焦化脱硫及提盐工艺课件
焦化企业脱硫废液提盐工艺及其优化
焦化企业脱硫废液提盐工艺及其优化摘要：国内大部分采用HPF湿式氧化法对焦炉煤气脱硫的焦化厂对此脱硫液普遍采用喷洒在煤场，混入原料煤中重回焦炉。
这种消极的处理方法后果严重，主要表现在以下几个方面：①处理量十分有限，雨季无法实施；②对设备的腐蚀性强，恶化操作环境；③有价值的化工原料没有得到很好的利用；④引发次生污染。
随着国家日趋严苛的环保态势，采用往煤堆上进行喷洒脱硫液的处理方法已经被证明是不可行的。
本文提出脱硫废液资源化治理项目，进行脱硫废液的回收和利用，解决脱硫废液造成的环境污染问题，提升焦化企业的经济效益。
关键词：焦化企业；脱硫废液；提盐工艺；优化引言为了实现脱硫液资源回收和生态保护效应，本文重点探讨焦化企业脱硫废液提盐工艺及其优化举措，在脱硫废液处理工艺的最佳条件下加入适量调整剂，将（NH4）2S2O3转化为（NH4）2SO4产品，获得98%纯度的NH4SCN产品，并引入提盐新工艺，体现出成本低、分离产品纯度高、操作便捷、设备效率高的特性，顺应焦化企业清洁生产、环保发展的要求。
1、焦炉烟气特点（1）焦炉烟气温度较低，波动范围较大。
燃烧焦炉煤气适合布置SCR催化剂的区域的烟气温度一般在200～250℃，燃烧高炉煤气适合布置SCR催化剂的区域温度一般在180～200℃，低于常用电站锅炉SCR脱硝催化剂活性温度范围（300～400℃）。
（2）NOx含量较高，一般为500～1800mg/m3。
（3）SO2含量不高，一般在200～500mg/m3。
（4）焦炉烟囱必须始终处于热备状态。
焦炉烟气经过SO2、NOx、粉尘污染物脱除后必须回到烟囱排放至大气，热备温度一般为130℃，甚至更高。
（5）NH3逃逸控制难。
由于焦炉烟温较低，采用常规的SCR脱硝技术，NH3逃逸量将很难满足排放要求。
（6）焦化厂再建空间小。
针对焦炉烟气排放要求以及烟气特点，烟气治理一体化技术应运而生，该技术是在系统中同时实现脱硫、脱硝及除尘的技术，具有装置少、投资低，可减少废水、废物产生的特点。
焦化厂化工车间脱硫废液提盐操作规程
提盐操作规程1.工艺流程从脱硫系统送来的脱硫废液先打入原料槽，经静置分离12小时以上，部分夹带的悬浮硫和不溶物沉淀原料槽底部（定期人工清理），脱硫液用原料泵打入装有活性炭并带有搅拌器的脱色釜中进行脱色，脱色釜带有蒸汽夹套加热（6-8小时，80-85℃）。
脱色釜气相部分经冷凝冷却器用低温水冷却后，进入脱硫地下槽。
脱色后脱硫液经过滤器过滤，与活性炭分离,滤液进入脱色液槽，废活性炭送配煤。
脱色液槽内脱硫液由脱色液泵打入蒸发釜中,蒸发釜通过外置的加热器经蒸发釜循环泵给脱硫液循环加热，启动真空泵系统，保持蒸发釜内真空度-0.090~-0.098MPa，蒸发釜内液位保持70％-80％高度。
蒸发釜顶蒸汽经蒸发釜冷凝冷却器用低温水冷却后，冷凝液进入真空槽。
真空槽内液体定期排入脱硫地下槽。
当蒸发釜内液位不再下降后，停止补料。
打开循环泵出口管支管阀门，将料液打入1#结晶釜中（通过软管）。
启动1#结晶釜搅拌器，打开低温水入口阀门，控制结晶釜冷却速率，冷却至55-60℃。
打开1#结晶釜釜底阀门，将结晶液放入离心机内进行固液分离。
固体为硫代硫酸铵和硫酸铵，液体由真空系统抽入2#结晶釜，启动2#结晶釜搅拌器，打开低温水入口阀门，控制2#结晶釜冷却速率，将结晶液缓慢冷却至大约25℃，打开2#结晶釜釜底阀门，将结晶液放入离心机内进行固液分离。
固体为硫氰酸铵，液体流入离心液槽。
将硫氰酸铵结晶手工装入干燥器，打开干燥器真空管阀门，干燥器通蒸汽进行干燥。
干燥后即为产品硫氰酸铵。
离心液槽内液满打入脱色液槽2.岗位职责2.1 负责本岗位所属设备的全部操作。
熟悉设备的构造、工作原理、作用及管道走向。
做到熟练操作，会保养、会排除故障。
2.2 定期巡回检查本岗位所属设备的压力、温度、流量、液位、仪表及设备运转情况，并及时进行调整，保证各项技术指标达到工艺要求。
2.3 负责电机、泵的维护保养，做好生产记录和工具保管。
2.4 负责本岗位的安全工作，搞好设备及环境卫生，严格交接班制度。
焦化厂120m3脱硫液提盐方案
设计方案................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................................XXX 有限公司根据贵公司提供参数确定脱硫废液提精盐项目规模为120m3/d。
焦化企业脱硫废液提盐工艺优化
关键词:焦化企业；脱硫废液；提盐工艺；优化炼焦过程中的煤会转化为焦炭和荒煤气，在高温烧焦条件下将部分硫元素转化为H2S，容易出现催化剂中毒的现象，为此要预先进行脱除H2S的处理，针对NH4SCN和（NH4）2SO4的溶解度差异性较小、市场对（NH4）2S2O3需求量少的状态，本文提出脱硫废液资源化治理项目，进行脱硫废液的回收和利用，解决脱硫废液造成的环境污染问题，提升焦化企业的经济效益。
1焦炉煤气脱硫概述焦炉煤气脱硫废液具有强烈的刺激性气味和毒性，引发碱溶液或脱硫催化剂消耗增加，提高脱硫液成本，造成资源浪费的现象，无法体现循环利用和清洁生产的环保理念。
当前焦炉煤气脱硫方法主要以湿式催化氧化法为主，并根据脱硫液组成的不同，湿式催化氧化脱硫工艺主要有以下几种方法：1）PDS法。
这是一种新型的脱硫方法，整个反应过程为：溶解氧在碱性溶液中吸附活化；煤气与脱硫液接触并生成HS－；其他物质在催化剂体系中进行化学反应并生成单质硫；催化剂吸附氧再生。
2）HPF法脱硫。
这是一种液相脱硫工艺，以煤气中的氨为碱源，中和焦炉煤气中的H2S，在反应中以酞菁钴磺酸盐为主催化剂、苯二酚和硫酸亚铁为助催化剂，达到98%的脱硫效率。
3）塔－希法。
主要涵括有塔克哈克斯工艺脱硫和希罗哈克斯脱硫废液处理两种工艺，选取混有1，4NQ（1，4－萘醌二磺酸钠）的氨水，将脱硫液脱硫温度控制在34-36℃，吸收液吸收焦炉煤气中的H2S，再转化为多硫化铵，氧化生成氨水及单质S。
4）改良ADA法。
这种脱硫方法是以ADA为主催化剂、NaVO3为助催化剂、稀Na2CO3为脱硫剂、酒石酸钾钠为分散剂，可以达到99%以上的脱硫效率。
5）栲胶法。
这是利用羟基进行氧化还原反应，栲胶内含诸多活泼羟基，具有防堵剂、防腐剂、钒离子配合剂的效用。
6）FRC法。
该法由Fumaks法脱硫、Rhodacs法脱氰、Compacs法废液净化制酸工艺组成，以三硝基苯酚为催化剂，在氨水与焦炉煤气逆向充分接触的条件下，进行酸碱中和反应，生成NH4HS和NH4CN，与脱硫液一同流出，再进入再生塔底部与空气预混，加压氧化再生为单质硫和再生液，泵送至脱硫塔循环利用[1]。
焦化液化气脱硫技术交流材料PPT液化气脱硫醇清洁生产新工艺交流稿
脱硫系统的硫平衡
脱硫醇系统中的硫平衡： 硫醇转化平衡。 总的硫平衡。 二硫化物移除平衡。
脱硫醇
碱氧化再生
应用效果
硫醇脱除率99.2%以上。硫醇一般在10 mg/m3 二硫化物脱除率70%左右,从1000 mg/m3降低到300-400 mg/m3（茂名石化焦化液化气的特例，需要25％的高浓度碱液） 二硫化物反加硫率：没有。 但这一结论目前还不能推广到催化液化气。
应用效果
二硫化物液化回收。回收率70％左右。运行2个月已经分离了20多吨液体二硫化物。其余尾气夹带＋产品液化气夹带（由于尾气温度为40℃左右，尾气量小，可以经过水洗再回收其中的80％左右） 传统工艺液化回收率为零，大部分为尾气和碱渣夹带。 如果采用反萃取，回收率一般占到原料总硫的15－20%。但设备投资和加氢处理高硫油的成本增加。
碱循环
原料带入硫
产品带硫
尾气带硫
碱渣带硫
二硫化物液体回收
环保性差的原因分析
碱渣排放的核心原因： 硫（硫醇钠、二硫化物）在碱液中富集。 再生碱液中各类硫形态影响因子从大到小依次为： 二硫化物浓度——与硫化物的回收率有关 硫醇钠浓度——与脱硫醇设备传质效率、氧化塔的效率有关 有效氢氧化钠浓度——与碱液起始浓度、循环过程中的吸水、硫化氢消耗碱有关 硫醚、羰基硫——与原料有关，部分可随二硫化物排出 解决之道：在脱硫醇前杜绝胺液夹带。 在脱硫醇单元保证硫醇脱除率。 在碱液氧化单元保证硫醇钠转化率。 在二硫化物分离单元保证二硫化物分离率。
碱渣量排放大的原因
1) 再生碱液中二硫化物分离度差。 二硫化物在碱液中的微乳化或溶解，静止沉降作用不大，如经过8小时，仍高达7000ppm 如何改进？改变二硫化物的生产方式、采用多级分离。 2) 氧化塔效率低，硫醇钠转化不平衡，逐步累积。 如何改进？气液分布效果、催化剂稳定性、反应温度
焦化厂化工车间脱硫废液提盐操作规程
焦化厂化工车间脱硫废液提盐操作规程一、目的及范围为了确保焦化厂化工车间脱硫废液提盐操作的安全性、稳定性和高效性，制定本操作规程。
二、设备及材料1.设备：脱硫废液提盐设备、蒸汽锅炉、压滤机、贮液罐、泵等。
2.材料：焦化废水提盐草酸钠、浓盐酸、过氧化氢、滤布等。
三、安全措施1.操作人员必须佩戴防护服、手套、护目镜等个人防护装备，严禁违章操作。
2.操作前需检查设备是否正常运行，确保设备及管道无泄漏现象。
3.操作过程中，禁止吸烟、饮食，严禁与腐蚀性物质接触皮肤或进入口腔。
4.液体和固体废弃物需按规定进行分类、储存和处理，防止环境污染。
5.如发现异常情况，应立即停止操作，并向领导汇报，做好事故应急处理。
四、操作流程1.开机准备(1)检查蒸汽锅炉和脱硫废液提盐设备的运行情况，确保设备正常启动。
(2)检查草酸钠、浓盐酸、过氧化氢等化学品的储存情况，确保质量合格。
(3)准备好必要的工具、仪器等。
2.加草酸钠(1)打开草酸钠贮液罐的进料阀和排污阀，检查管道是否畅通无堵塞现象。
(2)将草酸钠从贮液罐加入到提盐设备中，控制好加草酸钠的流量。
(3)加草酸钠的过程中，注意观察设备运行情况，防止溢流。
3.压实盐结晶(1)加草酸钠后，加入适量的浓盐酸，防止结晶卡料。
(2)控制好蒸汽锅炉的温度和压力，使废液中的盐结晶达到要求。
4.过滤分离(1)当盐结晶达到一定程度时，关闭进料阀和排污阀，停止加草酸钠。
(2)开启压滤机，将废液通过滤布分离，得到固体盐和过滤液。
(3)将固体盐存储在指定容器中，用于后续处理。
5.还原液处理(1)将过滤液送入脱硫废液提盐设备中进行还原处理。
(2)添加适量的过氧化氢，控制好加氢量和加氢速度。
6.清洗与维护(1)操作结束后，将设备和管道进行清洗，确保设备无残留物。
(2)对设备进行定期维护，保持设备的良好工作状态。
五、操作注意事项1.加草酸钠的流量要控制好，严禁过量投加，以免造成设备堵塞。
2.蒸汽锅炉的温度和压力要控制好，防止设备过热或过压。
【2019年整理】焦化脱硫废液提盐技术
脱硫废液提盐流程简介
硫代转化处理 将硫代粗盐在溶解槽中溶解完全，然后打入氧化脱色釜，加入一定量的活性炭进行脱色
氧化，待反应完全后过滤得滤液。 把上述滤液打入氧化釜进行氧化处理，通过离心机进行固液分离，得产品硫磺，滤液经
过精制处理后，暂存于储罐中。 把清液打入浓缩釜进行减压浓缩，浓缩时，根据工艺要求慢慢补入清液，当浓缩到一定
（四）现场仪表介绍：各反应釜的工作参数主要是温度、压力和液位。温度和压力的检测采用带有现场显示的温 度变送器和压力变送器，既便于现场人员查看又可输出4-20mA信号供P的条件下工作，为避免其影响，釜内液位测量仪表采用高性能的非接触式雷达连 续液位计，可以保证釜内液位检测的准确性，雷达液位计同样具有现场显示和4-20mA信号输出；对经过脱 色过滤后的清液检测采用在线式浊度仪，可以为操作人员提供判定脱色效果的量化数据，避免人为因素的影 响，保证脱色效果；对于常压下的结晶釜和储液罐的液位测量，采用超声波连续液位计，通过PLC采集可将 数据显示在工控机界面上，供操作人员进行监测处理；对于浓缩釜中溶液饱和点的测定可以通过在线式密度 计进行检测。
四、脱硫废液提盐装置自动监控系统介绍
（一）脱硫废液提盐工艺设备及特点 （二）完全针对设备特点的监控思路 （三）监控系统可实现的功能 （四）现场仪表介绍 （五）自动监控系统的优势 （六）自动监控系统结构示意图
（一）脱硫废液提盐工艺设备及特点：炼焦脱硫废液提盐装置主要是由脱色釜、过滤机、浓缩釜、结晶釜和离心 甩干机等工艺装备组成，采用非连续式的生产工艺，关键的工艺参数主要是通过对各反应釜的工作过程进行 就地和远程监视来保证。
（二）完全针对设备特点的监控思路：针对该装置的特点和工艺要求，自动监控系统采用高性能PLC为控制核心 ，配置现场仪表对过程参数进行检测，并将信号送PLC进行采集，以工业计算机为人机操作界面，通过提示 告警保证工艺参数。自控系统的功能主要分为数据采集，设备监控预警两个部分。
焦化脱硫及提盐工艺课件(PPT29张)
2 工艺原理
• 粗煤气首先进入预冷塔，被循环冷却氨水直接喷洒冷却 至28℃以下，以达到吸收H2S所需的较低温度。煤气进 入脱硫再生塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触，在 催化剂作用下，利用煤气中的NH3将煤气中的H2S吸收 在脱硫液中。反应后的脱硫液由循环泵打至该塔上部再 生段，并通过自吸式喷射器与空气接触，进行氧化再生。 再生溶液经液位调节器自流到脱硫段喷洒脱硫，使煤气 中H2S含量小于20mg/m3以下。脱硫后煤气去下一工段。 从脱硫塔再生段溢流出的硫泡沫送熔硫系统。
• 然后将浓缩液放入真空过滤器热过滤，除去热解杂 质。滤液放入结晶槽冷却至25℃左右恒温下加入晶 种进行结晶。晶体显片状。结晶槽操作结束后将晶 体连同母液一起放入离心机，在离心分离的同时， 向晶体表面喷洒蒸汽凝结水洗涤结晶除去杂质，使 结晶质量达到质量标准。滤液循环返回原料液，以 提高对产品的提取率。 • 真空蒸发蒸汽冷凝液是冷凝氨水，返回工艺系统。 • 废活性炭经热风氧化可再生使用，一般可再生利用 2～3次。
• 第二步采用真空蒸发浓缩溶液
在真空度为0.09MPa、温度80～90℃条件下蒸 出部分水份，提高盐浓度。然后进行热过滤，除 去杂质。 硫酸铵结晶等滤液放入结晶槽中冷却至40 ℃左右 ，析出硫代硫酸铵结晶，并在恒温下热过滤。分 离出硫代硫酸铵后的滤液进行第二次真空蒸发浓 缩。在相同的温度、真空度条件下进行真空蒸发 ，蒸出部分水份，使硫氰酸铵浓度进一步提高。
• 焦化脱硫废液提盐工艺技术，是专用于焦 化废液处理，提取硫氰酸盐和硫代硫酸盐 。提盐后的溶液返回到脱硫系统，回收碱 源和催化剂。
提盐工艺简介
• 第一步采用加热分解、脱色除杂质
在减压条件下将溶液加热至80～85℃，多硫化 物分解为单质硫、氨和硫化氢，硫代硫酸铵转变 为硫酸铵，用活性炭吸附沉淀物质，溶液由碱性 转变成酸性，颜色由深绿转变成无色。第一步操 作结束后，过滤分出活性炭和杂质，清液进入第 二步处理。
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•
基本反应如下：
•
H2S+NH4OH→NH4HS+H2O
•
2NH4OH+H2S→(NH4)2S+2H2O
•
NH4OH+HCN→NH4CN+H2O
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NH4OH+CO2→NH4HCO3
•
NH4OH+NH4HCO3→(NH4)2CO3+H2O
• 脱硫循环液自流到塔下部的反应槽，反应槽内 的脱硫循环液由脱硫循环液泵抽出后经喷射再 生器送入塔顶部的再生段，同时经喷射再生器 吸入的再生空气与脱硫循环液反应，使之得以 再生，多余再生空气在塔顶放散。
• 再生段发生的基本反应如下：
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NH4HS+1/2O2→NH4OH+S
•
(NH4)2S+1/2O2+H2O→2NH4OH+S
•
(NH4)2SX+1/2O2+H2O→2NH4OH+SX
• 除以上反应外，还进行以下副反应：
•
2NH4HS+2O2→(NH4)2S2O3+H2O
•
2(NH4)2S2O3+O2→2(NH4)2SO4+2S
LOGO
焦化脱硫及提盐工艺
焦化项目部
结构
1
工艺简介
2
工艺原理
3
工艺特点
4
相关技术参数
5
提盐
1脱硫工艺简介
该工艺是在传统HPF工艺基础上发展而 来的，集脱硫和再生于一体的一塔式焦 化脱硫脱氰工艺，我们的焦化脱硫工艺 在脱硫领域取得了两项发明专利
两项发明专利
脱硫
采用液相催化氧化法 进行气体脱硫的工艺 方法和装置（一塔式 脱硫工艺）
• 脱硫剂硫容
0.3kg/m3
•萘
＜0.3g/m3
•
副盐（以(NH4)2S2O3和NH4CNS计） 250g/L
• 脱硫塔内煤气流速 • 反应槽停留时间 • 催化剂耗量 • 脱硫塔液气比 • 运行成本 • 脱硫后煤气中硫化氢含量
0.5～0.7m/s 8～15min 1kg/t S 30L/m3 0.021元/m3 ≤20mg/m3
一塔式脱硫工艺图
液封槽
空气 去熔硫系统 净煤气
脱硫液循环泵
粗煤气
连续熔硫装置图
再生来硫泡沫
清液回脱硫系统
离心机
T
P
硫泡沫槽 硫泡沫泵
硫膏
清液回脱硫系统
压缩空 气
改良一塔式脱硫工艺简图
2
3
10
4 10
8
8
11
1
1
7
7
12
12
12
6
13
5
5
5
9
• 1—焦炉煤气；2—第一级脱硫再生塔；
发明专利号：ZL 98 1 14036.X
1998年6月2日申请 2002年7月31日授权
离心 机
由含硫溶液生产硫 膏的方法和装置（ 连续熔硫工艺）
发明专利号：ZL 97 1 14485.0
1997年8月28日 申请 2001年6月 30日授权
• 采用液相催化氧化法进行气体脱硫的工艺 方法和装置获奖情况
小占地面积；节约工程投资；操作费用低，便于操作控制； 减少设备放散排放点从而减少对大气的二次污染；易于实 现对大型气体脱硫装置的小型化、集成化、高效化的要求
• 2）连续硫膏工艺装置特点
• 硫膏操作实现管道化、连续化、自动化 ；
• 由于采用硫膏生产工艺，节能效果显著（外排清 液的温度低<65℃）；
• 工艺装置可布置在同一平面内。原工艺装置通常 竖向布置在三、四层的框架上；
5 提盐
• 焦炉煤气含有硫化氢、氢化氰等有害酸性物质， 当采用湿式催化氧化脱硫工艺时，脱硫液中生成 硫氰酸铵（钠）、硫代硫酸铵（钠）、硫酸铵（ 钠）等副产盐类物质，并产生脱硫废液。它们存 在于溶液中不利于脱硫效率的提高，而且增加了 对设备的腐蚀作用。另一方面，硫氰酸铵（钠） 、硫代硫酸铵（钠）在工业上是很有市场价值的 产品。因此，废液的工业处理对焦化煤气系统的 安全防腐，对环境保护，对企业的经济效益都有 重要意义。
3 工艺特点
• 1）改良一塔式焦化煤气脱硫工艺装置特点 • 对喷射再生槽流程，本工艺装置可不再设有独立的喷射再
生槽、液封槽、反应槽、富液泵、贫液中间槽等设备。 • 对再生塔流程，本工艺装置可不再设有独立的再生塔、脱
硫塔液封槽、反应槽等设备。取消压缩空气。 • 该工艺具有如下优点：简化工艺流程，减少工艺设备，缩
55-60 ℃ 30-32℃ ≤3000 mg/m3 ≤300mg/m3 25~35℃ 35~38℃ ≥0.5MPa ≤1500Pa ≤1000Pa 1m/s
• 脱硫循环液的组成
• PH值
8 ~8.7
•
NH3
• 脱硫液ZL浓度
依据粗煤气中H2S含量确定 30-50ppm
• 脱硫液悬浮硫含量
≤1.5g/L
• 另外，硫膏设备还具有设备小型、高效，体积小、 重量轻、处理能力强、操作弹性大等特点；
• 节能、高效的硫浓缩设备，不需要蒸汽供热，利 用重力沉降分离浓缩得到的硫膏自流进入硫膏贮 存段。
4 相关技术参数
• 入预冷塔煤气温度 • 出预冷塔煤气温度 • 入预冷塔煤气含萘 • 出预冷塔煤气含萘 • 入脱硫塔煤气温度 • 入脱硫塔脱硫循环液温度 • 脱硫循环液泵出口压力 • 脱硫塔阻力 • 预冷塔阻力 • 预冷塔煤气流速
脱硫循环液从塔顶部的液位调节器溢出自流 到脱硫塔循环使用，浮于塔顶部扩大段的硫泡沫 溢出自流至硫浓缩设备，含硫溶液在硫浓缩设备 中沉降分离，自流排出清液。浓缩得到的硫膏用 泵送入内设换热器的能自排熔融硫的熔硫设备内。 该熔硫设备的传热具有强制对流、当量直径小、 单位体积的加热面积大等特点。熔硫设备外排的 清液可通过热交换器与逆流通过的硫膏换热降温 后返回脱硫系统。
• 3—第二级脱硫再生塔；4—第三级脱硫再生塔；5—脱 硫液循环泵；6—外加氨源；
• 7—脱硫液逆向返回更新；8—废气排放；
• 9—催化剂加入；10—新鲜空气；11—脱硫液；12—换 热器；13— 废液排放；14—硫泡沫
• 在脱硫段，煤气被再生塔来的脱硫循环液喷淋
洗涤，从而脱除煤气中的H2S、HCN。
• 1）2003年12月获第八届中国专利优秀奖
• 2）一塔式煤气脱硫新工艺及装置的研制与 开发2004年中国冶金科学技术二等奖
• 3）2004年度辽宁省科技进步二等奖
2 工艺原理
• 粗煤气首先进入预冷塔，被循环冷却氨水直接喷洒冷却 至28℃以下，以达到吸收H2S所需的较低温度。煤气进 入脱硫再生塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触，在 催化剂作用下，利用煤气中的NH3将煤气中的H2S吸收 在脱硫液中。反应后的脱硫液由循环泵打至该塔上部再 生段，并通过自吸式喷射器与空气接触，进行氧化再生。 再生溶液经液位调节器自流到脱硫段喷洒脱硫，使煤气 中H2S含量小于20mg/m3以下。脱硫后煤气去下一工段。 从脱硫塔再生段溢流出的硫泡沫送熔硫系统。