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优化脱硫工艺实现脱硫生产的节能减排

时间:2020-06-30 16:57

  化肥生产企业是高能耗、高物耗、重污染的企业,随着国家对节能减排工作的重视,节能减排工作已经成为化肥生产企业的工作重点,采用和实施“源头削减、过程控制、终端治理”清洁生产工艺,通过改进设计,改善管理,优化工艺,提高资源利用率,削减排放和浪费,发展循环经济,最终实现企业效益的最大化。脱硫作为化肥生产的关键工序,其物料消耗占居的生产成本是比较高的,故优化脱硫生产工艺,加强生产过程管理,改进设备、工艺是降低脱硫生产物料消耗的重要途径。

  青岛某公司氨醇年生产能力20万吨,1998年“8.13”尿素装置开车,半水煤气脱硫配套的是φ4000×29000的脱硫塔、φ5000×6000×2000的再生槽,设计内装两段250Y的规整填料(每段6m)和老系统脱硫并联生产,变换后配有φ3800的变脱。自1999年起,随着生产负荷及煤质的变化(H2S含量从1.0g/Nm3涨到2.5g/Nm3,甚至更高)。脱硫一度成为生产的瓶颈,塔阻力急剧上升,脱硫效率下降,生产被迫减量,最终停车扒塔。2000年至2002年,每年扒塔4~6次,严重影响着公司的经济效益和安全生产。

  针对我公司脱硫状况的现状,我们专门组织对脱硫生产过程各个环节进行科学的评价、分析、论证,通过对各塔的喷淋密度、液气比、空速的计算,结合现场设备的具体情况和尽量缩短停车改造时间的要求,我们确定了分步改造的方案。

  我厂十万吨半脱是φ4000的塔,选择的是250Y的规整填料。规整填料比散装填料的传质面积要大的多,在低硫时选择小塔径大传质面积的工况,显得很划算。但随着煤质的变化,硫化氢的增高,当时的脱硫工艺显得力不从心了,尤其是规整填料随着扒塔次数的增多,反复使用,导致其强度下降,骨架破坏,重装塔后极易出现填料倒伏,导致截面阻力增大,气液偏流等状况。针对这种情况,我们在2003年,果断地淘汰规整填料,将原来两段规整填料层,改为三段散装填料层,每层5m,段间设有自收集自分布的槽盘式分布器,提高液体的分布质量和点密度,大大延长了脱硫塔的使用周期,收到了十分明显的效果。本次改造是利用秋季的计划检修完成的。

  我厂半脱系统共有两个再生槽,一个是φ5000×6000×7000,分布20支φ30喷射器,一个是φ4000×5000×6000,分布16支φ30喷射器,两套系统溶液单独再生,单独循环,总循环量在1100m3/h左右。考虑停留时间及再生时泡沫溢流速度及泵的扬程和流量等因素,溶液循环量无法提高。这种情况远远满足不了高负荷的生产需要。导致溶液停留时间短,再生浮选效果差,两盐副反应大,物料消耗高,脱硫效率差等。我们经过科学的论证,计划淘汰φ4000的再生槽,新上一个φ7000×8000×9000的再生槽,配有24支φ30的喷射器。新上55m扬程的再生泵,并将两套系统的溶液连通,使脱硫溶液均布。这次改造是在2004年的冬季大修中完成的,实践是检验真理的唯一标准。通过改造后的开车,溶液循环量提高到了1800m3/h左右。半水煤气脱硫的装置能力有了显著的提高,氨醇生产能力提高了50%,且系统运行稳定。

  再次,我们对进脱硫系统之前的半水煤气“两除一降”工作是十分重视的。尤其是在夏季生产时,罗茨风机入口的温度高达55℃,导致罗茨风机打气量下降,电耗增加,且脱硫液的温度很难降下来,一直在50℃左右运行。脱硫效率下降,再生状况紊乱,两盐副反应增加,碱耗增加,再生槽经常出现消泡现象,贫液悬浮硫高,脱硫塔的阻力明显增涨。经过我们认真分析,对造气的废热利用设备及洗气降温设备进行更换和改进,使热量得到有效回收不后移,保证气柜出口半水煤气温度低于45℃。半水煤气在进罗机之前上了一台φ6000的降温塔,一台φ6600的除尘塔,采用雾化喷头,大大提高了除尘、除焦油、降温的效率,改善了脱硫生产的软环境,使脱硫工况更加稳定。

  随着煤炭资源的紧张,地处山东半岛的我厂,在没有煤炭区位优势的情况下,只能选烧煤质较差且H2S较高的煤,这就给我厂的脱硫生产提出了更高的要求。随着20万吨合成氨的配套改造,脱硫的改造,我们提出了脱高硫煤采用梯级脱硫的理念,在半脱之前,串联一套φ6600的脱硫系统,将H2S从4~6g/Nm3脱到1.5g/Nm3再去半脱脱至指标,我们称为预脱硫。预脱硫在2006年6月份开车,大大提高了脱硫装置的能力和操作弹性,为我厂的稳产奠定了坚实的基础。

  脱硫生产管理的三大重点:脱硫效率;脱硫塔阻力;副反应的控制。前二者关系到整个生产过程的稳定,凝聚着脱硫生产管理的水平。后者关系到物料的消耗及腐蚀问题。三者相互影响又互相制约。所以优化脱硫操作,在完成了设备工况的配套之后,是一项十分重要的工作。我从以下几个方面谈一个优化脱硫操作的几点认识:

  1、努力作好半水煤气进脱硫之前的“两降一除”(除焦油、除煤灰、降温度)工作。

  循环水尽可能的使脱硫系统单独使用,与造气循环水分开,以保证入脱硫系统的半水煤气的洁净度,防止对脱硫的吸收和再生过程产生不利影响。

  当溶液温度过低时,吸收和析硫反应速度均降低,将影响脱硫效率,不利于水平衡,可能出现碱的结晶析出,严重威胁着脱硫塔的阻力控制;若温度过高,则H2S气体在脱硫液中溶解度将降低,使吸收的推动力变小,气体的净化度降低,同时再生过程氧的溶解度降低,不利于氧化再生,还会造成Na2S2O3副反应的加剧,析硫反应较快,硫颗粒细,不利于分离,溶液的腐蚀性也随温度升高而加剧。因此,严格控制适宜的溶液温度(40℃左右),一般情况下在30~50℃生产基本正常。

  溶液总量要适应于适宜的脱硫液循环量及溶液停留时间等因素。在溶液组分适宜的情况下,当气量大、H2S含量高时,为保证脱硫效率,应适当加大溶液循环量,即增大液气比和喷淋密度,且要考虑保证溶液在富液槽中的析硫时间和再生槽中的氧化时间,故循环量要大小兼顾。选择了适宜的液气比和喷淋密度后,要严格和稳定地控制溶液循环量,避免为了节约动力或随着负荷高低随便地减循环量,否则很容易造成堵塔。

  脱硫吸收过程和氧化再生过程有许多条件是矛盾而统一的,所以必须兼顾,且氧化再生是脱硫操作中至关重要的部分,直接决定着脱硫效率和脱硫塔阻力的控制。再生 槽的液面控制要平稳,防止液面大幅度波动和翻浪,保证浮选的泡沫要均匀地溢流,且不能积累。工作中的喷射器要分布均匀,且要运行良好,需经常根据自吸空气 量大小或反喷情况检查喷嘴、喉管是否有堵塞或结垢,以及喷射器的垂直性,否则应及时处理或更换。下面重点讲一下自吸空气量的问题。

  自吸空气量应根据H2S高低及生产负荷大小情况来确定,由再生压力的高低和空气吸入阀的开关大小来调节。当空气阀全部打开,则再生空气增加,吹风强度高,有利于溶液的再生氧化,CO2气提较为充分。但空气量过大,则硫泡沫层不稳定,硫浮选分离差,且造成悬浮硫高。若空气量长期过大,则溶液电位将偏高,会使副反应加快。再生空气量在一定程度上讲应随着生产负荷大小而相应增减,在调节时只能用开关空气吸入阀的方法,而不应关小溶液阀。一般实际空气吸入量应为理论空气量的12~15倍。

  笔者认为催化剂的使用越简单越好,最好不要多种催化剂混用。催化剂的选择应以活化使用简单、携氧及催化活性高等原则选择。我厂从2001年起就选择使用了“东狮888”催化剂,经过近8年的使用,我们认为具有配制溶液清亮、粘度低、悬浮硫低,活化使用简单、方便,不致使溶液组分失调,催化活性高等特点,且能脱除30%左右的有机硫。

  1、脱硫生产过程副反应的产生是不可避免的,应采取积极的措施使其控制在合理指标之内,一般认为三盐总量≤200g/L是能够维持正常生产。若副反应严重,碱耗剧增,大量补碱也难以维持生产。当溶液中副盐总量很高时,溶液粘度、比重增加,动力消耗增加,甚至出现循环泵不打液。严重影响吸收和再生。当溶液中Na2SO4≥100g/L时,设备腐蚀加剧,硫回收率降低,温度低时极易结晶堵塞管道或堵塔。脱硫生产过程的副反应主要有以下几个方面:

  HS-的析硫绝大部分是在塔内完成的,溶液在氧化槽内停留是HS-析硫的再提高,设有氧化槽及提高氧化槽的液位是保证HS-充分析硫的重要条件。HS-的析硫速度和程度决定于合理的脱硫液组分、催化剂的活性、适宜的温度及停留时间等因素,如果HS-析硫不充分进入再生氧化槽,HS-离子将急剧被氧化为S2O32-,再次氧化为SO42-。故在脱硫生产中配置合理的工况及选择高效的脱硫催化剂是一件很重要的事情。

  ②溶液中溶解氧量过多或与空气接触时间过长,将会有更多硫酸盐生成,当溶液温度较高时,此副反应速度加快,在这个环节应做好三个方面的工作。一个是采取措施,降低半水煤气中温度,保证溶液温度35~42℃;另一个是熔硫放空液既要做好沉淀、降温,又要减少与空气接触的时间和介面。可采取使用过滤机过滤泡沫或残液的办法控制。第三个是严格控制半水媒气中的氧含量低于0.4%。

  ③煤质的不同半水煤气中HCN含量不同,HCN在与碱液接触时,几乎全部被吸收,生成NaCN,进一步生成NaCNS,这不可避免的要造成物料的消耗,也是必须的。

  ④如果溶液再生不好,悬浮硫高,也能发生副反应。应强化再生管理,尽可能降低溶液中悬浮硫的含量。

  2.通过脱硫装置设备的配套改造、生产操作的优化、工艺管理的强化,能够减少副反应的发生,降低物料的消耗,减少溶液的排放。实现脱硫生产的节能减排。

  2020年6月7日,中国石油和化学工业联合会组织有关专家在青岛市召开了“低水/气(CO)比有机硫转化型耐硫变换催化剂”科技成果鉴定会。鉴定委员会认为:该技术具有自主知识产权,技术指标先进,节能减排效...