湿法脱硫设计

1、1、刖言众所周知，脱硫是合成氨生产中原料气净化的重要工艺环节。目前我国大 多数合成氨厂均以无烟煤为原料。一方面随着优质低硫无烟煤的价格不断上 涨，供应紧张。而另一方面，碳铵市场又日渐萎缩，效益下滑，举步维坚。 为了适应市场竟争及追求较佳的经济效益，众多小氮肥企业纷纷对原料路线 进行适当的调整。不断地扩能改造开发新产品使其产品多样化，才不至于在 市场竟争中遭到淘汰。鉴于此，安微某公司，在3000吨合成氨装置的基础上，合成氨生产装置经过了扩能及联产甲醇的改造。经过不断地发展，目前已具备了年产6万吨氨醇的生产能力。产品由单一的生产碳铵走向了生产碳铵、甲醇、液氨并举 之路。企业经济效益得以大幅提高。但

2、是半水煤气脱硫装置存在的问题未得 到根本的解决，以及没有变换气脱硫装置。造成了精脱硫装置的活性炭、水 解剂以及甲醇催化剂的寿命很短，费用高。并且严重制约了生产的长周期稳 定运行。2006年8月，公司联系长春东狮科贸实业有限公司，决定共同对其脱硫系 统进行彻底的改造，经过改造，888湿式氧化法脱硫装置投运后，取得了明 显的效果，为联醇装置的稳定生产奠定了基础。2、原脱硫装置的运行状况及存在的问题？2.1工艺落后，设备陈旧，污染环境原半水煤气脱硫采用氨水中和法，没有再生系统，脱硫用氨水在2400喷淋塔内循环吸收H2S，达到饱和后随即排放，造成环境污染。且设备操作弹性 小，只能适应半水煤气入口 H2

3、S含量0.40.6g/Nm3的脱硫。否则半脱出口 HS 含量将严重超指标。2.2氨损失大，且不能适应掺烧高硫煤的要求。氨水中和HS的反应方程式为：NHOH+心 NHHS+HD按反应式，理论上每吸收IkgHS需要耗NH量为：(35/34) ( 17/35 ) =0.5kg。则每天氨损失为：170X 3300X( 1.0-0.2 ) x 0.5=224.4kg。饱和了 H2S的氨水直接排放，已遭到环保部门的查处。在半水煤气中H2S含量达到1.0 g/Nm3时，则半脱出口 H2S含量达到0.40.5g/Nm3，超指标严重。2.3由于没有变换气脱硫，造成精脱硫及甲醇催化剂寿命很短。由于没有变换气脱硫装

4、置，脱碳出口H2S含量一般在20mg/Nm左右。致使精脱硫负荷重，H2S时常穿透精脱硫床层，出口总硫含量高。导致甲醇催化剂 寿命很短，不足三个月便报废，成本高。3. 脱硫系统的改造思路及新技术的运用3.1脱硫系统的改造思路是将半水煤气脱硫由氨水中和法改造为以NaCO水溶液为吸收剂，以东狮牌888为脱硫催化剂的888湿式氧化法脱硫。考虑 到要压缩改造开支，减少投资，尽量利用原有旧设备，来达到降低改造费用 的目地。将原有2400X 15000的喷淋脱硫塔改为冷却塔，新建一个填料脱 硫塔，配套新建一个氧化再生槽。3.2新建一套变换气脱硫系统，变脱塔利用一台闲置的1800X 22000脱碳塔及一台闲置

5、的1800X 24000的饱和热水塔，将这两台设备改造为变脱 塔。采用双塔并联操作，同时配套新建一个氧化再生槽。变脱泵利用闲置的 原两台Q=150mh的脱碳泵。3.3大量采用新技术、新工艺。液体分布器在填料塔的应用中有着重要的作用，是吸收操作成败的关键。DSF型液体分布器具有液体分布均匀、气体流通截面大（可达55灿上）、操作弹性宽、不易堵塞、结构简单、检修方便等诸多优点。PSC型喷射器是喷射再生氧化槽的理想配套设备。具有吸空气量大（气液 比可达到5）、氧化再生效率高、硫泡沫浮选好、耐冲刷、耐腐蚀、易安装、 易拆卸、易清理、操作简便等许多特点。湿式氧化脱硫是将H2S （有机硫化物）在液相中氧化成

6、兀素硫的一种脱硫方 法。脱硫催化剂的优劣便成为影响脱硫过程的关键。脱硫液吸收H2S的过程是HS从气相转移到液相的过程，其中包括 HS由气相主体向气液界面的传 递，及由界面向液相主体的传递，其吸收完全符合亨利定律，若液相中H2S的摩尔分率越低则H2S便可从气相向液相中持续快速的转移，吸收H2S的推动力就会增大。888脱硫催化剂吸氧、截氧能力强，能吸收空气中的氧及液相 中的溶解氧而活化，释放出具有极强氧化活性的原子氧，能迅速的将F2S及有机硫化物催化、氧化成单质硫。由于888催化剂具有极强催化、氧化活性从而能够明显提高脱硫效率。使用888脱硫催化剂，再生时浮选出来的硫颗粒大、硫颗粒粘性小、易于浮选

7、、悬浮硫含量少、溶液粘度低，加之在888作用下，存在生成多硫化物的化学反应，因而具有抑制和消除硫磺堵塔的功 能。使用888脱硫催化剂费用低，通常情况下每脱除1kgH2S仅需888催化剂0.5 0.8g。并且溶液组份简单、操作方便、便于管理。熔硫后的清液经过三级过滤池沉降过滤、冷却后回收至系统。回收清液中 的有效组份，降低纯碱及催化剂的消耗。4. 工艺流程及设备的设计4.1半水煤气脱硫系统半水煤气经萝茨风机升压至45kpa后输送至冷却塔，经清洗降冷后（约 350C）依次进入填料脱硫塔的下段、中段、上段，半水煤气中的H2S在脱硫塔内与从塔顶喷淋而下的脱硫贫液进行逆向接触，完成脱硫贫液对H2S的吸收

8、。净化H2S后的半水煤气经清洗塔洗涤后去压缩机一段入口。吸收H2S后的脱硫贫液，经过再生泵输送至喷射氧再生槽再生。再生后的溶液进入贫液 槽，脱硫贫液通过脱硫泵输送至脱硫塔内。浮选出的硫泡沫进入到硫沫槽， 硫泡沫通过泡沫泵输送至连续溶硫釜进行连续熔硫炼制成硫锭。熔硫后的清 液经三级沉淀池沉淀过滤冷却后回收至再生槽内。888催化剂从贫液槽处补入。基础数据4.2变换气脱硫系统的设计?变换气经过水分离器，分离掉雾状液滴后，并联进入1#、2#变换气脱硫塔内，变换气中的 HS在变脱塔内与从塔顶喷淋而下的脱硫贫液进行 逆向接触，完成脱硫贫液对变换气中 HS的吸收，净化后的变换气去变压吸 附脱碳工段。吸收H2

9、S的脱硫液经减压去再生槽。脱硫贫液经变脱泵输送至 变脱塔内，888从贫液槽处补入。考虑到节省投资，降低改造费用，尽量利用旧设备的原则。来新建一套变 换气脱硫系统，变脱塔利用两台旧设备 （其中一台为1800X 24000的饱和热 水塔，另一台为1800X 22000脱碳塔）改造而成。两塔内各装填 5.5m的 50X25X1.5聚丙烯阶梯环，两段。考虑到两台旧设备的塔径较小，空塔气速较高，所以将2台变脱塔采用并联操作。共用一个再生氧化槽，贫液槽。 两个变脱塔各用一台Q=150mh的变脱泵（由脱碳泵改造而成）。具体运行数据见表2：5. 新建的888法脱硫系统的生产运行状况。目前日产氨醇170吨左右。

10、脱硫系统从2006年12月投运以来，经过近 半年时间的运行来看，生产运行情况正常，完全达到设计要求。5.1半水煤气流量在24000Nmh，半水煤气中 HS含量1.02.8g/半水煤气脱硫出口 H2S含量控制在0.0250.07g/ Nm'。半水煤气中H2S含量在 2.0g/ Nm3以下时，采用一台贫液泵及一台富液泵运行方式。若半水煤气中 H2S含量在2.0g/ Nm3以上时，采用二台贫液泵及二台富液泵运行方式。5.2变换气脱硫入口 H2S含量在100150mg/ Nnl 1#、2#变脱塔各开一 台Q= 150nVh变脱泵的情况下，变脱塔出口 H2S含量可控制在10 mg/ Nm3以 下。考虑到节省电耗，某公司采用开一台 Q= 150nVh的变脱泵供双变脱塔， 单泵运行时，变脱塔出口 HS含量为2025mg/ Nn3。5.3脱硫系统投运后，精脱硫装置负荷大大减轻，其出口总硫含量达到指 标要求，甲醇催化剂运行寿命由不足三个月便报废到运行近半年后活性依然 很强，十分正常。大大地延长了甲醇催化剂的寿命。甲醇催化