從硫銨工段來(lái)的焦爐煤氣進(jìn)入終冷塔冷卻，再進(jìn)入洗苯塔洗苯。洗苯塔后的煤氣進(jìn)入脫硫塔，塔內填充聚丙烯填料，煤氣自下而上流經(jīng)填料與碳酸鉀溶液逆流接觸，再經(jīng)塔頂捕霧器出塔。煤氣中大部分H₂S和HCN及部分CO₂被堿液吸收，吸收了酸性氣體的富液與來(lái)自再生塔底的熱貧液換熱后，由頂部進(jìn)入再生塔再生。因脫硫和再生系統均在低溫低壓下運行，腐蝕性低，對設備材質(zhì)要求不高，所以吸收塔、再生塔及大部分設備材質(zhì)均為碳鋼。富液與再生塔底上升的水蒸汽接觸使酸性氣體解吸，再生塔的熱源來(lái)自循環(huán)熱水，故不需外加蒸汽，節省了能源。再生后的貧液經(jīng)貧富液換熱和冷卻器冷卻后，由頂部進(jìn)入吸收塔循環(huán)使用。再生塔頂出來(lái)的酸性氣體進(jìn)入冷凝冷卻器，除水后用真空泵將酸性氣體送至硫回收工段，脫硫塔后的煤氣送去煤氣用戶(hù)。

1工藝流程

為保證凈化后煤氣中的H₂S含量小于0.3g/m³，真空碳酸鉀法采用兩段吸收和一段再生的方式，煤氣脫硫流程見(jiàn)圖1。脫硫塔底的富液經(jīng)貧富液換熱器與熱貧液換熱后進(jìn)入再生塔頂部。從再生塔底抽出的熱貧液經(jīng)換熱和冷卻后送至脫硫塔下段噴灑。經(jīng)脫硫塔下段脫硫后的煤氣含H₂S＜0.5g/m³，進(jìn)入上部的NaOH洗滌段，在此用5%的NaOH溶液吸收煤氣中的H₂S，可使煤氣中的H₂S含量＜0.3g/m³。洗滌煤氣后的廢堿液送到蒸氨工序用于分解剩余氨水中的固定銨。

2工藝計算

2.1填料高度計算

2.2液體噴淋密度核算

3存在問(wèn)題

3.1系統堵塞嚴重

焦爐煤氣脫硫系統在運行過(guò)程中會(huì )受到焦爐煤氣質(zhì)量的影響，如果初冷器出口的煤氣集合溫度過(guò)高，煤氣夾帶的萘、水蒸汽、焦油、苯類(lèi)化合物較多，這些物質(zhì)在有機硫的催化作用下，能聚合成瀝青狀的有機物，這些物質(zhì)使設備和管線(xiàn)出現堵塞，造成頻繁停產(chǎn)檢修，導致脫硫系統運行不穩定。

3.2酸汽溫度偏高

從再生塔再生出來(lái)的酸汽經(jīng)過(guò)3級冷卻后，由真空泵送至制酸工段生產(chǎn)硫酸。酸汽冷卻器采用列管式換熱器，一、二級冷卻器以串聯(lián)的方式運行，冷卻面積為500m²，采用循環(huán)冷卻水，水量要求1 000m³/h；三級冷卻器采用制冷水作為冷卻介質(zhì)，水量要求60m³/h。設計要求冷卻后的酸汽溫度不高于30℃，但實(shí)際上平均為33.86℃，超過(guò)設計要求，酸汽溫度偏高會(huì )帶來(lái)以下害處。

1） 酸汽溫度偏高，降低了再生塔的真空度，破壞了塔內解吸反應的推動(dòng)力，導致富液解吸效果差，酸汽產(chǎn)量較低，貧液中的HS-1離子含量較高，不利于貧液吸收煤氣中的H₂S，導致脫硫塔塔后含H₂S較高。

2） 酸汽溫度偏高，使酸汽中夾帶的一些聚合物、萘和重質(zhì)苯?jīng)]有完全冷凝下來(lái)，隨著(zhù)酸汽一起進(jìn)入管道，這些聚合物會(huì )沉積在管壁上造成管道的堵塞，酸汽輸送不暢，導致真空泵后的氣液分離罐出口的酸汽壓力過(guò)高，系統被迫停止運行，清掃酸汽管道的沉積物。

造成冷卻后酸汽溫度過(guò)高的主要原因是一、二級酸汽冷卻器的運行方式不合理，循環(huán)冷卻水的用量不夠。

3.3脫硫效率低

真空碳酸鹽脫硫系統自2010年開(kāi)工以來(lái)，一系脫硫塔后煤氣含H₂S在0.6～2.0g/m³，遠高于設計指標0.2g/m³。同時(shí)WSA制酸系統開(kāi)工率和酸產(chǎn)量（600～700kg/h）偏低，未達到設計指標。

3.4填料高度不足

一系脫硫系統的脫硫塔分為2段，一段為脫硫段，另一段為堿洗段(即最終脫硫段），脫硫段的填料分2層，每層填料高度為3.5m，堿洗段的填料層高度為1.4m，因此脫硫塔的填料總高度為8.4m。而理論計算的填料層的高度為10.68m，實(shí)際脫硫塔的填料高度與理論計算值相差2.24m。

4改造措施

4.1針對酸汽溫度偏高的措施

目前一系的酸汽冷卻器循環(huán)水運行方式為串聯(lián)方式，需將冷卻循環(huán)水改為并聯(lián)運行，并增加返沖裝置及放空裝置。

4.2針對系統堵塞的措施

針對脫硫系統管道堵塞嚴重的問(wèn)題，認真分析了堵塞物的成分，山東博宇鍋爐采取了以下措施。

1） 在原有的酸汽管道橋架上增加1根酸汽管道，2根酸汽管道交替使用，盡可能提高系統的開(kāi)工時(shí)間，降低系統的維修頻率。在2臺真空泵的出口分別增加1臺旋風(fēng)除酸器，如圖2所示。

2） 從再生塔析出的酸汽經(jīng)過(guò)3級冷卻后，酸汽中仍然含有部分水汽及油類(lèi)物質(zhì)，由真空泵加壓送出，經(jīng)過(guò)除酸器時(shí)根據密度不同將酸汽中的水汽和油類(lèi)物質(zhì)分離，自流入真空冷凝液罐中，減少酸汽夾帶的雜物在管道中沉積，在一定程度上解決了酸汽管道的堵塞問(wèn)題。

3） 降低初冷器出口的煤氣集合溫度，將初冷器的三段循環(huán)水換成制冷水，控制初冷器出口溫度在20～23℃，煤氣中的大部分萘和焦油能夠冷卻下來(lái)，減少萘對系統的堵塞。

4.3針對脫硫效率低的措施

1） 增加塔內填料。依據脫硫塔的設計圖紙，發(fā)現脫硫塔的2層填料段分別還有1.5m空間，利用脫硫系統停產(chǎn)檢修時(shí)間，打開(kāi)脫硫塔人孔，分別在脫硫塔的2層填料頂部添加了1m高的拉魯環(huán)填料，裝填方式為散裝。

2） 改造堿洗段。脫硫塔堿洗段設計使用30%NaOH，用蒸氨廢水稀釋到5%，再用循環(huán)泵送至脫硫塔的堿洗段，進(jìn)行煤氣最終脫硫。但是堿洗后的脫硫廢液很難處理，給環(huán)保帶來(lái)壓力，鑒于此原因更改了脫硫塔的洗滌介質(zhì)，改為再生塔再生后的貧液。在貧液總管道與堿液管道上增加連通閥，并在此管道上增加閘板閥，用于控制堿洗段的貧液。堿洗段的堿液回流管道上再接1根管道至富液槽，便于貧液吸收了煤氣中的H₂S以后能夠自流回富液槽，通過(guò)富液泵送至再生塔再生。利用貧液作為最終脫硫液，改造后的工藝流程見(jiàn)圖3。

脫硫系統經(jīng)過(guò)改造后，脫硫塔的塔后含硫基本控制在0.3g/m³以下，基本達到了設計值，制酸工段的酸產(chǎn)量由650kg/h增加至950kg/h。

山東博宇鍋爐設備有限公司摘自《燃料與化工》