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1、脱硫双塔串联运行总结曹学斌陈士彬(山东恒通化工股份有限公司)2008-01-041现状恒通化工现有醇氨生产能力180kt/a，尿素生产能力250kt/a，半水煤气脱 硫采用常压栲胶法，由于造气污水凉水塔冷却效果差和污水悬浮物含量高，造气 洗气塔对半水煤气的洗涤和降温效果差，致使脱硫塔进口气体脏，夹带粉尘、焦 油等杂质多。易积累污染脱硫液；加之现有装置再生效果不好，溶液悬浮硫偏高， 导致整个工况不能满足生产需要；而且近年来原料煤供应紧张，价格持续上涨， 优质低硫煤难购，给降低成本增加了难度。为解决脱硫装置本身存在的问题和适 应烧高硫煤的需要，经论证决定对脱硫系统实行双塔串/并联改造，以多烧高硫
2、煤进一步降低成本。2工艺方案的选择选择技改方案时，考虑以多烧高硫煤、提高脱硫效率、降低成本，减少系统 阻力，便于单塔甩出进行填料清洗，方便操作控制为原则。为此我们将脱硫工段 闲置的一台DN5000冷却塔改为脱硫塔，与现DN6000脱硫塔形成双塔可串/可并 运行，配管时考虑可以单独甩出进行填料清洗。正常生产中，烧高硫煤时采取两 塔串联运行；一旦系统阻力较大时，采用两塔并联生产或单独甩出一个脱硫塔进 行填料清洗。为减少半水煤气中的焦油、煤灰夹带量，避免污染脱硫液堵塞填料， 脱硫塔前增设清洗冷却塔。为解决脱硫液再生不好、悬浮硫偏高的问题，新上了 一台DN10000再生槽，配置42组喷射器。2.1 设
3、备选型 2.1.1脱硫塔：脱硫塔按双塔串联，第一个脱硫塔将H S由3g/Nms脱至1g/Nms，第二个脱硫2塔将 H S 由 1g/Nms脱至 0.05g/Nms，第一塔 DN6000*32*33000，第二塔2DN5000*32*33000第一个脱硫塔使用脱硫目前的DN6000脱硫塔，不作变动。第二个脱硫塔用闲置的DN5000冷却塔进行改造，增设了气液分布器、填料 段、段间液体再分布器。DN5000塔通过能力核算：按单塔通过年产18万吨合成氨气量计算(L/G) 1/4 (pg/ p L) 1/8 =(1329*1050/180000*24*300/3300/1.05) 1/4 (1.05/1
4、050) 1/8 = 2.003*0.42 = 0.841 查有关资料：(W 0/g)( a / s 3)( p g/ p L) y 0.18 = 0.0302液泛速度：W = (g s 3 p L/ ap g 0.18)1/2 = (9.81*0.9723*1050*0.03/85*1.05*0.8o.i8)i/2 0=1.81操作气速：W = 0.5W = 0.9m/s1 0D= (V/0.785W *3600) 1/2 = (77000*318/273*1.013/1.43/0.785W/3600) 1/2 =1 1 14.998m, DN5000塔可通过年产18万吨合成氨气量。脱硫内件
5、、填料选型应兼顾脱硫效率和系统阻力，内件、填料选择原则： 进塔设半水煤气分布器，进液设盘式分布器，段间采用再分布器。 脱硫泵的能力要与塔的直径匹配，保证足够的喷淋密度。脱硫塔的液体喷 淋密度一般不应小于45m3/m2 h(30-50m3/m2 - h)。气体空塔速度一般不大于 0.6m/s(工作状态)为宜，以获得理想的压降。 填料的选择应兼顾塔的压降和吸收表面积，填料直径偏小是压降大的原因 之一。 选用什么液体分布器是十分重要的。液体分布一定要均匀，液体分布器的 分布点数要达到150点/平方米； 液体分布器的安装水平度很重要。当水平度达不到要求时，液体的分布就 不均匀，甚至有的填料没有液体湿润
6、，脱硫效率就大幅度下降。得不到湿润的填 料表面就有硫泡沫积累，塔的阻力就要增加，甚至无法运行。 每段填料的高度不宜超过6米，液体的再分布同样很重要。本次改造DN5000塔拟选用散堆填料：其中上部三段填料选用QH75(聚丙 稀环)下部一段拉西环填料高0.2m，作为气体分布用。液体分布器采用槽盘式液 体分布器，气体分布器为下开口式。段间增设液体再分布器。2.1.2脱硫泵及再生泵选型：脱硫泵：按喷淋密度45-50m3/m2 - h进行计算第一个塔DN6000，循环量选为：1170m3/h。第二个塔DN5000，循环量选为：992m3/h液气比第一塔18.2L/m3;第二塔15.4L/m3。脱硫泵选型
7、如下：第一个 DN6000 塔配置一台 350S-44 泵，Q = 1170m3/h，H = 44 米，220KW 脱 硫泵台。第二个DN5000塔配置原有两台Q = 486m3/h泵，循环量偏小。再生泵计算:根据目前DN10000再生槽喷射进口压力0.40.5Mpa(表)要求， 扬程不能少于(0.4*106)/(1.013*105)*10.33 = 40.8。考虑再生槽高15米，管 道阻力损失大，选择65米以上扬程。再生泵：新上 350S-75A，Q = 1260m3/h，H = 65 米，280KW，再生泵一台；保 留原有三台Q = 468m3/h再生泵。2.1.3再生槽：新上一台DN10
8、000再生槽2.14喷射器：按每组通过循环量55m3/h计算，需42组喷射器2.1.5转鼓离心机：原离心机由于运行时间长，设备老化，不能满足生产需要, 新上了一台G5/1.75-X离心机2.2工艺流程简述：来自20000m3气柜的半水煤气经DN5000清洗塔冷却清洗后，经罗茨风机加 压至49KPa，送DN5000冷却塔冷却后，进入串联的2台脱硫塔，第一个脱硫塔 将HS由3g/Nm3脱除至1g/Nm3以下，第二个脱硫塔将HS由1g/Nm3脱除至2 20.05g/Nm3以下，而后进入总清洗塔进一步清洗降温，然后送现焦碳过滤器、静 电除焦器、压缩机一进总管。3投资（见下表）序号分项捡壷万元）需注设备
9、费用2陆腐费用L03电普牧袤L2开关柜电境4安装及安装桝1费5土建5LT64运行情况：4.1 2007年5月2日大修改造完成后并入系统。通过新上DN10000再生槽、再 生泵、脱硫泵、清洗DN6000塔填料，脱硫效率比检修前明显提高，目前仅开一 个DN6000塔，脱硫前进塔H S在1.0g/m3时，脱硫后可控制在7mg/m3以下。下一2步待高硫煤到厂后，串联开起DN5000塔，多烧高硫煤，进一步提高经济效益。4.2 改造前后脱硫运行工艺参数对比：挙水煤气脱孫港咸他时阖人塔知矗含迓出塔H多含园 加电位 mVpH业枫07-02-10弼0.9520.136+83837A228tS0702-1241f
10、liS8404097.1626.6C7UJ2-1540O.5MOOLtW+A0S.67.4226.8(J7-02-1?4009馆0.134+sa8.77.6827.B07-06-10420.90+S18J093U改07-06-142ftS840.003+798J6j623L707-06-1743讪E0.003+78836j6231.907-06-27430L9U0.007+74S453430.607*29451.0SB0.007+76S463630.65效益分析5.1支出增加1）折旧增加：增加设备折旧费用29.8万元/年2）多耗栲胶、钒、碱等。按我们厂回收硫磺平均消耗药剂费用2560元/吨硫
11、磺计算，多产720吨硫磺，多支出费用：184.32万元/年。3）多耗电（开220KW脱硫泵1台，二台132KW脱硫泵；再生泵开280KW1台， 开三台110KW再生泵，合计耗电1094KWh/h;原开二台132KW脱硫泵，开三台11OKW 再生泵，合计耗电594KWh/h，按每度电0.5元计算）。多支出费用； （1094-594）*7200*0.5/10000 = 180 万元/年4）多产吨硫磺多耗蒸汽：3.65万元/年5）支出增加合计：397.8万元5.2支出减少：1）烧高硫煤可降低费用：以每吨煤价格降低60元，按吨醇氨块煤消耗870Kg 计算（我们厂烧煤球较多，相应块煤耗偏低），年产醇氨18万吨计算，年需高硫 煤15.6万吨，则每年节约936万元。2）烧高硫煤可多回收硫磺720吨/年，按每吨硫磺价格700元，每年可多增 效益50.4万元。3）支出减少合计：986.4万元5.3年节约费用：年节约效益合计：986.4-397.8=588.6万元/年6结语：目前国内大多数小化肥企业均采用优质白煤做原料，白煤价格持续上涨，优 质低硫煤更是难购，导致成本上升，企业利润空间减小。目前高硫煤价格相对便 宜，改造脱硫提高脱硫效率，部分或全部采用高硫煤做原料，可降低生产成本， 增加企业经济效益，不适为企业的一条节能降耗措施。
