现行变换气湿式氧化法脱硫工艺中存在的问题及

浏览次数: 日期:2015-04-27

现行变换气湿式氧化法脱硫工艺中存在问题及改造建议
王 平 安        张 福 顺
1、前言
合成氨变换气中硫化氢对合成氨生产中净化、合成及氨加工工序造成的危害已众所周知。如何更好地脱除变换气中的硫化氢,化肥行业许多智者已摸索出许多方法和宝贵经验。但现行变换气湿式氧化法脱硫工艺中仍存在以下几方面问题:a、脱硫效率低:b、动力消耗大;c.碱耗高;d.所需设备庞大。
特别是为了降低合成氨系统能耗,目前化肥系统推广的全低变工艺工序出口变换气中硫化氢,远高于原中变或中串低变工艺工序出口变换气中的硫化氢,这样更加重了变换气脱硫的负荷。为了更好地利用这一低能耗技术,以及最大限度地解决现行变换气湿式氧化法脱硫工艺中存在问题,进一步降低合成氨成本,对现行变换气湿式氧化法脱硫装置进行有效地技术改造已迫在眉睫。 
2、改造依据
    众所周知,湿式氧化法脱硫工艺中的机理建立在双膜理论基础上,用碱液吸收硫化氢的反应属气膜控制。因此,在常压半水煤气脱硫工艺中,,我们采用了各种塔型及内件来破坏气膜,增强传质效果,在实际生产中已发挥了巨大的作用,取得了良好的脱硫效果。
    但在变换气湿式氧化法脱硫工艺中,如果仅套用常压脱硫工艺参数进行设计,已远远不能满足生产要求。主要原因是由于变换气中C02的浓度已高达28%左右,而常压半水煤气中C02的浓度仅在8%左右,加之变换气脱硫装置均在加压下进行,而加压造成C02在溶液中的溶解度急剧增大,溶液中C02的浓度增高,导致C02与碱液的反应加剧,碱耗增高,溶液的PH值降低,硫化氢氧化为硫的反应速度下降,溶液再生效果变差,更重要的是降低了吸收硫化氢的传质速度。而现行的变换气湿式氧化法脱硫工艺中,大多都套用常压脱硫工艺参数进行设计,没有从根本上解决好C02对脱除H2S产生的影响,而是为了保证气体的净化度,通过加大吸收液量和增加气液接触时间来解决,这样导致变换气湿式氧化法脱硫工艺步入误区,造成脱硫效率低,净化度差,碱耗高,动力消耗大,所需设备庞大的根本原因。据有关资料介绍。由于碱液与H2S的吸收反应是一个飞速反应,属于气膜控制型,其吸收速率随气体的流速增大而增大,与液速无关。而C02的吸收正相反,是属于液膜控制型,C02的吸收速率随液体喷淋密度的增加而增大。因此,基于C02和H2S的这一吸收特点,在变换气脱硫工艺中,采用较高空速、较短的气液接触时间来抑制C02的吸收,选择性地吸收H2S
    再据上海科学技术出版社1986年出版,施亚钧等编著的“气体脱硫”一书中介绍,“一般认为,在气液两相具有足够的接触面积和界面剧烈湍动的条件下,接触时间应控制在5秒左右”。因此,为了从含量比H2S大、酸性比H2S强的C02混合气(变换气)中脱除H2S,应选择气液混合程度高,反应时间短的脱硫塔。
而现行的变换气湿式氧化法脱硫工艺,恰巧违背了C02,和H2S的吸收特性,采用较大的喷淋密度即循环液量,较长的气液接触时间(一般约为50秒左右),从而导致脱硫效率低,气体净化度差(一般出口H2S含量多在20mg/m3左右),碱耗高,动力消耗大,所用设备庞大。  
3、改造方案
    我公司针对现行变换气湿式氧化法脱硫工艺中存在问题,结合C02和H2S吸收特点,研制出较为先进的,符合C02和H2S吸收特点的复合型塔内件及其配套工艺技术,并提供优质、高效的脱硫催化剂。可从根本上解决现行变换气湿式氧化法脱硫工艺中存在的问题,最大限度地降低了合成氨的净化成本。
4、应用实例·
某化肥厂年产8吨合成氨系统变换气脱硫装置,系统设计压力为2,9Mpa,实际操作压力为2.5 -2.6Mpa,变换工序气体温度45℃,左右,处理气量为28000Nm3/h,气体组为:C0 : 32.31%  , C0: 3.5%,  H2:63.6% N2+Ar:0.45%, CH4:0.14%, H2S:500~800mg/Nm3吸收碱液循环量为100 m3/h,吸收碱液组成为:Na2C0 5.3g/l、NaHC03  28.6 -32.8g/l,碱液温度为43℃左右,处理后变换气中H2S小于5.0mg/m3,脱硫效率99.8%以上,碱耗小于0.784kg/TNH3 ,电耗低于18.5KW.h/TNH3
    而采用原变换气脱硫技术设计的山西省丰喜集团临猗分公司合成氨一厂,年产12万吨氨的变换气脱硫装置,其操作压力为2.0-2.1Mpa,进口变换气中H2S含量仅为120kg/m3左右,其吸收碱液循环液量为450 m3/h, 其碱耗为1.25kg/TNH3,电耗为23.4-25.2 KW.h/TNH3
两项技术相比,山西省丰喜集团临猗分公司合成氨一厂,每年仅变换气脱硫一项多耗电58.8万度,按每度电0.50元计,每年要多耗29.4万元;每年多耗碱55.92吨,按每吨纯碱1200元计,每年要多耗6.7主万元,共计多耗36.11万元,其中还未计算由于所用泵及电机庞大、管道增粗及脱硫剂消耗等造成的费用。

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