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不同压力等级下的栲胶湿法脱硫(1)

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发表于 7 天前 | 显示全部楼层 |阅读模式
合成氨生产过程的单元操作,工艺最简单的应该是脱硫,在中、小合成氨厂中大致位于三个部位即:半水煤气脱硫(简称“一脱”)、变换气脱硫(简称“二脱”)、脱碳气脱硫(简称“精脱”)、有的厂还有深度脱硫。我公司是国家规划的“XX尿素基地”的骨干性企业,2009年三套装置生产140余万吨尿素。就脱硫操作的压力而言,从常压到3.3MPa有五个等级,虽基本原理一样但其运行却不尽相同。回顾在1996年公司因采用全低变工艺把氨水法脱硫由“半脱”的位置调整到碳化中脱硫,但实际上没有见到一块硫黄;2000年底上尿素项目增加了8kgf/cm2变换气栲胶法脱硫,其运行效果很好(一直没有掏过脱硫塔的填料),后来到2008年10月工厂搬迁时才停了下来;2003年易地发展上第一套“18·30”项目时,选用了“二脱(0.8 MPa)、精脱(2.7MPa)”流程,当时半水煤气没设置脱硫,目前该装置吨氨(醇)能回收超过2.0kg的硫黄(使用晋城无烟煤);2005年上第二套“18·30·10”项目时,为降成本(电耗等)和使用高硫煤,选用了“一脱(常压)、二脱(2.1 MPa)、精脱(2.1MPa)”流程;2008年在老厂搬迁项目“24·40·20”的装置中选用了“一脱(常压)、二脱(3.3MPa)、精脱(3.3MPa)”的流程。上述不同压力等级脱硫的出现,特别是变换气脱硫和精脱的压力主要受变换提压和“等压净化”的指导思想影响而产生的。2009年在第二套“18·30”装置“变换提压”的改造中,由于受地方所限和“节能”思想的指引,因地制宜将第二套“18·30”装置改成了“一脱(0.8MPa)、二脱(2.7 MPa)”的流程,精脱(2.7MPa)没变。应该说上述栲胶法脱硫基本上能够满足脱除H2S的需要,同时回收一定量的硫黄,但其生产实践中多少都有一点问题,其运行情况介绍如下:
1 方案流程及特点说明
从气柜来的半水煤气经分离后进静电除焦器除尘,通过罗茨机增压,然后入洗涤塔除尘降温,然后由底部进入脱硫塔,于填料段与脱硫液逆流接触,半水煤气中的H2S被脱硫液吸收后,从塔顶进入塔后洗涤塔清洗,又经静电除焦器再除尘后送压缩机一段。脱硫后的富液从塔底出来,经再生泵提压打入再生槽的喷射器,自吸空气氧化再生,再生后的贫液通过调节器流入循环槽,经脱硫泵打入脱硫塔循环使用。再生槽浮选出的硫泡沫流入泡沫槽,再进行回收硫泡沫,即通过过滤、加热最后形成硫锭。见下图。
0.8 MPa等级的半脱和变脱工段没有设置闪蒸槽,它是从塔底出来的富液经减压至约0. 5MPa,直接进入再生喷射器的。(2.1~3.3MPa)变换气脱硫的富液经减压或闪蒸后,(0.5~0.6 MPa)压入再生喷射器,省去了再生泵,其余同半脱一样;全部没有设置富液槽,但是最好设置富液槽。脱硫溶液以纯碱和栲胶为主,三个厂原来各自分别添加了888,W-1,RTS三种再生催化剂。2009年吨氨消耗及运行情况见附表:
图片243.jpg
图片244.jpg
2 问题讨论及体会


2.1 工程设计是稳定运行的前提之一


在做设计(以“24·40·20”项目为例)时要因地制宜解决好以下问题:


(1)脱硫塔填料高度不宜太高,一般设计高度在3~5m左右,估计每段有3m高即可,填料选用孔隙大的填料,塔内不要鼓泡吸收段,否则可能要增加塔阻。


(2)变换气脱硫不设富液槽, 0.8MPa等级的问题不大,在2.1MPa、2.7MPa、3.3MPa的变脱中,没有富液槽虽是节能性流程,但眼观其再生槽硫泡沫比较稀少,多数认为是变换气中CO2在变脱液被吸收,这部分CO2在减压闪蒸时弛放不完全,到喷射器又解析弛放影响空气的吸入量,造成空气不足氧化不好所致,倘若工艺上不能长周期运行,为此即使是节能性流程的也值得商榷。


(3)溶液循环量设计时,采用大流量低浓度的思路,一般要求喷淋密度在35~40m3/ m 2·h为好。


(4)喷射器保证其每个喷嘴每小时吸收300~500m3空气,吸入口空气速度为6m/s,喷嘴处液体流速在20m/s为好。


(5)循环槽内要设提温设施;熔硫的残液一定要有冷却和足够的沉降措施,它是减少副盐的有效手段。硫泡沫和(悬浮硫高)溶液最好能通过真空过滤机,经过滤成硫膏后入釜熔硫,既节省蒸汽又能减少副盐,从而延长堵塔的周期。


(6)半、变脱的再生槽必须分开且不能一模一样,闪蒸槽卧式比立式的效果好,某设计单位有把0.8MPa等级的塔器简单套用在2.1~3.3MPa等级的地方,导致塔器的落液孔小,出现加不上流量、挂液等现象。



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