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1、2 0 0 3 年第3 卷第4 期 气体净化1 3 传统湿法脱硫脱碳的运行及其气体净化效率的提高 周大明 ( 山西晋城二化，山西晋城0 4 8 0 2 6 ) 提高脱硫净化技术既包括新方法的开 发、亦包括脱硫装置传质过程强化的研制， 而对于某些脱硫效率不理想的厂家，可能后 者技术的提高更见成效。鉴于上述看法，以 山西晋城二化运行3 年的脱硫和脱碳装置取 得的效果为例或能得到启发。 1 变换气湿法脱硫装置 晋城二化于2 0 0 0 年结合产品结构调整， 新上1 5 0 k t a 大颗粒尿素，与之同期新上变换 气湿法脱硫和P C C 法2 7 M P a 脱碳装置。全 厂生产和净化工艺：半水煤气
2、柜一静电除尘 一罗茨风机一冷却洗涤一压缩一全低变一变 脱一脱碳一铜洗一氨冷器一油分一合成系 统。其中脱碳C 0 2 混解气经C 0 2 压缩机、活 性炭脱硫后去尿塔；脱碳净化气直接进压缩 去铜洗。其特点是采用全低变工艺不设煤气 湿法脱硫，强化变换气湿法脱硫和脱碳，不 设脱碳系统前后干法脱硫把关，与传统做法 比较，省去煤气湿法脱硫及脱碳前后干法精 脱硫，强化变换气湿法脱硫。气体净化工艺 简化，资金投入省，生产运行没有湿法煤气 脱硫费用高，脱碳前后活性炭更换费用低， 经济效益显著。 1 1 变换气湿法脱硫运行状况 晋城二化原料煤以晋城小粒煤为主，其中 原料煤中硫含量控制小于0 5 ，半水煤气中 H
3、 ，S 含量5 0 0 - - 7 0 0 m g m 3 ，经全低变入脱硫塔 变换气H 2 S 含量亦在5 0 0 7 0 0m g m 3 。变脱 采用传统的栲胶法，出塔气体中H 2 S 含量控 制在5m g m 以下，一般为l 3m g m 3 ，脱硫 效率9 9 以上，经湿法脱硫后的变换气经压 缩直接进入脱碳系统。目前运行1 台 6 M 2 5 1 8 0 3 2 0 、3 台6 M P - 11 0 3 2 0 ，2 台 l V I H 9 2 3 2 0 及8 台L 3 3 1 7 3 2 0 ，合成氨生产 能力1 3 0 k t a ( 4 0 0 t d ) ，现运行3 年，2
4、 0 0 3 年6 月检修未发现硫堵现象，塔器未清洗，塔压 差不增，未做任何处理。装置运行参数列于 表l 。 表1变换气脱硫运行参数 项 目 控制指标运行指标 变换气量m 3 h 1 变换气入塔压力M P a 溶液循环量m 3 h 。 脱硫前H 2 S m g h 3 脱硫后H 2 S m g h d 入塔气体温度 C 循环液温度， 入喷射器压力M P a 7 2 6 0 0 O 7 5 4 5 0 5 0 0 5 0 0 7 0 0 3 0 l 3 0 液 N a 2 S 2 0 3 g L d 5 00 5 5 0 组电位m V - 1 5 0 一1 8 0 - 1 5 0 1 8 0 分
5、 栲胶儋L 一 2 0 2 51 5 2 5 悬浮硫g L o O 5 O 3 1 2 工艺流程及设备 变脱采用压缩机二段出口0 7 5 M P a 压 力，变换气经变换板式冷凝器及气水分离器 后入变脱塔，气体臼下而上与脱硫液逆流接 触，脱硫后气体由塔顶出，经气水分离进入 枷乃湖湖m啪嗡嗡础皑硼引“舻伊 1 4 气体净化2 0 0 3 年第3 卷第4 期 压缩机三段入口：吸收H 2 S 后的富液由塔底 排出。不经闪蒸处理直接减压至 0 4 5 0 5 5 M P a 进入再生槽自吸空气喷射氧化 再生。贫液经硫泡沫分离、液位调节进入循 环槽，再经贫液泵加压循环使用。硫泡沫集 中泡沫槽经泡沫泵送至
6、连续熔硫釜加工成硫 锭。 主要设备变脱塔分三段装填散装聚丙烯 鲍尔环，总高1 5 m ：塔顶塔底分别设液气分 布装置，每层填料上端设气液分布盘。再生 柱为三体结构二自吸喷射，有效容积6 3 m 3 ， 冈容积偏小利用l 台原氨水槽改造的再生槽 并用，总容积1 1 0 m 3 。 表2设备一览表 名称规格型号数量台 贫液泵D 2 8 0 - 4 3 3 ，Q _ 2 8 0 m 3 H 2 1 2 9 m H 2 0 - N = 1 6 0 k W 脱硫塔巾3 8 0 0 H - - 3 0 4 9 5 ，聚，烯鲍尔 l j 个tV = 1 1 0 m 。 巾4 0 0 0 ，H = 5 9 0
7、 0 ，V = 6 5m ； 再生段 1 0 3 6 0 0 ，H = 6 5 0 0 ，V = 4 5m ， 循环段由3 8 0 0 ，H = 3 9 0 0 。V = 4 0m 3 I 溶液制各槽 们0 0 0 恭v = 2 6 m r l 泡沫槽1 5 0 0 3 0 0 0 2 5 0 0 ，V = 1 0m 3l 1 3 问题讨论 脱硫效率取决于生产运行中气液传质全 过程效率及脱硫方法，采用传统的栲胶法脱 硫同样能够达到较高的脱硫效率。目前日产 氨4 0 0 t 左右( 6 0 0 t 尿素+ 12 0 t 碳铵+ 10 - 2 0 t 液氨) ，入塔气H 2 S 5 0 0 7 0
8、 0 m g m 3 ，出塔气 H 2 S 实际 3 0 m g m 3 ，脱硫效率稳定在9 9 以上。启用2 台液泵，出口阀( D N 2 0 0 ) 开 5 6 圈，如果液量增大，脱硫后H 2 S 继续下 降。变脱效率高的原因一是脱硫塔生产能力 满足要求，气体空速0 2 m s 左右：二是传统 的栲胶法脱硫技术成熟，生产比较稳定：三 是该装置在设备和工艺设计上科学合理，工 艺指标及溶液组分严格控制和管理。 塔堵是脱硫系统常见问题，塔堵可分为 硫堵和盐堵，常见的塔堵一般兼而有之并以 硫堵为主。该装置运行3 年于2 0 0 3 年6 月检 修填料干净如洗，未做任何处理，之所以未 产生塔堵，关健
9、是控制好溶液组分、副产盐 类物质及悬浮硫指标。悬浮硫指标为 O 5 9 L ，实际一般0 _ 3g L 。溶液外观呈棕红 透明，通过脱硫塔时对填料表面产生冲刷作 用而不会产生塔堵。笔者认为装置悬浮硫指 标难以控制主要是溶液组分不当，再生和硫 沫分离效果差；应调整好组分，从再生的结 构及喷射上寻找原因解决。不同的脱硫方法 产生硫沫粒度存在差异，因此再生停留时间 不一致，控制悬浮硫指标的难易程度也有所 不同，传统的栲胶法产生的硫沫粒度相对要 大，指标较好控制。降低悬浮硫含量不提倡 提高再生的液位，将大量溶液与硫沫同时溢 出，这会造成熔硫困难，残液损失，运行成 本增大。在回收残液时，数量过大会造成溶
10、 液的温度升高，引起其他弊端。 脱硫液中副产物浓度高是产生盐堵的原 因，副产物不累积最终引发溶解度小或浓度 高的盐类沉淀析出。溶液中应控制N a 2 S 2 0 3 的浓度，当溶液温度高时生成率高，N a 2 S 2 0 3 并能氧化为溶解度较小的N a 2 S 0 4 ，因而 N a 2 S 2 0 3 一般应控制在3 0 9 L 以下。各不同 的脱硫法组分应科学合理，组分不当不仅影 响脱硫和再生效率，还会产生沉淀，栲胶法 溶液中栲胶与偏钒酸钠的含量比值应按要求 严格控制在范围内。 溶液的硫容鲑指单位体积的脱硫液脱除 H 2 s 的数量，受溶液的浓度、循环量、气体 H 2 S 含量及气体净化
11、度要求等因素影响，在 一定程度上反映脱硫的方法及生产装置的技 2 0 0 3 年第3 卷第4 期 气体净化 - 1 5 术水平。硫容量低则溶液的循环量大，消耗 增高，但溶液的硫容量并非越高越适宜，不 同的工艺条件应有不同的硫容量。例如半水 煤气脱硫气体入塔前H 2 S 含量较高，出塔气 体净化度不要求很高时，溶液的硫容量则可 相应提高。而变换气脱硫要求尽量提高气体 净化度，降低气体中H 2 s 含量，满足下工序 的要求，则需要适当增大循环量，溶液的硫 容量相对偏小。 此外，从防止脱硫塔硫堵角度考虑，溶 液循环量应适当增大，以增加对填料的冲刷 作用；从强化湿法变脱效果甩掉干法变脱方 面考虑，也应
12、适当增大溶液的循环量，使脱 硫后气体H 2 S 含量达到最低限。变脱溶液硫 溶量以多少为宜，有待于专家指正和生产实 践的验证。 重视硫磺回收工作，提高硫泡沫的分离 浓度，减少熔硫釜残液回收量，因为溶液经 加热后组分有所变化，不利于脱硫和再生。 硫磺回收最好采用连续熔硫、连续回收残液 法，避免集中回收。残液回收前应经沉淀和 清理，防止残渣带入系统内。该项工作做好 了可有效降低药剂消耗，稳定脱硫再生效率。 该装置硫磺回收率在8 5 - 9 5 ，月回收硫磺 2 5 t 左右，以吨单价6 0 0 7 0 0 元计，其销售收 入超出月耗药剂费用，有一定的经济效益。 变脱的药剂消耗量相对比较稳定，根据
13、车间领料统计，2 0 0 3 年上半年吨氨纯碱单耗 0 1 8 3 k g ，五氧化二钒0 0 0 3 lk g ，栲胶0 0 1 8 6 k g ，按进厂药剂价纯碱1 3 元k g ，栲胶9 0 5 元k g ，五氧化二钒4 3 元k g ，则吨氨药剂消 耗成本费为0 5 4 元。 强化变换气湿法脱硫，使气体H 2 S 含量 降至5 0 m g m 3 以下，不论使用传统的栲胶法 还是开发的新方法均能做到。只要达到 5 0 m g m 3 指标前工序可去掉或弱化煤气湿法 脱硫，后工序可去掉脱碳前的干法脱硫，形 成一条既稳定又能体现效益达到事半功倍的 效果。 2 从脱碳系统的运行看变脱气体净化
14、效果 变脱后气体中H 2 S 带入脱碳系统，经气 提后被氧化析出单质硫，硫颗粒在P C 液累 积、沉淀在填料表面造成堵塔，阻力上升， 净化效率下降。脱碳系统长周期稳定生产的 关健是控制好入系统气体中H 2 S 的含量；而 脱碳系统的运行效果也可判断变脱的运行状 况。 晋城二化采用P C 法2 7 M P a 脱碳，于 2 0 0 0 年与变脱同期投入运行。脱碳装置以中 2 8 0 0 脱碳塔和由3 8 0 0 再生塔为主体，设计合 成氨能力8 0 k t a ，目前实际生产能力4 0 0 t d 。 脱碳塔气液比8 5 以上，净化气C 0 2 0 3 ， 脱碳塔压差2 4 k P a 。净化气
15、H 2 S 含量 0 0 6 - - 0 12 m g m 3 ，不经干法精脱硫进入铜洗， 铜洗塔中1 0 0 0 和中7 0 0 各1 台，生产稳定并 有一定余量。脱碳混解气H 2 s 含量 7 l O m g m 3 ，经C 0 2 压缩机二段活性炭脱硫 后降至O 3 m g m 3 以下。脱碳装置运行3 年， 检查脱碳塔填料及P C 水冷均无硫沉淀。脱碳 装置之所以能够超设计能力的发挥，除装置 设计技术先进合理，投入运行不断完善改进 外，主要是得益于入塔气体的净化度的提高。 脱碳系统各塔设备的气液分布装置及塔 盘的设计是科学合理的，脱碳塔采用四段散 装填料，每段填料均设气液均布装置，强化
16、 了气液传质效率，设备的优化设计是提高气 体净化效率和溶液再生效率的基础。 P C 液解吸再生采用四级减压工艺( 闪 蒸、常解、真解和负压气提) ，不仅降低了混 解气的输出量，节省了罗茨风机电耗，而且 提高了再生塔的生产能力。 脱碳泵与涡轮机组配置S S S 离合器组成 1 6 气体净化 2 0 0 3 年第3 卷第4 期 富液能耸回收装置，运行状况良好，年节电 近1 4 1 0 6 k W h 。 进入尿素合成塔的C 0 2 气体来源于脱碳 混解气，要求气体H 2 S 含量必须严格控制在 1 0m g m 3 以下。变换气中H 2 S 被P C 液溶解 吸收后，在P C 液再生过程中主要释放于混解 气，变换气H 2 S 高必然造成混解气中H 2 S 含 量高。目前混解
