一种解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺及所用系统 |
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| 申请号 | CN201610121627.1 | 申请日 | 2016-03-03 | 公开(公告)号 | CN105694988A | 公开(公告)日 | 2016-06-22 |
| 申请人 | 金能科技股份有限公司; | 发明人 | 范安林; 刁兴伟; 谷文彬; 张合宾; | ||||
| 摘要 | 本 发明 属于化工技术领域，具体涉及一种解决焦化行业 煤 气 脱硫 液膨胀的工艺。本发明采用煤气吹脱 解吸 法脱除浓 氨 水 中的氨，解吸氨后的煤气被送往脱硫塔作为脱硫的 碱 源，而剩余水从塔底排出，从而实现煤气吹氨的目的。本发明与 现有技术 中的工艺相比，一是解决了技术一脱硫碱源不足问题；二是解决了喷淋式饱和器的水平衡无法控制，硫铵母液过剩问题。本发明的装置带入脱硫系统的水量更少，脱硫系统出现缺水，脱硫废液提盐产生的蒸馏冷凝清液能够全部回用到脱硫系统，不会产生多余 废水 去配煤或 熄焦 ，达到了令人满意的效果。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺，其特征在于：采用煤气吹脱解吸法脱除浓氨水中的氨，解吸氨后的煤气被送往脱硫塔作为脱硫的碱源，脱除氨后的稀氨水经处理后最终进行污水生化处理。 |
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| 说明书全文 | 一种解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺及所用系统技术领域[0001] 本发明属于化工技术领域，具体涉及一种解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺，还涉及上述的工艺所用的系统。 背景技术[0002] 在焦化行业中，煤气脱硫工艺大多采用氨法湿式催化氧化法，也有部分企业采用PDS法脱硫，PDS法脱硫是利用焦炉煤气中的氨为碱源，以PDS为催化剂的湿式氧化法脱硫，它首先将煤气中的H2S等酸性组分转化为硫氢酸铵等酸性铵盐，再在空气中氧气的氧化作用下转化为单质硫。PDS法脱硫选用PDS(酞菁钴类)复合型催化剂，可使焦炉煤气的脱硫效率达到99％以上。 [0003] 1.PDS法脱硫的基本反应 [0004] PDS法属液相催化氧化法，PDS催化剂在脱硫和再生全过程中均有催化作用，其反应如下： [0005] 吸收反应 [0006] [0007] [0008] [0009] [0010] 再生反应 [0011] NH4SH+1/2O2→NH4OH+S↓ [0012] 副反应 [0013] 2NH4SH+2O2→(NH4)2S2O3+H2O [0014] 2(NH4)2S2O3+O2→2(NH4)2SO4+2S↓ [0015] 2.PDS法脱硫工艺流程 [0016] 来自焦炉的荒煤气经初冷器降温至约22℃，经电捕焦油器除雾，煤气离心风机加压后的煤气温度约40℃，经预冷塔冷却至30-32℃(设有循环喷淋装置)，再进入脱硫塔，与塔顶来的脱硫贫液逆向接触，煤气中的H2S、HCN被脱除后去硫铵工段。 [0017] 吸收了H2S、HCN的脱硫富液从塔底流入脱硫溶液循环槽，再由脱硫液循环泵送入再生塔底部与再生塔底鼓入的空气顺流上升，使溶液在塔内得以氧化再生。再生后的溶液为脱硫贫液，通过塔顶的液位调节器流入脱硫塔进行脱硫反应生成富液。 [0019] 为避免脱硫液中铵盐的积累而影响脱硫效果，必须排出部分脱硫废液去提盐车间处理，提盐车间产生的蒸馏冷凝清液去熄焦或配煤，生产的硫氰酸铵外售。 [0021] 3、脱硫系统水平衡计算 [0022] 由上述工艺流程可知脱硫系统的水平衡主要取决于补入浓氨水的量和预冷塔后煤气温度，现计算脱硫系统水平衡如下： [0023] 3.1计算数据： [0024] [0025] 3.2脱硫系统的水主要是煤气、浓氨水带入的，计算如下(以冬季为例)： [0026] (1)经预冷塔后的煤气带入的水 [0027] 38000*30.4/1000＝1155.2kg/h [0028] 式中30.4为30℃时1m3饱和煤气所含的水汽含量g/m3 [0029] (2)浓氨水带入的水 [0030] 1.0*(1-10％)*1000＝900kg/h [0031] 带入总水量：1155.2+900＝2055.2kg。 [0032] 3.3脱硫系统带走的水：煤气带走的水和外排脱硫液带走的水 [0033] (1)煤气带走的水 [0034] 冬季38000*30.4/1000＝1155.2kg/h [0035] (2)外排脱硫液带走的水 [0036] 20*1000/24＝833kg/h [0037] 3.4脱硫系统膨胀水量：67kg/h。 [0038] 由以上可知，造成脱硫系统水不平衡的主要是补充浓氨水时带入的水。脱硫废液外排的速度远远跟不上浓氨水的生成速度，致使脱硫系统的溶液越来越多，水平衡无法控制，造成脱硫液膨胀。 [0039] 所以，脱硫废液提盐过程产生的蒸馏冷凝清液不能回脱硫系统套用，只能去熄焦或者去配煤。因蒸馏冷凝清液中含有少量的硫氰酸铵、硫代硫酸铵和挥发氨，去配煤或熄焦后，即造成了能源浪费，还造成了环境的二次污染。 [0040] 本申请人曾采用过如下的工艺 [0041] 工艺一： [0042] 一种蒸氨塔生产浓氨水和氨汽的工艺，即从蒸氨塔出来的氨汽部分冷凝生成浓氨水供给脱硫用，另一部分接入喷淋式饱和器用于生产硫铵，从而减少补入脱硫溶液系统的水量，如 [0043] 附图2所示。 [0044] 从鼓风冷凝工段来的煤气，温度约40℃，首先进入预冷塔，被冷至30-35℃，然后进入脱硫塔。 [0045] 预冷后的煤气进入脱硫塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触以吸收煤气中的硫化氢、氰化氢，由蒸氨塔来的浓氨水进入脱硫溶液反应槽，以补充脱硫液中的碱源。脱硫后煤气中含硫化氢约50mg/Nm3，送入硫酸铵工段。 [0046] 吸收了H2S、HCN的脱硫液从塔底流出，经液封槽进入反应槽，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，使溶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入脱硫塔循环再生。 [0047] 浮于再生塔顶部扩大部分的硫磺泡沫，利用位差自流入泡沫槽，泡沫液用泡沫泵连续送入熔硫釜，经加热脱水，上层清液由顶部排入脱硫废液槽，熔融硫磺沉于熔硫釜底部，最后排出硫磺，经冷却后入库。系统中不凝性气体经尾气洗涤塔后去管式炉焚烧。 [0048] 为避免脱硫液盐类积累影响脱硫效果，将熔硫产生的脱硫废液经脱硫液打料泵打至脱硫废液提盐车间，提盐车间产生的蒸馏冷凝清液去熄焦或配煤。 [0049] 以上脱硫工艺所需要的碱源由蒸氨来的浓氨水直接采入脱硫溶液反应槽，作为脱硫系统的补充碱源，如下所示： [0050] [0052] 浓氨水去向单一：蒸氨生产的蒸氨水只提供给脱硫工序，去向单一，在脱硫工序停车检修期间，由蒸氨生产的浓氨水不能被接收，造成浓氨水无法处理，严重影响生产运行。 [0053] 浓氨水中的轻质油类全部进入脱硫溶液系统，在作剩余氨水的处理时，由于氨水的部分油类难以去除，在进入蒸氨塔除氨加热过程，部分轻馏分的油类随氨汽溢出，被冷凝后混入到浓氨水系统，从而进入到脱硫溶液系统，致使脱硫液恶化、催化剂中毒、脱硫效率下降。 [0054] 脱硫系统水平衡难以控制。脱硫工序为了控制脱硫液中的副盐浓度，需定期外排部分含副盐高的脱硫废液，同时补充浓氨水进行溶液的稀释，以达到副盐降低的目的。但由于浓氨水量比较多，脱硫液的外排速度远远跟不上浓氨水的生成速度，致使脱硫系统内的溶液越来越多，水平衡无法控制，造成脱硫液膨胀。 [0055] 脱硫废液提盐产生的蒸馏冷凝液只能去熄焦或去配煤，不能回脱硫系统套用。 [0056] 本申请人曾采用过如下的工艺： [0057] 工艺一： [0058] 设计蒸氨塔生产浓氨水和氨汽两种方式，在氨汽冷凝冷却器前配置一段DN250的管道与饱和器连接，并安装的调节阀门，把氨汽直接引入喷淋式饱和器用于生产硫铵，在保证脱硫液中的氨浓度足够的条件下，通过阀门调节可以由生产浓氨水部分转化为生产氨汽，如附图1所示。 [0059] 上述的工艺的特点是，(1)解决了浓氨水过多的问题，即补入脱硫工序的水在一定程度得到控制，但氨源的补充相对减少，特别是在夏季，有时脱硫系统氨源不够，若补充浓氨水多，那么脱硫系统水就不平衡，从而影响脱硫效果。 [0060] (2)喷淋式饱和器的水平衡无法控制，因部分氨汽补入饱和器后，同时也增加了进入硫铵工序的水量，使得硫铵母液过剩。 [0061] (3)氨汽中的轻质油类进入硫铵母液系统。在作剩余氨水的处理时，由于氨水的部分油类难以去除，在进入蒸氨塔除氨加热过程，部分轻馏分的油类随氨汽溢出，被带入到硫铵母液系统，致使硫铵母液质量恶化，影响硫铵成品色度。 [0062] 上述的工艺难以达到令人满意的效果。 [0063] 工艺二： [0064] 在氨水处理方面，只生产氨汽，采用生产氨汽进入预冷塔的工艺，在预冷塔内氨汽与煤气充分混合后进入脱硫塔，申请人厂家3#生产线使用此工艺，如图3所示，采用此种工艺相比以上两种工艺有了很多优点： [0065] 1.保证了煤气的氨含量，为脱硫提供足够的碱源，保证了脱硫效率。 [0066] 2.氨汽直接进入预冷塔，在塔内经过喷淋液的喷洒后，氨汽冷凝为氨水。 [0067] 该工艺从一定程度上减少了带入脱硫系统的水量，解决了夏季脱硫系统的水平衡，但冬季仍然存在脱硫液膨胀问题，使得脱硫废液提盐产生的蒸馏冷凝清液不能全部返回到脱硫系统，仍需部分外排去配煤或熄焦，达不到令人满意的效果。 [0068] 因此，需要针对上述的工艺进行改进，设计一种即能保证脱硫系统缺水，还能保证脱硫的碱源能得到有效补充，满足脱硫效果。脱硫系统缺少的水，由脱硫废液提盐过程产生的脱硫冷凝清液来补充，解决脱硫废液的二次污染问题。 发明内容[0069] 为解决上述的技术问题，本发明提供了一种解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的新工艺——煤气吹氨工艺，以彻底解决传统煤气脱硫工艺生产中存在的脱硫液膨胀难以解决的问题。 [0070] 本发明具体采用煤气吹氨的工艺，由蒸氨来的浓氨水从上部进入吹氨塔，由上而下被塔底鼓入的煤气吹脱，浓氨水中的氨被煤气带出，再由煤气风机加压送至脱硫塔做为脱硫的补充碱源；浓氨水经煤气吹脱后剩余的大量水由吹氨塔底排出，泵送至冷鼓循环氨水系统，再随剩余氨水去蒸氨处理，蒸氨产生的浓氨水再进行上述循环，而浓氨水经煤气吹氨后剩余的水最终去向焦化污水生化处理厂。煤气吹氨工艺其特征在于只将浓氨水的氨做为氨法脱硫工艺的补充碱源，浓氨水中的水不进脱硫系统，而是最终转化为蒸氨废水去焦化污水处理厂，来实现脱硫系统缺水，才得以确保脱硫废液提盐产生的蒸馏冷凝清液能够全部回用到脱硫系统，从根本上解决了脱硫提盐过程产生的蒸馏冷凝清液原去配煤或熄焦带来的二次污染，真正解决了焦化行业脱硫提盐蒸馏冷凝清液返回脱硫后不能完全消化的问题，实现了脱硫废液零排放，彻底解决了污染问题。 [0071] 本发明是通过下述的技术方案来实现的： [0072] 本发明的解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺是，采用煤气吹脱解吸法脱除浓氨水中的氨，解吸氨后的煤气被送往脱硫塔作为脱硫的碱源，脱除氨后的稀氨水经处理后最终进行污水生化处理。 [0073] 本发明的主要特点是： [0074] (1)减少了进入脱硫系统的水量，使得脱硫系统出现缺水，为脱硫系统的水平衡创造了条件； [0075] (2)原去配煤或熄焦用的脱硫废液提盐产生的蒸馏冷凝清液全部回用到脱硫系统。 [0076] 本发明的解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺，具体步骤是，采用煤气吹氨的工艺，由蒸氨来的浓氨水进入吹氨塔，自上而下与塔底进入的煤气逆向接触，浓氨水中的氨随煤气带出，通过煤气风机送至脱硫塔做为脱硫的补充碱源；经煤气吹氨后的稀氨水从吹氨塔底排出，再经蒸氨塔回收剩余的氨后成为蒸氨废水，去焦化污水生化处理厂。 [0077] 本发明的解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺，更具体的包括下述的步骤： [0078] (1)经硫铵洗氨后的煤气自下而上进入吹氨塔，与吹氨塔的塔顶进入的浓氨水逆向接触，浓氨水中的氨被煤气吹脱后经煤气风机一并送入脱硫系统，氨气用于脱硫的补充碱源，此部分煤气经脱硫、再去硫铵如此循环； [0079] (2)45-55℃的浓氨水经蒸氨后自上而下进入吹氨塔，与吹氨塔底部进入的的煤气逆向接触，浓氨水中的氨随煤气带走后剩余的水由塔底排出，经泵送至冷鼓焦油船，经沉降分离后，上层氨水进循环氨水系统，再随剩余氨水去蒸氨，最终生成蒸氨废水进入焦化污水生化处理； [0080] (3)经上述(1)和(2)后脱硫系统出现缺水，脱硫废液提盐过程产生的冷凝清液原去配煤或熄焦改为全部返回脱硫系统。 [0081] 优选的，上述的吹氨塔为筛板塔，塔内件采用垂直圆形降液管和普通平底受液盘。 [0082] 更优选的，上述的吹氨塔第二塔板无降液管，第二塔板和第一板塔之间设有外置列管式换热器，塔内下降液体从第二板上侧孔自流至外置换热器升温后再自流至第一塔板。 [0083] 上述的吹氨塔体设有嵌入塔壁式带刷平面视镜。 [0084] 上述的煤气风机通过变频控制。 [0085] 上述的所述的进吹氨塔的浓氨水浓度＞12％，出吹氨塔的稀氨水浓度＜2％。 [0086] 本发明的解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺中所用系统，该系统中，硫铵后的煤气通过管道接入吹氨塔，由吹氨塔采出的煤气和氨气的混合物通过管道经煤气加压送至脱硫塔；蒸氨来的浓氨水通过管道由吹氨塔顶进入，与煤气充分混合，被解吸后的氨水温度降至25℃以下，进入换热器与75℃左右的蒸氨废水换热，温升至40℃的氨水自流至吹氨塔最低层塔板再次与煤气逆向接触，最后由吹氨塔底采出氨水浓度＜2％的稀氨水返回冷鼓循环氨水系统； [0087] 脱硫工段与提盐车间连接有废液管道，提盐车间与预冷塔和脱硫塔之间有冷凝液回用管道。 [0088] 本发明的工艺及装置设计，完全实现氨法湿式脱硫系统水平衡问题，避免了脱硫废液及脱硫提盐冷凝清液需外排配煤或熄焦带来的二次污染，真正解决了焦化行业脱硫提盐蒸馏冷凝清液返回脱硫后不能完全消化的问题。 [0089] 脱硫提盐蒸馏冷凝清液的回用，在解决了环保问题的同时，清液中的挥发氨也得到了回收和利用，实现了环保效益和经济效益的双丰收。 [0090] 传统氨法脱硫工艺所需要的碱源是蒸氨来的浓氨水，为避免脱硫液盐类的积累而影响脱硫效果，需每天排出部分废液去提盐车间，提盐过程产生的清液需要排至配煤或去熄焦才能有效控制脱硫系统的水平衡。而本发明是采用煤气将上述的浓氨水中的按发氨解吸出来作为脱硫的碱源，浓氨水中的水由原来去了脱硫系统，改为现在去了焦化污水处理，实现了脱硫系统缺水。 [0091] 本发明与背景技术中的工艺一相比，一是解决了技术一脱硫碱源不足问题；二是解决了喷淋式饱和器的水平衡无法控制，硫铵母液过剩问题。 [0092] 与背景技术中的相比，该装置带入脱硫系统的水量更少，脱硫系统出现缺水，脱硫废液提盐产生的蒸馏冷凝清液能够全部回用到脱硫系统，不会产生多余废水去配煤或熄焦，达到了令人满意的效果。 附图说明[0093] 图1为冷鼓、脱硫工艺流程图； [0094] 图2为背景技术中工艺一的蒸氨塔生产浓氨水和氨汽的工艺流程图； [0095] 图3为背景技术中工艺二的改进后脱硫工艺图； [0096] 图4为本发明的工艺流程图。 具体实施方式[0097] 下面结合具体实施例对本发明作更进一步的说明，以便本领域的技术人员更了解本发明，但并不因此限制本发明。 [0098] 实施例1 [0099] 本发明的解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺具体包括以下的步骤： [0100] (1)经硫铵洗氨后的煤气(500-1200m3/h)自下而上进入吹氨塔，与塔顶进入的浓氨水逆向接触，浓氨水中的氨被煤气吹脱后经煤气风机一并送入脱硫系统，氨气用于脱硫的补充碱源，此部分煤气经脱硫、再去硫铵如此循环； [0101] (2)蒸氨来的约45-55℃的浓氨水自上而下进入吹氨塔，与吹氨塔底部进入的的煤气逆向接触，浓氨水中的氨随煤气带走后剩余的水由塔底排出，经泵送至冷鼓焦油船，经沉降分离后，上层氨水进循环氨水系统，再随剩余氨水去蒸氨，最终生成蒸氨废水去焦化污水生化处理； [0102] (3)经上述(1)和(2)后脱硫系统出现缺水，脱硫废液提盐过程产生的冷凝清液原去配煤或熄焦改为全部返回脱硫系统，解决了环保问题。 [0103] 以上的吹氨塔为筛板塔，塔内件采用垂直圆形降液管和普通平底受液盘；吹氨塔第二塔板无降液管，第二塔板和第一板塔之间设有外置列管式换热器，塔内下降液体从第二板上侧孔自流至外置换热器升温后再自流至第一塔板； [0104] 吹氨塔体设有嵌入塔壁式带刷平面视镜； [0105] 煤气风机通过变频控制； [0106] 进吹氨塔的浓氨水浓度＞12％，出吹氨塔的稀氨水浓度＜2％； [0107] 硫铵后的煤气通过管道接入吹氨塔，由吹氨塔采出的煤气和氨气的混合物通过管道经煤气加压送至脱硫塔；蒸氨来的浓氨水通过管道由吹氨塔顶进入，与煤气充分混合，被解吸后的氨水温度降至25℃以下，进入换热器与75℃左右的蒸氨废水换热，温升至40℃的氨水自流至吹氨塔最低层塔板再次与煤气逆向接触，最后由吹氨塔底采出氨水浓度＜2％的稀氨水返回冷鼓循环氨水系统。 [0108] 脱硫工段与提盐车间连接有废液管道，提盐车间与预冷塔和脱硫塔之间有冷凝液回用管道。 [0109] 水平衡是脱硫系统物料平衡中的重要问题，煤气带入水量和带出水量是水平衡的关键，为此，减少煤气带入水量是解决脱硫液膨胀唯一的途径。 [0110] 煤气带入水量和带出水量无法解决冬季脱硫液膨胀问题，只有减少浓氨水带入的水量来减少带入脱硫的水量，才能实现脱硫水平衡。 [0111] 本发明是采用煤气吹氨的工艺来减少浓氨水带入脱硫系统的水量，也就是只将浓氨水中的氨补充入脱硫系统中，做为脱硫碱源，脱除氨后的稀氨水回至冷鼓，做为剩余氨水再经蒸氨处理，来实现脱硫系统缺水，所缺少的水由脱硫提盐产生的冷凝清液来补充，从而解决脱硫膨胀问题，实现脱硫液零排放。 [0112] 以上工艺脱硫系统水平衡计算 [0113] 由上述工艺流程可知脱硫系统的水平衡主要取决于补入浓氨水的量和预冷塔后煤气温度，现计算脱硫系统水平衡如下： [0114] 计算数据： [0115] [0116] 脱硫系统的水主要是煤气带入的，计算如下(以冬季为例)： [0117] (1)经预冷塔后的煤气带入的水和煤气吹氨过程带入的水 [0118] 38000×30.4/1000＝1155.2kg/h [0119] 式中30.4为30℃时1m3饱和煤气所含的水汽含量g/m3 [0120] (2)煤气吹氨过程带入的水 [0121] 1200×65.4/1000＝78.48kg/h [0122] 式中65.4为45℃时1m3饱和煤气所含的水汽含量g/m3 [0123] 脱硫系统带走的水：煤气带走的水和外排脱硫液带走的水 [0124] (1)煤气带走的水 [0125] 冬季38000×30.4/1000＝1155.2kg/h [0126] (2)外排脱硫液带走的水 [0127] 20×1000/24＝833kg/h [0128] 脱硫系统缺少的水量：754.52kg/h。 [0129] 由以上水的平衡计算可知，本发明完全能够实现氨法脱硫系统出现缺水，缺少的水可以由脱硫提盐蒸馏冷凝清液琮补充，避免了脱硫提盐冷凝清液需外排配煤或熄焦带来的二次污染，真正解决了焦化行业脱硫提盐蒸馏冷凝清液返回脱硫后不能完全消化的问题。 [0130] 脱硫提盐蒸馏冷凝清液的回用，不仅解决了环保问题，清液中的挥发氨也得到了充分回收和利用，实现了环保效益和经济效益的双丰收。 [0131] 实施例2 [0132] 本发明的解决焦化行业煤气脱硫液膨胀的工艺具体包括以下的步骤： [0133] (1)煤气(500-1200m3/h)经过煤气离心风机输送至预冷塔预冷，预冷后的煤气再进入脱硫塔脱硫，脱硫后的煤气经过硫铵去粗苯，再进入吹氨塔； [0134] (2)浓氨水从蒸氨塔中排出后进入吹氨塔，与进入吹氨塔的煤气相接触且充分混合，浓氨水中的氨被煤气带走，而剩余水从吹氨塔的塔底排出，煤气和氨气共同经过煤气风机输送至脱硫塔作为脱硫的碱源，如此继续步骤(1)中的循环； [0135] (3)经过脱硫塔脱硫的废脱硫液进入提盐车间提盐，冷凝液回脱硫塔或预冷塔，继续步骤(1)的循环。 [0136] 以上的吹氨塔为筛板塔，塔内件采用垂直圆形降液管和普通平底受液盘；吹氨塔第二塔板无降液管，第二塔板和第一板塔之间设有外置列管式换热器，塔内下降液体从第二板上侧孔自流至外置换热器升温后再自流至第一塔板； [0137] 吹氨塔体设有嵌入塔壁式带刷平面视镜； [0138] 煤气风机通过变频控制； [0139] 进吹氨塔的浓氨水浓度＞12％，出吹氨塔的稀氨水浓度＜2％； [0140] 硫铵后的煤气通过管道接入吹氨塔，由吹氨塔采出的煤气和氨气的混合物通过管道经煤气加压送至脱硫塔；蒸氨来的浓氨水通过管道由吹氨塔顶进入，与煤气充分混合，被解吸后的氨水温度降至25℃以下，进入换热器与75℃左右的蒸氨废水换热，温升至40℃的氨水自流至吹氨塔最低层塔板再次与煤气逆向接触，最后由吹氨塔底采出氨水浓度＜2％的稀氨水返回冷鼓循环氨水系统。 |
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