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1、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. % 105Nm3/h成份HCCHCOCHCOCNCOCQ（KJ/Nm3）含量（V%）25 二296910 1
2、3126943 480.4175008000一期煤气质量：详见下表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12.0xl08Nm3/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CHCHCHCHHCOCONOHS小计42 62 43 822222v(%)26.782.581.074.8223.46
3、13.7325.764.070.510.25103.3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80100X 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：1期：1.2x 105 Nm3/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
4、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
5、(G)脱硫表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40C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（HS）及50%左右的有机硫（COS）,脱硫气中含HS200mg/Nm3，接着进入变压吸附 22（PSA-H ）系统，PSA-H系统分三个单元，每单元运行方式采用
6、10-4-2/P,每个塔经 22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）、40C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 HS和HCN的脱硫富液送至喷射再生槽喷射器中进行溶液再2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
7、，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（HS），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
8、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
9、； 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H S含量降为约0.02g/Nm3，洗涤后的煤气经捕雾段除去雾滴2 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 HS 和 HCN 的脱硫液经脱硫塔液封槽流至溶液循环槽，加入2Na CO 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 23溶液保持在30C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
10、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98C 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32C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N%10%氨汽部分进入冷凝冷却器，用16C的制冷水冷却，冷凝冷却成
11、 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32C的循环水冷却至40C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25C,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，
12、一级压缩后压力为0.28MPa （绝）温度130C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40C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40C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2.0 MPa （表）、127C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40C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40C的干馏煤气经过预脱硫塔滤去油雾 然后进入脱氨
13、塔脱去氨后送至变换装置利用余热提温到约220C。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220C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220C，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660C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
14、度80C，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：2H+O=HO+115.48kcal(1)2222CH +O =2CO+4H +1 7. 0kcal(2)4 2 2CH +H O=CO+3H -49. 3kcal(3)4 2 2CH+CO=2CO+2H-59.1kcal(4)4 2 2CO+H O=CO +H +9. 8kcal(5)2 2 2以及多碳烃的转化反应CH+ HO -CO+Hm n 2 2反应最终按(5)式达到平衡，转化气由转
15、化炉底部引出，温度约850C，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315C，送往变换装置。来自锅炉房的锅炉给水，温度约95C，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315C转化气进入中温变换炉进行变换反应。CO+H O=CO +H +Q2 2 2变换反应为强放热反应，出口温度400r, 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235r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
