收藏在線留言 新浪微博新浪微博 騰訊微博騰訊微博

您好!歡迎來到龙8国际网址多少官網!

量身定製脫硫塔設計方案

全國諮詢熱線:13493390416

龙8国际直接进去環保 助推中國環保產業
主頁 > 新聞資訊 > 技術在線 > 脫硫塔技術流⌘程及技術規範

脫硫塔技術流⌘程及技術規範

文章出處:未知作者:人氣:-發表時間:13493390416 21:46【
脫硫塔技術流⌘程及技術規範
1工藝設備狀況
 
脫硫工⌘段全套裝置採用化二院設計,設計焦爐氣量120000m3/h,入口H2S≤5g/m3,出口要求小於200mg/m3。採用雙⌘系統兩塔串聯流程,1#系統A、C兩塔串聯,2#系統B、D兩塔串聯。一級脫硫的A、B兩塔共用一個再生塔,二級脫硫的C、D兩塔共用一個再生塔。氨水做吸收劑脫硫塔技術流⌘程及技術規範。
 
1.1 工藝流程簡述
 
(1)氣相:鼓風機後煤氣進入脫硫塔底部(雙塔並⌘聯串兩級脫硫)由下而上與從塔頂部噴灑下來的脫硫溶液(貧液)逆流接觸,通過傳質(填料)吸收煤氣中的硫化氫、氰化氫等一系列化學反應,經兩級脫硫至淨化指標要求範圍,從塔頂部出塔匯入總管送往硫胺工段。
 
(2)液相:從脫硫⌘塔底部出來的溶液(富液)經液封至循環槽(此處補充888和濃氨水)用循環泵抽至溶液換熱器進行部分熱交換後送入再生塔底部,同時自⌘再生塔底部送入壓縮空氣並流而上,使脫硫溶液在塔內得以氧化再生,並浮選出元素硫。再生後⌘的清夜從塔頂部液位調節器,利用位差送往兩級脫硫塔頂部,由液體分布器均勻向下噴灑脫硫,如此循環使用,而浮選出的硫泡沫聚集成硫泡沫層(由液位調節器調控)自動分離溢流至硫泡沫槽,加熱,濾清,攪拌,用泡沫泵送入熔硫釜熔煉硫黃,而熔硫釜上部排出的殘液(釜液)經溶液緩衝槽沉降處理後,用泵回收到循環槽,返回系統。
 
1.2 主要設備配置
 
     (1)一級脫硫塔 Ф5600    H34288 
 
青瓷 填料H4m×3        2臺
 
(2)二級脫硫塔 Ф5600   H37208
 
洗滌段三層填料3.5×3
 
捕霧段一層填料H1.5M
 
填料為⌘聚丙烯階梯環填料Ф76×38×3,散堆                               2臺
 
(3)再生塔Ф6500/Ф8500 H49222 
 
4塊篩板塔內設液位調節器  2臺
 
(4)蒸氨塔Ф1800 H25235
 
垂直篩板塔,         1臺
 
(5)脫硫塔液封  Ф1000 H9183 V6.3 m3 
 
4臺
 
(6)溶液循環槽  Ф8000  H8100  V407 m3   內設加熱蛇管  2臺
 
(7)低位槽 (臥式)Ф2400  L=5600  V 23.4m3
 
(8)硫泡沫槽  Ф3800  H5674 V 33.0m3
 
4臺
 
(9)事故槽  Ф9800 H9800 V739.0m3  
 
2臺
 
(10)溶液緩衝槽  Ф3800  L 4600
 
(11)溶液循環泵  Q 2020m3/h H59m  附電機450KW 10KV                          3臺
 
(12)硫泡沫輸送泵  Q 30m3/h H46m  附電機11KW 380V                          3臺
 
(13)溶液換熱器:螺旋板換熱器Ф2050 H2750  4臺 F 300 m2介質,脫硫溶⌘液和製冷水脫硫液溫-29℃,製冷水16~23℃。
 
(14)氨水換熱器:螺旋板換熱器,Ф1900 H3050 F250 m2 蒸氨廢水103~74℃ 剩餘氨水70~98℃ 壓力降:廢水側小於0.01 MPa氨水側小於0.01 MPa
 
(15)熔硫釜 Ф1200 H5500 壓力0.5 MPa溫度158℃                            4臺
 
(16)原料氨水過濾器:Ф2800 H6160 填料瓷鋼玉濾材。孔隙率大於30%壓力45 ,溫度70℃,濾前焦油含量300~500mg/L,濾後焦油含量小於20mg/L。
 
1.3 工藝參⌘數及工藝估算
 
工藝參數:氣量 120000Nm3/h;進口H2S 4~5g/m3;出口H2S≤200 mg/m3  ;溶液循環量>4000 m3/h;脫硫液溫度<35℃。
 
工藝估算
 
(1)雙塔氣量:120000m3/h,單塔氣速約0.677m/s
 
(2)單塔噴淋密度40.65m3/m2h
 
(3)液氣比16.66L/m3
 
(4)溶液在再生槽停留時間約45分鐘
 
(5)最高日析流量約10656kg
 
(6)系統溶液總量(約):塔60+再生塔1400+循環槽200=1660×2=3300 m3
 
(7)JDS催化劑⌘原始提濃量(按30PPM計)約96kg,濃度維持在(25~30)×10-6
 
(8)每天補充量約12~14kg左右
 
(9)循環量的確定: 設氣量60000m3/h,入口H2S 4g/m3、出口小300mg/m3,則60000×(4-0.3)/1000=222kg/h;222/0.12(工作硫容)=1850 m3/h,總循環量應控制在3800~4000 m3/h
 
(10)空氣量=析硫222kg/h×1.57=348.5(理),實際應>4200m3/h單塔控制2200~2600m3/h;鼓風強度約為80 m3/ m2h
 
2 原始開車情況
 
2.1開車前準備
 
2009年底,脫硫系統建成後,該公司決定採用我公司888脫硫法工藝,使用我公司生產的焦化專用優質高效脫硫催化劑888-JDS。我公司安排由副總工程師帶隊,包括分析化驗室主任在內的三人技術小組於10月下旬進入該廠,進行開車前的準備工作。在全面了解工藝設備情況,到現場考察後,對安裝掃尾完善提出了四條技改建議:一是增加予冷塔以確保工藝指標的正常;二是增加採樣點以便於分析問題;三是活化槽加空氣蒸汽管以利催化劑的活化;四是熔硫釜加控制閥門方便操作。這些建議大部分都被廠方採納並實施。同時,技術小組還制定888-JDS投料方⌘案及編寫技術培訓講稿,10月24日給脫硫操作工技術培訓,分析室⌘也組織了培訓,並同時⌘進行了配液、制定888曲線等各項開車前的準備工作脫硫塔技術流⌘程及技術規範。
 
2.2 開車與調試
 
原計劃10月26日開車,由於處理系統幾處漏點和A再生塔液位調節器不靈活,上面平臺護欄加高及蒸氨冷凝冷卻器清堵等原因延至11月1日正式開循環泵打循環並對煤氣系統置換,11月4日下午8時拆盲板通煤氣回收氨。11月9日按888-JDS投料方案進行活化投加,中午再生塔通壓縮空氣調試。下午17:00開始投加JDS,連續提濃,加強氨回收,硫泡沫⌘分離回收,熔煉出硫黃,使生產納入正常軌道。
 
2.3 運行效果
 
生產調⌘試穩定後,分析脫硫效率,連續5天出口硫化氫均小於0.2g/m3,11月14日分析入口硫化氫平均7.56 g/m3,出口平均0.12 g/m3,最低為0.11 g/m3,出口硫化氫全部達標,且越來越好(最低為0.02 g/m3)。綜合分⌘析考量脫硫效果優良,運行正常穩定。開車後⌘的有關數據見表一
 
 
脫硫的運行效果得到了廠方的高度評價和認可,在開車調試工作順利完成後,技術小組離開時,又針對生產存在的問題,給該廠書面建議如下:
 
(1)脫硫液中的888-JDS和氨含量都很低,尚未達到工藝指標,特別是氨含量靠自身回收不夠,蒸氨應儘快恢復正常,提供合格的濃氨水,車間應予高度重視,鹼度對脫硫率影響極大。888-JDS分析不對稱,可採用按計算量補加,再以進出口硫化氫含量最低酌情加減。
 
(2)由於氣溫低,測壓、測溫、採樣點易堵,要設法保持暢通,電器儀表自動化顯示調節要保持準確,分析數據完整,為操作提供加強有力的支持。
 
(3)再生塔⌘操作平臺需改進,提供必備條件,再生塔⌘操作為操作管理重中之重。必須到現場觀察並便利操作才行(可參照其它焦化廠調節方法技改)。
 
(4)自開車以來觀察系統漲液嚴重,應引起高度重視,要分析原因,採取措施,保持系統溶液總量相對的穩定。(解決不好消耗高,不穩定,難達標)
 
(5)關注副⌘鹽增長速率,加強熔硫釜液處理及嚴格控制各項工藝指標。超標排放,最好利⌘用事故槽,只排沉澱物和飽和液,以達到⌘節能減排之目的。
 
(6)緩衝槽容積太小,最好再挖兩個沉降池將回收的熔硫清液進行沉澱降溫, 使之懸浮物
 
﹤1g/L,溫度﹤40℃ 方能返回系統回收,否則會⌘幹擾再生,影響泡沫浮選脫硫塔技術流⌘程及技術規範。
3 出現問題及處理
 
該廠原始開車安全順利,非常成功。投入JDS後經過調試,在11月13日至17日,連續五天脫硫分析測試統計:進塔H2S含量平均為7.92g/m3,大於8g/m3佔46%,最低為6.95 g/m3;而總NH3含量平均為6.17g/L,大於8 g/L僅為10%;888-JDS平均為23.6mg/L;出口H2S平均為 0.125 g/m3,最低為0.02 g/m3;懸浮硫平均為0.24 g/m3;副鹽增長緩慢。綜合考量完全達到預期效果,也充分顯示了JDS催化劑高性能特點。但隨著生產波動及一些問題的暴露,致使工藝條件惡化,H2S超標。我公司安排技術人員第二次去該廠,經過現場觀察及查閱報表,認為存在的問題主要有以下幾方面:
 
3.1系統漲液嚴重
 
每天排液量較多,氨損失嚴重,溶液中總NH3僅為3~4g/L。溶液的大量排放(並非為了降鹽)不但損⌘失了催化劑888-JDS,也降低了總NH3含量,氨硫比變得很低,影響了⌘脫硫效率。造成原⌘因主要有:
 
(1)煤氣溫度偏高造成冷凝使脫硫溶液增多。
 
(2)蒸氨運行不正常,分縮器被焦油堵塞,蒸氨回收NH3極少,大量稀氨水的補入造成嚴重漲液,氨、水不平衡被迫外排。
 
(3)低位槽收集的各處冷凝液和清水(泵軸承水冷)進入系統。
 
處理意見:
 
(1)從以自產NH3為鹼源⌘的生產廠家經驗看,焦爐煤氣進系統前必須設予冷塔,轉移因鼓風機引起的溫升,同時也可減少焦油霧滴的帶入並能降低系統阻力,改善壓縮比,提高氨回收率,可謂一舉多得。若堅持以NH3為鹼源⌘必須將氣相溫度降至30。C以下,從某種意義講溫度決定鹼度。
 
(2)加強對蒸氨冷凝冷卻器氨水分析,嚴格管理,只能接⌘收濃氨水且定時定量補充(其目的在於提高脫硫溶液中NH3含量,增加鹼度)。
 
(3)進系統煤氣壓力應控制在12KPa以下,不要超過15KPa,鼓風機出口壓力超高,壓縮比增大,溫度會更高。
 
(4)採用提⌘高液溫減少冷凝液的辦法不可取(系統溫度高回收NH3少,揮發多,故夏季⌘生產很艱難)加劇不穩定性使生產無法達到良性循環。總而言之,解決不好嚴重漲液問題,消耗高,不穩定,難達標。
 
3.2 一級再生塔無硫泡沫
 
雖說首次發生已解決,但若不⌘引起高度重視、積極調整優化可能還會發生。其造成原因:
 
(1)再生空⌘氣量調節不適宜或操作不當使再生浮選不好。
 
(2)煤氣中夾帶的焦油雜質太多,致使脫硫溶液受汙染失去活性。
 
(3)氨水濃度、催化劑濃度、操作溫⌘度等控制太高或太低也影響硫泡沫的產生或泡沫層的形成脫硫塔技術流⌘程及技術規範。
 
處理方法:
 
(1)再生塔液位調至溢流面下200mm處,觀察上面硫泡沫踹動情況進行調整,空氣壓力要求穩定,再生空氣量控制在2200 ~2600m3/h為宜,初始階段每班至少需巡檢調節兩次(需有專⌘人負責提供操作便利)。
 
(2)若脫硫溶液被汙染(亦可從循環槽人孔處觀察判斷)。至少需⌘換置一半溶液,其正確方法是先增大再生塔溢流量,讓黑色贓物分離出去,將循環槽液位降至1/2~1/3處,再補充新鮮濃氨水,或兩級互相調濟,儘量保持脫硫液中總氨和JDS濃度波動不要太大,迅速恢復脫硫溶液活性,發揮兩級脫硫優勢,維持生產,保證出口H2S不超標。
 
(3)要嚴格控制煤氣進入系統的焦油含量(指標規定<20mg/m3檢測入口最低為50mg/m3,多數在100mg/m3左右,不少高達180mg/m3,而出口分析不超過10mg/m3,每小時近十萬立方的氣量,沉積量非常大,故不引起高度重視,設法應對,脫硫塔⌘便成了焦油雜質清洗塔)焦油不⌘但幹擾再生還有消泡作用,若泡沫形成不好則更不能將此贓物分離出去,會隨積累增多而導致溶液汙染、中毒、造成惡性循環。因此,要保持⌘脫硫生產正常穩定,必須嚴⌘格控制各項工藝指標,排除一⌘切幹擾因素。
 
3.3關於鹼源問題
 
該裝置設計進口H2S技術參數為3~5g/m3用自產NH3脫硫是可行的,物料可以達到平衡。然而目前煤氣中H2S含量達到8~9g/m3,甚至更高,前段實踐證明進口H2S 在7 g/m3左右,溶液中總NH3達8 g/L時,用氨水加JDS脫硫是可以達標的且效果很好,但差距一拉大就無能為力了。焦爐煤⌘氣溼法脫硫實質上就是一個伴有氧化反應的酸鹼中和過程,一般要⌘求氨硫比應達到1.2~1.5。煤氣中H2S產率取決於配合煤中的硫含量,即煤的配比、配合煤的揮發份和煉焦溫度等因素的影響,較難改變。而焦爐煤氣中一般含NH3含量4~6 g/L。若煤氣中H2S含量為10 g/m3,所需總NH3 12g/L,現實根⌘本達不到,缺口很大,怎麼辦?補充鹼源!在甲醇開車後可提供氨水補充,而在未開車前,進塔煤氣H2S又很高時,如何化解這一矛盾呢?我們認⌘為在加強NH3回收利用的同時補充部分純鹼以備鹼源不足。建議:可將一級脫硫全部用氨水脫硫,而二級脫硫則補充一些純鹼(Na2CO3)使總鹼度控制在0.45~0.6mol/L,以提高氣體淨化度。該裝置兩級脫硫各自單獨再生,從工藝上講沒問題而且還可以優勢互補,並能解決進口H2S含量高而回收氨不足難達標的矛盾。
 
3.4 規範催化劑的使用
 
JDS催化劑使用還不太規範,因客觀條件很差,冰凍造成浪費較大。在條件允許的情況下,建議將兩個活化槽移至循環泵房,按要求活化可用兩臺小比例泵(定量泵)均勻打入循環槽即可。
 
4 採用一級氨源二級鹼源工藝
 
脫硫系統雖然經過我公司技術人員的調整,工況有所好轉,但是,由於裝置沒有預冷塔的問題一直得不到很好的解決,使風機後溫度基本45℃左右,高時達到50℃,出口H2S一直較高。2010年12月,脫硫工況發生了很大變化,脫硫進口焦爐氣H2S含量大幅升高,由原來的10 g/m3猛升至30~50 g/m3二級出口也高達250~280 mg/m3,嚴重製⌘約甲醇的生產。為達到⌘甲醇系統的穩定運行,最大提高企業的經濟效益,要求我公司派出技術人員到現場解決問題。我公司再次安排技術人員來到現場。由於在此前的工作中,我公司在技術服務過程中注重與廠方進行技術交流與溝通,所以該廠對裝置運行情況及存在問題也都比較清楚和了解,當我公司技術人員再次提出把二級脫硫改用鹼源後,很快得⌘到了該廠管理層及技術部門的認可。於是,2010年12月上旬,在廠方的配合下,我們對該廠的二級系統改用了碳酸鈉做鹼源。
 
4.1 基本思路
 
將一、二級溶⌘液徹底分開。將蒸氨系統的氨水全部補加到一級脫硫系統,最大限度提高一級脫硫的脫硫效率。同時,二級改用碳酸鈉做為吸收劑,進一步工藝調優,提高脫硫精度,確保出口達標。
 
4.2 加入方法
 
根據估算兩套系統的二級脫硫溶液量為2000m3左右。第一次投加量,按30g/L計算,共計投鹼65T,分4~5天投加完。
 
每天補充量:根據二級脫硫系統的進口煤氣中H2S含量及⌘生產負荷情況,按消耗碳酸鈉0.6~0.7kg/kgH2S計算加入,同時,根據分析溶液鹼度做適當調整。
 
4.3 二級脫⌘硫系統的主要控制指標
 
    碳酸鈉:                    8~10g/L
 
總鹼度:                  27~35 g/L
 
PH:                            8~9
 
溶液循環量:                1200m3/h
 
煤氣溫度:                  35~40℃
 
吸收液溫度:                35~38℃
 
再生溫度:                  38~40℃
 
空氣壓力:                  ≥0.6MPa
 
空氣量:             1500~2000 m3/h
 
4.4 運行效果
 
12月13日開始投加, 12月13日分析數據為入口H2S:50.517 g/m3、53.338 g/m3。二級出口H2S:220~260 mg/m3之間。至12月15日二級出口硫化氫都沒有明顯的變化,12月16日分析數據:入口H2S:20.220 g/m3,二級出口H2S降至19mg/m3。脫硫效率達到99.9%。因為該⌘企業缺少分析藥品。溶液中的碳酸鈉含量沒有分析,沒有準確的分析數據可以提供。目前經過這一段時間的運行,脫硫效⌘率一直穩定在99%以上。具體運行數據見表二。
 
 
5結論
 
現行的以氨作鹼源的脫硫工藝實質是由以往以Na2CO3作鹼源的ADA脫硫工藝沿襲而來的,並未考慮和適應以氨為鹼源的一系列特點。因此在多年的運行實踐中,暴露了許多問題,脫硫效率很難達標。原因是多種多樣的,其中,因氨濃⌘度低或者氨濃度難以維持最為突出。無論是因為氣體溫度高也好,沒有補充氨的手段也好,最終都表現在因溶液氨濃度低而造成脫硫效率低下。焦爐氣⌘中硫含量越高,這個問題越明顯。在無外⌘來補充氨源的情況下,有的廠採用補充鹼源,即氨鹼混用的脫硫工藝。但這種工藝會造成副鹽含量增多等其它問題。由於焦爐氣脫硫大都是採用兩級或三級串聯,這樣就為一級用氨二級用鹼提供了空間。在氨源⌘不足的情況下,把系統所能夠回收到的氨全部補充到第一級,而在二級或三級中加入純鹼做鹼源。採用一級氨源二級鹼源的脫硫工藝,是有著其現實意義的脫硫塔技術流⌘程及技術規範。
此文關鍵字:脫硫塔技術流⌘程及技術規範

相關資訊