從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝的制作方法
【專利摘要】本發明公開了一種從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，包括如下步驟：含硫化氫、氰化氫和氨的煤氣從塔底進入復合洗滌塔，從下至上依次通過冷卻段、脫硫段、堿洗段和洗氨段，完成脫除硫化氫、氰化氫和氨之后，經過塔頂捕霧器后進入下一單元。本發明工藝符合國家環保相關法規要求，脫硫、脫氨和脫氰效率高，工藝能耗低，設備集成化，適用面廣。
【專利說明】
從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝
技術領域
[0001] 本發明涉及從煤氣中脫硫、脫氨和脫氰的新工藝，屬于化工工程技術，具體涉及一 種集成化的高效低耗脫硫脫氨脫氰的煤氣凈化工藝。
【背景技術】
[0002] 目前，國內大多數的煤氣脫硫工藝采用吸收法和催化氧化法，其中吸收法以真空 碳酸鹽法，AS法和有機胺吸收法為主，催化氧化法以HPF，PDS為主。這些正在運行的工藝 各有特點，其中HPF和PDS的脫硫效果較好，但是脫硫廢液和低質量的硫膏難以處理。真空 碳酸鹽法同樣存在脫硫廢液難以處理的問題。AS工藝雖然不存在固廢和液廢問題，但是其 煤氣脫硫指標已經不能滿足國家環保相關法規要求。并且此工藝存在設備投資高，操作技 術要求高并且設備容易堵塞和腐蝕等問題。
[0003] 國內的一些的學者和工程技術人員對現有的AS工藝作了一些改進，中國專利 CN101457162A于2009年06月17日公開了一種以氨為堿源的濕式吸收法焦爐煤氣脫硫脫 氰工藝。此工藝的特征在于：采用脫硫富液加壓水解脫氰和加壓脫酸技術方法，由煤氣脫 硫、富液脫氰、富液脫酸、蒸氨和硫磺回收等工藝組成的AS工藝，可以滿足焦化行業準入條 件的規定，凈化后的煤氣中硫化氫含量小于200mg/m 3。此工藝思路雖然提高了 AS工藝的脫 硫效果，把脫酸塔進行了加壓處理，用間接中壓蒸汽和直接中壓蒸汽供熱。塔底貧液和剩余 氨水混合去蒸氨。專利中沒有提及煤氣脫氨的方法，如果采用水洗氨工藝，為保證洗氨效果 同樣需要設置揮發氨塔和固定銨塔。由于固定銨塔和揮發氨塔同樣需要蒸汽提餾，加壓脫 酸塔無法采用固定銨塔和揮發氨塔氨氣供熱，另外消耗中壓蒸汽，因此此專利公布的內容， 增加工序能耗、廢水排放量。在設備布置上，增加了水解塔，增加占地面積和投資。因此有 必要進一步開發新的低能耗，適用性廣，投資低，集成化的新型煤氣脫硫脫氨工藝。
【發明內容】
[0004] 針對現有技術的上述不足，根據本發明的實施例，希望提供一種符合國家環保相 關法規要求，脫硫、脫氨和脫氰效率高，工藝能耗低，設備集成化，適用面廣的從煤氣中脫除 硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝。
[0005] 根據實施例，本發明提供的一種從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其 創新點在于，包括如下步驟：含硫化氫、氰化氫和氨的煤氣從塔底進入復合洗滌塔，從下至 上依次通過冷卻段、脫硫段、堿洗段和洗氨段，經過塔頂捕霧器后進入下一單元，其中：
[0006] 在冷卻段，用循環低溫水進行循環洗滌，對煤氣進行冷卻，將煤氣溫度冷卻至 20-22 °C ；
[0007] 在脫硫段，用由剩余氨水、濃氨水和半富氨水混合組成的脫酸貧液對煤氣進行 循環洗滌，脫除硫化氫和氰化氫，此段設有冷卻器，對循環洗滌液進行冷卻，保證脫硫在 20-22Γ下進行，其中：洗滌液由脫硫段下部的斷塔盤采出，一部分去富液槽，一部分回到脫 硫段循環洗滌；
[0008] 在堿洗段，用循環堿液對煤氣中的硫化氫進行循環洗滌，進一步脫除硫化氫，在洗 滌過程中適量補充新堿，適當從斷塔盤中排除廢堿液；
[0009] 在洗氨段，用貧液槽的凈化水對煤氣中的氨進行循環洗滌，脫除煤氣中的氨，此段 設有冷卻器對循環液進行冷卻，洗氨后得到的半富氨水由斷塔盤排出，進入前述脫硫段進 行脫硫。
[0010] 根據一個實施例，本發明前述從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝中，富 液槽中的富液由富液栗輸送至射流氣浮裝置，去除焦油和其他懸浮物。
[0011] 根據一個實施例，本發明前述從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝中，去 除焦油和其他懸浮物后的廢水分兩部分進入復合脫酸脫氨塔，一部分作為塔頂的回流冷 料，一部分經過氨水富液換熱器、氨氣換熱器和貧富液換熱器后進入分解塔進行氰化物的 分解，分解塔內設有超聲波分解器，通過超聲擾動促進氰化物的水解，加快反應速度；分解 后的富液從分解塔塔頂滿流進入復合脫酸脫氨塔的中上部。
[0012] 根據一個實施例，本發明前述從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝中， 復合脫酸脫氨塔的精餾段為填料塔，塔頂采出的酸氣含氨小于1 %，這股酸氣進入后續 的克勞斯爐或者制酸工段；復合脫酸脫氨塔的提餾段為板式塔，在提餾段的中下部采出 10% -30%的氨氣，氨氣經過兩級和富液換熱后進入1#氣液分離器進行一次閃蒸，1#氣液 分離器的塔體采出氨水，塔頂的氨氣經過富液的冷凝進入2#氣液分離器進行一次閃蒸，閃 蒸后的濃氨水和之前冷凝的氨水合并采出進入第一濃氨水槽，2#氣液分離器塔頂的采出的 少量氨氣經過冷凝冷卻器后進入3#氣液分離器，3#氣液分離器塔底的濃氨水進入第二濃 氨水槽，3#氣液分離器頂部的和不凝性氣體返回煤氣系統。
[0013] 根據一個實施例，本發明前述從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝中，復 合脫酸脫氨塔塔底采出的貧液經過和富液換熱后進入貧液槽，貧液槽內的液體分為兩部分 處理，一部分通過貧液栗輸送經過冷卻器和低溫水冷卻器冷卻后作為洗氨水去洗氨，一部 分經過冷卻水冷卻后去生化處理。
[0014] 根據一個實施例，本發明前述從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝中，第 一濃氨水槽中的濃氨水，一部分作為脫硫的堿源，在進入復合洗滌塔前和洗氨水混合去脫 硫，一部分作為產品出售。
[0015] 根據一個實施例，本發明前述從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝中，復 合脫酸脫氨塔塔頂采用凈化水或者脫酸貧液進行回流，塔頂溫度控制在28-45Γ ;復合脫酸 脫氨塔的塔底采用中低壓蒸汽提操作，脫酸塔的操作壓力控制在4kgf/cm2-10kgf/cm 2，塔 底的溫度控制在140_180°C。
[0016] 根據一個實施例，本發明前述從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝中，復 合脫酸脫氨塔的提餾段設置20-30層理論板，精餾段設置4-10層理論板。
[0017] 根據一個實施例，本發明前述從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝中，復 合脫酸脫氨塔在自下而上第15-25層塔盤采出氨氣，經過多級換熱和冷凝，得到20% -95% 的濃氨水產品，一部分作為產品出售，一部分和塔底的貧液混合后去脫硫。相對于現有技 術，本發明采用一塔式復合洗滌塔，合并脫硫塔和洗氨塔為一塔，一塔替代兩塔操作，完成 煤氣的脫硫、脫氨和脫氰的操作。復合洗滌塔后的H 2S的含量低于200mg/m3,符合行業準入 標準。優選地，由于貧液槽中的凈化水去除了氰化氫、HSCN等氰化物，對復合洗滌塔的腐蝕 減輕，使用年限增加，并且提高了煤氣中脫氰的效率。
[0018] 相對于現有技術，本發明采用一塔式復合脫酸脫氨塔，合并脫酸蒸氨工藝的脫酸 塔、固定銨塔、揮發氨塔為一塔操作，一塔代替三塔操作，完成富液的脫酸和脫氨操作。隨 后的實施例將證明，復合脫酸脫氨塔的脫酸脫氨效率高，塔底廢水的H 2S含量小于100mg/ 1，塔底廢水的總氨含量小于l〇〇mg/l，塔底廢水經過換熱后一部分去洗氨，一部分和濃氨 水混合去脫硫，一部分去廢水處理裝置。根據不同的富液組成，復合脫酸脫氨塔蒸餾能耗為 120-150kg蒸汽/t富液。本發明考慮多級換熱，系統能耗較低。復合脫酸脫氨塔后的脫酸 貧液和濃氨水混合后，貧液的氨硫比有了顯著增加，因此，脫硫效果好。
[0019] 相對于現有技術，本發明采用復合洗滌塔和復合脫酸脫氨塔有效的完成了工藝得 集約化組合，兩個塔代替五個塔的作用。并且水解塔和脫酸塔不再需要鈦合金材質等高等 級材料，普通碳鋼和奧氏體不銹鋼就可以滿足工藝和設備的要求。因此，本發明具有流程 短，占地面積小，設備材質要求降低，投資低。
[0020] 相對于現有技術，在富液解析中，采用富液超聲波加壓水解和一塔式復合脫酸脫 氨塔技術，改變原有AS脫硫方法的工藝參數，提高煤氣脫硫效率；合并脫酸蒸氨工藝的脫 酸塔、固定銨塔、揮發氨塔為一塔操作，一塔代替三塔操作。本發明的優化特點是：蒸餾后的 脫酸貧液的H 2S含量小于100mg/l，塔底廢水的總氨含量小于100mg/l。整個工藝具有占地 面積小，流程短，脫酸脫氨效率高，工藝設備材質等級下降，工程投資低；采用合理的階梯式 換熱，工序能耗低等特點。
【附圖說明】
[0021] 圖1為本發明從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的方法的專用裝置及其工藝流程 圖。
【具體實施方式】
[0022] 下面結合附圖和具體實施例，進一步闡述本發明。這些實施例應理解為僅用于說 明本發明而不用于限制本發明的保護范圍。在閱讀了本發明記載的內容之后，本領域技術 人員可以對本發明作各種改動或修改，這些等效變化和修改同樣落入本發明權利要求所限 定的范圍。
[0023] 如圖1所示，是本發明從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的方法的專用裝置示意 圖。
[0024] 如圖1所示，含硫化氫、氰化氫和氨煤氣首先進入復合洗滌塔的下部，復合洗滌塔 的第一段為冷卻段，在此段用循環低溫水進行循環洗滌，對煤氣進行冷卻，把煤氣溫度降到 20-22Γ ;洗滌塔的第二段為脫硫段，在此段，用由剩余氨水，濃氨水、半富氨水混合組成的 脫酸貧液進行循環洗滌脫除硫化氫，洗滌液由脫硫段下部的斷塔盤采出，一部分去富液槽， 一部分回到脫硫段循環洗滌，由于硫化氫的吸收屬于放熱反應，因此，在此段設置冷卻器對 循環液進行冷卻，保證脫硫溫度在20-22Γ的環境下進行；洗滌塔的第三段為堿洗段，在此 段用循環堿液對煤氣中的硫化氫進行循環洗滌，進一步脫除硫化氫，在洗滌過程中適量補 充新堿，適當從斷塔盤中排除廢堿液；洗滌塔的第四段為洗氨段，在此段用復合脫酸塔塔底 的凈化水（輸送到貧液槽中）對煤氣中的氨進行循環洗滌脫除煤氣中的氨，為了保證氨的 洗滌效率，設置冷卻器對循環液進行冷卻，保證洗氨過程在適宜溫度下。洗氨后得到的半富 氨水由斷塔盤排出，進入脫硫段進行脫硫。煤氣經過塔頂捕霧器后進入下一單元。
[0025] 富液槽中的富液由富液栗輸送至射流氣浮裝置進行脫除焦油等油類，利用高壓射 流的方式增強液體的溶氣能力，促使微小氣泡均勻分布，比表面積大，吸附作用強，不僅能 去除焦油，還可以去除其他懸浮物等雜質，有效地降低廢水中的C0D和B0D。
[0026] 除完焦油和其他懸浮物的廢水分兩部分進入復合脫酸脫氨塔，一部分作為塔頂的 回流冷料，一部分經過氨水富液換熱器-3#氨氣換熱器-2#氨氣換熱器-1#氨氣換熱器-貧 富液換熱器后進入分解塔進行氰化物的分解，分解塔內設有超聲波分解器，通過超聲擾動 促進氰化物的水解，加快反應速度。分解后的富液從分解塔塔頂滿流進入復合脫酸脫氨塔 的中上部。
[0027] 復合脫酸脫氨塔塔頂采用凈化水或者脫酸貧液（冷液）進行回流，塔頂溫度控制 在28-45Γ。復合脫酸脫氨塔的塔底采用中低壓蒸汽提操作，復合脫酸塔的操作壓力控制在 4kgf/cm 2-10kgf/cm2,塔底的溫度控制在 140-180°C。
[0028] 復合脫酸脫氨塔的精餾段為填料塔，精餾段設置4-10層理論板，塔頂采出的酸氣 含氨小于1 %，這股酸氣進入后續的克勞斯爐或者制酸工段。復合脫酸脫氨塔的提餾段為板 式塔，提餾段設置20-30層理論板，在提餾段的中下部（即在自下而上第15-25層塔盤）采 出10% -30%的氨氣，氨氣經過兩級和富液換熱后進入1#氣液分離器進行一次閃蒸，1#氣 液分離器的塔體采出氨水，塔頂的氨氣經過富液的冷凝進入2#氣液分離器進行一次閃蒸， 閃蒸后的濃氨水和之前冷凝的氨水合并采出進入第一濃氨水槽，2#氣液分離器塔頂的采出 的少量氨氣經過冷凝冷卻器后進入3#氣液分離器，3#氣液分離器塔底的濃氨水進入第二 濃氨水槽，3#氣液分離器頂部的和不凝性氣體返回煤氣系統。經過多級換熱和冷凝，得到 20% -95%的濃氨水產品，一部分作為產品出售，一部分和塔底的貧液混合去脫硫。
[0029] 復合脫酸脫氨塔塔底采出的貧液經過和富液換熱后進入貧液槽。貧液槽內的液體 分為兩部分處理，一部分通過貧液栗輸送經過冷卻器和低溫水冷卻器冷卻后作為洗氨水去 洗氨，一部分經過冷卻水冷卻后去生化處理。根據不同的富液組成，復合脫酸脫氨塔蒸餾能 耗為120_150kg蒸汽/t富液。
[0030] 第一濃氨水槽中的濃氨水，一部分作為脫硫的堿源，在進入洗滌塔前和洗氨水混 合去脫硫，一部分作為產品出售。
[0031] 實施例1
[0032] 按照圖1和前述流程，對某焦化廠煤氣進行處理，處理能力為5萬Nm3煤氣，其具 體技術操作指標和結果見表1。
[0033] 實施例2
[0034] 按照圖1和前述流程，對某焦化廠煤氣進行處理，處理能力為8萬Nm3煤氣，其具 體技術操作指標和結果見表1。
[0035]
[0037] 從表1中數據可以歸納出：
[0038] 1、煤氣凈化后，煤氣中H2S的含量低于200mg/Nm3,符合行業準入標準。
[0039] 2、符合脫酸脫氨塔塔底廢水的硫化氫含量小于100mg/L，塔底廢水的總氨含量小 于 100mg/LD
[0040] 3、處理每噸脫硫富液，水蒸氣耗量為120-150kg。
[0041] 4、去克勞斯爐酸性氣體中氨含量小于0. 5% (體積分數）。
【主權項】
1. 一種從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其特征是，包括如下步驟：含硫 化氫、氰化氫和氨的煤氣從塔底進入復合洗滌塔，從下至上依次通過冷卻段、脫硫段、堿洗 段和洗氨段，經過塔頂捕霧器后進入下一單元，其中： 在冷卻段，用循環低溫水進行循環洗滌，對煤氣進行冷卻，將煤氣溫度冷卻至20-22Γ ; 在脫硫段，用由剩余氨水、濃氨水和半富氨水混合組成的脫酸貧液對煤氣進行循環洗 滌，脫除硫化氫和氰化氫，此段設有冷卻器，對循環洗滌液進行冷卻，保證脫硫在20-22Γ下 進行，其中：洗滌液由脫硫段下部的斷塔盤采出，一部分去富液槽，一部分回到脫硫段循環 洗滌； 在堿洗段，用循環堿液對煤氣中的硫化氫進行循環洗滌，進一步脫除硫化氫，在洗滌過 程中適量補充新堿，適當從斷塔盤中排除廢堿液； 在洗氨段，用貧液槽的凈化水對煤氣中的氨進行循環洗滌，脫除煤氣中的氨，此段設有 冷卻器對循環液進行冷卻，洗氨后得到的半富氨水由斷塔盤排出，進入前述脫硫段進行脫 硫。2. 根據權利要求1所述的從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其特征是，富 液槽中的富液由富液栗輸送至射流氣浮裝置，去除焦油和其他懸浮物。3. 根據權利要求2所述的從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其特征是， 去除焦油和其他懸浮物后的廢水分兩部分進入復合脫酸脫氨塔，一部分作為塔頂的回 流冷料，一部分經過氨水富液換熱器、氨氣換熱器和貧富液換熱器后進入分解塔進行氰化 物的分解，分解塔內設有超聲波分解器，通過超聲擾動促進氰化物的水解，加快反應速度； 分解后的富液從分解塔塔頂滿流進入復合脫酸脫氨塔的中上部。4. 根據權利要求3所述的從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其特征是， 復合脫酸脫氨塔的精餾段為填料塔，塔頂采出的酸氣含氨小于1 %，這股酸氣進入后續 的克勞斯爐或者制酸工段； 復合脫酸脫氨塔的提餾段為板式塔，在提餾段的中下部采出10% -30%的氨氣，氨氣 經過兩級和富液換熱后進入1#氣液分離器進行一次閃蒸，1#氣液分離器的塔體采出氨水， 塔頂的氨氣經過富液的冷凝進入2#氣液分離器進行一次閃蒸，閃蒸后的濃氨水和之前冷 凝的氨水合并采出進入第一濃氨水槽，2#氣液分離器塔頂的采出的少量氨氣經過冷凝冷卻 器后進入3#氣液分離器，3#氣液分離器塔底的濃氨水進入第二濃氨水槽，3#氣液分離器頂 部的和不凝性氣體返回煤氣系統。5. 根據權利要求4所述的從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其特征是，復 合脫酸脫氨塔塔底采出的貧液經過和富液換熱后進入貧液槽，貧液槽內的液體分為兩部分 處理，一部分通過貧液栗輸送經過冷卻器和低溫水冷卻器冷卻后作為洗氨水去洗氨，一部 分經過冷卻水冷卻后去生化處理。6. 根據權利要求4所述的從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其特征是，第 一濃氨水槽中的濃氨水，一部分作為脫硫的堿源，在進入復合洗滌塔前和洗氨水混合去脫 硫，一部分作為產品出售。7. 根據權利要求4所述的從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其特征是，復 合脫酸脫氨塔塔頂采用凈化水或者脫酸貧液進行回流，塔頂溫度控制在28-45Γ ;復合脫酸 脫氨塔的塔底采用中低壓蒸汽提操作，脫酸塔的操作壓力控制在4kgf/cm2-10kgf/cm 2，塔 底的溫度控制在140-180°C。8. 根據權利要求4所述的從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其特征是，復 合脫酸脫氨塔的提餾段設置20-30層理論板，精餾段設置4-10層理論板。9. 根據權利要求8所述的從煤氣中脫除硫化氫、氰化氫和氨的處理工藝，其特征是，復 合脫酸脫氨塔在自下而上第15-25層塔盤采出氨氣，經過多級換熱和冷凝，得到20% -95% 的濃氨水產品，一部分作為產品出售，一部分和塔底的貧液混合后去脫硫。
【文檔編號】C10K1/12GK105985814SQ201510067061
【公開日】2016年10月5日
【申請日】2015年2月9日
【發明人】余兆祥, 劉忠安, 黃恒波, 楊勇, 李桂成, 張婧
【申請人】上海同特化工科技有限公司