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
都不可能运行良好。目前脱硫系统进出口硫化氢1天分析1次，脱硫液1天分析1次，基本属于一种无控制运行。
⑶蒸氨系统
蒸氨系统浓氨水浓度很低，首先，装置的缺陷造成入塔蒸汽不稳定﹙见脱硫系统问题ⅲ﹚。其次，换热器面积小导致氨水温度高。第三，从操作运行、仪表监控、分析化验全面查问题。第四，目前系统整体工艺流程，只能由脱硫系统部分回收利用浓氨水，不具备浓氨水全部系统利用的条件。
三、系统运行调整及改造方案
针对上述问题，结合我公司现场实际情况，目前系统以调整整体运行，加强工艺管理为主，以小量投资为辅，来实现工艺的最佳运行。
1、系统调整、加强监控的方案
⑴循环水系统
循环水温度是保证化产回收发挥系统整体能力，实现高产低耗的最基本、最经济的条件；同时也是系统减少新鲜水用量，实现水平衡，确保环保零排放的最有效手段。因此必须通过运行调整达到最佳运行，达到原设计值，即凉水塔下水温度≤32℃，如果调整运行好，按本地气象条件，应能达到冷水温度28—30℃。
根据目前问题，分两步调整：ⅰ、尽快调整风机风叶角度，使之达到最大负荷，并观察记录凉水塔下水分布和水温情况；同时加强维修工对风机调整的技能，日常生产要根据不同的季节来调整风机风叶角度，实现风机运行的合理负荷。ⅱ、根据风机调整后的布水和水温
情况，分析和确定填料是否堵塞。如果堵塞，则更换填料，更换时，注意检查填料中的堵塞物，以便采取针对性措施，避免堵塞，保证凉水塔长周期温度运行。
⑵脱硫系统
不论脱硫系统是否运行，化产要实现良性运行都应从初冷器开始进行调整控制，从煤气温度的控制、焦油和萘含量的清除等顺流程做好煤气预净化工作。因为煤气温度高既影响脱硫效果，更影响洗氨、洗苯效果；焦油和萘含量高，既减少焦油产量，又恶化脱硫液质量，使洗氨氨水焦油含量高，影响蒸氨系统的运行。所以，从日常生产管理上，工艺控制中应加强这方面的管理，保证初冷器冷却用水，及时吹扫倒换初冷器，从而控制好罗茨风机入口的煤气温度。
根据目前问题，做以下调整：
ⅰ、重点调整好循环水温度，发挥初冷器的最佳效果，在减少初冷器新鲜水的用量的同时，降低初冷器出口煤气温度，使其控制在20℃左右，不得高于22℃；这样，罗茨机进口煤气温度降低，那么出口温度随之降低，力争使罗茨机出口温度≤35℃。入脱硫塔或后续洗氨塔≤33℃。
ⅱ、运行中加强电捕焦油器的定期冲洗，避免因电晕丝、蜂窝板附着焦油影响电场。尽可能两台电捕焦全开；或者全力保证一开一备，备用的必须保证状态良好，杜绝出现两台同时停运的现象。
ⅲ、脱硫塔采用两塔并联运行方式；脱硫泵循环量尽可能加大。因原来东塔运行效果差，西塔运行效果好；用东塔进口控制其进气量，
合理调整摸索两塔的合适的气量分配，然后根据脱硫效果调整两塔的液量分配。
ⅳ、加强系统运行监控
a从人员配置上，脱硫设倒班分析工。
b从监控项目上，每两小时分析脱硫系统进出口硫化氢1次，每两小时必须分析脱硫液游离氨浓度1次，每班分析脱硫液成分1次，每天分析溶液悬浮硫1次。
c从运行调整上，车间管理人员和倒班操作工要根据分析的气体和液体成分有针对性的及时调整。
d对补脱硫系统的浓氨水浓度必须分析，补脱硫系统浓氨水的浓度低或温度高时，不能补入脱硫系统，待指标合格再补。
⑶蒸氨系统
要从以下几个方面加强对蒸氨系统的运行管理：
ⅰ、严格控制操作中蒸氨塔的顶底温度指标。温度低，无法保证蒸氨效果；温度高，既浪费蒸汽，又加重分缩器及后续换热器的负荷，造成运行的不经济。
ⅱ、岗位操作工操作内容要有蒸氨浓氨水、废氨水的浓度分析的项目，按时进行分析，进行有针对性的操作调整。同时质检加强上述项目的抽查，车间将抽查结果列入考核范围。
ⅲ、保证塔顶、底温度等关键仪表指示准确，严格进行定期校验。
2、需小投资完善系统的改造项目
⑴考虑冷却塔填料的更换。
⑵蒸氨塔入塔蒸汽控制选用1个电动调节阀。
⑶蒸氨塔的气相经分缩器冷却、气液分离后的氨气加冷却器，必须选用不锈钢或铝材，选板式换热器，使生成的浓氨水温度控制到≤35℃。
A换热器的选用，方案有两个供选用。
ⅰ、只考虑为了保证脱硫系统正常运行的补氨水冷却。即选较小换热面积的板式换热器，脱硫需补用氨水时，该换热器运行；脱硫系统不补氨水时，该换热器停运。
ⅱ、选用较大面积的换热器，考虑氨水全部冷却。
因为没有硫铵装置，氨水的回收利用对目前我公司系统没有较完善方案，只能开好脱硫工段，先部分回收利用，减少氨气的排放量。
本方案全部冷却氨水是考虑1830系统投运后，由锅炉烟气脱硫来全部回收利用浓氨水。
B换热器的安装位置及氨水的冷却介质
ⅰ、安装位置
将换热器安装在位置较低的泳池中，思路十分好，有效合理的利用了热量。但因我公司蒸氨塔设计选型是常压精馏，造成冷却后氨水无法输送出去，造成超压，蒸氨塔无法正常运行。故换热器安装位置考虑仍在框架上，利用位差输送氨水。
ⅱ、冷却介质
有两种选择：a、选用循环冷却水，加重了冷却塔负荷。b、换热器分成两个串联，第一个选用来自锅炉水处理的冷软水，软水换热升
温后返回热力除氧器。可以有效利用蒸氨气相余热为软水提温，减少热力除氧器的蒸汽消耗量；同时低温的冷软水对高温氨水冷却效果十分良好。第二个换热器仍用循环水冷却，但已大大减少了冷却塔负荷。
⑷蒸氨塔回流氨水热能利用项目
利用分缩器循环水回水给生活供采暖。这个思路非常好，既合理利用了系统热能，又减轻了凉水塔的负荷，促进了系统的良性循环，是典型的节能降耗。目前主要考虑以下几个问题:ⅰ、原采暖设计是按水暖设计还是按汽暖设计，如果按汽暖设计，需重新核算暖气片换热面积，增加暖气片，改变供暖管道。ⅱ、目前循环水系统存在问题，导致分缩器上水温度高，回水温度较高，只要达60℃以上，完全能满足供暖要求。因此要先把目前循环水系统问题解决，然后观察循环水温降低后分缩器正常运行时的回水温度情况，以判断其是否能满足供暖要求。ⅲ、核算水循环量是否够用。
3、长远考虑完善系统装置的改造项目
⑴电捕焦后边加一台煤气预冷器。预冷器必须选用间接换热方式，因为直接换热会造成煤气中氨的流失。将煤气温度控制在30—33℃。
⑵脱硫塔内件改造，选用先进的高效传质的空塔内件。实现脱硫后≤200 mg/m3的长期稳定运行的目标。
⑶静电除焦器内蜂窝板选用不锈钢材质。因为焦炉煤气氨含量高，对碳钢腐蚀较快，使静电器无法长期稳定运行，且每次蜂窝板的更换工作量较大，更换前的除焦效果差和更换期间的停运，对化产回收的运行影响较重，损失较大，选用不锈钢材质可一劳永逸的解决腐蚀问
题，只要加强日常运行维护管理即可。
4、综合利用方案
我们知道任何污染物的排放都是能源的浪费。根据我公司的实际情况，焦化系统和1830项目综合利用，可实现整体系统循环经济。初步规划流程如下：
↑H2↑→
→→→
↓→
↓
↓↓↑
←→→→
四、经济效益分析
本方案整体运行良好，解决许多环保问题的同时可产生较大经济效益。
焦炉煤气脱硫运行良好不仅解决硫含量不达环保要求的难题，还回收利用了系统浓氨水，减少了氨气排放。同时副产硫膏，为企业创造效益。
蒸氨系统运行良好，促进了脱硫的运行；同时浓氨水送1830烟气脱硫使用，既解决焦化系统氨气排放问题，又解决1830烟气脱硫
问题，同时得到硫铵产品，更避免了1830系统为了烟气脱硫而消耗产品氨的问题。
焦炉煤气的提氢投入较大，但能整体实现循环经济，实现效益的最大化。焦炉气中有效氢含量占50%以上，提氢后的尾气送焦炉系统和城市煤气系统的总气量减少一半，便于实现废气零排放。回收的高纯度产品氢气供1830系统，更能显著提高综合氨产量，创造巨大的经济效益。现将各项经济效益具体分析如下：
1、焦炉气脱硫系统
⑴消耗费用
脱硫系统运行正常，其系统正常消耗费用如下：按每年运行300天计。
①电耗
贫富液泵各一台，均是110KW的电机。按90%的负荷计，每小时耗电200KW，每度电按0.4元计，则每年费用是：
200×24×300×0.4 = 57.6万元
②888脱硫剂费用
每天1公斤，每公斤按400元计，则每年费用是：
300×400 = 12万元
③其他费用
主要包括硫泡沫回收系统运行费用，系统检修维护费用等。按每天200元计，则每年费用是：
200×300 = 6万元
系统全年费用总计：57.6 + 12 + 6 = 75.6万元
⑵产品硫膏﹙或硫磺﹚产量及价值
按每年正常运行300天计，脱硫前平均硫含量按7g/Nm3计，脱硫后平均硫含量按0.5 g/Nm3计，焦炉煤气量按15000 Nm3/h计，则每小时应回收的硫磺是:
15000×﹙7 - 0.5﹚÷1000×85%×32÷34 = 78 Kg
每年应回收的硫磺是：
300×24×78 = 561.6吨
每吨硫磺按目前市场价4000元计，全年回收价值：
4000×561.6 = 224.64万元
目前我公司只产硫膏，如投资一台熔硫釜，费用约10万元左右，日常运行只需人工和蒸汽，即可产硫磺。
目前产硫膏，按硫膏含硫量50%计，每年应产硫膏：
561.6 ÷ 0.5 = 1123.2吨
如果按每吨硫膏700元计，全年回收价值：
1123.2 × 700 = 78.624万元
⑶经济效益
由此可知，脱硫系统正常运行，如果系统回收硫膏，每年回收价值78.624万元，脱硫运行费用每年75.6万元，基本无经济效益，只是解决了环保问题。
如果回收硫磺，每年可创经济效益：
224.64 – 75.6 = 149.04万元
2、蒸氨系统
蒸氨系统加强监控调整，保证工艺运行稳定，按原设计气相含氨浓度达18.4%，实际运行按氨水浓度10—12%计。如果投资400m2的板式换热器﹙初步测算﹚，初步按30万元计，则全部氨水均可冷却，可供焦炉气脱硫和1830烟气脱硫使用。
根据1830锅炉系统烟气脱硫方案初步预算，该系统需消耗氨水折成纯氨是每年约5000吨，年产硫铵15000—18000吨。目前其氨水来源是1830氨合成系统放空气、弛放气经等压回收产生的浓氨水，但根据系统整体工艺和能力衡算，其年回收量约3000吨氨。如果要满足烟气脱硫的需要，仍然缺2000吨左右的氨。如果没有其他氨源，只能消耗1830系统的产品氨进行补充。如果由蒸氨系统来供氨水，完全能满足烟气脱硫所缺的氨源，变废为宝。既回收了氨，又在脱除SO2的同时得到产品硫铵。
除投资换热器外，该项目最大的费用是向1830系统运输氨水的费用，按折成每吨纯氨运费500元计，年需100万元。
每年回收2000吨氨，按每吨氨2500计，价值500万元。初步估算年经济效益：500 – 100 = 400万元
吴晋生、王惠明、王国栋、孙娓荣
2008-8-25