1工艺设备状况

 

脱硫工段全套装置采用化二院设计，设计焦炉气量120000m3/h，入口H2S≤5g/m3，出口要求小于200mg/m3。采用双系统两塔串联流程，1#系统A、C两塔串联，2#系统B、D两塔串联。一级脱硫的A、B两塔共用一个再生塔，二级脱硫的C、D两塔共用一个再生塔。氨水做吸收剂脱硫塔技术流程及技术规范。

 

1．1 工艺流程简述

 

（1）气相：鼓风机后煤气进入脱硫塔底部（双塔并联串两级脱硫）由下而上与从塔顶部喷洒下来的脱硫溶液（贫液）逆流接触，通过传质（填料）吸收煤气中的硫化氢、氰化氢等一系列化学反应，经两级脱硫至净化指标要求范围，从塔顶部出塔汇入总管送往硫胺工段。

 

（2）液相：从脱硫塔底部出来的溶液（富液）经液封至循环槽（此处补充888和浓氨水）用循环泵抽至溶液换热器进行部分热交换后送入再生塔底部，同时自再生塔底部送入压缩空气并流而上，使脱硫溶液在塔内得以氧化再生，并浮选出元素硫。再生后的清夜从塔顶部液位调节器，利用位差送往两级脱硫塔顶部，由液体分布器均匀向下喷洒脱硫，如此循环使用，而浮选出的硫泡沫聚集成硫泡沫层（由液位调节器调控）自动分离溢流至硫泡沫槽，加热，滤清，搅拌，用泡沫泵送入熔硫釜熔炼硫黄，而熔硫釜上部排出的残液（釜液）经溶液缓冲槽沉降处理后，用泵回收到循环槽，返回系统。

 

1．2 主要设备配置

 

     （1）一级脱硫塔 Ф5600    H34288 

 

青瓷 填料H4m×3        2台

 

（2）二级脱硫塔 Ф5600   H37208

 

洗涤段三层填料3.5×3

 

捕雾段一层填料H1.5M

 

填料为聚丙烯阶梯环填料Ф76×38×3，散堆                               2台

 

（3）再生塔Ф6500/Ф8500 H49222 

 

4块筛板塔内设液位调节器  2台

 

（4）蒸氨塔Ф1800 H25235

 

垂直筛板塔，         1台

 

（5）脱硫塔液封  Ф1000 H9183 V6.3 m3 

 

4台

 

（6）溶液循环槽  Ф8000  H8100  V407 m3   内设加热蛇管  2台

 

（7）低位槽 （卧式）Ф2400  L=5600  V 23.4m3

 

（8）硫泡沫槽  Ф3800  H5674 V 33.0m3

 

4台

 

（9）事故槽  Ф9800 H9800 V739.0m3  

 

2台

 

（10）溶液缓冲槽  Ф3800  L 4600

 

（11）溶液循环泵  Q 2020m3/h H59m  附电机450KW 10KV                          3台

 

（12）硫泡沫输送泵  Q 30m3/h H46m  附电机11KW 380V                          3台

 

（13）溶液换热器：螺旋板换热器Ф2050 H2750  4台 F 300 m2介质，脱硫溶液和制冷水脱硫液温-29℃，制冷水16～23℃。

 

（14）氨水换热器：螺旋板换热器，Ф1900 H3050 F250 m2 蒸氨废水103～74℃ 剩余氨水70～98℃ 压力降：废水侧小于0.01 MPa氨水侧小于0.01 MPa

 

（15）熔硫釜 Ф1200 H5500 压力0.5 MPa温度158℃                            4台

 

（16）原料氨水过滤器：Ф2800 H6160 填料瓷钢玉滤材。孔隙率大于30%压力45 ，温度70℃，滤前焦油含量300～500mg/L，滤后焦油含量小于20mg/L。

 

1．3 工艺参数及工艺估算

 

工艺参数：气量 120000Nm3/h；进口H2S 4～5g/m3；出口H2S≤200 mg/m3  ；溶液循环量＞4000 m3/h；脱硫液温度＜35℃。

 

工艺估算

 

（1）双塔气量：120000m3/h，单塔气速约0.677m/s

 

（2）单塔喷淋密度40.65m3/m2h

 

（3）液气比16.66L/m3

 

（4）溶液在再生槽停留时间约45分钟

 

（5）最高日析流量约10656kg

 

（6）系统溶液总量（约）：塔60+再生塔1400+循环槽200=1660×2=3300 m3

 

（7）JDS催化剂原始提浓量（按30PPM计）约96kg，浓度维持在（25～30）×10-6

 

（8）每天补充量约12～14kg左右

 

（9）循环量的确定： 设气量60000m3/h，入口H2S 4g/m3、出口小300mg/m3,则60000×（4-0.3）/1000=222kg/h；222/0.12（工作硫容）=1850 m3/h，总循环量应控制在3800～4000 m3/h

 

（10）空气量=析硫222kg/h×1.57=348.5(理)，实际应＞4200m3/h单塔控制2200～2600m3/h；鼓风强度约为80 m3/ m2h

 

2 原始开车情况

 

2．1开车前准备

 

2009年底，脱硫系统建成后，该公司决定采用我公司888脱硫法工艺，使用我公司生产的焦化专用优质高效脱硫催化剂888-JDS。我公司安排由副总工程师带队，包括分析化验室主任在内的三人技术小组于10月下旬进入该厂，进行开车前的准备工作。在全面了解工艺设备情况，到现场考察后，对安装扫尾完善提出了四条技改建议：一是增加予冷塔以确保工艺指标的正常；二是增加采样点以便于分析问题；三是活化槽加空气蒸汽管以利催化剂的活化；四是熔硫釜加控制阀门方便操作。这些建议大部分都被厂方采纳并实施。同时，技术小组还制定888-JDS投料方案及编写技术培训讲稿，10月24日给脱硫操作工技术培训，分析室也组织了培训，并同时进行了配液、制定888曲线等各项开车前的准备工作脱硫塔技术流程及技术规范。

 

2．2 开车与调试

 

原计划10月26日开车，由于处理系统几处漏点和A再生塔液位调节器不灵活，上面平台护栏加高及蒸氨冷凝冷却器清堵等原因延至11月1日正式开循环泵打循环并对煤气系统置换，11月4日下午8时拆盲板通煤气回收氨。11月9日按888-JDS投料方案进行活化投加，中午再生塔通压缩空气调试。下午17：00开始投加JDS，连续提浓，加强氨回收，硫泡沫分离回收，熔炼出硫黄，使生产纳入正常轨道。

 

2．3 运行效果

 

生产调试稳定后，分析脱硫效率，连续5天出口硫化氢均小于0.2g/m3，11月14日分析入口硫化氢平均7.56 g/m3，出口平均0.12 g/m3，最低为0.11 g/m3，出口硫化氢全部达标，且越来越好（最低为0.02 g/m3）。综合分析考量脱硫效果优良，运行正常稳定。开车后的有关数据见表一

 

 

脱硫的运行效果得到了厂方的高度评价和认可，在开车调试工作顺利完成后，技术小组离开时，又针对生产存在的问题，给该厂书面建议如下：

 

（1）脱硫液中的888-JDS和氨含量都很低，尚未达到工艺指标，特别是氨含量靠自身回收不够，蒸氨应尽快恢复正常，提供合格的浓氨水，车间应予高度重视，碱度对脱硫率影响极大。888-JDS分析不对称，可采用按计算量补加，再以进出口硫化氢含量最低酌情加减。

 

（2）由于气温低，测压、测温、采样点易堵，要设法保持畅通，电器仪表自动化显示调节要保持准确，分析数据完整，为操作提供加强有力的支持。

 

（3）再生塔操作平台需改进，提供必备条件，再生塔操作为操作管理重中之重。必须到现场观察并便利操作才行（可参照其它焦化厂调节方法技改）。

 

（4）自开车以来观察系统涨液严重，应引起高度重视，要分析原因，采取措施，保持系统溶液总量相对的稳定。（解决不好消耗高，不稳定，难达标）

 

（5）关注副盐增长速率，加强熔硫釜液处理及严格控制各项工艺指标。超标排放，最好利用事故槽，只排沉淀物和饱和液，以达到节能减排之目的。

 

（6）缓冲槽容积太小，最好再挖两个沉降池将回收的熔硫清液进行沉淀降温， 使之悬浮物

 

﹤1g/L，温度﹤40℃ 方能返回系统回收，否则会干扰再生，影响泡沫浮选脱硫塔技术流程及技术规范。

3 出现问题及处理

 

该厂原始开车安全顺利，非常成功。投入JDS后经过调试，在11月13日至17日，连续五天脱硫分析测试统计：进塔H2S含量平均为7.92g/m3，大于8g/m3占46%,最低为6.95 g/m3；而总NH3含量平均为6.17g/L，大于8 g/L仅为10%；888-JDS平均为23.6mg/L；出口H2S平均为 0.125 g/m3，最低为0.02 g/m3；悬浮硫平均为0.24 g/m3；副盐增长缓慢。综合考量完全达到预期效果，也充分显示了JDS催化剂高性能特点。但随着生产波动及一些问题的暴露，致使工艺条件恶化，H2S超标。我公司安排技术人员第二次去该厂，经过现场观察及查阅报表，认为存在的问题主要有以下几方面：

 

3．1系统涨液严重

 

每天排液量较多，氨损失严重，溶液中总NH3仅为3～4g/L。溶液的大量排放（并非为了降盐）不但损失了催化剂888-JDS，也降低了总NH3含量，氨硫比变得很低，影响了脱硫效率。造成原因主要有：

 

（1）煤气温度偏高造成冷凝使脱硫溶液增多。

 

（2）蒸氨运行不正常，分缩器被焦油堵塞，蒸氨回收NH3极少，大量稀氨水的补入造成严重涨液，氨、水不平衡被迫外排。

 

（3）低位槽收集的各处冷凝液和清水（泵轴承水冷）进入系统。

 

处理意见：

 

（1）从以自产NH3为碱源的生产厂家经验看，焦炉煤气进系统前必须设予冷塔，转移因鼓风机引起的温升，同时也可减少焦油雾滴的带入并能降低系统阻力，改善压缩比，提高氨回收率，可谓一举多得。若坚持以NH3为碱源必须将气相温度降至30。C以下，从某种意义讲温度决定碱度。

 

（2）加强对蒸氨冷凝冷却器氨水分析，严格管理，只能接收浓氨水且定时定量补充（其目的在于提高脱硫溶液中NH3含量，增加碱度）。

 

（3）进系统煤气压力应控制在12KPa以下，不要超过15KPa，鼓风机出口压力超高，压缩比增大，温度会更高。

 

（4）采用提高液温减少冷凝液的办法不可取（系统温度高回收NH3少，挥发多，故夏季生产很艰难）加剧不稳定性使生产无法达到良性循环。总而言之，解决不好严重涨液问题，消耗高，不稳定，难达标。

 

3．2 一级再生塔无硫泡沫

 

虽说首次发生已解决，但若不引起高度重视、积极调整优化可能还会发生。其造成原因：

 

（1）再生空气量调节不适宜或操作不当使再生浮选不好。

 

（2）煤气中夹带的焦油杂质太多，致使脱硫溶液受污染失去活性。

 

（3）氨水浓度、催化剂浓度、操作温度等控制太高或太低也影响硫泡沫的产生或泡沫层的形成脱硫塔技术流程及技术规范。

 

处理方法：

 

（1）再生塔液位调至溢流面下200mm处，观察上面硫泡沫踹动情况进行调整，空气压力要求稳定，再生空气量控制在2200 ～2600m3/h为宜，初始阶段每班至少需巡检调节两次（需有专人负责提供操作便利）。

 

（2）若脱硫溶液被污染（亦可从循环槽人孔处观察判断）。至少需换置一半溶液，其正确方法是先增大再生塔溢流量，让黑色赃物分离出去，将循环槽液位降至1/2～1/3处，再补充新鲜浓氨水，或两级互相调济，尽量保持脱硫液中总氨和JDS浓度波动不要太大，迅速恢复脱硫溶液活性，发挥两级脱硫优势，维持生产，保证出口H2S不超标。

 

（3）要严格控制煤气进入系统的焦油含量（指标规定<20mg/m3检测入口最低为50mg/m3，多数在100mg/m3左右，不少高达180mg/m3，而出口分析不超过10mg/m3，每小时近十万立方的气量，沉积量非常大，故不引起高度重视，设法应对，脱硫塔便成了焦油杂质清洗塔）焦油不但干扰再生还有消泡作用，若泡沫形成不好则更不能将此赃物分离出去，会随积累增多而导致溶液污染、中毒、造成恶性循环。因此，要保持脱硫生产正常稳定，必须严格控制各项工艺指标，排除一切干扰因素。

 

3．3关于碱源问题

 

该装置设计进口H2S技术参数为3～5g/m3用自产NH3脱硫是可行的，物料可以达到平衡。然而目前煤气中H2S含量达到8～9g/m3，甚至更高，前段实践证明进口H2S 在7 g/m3左右，溶液中总NH3达8 g/L时，用氨水加JDS脱硫是可以达标的且效果很好，但差距一拉大就无能为力了。焦炉煤气湿法脱硫实质上就是一个伴有氧化反应的酸碱中和过程，一般要求氨硫比应达到1.2～1.5。煤气中H2S产率取决于配合煤中的硫含量，即煤的配比、配合煤的挥发份和炼焦温度等因素的影响，较难改变。而焦炉煤气中一般含NH3含量4～6 g/L。若煤气中H2S含量为10 g/m3，所需总NH3 12g/L，现实根本达不到，缺口很大，怎么办？补充碱源！在甲醇开车后可提供氨水补充，而在未开车前，进塔煤气H2S又很高时，如何化解这一矛盾呢？我们认为在加强NH3回收利用的同时补充部分纯碱以备碱源不足。建议：可将一级脱硫全部用氨水脱硫，而二级脱硫则补充一些纯碱（Na2CO3）使总碱度控制在0.45～0.6mol/L，以提高气体净化度。该装置两级脱硫各自单独再生，从工艺上讲没问题而且还可以优势互补，并能解决进口H2S含量高而回收氨不足难达标的矛盾。

 

3．4 规范催化剂的使用

 

JDS催化剂使用还不太规范，因客观条件很差，冰冻造成浪费较大。在条件允许的情况下，建议将两个活化槽移至循环泵房，按要求活化可用两台小比例泵（定量泵）均匀打入循环槽即可。

 

4 采用一级氨源二级碱源工艺

 

脱硫系统虽然经过我公司技术人员的调整，工况有所好转，但是，由于装置没有预冷塔的问题一直得不到很好的解决，使风机后温度基本45℃左右，高时达到50℃，出口H2S一直较高。2010年12月，脱硫工况发生了很大变化，脱硫进口焦炉气H2S含量大幅升高，由原来的10 g/m3猛升至30～50 g/m3二级出口也高达250～280 mg/m3，严重制约甲醇的生产。为达到甲醇系统的稳定运行，最大提高企业的经济效益，要求我公司派出技术人员到现场解决问题。我公司再次安排技术人员来到现场。由于在此前的工作中，我公司在技术服务过程中注重与厂方进行技术交流与沟通，所以该厂对装置运行情况及存在问题也都比较清楚和了解，当我公司技术人员再次提出把二级脱硫改用碱源后，很快得到了该厂管理层及技术部门的认可。于是，2010年12月上旬，在厂方的配合下，我们对该厂的二级系统改用了碳酸钠做碱源。

 

4．1 基本思路

 

将一、二级溶液彻底分开。将蒸氨系统的氨水全部补加到一级脱硫系统，最大限度提高一级脱硫的脱硫效率。同时，二级改用碳酸钠做为吸收剂，进一步工艺调优，提高脱硫精度，确保出口达标。

 

4．2 加入方法

 

根据估算两套系统的二级脱硫溶液量为2000m3左右。第一次投加量，按30g/L计算，共计投碱65T，分4～5天投加完。

 

每天补充量：根据二级脱硫系统的进口煤气中H2S含量及生产负荷情况，按消耗碳酸钠0.6～0.7kg/kgH2S计算加入，同时，根据分析溶液碱度做适当调整。

 

4．3 二级脱硫系统的主要控制指标

 

    碳酸钠：                    8～10g/L

 

总碱度：                  27～35 g/L

 

PH：                            8～9

 

溶液循环量：                1200m3/h

 

煤气温度：                  35～40℃

 

吸收液温度：                35～38℃

 

再生温度：                  38～40℃

 

空气压力：                  ≥0.6MPa

 

空气量：             1500～2000 m3/h

 

4．4 运行效果

 

12月13日开始投加， 12月13日分析数据为入口H2S：50.517 g/m3、53.338 g/m3。二级出口H2S：220～260 mg/m3之间。至12月15日二级出口硫化氢都没有明显的变化，12月16日分析数据：入口H2S：20.220 g/m3，二级出口H2S降至19mg/m3。脱硫效率达到99.9%。因为该企业缺少分析药品。溶液中的碳酸钠含量没有分析，没有准确的分析数据可以提供。目前经过这一段时间的运行，脱硫效率一直稳定在99%以上。具体运行数据见表二。

 

 

5结论

 

现行的以氨作碱源的脱硫工艺实质是由以往以Na2CO3作碱源的ADA脱硫工艺沿袭而来的，并未考虑和适应以氨为碱源的一系列特点。因此在多年的运行实践中，暴露了许多问题，脱硫效率很难达标。原因是多种多样的，其中，因氨浓度低或者氨浓度难以维持最为突出。无论是因为气体温度高也好，没有补充氨的手段也好，最终都表现在因溶液氨浓度低而造成脱硫效率低下。焦炉气中硫含量越高，这个问题越明显。在无外来补充氨源的情况下，有的厂采用补充碱源，即氨碱混用的脱硫工艺。但这种工艺会造成副盐含量增多等其它问题。由于焦炉气脱硫大都是采用两级或三级串联，这样就为一级用氨二级用碱提供了空间。在氨源不足的情况下，把系统所能够回收到的氨全部补充到第一级，而在二级或三级中加入纯碱做碱源。采用一级氨源二级碱源的脱硫工艺，是有着其现实意义的脱硫塔技术流程及技术规范。