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。另外，因脱硫系统需补来自蒸氨的浓氨水，蒸氨系统分缩器、氨水冷却器的运行导致全系统循环水温度上升，全系统工艺指标中温度呈现严重超标，不仅脱硫差，粗苯产量也下降，形成恶性循环运行状态。现将具体情况汇总如下：

⑴循环水系统

循环水温度的升高会影响系统所有温度，目前我公司循环水冷却塔上水45℃左右，下水38—40℃﹙夏季﹚﹙原设计是上水40℃，下水32℃﹚。严重影响化产回收系统的产量和各项消耗，经检查主要有两个问题：ⅰ、30KW的风机现运行电流38A﹙30KW电机额定电流55A﹚,处于轻负荷状态，电机出功不出力，是一种电能的浪费。ⅱ、可能存在填料堵塞问题。

⑵脱硫系统

从整体配置来看，吸收部分略显能力不足，两个2.2m的填料塔目前运行已超过设计能力。再生部分从设备到催化剂的选用均较合理，主要在运行中把好工艺的控制。现在流程中主要存在的问题在硫化氢的吸收部分，具体是：

ⅰ、入脱硫塔煤气没有预冷器，温度偏高﹙38～44℃﹚.

焦炉煤气经初冷器后，温度可达22～25℃，但经罗茨机加压后温度上升到40～44℃，然后经电捕焦除焦油后直接进入脱硫塔，这个温度对脱硫系统是很不合理的。它不仅影响脱硫的吸收效果，还造成脱硫液温度的上升和液相氨含量的下降，形成恶性循环。

对于湿式氧化法脱硫工艺，过程温度的控制是保证脱硫效率最关键最基本的指标。温度控制不合理，无论采用氨水脱硫还是碱脱硫均不可能达到良好的脱硫效果。因为H2S的溶解吸收过程属于气膜扩散控制，气相中H2S分压、液相表面H2S的分压和液相的氨含量决定其吸收效果；而气相中H2S分压是一定的，液相表面H2S的分压和液相的氨含量均由过程温度的高低来决定。

对于氨水脱硫，气体温度最好控制在25～30℃，条件不允许可适当放宽至30—35℃，这样既能保证吸收效果，又能保证液相氨水浓度。考虑受循环冷却水温的限制，气体温度应控制≤33℃，才能保证理想的脱硫效果。

ⅱ、补充氨水温度高

我公司化产回收没有硫铵装置，因此对脱硫系统无论从经济运行还是环保角度考虑，均应采用氨水脱硫，脱硫系统的补氨方式是来自蒸氨系统的浓氨水，但浓氨水温度高达60℃左右，对脱硫过程温度的控制造成严重影响，严重破坏了脱硫系统的工艺条件，因此必须将补脱硫系统的浓氨水进行冷却降温到≤35℃。

ⅲ、脱硫系统碱源不足

来自初冷器的焦炉煤气本身含氨4～6g/m3，加上蒸氨系统补的浓氨水，对于H2S含量6～8g/m3的煤气来说，本来碱源就不足﹙焦炉煤气中NH3/H2S应在1.0—1.4﹚。现在我公司脱硫整体温度较高，直接影响液体氨含量。根据分析，目前运行液体氨含量仅仅7—8 g/L，正常运行应达到10—12 g/L，解决的唯一办法就是降低煤气气体温度，降低补充浓氨水的温度。

但是当煤气中H2S含量达到7—8 g/m3以上时，要考虑适当配入碳酸钠，补充碱源的不足。

另外蒸氨系统运行的不稳定直接影响浓氨水的浓度，从而造成补入脱硫系统氨水浓度的不稳定﹙据查原来分析数据，浓氨水浓度仅仅在6—7 g/L，浓度很低，如有波动可能比这还低﹚。这个问题没有

实际数据来说明，但从蒸氨系统的设置上来看其运行不可能稳定，主要是入蒸氨塔的蒸汽只由一个普通截止阀控制，且阀门在距离操作室较远的室外。

ⅳ、脱硫塔内件的不合理

首先我公司原工艺设计中按出口硫化氢500mg/m3控制，但环保要求工业用焦炉煤气H2S≤200mg/m3，供城市煤气需进一步深度脱硫控制H2S≤20mg/m3；就是说本身工艺设计脱硫塔能力不足，无法满足≤200mg/m3的控制。

其次脱硫塔选用内装三层3.5米轻瓷花环填料，对我公司目前整体工艺中，脱硫前焦炉煤气的预净化较差，无脱萘装置，且一般焦炉煤气电捕焦后焦油仍在20 mg/m3左右，造成入脱硫塔煤气焦油、萘含量偏高，H2S又高达7—8 g/m3，这种条件下不适宜选用填料塔，否则极易造成塔的堵塞。

目前我公司明显存在塔阻力大，加不起循环量的问题，这也是脱硫效率低的一个关键因素。在两塔串联运行时尤其明显；并联运行时，两塔气体有偏流现象，循环量和液气比难以调节，操作及其困难，难以达到好的效果，同时液体喷淋密度不足又加重堵塔，造成恶性循环。因此综合考虑脱硫效率和长周期稳定运行，对内件要做改造，选用高效传质的空塔内件。

ⅴ、日常工艺管理薄弱

脱硫系统的运行必须加强工艺控制，目前我公司因历史传统原因对该系统运行监控严重不足，如果不加强监控，任何先进成熟的工艺