 管式炉供给蒸气的热量QV3.2.3 管式炉加热面积 (19)4 主要设备的工艺计算 (20)4.1 吸收塔塔径计算 (20)4.2 吸收塔高度计算 (21)4.2.1 传质单元高度 (21)4.2.2 传质单元数 (22)4.2.3 填料层高度 (23)4.2.4 塔附属高度 (23)4.3 填料塔的压力降 (23)4.3.1 气体进出口压力降 (23)4.3.2 填料层压力降 (24)4.3.3 填料塔的总压力降 (24)5 主要设备的强度校核 (25)5.1壁厚设计及校核 (25)5.2 封头设计 (26)5.3 圆筒的应力 (26)5.4 塔裙座高度 (26)6 辅助设备的选型 (27)6.1 洗苯塔附属设备 (27)6.1.1填料支撑装置 (27)6.1.2液体分布器 (28)6.1.3液体再分布器 (29)6.1.4气体的进口与出口装置 (30)6.2 管式加热炉 (31)6.3 洗油再生器 (32)6.4 脱苯塔 (35)6.5 泵 (35)6.6 工艺管道 (36)6.7 换热器 (36)7 设计结果 (37)8 参考文献 (38)9 附录 (39)10 致谢 (40)主要符号说明引言粗苯是炼焦化学产品回收中最重要的两类产品之一。

饱和器法生产硫酸铵回收氨

煤化工利用生产技术中，炼焦是应用最早的工艺，并且至今仍然是煤化工工业的重要组成部分。

炼焦主要产品是生产炼铁用焦炭，同时生产焦炉煤气、苯、萘、蒽、沥青以及碳素材料等产品。

在炼焦过程中，煤中的氮有1.2%~1.5%与芳香烃发生化合反应生产吡啶盐基。

其生成量主要取决于煤中氮含量及炼焦温度。

一般在煤气初冷器后煤气含吡啶盐基约为0.4~0.6 g/m3，其中轻吡啶盐基约占75%~85%。

回炉煤气中吡啶盐基含量约0.02~0.05 g/m3，即回收率达90%~95%。

本设计分别采用饱和器法生产硫酸铵回收氨，中和器法提取粗轻吡啶。

对于饱和器法生产硫酸铵的工艺，煤气经鼓风机和电捕焦油器之后进入预热器，然后进入饱和器。

煤气穿过饱和器在除酸器分离出液滴后，去脱硫或粗苯回收段。

结晶母液用泵从饱和器底部送至结晶槽，沉淀出结晶后满流母液回到饱和器。

结晶经分离器，干燥器成为硫酸铵成品。

对于中和器法提取粗轻吡啶，母液从结晶槽回流入沉淀槽，同蒸氨分凝器来的氨气一起进入中和器。

分解出的吡啶蒸汽等进入冷却器，经油水分离器后上层粗吡啶进入计量槽，放入储槽。

下层的分离水返回中和器。

硫酸铵产量1362.6kg/h；硫酸消耗量1367.1kg/h；氨损失率0.54%；带入饱和器总水量1408kg/h；饱和器出口煤气中水蒸气分压7.75kPa；母液最低温度54℃；煤气预热温度69.6℃；饱和器中央煤气管直径1530 mm；煤气进口管直径1090 mm；饱和器直径5000mm；饱和器高度7740 mm；除酸器进口管外径1660 mm；除酸器直径2720 mm；除酸器出口管在器内部分高度4150 mm；干燥器的沸腾床面积0.778㎡；干燥器直径1000 mm；干燥器溢流口高度388 mm；从反应器回收的吡啶盐基量18.355kg/h；母液处理量1087.29l/h；氨气的分配给中和器的质量分数95.7%；中和器直径1220 mm；中和器筒体高度1220 mm；中和器总高1775 mm；保温面积7.97㎡；设备质量756.03kg关键词：氮；氨；硫酸；饱和器；母液；硫酸铵：结晶：中和器；粗轻吡啶Use of coal chemical production technology, the coking process is applied first, and the coal chemical industry is still an important part. Coking main product is the production of iron using coke, while production of coke oven gas, benzene, naphthalene, anthracene, carbon materials, asphalt and other products.In the coking process, coal nitrogen with 1.2% to 1.5% of ammonia production with the aromatic pyridine base. Its amount depends on the nitrogen content of coal and coke temperature. Usually early in the gas after the gas cooler containing pyridine base is about 0.4 ~ 0.6 g/m3, which accounts for about 75% light pyridinium ~ 85%. Recycled content of gas in the pyridine base is about 0.02 ~ 0.05 g/m3, the recovery rate of 90% to 95%.The design of devices were used to the production of ammonium sulfate saturation recovery of ammonia, medium and light crude pyridine extraction device. Saturated ammonium sulfate for the production of process devices, gas and electricity by the blower after the tar into the preheater, then into the saturator. Saturated gas through the separation device in addition to the acid droplet, the last section of desulfurization or benzene recovery. Crystal liquor pump from the bottom of saturated sent to the crystallizer to precipitate out a full stream after crystallization mother liquor back to saturator. Crystallization by the separators, dryers as ammonium sulfate product. And devices for the extraction of light crude pyridine, mother liquor from the crystallization tank back into the settling tank, with the ammonia to the ammonia segregation device and went into the device. Decomposition of pyridine vapor from entering the cooler through the upper crude oil and water separator after the pyridine into the metering tank, into the tank. Lower returns in the separation of water and the device.Ammonium sulfate production 1362.6kg / h; sulfuric acid consumption 1367.1kg / h; ammonia loss rate of 0.54%; the total amount of water into the saturator 1408kg / h; saturated outlet gas in the steam pressure 7.75kPa; liquor minimum temperature54 ℃; Gas preheating temperature 69.6 ℃; saturator central gas pipe diameter 1530 mm; gas inlet tube diameter of 1090 mm; saturated with a diameter of 5000mm; saturator height of 7740 mm; addition to acid inlet pipe diameter 1660 mm; addition to acid with a diameter of 2720 mm ; In addition to acid inside the outlet pipe section in the height of 4150 mm; dryer fluidized bed area of 0.778 square meters; dryer diameter of 1000 mm; dryer overflow gate height 388 mm; recovered from the reactor volume of pyridine base 18.355kg / h; liquor handling capacity 1087.29l/ h; ammonia and the device assigned to the mass fraction of 95.7%; in and with a diameter of 1220 mm; in and device cylinder height 1220 mm; in and the device overall height 1775 mm; holding area 7.97 ㎡; equipment quality 756.03kg .Key words:nitrogen; ammonia; sulfuric acid; saturator law; liquor; ammonium sulfate: crystal: and in devices; pyridine目录第一章总论 (6)1.1 概述 (6)1.2 文献综述 (6)1.2.1 用硫酸回收氨的生产工艺原理 (7)1.2.2 从硫酸铵母液中制取粗轻吡啶工艺原理 (8)1.3 设计条件及要求 (10)1.4 工艺流程的确定 (11)第二章回收氨的工艺流程 (12)第三章硫酸铵生产的影响因素及其控制 (14)3.1 母液酸度 (14)3.2 母液温度 (15)3.3 母液搅拌 (16)3.4 离心分离和水洗 (16)3.5 杂质 (18)3.6 晶比 (19)第四章回收氨时物料平衡和热量平衡的计算 (20)4.1 物料衡算 (20)4.1.1氨的平衡及硫酸用量的计算和硫酸铵产量的计算 (20)4.1.2 水平衡及母液温度的确定 (21)4.2 热量衡算 (23)4.2.1输入热量 (23)4.2.2 输出热量 (26)第五章硫酸铵生产的主设备计算 (28)5.1 饱和器 (28)5.2 除酸器 (30)5.3 干燥器 (32)5.4 结晶槽 (37)第六章中和器法提取粗轻吡啶工艺流程 (39)第七章影响粗轻吡啶生产的因素及其控制 (41)7.1 吸收阶段 (41)7.2 中和及粗轻吡啶分离阶段 (42)第八章中和器的物料平衡工艺计算 (43)8.1 母液处理量 (43)8.2 分凝器后氨气分配给中和器的质量分数 (44)第九章回收粗轻吡啶的主要设备计算 (45)9.1 中和器 (45)9.2 冷凝冷却器 (46)9.3 沉淀槽 (46)第十章设计一览表 (47)参考文献 (48)设计体会与收获 (49)致谢 (50)第一章总论1.1概述炼焦化学产品在国民经济中占有重要的地位，炼焦化学工业是国民经济的一个重要部门，是钢铁联合企业的主要组成部分之一，是煤炭的综合利用工业。