脱硫除氨净化工艺经济技术对比评价 - 图文

三种煤气脱硫工艺比较

目前，焦化厂1#---6#焦炉分别配套有三种不同的焦炉煤气脱硫装置，其中1#、2#焦炉配套的是AS循环洗涤法脱硫配合克劳斯硫回收工艺，于2000年投产；3#--4#焦炉配套的是改良ADA湿式氧化法脱硫工艺，于2007年投产；5#---6#焦炉配套的是真空碳酸钾法脱硫配合克劳斯硫回收工艺，于2009年投产。下面就三种脱硫方法的工艺、投资、消耗、操作难易等方面的区别介绍如下： 一、流程简介

1、AS循环洗涤法脱硫配合克劳斯硫回收工艺

鼓风机后煤气依次进入H2S洗涤塔的中段、上段，利用煤气自身所含NH3、在洗NH3的同时洗净脱除H2S和HCN。在H2S洗涤塔中段，煤气被该塔上段H2S洗涤水和经冷却后的脱酸贫液喷淋洗涤，脱除煤气中的大部分H2S。在中段下部得到的含H2S、NH3、HCN的富液自流入富液槽，用泵抽出送往脱酸蒸氨脱酸塔。H2S洗涤塔后煤气依次经过1#、2#洗氨塔洗氨，在2#洗氨塔下部设有“碱洗段”，煤气由1#洗氨塔上部出来进入2#洗氨塔下部碱洗段，这是H2S最终洗涤段，在此喷洒NaOH溶液，使煤气中H2S含量时进一步降低至0.5g/m3以下。喷洒后的部分碱液入固定铵塔，用以分解固定铵盐。

富液首先经微孔瓷管过滤除去富液中的焦油，然后，约三分之一直接送至脱酸塔顶部喷洒冷却酸汽，约三分之二先后经贫/富液换热器，汽提水/富液换热器，蒸氨废水/富液换热器，预热后进入脱酸塔肩部。用挥发氨塔、固定铵塔第十、第十八层来的混合汽作为热源而进行汽提。将主要酸性组分HCN、H2S、CO2在约97—103℃时从富液中脱除。酸汽控制69—72℃从塔顶逸出，进入克劳斯炉。脱酸塔底的贫100±3℃由脱酸贫液泵抽出，一部分经贫/富液

换热器，贫液一段冷却器、贫液二段冷却器冷却到≦22℃，送往硫化氢洗涤塔。

由脱酸塔来的约66—72℃含H2S约20﹪的酸汽进入克劳斯炉燃烧，燃烧后的过程汽经废热锅炉冷却进入克劳斯反应器一段，二段反应器转化为元素硫，并经过硫冷凝器、硫分离器分离出液态硫排到硫池结片后装袋外销，硫尾气与氨分解后尾气混合后进入尾气冷却塔，冷却后送吸煤气管道。

2、改良ADA脱硫工艺

洗苯塔来的煤气进入两台并联操作的脱硫塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆向接触以吸收煤气中的硫化氢，脱硫后硫化氢含量≤0.3g/m3的净煤气作为回炉煤气、甲醇原料气及其它用户用气。

吸收了H2S、HCN的脱硫液经液封槽分别进入反应槽，用脱硫液泵分别送入再生塔，与压缩空气一同进入再生塔底，脱硫液在塔内氧化再生，再生后的溶液从塔顶经液位调节器自流回脱硫塔顶循环使用。

浮于再生塔顶部的硫泡沫，利用位差自流入硫泡沫槽，溢流的脱硫液返回反应槽，槽底硫溶液用泡沫泵送入熔硫釜加热熔硫，分离出的清液流入清液槽，用清液泵经清液冷却器冷却后返回反应槽或送提盐装置。熔硫釜底部放出的硫磺自然冷却后装袋外销。

系统送来的ADA脱硫废液首先蒸发过滤提取ADA及碳酸钠，再经蒸发离心提取副盐。最终使脱硫液中的硫氰酸钠、硫代硫酸钠、硫酸钠副盐含量降到250g/l以下大力气，以保证溶液正常的脱硫能力。

3、真空碳酸钾脱硫配套克劳斯工艺

来自洗苯后的煤气，通过捕雾器捕除煤气中夹带的油类雾滴等杂质后，从脱硫塔底部进入，与脱硫塔内喷淋的贫液逆向接触，煤气中的H2S、HCN、

CO2等酸性气体被贫液中的K2CO3化学吸收，通过K2CO3溶液的吸收，煤气中的H2S含量可达到0.5g/ Nm3、HCN含量可达到0.3g/Nm3。为了进一步降低煤气中的H2S含量，在脱硫塔顶部增加了NaOH溶液洗涤段（简称碱洗段）。在碱洗段，用5%NaOH溶液洗涤经K2CO3溶液吸收H2S后的煤气，最终将煤气中的H2S含量降至0.2g/Nm3以下，HCN含量降至0.15 g/Nm3以下。从脱硫塔碱洗段退出的碱液，送往蒸氨塔用于分解剩余氨水中固定铵盐。脱硫后的煤气部分作为焦炉回炉和粗苯管式炉加热使用，其余送往用户。

脱硫塔底部得到的富液自流入富液槽，用富液泵将富液送往贫液/富液换热器与再生塔底部出来的热贫液换热后，由顶部进入再生塔再生，塔内装有聚丙烯拉鲁环以确保气液相的充分接触，在真空低温状况下使酸性成分解吸再生。

富液再生所需热量由脱硫溶液塔外循环换热来提供。脱硫液循环泵连续将再生塔内脱硫液抽出，在热水再沸器内与初冷器采暖水段来的热水换热后，送往脱硫塔内循环，连续为富液再生提供所需热量。再生热量首选由热水再沸器提供。当热量不够时，由外管蒸汽作为热源的再沸器作为补充提供。

来自再生塔底部的再生贫液由贫液泵输送，在贫液/富液转换器中与来自脱硫塔的富液换热后，再进一步在贫液冷却器中用低温水冷却，送到脱硫塔中循环使用。

再生塔顶出来的酸性气体，进入酸汽冷凝冷却器，依次与循环水、低温水换热，经汽液分离器分离冷凝液后，经真空泵加压送往克劳斯系统生产硫磺，同时确保再生塔内真空度达技术要求。冷凝液进入真空冷凝液槽，为了调整循环碱液中的副盐K2S2O3、KCNS、KFe(CN)6的含量，部分贫液排往冷鼓。

真空泵后酸气采用两级克劳斯硫回收（与AS配套的克劳斯工艺基本相同）。克劳斯硫尾气中硫化氢浓度约为0.93%，SO2 0.47%左右，直接排放不能达到《大气污染物综合排放标准》（GB6297-1996）的要求。原AS工艺设计是将尾气送回煤气系统，实际运行中发现，由于尾气中含有氧气、二氧化硫、硫磺等造成煤气系统堵塞，无法运行。本系统克劳斯尾气处理采用加氢还原技术，将AS工敢中的硫尾气与本系统硫尾气一并加氢处理，将尾气中的O2、SO2、硫磺蒸汽及有机硫全部转化成H2S气体，尾气返回吸煤气管道，这样不仅保证了煤气系统的安全，同时防止硫磺堵塞系统。 二、主要运行经济技术指标对比

2010年10月，一、二、三系统结焦时间分别为20、23、23小时，基本接近满负荷生产，且运行指标稳定，下面主要以10月份数据为依据，三套脱硫装置经济技术指标汇总如下：

项目 投资（万元） 耗蒸汽 耗软水 耗低温水 耗循环水 耗电 耗烧碱 耗纯碱 KOH 催化ADA V2O5 改良ADA 真空碳酸AS+克劳斯 +提盐 钾+克劳斯 4000 8900t/月 2500 t/月 223200 t/月 74400 t/月 260400Kwh/月 180 t/月 ---- ---- ---- ---- ---- ---- ---- ---- ---- ---- 50000m/h 3总价（元/年） 单价 ---- 130元/T 10元/T 2.2元/T 0.2元/T 0.4元/Kwh 1800元/T 1350元/T 8000元/T 1.8万元/吨 14万元/吨 1.8万元/吨 320元/公斤 ---- ---- ---- ---- AS+克劳斯 ---- 1157000 25000 491040 14880 104160 324000 ---- ---- ---- ---- ---- ---- 363245 44000 120000 -2403325 ---- 改良ADA 真空碳酸+提盐 钾+克劳斯 ---- 356590 14000 ---- ---- 139468 ----- 178200 ---- 5400 70000 2000 38400 259163 80000 80000 -1063221 ---- ------ 285480 14880 176627 44640 152817 639000 ---- 144000 ---- ---- ---- ---- 262692 36000 180000 -1576136 ---- 3200 2743t/月 1400 t/月 ---- ---- 4400 2196 t/月 1488 t/月 80258 t/月 223200 t/月 348670 Kwh/月 382043 Kwh/月 ----- 132 t/月 ---- 0.3 t/月 0.5 t/月 0.12 t/月 120公斤 ---- ---- ---- ---- 55000m/h 3355 t/月 ---- 18 t/月 ---- ---- ---- ---- ---- ---- ---- ---- 55000m/h 3剂 NaKC4H4O6 OMC 折旧、维修费 员工工资 产品产值 经济效益 处理煤气量 ----