化產回收的學習教案第1頁/共103頁一、概述

煤在煉焦時，75%左右變成焦炭，25%左右生成荒焦爐煤氣(亦稱荒煤氣、出爐煤氣)，荒煤氣是組成極復雜的混合物。主要成分及含量如表1。成分焦油苯族烴氨萘H2S含量g/m380-12034-458-16106-30成分硫化物氰化物吡啶H2O其它含量g/m32-2.51-2.50.4-0.6250-450表1荒煤氣的主要組成第2頁/共103頁回收煉焦化學產品的意義回收荒煤氣中的某些組份(如焦油、氨、硫、苯族烴等)，一些國家的焦化產品已達200多種；凈化煤氣，凈煤氣的主要成分及含量如表2。成分H2CH4N2重烴COCO2O2含量/%54-5923-283-52-35.5-7.01.5-2.50.3-0.7表2凈煤氣的主要組成第3頁/共103頁圖1a一回收煤氣流程線路圖出爐煤氣氣液分離器橫管初冷器煤氣鼓風機電捕焦油器82℃22℃飽和器橫管終冷器洗苯塔燃氣廠凈焦爐煤氣650-750℃42℃23℃第4頁/共103頁圖1b二回收煤氣流程線路圖出爐煤氣氣液分離器橫管初冷器電捕焦油器煤氣鼓風機82℃22℃42℃H2S洗滌塔洗氨塔洗苯塔燃氣廠23℃凈焦爐煤氣650-750℃第5頁/共103頁二、煤氣的初步冷卻及輸送

焦爐煤氣從炭化室經上升管逸出時的溫度為650～750℃。此時煤氣中含有焦油汽、苯族烴、水汽、氨、硫化氫、萘及其化合物，為回收和處理這些化合物，首先應將煤氣冷卻，這是因為：①從煤氣中回收化學產品時，要在較低的溫度下（20～30℃）才能保證較高的回收率；第6頁/共103頁二、煤氣的初步冷卻及輸送(續)②若含有大量水汽的高溫煤氣體積大，所需輸送煤氣管道直徑、鼓風機的輸送能力和功率均增大，不經濟；③在煤氣冷卻過程中，不但有水汽冷凝，且大部分焦油和萘也被分離出來，部分硫化物、氰化物等腐蝕性介質溶于冷凝液中，從而可減少回收設備及管道的堵塞和腐蝕。第7頁/共103頁煤氣的初步冷卻分兩步進行：第一步是在橋管和集氣管中用大量循環氨水噴灑，使煤氣冷卻到82～86℃；第二步再在煤氣初冷器中冷卻到25～35℃（生產硫銨系統）或低于25℃（生產氨水系統）。二、煤氣的初步冷卻及輸送(續)第8頁/共103頁煤氣的初冷及輸送工藝流程第9頁/共103頁煤氣的初冷及輸送工藝流程簡述1、從焦爐集氣管流出的氨水、重質焦油及焦爐煤氣，沿著每米長度不小于10mm傾斜度的吸氣管，進入氣液分離器。從氣液分離器下部出口分離出的混合液，自流到機械刮渣槽。從氣液分離器頂部分離出約80℃煤氣，進入橫管初冷器頂部，在初冷器內被間接冷卻，溫度降至25℃左右，含萘量少于0.7g/m3。初冷器排出的冷凝液，經水封槽自流到冷凝液槽由液下泵送至煤氣吸氣管內，與循環氨水及重質焦油混合。第10頁/共103頁圖2橫管冷卻器第11頁/共103頁

橫管冷卻器是一直立的長方體型外殼，冷卻水管略帶傾斜的橫向配置，各管束固定在冷卻器兩側管板上，并有兩側管板外若干水箱連接起來分成上下兩大組，冷卻水管由下至上構成冷卻水折流流道。煤氣由橫管冷卻器頂部進入器內管間，被冷卻后自底室排出。圖橫管冷卻器工藝過程中的設備介紹第12頁/共103頁圖橫管冷卻器該冷卻器流動情況較合理，傳熱效率比較高，但初冷器內容易積萘造成阻力升高，而且水管不易清洗，對冷卻水質要求較高。因此，橫管初冷器一般用含有一定焦油的氨水噴灑洗萘，從而達到凈化煤氣，降低阻力的目的。第13頁/共103頁水封槽：從煤氣管道或設備中排出冷凝液時，通過冷凝液水封槽可避免煤氣和空氣的互相串漏,又可將冷凝液排出。圖中為正壓操作時的水封槽。其水封高度H應大于煤氣設備內可能產生的最大壓力。第14頁/共103頁煤氣的初冷及輸送工藝流程簡述2、初冷器后的煤氣，經電捕焦油器捕集焦油霧后進入鼓風機，由鼓風機以25000pa壓力送至煤氣洗滌凈化工段。從電捕焦油器排液管導出的輕質焦油,從鼓風機導液管排出的冷凝液，分別經水封槽流至地下槽，由液下泵送至冷凝液槽。第15頁/共103頁

電捕焦油器的沉淀管為沉淀極，與電源正極相接。電暈導線稱為電暈極，與電源負極相接。當通入高壓直流電后，兩極之間形成非均勻電場，電暈極周圍成為電暈區產生電暈現象（電暈極附近氣體發生撞擊電離的現象），區內煤氣分子電離為帶正電荷離子和帶負電荷離子。電暈區外充滿帶負電荷離子，它附于煤氣中的焦油霧滴上，使焦油霧粒向沉淀管內壁移動，沉淀在壁面上，沿壁以重力下降到電捕焦油器底部。煤氣離子在兩極放電后，重新變成煤氣分子，從電捕焦油器頂部逸出。

二回收是蜂窩式電捕焦油器。第16頁/共103頁圖3GD型管式電捕焦油器示意圖沉淀管斷面圖2-煤氣分布篩板4-重錘5-下吊架7-沉淀積管8-電暈導線10-上吊架21-吊柱第17頁/共103頁

焦爐煤氣鼓風機有離心式和容積式兩種：離心式用于大型焦爐，離心式鼓風機又稱渦輪式鼓風機，由汽輪機或電動機驅動，離心式鼓風機如圖4。圖4離心鼓風機示意圖第18頁/共103頁焦爐煤氣鼓風機容積式常用的是羅茨鼓風機，用于中、小型焦爐。焦化廠的鼓風機操作非常重要，既要輸送煤氣，又要保持炭化室和集氣管的壓力穩定。在正常情況下，集氣管壓力用壓力自動調節機進行調節，但當調節范圍不能滿足生產變化的要求時，即需對鼓風機操作進行必要的調整。第19頁/共103頁焦爐煤氣鼓風機當焦爐剛開工投產或因故大幅度延長結焦時間時，煤氣發生量過少，低于鼓風機前后煤氣管路的交通管進行調節的限度時，可采用：“大循環”的調節方法，即將鼓風機后的部分煤氣引入初冷器前的煤氣管道，經冷卻后，再進入鼓風機。大循環調節法可防止煤氣升溫過高，但增加鼓風機的功率消耗和初冷器的負荷。小循環：部分煤氣引入鼓風機前的煤氣管道。第20頁/共103頁煤氣的初冷及輸送工藝流程簡述3、經機械刮渣槽分離出焦油渣的氨水焦油混合液，自流到焦油氨水分離槽中部。

上部的油水混合液，由泵送至橫管初冷器噴灑管內。沉降到分離槽內槽尖底部的焦油，經溢流瓶自流到焦油中間槽，由焦油泵送至焦油車間。經分離槽分離出的氨水，從槽頂部出水堰流至外壁與內槽所形成的槽內貯放，再由循環氨水泵將氨水送至煉焦爐的橋管和集氣管內噴灑冷卻荒煤氣。第21頁/共103頁

從循環氨水管上引出支管，由高壓氨水泵，將氨水壓力增到3-3.5MPa后，作為高壓氨水，在煉焦爐炭化室裝煤時，噴入到橋管彎頭處，因產生強大吸力，將裝煤作業所產生的煙塵吸至集氣管內，實現無煙裝煤來改善焦爐頂部空氣污染。分離槽多余的氨水，滿流到剩余氨水貯槽，由氨水泵送至砂石過濾器。煤氣的初冷及輸送工藝流程簡述第22頁/共103頁剩余氨水的凈化

剩余氨水凈化中含有懸浮物和焦油。為了防止脫硫、脫酸、蒸氨等裝置的堵塞和污染，必須將剩余氨水凈化中的懸浮物和焦油除去。剩余氨水中懸浮物和焦油的去除分兩步，首先經過砂石過濾，然后用輕苯萃取焦油。1、砂石過濾砂石過濾的流程如圖5所示。鼓冷工段來的約70℃的氨水從過濾器頂部進入，經過一次過濾后，從其底部壓入串聯的過濾器頂部，經過二次過濾后去輕苯萃取塔。第23頁/共103頁圖5氨水過濾系統（串聯）去輕苯萃取塔第24頁/共103頁剩余氨水的凈化2、輕苯脫除氨水中焦油輕苯脫除氨水中焦油的工藝流程如圖6所示。粗苯工段生產的輕苯送到輕苯(貧油)槽，用泵從槽中打入萃取塔的下部，沿塔自下而上運動，從砂石過濾器來的氨水從萃取塔頂部進入，沿塔自上而下流動。因比重不同而逆向流動的輕苯與氨水相界面上就產生傳質過程，即氨水中的焦油溶解于輕苯中。第25頁/共103頁圖6輕苯除氨水中焦油的工藝流程圖6-輕苯蒸出塔7-輕苯冷凝冷卻器8-油水分離器9-氨水中間槽10-氨水泵11-焦油槽1-輕苯(貧油)槽2-貧油泵3-萃取塔4-污苯槽5-污苯泵第26頁/共103頁剩余氨水的凈化經脫除焦油的氨水被送到氨水中間槽或直接送到洗滌系統中H2S洗滌塔頂部。

輕苯再生：溶解有焦油的輕苯流到污苯槽，然后用污苯泵打到輕苯蒸出塔中部,用蒸汽加熱蒸餾。

重組分—焦油從塔底排到焦油槽，用泵送到鼓冷工段；

輕組分—輕苯從塔頂逸出，經冷卻后進入油水分離器，從分離器上部排至輕苯(貧油)槽。第27頁/共103頁圖7氨水萃取塔(篩板塔)和輕苯回收塔(泡罩塔)第28頁/共103頁三、煤氣的凈化煤氣中除氫、甲烷、乙烷、乙烯等成分外，其他成分含量雖少，卻會產生有害的作用。焦油：變質硬化，堵塞設備及煤氣管道；萘：以固體結晶析出，堵塞設備及煤氣管道；硫化氫及硫化物：腐蝕設備及煤氣管道，生成的硫化鐵會引起堵塞，燃燒生成的SO2會引起污染；氨：氨水溶液會腐蝕設備和管路，生成的銨鹽會引起堵塞。第29頁/共103頁煤氣用途成分（g/m3煤氣）氨苯類萘焦油H2S有機硫HCN鋼鐵廠自用﹤0.03-0.12-40.2-0.7﹤0.05﹤0.2﹤0.5﹤0.05-0.5民用﹤0.05-0.20-0.020.05-0.20-0.10表3焦爐煤氣凈制標準第30頁/共103頁圖1煤氣流程線路圖焦爐煤氣氣液分離器橫管初冷器電捕焦油器煤氣鼓風機82℃22℃42℃H2S洗滌塔洗氨塔洗苯塔燃氣廠23℃凈焦爐煤氣650-750℃復習第31頁/共103頁煤氣凈化工藝流程第32頁/共103頁工藝流程如圖8所示：①H2S洗滌塔下段：煤氣冷卻段(40℃→22℃)來自煤氣鼓風機的溫度約40℃的焦爐煤氣，被送入H2S洗滌塔的下段。此段作為焦爐煤氣冷卻段，將焦爐煤氣冷卻至洗滌流程所要求的溫度。在此段內，焦爐煤氣被閉路循環的冷卻水直接冷至22℃。1、用氨水脫除煤氣中的硫化氫第33頁/共103頁圖8脫硫塔工藝流程圖1-脫硫塔2-H2S洗滌水冷卻器3-H2S洗滌水泵4-脫酸水二段冷卻器5-脫酸水一段冷卻器6-富液槽7-富液泵8-砂石過濾器9-循環水泵10-循環水冷卻器煤氣入口去脫酸蒸氨工段煤氣去洗氨塔第34頁/共103頁

由H2S洗滌塔底部引出的循環冷卻水為23.8℃，用泵打走（冷卻水循環泵），經循環水深冷器冷至22℃后，進入H2S洗滌塔下段，通過一個噴頭噴出。為保證焦爐煤氣和循環冷卻水之間有較大的傳熱傳質面積，H2S洗滌塔內裝有鋼板網填料。1、用氨水脫除煤氣中的硫化氫第35頁/共103頁1、用氨水脫除煤氣中的硫化氫

焦爐煤氣冷卻后產生的冷凝液進入循環冷卻水中，不可避免地增加了一些污染物和鹽類，需要不斷更換。因此，要向循環冷卻水中加入剩余氨水大約15m3/h。這樣由液位自調裝置將多余的液體，送至荒煤氣管線中，且盡可能送至氣液分離器之前。為避免萘沉積下來，向循環冷卻水中加入焦油氨水混合液。第36頁/共103頁1、用氨水脫除煤氣中的硫化氫②H2S洗滌塔中段：

H2S洗滌段

焦爐煤氣中絕大部分的H2S在此段被除掉。冷卻的焦爐煤氣上升至H2S洗滌塔的中段，在此段內，焦爐煤氣流過鋼板網填料，并被洗滌水沖洗。來自蒸氨裝置和脫酸塔的經過冷卻的脫酸廢水通過流量調節后，和來自H2S洗滌塔上部的富氨洗滌水一起進入H2S洗滌塔中部，經由一噴頭噴出。洗滌塔排出的富H2S洗滌水，溫度約25℃，自流進入富液槽內。

第37頁/共103頁1、用氨水脫除煤氣中的硫化氫③H2S洗滌塔上部：脫除焦爐煤氣中絕大部分氨

由洗氨塔來的含氨洗滌水（半富氨洗滌水）和經過輕苯萃取塔的剩余氨水一起混合后，打至H2S洗滌塔頂部經由一噴頭噴出。剩余氨水的供給量由流量調節裝置進行調節。H2S洗滌塔上部，即所謂的“剩余氨水段”，將焦爐煤氣中絕大部分氨脫除。富氨洗滌水經冷卻后去H2S洗滌塔中部。第38頁/共103頁1、用氨水脫除煤氣中的硫化氫H2S洗滌塔頂部出來的焦爐煤氣，H2S和NH3含量較少，進入洗氨塔內。為避免洗滌水在鋼板網填料層內分配不均，塔內安有分布盤。第39頁/共103頁焦爐煤氣經過脫硫塔后，大部分氨氣、硫化氫、氰化氫已被脫除，但仍有少部分殘存在煤氣中，使煤氣達不到用戶的要求，因此必須進一步脫除，工藝如圖9所示。

洗氨塔分為兩段，上段為脫氨段，下段為脫硫段。2、水洗氨第40頁/共103頁圖9洗氨塔工藝流程圖1-洗氨塔2-一段冷卻器3-二段冷卻器4-調pH值器5-酸泵6-堿泵7-堿液稀釋水冷卻器8-堿液循環泵第41頁/共103頁①洗氨塔上段：脫氨段在脫氨段，脫氨所用的水為揮發氨塔的汽提水。因為汽提水中含有0.01%的游離氨，為了提高它的洗氨效率，進洗氨塔前，用稀硫酸中和游離氨，使其pH值保持在9~10(偏堿性)。汽提水在調pH值前，先經一段冷卻器用循環水冷卻，然后經二段冷卻器用低溫水冷卻至22℃由塔頂進入。脫氨后的煤氣去洗苯塔，洗氨后的半富氨水經換熱后去脫硫塔頂。2、水洗氨第42頁/共103頁②洗氨塔下段：脫硫段脫硫段即堿洗段，脫硫劑為稀堿液。稀堿液用循環堿泵打到脫硫段的頂部由噴頭噴出。堿液循環使用，并不斷補充新的稀堿，塔底多余的堿液由液位控制裝置將其送到固定氨蒸出塔，用以分解固定銨鹽。焦爐煤氣從脫硫段底部進入。2、水洗氨第43頁/共103頁洗油吸收煤氣中苯族烴的工藝如圖10所示。脫硫脫氨后的煤氣依次進入兩臺串連的洗苯塔底部，在洗苯塔中與逆向流動的洗油接觸，使煤氣中的苯族烴不斷地向洗油轉移，送往燃氣廠的煤氣含苯量要求在3g/m3以下。洗苯塔底排出的富油，經過換熱和管式爐加熱后被送往脫苯塔脫苯。富油中粗苯含量依操作條件而異，一般為2.5％左右。

3、洗油吸收煤氣中的苯族烴第44頁/共103頁圖10洗苯塔工藝流程圖1-洗苯塔2-洗油槽3-貧油泵4-二次洗油泵5-富油泵第45頁/共103頁四、粗苯蒸餾粗苯蒸餾的任務：回收洗滌工段富油中的苯族烴。在洗苯塔內洗油吸收煤氣中的苯族烴，離開洗苯塔其含苯量達2%左右的洗油稱富油；富油送至粗苯工段脫除苯族烴后稱貧油。富油送至粗苯工段脫除的苯族烴制成輕苯、精重苯、萘溶劑油等產品。萘溶劑油含萘40-50%；精重苯主要組份是古馬隆和茚，其量占40%以上，其它有二甲苯、三甲苯、萘等；輕苯和洗油組成見表4、表5。第46頁/共103頁成分苯甲苯二甲苯三甲苯其它含量%76-8515-202-61-20.5-1.0表4輕苯的主要組份成分萘α-甲基萘β-甲基萘聯苯含量%5-610-1120-214-3成分苊二甲基萘氧芴其它含量%14-153-42-339-40表5洗油的主要組成第47頁/共103頁粗苯蒸餾工藝流程

洗滌工段送來的富油進入富油槽，由富油泵連續地經過油汽換熱器、貧富油換熱器、管式爐，加熱到180－185℃后，進入脫苯塔第16塊塔板上。從管式爐后富油管上引出1.5％左右的富油，進入再生器內再生，經管式爐加熱的過熱直接蒸汽，入再生器將富油蒸吹，再生器頂蒸汽及油汽，進入脫苯塔底部的第一塊塔板上，作為脫苯塔直接蒸汽蒸餾富油，再生器底部殘渣油，定期排至殘渣槽。第48頁/共103頁粗苯蒸餾工藝流程第49頁/共103頁粗苯蒸餾工藝流程(續一)脫苯塔底的熱貧油自流到貧富油一段（浮頭式列管）換熱器后，進入塔下部熱貧油槽，然后由熱貧油泵送至貧富油二段（螺旋板）換熱器與富油換熱，進一段螺旋貧油冷卻器由循環冷卻水間冷到45℃，再進二段螺旋貧油冷卻器由低溫水間冷到28℃后，去洗滌工段。脫苯塔頂輕苯蒸汽，進油汽換熱器和冷凝冷卻器冷卻，冷凝液進油水分離器分離出水后成為輕苯產品，分離水集中后進冷凝鼓風工段。第50頁/共103頁粗苯蒸餾工藝流程(續二)輕苯中間槽部分輕苯，由回流泵送至脫苯塔頂第55塊塔板上作為回流液。從脫苯塔第50塊塔板上引出冷凝水，經分離出的油回到第49塊塔板上。在脫苯塔第35或37、39塊塔板上引出精重苯、第25或27、29塊塔板上引出萘溶劑油。在第一塊塔板下部有過熱直接蒸汽，用于調節塔內蒸汽量。第51頁/共103頁圖11粗苯蒸餾工藝流程線路圖洗滌工段富油富油槽油汽換熱器貧富油二段換熱器貧富油一段換熱器富油泵70-75℃油水分離器精重苯槽萘油槽25-30℃管式加熱爐↑15-30℃130℃洗油再生塔185℃脫苯塔熱貧油槽第52頁/共103頁圖12貧油流程線路圖貧富油二段換熱器貧富油一段換熱器175℃脫苯塔熱貧油槽150℃貧油泵一段貧油冷卻器二段貧油冷卻器貧油槽洗滌工段45℃28℃第53頁/共103頁圖13輕苯線路圖油汽換熱器脫苯塔熱貧油槽輕苯冷卻器油水分離器輕苯回流泵回流柱輕苯槽輕苯產品泵第54頁/共103頁圖14管式爐和換熱器1-煙囪2-對流室頂蓋3-對流室富油入口4-對流室爐管5-清掃門6-飽和蒸汽入口7-過熱蒸汽出口8-輻射段富油出口9-輻射段爐門10-看火門11-火嘴12-人孔13-手搖鼓輪第55頁/共103頁圖15洗油再生器(篩板塔)和脫苯塔(泡罩塔)第56頁/共103頁五、脫硫富液的凈化脫硫塔排出的脫硫富液中含有揮發銨鹽和固定銨鹽，揮發銨鹽主要有(NH4)2S、NH4CN、(NH4)2CO3，固定銨鹽主要有NH4Cl、(NH4)2SO4，含硫、氰、氨的水溶液不能外排，必須將其中的H2S、HCN、CO2和NH3去除。第57頁/共103頁五、脫硫富液的凈化第58頁/共103頁1、脫酸經過砂石過濾器的脫硫富液經過流量調節裝置進入脫酸塔（聚丙烯填料塔）。脫酸的目的：脫除脫硫富液中的酸性氣體H2S、HCN、CO2等。富H2S洗滌水（25-26℃）約2/3量進入脫酸塔中段，且經過換熱器預熱，溫度上升至77℃左右。所有這些換熱器都是板式熱交換器，預熱過程是利用熱脫酸貧液、蒸氨廢水和氣提水進行間接換熱的。第59頁/共103頁1、脫酸

第60頁/共103頁1、脫酸

富H2S洗滌水（25-26℃）約1/3量進入脫酸塔頂部，以控制脫酸塔頂部出去的酸汽溫度。在脫酸塔內，主要的酸性組分H2S、CO2和HCN在約97℃時從富H2S洗滌水中蒸出。脫酸塔底部的脫酸水約97℃，用脫酸水泵打出，一部分經板式換熱器被富液冷卻后送至H2S洗滌塔，另一部分經過流量調節裝置熱態送至揮發氨塔和固定氨塔。第61頁/共103頁1、脫酸酸性氣體蒸出的熱源是靠蒸氨塔中的含NH3蒸汽提供的。來自揮發氨塔和固定銨塔中、上部的含NH3蒸汽，一起送到脫酸塔底部以加熱分解富液中的揮發銨鹽。被分解為NH3、H2S、HCN、CO2的氣體混合物經塔頂填料層時、被冷態的富液噴淋冷卻，使大部分NH3被吸收下來，離開脫酸塔的氣體主要含有H2S、HCN、CO2等酸性氣體。第62頁/共103頁2、蒸氨

蒸氨裝置由固定氨塔（泡罩塔）和揮發氨塔（泡罩塔）組成，其工藝流程如圖16所示。定量的脫酸廢水（這個量等于本工段外排水量）被送至固定氨塔。在此塔內，固定銨鹽被堿液和蒸汽所分解。第63頁/共103頁圖16蒸氨工藝流程第64頁/共103頁2、蒸氨分解固定銨鹽所用的堿液，在洗氨塔的堿洗段內為進一步脫除焦爐煤氣中的硫而預先使用過，此堿液預熱至100℃左右后，加入固定氨塔內，從固定氨塔中上部蒸出的含氨汽體，供給脫酸塔底部，作為酸性氣體的熱源。第65頁/共103頁2、蒸氨

固定氨塔底部的排出物，通過液位調節裝置用廢水泵打走，經換熱器被富液冷卻后，送到生化工段處理。

固定氨塔中一部分氨——水蒸汽經塔頂分縮器冷卻，冷凝出部分水后的氨蒸汽被送往氨分解爐。第66頁/共103頁2、蒸氨

揮發氨塔中上部出來的含氨汽體，供給脫氨塔底部，作為酸性氣體的熱源。揮發氨塔底部排出的液體，通過液位調節裝置用蒸氨廢水泵打走，經換熱器被富液冷卻，再經蒸氨廢水深冷器后進入洗氨塔。經塔頂分縮器冷凝分縮后的氨氣被送往氨氣分解爐。第67頁/共103頁3、氨分解氨分解法是西方國家于六十年代由于氨的回收不經濟的原因而研制出的氨蒸汽處理方法。氨在高溫下（1000－1200℃）會發生分解反應。主要反應如下：(1)2NH3=N2+3H2(2)2HCN+2H2O=2CO+N2+3H2(3)CH4+H2O=CO+3H2第68頁/共103頁3、氨分解(4)CnHm+nH2O

=nCO

+(0.5m+n)H2(5)2H2S+3O2=2SO2+2H2O(6)2H2+O2=2H2O(7)SO2+3H2=H2S

+H2O(8)4H2S+2SO2=3S2+4H2O(9)S2+2H2=2H2S第69頁/共103頁圖17氨分解工藝流程第70頁/共103頁3、氨分解來自蒸氨塔的氨汽進入氨分解爐的混合室（即燃燒器），與來自煤氣增壓機的凈煤氣和來自空氣鼓風機的空氣按一定比例混合燃燒，在氨分解爐的頂部空間溫度高達1000～1200℃，氨發生分解反應，反應過程延續到中部大約900℃的催化床。反應結束后的尾氣（因含有可燃成分，故作為低熱值煤氣予以回收，稱為過程氣）經過廢熱鍋爐，把軟水汽化升溫成高壓蒸汽。第71頁/共103頁3、氨分解尾氣從鍋爐出來后進入軟水換熱器進行換熱，此時尾氣被冷卻到大約200℃左右，被送到尾氣冷卻器，用來自鼓冷的循環氨水噴淋冷卻，同時將尾氣中的硫化氫吸收下來。冷卻后的尾氣被送到焦爐煤氣總管。循環氨水又回到鼓冷工段。

第72頁/共103頁4、硫回收脫酸塔出來的酸性氣體的處理方法有二種：一種是燃燒法，將其中的H2S氧化成SO2，再催化生成SO3，以制取H2SO4；另一種方法是用克勞斯反應機理將其中的H2S轉化成硫磺。

克勞斯反應是含H2S酸性氣在O2不足條件下燃燒，并保持H2S與SO2分子比為2:1時，H2S轉化為元素硫。第73頁/共103頁克勞斯反應機理在燃燒爐(克勞斯爐)內高溫(1100-1200℃)催化反應。反應在約1s內完成，主要反應如下：3H2S+3/2O2=3S+3H2OΔH=665.1KJ/kgH2S+3/2O2=SO2+H2OΔH=665.1KJ/kg2H2S

+SO2=3S+2H2O

ΔH=665.1KJ/kg2H2S+CO2=CS2+2H2O

在

反應器(克勞斯反應器)內低溫(270-300℃)催化反應：CS2+2H2O＝2H2S+CO2第74頁/共103頁4、硫回收從酸性氣體中生產硫磺的工藝如圖18所示。該工藝是由德國克勞斯發明的，故酸性氣體的燃燒爐和反應器，分別稱為克勞斯爐和克勞斯反應器。來自脫酸塔的酸性氣體與來自煤氣增壓機的凈煤氣和來自空氣鼓風機的空氣（壓縮空氣）在克勞斯爐頂部的氣體混合室按一定比例混合后從噴嘴噴出燃燒，在該爐中約60%的H2S轉化成單質硫。第75頁/共103頁圖18硫回收工藝流程第76頁/共103頁4、硫回收從克勞斯爐出來的過程氣流經廢熱鍋爐與軟水換熱，軟水汽化升溫成過熱蒸汽，過程氣本身冷卻到270-300℃后進入克勞斯反應器一段的下部。在反應器一段的下部，過程氣中的H2S、SO2繼續反應，生成單質硫，而反應器一段的上部除發生生成單質硫的反應外，還發生如下反應

CS2+2H2O＝2H2S+CO2

。第77頁/共103頁4、硫回收從反應器一段出來的過程氣經過與硫冷凝器上段出來的溫度較低的過程氣換熱，然后進入硫冷凝器，用軟水冷卻到154℃左右，硫蒸汽被冷凝成液態，經過氣液分離器(硫分離器)，硫被分離下來，過程氣經過與反應器一段又出來的過程氣換熱后，溫度在220-237℃的過程氣流到反應器二段，H2S、SO2繼續反應，生成單質硫。第78頁/共103頁4、硫回收

經過反應器二段后的過程氣含H2S甚微(H2S的轉化率約95%)，此時的過程氣流經硫冷凝器的下段，被冷卻到154℃左右，流經氣液分離器(硫分離器)，硫被分離下來。

第79頁/共103頁4、硫回收從硫分離器出來的過程氣（尾氣）與氨分解出來的尾氣（與軟水換熱器進行換熱后的200℃左右尾氣）匯合，被送到尾氣冷卻器，用來自鼓冷的循環氨水噴淋冷卻，同時將尾氣中的H2S吸收下來，冷卻后的尾氣被送到焦爐煤氣總管，循環氨水又回到鼓冷工段。第80頁/共103頁六、污水處理1、污水來源：一回收煤氣終冷洗滌水，二回收蒸氨廢水，產品分離水等。2、污水特點排污量大：200－400t/h；含有毒物種類多：主要有揮發酚、多元酚、揮發銨、固定銨、氰化物、硫化物、苯族烴、焦油等；溫度不均：有的約100℃，有的約30-50℃;水色發黑、混濁、有刺鼻氣味。第81頁/共103頁3、污水處理方法(老)

普通活性污泥法：吸附再生深度曝氣懸浮式活性污泥生物脫酚法，其微生物為中溫好氧細菌(菌膠團、球衣細菌、白硫細菌、硫絲細菌等)和原生動物(鐘蟲類、輪蟲、裂口蟲、漫游蟲、腹毛蟲類等)，活性污泥中的微生物，對污水中的酚等有機物進行吸附和分解，以滿足其生存和生長的特點，把酚等有機物轉變成CO2和H2O。第82頁/共103頁圖19生物脫酚工藝流程圖二次沉淀池混合反應槽浮選池均合池混凝沉淀池污水除油池調節池濃縮池處理后水槽外排水曝氣池第83頁/共103頁4、污水處理工藝流程（老）污水處理工藝流程圖如圖19所示。（1）除油池：除輕油、重油，停留3－4h，沉降分離；（2）調節池：調節水質(必要時用生化處理后的二次水稀釋)和水量；（3）浮選池：氣浮除浮油；第84頁/共103頁4、污水處理工藝流程浮選池前部為反應段，底部裝有6個釋放器(釋放溶有壓縮空氣的二次水)，溶有壓縮空氣的二次水均勻分布到污水中，因壓力降低，在水中呈微氣泡釋放出來，攜同乳化油浮上水面，又隨水進入浮選池后部沉淀段。浮油和重油渣分開。第85頁/共103頁4、污水處理工藝流程（4）均合池：用空氣預曝污水，使溶于水中的氨、氰化氫、硫化氫等有毒物部分揮發，并使水質混勻。使水質達到進曝氣池的水質技術指標(必要時用生化處理后的二次水稀釋)；第86頁/共103頁4、污水處理工藝流程（5）曝氣池：污水經預處理，達到進曝氣池的水質技術指標后，由均合池自流到曝氣池，污水在曝氣池內停留20－22h，生物脫酚；（6）二次沉淀池：污泥沉淀，污泥送回曝氣池，多余污泥送濃縮池；第87頁/共103頁4、污水處理工藝流程（7）混合反應槽：除去水中漂游的污泥，在堿性條件下，加入無機絮凝劑(鐵鹽)，以形成氫氧化鐵絮凝物，同時水中氰化物、硫化物的大部分與氫氧化鐵反應生成鐵氰絡鹽和硫化鐵等，隨絮凝物沉淀，污水中氰化物、硫化物得到進一步去除；（8）混凝沉淀池：污泥沉淀。第88頁/共103頁

普通活性污泥法是目前國內焦化行業廢水處理的主要工藝。該法能將焦化廢水中的酚、氰等有效地除去，但由于該技術的局限性，其處理出口排水中的COD，BOD5，NH3-N等污染物指標均難于達標，特別是對NH3-N污染物幾乎沒有降解作用。處理后的NH3-N濃度仍在200mg/L左右、COD也在300mg/L左右。另外該法在活性污泥系統普遍存在污泥結構細碎，絮凝性差，污泥活性弱，生長緩慢，抗沖擊能力差，操作運行很不穩定等問題。老方法缺點第89頁/共103頁污水處理方法（新）武鋼焦化公司廢水處理改造采用HSB高效菌種。該菌種運用固定化細胞技術、生物流化床技術和重新開發的O/A/O處理工藝。生物脫氮的原理：生物脫氮是在微生物的作用下,將有機氮和氨態氮轉化為N2和NxO氣體的過程。其中包括硝化和反硝化兩個反應過程：

硝化反應是在好氧條件下,將NH4+轉化為NO2-和NO3-的過程。這兩種菌屬于自養型微生物。其反應如下:第90頁/共103頁污水處理方法（新）反硝化反應是在無氧條件下,反硝化菌將硝酸鹽氮和亞硝酸鹽氮還原為氮氣的過程。其反應如下:第91頁/共103頁污水處理方法（新）HSB高效菌種的特點：

HSB高效菌種把自然界的微生物經過篩選及馴化后,將由近百種微生物組成的菌群構成分解鏈,生生不息地進行分解。由于HSB菌種來源廣泛,有許多種類微生物組成,一種難分解的物質被一種HSB微生物分解以后的產物可以作為食物被另一種HSB微生物繼續分解直至最終無害的穩定產物。其中含有能分解難降解物質的專噬細菌,并且有較好的抗毒性,且能在一定程度上適應廢水的水質突變。第92頁/共103頁污水處理方法（新）武鋼焦化公司在改造中選擇了某環境工程公司的HSB高效菌種,該菌種在工程應用中采用了如下形式：固定化細胞技術、生物流化床工藝、O/A/O工藝流程。1.固定化細胞技術HSB高效菌種在處理氨氮廢水中的優勢在于可通過高濃度的固定細胞,提高硝化和反硝化速度,同時還可以使在反硝化過程低溫時易失活的反硝化菌保持較高的活性。在相同條件下,常規活性污泥中硝化菌的反應速率為0.13～1.51kg/(m3·d),而經固定化細胞技術處理的HSB高效菌種中硝化菌的反應速率可達0.52～4.53kg/(m3·d),大大提高了系統的抗沖擊能力,同時也減小了反應器的體積,減少投資成本和運行費用。第93頁/共103頁污水處理方法（新）2.生物流化床工藝

在廢水生物處理工藝中,生物流化床技術是一種新型的生物膜法工藝,是繼流化床技術在化工領域廣泛應用后于20世紀70年代初發展起來的。其載體在流化床內呈流化狀態,使固(生物膜)、液(廢水)、氣(空氣)三相間得到充分接觸,顆粒之間劇烈碰撞,生物膜表面不斷更新,微生物始終處于生長旺盛階段。該技術能使床內保持高濃度的生物量,傳質效率較高,從而使廢水的基質降解速度快,水力停留時間短,運轉負荷高,耐沖擊能力強。在流化床中,載體的合理選擇及其結構參數的優化,是關系到反應器快速啟動和處理效果的關鍵因素。常用的載體有:細砂、活性炭、焦炭、爐渣、玻璃珠、陶粒、多孔高分子顆粒等。