煤焦油加氢技术教学全套课件高职冶金工程煤焦油加氢技术 9 焦油加氢附属工艺及废水处理x 37页

煤焦油加氢技术主编郑发元\n绪论目录123456789煤的基础知识焦油加氢的基本原理焦油加氢的工艺过程焦油催化裂化煤的低温干馏焦油制燃料油的概述煤焦油的预处理焦油加氢附属工艺及废水处理\n9焦油加氢附属工艺及废水处理9.1煤气净化装置9.2煤气制氢装置9.3废水处理\n9.1煤气净化装置煤气净化装置与年处理150万吨的煤干馏配套，煤气处理能力为28909Nm3/h。煤气净化装置组成为：冷凝鼓风系统（初冷器单元、电捕单元、煤气鼓风机室单元、焦油氨水分离单元）、PDS脱硫单元、磷铵洗氨单元、蒸氨单元、剩余氨水脱酚单元和提盐单元。煤气系统的主要流程：荒煤气→洗涤塔→横管初冷器→电捕焦油器→鼓风机→脱硫塔→洗氨塔→用户概述\n9.1煤气净化装置（1）工艺流程来自外热式回转炉装置的温度约为80℃的荒煤气，与焦油和氨水沿吸煤气管道至气液分离器，经气液分离后荒煤气首先进入洗涤塔。洗涤煤气中夹带的煤粉及焦粉后进入横管初冷器，横管初冷器分三段冷却：余热水段用约为65℃的余热水换热，循环水段用32℃循环水冷却，低温水段用16℃低温水将煤气冷却至20~21℃。由横管初冷器下部排出的煤气，进入电捕焦油器，除掉煤气中夹带的焦油后，再由煤气鼓风机加压送至PDS脱硫单元。在洗涤塔与横管初冷器之间预留一块场地用于除尘设施。概述\n9.1煤气净化装置（2)工艺特点①初冷器采用高效横管冷却器，分三段将煤气从80℃冷却至20～21℃；初冷器带有断塔盘，节省了低温水，降低了操作费用，顶部设有余热回收段，可有效回收荒煤气中的余热。②选用高效的电捕焦油器，脱除焦油的效率大于99%。③焦油氨水分离采用立式分离槽，容积大，分离时间长。④采用超级离心机，进一步脱除焦油中的焦油渣和水分。⑤主要技术操作指标见表9-1概述\n9.1煤气净化装置2.PDS脱硫单元（1）工艺流程由鼓风机送来的煤气首先进入间冷器，用低温水间接冷却至23℃后依次进入两台脱硫塔。脱硫塔顶部喷淋下来的脱硫液与煤气逆流接触以吸收煤气中的硫化氢（同时吸收煤气中的氨，以补充脱硫液中的碱源）。脱硫后煤气送至磷铵洗氨单元。吸收了H2S、HCN的脱硫液汇聚到塔底，然后用脱硫液循环泵送入再生塔，同时自再生塔底部通入压缩空气，使脱硫液在塔内得以氧化再生。再生后的溶液从塔顶经液位调节器自流回脱硫塔循环使用。概述\n9.1煤气净化装置（2）工艺特点①采用以氨为碱源，PDS为催化剂的焦炉煤气脱硫脱氰工艺，具有较高的脱硫脱氰效率，且流程短，催化剂用量少，操作费用低，一次性投资省。②设置排气洗净塔，可将再生尾气洗净后高空排放。主要技术操作指标见表9-2。概述\n9.1煤气净化装置3.磷铵洗氨单元（1）工艺流程从脱硫单元来的煤气进入吸收塔下段，煤气中的氨在吸收塔内与磷铵溶液逆流接触被吸收，合格的煤气送至外热式回转炉装置加热和其他用户。设置循环泵保证吸收塔内一定的喷淋密度。塔底连续抽出一定量的富液先经除焦油器脱除焦油，再与热贫液换热后，进入接触器；富液在接触器内闪蒸，脱出其中的酸性组分，酸汽返回到吸收塔前煤气管道。概述\n9.1煤气净化装置（2）工艺特点①磷铵溶液对氨的吸收有较高的选择性，吸收能力强，因此解吸溶液量少。②由于吸收过程为化学反应过程，因此，反应温度对吸收效率影响较小。③主要技术操作指标:氨吸收塔出口煤气温度40~50℃;氨吸收塔阻力≤1500Pa;解吸塔顶温度~150℃;解吸塔顶压力400kPa;磷铵贫液含酸量~30%wt。概述\n9.1煤气净化装置4.蒸氨单元(1)工艺流程由剩余氨水脱酚单元送来的剩余氨水经与塔底出来的蒸氨废水换热后，进入蒸氨塔。蒸氨塔底的部分蒸氨废水经蒸汽再沸器与蒸汽换热后回蒸氨塔底，为蒸氨提供热源。蒸氨塔顶部的氨汽经氨分缩器、氨冷凝冷却器后冷凝为浓氨水，送入脱硫单元，塔底蒸氨废水送酚氰污水处理装置。概述(2)工艺特点①加碱分解固定氨可大大降低废水中全氨含量，为后续废水处理创造了良好的条件。②采用间接蒸汽作为蒸氨塔的热源，减少了蒸氨废水外排量，有利于环保。③蒸氨塔采用不锈钢浮阀塔，耐腐蚀易检修。④主要技术操作指标：蒸氨塔底的压力为0.04～0.05MPa。\n9.1煤气净化装置5.提盐单元（1）工艺流程脱硫脱氰废液经活性炭脱色后在催化剂的作用下将废液中的硫代硫酸铵氧化成硫酸铵和硫黄，之后过滤除去硫黄。再经活性炭二次脱色后进入浓缩釜浓缩，达到一定浓度后滤除浓缩产生的硫酸铵，滤液进入高效除盐系统，去除体系内的微量无机盐杂质。除盐后物料进入浓缩釜浓缩后放入冷却釜冷却结晶，离心得到产品硫氰酸铵。（2）工艺特点本工艺方案成熟，自动化程度较高。工人操作条件较好，操作现场环境较好，操作较简便。提盐处理后废液所产生的副盐及废水不外排，不会产生二次污染。概述\n9.1煤气净化装置6.剩余氨水脱酚单元（1）工艺流程由焦油氨水分离单元来的氨水经喷射旋流除油过滤器、氨水冷却器冷却后，送入萃取塔的焦油萃取段，在此用萃取剂（粗苯）总量的10%进行预处理，进一步脱除氨水中的焦油。从焦油萃取段出来的氨水，经界面设定盒自流到萃取段，再与总量90%的粗苯逆流接触，氨水中的酚被粗苯萃取。塔底排出的氨水进入氨水处理槽经油水分离后去蒸氨单元。含酚粗苯（富油）由萃取塔自流入脱硫塔上段的油水分离器，分离出水后的粗苯流入塔中段与酚盐接触，使酚盐中的钠离子与含酚苯中的硫化氢中和生成硫化钠作为废液，间歇排入蒸氨原料氨水中。概述\n9.1煤气净化装置脱硫后的富油进入富油槽，用泵送入四个串联的分离槽，通过管道混合器，与酚盐、氢氧化钠相接触，与含酚粗苯中的酚形成酚盐水溶液，并与粗苯分离。从第一个分离器排出的酚盐即为成品，用泵送入酚盐槽，再定期送往焦油加工设施进一步加工。从最后一个分离槽排出的粗苯送入贫油槽，再用贫油泵送回萃取塔循环使用。为了保持循环油的质量，连续从总循环量中抽出2%~3%的粗苯，和预处理用的总量为10%的粗苯，以及萃取塔排出的乳化物等一起送至溶剂回收塔进行再生处理。在回收塔中用蒸汽进行连续蒸馏，被蒸出的粗苯进入冷凝冷却器冷却后，再自流入粗苯分离槽，分离出水后的粗苯自流到贫油槽循环使用。概述\n9.1煤气净化装置（2)工艺特点①氨水采用氨水贮槽沉降、射流气浮净化机、超级离心机、氨水过滤器过滤、萃取塔上段用少量粗苯萃取多段预处理的方法，脱除焦油效率高。②设置了脱硫塔，可脱除酚钠盐中的H2S和HCN，改善酚盐分解的操作条件，防止设备腐蚀。③设置了放散气体冷却器可避免粗苯挥发污染环境。④主要技术操作指标：萃取塔温度为55℃。概述\n9.2煤气制氢装置本装置利用煤热解提质装置副产的干馏煤气及酒钢焦化厂输送到本项目的焦炉煤气生产氢气，用于50万吨/年煤焦油加氢改质。本装置生产原料为干馏煤气。压力：进入本装置界区为7kPa。温度：进入本装置界区为40℃。9.2.1原料条件\n9.2煤气制氢装置（1）氢气产量：44500Nm3/h。（2）氢气质量，见表9-3。（3）氢气送出压力：按本装置经济操作压力条件下送出氢气的压力，约1.47MPa（G）。该压力可根据业主要求进行调整，但相应地物料平衡及公用工程消耗量也需调整。（4）氢气送出温度：40℃。9.2.2产品要求\n9.2煤气制氢装置为了尽量利用煤气中制氢有效成分多生产煤焦油加氢所需要的氢气，制订工艺技术时应考虑烃类蒸汽转化系统，由此组织的工艺流程如图9-1所示。9.2.3工艺流程组织\n9.2煤气制氢装置1.煤气预处理送来的煤气中含有大量焦油、萘等对后续压缩工序容易造成危害的物质，必须除去。预处理采用吸附法预处理技术，可以将煤气中的萘脱至≤30mg/Nm3、焦油脱至≤3mg/Nm3，可以保证煤气压缩机的长周期运行要求。预处理采用焦炭吸附、不再生、定期更换的焦炭颗粒作为锅炉燃料。9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置2.原料煤气压缩被压缩后煤气的压力根据后续工序需要的压力并充分节省压缩功耗而定。本设计压缩后煤气的压力定在2.3MPa。虽然煤气已采取预处理措施脱除了煤气中绝大部分焦油和萘，但煤气中残存的焦油、萘及CmHn组分中所含有的不饱和直链烃在压缩过程中因温度和压力的上升可能会结焦，故不宜采用离心式压缩机。螺杆式压缩机适用于气体不太洁净的场合，且单机打气量也比较大，单机占地面积小，连续运转周期可达1年以上，不需要备机，只要所需的压缩比不是很大即可采用。9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置本装置原料煤气压缩机进口压力只有1～3kPa，如果采用螺杆式压缩机，出口压力目前只能达到1.5MPa左右，不能满足本装置出口压力2.3MPa的要求，所以在此一般不考虑采用螺杆式压缩机。往复式压缩机是一种传统的机型，虽然因为部分活动部件需要定期维修而需设置备机，但因其可以满足高压缩比要求且可以承受不太洁净的气体，所以应用场合非常广泛。本原料煤气压缩机拟采用往复式压缩机，1开1备。压缩机采用电机驱动，用电等级为10kV/50Hz/3Ph。9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置3.原料煤气的TSA净化压缩后的煤气中除尚含有少量焦油和萘外，还含有大量的润滑油、苯、甲苯和二甲苯等大分子物质，这些物质的存在将严重影响后续转化催化剂的性能，必须有效除去。TSA吸附剂的再生采用加热后的提氢解吸气，再生后的提氢解吸气用作本装置转化炉燃料。9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置4.原料煤气的粗脱硫常温活性炭脱硫剂非常适合于焦炉气、干馏煤气等这样的含氧气体中H2S的脱除，可以大大提高其硫容，且价格便宜，易于采购。因此本方案拟采用常温活性炭对原料煤气进行粗脱硫处理，可将煤气中的H2S脱除到1.0mg/Nm3以下。定期更换的活性炭脱硫剂可以混入燃煤锅炉的燃料煤中进行燃烧处理（因相比锅炉燃料煤而言活性炭脱硫剂量很少，虽然其含硫量很高，但对锅炉烟气含硫量的影响仍然非常小）或混配到煤炭提质原料煤中得以回收（活性炭中的硫将再次气化转变为H2S，大部分在煤气湿法脱硫过程中得到脱除）。9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置5.原料煤气的精脱硫转化催化剂要求煤气中总硫≤0.5ppm。本方案设计暂按煤气中有机硫含量COS～300mg/Nm3考虑。根据一般情况，有机硫中COS～37%、CS2～50%、RSH～2%、C4H4S～11%。为了充分脱除有机硫，需要先将有机硫转化为易于脱除的H2S。根据煤气的组成性质，有机硫的转化拟采用加氢转化法，即先将原料煤气在转化炉的对流段预热到250℃左右，在铁钼加氢催化剂作用下使煤气中的有机硫与氢气组分发生反应生成H2S，反应式如下：再用中温ZnO脱硫剂吸收生成的H2S即可将煤气中的总硫脱除到0.5ppm以下。9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置6.煤气转化为了满足氢气产量要求，本装置有必要采用烃类转化系统将煤气中的烃类物质转化为CO和H2。烃类转化按极端分类可有一段蒸汽转化和纯氧转化，处理中间的还有一段蒸汽转化+二段纯氧转化。本装置的目的是生产氢气，一段蒸汽转化是用水蒸气与煤气中的烃类物质在高温和催化剂作用下发生反应生成CO和H2的过程，转化所需热量靠转化管外用提氢解吸气加上少量干馏煤气燃烧提供：9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置原料煤气中的烃类物质得以比较充分地转化为CO和H2。纯氧转化所需热量则是靠加到转化炉中的氧气与煤气中的氢气燃烧提供，在高温和催化剂作用下水蒸气与煤气中的烃类物质发生反应生成CO和H2。原料煤气中的大量H2与氧气反应生成了H2O，虽然可以省掉部分燃料用煤气，但不足以弥补H2与氧气发生燃烧反应而造成的H2损失。9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置7.转化气中温变换一段蒸汽转化炉出口温度约870～900℃，转化气中CO的含量约为21%（干基）。CO也是生产H2的有效成分，转化气经转化废锅回收热量降温到约320℃后，一次性通过变换炉，在变换催化剂作用下经与转化气中富含的水蒸气反应后即可将CO变换为H2。变换气再经变换废锅、锅炉给水加热器、脱盐水加热器回收热量后，最后经水冷器冷却到40℃以下，分离冷凝水后即送往PSA脱碳系统。9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置8.PSA脱碳及提氢冷却分离水分后的变换气中CO2的含量约为26%、H2的含量约为66%。为了提高PSA提氢系统的氢气收率，变换气提氢拟采用两段PSA工艺。第一段PSA脱除绝大部分CO2，第二段负责提取所需的氢气，采用真空再生流程，可使氢气收率达90%以上。第一段PSA脱除的CO2解吸气中CO2的含量约为96%，先考虑直接放空，有条件时可回收CO2制备食品级CO2产品。第二段PSA提氢后的解吸气低位热值约为2742kcal/Nm3，压力约为0.02MPa，先用于TSA吸附剂的再生，燃后根据转化炉供热需要配以少量干馏煤气，经适当加压后作为转化炉燃料。9.2.4工艺技术说明\n9.2煤气制氢装置1.煤气预处理单元来自界外煤气干式气柜的干馏煤气，压力约为7kPa，温度约为25～30℃，进入由两台吸附器组成的可串可并预处理系统，在此除去煤气中的大部分萘、焦油及粉尘。经吸附处理后的煤气中萘含量已降至30mg/Nm3以下，焦油降至3mg/Nm3以下。9.2.5工艺流程2.原料煤气压缩单元为满足本装置生产需要，本设计选用往复式原料煤气压缩机两台，1开1备。来自预处理系统的原料煤气（压力约2kPa、温度40℃），经过一级进口缓冲器进入各压缩机组一级入口缓冲器并进入压缩机，经四级压缩后，压力升至2.3MPa（G），经冷却分离水分和脱油器吸附煤气中可能夹带的油雾后送TSA处理系统。\n9.2煤气制氢装置3.原料煤气TSA净化单元来自原料煤气压缩系统的原料煤气，压力约为2.3MPa（G），温度约为40℃，进入由两台吸附器并联组成、1开1备的变温吸附（TSA）精净化系统，一方面可将煤气中残余的焦油、萘、润滑油、苯类得以进一步脱除，满足后续转化催化剂的要求。另一方面还能脱除大部分有机硫化物，减轻精脱硫负担。9.2.5工艺流程4.原料煤气脱硫单元来自TSA精净化系统的原料煤气进入由两个干法脱硫罐（可串可并）进行干法粗脱硫，脱硫罐内装填常温活性炭脱硫剂。经干法粗脱硫后，原料煤气中的H2S≤1mg/Nm3。干法粗脱硫只能脱除H2S而不能脱除有机硫。经干法粗脱硫后，原料煤气经转化炉对流段原料煤气加热盘管加热后送原料煤气精脱硫系统。\n9.2煤气制氢装置5.转化及变换单元转化炉分为辐射段和对流段两部分。精脱硫后的原料煤气与蒸汽按一定比例混合，经转化炉对流段混合气加热盘管加热到600℃左右进入辐射段转化管，在转化催化剂作用下进行烃类的蒸汽转化反应，燃料气在转化管外燃烧，自上而下与转化管内工艺气并流向转化反应提供辐射热。转化管出口转化气温度约为870～900℃，原料煤气中的烃类物质已充分转化为H2、CO和CO2。转化炉的对流段是余热回收段，内设多组余热回收盘管，根据加热要求和传热特性按一定顺序合理排列，按烟道气流动方向依次为混合气加热器、原料煤气加热器、烟气废锅和空气预热器。烟道气经多组盘管换热后温度降至155℃左右，经引风机送烟囱放空。9.2.5工艺流程\n9.2煤气制氢装置6.PSA脱碳单元在PSA脱碳系统中，每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)、多级压力均衡降(EiD)、逆放(D)、抽空(V)、多级压力均衡升(EiR)、最终升压(FR)等过程，从而达到吸附脱除变换气中CO2的目的。逆放和抽真空解吸的以CO2为主的解吸气直接高点放空，有条件时可回收其中的CO2生产食品级CO2。9.2.5工艺流程7.PSA提氢单元变换气经PSA脱碳系统脱除掉绝大部分CO2后，H2组分得以浓缩，随即进入由8台吸附塔及一系列程控阀组成的PSA提氢系统，采用8-2-3/V流程。PSA提氢系统分离得到的产品氢气经调节阀稳压后送焦油加氢装置，提氢解吸气先作为TSA净化系统再生气后再用作转化炉燃料。\n9.3废水处理焦化废水处理站处理水量为162.12m3/h，其中原水49.88m3/h，进入预留处理；循环水排污水及浓盐水106m3/h，进入深度处理；其他6.24m3/h废水进入生化处理，见表9-4。酚氰废水处理站对废水进行处理，使处理后废水能够部分回用。酚氰废水处理站工艺流程为预处理、生化处理、化学氧化处理（或活性焦吸附工艺）、深度处理、浓缩液结晶处理及污泥处理。9.3.1设计水量及进水水质要点讲解CODcr是采用重铬酸钾(K2Cr2O7)作为氧化剂测定出的化学耗氧量，即重铬酸盐指数。CODcr是指用重铬酸钾为氧化剂测出的需氧量，是用重铬酸钾法测出COD的值，会有部分因素影响COD的值，导致CODcr≠COD，理论上COD>CODcr，实际应用中CODcr表示COD。普通水样的SS是指固体悬浮物浓度。\n9.3废水处理预处理其主要任务是去除废水中的油类，并对废水水量和水质进行调节及均合，为生化处理创造条件。预处理包括重力除油、喷射旋流除油过滤器除油、萃取脱酚、蒸氨等设施。预处理后废水指标达到下面指标，进入生化处理流程。经预处理后进入生化处理前水质指标（mg/L），见表9-5。9.3.1设计水量及进水水质\n9.3废水处理在煤气净化装置区附近设有消防水事故水收集池，收集储存煤气净化装置区火灾时排放的受化工介质污染的消防水，并送到焦化废水处理站进行处理。9.3.2污水排水系统\n9.3废水处理针对工艺生产过程中散发出的大量煤和焦粉尘，设计采用机械除尘系统进行综合治理，使操作区粉尘浓度不超过国家卫生标准规定的限值，经除尘器净化后的排出气体粉尘浓度符合国家排放标准要求。为消除车间内的各种有害气体、余热及余湿，设计采用自然通风、机械通风等措施，经通风换气，降低室内有害气体的浓度，改善操作区的环境，使操作区的有害气体浓度低于国家规定的允许值。9.3.3粉尘及主要有害物的治理\n聆听谢谢