净化分厂脱硫系统技术改造的探讨.doc

净化分厂脱硫系统技术改造的探讨刘文军(广西柳州化工股份份有限公司，545002)内容摘要：针对脱硫系统存在的脱硫塔堵塔，工艺运行效率低，污染环境，以及生产能力扩大等问题。通过科技创新、技术改造、科学管理，解决脱硫系统存在的系列问题，经济效益社会效益显著。关 键 词：脱硫 技改 效益一、 概述净化分厂半水煤气脱硫系统是柳化15万吨合成氨扩建时的配套装置。98年在中温变换改为全低温变换后，又增加了变换气脱硫系统。随着柳化生产规模的不断扩大，特别是改烧贵州煤种后，半水煤气硫含量偏高（与晋城煤相比），脱硫系统经常发生脱硫塔堵塔现象，脱硫效率低，直接影响到合成氨生产的安全稳定运行。二、 脱硫系统存在问题分析净化分厂的脱硫工艺为“湿法栲胶氧化法”，共分为三个部分：脱硫再生硫回收。其中又以脱硫溶液贯穿整个过程，只要系统中的某一个环节出现问题，都会直接影响到脱硫系统的正常运行。1、 脱硫存在的问题 生产能力不足，脱硫效率低：半水煤气脱硫塔原为两个4400mm的塔，单塔设计能力为4万Nm3/h；变换气脱硫塔为两个2400的塔，单塔设计能力为5.6万Nm3/h。脱硫塔的溶液循环量单塔只有420m3/h，当生产负荷超过4万Nm3/h时，液/气比只有10L/ m3左右，鉴于栲胶溶液硫容的局限，特别是烧贵州煤半水煤气中的H2S经常在1.52.5 g/ m3，要处理12机生产（11万Nm3/h）气量，脱硫效率下降，生产能力严重不足。 脱硫塔堵塔：自从98年10月开始半脱塔、变脱塔经常发生堵塔现象，其间采取过各种方法进行处理，均未能解决。只有采取停塔卸填料清理，每次停塔清理填料均要影响400500吨的合成氨产量。从98年10月05年7月1#半脱塔停12次， 2#半脱塔停8次， 3#半脱塔停2次； 1#变脱塔停6次， 2#变脱塔停6次。其具体时间如下表所示。 1#半水煤气脱硫塔时间98年10月01年12月02年1月03年1月03年4月03年5月04年2月04年8月清理工作下段全塔下段下段清洗上段下段下段时间05年1月05年4月05年6月05年7月清理工作下段下段下段下段 2#半水煤气脱硫塔时间02年12月03年1月03年5月04年2月04年8月05年1月05年4月05年7月清理工作上段下段上段全塔下段下段下段全塔 3#半水煤气脱硫塔（该塔2004年12月28日投用）时间05年4月05年7月清理工作下段中、下段 1#变换气脱硫塔时间98年10月99年4月00年9月02年1月03年1月04年3月04年7月05年1月清理工作投用全塔全塔全塔全塔全塔全塔改造2#变换气脱硫塔时间99年2月99年12月02年1月03年9月04年3月04年7月04年11月05年1月清理工作投用全塔全塔全塔全塔全塔全塔改造 从堵塔现象分析，每次都是从#1半脱塔开始，然后波及到#2或#3塔，而且#1塔次数也多。处理同样的煤气，使用一样的脱硫溶液，为什么会有这种差异，我们进行了认真的统计分析，数据见下表。铜洗再生气主要回收在#1半脱塔系统，再生气中的NH3、醇含量对脱硫塔堵塔影响非常大。时间生产负荷进口H2S g/m3半水煤气温度溶液中NaCNS含量g/l再生气含NH3cm3/m3（未分析醇）备注风机进口风机出口2005年1月11机2.1832236130大修2月11机2.28425381313月11机2.35431441362504月11机1.75832451414000堵塔清理1#、2#、3#塔5月11机2.193334713350006月11机1.9713347131600堵塔清理1#、2#、3#塔7月12机2.15833471251708月12机1.99833471281809月12机1.691334713010010月12机1.54633471347611月12机1.62528421404012月12机1.4932338150862006年1月12机1.6722135155462月12机1.61323361672303月12机2.0728421784494月12机2.073334816611005月12机2.224385217513006月12机1.74442571681700堵塔清理1#塔7月12机1.72840551612100清理2#、3#塔8月12机1.9138521592400堵塔清理1#塔 脱硫塔填料性能差、半水煤气温度高：脱硫塔使用的聚丙烯鲍尔环填料，强度较低，经物性检测，在55时就产生软化变形现象。在生产运行中，夏季的半水煤气温度最高可达65，使填料发软变形下沉，造成填料通道变小，阻力上升。 半脱塔溶液分布管、气相分布管堵塞：半脱系统每运行到一段时间，就会出现溶液分布管堵塞，造成溶液循环量加不上去，而且形成溶液偏流影响脱硫效率，停车清理时发现是硫渣堵塞了分布孔；在大修中还发现气相分布管被煤粉和焦油堵塞，支管被全部堵塞完，主管被堵塞了60%，因此也造成脱硫塔压差的升高。2、 再生存在的问题 再生能力不足，溶液再生受限：15万吨扩建时，半脱系统只有420 m3/h的再生槽两套。98年变脱系统投产时，增加了一套相同生产能力的变脱再生槽。由于再生能力的不足，再生溶液量受到限制，使脱硫溶液的循环量无法保证，进而影响到半水煤气的脱硫效率。由于再生槽能力的限制，至使脱硫溶液得不到很好的再生，再生后的贫液电位低、悬浮硫高、颜色发黑再生效率低，这样的再生效率极大的影响了脱硫效率。 再生槽喷头堵塞频繁：由于富液槽积硫严重，溶液中的付盐高，溶液再生不好悬浮硫高，溶液经过再生槽喷头时，一旦流量、压力控制不好极易在喷头产生硫沉积，引起喷头堵塞形成反喷，造成溶液再生状况的进一步恶化，而且清理喷头劳动强度又大。 再生浮选的硫泡沫差：由于氧化不完全，硫颗粒细聚集不好，形成的硫泡沫轻，容易发生漫槽而被迫减少再生溶液的循环量，由此而形成恶性循环。同时硫泡沫差，在泡沫槽难分离，必须采取加热聚集，既影响连续熔硫的操作又造成蒸汽消耗高。3、 硫回收存在的问题脱硫系统原采用的硫回收工艺是“间隙式熔硫”，这种工艺生产效率低、消耗高、劳动强度大，熔硫后的残余溶液直接排放严重污染环境。98年将其改造为连续熔硫工艺，由于改造的局限性和不彻底仍然存在不少问题： 由于熔硫釜结构不合理，釜内加热条件和手段不完善，熔硫釜的熔硫温度难控制，排出的清液温度一会过低跑白（硫泡沫分离不好）；一会超温发黑（烃类物质炭化），这种清液返回系统对溶液再生造成严重的影响，进而影响溶液的脱硫效率。 产量低、消耗高。由于硫泡沫加热分离不好，经常要短时间停止下料进行闷釜加热，这样的操作几乎又类似于间隙式熔硫，熔硫釜的生产运行效率低，操作工劳动强度大，蒸汽消耗高，溶液组分损耗大。 安全隐患严重。由于熔硫釜排清液结构不合理，在操作过程中经常发生堵釜、堵管问题，此时必须停釜泄压冒着高温进行清理疏通，而且操作工为了防堵经常敲打管线容器，安全隐患极大。 维修困难、耗时费力。熔硫釜封头大法兰由于结构问题垫子容易刺漏，更换维修时每次都必须把排清液管和大封头割开，更换完再焊接回去，非常麻烦，影响熔硫釜的运行效率。 环境污染大。由于熔硫釜效率低硫泡沫多时熔不急，造成硫泡沫在再生系统循环，为了避免造成系统恶化只好在马路上砌了一个大池子，将硫泡沫排入池子存放，既造成溶液组分的损失又严重污染了环境。由于上述存在的问题，严重制约了脱硫系统的正常生产，脱硫效率无法保证，已经对整个合成氨生产造成了严重的影响和安全隐患，针对这一系列问题，我们考虑对脱硫系统进行系统的技术改造。三、 脱硫系统的技改措施1、 新上一套3#脱硫塔 利用从台湾拆回来的CO2再生塔进行改造。根据原塔条件通过工艺计算，确定了塔改造的工艺参数，以及气、液分布形式如下表：塔径（mm）半水煤气流量（Nm3/h）脱硫液流量（m3/h）操作压力 Mpa（绝压）操作温度 半水煤气出口H2S（mg/Nm3）3300270004200.12常温50塔填料：内装三段增强聚丙烯鲍尔环1001003（mm）气体密度（kg/m3）溶液分布管溶液再分布器气体分布器上段中段下段0.9572多孔排管式截锥式开孔排管式900060003000 对煤气输送的配套，煤气管道、溶液管道的配置，设备基础设计，以及现场施工的监督，进行全面改造工作的落实。 与原半脱系统匹配，增加了两台脱硫泵，包括溶液配管图的绘制、材料申报、泵基础、管架基础，以及施工工作的落实。 对所有运行的脱硫泵、再生泵、溶液泵、富液泵加装进口过滤丝网，并定期进行清理。 借大修的机会，对原1#、2#半脱塔的内件进行了改造。a） 溶液分布管。将原6的降液孔改为8，增大了溶液通量的面积；b） 降液盘。通过计算进行扩孔，增大了降液面积18%；c） 气相分布管。经过反复计算核实，取消了分布管上的分布板，增大通气面积50%；d） 改造了支撑填料的格栅，拆除了55的菱形丝网；e） 将塔内填料改为1001003的增强聚丙烯鲍尔环。2、 1#、2#系统变换气脱硫塔的改造。原计划考虑增加一套变换气脱硫塔，采用从台湾拆回来的CO2吸收塔，改造费用预算要120多万元。2004年在全国中氮年会上，河北工业大学化学工程研究所推出了他们开发的新型专利技术“高效立体传质CTST喷射式塔盘”（以下简称“CTST”），公司考虑运用该技术对变脱塔进行改造，并对这一技术的可行性进行考查及改造的实施，指定分厂负责这一工作。经过充分的计算论证，确定了改造工艺参数 1#变换气脱硫塔塔径（mm）变换气流量（Nm3/h）脱硫液流量（m3/h）现场操作压力Mpa（绝）现场操作温度气体密度空气动力因子最大正常最大正常Kg/m3Pa0.5DN240080000780002802502.03515.8121.009变换气组成（%）CO2CON2CH4+ ArH2变脱塔进口H2S(mg/Nm3)变脱塔出口H2S(mg/Nm3)26.23.017.11.752.0200302#变换气脱硫塔塔径（mm）变换气流量（Nm3/h）脱硫液流量（m3/h）现场操作压力Mpa（绝）现场操作温度气体密度空塔动力因子最大正常最大正常Kg/m3Pa0.5DN240068000670002302002.003515.8120.81变换气组成（%）CO2CON2CH4+ ArH2变脱塔进口H2S(mg/Nm3)变脱塔出口H2S(mg/Nm3)26.23.017.11.752.020030改造方案分厂根据变换气脱硫塔的操作状况，经与河北工业大学化学工程研究所协商，将1#、2#变换气脱硫塔由原来的填料塔改造成CTST板式塔，具体方案如下：a）1#塔现变换气脱硫塔溶液循环量约200m3/h，变换气量63000Nm3/h，当变换气量增加到78000Nm3/h时，脱硫塔溶液循环量最高增至250m3/h左右，可在70105%的生产负荷内正常操作。b）2#塔现变换气脱硫塔溶液循环量约180m3/h，变换气量55000Nm3/h，当变换气量增加到68000Nm3/h时，脱硫塔溶液循环量最高增至220m3/h左右，可在70110%的生产负荷内正常操作。c）1#、2#变脱塔原脱硫塔塔径不变，将塔内填料卸出，拆除填料支撑装置。因该塔的溶液循环量较大，采用双溢流形式，在塔内焊接支撑圈、降液管及塔板支撑，将原塔内16m填料更换成30层河北工业大学化学工程研究所发明的CTST塔板，即可满足要求改造后的性能保证a）1#脱硫塔改造后满足柳化提供的设计资料中，变换气脱硫工艺参数气、液相负荷的操作弹性：70105%；进塔变换气H2S200mg/Nm3，出塔变换气H2S30mg/Nm3。b）2#脱硫塔改造后满足柳化提供的设计资料中，变换气脱硫工艺参数气、液相负荷的操作弹性：70110%；进塔变换气H2S200mg/Nm3，出塔变换气H2S30mg/Nm3。c）上述两塔的塔盘阻力0.03Mpa。增加了一个中间槽和泡沫槽，将半脱溶液和变脱溶液进行分离管理。3、 新增加4#、5#再生槽 为提高脱硫溶液的再生能力，依照原1#、2#再生槽从工艺计算、管道配置、基础设计、材料申报到现场施工进行全面的工作落实。2004年3月完成4#槽，2004年12月完成5#槽。 改造了再生槽的喷头，经过计算将喷头的孔径由原来的20mm扩大到22mm，增大了流通量。同时将喷射器的外筒全部更换为不锈钢。 改造了再生槽喷射器的尾管，在提高喷射器压力、增大流速的情况下，减少硫泡沫浮选的扰动，以利于硫泡沫的聚集。4、 熔硫釜的设计改造在改造釜体的方案中我们重点考虑了几个问题的解决：a）硫泡沫在釜内的加热；b）硫膏和清液的分离；c）硫颗粒的沉降及加热熔融；d）清液排放温度的控制及回收；e）控制点的设置。并实施了具体的改造。为提高蒸汽利用率和回收蒸汽冷凝水，将蒸汽加入点分为熔硫釜夹套上部、下部及釜内盘管三点控制加入，并新设计了一个蒸汽效阻器，将熔硫釜的各蒸汽出口管汇总控制，增加蒸汽在釜内的停留时间，提高了蒸汽的利用率，同时回收蒸汽冷凝水供加变系统使用，既节约了蒸汽又减少了排放。5、 新上了一台熔硫清液过滤器 我们将脱硫塔的堵塞物送南宁有关院所进行检测分析，结果发现里面含有胶体硫。针对这个问题我们对工艺系统进行了认真的分析，确认该物质出在熔硫后的清液中。 如何清除这种胶体，我们尝试了各种过滤方法，如：活性碳、焦碳、石英沙、机械滤网，并与“桂林澄宇公司”合作反复试验比较，选择了一种有效的过滤纤维，设计出过滤设备的结构，制作了一台清液过滤器，对熔硫后的清液进行有效的过滤。6、 加强脱硫的溶液管理 根据半水煤气中H2S的含量及时调整溶液组分，特别是栲胶、钒组分，确保溶液再生的氧化率，并严格溶液组分的操作控制。 对熔硫釜排出的的清液采取“四级沉降二级氧化二级过滤”，进行充分的处理后再返回系统，并进行分析监控、严格考核。 实施对脱硫系统所有溶液的回收工作，消除跑、冒、滴、漏，使脱硫系统真正做到了零排放。四、 实施技改后的效益1、 技改后半水煤气脱硫系统、变换气脱硫系统同步提高了生产能力，以增加一台13#高压机的处理半水煤气量计算，每年可增加合成氨产量2万吨，产生经济效益2千多万元。2、 采用“CTST”塔盘技术改造变换气脱硫塔，只对原塔内部进行了改造，节约了改造费用约80多万。3、 提高了脱硫效率（统计见下表），减轻了H2S对后工序生产工艺和设备的影响，保证了高负荷生产的长周期安全稳定运行。04年与05年1-12月半脱塔进、出口H2S含量统计（月平均）见下表 （04年4月#4再生槽投用、04年12月#3脱硫塔投用） 单位：mg/m3月份1月2月3月4月5月6月7月8月9月10月11月12月04年22023247317224612482245523032348250827453263312904年3586803851381188910894861021257805年16902284235317582193197121581998157715451625157805年1814161845303841324347421#变脱塔出口H2S含量表 单位：mg/m3月份1月2月3月4月5月6月7月8月9月10月11月12月2004年501041354331293548494153262005年1510151216152216182019152#变脱塔出口H2S含量表 单位：mg/m3 1月