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关于脱硫问题的讨论
关于脱硫问题的讨论v摘要w郭新民 v全国化肥工业信息总站气体净化分站 上海w 1． 无论合成氨生产，还是单醇生产、联醇生产，其气体中总硫要求0．1mg/Nm3 已被工厂 接受。对于降低工艺气中硫化氢含量和改善全厂工艺是明显的。如 H2S≤5mg/Nm3 时， 对脱碳的溶剂起到良好的保护作用。 ⑴半脱、变脱、精脱硫的工艺指标基本要求 半水煤气脱硫后一般用 H2S 来表述，H2S 控制在 50-70 mg/Nm3，根据配置的变换工艺 来定。如全低变可控制上限，中低低可控制下限，当然正偏离时，还是要适当控制，否则后 面的变脱负荷加重。 变脱后一般用 H2S 来表述，H2S 控制在 5-10 mg/Nm3，以低限为好。目前的工艺技术 和管理水平可以达到 5 mg/Nm3。 在满足上述两部分指标后，经精脱硫后，总硫0．1mg/Nm3，就很容易达到。 ⑵半水煤气脱硫的几个注重点 半脱最常见的是 888 系列和栲胶系列，工艺成熟可靠，大多开的很好，但也有个别 厂不正常，有以下几个注意点： 工艺流程的设置要求 来自气柜的半水煤气 ― 一级洗涤降温 ― 一级静电除焦 ― 罗茨机 ― 二级洗涤 降温 ― 脱硫塔 ― 三级洗涤降温 ― 二级静电除尘 ― 气水分离 ― 去压缩 半脱要注重洗涤、降温和气水分离，同时要注重静电除焦的效率，有条件的一定要设 置二道静电除焦。 出现脱硫不正常的工厂， 往往要频繁更换压缩机一、 二入活门。 如上流程， 一般压缩机都可实现连续运行 1 个月以上。 当洗涤降温效果不好的厂， 有时脱硫塔的温度高， 水不平衡，溶剂损耗大，碱耗高。有的厂溶剂里夹带大量的煤粉，脱硫效率低就自然了。在 考虑流程时还要考虑系统的压差不能大。 半脱的生产管理 脱硫塔：脱硫塔塔径的选择基本上满足空速 W=0.6 ― 0.8m/s 为宜。当然，塔径的最 后确定须根据以液泛速度为主的关联图计算而定。 一般认为塔填料分为三段，每段高度在 5 ― 6m，不宜超过 6m。现开发出很多填料，如 板波纹规整填料等。但 H2S 的吸收是飞速反应，不需要很高的传质面，特别是 H2S 浓度 较高的时候， 一般认为散装的塑料阶梯环v聚丙烯材质w就可满足脱硫要求。 由于规整 填料的停留时间较短，溶液中有悬浮硫，易堵塔。但散堆填料的装填应根据 H2S 浓度梯 度来装填不同型号的填料。而分布器的设计加工、安装却是至关重要的，在三层填料之 间均要安装分布器。使气相分布均匀，液相分布喷淋点要高，且分布器的设计、加工要 满足变工况条件下的运行，1 套好的分布器还可以避免出现带液和堵塔问题。 再生槽：也是脱硫的关键设备，再生槽的容积要满足溶液的停留时间 15s 为宜，再生槽 的喷射器设计、安装要注意垂直，喷嘴、吸气管、喉管、收缩管的同心度要高，喷嘴流 速 W≥20m/s。 再生槽下部应设置两块气液分布板，一般开孔∮20mm 左右。目的使再生空气分布均匀， 喷射器的插入深度至分布板下部 300―400mm 即可，同时距槽底要保持 1m 左右的距离， 上部硫泡沫溢出面要设计合理保证硫泡沫顺利溢出。 工艺和生产管理： 溶液的组分，各种工艺已有具体要求。 对于半水煤气中 H2S2g/Nm3 左右可以设置一级脱硫；当大于 2.5g/Nm3 的工艺指标，应考虑设置二级脱硫，或增加一级文丘里脱硫，才能保证 50-70 mg/Nm3 的工艺指标。 ⑵变脱的几个注重点 变脱除了 888、栲胶工艺外，还有 DDS 工艺，DDS 工艺是近几年推出的，从使用 角度讲，同一工厂有的认为脱除有机硫要优于前两种，但没有确切数据，在变脱工艺中 还是不错的， 但要注意温度适应性和防腐问题， 反应硫膏析出难度大一些， 注重点如下： 工艺流程的设置要求 气水分离器 ― 去压缩 来自变换的变换气 ― 气水分离器 ― 脱硫塔 ― 闪蒸槽 ― 去再生槽 变脱工艺中争议较多的是闪蒸槽的设置， 如在 0.65MPa 等级中闪蒸气量不大， 并无积极 意义，如 1.7MPa 等级可设置。变换工段中要考虑系统水平衡及脱硫工艺对温度的要求，如 DDS 对温度有要求，硫代硫酸纳和温度有关系。而温度还和变换的设备条件有关系，半脱和 变脱的再生槽要分设。 变脱生产管理 变脱塔：一般变脱塔的塔径选择以满足空速 W=0.3m/s 为宜，和半脱塔相似，塔内件中 散堆填料要优于板波纹规整填料。至于填料高度、传质面积应通过计算确定，其基本原 则是比传质面和 H2S 浓度相关联。分布器同样至关重要。 工艺和生产管理：变脱和半脱的操作压力不一样，气体中的酸性介质不一样。所以对于 溶液的碱度、组分不一样，气液比不一样。特别是变脱塔的停留时间要比半脱塔长。当 要求变脱后 H2S5mg/Nm3 时，变脱塔高度或理论板数要多一点。 2． 精脱硫的几个注重点 所谓精脱硫，现在统称为进精炼或甲醇的总硫脱除。用传统的液相法已不可能实现总硫 0．1mg/Nm3 的要求。现绝大多数采用干法脱硫。以湖北所的为例，常温转化精脱硫实 际上是：氧化铁干法脱硫+常温转化精脱硫。为降低精脱硫的投资，一般分为二级或三 级。即氧化铁干法脱硫+常温转化精脱硫，或二级氧化铁干法脱硫+常温转化精脱硫。在 流程设置上大致分成两种。在精脱硫的过程中不但要满足总硫的工艺指标，还要兼顾到 脱碳工段，并且要注重系统压差不能大。 ⑴工艺流程的设置 流程 1 0.65MPa 1.7MPa 0.65MPa 变脱后气体―气水分离器 ――― 氧化铁干法脱硫 ― 压缩机 ―――― 或 2.7MPa 脱碳工段 ― 气水分离器 ― 氧化铁干法脱硫+常温转化精脱硫 ―气水分离器 ― 压缩 此流程是变脱状况较差的厂在应用，氧化铁干法脱硫是在继续完成变脱的工艺条件。 存在的问题是，由于粉尘带出，使压缩机的三、四段缸受损，易拉毛，气水分离器工况不正 常，导致氧化铁干法脱硫剂完全失效的问题。 流程 2 1.7MPa ―――气水分离器 ―― 氧化铁干法脱硫 ―― 气水分离器 ―― 脱碳工段 或 2.7MPa ―― 气水分离器 ― 氧化铁干法脱硫 ―― 常温转化精脱硫 ―气水分离器 ―上述流程是与脱碳在同一个压力等级， 往往有的厂将后工段的氧化铁干法脱硫和常 温转化精脱硫合二为一个塔，上半部是氧化铁，下半部是水解脱硫。在脱碳同一个压力 等级下可避免粉尘带进气缸问题。和脱碳工段合并为一体，气水分离器可以互相借用， 氧化铁干法脱硫设置在脱碳前可以保护脱碳溶剂， 与脱碳相互兼顾。 在流程设置上要设 进出口阀、近路阀，投运和退出系统时均要使用。 ⑵精脱硫工艺设计 精脱硫工艺设计主要参考厂家提供的参数进行设计。 H2S 或总硫比公布形态及要求指标 H2S=？ H2S=50-70 mg/Nm3 H2S=70mg/Nm3 H2S=5-7 mg/Nm3 ―――半脱―――――――― 变换工段――――――变脱工段―――――――― 要求 H2S=50mg/Nm3 要求 H2S=5mg/Nm3 H2S=1-3 mg/Nm3 H2S=0.5mg/Nm3 氧化铁+ 氧化铁干法脱硫――――――――脱碳工段―――――――――― 要求 H2S=1mg/Nm3 要求 H2S=0.5mg/Nm3 常温转化精脱硫 ――――――总硫 0.1―0 mg/Nm3 在上述工艺过程中，前段的硫脱的越低，后段的脱硫效率成本越低。在整个过程 中要重视对脱碳溶剂的保护。 实际上脱碳过程中有一个硫的分布的平衡。 当新上联醇厂 增加精脱硫工序时，有时会发现 H2S 在脱碳后有增长现象，其原因是自然平衡的过程。 在生产实践中认为 NHD 脱碳溶剂对有机硫的脱除较好。 氧化铁干法脱硫和常温转化精脱硫的工艺条件选择 在工艺条件的选择上以湖北所的产品为例，其它厂的产品参照要求进行选择。 Ⅰ 氧化铁干法脱硫vT102w 空速：1000――2000/h，如 H2S＞10mg/Nm3 时，空速且选下限。根据实际使用情况， 认为选择下限为宜，因氧化铁脱硫时除了发生化学反应外，还存在一个截留性质。即达到工 作硫容时， 部分氧化铁催化剂仍具备脱硫条件， 但出口 H2S 却超限， 选择下限空速时更经济。 总径比：2.0――3.0。根据实际使用情况，认为 2.5 适宜。高径比太高时，床层阻力 增大。当气体上进下出时，篦子板上装两层 8―10 目的不锈钢丝网，中间夹两层∮20―30mm 的耐火球即可。最好分三段充装，也可两层，但每层之间要留出气体再分布的空间。在气水 分离器使用良好状态下，△P 是不会增大的。 Ⅱ 常温转化精脱硫vT104 或 JTL-4w 常温转化精脱硫是设置在脱碳后的最后一级精脱硫， 在常温下也能对 COS、 CS2 及高沸 点的有机硫有一定脱除作用v温度稍高一点更好w。但在出脱碳的气体中并非完全是有机 硫。实际上无机硫仍然占到一半以上，所以从经济角度出发，可以设置一段氧化铁，或将最 后一塔合并，上部装氧化铁，下部装常温转化精脱硫剂v即上部装 T102，下部装 T104w。 T104 的装填量和硫容关系，有条件时，请相关单位用微量硫分析仪实测有机硫。没有 条件时，可根据 H2S 的分析来确定。但在实际生产时，微量硫分析仪是必配的，一般可根据 T102 的空速来选择。 需要强调的是 T102 氧化铁在潮湿气氛中脱硫效果较好，千万不能理解带水不要紧，生 产实践证明，当气水分离器状态良好时，1 套精脱硫的压差△P≤0.02MPa。加压变换气脱硫一些问题的分析和探讨高志斗 汪晓梅 v长春东狮科贸实业有限公司气体净化设计中心w 变换气脱硫， 按照系统压力的不同大约可分为如下几个等级： 0.8MPa、 1.5MPa、 2.0MPa、 2.5MPa、3.0MPav但在实际生产中，由于各个企业的变换以及之后的系统阻力不一样，造成 各个等级下的脱硫塔压力上下都有所波动w。 不同的压力下， 虽然脱硫反应的机理是一样的， 但在工程设计和实际操作中将有很大差距， 近年来， 由于企业生产负荷的加大以及变换工艺 的调整，是变换气湿法脱硫不断暴露出一些问题，而且随着压力等级的提高，所暴露的问题 越多，下面从几个方面来分析探讨变换气脱硫的一些问题。 一、再生状况不好，脱硫效率不稳定 总体上看，变脱的再生状况不如常脱好，出现问题也较多，象澡泡、虚泡、飞泡、无泡 等现象经常在变脱出现。脱硫效率也不稳定，效率高的厂能达到 95G以上，低的厂却不足 50G， 有的厂甚至出现了进出口硫化氢一样高的现象。 脱硫效率低的现象主要集中在压力等 级低的变换气脱硫上，像 0.8MPa 压力下出现的几率最多。而再生状况不后不好的现象主要 集中在压力等级高的变换气脱硫上，特别在 2.0MPa―3.0MPa 这个级别上出现的几率最高， 主要表现为硫泡沫浮选差，泡沫稀疏，悬浮硫偏高。这种现象在行业内引起较大争议，争议 的焦点在于： 许多人认为产生这种现象的主要原因是脱硫液溶解 CO2 造成的， 在喷射器和再 生槽里由于 CO2 的大量解吸干扰了喷射器正常的吸气， 进而影响了浮选。 大多数厂在变脱塔 出口设置闪蒸槽以此延缓它的影响。 二、变换气进出塔温差较大 这种现象在压力等级低的变换气脱硫上表现并不明显。据现场测试，1.5MPa 以下的变 换气脱硫，进出口温差平均 2――3℃，1.5MPa 以上，特别是 2.0MPa―3.0MPa 这个等级的温 差较大，有的在 10℃左右，有的甚至到了 20℃以上，而且压力等级越高，进口硫化氢含量 越高，温差越大。这在工程设计中要特别注意这方面热量蘅算，尽量降低入口变换气温度， 否则再生系统就无法正常生产。本来浮选就不好，温度再高，就更加不利了再生。这么大的 温差，主要来源于反应热，从下列反应就可以看到； ⑴CO3= + H2S == HS- + HCO3反应热为：12.68 KJ/mol ⑵CO3= + CO2 == HCO3反应热为：330.48 KJ/mol 这里仅列举碱溶液吸收硫化氢和二氧化碳的反应， 其实整个脱硫反应， 无论是主反 应还是副反应，都是放热反应，因此出脱硫塔的气体有一定的温差是很正常的。但在半脱中 表现不明显，主要原因是：一方面半脱溶液量大，即使反应放出一部分热量，也很难使这么 多的溶液的温度升高较快；另一方面，由于喷射器吸收大量的空气，也会使溶液的温度大大 降低；再一方面，在半脱，其主要的放热反应是碱溶液吸收硫化氢和二氧化碳的反应，而吸 收 H2S 的反应热很小，仅仅为 12.68 KJ/mol，CO2 的反应热很大，但由于其含量少，压力低， 溶解量很少，所以参与反应的二氧化碳量很少，自然其反应热就少了。但对于加压变换的脱 硫反应就大不一样了。首先变脱的溶液量就少，这是温升的潜在因素。另一方面，相对于半 脱来说，变换气中的二氧化碳含量高，几乎是它的 4――5 倍，这样二氧化碳的反应几率就 越大。再一方面，由于压力的升高，CO2 的反应分压大大增加，从而使 CO2 的扩散溶解速度 增加，势必造成参与反应的 CO2 的量大幅度增加。综上可知，变脱的进出口气体温差就大。 三、堵塔的问题以前虽有这个现象，但不明显。近几年，尤其是压力等级高的变脱堵塔的机会越 来越多。使单塔的运行周期大大缩短。堵塔因素很多，但归结起来，只有如下四种：硫 堵、盐堵、机械堵、杂质堵以及硫盐混合堵。而对变换气脱硫来讲，硫堵占 90G以上。 很多企业都注意这方面的因素， 在实际生产中加强技术改造并优化操作， 特别在填料的 选取、内件结构的调整、溶液循环量的大小、溶液再生度等方面做了大量工作。经过总 结，发现塔堵现象主要表现为：压力等级高的比压力等级低的几率高；变换气中硫化氢 高的比硫化氢低的几率高；选取全低变的要比选取中低变或中低低工艺流程的几率高。 而且塔堵的程序一般都为由下向上堵，处理难度大。究其原因，如果排除一些常见的堵 塔因素，如： 1． 循环量不足造成塔的喷淋密度不够，局部形成 “干区”而造成堵塔。 2． 再生效果不好，贫液中悬浮硫高。 3． 填料层高v6m 以上w没有设置分布器，造成溶液偏流。 4． 塔内件v分布器、再布器以及填料支撑装置w结构不合理。 5． 填料选取不合理v由于脱硫液以及单质硫物化性质的特殊，许多传质介质面积较高 的填料并不合适作为脱硫塔填料，特别是压力等级高时，更要注意填料选取w 6． 填料倒伏或破损等。 还有一个重要因素，人们常忽视，就是碱溶液吸收硫化氢反应速度的影响。一 方面，变换气是由下而上进脱硫塔的，此时变换气中硫化氢的浓度最高，气相分压 最大，气体向液体里扩散速度，也随之增大，在同等传质面积、同等吸收液的浓度 条件下，脱硫液吸收硫化氢的推动力大大增加，因此当变换气经过塔底部第一层填 料时的反应速度最快。单位时间内吸收硫化氢的量最多。这样此时溶液中 HS-转化 为单质硫的量也最大。此外，由于脱硫液是从上而下的，在下降过程中，脱硫液不 断吸收 H2S 并不断将其转化为单质硫，因此脱硫液中单质硫的含量也不断增加，当 其到达底层填料时溶液中的悬浮硫含量最高。这两方面的原因使底部填料出现硫堵 就比较正常了。另一方面，脱硫反应是一个气液传质过程，随着气相压力的升高， H2S 的气相分压越大， 这无疑加大了 H2S 的溶解和扩散过程， 最终使反应速度加快。 再一方面，作为反应介质 H2S 来说，在同等压力情况下，浓度越高，气相分压就越 大，吸收推动力就越大，这样反应速度也就越快。综合这三方面的因素，就知道变 脱堵塔的实质了。 如果排除以上的 6 个原因造成的硫堵现象，我们首先要对塔的填料进行调整， 从下到上，填料由大到小，按次序装填，从而来适应这个反应过程，这样可能会影 响净化度，但在技术改造或工程设计时如果 充分考虑这些因素，那净化度的问题 就解决了。 特别是对 2.0MPa 以上等级且 H2S 含量又比较高v200mg/Nm3 以上w的变 换气脱硫， 更要注意这个现象， 有时为了生产需要， 完全可以把脱硫塔设计为 4 层， 底部为空塔喷淋v采用高效雾化喷头w；第二层为格栅填料，三、四层为小规格的 散装填料，从而可以大大延缓硫堵现象。这种方法在理论上成立，在实践中得到证 实。另外还有一种方法，把脱硫塔改为无填料塔。这种方法有争议，但惟有这种方 法才能彻底解决堵塔问题。这种塔型很多，如：垂直筛板塔、旋流板塔、泡罩塔等 等，这些塔型在其他工段都用过，且效果不错。但由于脱硫反应介质的特殊性以及 净化度的要求，使这些塔型未被推广运用v以前企业也尝试应用，成功的很少，大 多数以失败而告终w。 但如果我们以科学的态度开发这些塔型， 就肯定能解决问题。湿式氧化法脱硫的设备结构及溶液组分周大明 颜淑霞 山东明水化工有限公司 0． 前言 总体来看，设备是脱硫的基础，溶液是脱硫的命脉。 1． 以栲胶脱硫为例的反应机理 栲胶法是湿式氧化法中使用时间较长、应用范围较广的一种，栲胶为二元催化 法，生产及反应机理如下： 碱性溶液吸收 H2S 生成 HS-： Na2CO3 + H2S == NaHS + NaHCO3 NaHS 和偏钒酸钠vV5+w反应生成焦钒酸钠vV4+w，并析出 S： NaHS + NaVO3 + HO2 == NaV4O9 + NaOH + S 焦钒酸钠被栲胶氧化vQ 代表栲胶w NaV4O9 + Qv氧化态w + NaOH + HO2 == NaVO3 + Qv还原态w 还原栲胶被空气氧化再生为氧化态栲胶： Qv还原态w + O2 == Qv氧化态w + HO2 溶液中碳酸氢钠与氢氧化钠反应生成碳酸钠： NaHCO3 + NaOH == Na2CO3 + HO2 主要副反应： Na2CO3 + CO2 + HO2 == 2 NaHCO3 2 NaHS + 2O2 == Na2S2O3 + HO2 Na2S2O3 + O2 == 2Na2SO4 2.入塔气除油清污的净化 作好入塔气的除油清污净化，是半水煤气脱硫稳定性的基础，半水煤气来自气 柜往往夹带的煤焦油和煤灰含量较高，气体入塔前罗茨风机的前后要求能做到二级洗 涤降温及焦碳过滤和电除焦，除油清尘净化不彻底，是脱硫塔填料堵的重要因素。 变换气入塔前要有气体温度调节措施和气液分离装置。以稳定脱硫液温度和水 平衡。 熔硫釜残液的处理方法各厂不一，应当重视。 ⑴首先要求防止再生浮选泡沫带液过多，泡沫厚度应控制在 150mm 左右。溶液 悬浮硫偏高，降低泡沫厚度不是根本方法，应另找原因。正常情况下泡沫保持一定厚 度，悬浮硫不会超标 0.5g/L。 ⑵熔硫釜残液中有较多的硫晶体，残液回收至系统前应做好降温和澄清。有的 厂对残液进行过滤；亦有的厂直接进行泡沫过滤，产生硫膏，效果较好，但比较麻烦。 一般应做到数次沉淀和冷却，残液回收时温度和悬浮硫达到较低称度。3． 主要设备结构 ⑴脱硫塔 脱硫塔是脱硫生产的主要设备， 脱硫塔的职责是溶液吸收气相中 H2S 的容器。 生成物 HS-于脱硫塔中多数与偏钒酸钠vV5+w生成单质硫，V5+转成 V4+，再与氧化态栲胶反应还 原为 V5+。这些反应于脱硫塔中是相互依存、不断递进、循环深化的反应过程。吸收 H2S 是 一个飞速反应，而 V5+和 V4+的往复转化反应相对较小。提高脱硫效率，深度净化，要求气 液有充分接触面积和反应时间，以完成上述反应。 脱硫塔的结构形式较多，较大塔径以填料结构为主，填料塔以散装填料为多。散装填 料以结构简单、气液流通面积大、阻力小、操作弹性大和运行稳定等特点优于其它板式塔。 近年来开发了不少比表面积大、空隙率高、价廉物优的填料，使填料塔发挥出更大的优势。 波纹规整填料用于脱硫塔， 由于脱硫液含有悬浮硫易附着波纹表面， 规整填料内扩散 性差，气液再分布部件安装要求精度高，使用效果远不及散装填料，并且易堵塔。提高填料 塔气液传质效率，关键是要求气液分布均匀，入塔气、液分布、段间气液再分配装置、除沫 器和防涡板等部件设计合理，气液分布面积适当。开孔面积过大，则不起均布作用；而开孔 过小则造成阻力，甚至引发带液。半脱和变脱的操作压力不同，反应的液/气比有所差异， 虽然部件的基本结构相似，开孔具体尺寸和开孔面积实则不尽相同，均有独立的设计。但部 件的加工和安装，其精度、水平及垂直度同样有较高的要求。脱硫塔的直径是以关联图计算 出泛点气速， 以取一系数求得实际气速计算塔径。 具体换算由于入塔气中硫化氢含量及净化 度要求不同，系数的选取范围较大，得出的塔径有所差异。对于脱硫塔而言，一般静止设备 的生产余量适度放宽， 使用效果较好。 笔者认为半脱塔 u=0.5―0.7m/s,变脱 u=0.2―0.3m/s 为宜。例如年产能力为 12 万吨v总氨w，半脱塔直径不应小于 5 米，0.8MPa 变脱塔直径不 应小于 3.2 米。 脱硫的填料高度，决定与需要的传质面积和气液停留的时间，求的需用的传质面积， 涉及到吸收过程的平均推动力△Pm， 是以出入气相 H2S 分压而得。 由于脱硫塔吸收硫化氢的 反应为多元化，且反应速度差异大，仅以气相中 H2S 分压计算平均推动力△Pm 求得的填料 高度与实际要求有所偏离。见到有的脱硫塔高度偏低，净化度满足不了生产要求 ，不得不 将两个矮塔串联使用，虽然得到一定高度弥补，但造成溶液循环量增加，动力消耗因此而升 高。 脱硫塔填料以三段装填为好，每段 5―6 米，填料总高 15―18 米，段间应设气液再分 布部件。填料以散装聚丙烯 50―76mm 为主，下段填料宜选大规格以防堵。 变换气与半水煤气两者 CO2 含量不同，变脱塔中 CO2 含量干扰大，且变换气压力高。 不少变脱塔的设计仍然沿用半脱塔的套路， 仍然以脱除气体中 H2S 为主的总体思想。 脱硫液 与 H2S、 CO2 反应存在很大不同之处， 吸收 H2S 速度是飞速反应， 而吸收 CO2 则是液膜控制， 随喷淋密度增加而加快的反应。 当半脱塔和变脱塔结构没有根本区别的情况下， 只能在操作 中以控制工艺条件、溶液 PH 值、组分浓度、温度及喷淋密度来抑制对 CO2 的吸收。半脱塔 的喷淋密度≥40m3/m2?h,而变脱塔的喷淋密度一般应≥35m3/m2?h 即可。 ⑵再生槽 中、小氮肥原鼓风式高塔再生已不多见，自吸空气喷射再生槽已普遍使用。富液以 一定压力进入喷嘴形成液体高速射流， 喷嘴周围的吸气室产生负压， 将空气吸入喷射器管内。 空气呈细微气泡扩散于液相中，气液得到充分的接触，形成高速涡流状态，反应极为快速。 再生效率在混合管中可达 70G以上。喷射器的设计比较专业，喷嘴流速要求达 20m/s，混合 管长是管径的 20 倍。喷射器的制作要求精度高，尤其喷嘴内侧加工精度应达到6 精度以 上。 喷射器的安装要求严谨， 喷嘴、 吸气管、 收缩管及混合管中心轴线要一致， 同心度≤1.0mm。 自吸喷射器是再生槽的心脏，设计加工和安装达不到技术标准，影响再生效率的提高， 甚至会出现抽气不力和倒液现象。 常见再生槽液面不起硫沫或硫沫不起泡， 浮选溢流差、 溶液悬浮硫高，导致再生和脱硫效率低均为喷射器吸气强度不足引起。 再生槽职责不仅是自吸空气促使溶液催化剂氧化再生，兼有对溶液的气提释放 CO2 及 硫泡沫的浮选作用。按照湿式氧化法脱硫总反应式 H2S + 1/2O2 == H2O + S 核算，每吸收 1 千克 H2S 需要 1.75m3 空气即可， 而实际用量为氧化再生的 10 倍以上， 才能起到上述作用。 所以确保再生槽的实用效果应达到一定的吸气强度。 溶液于再生槽停留的时间， 即再生槽的有效容积是一项重要的设计参数。 就催化剂的氧 化再生速度较快，溶液停留时间 5―7 分钟即可完成，但再生槽硫沫的浮选溢流需用较长的 时间，其时间因催化剂的不同略有差别，大致以 15―20 分钟为宜。再生槽的有效高度即溶 液的实际深度应根据喷射器入口液压及再生槽径而定，若选用再生泵扬程高、槽径大，可适 当增加有效高度。为降低再生泵的动力消耗，宜选用扬程较小的。喷射器入口液压 0.35― 0.45MPa， 再生槽有效深度 4―5 米即可。 变脱塔再生槽溶液是利用脱硫塔的余压进入喷射器， 压力可调至 0.6―0.7 MPa，再生槽有效深度可提至 6 米以上。 再生槽的有效深度确定后， 以溶液的停留时间即再生槽所需要的容积为依据换算再生槽 的直径。 这种换算较之以吸气强度求得的再生槽直径值高， 按照购买喷射器产品说明书标定 气/液比≥5 核算，再生槽的实际吹风强度要远大于 100m3/m2?h，生产效果较好。再生槽内 应设 2―3 块孔板，孔板的作用使气液混合物通过孔板时再经混合搅动，以利再生效率的提 高。为防止孔板硫沫堵塞，将孔径扩大是不妥的，孔径过大，混合搅动作用减弱，孔径要求 ≤12―14mm。 ⑶富液槽v闪蒸槽w 富液槽是脱硫塔排出脱硫液短暂贮存容器，不是重要的设备却起着重要的作用， 在富液槽的反应是脱硫塔反应的延伸。脱硫液吸收硫化氢转化为硫氢根后与五价钒反 应析出单质硫，硫氢根转为单质硫的反应相当部分是于富液槽中进行的。析硫反应速 度小，脱硫塔之后溶液于富液槽中停留时间尚需 10―20 分钟。停留时间短，硫氢根来 不及转化为单质硫，进入再生槽则被氧化为 Na2S2O3 和 Na2SO4，两者是氧化法脱硫液 的主要副产物组分，其含量受溶液 PH 值、温度等因素影响，但主要是受富液停留时间 的影响。有的脱硫装置为节省投入将富液槽去掉是非常错误的。 变脱装置富液进入再生喷射器；是利用脱硫塔的余压节省再生泵，常压富液槽不 宜再设。如何解决硫氢根继续反应转化为单质硫，方法有二：一是扩大脱硫塔的底部 容积，以增加溶液的停留时间。且底部空间适当扩大，也有利于操作的稳定和意外事 故的处理。二是增设闪蒸槽，其作用不是为溶解于溶液中的气体释放，0.8 MPa 脱硫 装置闪蒸出的气体回收价值不大，主要作用是外增脱硫塔的容积，延长停留时间。富 液槽的设计需要注意进出溶液于槽中不要走短路。 4． 溶液的组分 溶液的组分脱硫剂以纯碱为多，脱硫剂以纯碱、氨水及催化剂栲胶、偏钒 酸钠等是人工配制，溶液中的副产物 NaHCO3、Na2S2O3、Na2SO4 及 NaSCN 含量则是受 制于生产装置和生产运行条件。 ⑴总碱度vNa2CO3w组分的控制 碱性湿式氧化法脱硫为酸碱中和反应，以 Na2CO3 + H2S == NaHS + NaHCO3 为主， 脱硫效率随 Na2CO3 含量的增加而升高。 生产上溶液总碱度的控制以入口气体中 H2S 含量及溶液容硫量的要求而确定。理论上每脱除 1 克硫化氢需要 3.12g Na2CO3,以溶液中的容硫量 0.2g/L 计，则 Na2CO3 的浓度应为 0.624g/L。为提高脱硫效率，并 考虑吸收 CO2 所耗 Na2CO3 含量远高于理论值。总碱度以 18.6―53.0g/Lv0.35― 1.0mol/L,以 Na2CO3 为基本单元w为一般控制指标。因各厂 H2S 含量差异大，实际总 碱度的控制差异较大。 总碱度组分是在合理的溶液循环量，确保脱硫净化度完成的前提下，以 低值控制为好，尽量做到稀液脱硫。总碱度高会导致 CO2 吸收耗碱量增加，副产物含 量高，甚至引发盐堵。入塔气体 H2S≤2.0g/Nm3 时，总碱度以 18.6―23.9g/Lv0.35 ―0.45mol/L,以 Na2CO3 为基本单元w为宜， 随着硫化氢含量的提高相应增加总碱度的 浓度。 ⑵催化剂栲胶、偏钒酸钠组分的控制 碱性脱硫液吸收硫化氢生成硫氢根被偏钒酸钠氧化为单质硫，氧化态的 栲胶恢复偏钒酸钠的活性。反应原理是互相依赖，交叉进行的。偏钒酸钠浓度的提高 是硫氢根氧化为单质硫的速度加快。偏钒酸钠组分应随气体中硫化氢不同而控制，入 塔气体 H2S≤2.0g/Nm3 时实际含量应超出理论要求以≥1.0g/L 为好。 脱硫过程中栲胶与偏钒酸钠的化学反应的数量关系应为 1.7 倍，脱硫过 程钒酸盐的还原及氧化是反复进行，只要氧化态的栲胶足量，钒的利用率可达到 110 ―140G。考虑到栲胶价格较低，宁可使栲胶比例高，使栲胶/偏钒酸钠含量之比 1.7 ―2.0 为好。当偏钒酸钠含量为 1.0g/L 时，栲胶含量为 2.0g/L 。 总碱度、栲胶及偏钒酸钠组分随入口气体 H2S 含量而定，当入口气体硫 化氢含量 1.0―2.0g/Nm3 时，栲胶的含量≥2.0g/L 为好，溶液应本着总碱度低而催化 剂含量相对高的原则来控制。 ⑶NaHCO3/ Na2CO3 组分控制 总碱度由 NaHCO3/ Na2CO3 组成，脱硫过程真正参加反应的是 Na2CO3， Na2CO3 组分的高低决定着 PH 值的大小。 脱硫液应尽量提高碳酸钠的含量， 降低 NaHCO3/ Na2CO3 之比。由于变换气中二氧化碳含量较高，脱硫液受其干扰大，NaHCO3/ Na2CO3 难以提高；半脱液中 NaHCO3/ Na2CO3≤5.0 比较容易做到，而变脱液其比≤12.0 难以 维持。变脱装置中溶液 NaHCO3/ Na2CO3 比值失控过大，即使总碱度高，PH 值亦难以 提高，脱硫效率低，碱耗徒然增加，变脱装置要特别着重降低 NaHCO3 含量。 NaHCO3 增加的主要原因是因 Na2CO3 + CO2 + HO2 == 2 NaHCO3 反应 所致，降低 NaHCO3 的具体做法：一是提高再生槽自吸喷射器的抽气能力，促使空气 将溶液中的 CO2 气提出来。生产中喷射器逐渐会被堵塞，影响抽气能力， NaHCO3 含 量逐渐上升。一般而论，变脱中当 NaHCO3 含量≥40.0g/L 时，脱硫效率会受到明显影 响。二是提高溶液温度，促使溶液中二氧化碳释放出来，NaHCO3 分解为 Na2CO3。当溶 液中 NaHCO3 含量过高时，将部分贫液分流出来，单独进行蒸气加热和空气气提，以降 低 NaHCO3 含量。这种方法暂时有效，但代价太高，容易反复，不是根本方法。要根本 控制好 NaHCO3/ Na2CO3 之比，要使再生槽自吸喷射器达到应有的吸气强度，控制较高 的再生温度。 有的脱硫装置长期 NaHCO3/ Na2CO3 失控，要检查再生槽及喷射器的设 计和制作是否规范标准。喷射器自制达不到要求的精度，制作粗糙，效果不好，不及 购买专业厂家产品使用。专业产品所标定的技术性能，液气比，吸气强度等指标难以 核实，但使用效果可以验证。⑷PH 值的控制 PH 值是脱硫液的基本组分。随总碱度的增加而上升，严格的讲主要是 受 NaHCO3/ Na2CO3 比的影响，PH 值与比值成反比关系。PH 值高利于硫化氢的吸收反 应，气体净化度提高。PH 值升高却不利于硫氢根转化为单质硫，生产上对 PH 值的控 制一般仅考虑气体净化的要求，PH 值难以达到影响硫氢根析硫的高限值。 提高 PH 值不宜单纯增加总碱度，而应以降低 NaHCO3/ Na2CO3 比为主 要手段。提高总碱度，PH 值升高效果不明显，反而产生耗碱高，副产物组分增加的 负作用。变换气脱硫由于气体中二氧化碳的影响，PH 值难以提高，提高总碱度反而 造成 NaHCO3 组分升高，不及以低 PH 值、NaHCO3 组分进行脱硫反应，以适当增加喷 淋密度来提高气体净化度。 半水煤气脱硫液 PH 值以 8.2― 8.6 为宜，脱高硫 PH 值要提高。变换 气脱硫 PH 值以 8.0― 8.4 为宜。 ⑸Na2S2O3、Na2SO4 及 NaSCN 组分的控制 Na2S2O3、Na2SO4 及 NaSCN 是副产物，其中 NaSCN 为气体中原有 HCNS 的副产物， 其余含量的高低与生产操作有关。 Na2S2O3 为例， 一 其含量 1.0―100.0g/L 之间悬殊较大。 Na2S2O3 主要来源于 2 NaHS + 2O2 == Na2S2O3 + HO2 反应，是富液 槽剩余硫氢根进入喷射器与空气中的氧的反应物。Na2S2O3 组分高，危害十分严重。 主要有：增加碱耗，Na2S2O3 与 NaHCO3 同是脱硫耗碱的主要副产物。增加溶液的 密度和黏度，使喷射器抽气能力下降，NaHCO3 升高，再生和脱硫效率下降。相应降 低了单质硫的生成，硫回收率下降，浓度的递增是引发堵塔的重要因素。Na2S2O3 的增加伴随 Na2SO4 组分的升高，Na2SO4 组分往往是 Na2S2O3 的数倍，是构成对设备 强烈腐蚀的主要因素。 一般而论， 凡是脱硫运行不正常时， Na2SO4 和 Na2S2O3 均偏高。 溶液温度≤45℃时，Na2S2O3 生成率没有明显变化，温度超高，生成速 率增加较大。 催化剂的氧化再生效率低，使反应槽中硫氢根转化为单质硫的速度转 慢，更多的硫氢根进入再生槽氧化为 Na2S2O3，是 Na2S2O3 增多的主要原因，富液槽 容积偏小是原因之一。 熔硫釜残液经高温过程，副产物转高，回收残液量偏大时，也对增加 Na2S2O3 含量产生影响。 Na2SO4 的来源由 SCN-和 HS-氧化而来，但主要影响是 Na2S2O3 继续氧 化所致，随 Na2S2O3 的增加而升高。脱硫液中 Na2SO4 含量远大于 Na2S2O3，而溶解度 却小的多，在温度变化时极易结晶沉淀造成盐堵。 有的脱硫装置技术管理不到位， Na2S2O3 组分不检测，更不控制。脱 硫中存在问题及产生的原因则被掩盖，脱硫的生产运行难以趋向良好。 ⑹温度的控制 溶液温度是项重要指标，温度低吸收硫化氢及析硫反应速度减小，但在 一般温度范围内影响不明显。温度对再生效率及副产物生成影响较大，温度高析硫速 度和再生效率升高。 但温度超出 45℃由于氧的溶解度降低， 再生和脱硫过程速度减小， 再生槽硫泡沫变薄，副产物增加。温度的控制主要是以再生的需要而定，以 40―45℃ 为宜。 变换气脱硫 NaHCO3 易于升高，为降低 NaHCO3，温度应接近高限；半水 煤气脱硫， NaHCO3 不易升高，温度可靠近低限。无论半脱或变脱，当 Na2S2O3 组分高时，温度应下调。 温度的调节以蒸气加热或冷却水降温效果不明显，生产上往往是调节入 口气体温度为手段。 5． 变脱压力升高的调整 由于变换气中 CO2 的影响， 使富液中 CO2 增多。 当富液进入自吸喷射器 室时呈负压状态， CO2 气体再次释放，抵消自吸的部分空气量，影响再生效果，因此出塔 富液应设置闪蒸槽。闪蒸槽内设液相分布结构及填料层，并根据脱硫压力的大小，使富液保 持足够的停留时间。 变脱压力提高， 吸收塔径相应缩小， 如果仅以原低压力的设备部件结构 比例缩小，或将低压力的吸收塔只简单的增加塔壁应用是不妥的。设备内部的结构、气液相 的流通面积，应重新设计，以适用高压力状态下的工况。溶液入喷射器的压力是一个重要指 标， 控制压力高低具体视喷射器自吸空气能力而定。 压力高有利于单体喷射器吸气能力提高， 但使用的喷射器数量减小，总的自吸空气量未必多；闪蒸槽压力高，闪蒸槽的二氧化碳释放 会降低，也不利于再生。确定压力高低要视生产运行的实际效果，一般地讲闪蒸槽压力不宜 过高，尽量多开喷射器根数，增加总的自吸空气量。 自吸空气量不足，会出现泡沫浮选差，悬浮硫高，溶液颜色不纯，副 盐含量增多，严重时会影响脱硫效率，甚至吸收塔带液。再生槽的结构容积及有效深度确定 应有利于再生和泡沫的浮选。 变脱压力提高后， 抑制脱硫效率及稳定运行的主要矛盾是富液 的再生，因此工艺指标及溶液组分的调整应有利于再生，例如溶液的温度适当提高。 6． 堵塔问题 湿式氧化法脱硫出现堵塔的原因很多， 即使催化剂具有清洗作用， 堵塔 现象并非完全杜绝，防止堵塔应做好以下工作： ⑴做好气体入塔前的净化，入塔前气体要洗涤除尘、静电除焦。清除掉可能带入脱硫 装置中的杂物、煤屑，做好气水分离，防止洗涤水带入脱硫系统，补水及溶液制备使用脱盐 水。 ⑵严格控制溶液的悬浮硫指标≤0.5g/L，做好再生槽硫泡沫的浮选溢流。常用的栲胶 法及 888 法脱硫，只要再生槽正常运行，不必增设溶液过滤等附加措施，悬浮硫较易控制。 再生槽液位及喷射器入口液压要稳定，防止大波动，将沉淀泛起带入塔中。 ⑶脱硫液 Na2S2O3 、Na2SO4 等副产物递增，造成碱耗升高，影响气体净化度，减少 硫磺回收量。Na2SO4 副产物易产生盐结晶，造成堵塔。 Na2SO4 还是设备腐蚀的主要根源， 腐蚀物最终也沉积在塔中。 ⑷脱硫塔部件结构设计及制作不标准，安装出现偏差，造成气液偏流，栅板过密易引 发填料底部积硫。填料规格过小，质量差，表面粗糙，段落装填高度大，易发生堵塔。填料 规格要求：半脱一般要求≥76mm,变脱一般要求≥50mm。填料质量差，粗糙的 产品经堵塔后 清洗再用，极易再产生硫堵。 ⑸保持足量的溶液循环量和喷淋密度，使附着在填料表面的硫沫能得到及时冲刷，减 量生产不宜暂时调小循环量，以降低总碱度组分为宜。 ⑹重视硫回收加工，采用新一代连续熔硫技术，以泡沫泵直接打入熔硫釜，压力大， 釜内温度可提高， 排出的残液杂质少。 残液要经沉淀过滤将杂质、 异物清除再回收到系统中。 生产规模大的硫回收装置，应考虑不经高温熔硫过程，以硫膏为付产品，母液保持原 溶液的组分，溶液副产物含量不因经熔硫而增加。 另外，长期溶液组分不合理、半水煤气中氧含量高、溶液温度偏低、催化剂质量低劣等均为产生堵塔的因素。变换气脱硫工艺选择及设备配置问题前言 决定装置脱硫效果好坏有两大因素：一是脱硫剂，二是设备配置必须满足脱硫剂的要求。一 般来说，湿法变换气脱硫工艺的关键设备有变脱塔、富液槽v闪蒸槽w、再生槽。 1． 变脱塔 用碱液脱硫是快速化学反应，吸收过程的控制步骤为气膜的传质过程，也就是说吸 收过程的阻力主要集中在气相，对于气相阻力为主的吸收操作，增加气体流速，可降低气相 阻力而有效地加快吸收过程。 根据传质理论应选择具有较大传质面积的填料或气相传质系数 大的喷射型塔板为好，同时，还必须让气体有一定的停留时间。 变脱塔的作用是提供气、液充分接触传质传热的场所，让气体中的硫化氢尽量多的 转移到脱硫液中。这就要求变脱塔的结构具备如下条件： 气、液分布均匀 提供足够的比表面积 有足够的高度，让气体通过变脱塔时，有一定的停留时间 由于脱硫液中还带有泡沫，要求变脱塔的填料容易清洗 2． 富液槽v闪蒸槽w 富液槽是不能省的，它有两个作用： 减压后闪蒸出大部分溶解气体，尽量减少去再生槽的气体，不降低喷射器的吸空气能 力，提高再生效率。 延长富液停留时间，让尽量多的硫氢根离子在脱硫剂的作用下氧化成单质硫，降低富 液中硫氢根离子的浓度，减少再生槽中副反应的发生。一般来讲，富液在富液槽中停 留时间要求 5―10 分钟为好。 3． 再生槽 将单质硫泡沫从脱硫液中分离，使脱硫富液变成贫液，达到循环利用的目的 脱硫剂在此再生，重新获得活性，这就要求再生槽能提供足够多的空气 让细小的单质硫聚集长大，使硫泡沫容易从富液中分离。富液在再生槽的停留时间的 多少是由脱硫剂的特性决定的，一般来说有 12―25 分钟脱高硫系统运行总结1． 主要工艺指标 总碱度： 0.4 ― 0.6 N Na2CO3: 0.05 ― 0.1 N 888 含量： 5 ― 20 ppm ，加入量 1Kg H2S 补加 888 脱硫剂 0.7 ― 0.9 g PH 值： 8.2 ― 8.5 溶液温度： 38 ± 2 ℃液气比： ≥ 12 L/Nm3 系统出口 H2S 含量：＜70 mg/Nm3 2． 888 及纯碱的加入方法 在活化槽内加入清水至槽容积 3/4 左右v约 0.15 m3w 根据煤气中 H2S 含量及生产负荷情况， 加入 888 ， 开空气吹搅使其充分溶解活化约 4h 把活化好的 888 保持细流量均匀地加入到氧化槽出口液位调节器内使之充分与溶液 混合 每班必须按时、按量地活化和补入 888 以确保溶液中 888 含量的稳定 纯碱必须每 2 小时按规定量加入地槽与地槽内溶液充分混合并加热至 50 ℃补入系统 3． 系统的正常控制要点 加强调节，精心操作，力求稳定的工艺条件 在生产中随着生产负荷变动和进口硫化氢的波动指派专人随时根据系统运行状况进行 必要调整，力求使气、液、固三相在平衡中良性循环，始终做到稳定运行并保证溶液 清亮、质量好。 保持溶液的良性循环 在正常生产中一定要保持吸收再生及回收等相互协调、相互平衡，一定要加强硫磺及 熔硫或清液回收，使系统运行得到稳定，同时要建立全系统溶液日常管理制度使溶液 成良性循环 保持适合的液气比 888 法脱硫，一般液气比控制在 12 L/Nm3 以上，比值的增加虽然有助于吸收半水煤气 中的硫化氢，但过大使系统溶液的循环时间缩短从而使溶液的再生受到影响，因此在 兼顾溶液再生时间的同时尽量增加溶液在脱硫塔内的喷淋密度，这样有利于提高脱硫 效率。在系统减负荷或短时间停车时，脱硫液尽量保持循环，从而防止硫堵塞和提高 溶液质量 加强再生槽泡沫溢流和喷射器的管理 在溶液的再生过程中泡沫溢流和喷射器的开启只数的管理非常重要。泡沫必须正常溢 流，尽可能少带清液，也不能使液面上泡沫沫被过厚，防止泡沫积累、破碎、沉降， 造成悬浮硫高。同时泡沫液面上形成的沫被应控制在 6 厘米左右切液面平整，再生槽 喷射器开启只数应根据硫化氢含量严格控制，喷射器在保证再生压力的情况下，要严 格观察自吸空气量的大小。适宜的空气有利于富液的再生氧化，从而保证脱硫效率， 减少副反应。888 具有携氧能力强，泡沫浮选表面张力大、泡沫均匀，悬浮硫很低的 功能。 加强熔硫管理及脱硫液温度控制 熔硫后残液温度较高约 70 ℃，且副盐含量高，残渣多，采取利用其热量将硫泡沫在 硫泡沫加热器内进行加热，加热至 60℃左右与泡沫一道入泡沫槽内，在泡沫槽内通过 冷却过滤沉淀后回系统，从而有效降低了溶液温度，减少了溶液中悬浮硫含量。 脱硫液温度控制是很重要的指标，尽管 888 的工作温度范围很宽但仍应加大半水煤气 的降温能力，使脱硫液系统温度严格控制在 38―42 ℃，因为溶液温度过低，吸收和 析硫速度均降低，且不利于水平衡，温度过高，硫化氢在脱硫液中溶解度下降，吸收 推动力小，净化度低，同时再生过程氧溶解度小，不利于再生氧化，且副反应加剧， 副盐增加。脱硫工艺与设备稳定运行的体会前言 湿法脱硫工艺包括吸收、脱硫液再生、硫泡沫处理三大部分，其涉及的内容包括有脱 硫塔的吸收工艺及装置的设计选用、脱硫液的再生装置设计选用及管理、硫泡沫回收 处理的方法及管理等。现谈几点体会： 1． 装置的配套完善 脱硫工艺系统的主要设备有脱硫塔、喷射再生槽、贫液槽、富液槽、各种机泵、硫 回收装置等。对贫液槽、富液槽一般根据溶液循环量及合理的停留时间即可确定好容 积。而其中的脱硫塔、再生槽则是装置中的关键部分。 ⑴脱硫塔 碱性水溶液中和吸收硫化氢及部分有机硫的过程是在塔内完成的， 伴随中和吸收后 的硫氢根离子的氧化析硫反应，催化剂输出释放氧后失活，重新吸附氧的再生v少部 分w，以及对工艺气体中氢氰酸、二氧化碳的中和吸收也在塔内进行。 脱硫塔多为填料塔，其传质过程主要在填料段进行。以三段填料为例，分解各段特 征： 上段：高贫度贫液入塔后的第一个工作过程，其悬浮硫含量低，硫氢根离子氧 化析硫的单质硫少，溶液清亮、黏度低，中和吸收性能好。 工艺气体出塔前的最后一个净化过程，其硫化物含量低，带入的杂质少。 该段气液分布均匀，通常填料段不会堵塞，为获得较好的脱硫效率，填料段可 适当加高。 下段：脱硫液出塔前的最后一个工作过程，已呈富液态，悬浮硫含量高，溶液 浑浊黏度大，吸收性能下降。 工艺气体入塔后第一个净化过程， 其硫化氢含量高， 带入的焦油粉尘多。 通常， 填料段有不同程度的堵塞，气液分布不匀，壁流、偏流不同程度形成，为不致 造成严重的堵塔，填料段适当降低。 中段：其特征介于上下段之间，是脱除硫化物的主要工作区间，若在此段形成 偏流、壁流，气液分布不匀，就很难在填料段内在进行自行分布均匀。 因此， 为防止减轻延缓堵塔的过程， 在填料段总高度确定的情况下， 可多分段， 且段高不宜超过 5 米，段间设液体再分布装置，或许更为合理；对于孔管式的 液体分布器，液体分布应注意分布管的孔径不宜太小，太小易堵塞，一般要求 小孔横截面积的总和为液体再分布器总管横截面积的 1.5 倍； 液体分布器的水 平度很重要，否则液体分布不均匀，不仅脱硫效率会下降，甚至造成偏流，得 不到脱硫液湿润的填料表面沉积硫沫， 塔的阻力随之增加； 适当增加脱硫液循 环量，保证其喷淋密度大于 35m3/m2?h ⑵喷射再生槽 再生槽的高径比应根据吹风强度、溶液合理的停留时间v一般为 15―20 分钟w来 定。再生槽内可设置 2―3 层分布孔板，可进一步加强气液分布，提高再生效率。但孔 径的大小十分重要，孔径小看似利于气液分布均匀，但易堵塞，往往会形成气液的偏 流， 进而影响再生的效果， 通常孔径 18―25mm 较为适宜， 且小孔一般为下层大上层小。 ⑶硫回收装置 硫回收装置一则产生硫磺成品，二则回收硫泡沫夹带的脱硫液。既可降低辅料的 消耗又能减少对环境的污染。但如果脱硫液回收方法不当，滤液温度高，副反应物大量积累，往往形成混合性过饱和物而析出，影响吸收与再生过程，势必造成碱耗增加， 副反应加快，形成恶性循环。副盐的析出还会造成塔阻力升高，甚至堵塔。因此，硫 泡沫应先过滤后熔硫，滤液温度低，无副反应，清亮干净的滤液可直接回收至贫液槽。 若滤液浑浊且杂物多，则应回收到再生槽，重新进行浮选。经验认为，熔硫后的滤液 不必在进行回收，可适当排掉，以免对系统造成影响。 2． 工艺及日常管理 脱硫工序的工艺管理主要是脱硫液工艺指标的管理，严格控制脱硫成分在工艺指标 之内，控制好进脱硫塔气体的温度不超过 40 ℃。监控好再生槽硫泡沫再生情况， 保证空气吸入量，保证硫泡沫正常浮选溢流。吸收剂及催化剂的补加量不应过度集 中，特别是高浓度高温度的碱液大量集中补入系统，会造成局部液温高，致使硫泡 沫快速消失，硫颗粒细小难以聚合浮选分离，副反应也加快。用好栲胶脱硫技术的几点经验控制好溶液组分，根据工艺条件，确定好溶液组分指标。溶液中 Na2CO3 浓度 的高低反映出溶液 PH 值的高低，NaHCO3 和 Na2CO3 的比值高低反映出溶液再 生的好坏，不适宜的溶液组分，将影响溶液的吸收、再生和硫回收工作。 控制好气液比，液气比大，虽然可以提高脱硫效率，减少硫、盐、粉尘吸附在 填料上，防止填料堵塞，但会造成动力浪费，溶液再生时间变短，使溶液再生 不完全，还易使气体带液，化工原材料消耗增大。 控制好煤气温度和溶液温度。 煤气温度过高， 可造成溶液温度高， 硫泡沫易碎， 影响单质硫的浮选，有副反应生成，溶液涨液，使溶液组分下降，影响脱硫效 率，严重时液体需外排。溶液温度低，硫容小，脱硫效率下降，各种盐类物质 容易析出结晶堵塞填料。 控制好再生空气用量， 使空气在再生槽内分布均匀。 空气量的吸入与溶液再生 的好坏及脱硫效率有直接关系， 空气量大容易造成再生槽液面不稳定， 硫泡沫 容易破难以聚集；空气量小硫泡沫不易形成。停运的喷射器不要集中在一起， 防止液面波动，影响硫泡沫正常溢流。 工艺调节要缓慢，在液气比、空气吸入量、化工原料加入等方面要缓慢进行调 整，加强分析，及时 各种数据，严格控制工艺指标，严防工艺状况大起大落， 稳定的工艺状况，提高脱硫效率和硫回收率，降低化工原材料消耗。 煤气只经过一次洗涤的脱硫工艺以间歇熔硫为好， 可以减轻煤气除焦油、 除尘 不好对脱硫系统的影响，还可以将高位槽硫泡沫加温到 90 ℃，在缩短硫膏沉 淀时间，加快过滤速度的同时，将溶液中的 NaHCO3 分离，使 PH 值增高，降 低化工原材料消耗，提高脱硫效率。 当脱硫塔溶液分布管堵塞， 溶液偏流或无法加量是， 可在系统不停车情况下处 理。即将脱硫泵停下，使泵出口管溶液倒排，从而将溶液分布管堵塞孔疏通。栲胶+888 半水煤气脱硫运行总结1． 脱硫液的制备正常生产时，在制备槽中加入脱盐水或贫液通蒸气和空气，加热 40―45℃， 然后按配比要求加放适量 Na2CO3 升温到 85―90℃时，加入 V2O5，温度升到 95℃活化 40 分钟后加入栲胶，熟化 10―20 分钟，用泵补入系统或贫液槽，888 用贫液溶解活化 8 小时后从再生液位调节器处v贫液w均匀滴加入贫液槽后经脱硫泵打入系统。 2． 栲胶+888 脱硫液组分的控制 总碱度 当原料气中硫化氢含量小于 1.0g/Nm3 时，溶液的总碱度v以 OH-计w可控制在 0.6―0.8N；当原料气中硫化氢含量大于 1.0g/Nm3 以上时，溶液的总碱度v以 OH-计w可控制在 0.8―1.0N 。 栲胶含量 当原料气中硫化氢含量小于 1.0g/Nm3 时，溶液中栲胶浓度可控制在 1.0―1.5 g/L；当原料气中硫化氢含量大于 1.0g/Nm3 以上时，可根据生产实际情况调整栲胶浓 度到 1.5―3.0 g/L 偏钒酸钠含量 考虑钒与栲胶的络合作用， 实际溶液配制时所加的 V2O5 要适当过量。 根据经验， 生产能力 10 万吨/年的运行 V2O5 加入量为 0.67 公斤/天，总钒 0.4―1.5 g/L。 888 含量 栲胶液对有机硫的脱除能力偏差。 888 则对有机硫的脱除能力较强， 而 但因其在 溶液中的含量很低， 很难准确分析， 通常靠经验或定量补加的办法调节溶液中的含量， 为保证脱硫效率的稳定，当半水煤气的有机硫含量升高时，应加大 888 的滴加量，实 现优势互补。 3． 操作要点 保证脱硫液组分符合工艺指标。 根据溶液组分及时制备补加 Na2CO3、 栲胶、 V2O5 和连续均匀滴加 888。 保证再生压力，一般要求控制大于 0.4MPa，稳定喷射器自吸空气量。 控制好再生槽液面保证硫泡沫溢流正常， 降低脱硫液中的悬浮硫含量， 保证脱硫 效果。 控制好再生温度，使脱硫液氧化再生完全。 保证脱硫过程所需的额溶液循环量， 气量增大或原料气硫化氢增高时， 应相应增 大溶液循环量，以稳定脱硫效率。 当原料气硫化氢增高时， 应相应调高溶液中各溶剂的组分含量和总碱度指标， 以 稳定脱硫效率。
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