CN113122341B - 一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能工艺及装置 - Google Patents

一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能工艺及装置 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能工艺及装置，荒煤气经过除尘装置预处理后，进入常压蒸馏塔粗分并进行过剩热量的回收，塔顶所得粗煤气依次经过多级冷却压缩装置、回收水洗氨塔和终洗氨塔处理后得到脱氨煤气，再经脱硫和终冷后得到工业用净煤气，常压蒸馏塔侧线采出的混合焦油馏分进入减压蒸馏塔精细分离后得到酚油、萘油、洗油、一蒽油和二蒽油产品，常压蒸馏塔塔底所得沥青经沥青拔轻设备回收轻组分后得到沥青产品。整个工艺实现了荒煤气余热和化产的回收及煤气的净化，规避了结焦等工程因素，具有能耗低、工艺完整、产品合格且可针对不同荒煤气组成灵活调整等优点。

Description

一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能工艺及 装置
技术领域
本发明属于煤焦化技术领域，具体说，是涉及一种将焦炉荒煤气冷却、热量回收、煤气净化的同时将煤焦油各馏分精细分离的节能环保工艺与装置。
背景技术
炼焦是现代钢铁工业的重要生产环节。荒煤气是炼焦所得的重要产品，其组成主要为煤焦油和煤气。荒煤气是煤在高温干馏的过程中以气态形式析出的热解产物，其组成按大类可归纳为三部分：净煤气、煤焦油和杂质(水汽、氨、硫化氢、氰化氢及粉尘固体物等)。
在传统的炼焦生产中，焦炉产物荒煤气，离开焦炉后立刻被热氨水喷淋急冷到80℃左右，同时煤气中的焦油冷凝下来与热氨水混合在一起，焦油倾析出来后进一步分离，粗煤气则送去除杂净化。在焦炉产物带出的热量中，荒煤气显热约占37～40％，且其温度可高达700℃，如此大量的高温余热具有极大的回收利用价值，然而在传统的生产流程中，采用急冷的方式对荒煤气进行降温，使得大量高温位热量直接损失，造成了严重的能量浪费，并且，混入焦油和荒煤气中的水分还需经过二次脱水处理加以脱除，增加了不必要的能量投入。由于整个荒煤气处理工艺需要对各个杂质如氨、硫等及焦油进行分离，导致能耗需求很大，若能对荒煤气热量有效利用，可以大幅度降低能耗，提高工艺经济效益。此外，由于水一方面是荒煤气中的一种杂质，另一方面又是一种可用于荒煤气脱氨的吸收剂，若能对荒煤气其自身含有的水充分利用，可以减少新鲜水的消耗和污水排放，显著提高工艺的环保水平。
目前，针对热回收的问题，采取的方法主要有上升管间接换热回收和荒煤气直接高温裂解利用。上升管间接换热回收的方法发展较早，是一直以来人们主要的尝试方向，该方法通过在焦炉上升管壁设置间壁式换热设备，实现用水或导热油等取热介质对高温余热的回收。但是该方法普遍受换热面结焦或设备腐蚀问题的制约，难以回收荒煤气露点以下温位的热量，且往往难以长期稳定运行。此外，荒煤气中所含水未被利用的问题依然存在。荒煤气直接高温裂解利用的方法是将自焦化炉逸出的荒煤气直接引进裂解炉，利用自身高温热量，仅需再投入很少的热量就可使荒煤气发生热裂解反应，从而将荒煤气中的各种有机物裂解为主要成分为CO和H2的合成气。但是该方法只适用于所需产品为合成气的生产场景，无法在所有炼焦生产中普及实施。
专利CN 103509608 A提出了一种荒煤气冷却分馏方法及炼焦装置，该方法将自焦炉炭化室排出的荒煤气直接逐级冷却，并在逐级冷却的过程中，按照馏分沸点由高到低的顺序逐级提取荒煤气中的不同馏分。但是，对于分离馏分后仍然过剩的能量，该装置依然没有进行回收，且其塔底温度过高(650℃～700℃)，存在结焦等工程问题，对设备要求也过高，无法用于实际生产。
专利CN 111253985 A公开了一种用于荒煤气冷却及馏分初步分离的装置及其工艺，该工艺将离开焦炉炭化室的荒煤气经过旋风除尘器后通过复杂分馏塔，在塔内对荒煤气多次循环取热，实现荒煤气由650℃～750℃冷却到25℃～35℃，在发生高压和中压蒸汽的同时粗分离出焦油的高温馏分、中温馏分和低温馏分，除去荒煤气中夹带的煤粉和焦油。但是，该工艺仅对焦油进行模糊分离得到高、中、低温馏分，荒煤气所含的水进入其中的低温馏分，各馏分还需经过后续处理才能达到市场产品要求，且由于没有统筹考虑后续除杂、馏分油分离等耗能过程，导致荒煤气回收的热量直接发生蒸汽作为传热媒介，而不是直接进行热集成，造成热量品位不必要损失，能量利用率低。
综上所述，现有的荒煤气急冷或余热回收的方法或工艺均存在能量集成程度不高、忽视对荒煤气自身所含水分的利用以及工艺不完整的缺陷。因此，为改善上述问题，开发了一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能工艺及装置。
发明内容
为实现对荒煤气中热量和水分的充分利用，实现煤焦油馏分的一次性精细分离，解决荒煤气中高温余热和自身所含水分浪费的问题，本发明提供了一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能工艺及装置。
本发明的技术方案：
一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的装置：
该装置包括除尘装置、常压蒸馏塔、减压蒸馏塔、沥青拔轻设备、多级冷却压缩装置、回收水洗氨塔和终洗氨塔；
所述的除尘装置出口与常压蒸馏塔相连；
所述的常压蒸馏塔塔底与沥青拔轻设备入口相连，常压蒸馏塔侧线与减压蒸馏塔相连，常压蒸馏塔塔顶与多级冷却压缩装置入口相连；
所述的减压塔塔顶分凝器气相出口与多级冷却压缩装置相连；
所述的沥青拔轻设备顶部出口与减压蒸馏塔相连；
所述的多级冷却压缩装置出口与回收水洗氨塔相连；
所述的回收水洗氨塔塔顶与终洗氨塔相连。
进一步地，常压蒸馏塔为板式塔，在靠近塔釜位置的3～5块塔板为油浆冲刷板，塔釜设有采出口采出液相进入油浆循环管线，管线另一端在塔外与油浆冲刷板上方相连以进行大流量油浆循环冲焦，油浆循环管线上设有换热器与冷流股换热，塔顶设置分凝器，其中冷凝下的液相全部回流，未冷凝气相全部采出，塔身不同位置设有两处中段冷却回流。
进一步地，减压蒸馏塔为板式塔，塔身从上到下依次设有多个侧线产品采出口，塔顶设置分凝器，其中冷凝的液相部分回流，未冷凝气相全部采出。
进一步地，沥青拔轻设备可以采用减压蒸馏塔或闪蒸罐。
进一步地，多级冷却压缩装置包括三台冷却器、两台压缩机、一台泵、两个气液分离罐、一个液液分相器。其中一级冷却器的出口与一级气液分离罐的进料口相连，一级气液分离罐顶部与一级压缩机入口相连，一级压缩机出口与二级冷却器的入口相连，一级气液分离罐底部与泵入口相连，泵出口与液液分相器入口相连，二级冷却器的出口与二级气液分离罐的进料口相连，二级气液分离罐顶部与二级压缩机的入口相连，二级压缩机的出口与三级冷却器的进料口相连。
进一步地，回收水洗氨塔的气相入口与三级冷却器的出口相连，回收水洗氨塔的液相入口与液液分相器的水相出口相连。
本发明的装置中，各设备之间以及管线与设备之间相互连通和连接的方式可根据需要设置，各设备并不限于上述描述的连接方式。
本发明还提供一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的工艺，该工艺包括以下步骤：
(1)从焦炉碳化室上升管逸出的荒煤气经除尘后从靠近塔釜的油浆冲刷板下方进入常压蒸馏塔，按照组分沸点与相对挥发度的不同，分别在塔顶得到粗煤气与水蒸汽的气体混合物，在塔侧线得到混合焦油馏分，在塔底得到沥青与部分其他较轻焦油馏分的混合物。将常压蒸馏塔处理得到的塔顶气相送入多级冷却压缩装置，将常压蒸馏塔侧线得到的混合焦油馏分送入减压蒸馏塔，将常压蒸馏塔处理得到的塔底混合物抽出一股循环油浆作为热源为减压蒸馏塔供热后返回常压蒸馏塔，另采出一股送入沥青拔轻设备处理。在常压蒸馏塔中段冷却回流处采出液相作为热源换热发生蒸汽或热水后返回常压蒸馏塔；
(2)沥青拔轻设备可设置为减压蒸馏塔或闪蒸罐，从塔底或罐底得到的为沥青产品，将从塔顶或罐顶部回收的轻组分送入减压蒸馏塔处理；
(3)减压蒸馏塔设置多个侧线汽提塔与产品采出口，根据焦油主要产品指标从塔顶至塔底依次分离出酚油、萘油、洗油、一蒽油、二蒽油，塔顶不凝气送入冷却压缩装置的一级气液分离罐；
(4)循环油浆送回常压蒸馏塔油浆冲刷板上方，依次经过各冲刷板向下流动，将塔底部所结焦炭冲走的同时对从塔底进入的高温荒煤气进行直接冷却；
(5)由常压蒸馏塔塔顶送入多级冷却压缩装置的气相经一级冷却器冷却后在一级气液分离罐中进行气液分离，其液相经泵加压后送入液液分相器进行油水分离，其气相送往一级压缩机压缩升压。一级压缩机压缩后的气体经二级冷却器冷却后在二级气液分离罐中进行气液分离，其液相作为污水排放出装置，其气相送往二级压缩机压缩升压。二级压缩机压缩后的气体经三级冷却器冷却后送出多级冷却压缩装置；
(6)将多级冷却压缩装置中分相器处理得到的水相作为吸收剂送至回收水洗氨塔顶，油相回收；将多级冷却压缩装置中三级冷却器处理得到的气液混合物送至回收水洗氨塔底进行处理；
(7)将回收水洗氨塔顶处理得到的气相送入终洗氨塔底进行处理，回收水洗氨塔底得到的液相作为污水排放出装置。在终洗氨塔塔顶加入新鲜工艺水作为吸收剂，塔顶处理得到的气相即为脱氨煤气，塔底得到的液相作为污水排放出装置。
在步骤(1)中，所述的常压蒸馏塔理论板数优选为15～30，操作压力为120kPa～150kPa，塔顶温度优选为80℃～90℃，侧线采出焦油温度优选为190℃～210℃，塔釜温度为340℃～365℃，循环油浆为减压蒸馏塔供热的进口温度340℃～365℃，返回温度为305℃～315℃，第一处中段冷却回流在距离塔釜第6～9块板采出，回流到距离塔釜第9～11块板，第二处中段冷却回流在距离塔顶第6～9块板采出，回流到距离塔顶第4～6块板。
该部分技术应理解为，荒煤气在常压蒸馏塔底以过热气体形式进料，利用自身热量实现各组分的初步分离；通过控制塔顶温度，保证荒煤气中所含水全部在塔顶以气体形式跟随粗煤气逸出；由于370℃以上结焦严重且该温度以上在精馏操作中鲜有使用而360℃～370℃釜温的塔在炼油中已有应用，同时为了尽量保证回收热量的温位而釜温不宜过度降低，因此通过控制侧线采出量来控制塔底组成进而控制塔底温度在340℃～365℃的合理区间；通过大流量油浆循环携带过剩高温热量离开塔，换热降温后返回塔内用于荒煤气冷却；通过设置两处中段冷却回流来回收荒煤气中除用于自身组分分离外的剩余热量。
在步骤(2)中，所述的沥青拔轻设备压力为6～20kPa，温度为320℃～350℃。
该部分技术应理解为，为控制常压蒸馏塔底温度，塔底混入少量轻组分，需通过沥青拔轻设备得到合格沥青产品。减压的方法既避免了精制沥青时釜温过高，也无需额外能量投入。
在步骤(3)中，所述的减压蒸馏塔不需公用工程加热，完全由循环油浆为其塔釜加热，理论板数优选为20～35，常压蒸馏塔侧线物料进料位置优选为第6～9块(自上往下，下同)，沥青拔轻设备塔顶物料进料位置优选为第18～30块，操作压力为20～45kPa，塔顶温度为75℃～80℃，塔釜温度为295℃～305℃，一侧线温度为95℃～100℃，二侧线温度200℃～210℃，三侧线温度为270℃～280℃，所有侧线产品出口处均设有侧线汽提塔。
该部分技术应理解为，混合焦油馏分在减压蒸馏塔实现精细分离，通过减压操作使二蒽油泡点温度降低到常压蒸馏塔塔釜温度以下，从而能够使用常压蒸馏塔循环油浆为减压塔塔釜加热，实现热集成，使整个工艺流程无需外加能量。
在步骤(4)中，各冲刷板温度自上而下上升，相邻两块板的温差为10℃～15℃。
该部分技术应理解为，通过循环油浆大流量的与荒煤气逆流接触，将荒煤气所含热量吸收进液相从而实现其冷却；通过循环油浆对设备表面高流速的冲刷，将所结的少量焦冲下带走，防止设备堵塞。
在步骤(5)中，所述的冷却压缩装置中各级冷却器的出口温度为25℃～45℃，各级压缩机的压缩比为2.2～2.5，泵的出口压力为750kPa～850kP；一级气液分离罐的操作压力为120kPa～180kPa、二级气液分离罐的操作压力为300kPa～400kPa、液液分相器的操作压力750kPa～850kPa。
该部分技术应理解为，冷却和加压既可以使粗煤气中的少量轻焦油组分在煤气中液化分离，又可以把要从粗煤气中除去的水汽冷凝为能够吸收氨气的液体水，还同时提高了单位质量的水对氨气的吸收能力。各冷却器可以使用循环水冷却，避免了制冷。压缩前的冷却温度和压缩机压缩比的选择保证了压缩机出口不会超温。泵的出口压力大于分相器压力大于回收水洗氨塔操作压力。从流体输送角度考虑，由于粗煤气经过常压蒸馏塔和冷却分液后压力已接近大气压，因此加压不可避免，不应将压缩机的使用视为增加设备。
在步骤(6)中，所述的回收水洗氨塔理论板数优选为3～6，操作压力为700kPa～800kPa。
该部分技术应理解为，由于常压蒸馏塔塔顶温度较高，因此塔顶气相中含有少量轻焦油馏分，这些焦油在进一步冷却时冷凝析出，通过分相与冷凝水分离；加压后，氨气在水中的溶解度增大，原本在一级气液分离罐压力下与气相中氨气平衡的水又具有了继续吸收氨的能力，利用这部分水在吸收塔中与加压后的煤气逆流吸收，可以进一步吸收脱除粗煤气中含有的氨气。
在步骤(7)中，所述的终洗氨塔理论板数优选为3～6，操作压力为650kPa～750kPa，塔顶所得脱氨煤气中的氨含量不超过100ppm，所含水的质量分数为2.5％～3.5％。
该部分技术应理解为，由于经过回收水洗氨后的粗煤气中的氨含量可能仍然不能满足相关标准规定，且炼焦工况变动时荒煤气中的水含量和氨气含量也会有变动，因此通过终洗氨塔对煤气中氨气含量进行最终调节，根据上游工序的脱氨效果使用合适的新鲜工艺水用量来控制液气比，进而控制脱氨煤气中的氨气含量符合标准规定。相比于回收水量，新鲜水用量非常小。
与现有技术相比，本发明的有益效果在于：
(1)实现了荒煤气中煤焦油组分的精细化分离，直接得到了焦油各馏分产品。
(2)通过适当的工艺设计和热集成，使荒煤气各组分在分离过程中不需要额外投入能量，充分利用了荒煤气自身的热量。
(3)通过对荒煤气自身所含水分的回收并将其用于对粗煤气中氨气的吸收脱氨，不再需要洗氨再生水循环进入系统，实现了荒煤气所含水分的充分利用。
(4)整个工艺实现了荒煤气余热和化产的回收及煤气的净化，规避了结焦等工程因素，具有能耗低、工艺完整、产品合格且可针对不同荒煤气组成灵活调整等优点。
附图说明
图1为本发明的一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的装置及工艺结构示意图。
图2为一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的装置及工艺实例图。
图中：1重力沉降室式除尘器；2常压蒸馏塔；3a/3b常压塔中段回流换热器；3c减压蒸馏塔再沸器；5一级冷却器；6一级气液分离罐；7一级分凝液输送泵；8液液分相器；9一级压缩机；10二级冷却器；11二级气液分离罐；12二级压缩机；13三级冷却器；14回收水洗氨塔；15终洗氨塔；16沥青拔轻设备；17沥青轻组分输送泵；18减压蒸馏塔；19a萘油汽提塔；19b洗油汽提塔；19c一蒽油汽提塔；A焦炉荒煤气；B常压塔顶气；C常压渣油；D沥青；E一级分凝气；F一级分凝液；G回收轻焦油；H回收水；I脱氨粗煤气；J净煤气；K新鲜工艺水；L含氨废水；M混合焦油馏分；N沥青轻组分；O酚油；P萘油；Q洗油；R一蒽油；S二蒽油。
具体实施方式
下面将本发明的技术方案进行清楚、完整的描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明的实施例，本领域普通技术人员经改进或调整的所有其他实施例，都属于本发明的保护范围。
以图2为例描述本发明提供的一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的装置及工艺，其中沥青拔轻设备可根据需求设置为减压蒸馏塔或闪蒸罐，本实施例中采用减压闪蒸罐，并将得到的沥青轻组分回收利用。
焦炉荒煤气A经过重力沉降室式除尘器1预处理、除尘后进入本发明工艺，具体流程如下：经过预处理、除尘后的焦炉荒煤气进入常压蒸馏塔2，按照组分沸点与相对挥发度的不同，分别在塔顶得到粗煤气与水蒸汽的气体混合物B，在塔侧线得到混合焦油馏分M，在塔底得到常压渣油C。并根据塔段温度梯度与荒煤气所含过剩能量情况，选择合适的位置设置了中段回流换热器3a/3b用于发生热水和蒸汽，循环油浆换热器3c同时用做减压蒸馏塔再沸器。常压塔顶气B进入多级冷却压缩装置的一级冷却器5。由常压蒸馏塔2塔顶送入多级冷却压缩装置的气相经一级冷却器5冷却后在一级气液分离罐6中进行气液分离，其液相F经泵7加压后送入液液分相器8进行油水分离，其气相E送往一级压缩机9压缩升压。一级压缩机9压缩后的气体经二级冷却器10冷却后在二级气液分离罐11中进行气液分离，其液相作为含氨废水L排放出装置，其气相送往二级压缩机12压缩升压。由液液分相器8处理得到的回收水H作为吸收剂送至回收水洗氨塔14塔顶，轻焦油G回收，将二级压缩机12压缩后的气体经三级冷却器13冷却后进入回收水洗氨塔14脱氨。回收水洗氨塔14塔顶得到的气相送入终洗氨塔15处理，在终洗氨塔15塔顶加入新鲜工艺水K作为吸收剂，塔顶处理得到的气相即为脱氨煤气I，再经脱硫和终冷后得到净煤气J。回收水洗氨塔14与终洗氨塔15塔底得到的液相合并后作为含氨废水L排放出装置。常压蒸馏塔2塔底得到的常压渣油C送入减压闪蒸罐16，罐底得到的为沥青产品D，将从罐顶部回收的轻组分N经冷凝器17冷凝液化后，由泵18泵送至减压蒸馏塔19下部处理。常压蒸馏塔2侧线得到的混合焦油馏分M送入减压蒸馏塔19中部，塔身设置多个侧线汽提塔20a/20b/20c与产品采出口，根据焦油主要产品指标从塔顶至塔底依次分离出酚油O、萘油P、洗油Q、一蒽油R、二蒽油S，塔顶不凝气送入一级气液分离罐6。
以某焦化厂所生产荒煤气的余热和化产回收及煤气净化为例解释本发明，其焦炉荒煤气的成分可分为三部分：净煤气、焦油和杂质。其中净煤气的组成如表1所示：
表1净煤气的组成
组分 体积分数/(％) 质量分数/(％)
H2 60.000 12.756
CH4 27.700 46.865
CO 5.000 14.770
CO2 2.000 9.283
C2H6 2.500 7.928
N2 2.500 7.386
O2 0.300 1.012
焦油的组成极其复杂，一般将其分为确定组分与虚拟组分，其中虚拟组分根据实测的实沸点蒸馏曲线生成。焦油的组成如表2所示：
表2焦油组成
Figure GDA0003524647950000101
Figure GDA0003524647950000111
Figure GDA0003524647950000121
荒煤气中，除了净煤气和焦油组分外，其他杂质主要包括H2O、H2S、HCN、NH3等组分，组成如表3所示：
表3其他杂质组成
组分 体积分数/(％) 质量分数/(％)
H<sub>2</sub>O 97.016 95.884
H<sub>2</sub>S 0.993 1.865
HCN 0.003 0.386
NH<sub>3</sub> 1.988 1.865
净煤气是荒煤气中的轻组分，也是荒煤气净化的最终产物，约占荒煤气的40.12％(质量分数，下同)。焦油组分占荒煤气的19.02％，其他杂质占荒煤气组成的40.85％。
该厂荒煤气的参数如表4所示：
表4荒煤气参数
温度，℃ 680
压力，kPaG 120
质量流量，kg/hr 113489
摩尔流量，kmol/hr 7466.72
采用本发明的一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的装置及工艺对上述焦炉荒煤气进行冷却分离，回收荒煤气过剩热量，得到焦油各馏分产品与工业用净煤气。具体工艺过程如下：
(1)焦炉荒煤气A经过重力沉降室式除尘器1预处理、除尘后进入本发明工艺。经过预处理、除尘后的焦炉荒煤气，送入常压蒸馏塔2底部，常压蒸馏塔2塔顶设置分凝器，其中冷凝的液相全部回流，未冷凝气相全部采出，按照组分沸点与相对挥发度的不同，分别在塔顶得到粗煤气与水蒸汽的气体混合物B，流量93130kg/hr，在第10块理论板(自上向下，下同)侧线采出液相混合焦油馏分M，流量12000kg/hr，在塔底得到常压渣油C，流量8359kg/hr。并根据塔段温度梯度与荒煤气所含过剩能量情况，选择合适的位置设置了中段回流换热器3a/3b用于发生热水和蒸汽，循环油浆换热器3c同时用做减压蒸馏塔再沸器。
(2)常压塔顶气B进入多级冷却压缩装置的一级冷却器5。由常压蒸馏塔2塔顶送入多级冷却压缩装置的气相经一级冷却器5冷却至40℃后在一级气液分离罐6中进行气液分离，其液相F流量为40775kg/hr，经泵7加压至780kPa后送入液液分相器8进行油水分离，其气相E流量为52355kg/hr，送往一级压缩机9压缩升压至333.5kPa。液液分相器的操作压力为750kPa。一级压缩机9压缩后的气体经二级冷却器10冷却至40℃后在二级气液分离罐11中进行气液分离，其液相流量为3211kg/hr，作为含氨废水L排放出装置，其气相流量为49144kg/hr，送往二级压缩机12压缩升压至755.5kPa。由液液分相器8处理得到的水相H作为吸收剂送至回收水洗氨塔14塔顶，流量为40068kg/hr，油相G回收，流量为707kg/hr，另将二级压缩机12压缩后的气体经三级冷却器13冷却至40℃后进入回收水洗氨塔14脱氨。回收水洗氨塔理论板数为4，操作压力为750kPa。回收水洗氨塔14塔顶得到的气相送入终洗氨塔15处理，其流量为46919kg/hr，在终洗氨塔15塔顶加入流量为7504kg/hr的新鲜工艺水K作为吸收剂，塔顶处理得到的气相I即为脱氨煤气，流量为46748kg/hr，氨含量为99.7ppm。回收水洗氨塔14与终洗氨塔15塔底得到的液相合并后作为含氨废水L排放出装置，总流量为49968kg/hr。脱氨煤气经后序脱硫与终冷处理后，得到工业用净煤气J。
(3)常压蒸馏塔2塔底得到的常压渣油C送入减压闪蒸罐16回收渣油中的轻组分，减压闪蒸罐16的操作压力为7kPa，操作方式为绝热闪蒸，罐内温度为325℃，罐底得到的为沥青产品D，将从罐顶部回收的轻组分N经冷凝器17冷凝液化后，由泵18泵送至减压蒸馏塔19第25块理论板，回收量为2072kg/hr。常压蒸馏塔2侧线得到的混合焦油馏分M送入减压蒸馏塔19第9块理论板。在减压蒸馏塔19第3、13和27块理论板处设置产品侧线采出口，并在侧采位置设置产品侧线汽提塔20a/20b/20c。根据焦油主要产品指标从塔顶至塔底依次分离出酚油O、萘油P、洗油Q、一蒽油R、二蒽油S，塔顶不凝气送入一级气液分离罐6。减压蒸馏塔19所使用的再沸器3c由常压蒸馏塔2塔底的高温循环油浆供热，实现常减压蒸馏塔的热集成。
该实施例中，涉及常压蒸馏塔2的设备与操作参数见表5，涉及减压蒸馏塔19的设备与操作参数见表6。
表5常压蒸馏塔设备与操作参数
Figure GDA0003524647950000141
Figure GDA0003524647950000151
表6减压蒸馏塔设备与操作参数
理论板数 30
操作压力/kPa 25
冷凝器负荷/kW 4874.77
再沸器负荷/kW 5500.3
塔顶温度/℃ 102.2
塔底温度/℃ 291.89
该实施例中，得到的各产品产量、主要性质及性质指标见表7和表8。
表7净煤气产量、主要性质及性质指标
Figure GDA0003524647950000152
表8焦油各馏分产品产量、主要性质及性质指标
Figure GDA0003524647950000153
Figure GDA0003524647950000161
在本实施例中，本发明的一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的装置及工艺与传统的煤气净化和焦油分离均采用本发明提供的荒煤气进料，能耗与循环水量对比如表9所示：
表9能耗与循环水量对比
本发明 传统生产方法
常压蒸馏塔再沸器/kW 0 9762.33
常压蒸馏塔冷凝器/kW 11523.7 8515.33
减压蒸馏塔再沸器/kW 0 5500.3
减压蒸馏塔冷凝器/kW 4874.77 4874.77
急冷循环氨水量/(t/hr) 无 280
间冷循环冷却水量/(t/hr) 无 2000
循环冷冻水量/(t/hr) 无 100
新鲜水用量/(t/hr) 7.50 循环补水
本发明与传统生产方法相比，取消了焦油常压塔再沸器，并实现了焦油减压塔再沸器无需外加能量供热。同时，本实施例能够分别回收低、中温热量693.02kW、36355.6kW，可送入公用工程网络供其他能量用户使用。此外，本发明的工艺流程无需急冷氨水、冷却水、冷冻水和洗氨再生水的循环，节省了大量操作费用与设备费用。
本实施例说明只是示例性的，而不是全部的实施例，本领域普通技术人员经改进或调整的所有其他实施例，都属于本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能装置，其特征在于，
该节能装置包括除尘装置、常压蒸馏塔、回收水洗氨塔、终洗氨塔、沥青拔轻设备、减压蒸馏塔和多级冷却压缩装置；除尘装置出口与常压蒸馏塔相连，常压蒸馏塔塔底与沥青拔轻设备入口相连，沥青拔轻设备顶部出口与减压蒸馏塔相连，常压蒸馏塔侧线与减压蒸馏塔相连，常压蒸馏塔塔顶与多级冷却压缩装置入口相连，减压蒸馏塔的塔顶分凝器气相出口与多级冷却压缩装置相连，多级冷却压缩装置出口与回收水洗氨塔相连，回收水洗氨塔塔顶与终洗氨塔相连；
常压蒸馏塔为板式塔，靠近塔釜位置的3～5块塔板为油浆冲刷板，塔釜设有采出口，采出液相进入油浆循环管线，油浆循环管线另一端在塔外与油浆冲刷板上方相连以进行大流量油浆循环冲焦；油浆循环管线上设有换热器，用于与冷流股换热；常压蒸馏塔塔顶设置分凝器，其中冷凝下的液相全部回流，未冷凝气相全部采出，塔身不同位置设有两处中段冷却回流；
减压蒸馏塔为板式塔，塔身从上到下依次设有多个侧线产品采出，塔顶设置分凝器，冷凝下的液相部分回流，未冷凝气相全部采出；
回收水洗氨塔的气相入口与多级冷却压缩装置最后一级冷却器的出口相连，回收水洗氨塔的液相入口与液液分相器的水相出口相连。
2.根据权利要求1所述的可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能装置，其特征在于，所述的多级冷却压缩装置包括三台冷却器、两台压缩机、一台泵、两个气液分离罐和一个液液分相器，其中一级冷却器的出口与一级气液分离罐的进料口相连，一级气液分离罐顶部与一级压缩机入口相连，一级压缩机出口与二级冷却器的入口相连，一级气液分离罐底部与泵入口相连，泵出口与液液分相器入口相连，二级冷却器的出口与二级气液分离罐的进料口相连，二级气液分离罐顶部与二级压缩机的入口相连，二级压缩机的出口与三级冷却器的进料口相连。
3.根据权利要求1或2所述的可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能装置，其特征在于，所述的沥青拔轻设备采用减压蒸馏塔或闪蒸罐。
4.一种如权利要求2所述的可实现荒煤气余热和化产回收及煤气净化的节能装置的节能工艺，其特征在于，该工艺流程如下：
(1)从焦炉碳化室上升管逸出的荒煤气经除尘装置除尘后从靠近塔釜的油浆冲刷板下方进入常压蒸馏塔，按照组分沸点与相对挥发度的不同，分别在塔顶得到粗煤气与水蒸汽的气体混合物，在塔侧线得到混合焦油馏分，在塔底得到沥青与部分较轻焦油馏分的混合物；将常压蒸馏塔处理得到的塔顶气相送入多级冷却压缩装置，将常压蒸馏塔侧线得到的混合焦油馏分送入减压蒸馏塔，将常压蒸馏塔处理得到的塔底混合物抽出一股循环油浆作为热源为减压蒸馏塔供热后返回常压蒸馏塔，另采出一股送入沥青拔轻设备处理；在常压蒸馏塔中段冷却回流处采出液相作为热源换热发生蒸汽或热水后返回常压蒸馏塔；
(2)沥青拔轻设备底部得到的为沥青产品，将从顶部回收的轻组分送入减压蒸馏塔处理；
(3)减压蒸馏塔设置多个侧线汽提塔与产品采出口，根据焦油主要产品指标从塔顶至塔底依次分离出酚油、萘油、洗油、一蒽油、二蒽油，塔顶不凝气送入冷却压缩装置的一级气液分离罐；
(4)循环油浆送回常压蒸馏塔油浆冲刷板上方，依次经过各冲刷板向下流动，将塔底部所结焦炭冲走的同时对从塔底进入的高温荒煤气进行直接冷却；
(5)由常压蒸馏塔塔顶送入多级冷却压缩装置的气相经一级冷却器冷却后在一级气液分离罐中进行气液分离，其液相经泵加压后送入液液分相器进行油水分离，其气相送往一级压缩机压缩升压；一级压缩机压缩后的气体经二级冷却器冷却后在二级气液分离罐中进行气液分离，其液相作为污水排放出装置，其气相送往二级压缩机压缩升压；二级压缩机压缩后的气体经三级冷却器冷却后送出多级冷却压缩装置；
(6)将多级冷却压缩装置中液液分相器处理得到的水相作为吸收剂送至回收水洗氨塔顶，油相回收；将多级冷却压缩装置中三级冷却器处理得到的气液混合物送至回收水洗氨塔底进行处理；
(7)将回收水洗氨塔顶处理得到的气相送入终洗氨塔底进行处理，回收水洗氨塔底得到的液相作为污水排放出装置；在终洗氨塔塔顶加入新鲜工艺水作为吸收剂，塔顶处理得到的气相即为脱氨煤气，塔底得到的液相作为污水排放出装置。
5.根据权利要求4所述的节能工艺，其特征在于，所述的常压蒸馏塔理论板数为15～30，操作压力为120～150kPa，塔顶温度为80～90℃，侧线采出焦油温度为190℃～210℃，塔釜温度为340℃～365℃；所述的常压蒸馏塔中段冷却回流的第一处在距离塔釜第6～9块板采出，回流到距离塔釜第9～11块板，用来发生1.0MPa饱和蒸汽；第二处在距离塔顶第6～9块板采出，回流到距离塔顶第4～6块板，用来发生110℃热水。
6.根据权利要求4或5所述的节能工艺，其特征在于，所述的循环油浆为减压蒸馏塔供热的进口温度340℃～365℃，出口温度为305℃～315℃。
7.根据权利要求6所述的节能工艺，其特征在于，所述的沥青拔轻设备压力为6～20kPa，温度为320℃～350℃。
8.根据权利要求4或5所述的节能工艺，其特征在于，所述的减压蒸馏塔不需公用工程加热，完全由循环油浆为其塔釜供热，理论板数为20～35；自上往下，常压蒸馏塔侧线物料进料位置为第6～9块，沥青拔轻设备物料进料位置为第18～30块，操作压力为20～45kPa，塔顶温度为75℃～80℃，塔釜温度为295℃～305℃，一侧线温度为95℃～100℃，二侧线温度200℃～210℃，三侧线温度为270℃～280℃，所有侧线产品出口处均设有侧线汽提塔。
9.根据权利要求8所述的节能工艺，其特征在于，所述的冷却压缩装置中，各级冷却器的出口温度为25℃～45℃，各级压缩机的压缩比为2.2～2.5，泵的出口压力为750kPa～850kPa；所述的冷却压缩装置中，一级气液分离罐的操作压力为120kPa～180kPa、二级气液分离罐的操作压力为300kPa～400kPa、液液分相器的操作压力750kPa～850kPa。
10.根据权利要求9所述的节能工艺，其特征在于，所述的回收水洗氨塔理论板数为3～6，操作压力为700kPa～800kPa；所述的终洗氨塔理论板数为3～6，操作压力为650kPa～750kPa，塔顶所得脱氨煤气中的氨含量不超过100ppm，所含水的质量分数为2.5％～3.5％。
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