煤焦油加氢简介

1.1煤气脱硫、制氢装置1.1.1概述1.1.1.1装置概述a）装置规模本装置为煤气脱硫、制氢装置。装置规模满足50万吨焦油加氢的需要，建设规模为50000Nm3/h。（1）装置设计规模：制氢装置规模为：50000Nm3/h。（2）产品及副产品由于煤干馏分为一、二期分别建设，制氢部分为二期配套，考虑到一、二期煤干馏工艺技术的不同，一、二期的煤气制氢分别考虑为PSA及转化制氢。以下描述的制氢装置建设为同步工程，采用的原料分别为一、二期煤干馏煤气。原料煤气小时产量2.5×105Nm3/h一期煤气质量：详见下表成份H2CH4COCmHnCO2N2O2Q(KJ/Nm3)含量(V%)25～296～910～131～26～943～480.4～17500～8000由于该直立炭化炉主要为内热式加热，在荒煤气中混入了大量的废气，使煤气热值降低，但是煤气的发生量比外热式加热时增加了一倍。直立炭化炉本身加热需要用去煤气总量的35%，兰炭的烘干装置需要用去煤气总量的5%，这样炭化炉每年剩余煤气60%，约12.0×108Nm3/a，可供煤焦油加氢工序。二期煤气质量：详见下表无煤气数据估算数据：（需提供二期煤气数据，包括流量、组成等数据）煤气流量估算：5000Nm3/h组分CH4C2H6C2H4C3H8H2COCO2N2O2H2S小计V(%)26.782.581.074.8223.4613.7325.764.070.510.25103.3产品：氢气：一期煤干馏煤气PSA制氢：～30000Nm3/h二期煤干馏煤气转化制氢估算：～10000Nm3/h无煤气数据（如需配套二期煤干馏规模需80～100×104t/h）。合计：50000Nm3/h（50万吨/年煤焦油加氢配套需要量）副产品：解吸气：Ⅰ期:1.2×105Nm3/h（可作为燃料气）Ⅱ期:4500Nm3/h（排放）b）生产制度年操作时间按8000小时考虑，生产班次四班三运转。c）工艺技术来源采用国内技术。d）装置布置原则在满足工艺流程的前提下，尽量做到设备露天化布置，集中化布置，便于安全检修及生产操作。满足全厂总体规划的要求；注意装置布置的协调性和统一性，适当考虑装置将来的生产和技术改造的要求。结合本装置的施工、维修、操作和消防的需要，综合考虑，设置了必要的车行、消防、检修通道和场地，并在设备的框架和平台上设置必要的安全疏散通道。在满足生产要求和安全防火、防爆的条件下，应做到节省用地、降低能耗、节约投资、有利于环境保护。1.1.1.2装置组成由于一、二期煤干馏的工艺技术不同，煤气组成、杂质含量、气量差异很大，因此一、二期制氢装置主项不同，详见表2.3.1-1、2.3.1-2。表2.3.1-1Ⅰ期主项表序号主项名称备注1煤气加压站煤气由常压加压至0.65MPa（G）20.65MPa（G）脱硫3变压吸附制氢4氢气压缩表2.3.1-2Ⅱ期主项表序号主项名称备注1常压脱硫含煤气鼓风2煤气加压站煤气由常压加压至2.1MPa（G）3精脱硫4转化5中变串低变6变压吸附制氢1.1.1.3工艺技术特点及工艺流程简述a）Ⅰ期本装置Ⅰ期包括煤气加压、脱硫和变压吸附制氢及氢气压缩四部分。由气柜来的焦炉气经煤气总管进入煤气压缩机压缩至0.65MPaG、冷却至40℃后，由总管分别进入脱硫塔，与塔顶喷洒的脱硫液逆流接触，脱去焦炉气中绝大部分所含的无机硫（H2S）及50%左右的有机硫（COS），脱硫气中含H2S～200mg/Nm3，接着进入变压吸附（PSA-H2）系统，PSA-H2系统分三个单元，每单元运行方式采用10-4-2/P，每个塔经历吸附（A）、一均降（EID）、二均降（EID）、顺放（PP）、逆放（D）、冲洗（P）、二均升（EIR）、一均升（EIR）、最终升压（FR）等步骤，纯度99%产品氢气纯度99%产品氢气经氢气压缩机压至1.5MPa(G)、40℃送出界外。根据氢气用量，可以适时调节入变压吸附系统脱硫气气量。从脱硫塔中吸收了H2S和HCN的脱硫富液送至喷射再生槽喷射器中进行溶液再生，再生后的脱硫贫液用泵送回脱硫塔循环使用，硫泡沫由泵送至戈尔过滤器生成硫膏，硫膏送熔硫釜生产硫磺。该工艺特点：1）焦炉气压缩机，选用湿式螺杆压缩机、主机冷却方式，采用软化水或柴油，既起到了冷却作用，也防止了焦炉气所含杂质对压缩机缸体产生不良影响。2）脱硫工艺技术采用了“888”法，它不仅可以脱去无机硫（H2S），而且可以至少脱去40%的有机硫，况且不易堵塔，产生的硫颗粒大、易分离，硫回收率高等。溶液再生采用喷射再生技术，即节约投资、方便操作、便于维修，又大大节省电的消耗，有利于降低生产成本。b）Ⅱ期煤干馏采用大连理工大学煤化工研究设计所的煤固体热载体法热解技术。煤固体热载体法快速热解技术是将煤通过与热的载体（热解后的热半焦）快速混合加热使煤热解（干馏）得到低温焦油、煤气和半焦的技术。该技术与煤的直接液化、间接液化相比，过程相对简单，投资少，见效快，产焦油多，油品质量好，是我国年轻煤加工利用的新途径。冷鼓电捕装置采用横管冷却、罗茨鼓风机加压、电捕焦油器脱除焦油和雾滴、机械化氨水澄清槽分离焦油和氨水，与国内同类焦化化产回收装置的水平相当。洗脱苯装置采用横管终冷，焦油洗油脱除煤气中的粗苯，脱硫硫回收采用PDS加栲胶的湿式脱硫工艺，硫回收采用离心机回收硫膏；煤气的贮存采用湿式螺旋气柜.干馏煤气压缩选用性能稳定、操作方便的往复式压缩机；精脱硫采用预脱硫、有机硫两次转化的干法脱硫流程；转化采用加压催化转化法把煤气中的甲烷转化为一氧化碳和二氧化碳；变换采用中变串低变的换热式废锅流程，副产中压蒸汽送管网；采用变压吸附提取净化气中的氢气，生产能力大，产品纯度高；干馏煤气的处理均采用国内成熟可靠的工艺，安全性能高，与国内同类生产装置水平相当。II期制氢部分工艺流程简述（1）脱硫及硫回收来自洗脱苯工段的煤气依次串联进入脱硫塔的下部与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触洗涤，使煤气中H2S含量降为约0.02g/Nm3，洗涤后的煤气经捕雾段除去雾滴后部分送至干馏工段、粗苯管式加热炉，其余送气柜。从脱硫塔中吸收了H2S和HCN的脱硫液经脱硫塔液封槽流至溶液循环槽，加入Na2CO3溶液并经催化剂贮槽滴加催化剂后的溶液用溶液循环泵抽送至溶液换热器,使溶液保持在30℃左右进入再生塔再生。再生后的脱硫贫液自流进入脱硫塔塔顶喷淋脱硫。再生塔内产生的硫泡沫由再生塔上部扩大部分排至硫泡沫槽，然后自流至离心机，经离心甩干后，生产硫膏（含水低于20%），硫膏外售，离心甩出的清液自流进入低位槽，静置后定期用低位槽液下泵送回循环槽循环使用，分析含盐量高时，送往罐区集中处理。由冷鼓来的剩余氨水入原料氨水过滤器进行过滤，除去剩余氨水中的焦油等杂质，然后进入氨水换热器与从蒸氨塔底来的蒸氨废水换热，剩余氨水被加热至～98℃进入蒸氨塔。直接蒸汽进入塔底与蒸氨塔提馏段来的剩余氨水逆流接触进行精馏。蒸出的氨汽入氨分缩器用32℃的循环水冷却，冷凝下来的液体入蒸氨塔顶作回流。未冷凝的含NH3～10%氨汽部分进入冷凝冷却器，用16℃的制冷水冷却，冷凝冷却成浓氨水送往罐区。塔底排出的蒸氨废水在氨水换热器中与剩余氨水换热后入废水槽，然后由蒸氨废水泵送入废水冷却器被32℃的循环水冷却至～40℃后送生化处理。蒸氨塔底排出焦油渣进入焦油槽，人工清理外运。外购的NaOH（40%）溶液由汽车槽车卸入卸碱槽，用卸碱槽液下泵送入碱液贮槽，然后由碱液输送泵送入进蒸氨塔前剩余氨水管道。（2）气柜来自洗脱苯总量的焦炉煤气由DN600的总管送至本工段，经进气水封进入低压湿式螺旋式气柜，缓冲后再经出气水封由管道送至压缩工段。（3）干馏煤气压缩自气柜来的温度为25℃，压力为0.002MPa（表）的干馏煤气由总管送至本工段，经一级进气缓冲器后进入一级气缸，一级压缩后压力为0.28MPa（绝）温度130℃的气体经一级排气缓冲器缓冲稳压后进入一级冷却器冷却，气体冷却至40℃后进入一级分离器，分离掉水分后经二级进气缓冲器进入二级气缸，二级压缩至0.78MPa（绝）后经二级排气缓冲器缓冲稳压后进入二级冷却器，气体冷却至40℃进入二级分离器，分离掉水分后经三级进气缓冲器进入三级气缸，三级压缩至2.0MPa（表）、127℃的气体经三级出口缓冲器缓冲稳压后，进入三级冷却器，气体冷却至40℃进入三级分离器，分离掉水分后由总管送往精脱硫工段。（4）精脱硫来自干馏煤气压缩的压力2.0MPa，温度40℃的干馏煤气经过预脱硫塔滤去油雾然后进入脱氨塔脱去氨后送至变换装置利用余热提温到约220℃。提温后的气体经过水解塔，气体中的有机硫在此约95%转化为无机硫。进入一级脱硫塔，脱去绝大部分的无机硫。再经精脱硫塔把关，使气体中的总硫达到0.1ppm。出精脱硫塔的气体压力约为1.76MPa，温度约为220℃送往转化装置。开车时气体的升温通过开工加热器来加热，加热器用中压蒸汽作热源。（5）转化来自精脱硫的干馏煤气，压力1.85MPa，温度220℃，进入转化装置在干馏煤气中加入2.5MPa的蒸汽，蒸汽流量根据干馏煤气的流量来调节。加入蒸汽后的干馏煤气经预热炉预热至660℃进入转化炉上部。预热炉用燃料气作为热源。来自空分工段的氧气，温度80℃，压力约2.2MPa，加入过热蒸汽后进入转化炉上部，氧气流量根据转化炉出口温度和干馏煤气流量来调节。干馏煤气和氧气分别进入转化炉上部后立即进行氧化反应放出热量，并很快进入催化床层，进行以下反应：2H2+O2=H2O+115.48kcal(1)2CH4+O2=2CO+4H2+17.0kcal(2)CH4+H2O=CO+3H2-49.3kcal(3)CH4+CO2=2CO+2H2-59.1kcal(4)CO+H2O=CO2+H2+9.8kcal(5)以及多碳烃的转化反应CmHn+H2O→CO+H2反应最终按(5)式达到平衡，转化气由转化炉底部引出，温度约850℃，压力约1.8MPa，甲烷含量约0.45%（湿基）。进入废热锅炉(C60601)回收热量副产蒸汽，转化气温度降为315℃，送往变换装置。来自锅炉房的锅炉给水，温度约95℃，压力约3.0MPa，经废热锅炉的汽包进入废热锅炉，生产2.5MPa中压蒸汽。废热锅炉所生产的蒸汽除供给本工段用汽外，富裕蒸汽送往蒸汽管网。来自燃料气管网的燃料气，经燃料混合器缓冲后，进入预热炉底部，为干馏煤气和蒸汽过热提供热量。（6）变换来自转化的压力1.6MPa、温度315℃转化气进入中温变换炉进行变换反应。CO+H2O=CO2+H2+Q变换反应为强放热反应，出口温度400℃，CO含量约2.5%的变换气进入中压废锅副产2.0MPa中压蒸汽，温度降到235℃后进入低温变换炉继续进行变换反应，控制出口CO含量在0.5％以下。离开低温变换炉的变换气进入精脱硫气预热器与精脱硫气换热降温至180℃后通过脱盐水预热器回收热量，最后在终冷器中用循环水冷却到40℃送往PSA制氢装置。由分离器分离出的工艺冷凝液送污水处理系统。为回收变换反应热，本装置采用废锅换热式流程，副产的中压蒸汽送蒸汽管网。（7）变压吸附变压吸附由6个吸附塔组成，在任意时刻都有2台吸附塔处于吸附状态，转化气中的甲烷、二氧化碳和一氧化碳等组分被停留在吸附剂的表面，氢气作为非吸附组分从吸附塔的顶部收集得到，送往界外。被杂质组分饱和的吸附剂通过再生步骤，从吸附剂上脱附出来，通过收集后送往界外。吸附塔的再生步骤由一均降、二均降、顺放、逆放、冲洗、二均升、一均升和终升等8个步骤组成，再生结束，吸附塔又重新具备处理转化气并生产氢气的能力。6个吸附塔轮流进行上述的步骤，保证连续处理转化气，同时连续生产氢气的目的。变压吸附尾气高空排放。该工艺特点：除Ⅰ期讲的工艺特点仍具备外，还应有：1）甲烷转化采用加压催化部分氧化法，烃类和蒸汽利用内热进行转化反应，热效率高，设备结构简单，材料便宜。2）变换采用非耐硫变换，分中温、低温变换两级，中温变换催化剂选用Fe-Cr系，经中变后CO含量控制在~3%；低温变换催化剂选取用Cu-Zn系，经低变后CO含量控制在0.5%以下。它的特点在于由转化来的