半水煤气湿法脱硫工艺设计
半水煤气脱硫
前言1.1 合成氨工业在国民经济中的地位合成氨工业是基础化学工业之一。
其产量居各种化工产品的首位。
氨本身是重要的氮素肥料,除石灰氮外,其它氮素肥料都是先合成氨,然后加工成各种铵盐或尿素。
将氨氧化制成硝酸,不仅可用来制造肥料(硝酸铵、硝酸磷肥等),亦是重要的化工原料,可制成各种炸药。
氨、尿素和硝酸又是氨基树脂、聚酰胺树脂、硝化纤维素等高分子化合物的原料。
以其为原料可制得塑料、合成纤维、油漆、感光材料等产品。
作为生产氨的原料一氧化碳、氢气合成气,可进行综合利用,以联产甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐等一系列碳一化工产品。
以做到物尽其用,减少排放物对环境的污染,提高企业生产的经济效益。
已成为当今合成氨工业生产技术发展的方向。
国际上对合成氨的需求,随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面积的扩大而不断增加。
据资料统计:1997年世界合成氨年产量达103.9Mt。
预计2000年产量将达111.8Mt。
其化肥用氨分别占氨产量的81.7%和82.6%。
我国1996年合成氨产量已达30.64Mt,专家预测2000年将达36Mt,2020年将增加至45Mt。
即今后20年间将增加到现在的1.5倍。
因而合成氨的持续健康发展还有相当长的路要走。
未来我国合成氨氮肥的实物产量将会超过石油和钢铁。
合成氨工业在国民经济中举足轻重。
农业生产,“有收无收在于水,收多收少在于肥”。
所以,合成氨工业是农业的基础。
它的发展将对国民经济的发展产生重大影响。
因此,我国现有众多的化肥生产装置应成为改造扩建增产的基础。
我国七十至九十年代先后重复引进30多套大化肥装置,耗费巨额资金,在提高了化肥生产技术水平的同时,也受到国外的制约。
今后应利用国内开发和消化吸收引进的工艺技术,自力更生,立足国内,走出一条具有中国特色的社会主义民族工业的发展道路。
过去引进建设一套大型化肥装置,耗资数十亿元。
当今走老厂改造扩建的道路,可使投资节省1/2—2/3。
节省的巨额资金,用作农田水利建设和农产品深加工,将在加速农村经济发展,提高农民生活水平,缩小城乡差距起着重要作用。
半水煤气脱硫技术
工艺特点 该工艺优点： 1) 脱硫效率高，一般可大于 99％，能将 H2S 从 6g／m3，脱至 2ppm，只需一次脱 硫即可达到城市煤气标准。 2) 该工艺技术成熟，操作稳定，设备和材料均可在国内解决，是一种比较理想的 脱硫脱氰工艺。 该工艺缺点： 1) 磺、硫代硫酸钠和硫氰酸钠产品品位不高，操作环境较差，因此综合效益较差； 2) 改良 ADA 脱硫装置位于煤气净化处理末端，腐蚀性较强，对前端设备和管道材 质要求较高；
目前，在发生炉煤气的湿法脱硫技术中， 应用较为广泛的是栲胶脱硫法
它是以纯碱作为吸收剂，以栲胶为载氧体，以NaVO2为氧化剂。其脱硫及再生反应过 程如下： (1)吸收： 在吸收塔内原料气与脱硫液逆流接触硫化氢与溶液中碱作用被吸收： H2S+Na2CO2=NaHS+NaHCO2 (2)析硫： 在反应槽内硫氢根被高价金属离子氧化生成单质硫： NaHS+NaHCO2+2NaVO2======S↓+Na2V2O2+Na2CO2+H2O (3)再生氧化 在喷射再生槽内空气将酚态物氧化为醌态： 2HQ+1/2O2====2Q+H2O 以上过程按顺序连续进行从而完成气体脱硫净化。另有资料和实验证实，在酚被 氧化为醌的同时有双氧水生成，故再生氧化也可按下式表达： 2HQ+O2====2Q+H2O2生成双氧水 H2O2+V+4====V+5+H2O HS_+V+5====S0↓+V+4
经济效益
栲胶法根据碱源不同分为碱性 栲胶（以橡椀栲胶和偏钒酸钠 为催化剂）脱硫和 氨法栲胶（以氨代替碱）脱硫。 栲胶法适用于焦炉气脱硫，焦 炉气与半水煤气的区 别在于其含萘及煤焦油、HCN 较多，而 C02 较少。因此，只 要前工序(静电除尘除 焦、脱萘等)正常，使用栲胶法 是可行的。栲胶法和改良的 ADA 法工艺流程完全相 同。
半水煤气脱硫
成氨工艺有很大的危害, 常见的有: 对催化剂的危害; 对产品质量的危害; 对碳酸丙烯酯脱碳操作的危害; 对铜洗操作的危害;对金属腐蚀; 对人体的危害。
合成氨厂半水煤气中硫化物的种类较多。
其主要是硫化氢, 约占硫化物总量的90%。
另外还含有少量的有机硫化物, 主要是二硫化碳、羰基硫、硫醇等。
硫化氢分子式为H 2 S, 是无色气体, 有类似腐烂鸡蛋的恶臭味。
性剧毒, 易溶于水, 其水溶液呈酸性, 能与碱生成盐。
可用碱溶液来吸收它以除去气体中的硫化氢。
硫化氢有很强的还原能力, 易被氧化成硫磺和水, 这一性质被广泛的用于脱除硫化氢并副产硫磺的工艺上。
硫化氢还容易与金属、金属氧化物或金属的盐类生产金属硫化物。
由于在生产过程中的H2 S会对生产造成很大的危害, 同时硫化氢为有毒有害气体, 为了减少生产的损失、保护环境必须除掉H2 S 气体。
脱硫的方法很多, 可分为干法和湿法两大类, 其中湿式氧化法脱硫多用于半水煤气和变换气的一次脱硫, 而干法脱硫多用于变换气脱硫和碳化气的精脱硫。
干法脱硫具有流程短, 设备结构简单, 气体净化度高, 操作平稳的优点。
但此法经常采用固定层反应器, 需要定期更换脱硫剂, 不能连续。
由于受脱硫剂硫容量( 单位质量脱硫剂能脱除硫的最大含量) 的限制, 干法脱硫一般用于含硫量较低的情况。
湿式氧化法脱硫不仅具有吸收速度快，生产强度大等特点，而且具有脱硫过程连续，溶液易再生，副产硫磺等特点，因而被合成氨厂广泛采用；湿式氧化法脱硫的不足之处是不能有效脱除有机硫化物，没有干法脱硫净化度高。
脱硫技术在合成氨厂中常采用湿式氧化法脱硫, 目前中小型合成氨厂常用的湿式氧化脱硫法有: 氨水催化法、栲胶法、改良ADA法、PDS法、M SQ 法, KCA 法, 888法。
1.氨水催化法氨水催化法系采用8~ 25滴度的氨水, 其中加0. 2~ 0. 3 g /L对苯二酚作催化剂, 使溶解于液相的硫化氢氧化为元素硫; 本法有氨损失较大的缺点, 此外, 溶液的硫容量较低, 仅为0. 1~ 0. 15g /L。
焦炉煤气湿法脱硫工艺的设计(修改过)_2
1 绪 论1.1概述焦炉煤气粗煤气中硫化物按其化合态可分为两类：无机硫化物，主要是硫化氢（H 2S ），有机硫化物，如二硫化碳（2CS ），硫氧化碳（COS ），硫醇（25C H SH ）和噻吩（44C H S ）等。
有机硫化物在温度下进行变换时，几乎全部转化为硫化氢。
所以煤气中硫化氢所含的硫约占煤气中硫总量的90%以上，因此，煤气脱硫主要是指脱除煤气中的硫化氢，焦炉煤气中含硫化氢8～15g/m 3，此外还含0.5～1.5g/m 3氰化氢。
硫化氢在常温下是一种带刺鼻臭味的无色气体，其密度为1.539kg/nm 3。
硫化氢及其燃烧产物二氧化硫（2SO ）对人体均有毒性，在空气中含有0.1%的硫化氢就能致命。
煤气中硫化氢的存在会严重腐蚀输气管道和设备，如果将煤气用做各种化工原料气，如合成氨原料气时，往往硫化物会使催化剂中毒，增加液态溶剂的黏度，影响产品的质量等。
因此，必须进行煤气的脱硫。
粗焦炉煤气脱硫工艺有干法和湿法脱硫两大类。
干法脱硫多用于精脱硫,对无机硫和有机硫都有较高的净化度。
不同的干法脱硫剂,在不同的温区工作,由此可划分低温(常温和低于100 ℃) 、中温(100 ℃～400 ℃) 和高温(> 400 ℃) 脱硫剂。
干法脱硫由于脱硫催化剂硫容小,设备庞大,一般用于小规模的煤气厂脱硫或用于湿法脱硫后的精脱硫。
湿法脱硫又分为“湿式氧化法”和“胺法”。
湿式氧化法是溶液吸收H2S 后,将H2S 直接转化为单质硫,分离后溶液循环使用。
目前我国已经建成(包括引进)采用的具有代表性的湿式氧化脱硫工艺主要有TH 法、FRC 法、ADA 法和HPF 法。
胺法是将吸收的H2S 经再生系统释放出来送到克劳斯装置,再转化为单质硫,溶液循环使用,主要有索尔菲班法、单乙醇胺法、AS 法和氨硫联合洗涤法。
湿法脱硫多用于合成氨原料气、焦炉气、天然气中大量硫化物的脱除。
当煤气量标准状态下大于3000m3/h 时,主要采用湿法脱硫。
半水煤气湿法脱硫工艺设计
15万吨/年合成氨原料气净化脱硫工段设计1总论1.1概述氮肥尿素1.2文献综述1.2.1合成氨原料气净化的现状合成氨原料气(半水煤气)的净化就是清除原料气中对合成氨无用或有害的物质的过程..原料气的净化大致可以分为“热法净化”和“冷法净化”两种类型..原料气的净化有脱硫..脱碳..铜洗和甲烷化除杂质等..在此进行的气体净化主要是半水煤气的脱硫的净化。
煤气的脱硫方法从总体上来分有两种：热煤气脱硫和冷煤气脱硫。
在我国..热煤气脱硫现在仍处于试验研究阶段..还有待于进一步完善..而冷煤气脱硫是比较成熟的技术..其脱硫方法也很多。
冷煤气脱硫大体上可分为干法脱硫和湿法脱硫两种方法..干法脱硫以氧化铁法和活性炭法应用较广..而湿法脱硫以砷碱法、ADA、改良ADA和栲胶法颇具代表性。
煤气干法脱硫技术应用较早..最早应用于煤气的干法脱硫技术是以沼铁矿为脱硫剂的氧化铁脱硫技术..之后..随着煤气脱硫活性炭的研究成功及其生产成本的相对降低..活性炭脱硫技术也开始被广泛应用。
干法脱硫既可以脱除无机硫..又可以脱除有机硫..而且能脱至极精细的程度..但脱硫剂再生较困难..需周期性生产..设备庞大..不宜用于含硫较高的煤气..一般与湿法脱硫相配合..作为第二级脱硫使用。
湿法脱硫可以处理含硫量高的煤气..脱硫剂是便于输送的液体物料..可以再生..且可以回收有价值的元素硫..从而构成一个连续脱硫循环系统。
现在工艺上应用较多的湿法脱硫有氨水催化法、蒽醌二磺酸法（A.D.A法）及有机胺法。
其中蒽醌二磺酸法的脱除效率高..应用更为广泛。
改良ADA法相比以前合成氨生产中采用毒性很大的三氧化二砷脱硫..它彻底的消除了砷的危害。
基于此..在合成氨脱硫工艺的设计中我采用改良ADA法工艺。
1.2.2改良ADA的简述ADA 法是英国西北煤公司与克莱顿胺公司共同开发的, 于1959 年在英国建立了第一套处理焦炉气的中间试验装置, 1961 年初用于工业生产。
半水煤气脱硫岗位操作要点
半水煤气脱硫岗位操作要点一、任务用贫液吸收来自造气工段半水煤气中的硫化氢，使半水煤气得到净化。
吸收硫化氢的富液在催化剂的作用下，经氧化再生后循环使用，根据全厂的生产情况，调节罗茨机气量，以均衡生产负荷。
三、工艺流程流程简述：来自静电除焦器除去煤焦油等杂质的半水煤气，由罗茨机加压后送入脱硫塔，进入脱硫塔和塔顶喷淋下来的脱硫液逆向接触，半水煤气中的硫化氢被脱硫液吸收，脱硫后的半水煤气经清洗塔进一步降温至30～50℃以下，去压缩机一段进口总气水分离器。
吸收了硫化氢的富液，由富液泵打入喷射再生器，喷嘴向下喷射与喷射器吸入的空气进行氧化还原反应而得到再生，液体再进入再生槽继续氧化再生，再生后的贫液经液位调节器流入贫液槽再由贫液泵打入脱硫塔循环使用。
富液在再生槽中氧化再生所析出的泡沫，由槽顶溢流入硫泡槽贮罐，再进入熔硫釜，回收液体后由地池泵直接打到贫液槽回收使用，制得的硫磺作为成品售出。
脱硫过程中消耗的栲胶液，由定期制备的栲胶液补充。
四、主要设备一览表表2－6 湿法脱硫设备一览表序号设备名称详细规格数量/台1 脱硫清洗塔Φ4000×30000脱硫段：海尔环上层Φ50mm，H=4000下层Φ76mm，H=4000(100m)清洗塔：海尔环上层Φ50mm，H=500mm下层Φ50mm，H=4000mm(44.0m) 12 罗茨鼓风机2Q=346m3/min，△P=5000mmH2O柱 43 富液泵Q=280m3/min，H=63m 34 贫液泵Q=288m3/min，H=41.3m 35 清洗塔水封Φ600mm×6500mm，V=1.84m3 16 再生槽Φ6300mm/5000mm×6500mm 17 贫液槽Φ5000mm×5000mm 18 液位调节器Φ1200mm×2200mm 19 喷射器Φ250mm/Φ100mm×780mm16五、操作要点（一）保证脱硫液质量①根据脱硫液成分及时制备栲胶液，保证脱硫液成分符合工艺指标。
半水煤气脱硫
置：主页> 大气治理技术> ?正文水煤气，水煤气，半水煤气系统脱硫综合分析2011-11-21 15:55湖南环保网-湖南第一环保门户网站，绿色，低碳点击: 302 次天然气，焦炉气，煤气，石油裂解气等气体中都含有一定数量的硫化氢和有机硫化物(主要有羰基硫，二硫化碳，硫醇，硫醚等)，原料气中的硫化物能导致甲醇，合成氨生产中催化剂中毒，增加液态溶剂的黏度，腐蚀，堵塞设备和管道，影响产品质量。
燃烧物和工业装置排放的气体进入大气，造成环境污染，危害人体健康。
笔者主要针对合成氨，甲醇工业原料气中的硫化氢脱除工艺进行简单介绍。
1 小型氮肥企业脱硫工艺状况1.1 工艺条件的选择气体中硫化物的脱除方法主要有吸收，吸附，膜渗透，化学转化，凝缩等，根据原料气的种类，处理量大小和硫化物的种类，含量，可选用不同的脱除方法和工艺条件。
一般在1套系统中采用2种以上脱硫方法。
国内大型氮肥企业采取的脱硫工艺一般为低温甲醇洗，小型氮肥企业一般采取碱性溶液加催化剂吸收以及吸附或膜渗透等方法。
碱性溶液加催化剂吸收方法工艺路线基本相同，区别在于不同企业根据自身情况而选用不同的脱硫催化剂。
1.2 水煤气，半水煤气脱硫湿法脱硫一般的工艺路线水煤气，半水煤气由气柜经洗气塔，静电除焦器，罗茨风机和降温塔后，进入脱硫塔，在脱硫塔填料层中与脱硫液逆流接触，气体中的无机硫和部分有机硫被溶液吸收后，进入分离器和清洗冷却器，冷却分离后的气体经静电除焦器进入气体压缩机。
脱硫泵从贫液槽抽取"贫液"进入塔内，吸收后的"富液"进入富液槽经泵加压后送入再生槽，经喷射器吸收空气氧化再生后，单质硫以泡沫的形式从再生槽中浮选出来，"富液"转化为"贫液""贫液"经液位调节器进入贫液槽，循环使用。
1.3 变换气脱硫变换气脱硫工序的工艺和设备基本与半水煤气脱硫相同，各企业根据自身的情况选择不同的操作压力.一般的工艺路线为:来自变换或其他工段的气体进入脱硫塔，在脱硫塔填料层中与脱硫液逆流接触，气体中的H2S被溶液吸收后，进入分离器，分离后的气体进入后续工段.脱硫泵从贫液槽抽取"贫液"进入塔内，吸收后的"富液"进入再生槽，在催化剂的作用下经喷射器吸收空气氧化再生后，单质硫以泡沫的形式从再生槽中浮选出来，"富液"转化为"贫液""贫液"经液位调节器进入贫液槽，循环使用，由于干法脱硫剂存在饱和硫容，故干法脱硫虽然在水煤气，半水煤气系统无泵的动力消耗，但企业一般并不采用。
半脱脱硫工艺计算(2014.6)
一、已知条件及计算基准CO CO 2H 2N 2O 2CH 4Ar 合计0.270.1050.3910.210.0040.0201Na 2CO 3NaHCO 3栲胶Na 2VO 352511脱硫塔进口：3.00g/Nm3 出口：0.10g/Nm34、脱硫塔进口压力：0.04MPa 出口压力；0.038MPa 5、脱硫塔进口温度：35.00℃ 出口温度：35.00℃6、当地大气压：100.00kPa 7、脱硫液密度：1050 液体粘度μ：0.8mPa.S 8、填料特性填料比表面积α：114m2/m3 填料孔隙率ε：0.927%9、Ci-喷射器抽吸系数2.4m3/m3 Ai-吹风强度）70m3/（h.m2 溶液停留时间：15分种 每个喷射器通液量，取40m3/h 喷嘴处液体流速18-25m/s，取20m/s 10、查表，35℃时水的饱和蒸汽压：5.62kPa 0.14kg/m312、计算基准：以1吨氨为计算基准设备能力计算基准：10.000t氨/h半水煤气脱硫工艺计算1、 脱硫塔进口半水煤气组成 体积%2、脱硫液组成 g/l3、半水煤气H 2Skg/m311、溶液硫容量二、计算1、公司半水煤气消耗：根据半水煤气中CO2含量核算半水煤气消耗（包括再生气回收部分） 查《小合成氨厂工艺技术和和设计手册》，半水煤气组成和吨氨耗气量CO CO 2H 2N 2O 2CH 4Ar 合计0.2940.0810.3930.2150.0040.01301 吨氨耗半水煤气量3373.80Nm3/t氨 公司半水煤气消耗：3506.51Nm3/t氨35065.06Nm3/h2、脱硫塔进口工况煤气流量计算：1）工况煤气流量（干气）：V 1=V 0*（P 0/P 1）*（T 1/T 0）28633.3847m3/h2）工况煤气饱和水蒸汽量：查表：35℃时水的饱和蒸汽压： 5.62kPa1197.50m3/h3）工况煤气流量（湿气）：29830.88m3/h3、工况湿煤气密度、质量流量1）湿煤气组成(体积%）CO CO 2H 2N 2O 2CH 4H2O 合计0.2590.1010.3750.2020.0040.0190.04012）平均分子量：19.283）工况湿煤气密度：根据密度ρg=PM/(RT) (kg/m 3)式中：P---压力，kPa； T---温度，K 8.31M---分子量； R---常数，8.314工况湿煤气密度： 1.05kg/m34）工况湿煤气质量流量：31438.661kg/h101.688680.14kg/m3726.347713 饱和水蒸气量：4、H 2S脱除量G 1kg/h5、溶液硫容量 溶液循环量m3/h液气比：20.71L/Nm31050kg/m3762665.099 kg/h7、操作气速、脱硫塔直径计算1）泛点计算（根据Bain-Hougen关联式） 关联式 lg(((W 02)/g)*(α/ε3)*(ρG /ρL )*μ0.18)=A-1.75*(L/G)1/4*(ρG /ρL )1/8式中：常数A---取0.10.10 气体密度ρG (kg/m3)1.05389649 填料比表面积α：m 2/m 3114 填料孔隙率ε：%0.927 液体粘度μ：mPa.S 0.8(L/G)1/4*(ρG /ρL )1/80.93630758lg(((W 02)/g)*(α/ε3)*(ρG /ρL )*μ0.18)=-1.54((W 02)/g)*(α/ε3)*(ρG /ρL )*μ0.18)=0.02893755 液泛速度W 0=1.43411409 m/s 0.71705704 m/s D=3.83680839m 取3.8m 4）实际操作气速m/s0.731m/s 1）传质系数计算 KG=Aw 1.3Na 0.1B -0.01 kg/(m2.h.atm)式中：W---吸收塔操作气速m/s0.73101575 A---经验数2020 Na---溶液中Na 2CO 3含量 g/l5.00 B---吸收过程液气比20.71L/m3 传质系数 KG=15.1659302kg/(m2.h.atm)2)吸收过程平均推动力△Pm计算△Pm=((p 1-p *1)-(p 2-p *2))/ln((p 1-p *1)/(p 2-p *2))p 1=(P 1C 1*22.4)/(M H2S *1000)6、液体密度ρ液体质量流量L2）操作气速W 1=0.5W 0 m/s 3）脱硫塔直径D=(G/(0.785*W 1*3600)1/28、填料高度计算p2=(P2C2*22.4)/(M H2S*1000)式中：P1---进口压力，atm 1.382P2---出口压力，atm 1.362C1---进口H2S浓度，g/m3 3.000C2---出口H2S浓度，g/m30.100p1---进口H2S分压，atm0.0027p2---出口H2S分压，atm0.0001p*1---进口H2S平衡分压，atm0.00很低 p*2---出口H2S平衡分压，atm0.00很低 平均推动力△Pm0.000773)所需传质面积计算Fp=G1/(K G△Pm) m28671.57m24)填料高度计算H P=F P/(0.785D2α) m 6.71m 9、再生槽直径计算1)LT-溶液循环量m3/h726.347713Ci-喷射器抽吸系数2.4m3/m3 2.4GA空气量m3/h GA=LT*Ci1743.23451Ai-吹风强度取70m3/（h.m2）702)再生槽直径D1=(GA/(0.785*Ai))1/2 m 5.63240739取 5.6m 3)再生槽扩大部分直径D2=D1+0.46m 10、再生槽容积、高度计算1) 溶液停留时间取15分种15mLT-溶液循环量m3/h726.347713LT-溶液循环量m3/min12.112) 再生槽容积181.586928m3 3）溶液有效高度 m7.384）喷射器尾管出口至再生槽底高度m 取0.55）贫液出口至扩大部分顶部高度m 取 2.56）再生槽总高度m10.4m 11、喷射器计算1）喷嘴计算每个喷射器流量m3/h40m3/h 喷射器个数18.159个取18.000个 喷嘴处液体流速一般18-25m/s，取20.000m/s 喷嘴孔径m0.027m取0.027m溶液入口流速一般2-2.5m/s，取 2.200m/s 溶液入口直径m0.08021075m取0.080m喷嘴入口收缩段长度L 5m式中α1---喷嘴入口收缩角，取14º0.2443461L5=0.22m喷嘴喉管长度L0，，m 取0.003m喷嘴总长度L1，m0.223m 2）混合管计算吸入空气量+液体量=137.20m3/h 混合管流一般速10-16m/s取10.00m/s 混合管直径d m，m0.069677m取0.08m混合管长度L3，m10d m0.69676995取0.80m 3）吸气室计算空气入口管流速取 3.50m/s 空气入口管直径0.099m取0.1m吸气室空气流速一般1-1.3m/s，取 1.00m/s 吸气室直径0.19m取0.2m吸气室高度m， L 1=0.323m取0.33m 吸气室收缩角一般30°-45°，取0.52359878吸气室收缩段长度m，L20.22392305m取0.234）尾管直径计算尾管中流体流速一般3-6m/s，取 4.00m/s 尾管直径0.110m取0.125m5）扩散管扩散角一般7-15°取0.12扩散管长度m，L40.36787175m取0.37m。
煤气WSA法(湿法硫酸)脱硫工艺
在煤气化厂 ⑴ 上海焦化厂 (中国)，规模， 40 吨/日； ⑵ 柳州化肥厂 (中国)，规模， 50 吨/日； ⑶ VFT n.v （比利时），规模，4 吨/日； ⑷ Krupp-Koppers ARAL Aromatics GMbH (德国), 8 吨/日； ⑸ Babcock King-Wilkinson Ltd (威尔士)，规模，11 吨/日； ⑹ Daelim Engineering Co., Ltd（南韩 ），规模，4 吨/日。 ⑺ Sasol Synfuels (Pty) Ltd., Secunda (南非)
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工艺气体离开冷凝器的温度约 100C，能直接送入烟道，排放的 SO2 浓度控制在 960mg/Nm 以下， 低于国家环保排放标准 GB16297-1996 二氧化硫的排放要求。WSA 冷凝器的一个很显著的特点就是， 气体中含酸雾极少。 冷却空气离开 WSA 冷凝器的温度约 200C， 部分热空气作为焚烧炉的燃烧气， 其余可与工艺气混 合送入烟道增加浮力排出或用于锅炉水预热。 由于来自焦炉煤气真空碳酸钾洗的含硫气体，很多含有大量的 HCN，在焚烧炉中生成氮氧化物 NOX，要脱除氮氧化物，可通过在 SO2 反应器上游引入一个 SCR 反应器，来脱除在焚烧炉后流出气体 中的氮氧化物。这种情况下，在 SCR 反应器的上游要注入化学计量量的氨。 反应器中热回收为蒸汽。通常，为避免腐蚀锅炉，废热锅炉产生蒸汽最低在 35-40kg。 除了在设计温度要求是耐热钢材（不锈钢或钼合金），构造材料一般均是碳钢。燃烧室和废热 锅炉内部有耐火衬里保护。接触冷凝酸的冷凝器部分，有氟聚合物衬里保护。底部部分是耐酸砖衬 里。酸冷却器通常是由哈司特镍合金 C 制成。 装置处理含有水蒸气的气体，在 SO2 转化前不需要进行冷却/冷凝工艺，因此，不产生液体流出 物，没有废水、废液、废固等二次污染物产生。
湿法脱硫的工艺流程化学反应方程式
湿法脱硫的工艺流程化学反应方程式
湿法脱硫是一种常用的烟气脱硫技术，广泛应用于燃煤电厂和其他工业领域。
其原理是通过将烟气与碱性吸收液接触，使燃煤中的二氧化硫（SO2）经化学反应
转化为硫酸盐，从而达到脱除二氧化硫的目的。
湿法脱硫的工艺流程主要包括氧化吸收和还原吸收两个阶段。
在氧化吸收阶段，二氧化硫氧化为亚硫酸根离子（HSO3^-），而在还原吸收阶段则进一步转化为硫
酸盐。
湿法脱硫的化学反应方程式如下：
1.氧化吸收阶段：
SO2 + 1/2 O2 + H2O → HSO3^-
SO2 + H2O + 1/2 O2 → HSO3^-
亚硫酸根离子与吸收液中的氢氧根离子（OH^-）结合生成亚硫酸根离子。
2.还原吸收阶段：
HSO3^- + 1/2 O2 + H2O → HSO4^- + OH^-
HSO3^- + 2 H2O + 1/2 O2 → HSO4^- + 2 H3O^+
亚硫酸根离子在还原条件下进一步氧化为硫酸根离子，同时释放出氢氧根离子或氢离子。
湿法脱硫的最终产物是硫酸盐，其可以通过混凝、沉淀等方法从吸收液中进行
回收。
整个湿法脱硫过程中，二氧化硫会与吸收液中的氧气和水发生多次氧化还原反应，最终转化为硫酸盐，达到净化烟气的效果。
总的来说，湿法脱硫通过化学反应将二氧化硫转化为无害的硫酸盐，是一种有
效的烟气脱硫技术，对减少大气污染物排放具有重要意义。
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15万吨/年合成氨原料气净化脱硫工段设计1总论1.1概述氮肥尿素1.2文献综述1.2.1合成氨原料气净化的现状合成氨原料气(半水煤气)的净化就是清除原料气中对合成氨无用或有害的物质的过程..原料气的净化大致可以分为“热法净化”和“冷法净化”两种类型..原料气的净化有脱硫..脱碳..铜洗和甲烷化除杂质等..在此进行的气体净化主要是半水煤气的脱硫的净化。
煤气的脱硫方法从总体上来分有两种：热煤气脱硫和冷煤气脱硫。
在我国..热煤气脱硫现在仍处于试验研究阶段..还有待于进一步完善..而冷煤气脱硫是比较成熟的技术..其脱硫方法也很多。
冷煤气脱硫大体上可分为干法脱硫和湿法脱硫两种方法..干法脱硫以氧化铁法和活性炭法应用较广..而湿法脱硫以砷碱法、ADA、改良ADA和栲胶法颇具代表性。
煤气干法脱硫技术应用较早..最早应用于煤气的干法脱硫技术是以沼铁矿为脱硫剂的氧化铁脱硫技术..之后..随着煤气脱硫活性炭的研究成功及其生产成本的相对降低..活性炭脱硫技术也开始被广泛应用。
干法脱硫既可以脱除无机硫..又可以脱除有机硫..而且能脱至极精细的程度..但脱硫剂再生较困难..需周期性生产..设备庞大..不宜用于含硫较高的煤气..一般与湿法脱硫相配合..作为第二级脱硫使用。
湿法脱硫可以处理含硫量高的煤气..脱硫剂是便于输送的液体物料..可以再生..且可以回收有价值的元素硫..从而构成一个连续脱硫循环系统。
现在工艺上应用较多的湿法脱硫有氨水催化法、蒽醌二磺酸法（A.D.A法）及有机胺法。
其中蒽醌二磺酸法的脱除效率高..应用更为广泛。
改良ADA法相比以前合成氨生产中采用毒性很大的三氧化二砷脱硫..它彻底的消除了砷的危害。
基于此..在合成氨脱硫工艺的设计中我采用改良ADA法工艺。
1.2.2改良ADA的简述ADA 法是英国西北煤公司与克莱顿胺公司共同开发的, 于1959 年在英国建立了第一套处理焦炉气的中间试验装置, 1961 年初用于工业生产。
但由于此方法析硫的反应速度慢, 需要庞大的反应槽, 并且为防止HS- 进入再生塔引起副反应, 溶液中HS- 的浓度必须控制在(50～100) ×10- 6之间, 溶液的硫容量很低, 因而使ADA 法的应用受到限制。
为此, 研究者对ADA 法进行了改进, 在ADA 溶液中添加了适量的偏钒酸钠、酒石酸钾钠。
偏钒酸钠在五价钒还原成四价钒的过程中提供氧, 使吸收及再生的反应速度大大加快, 提高了溶液的硫容量, 使反应槽容积和溶液循环量大大减少。
酒石酸钾钠的作用是防止钒形成“钒- 氧- 硫”态复合物, 沉淀析出, 导致脱硫液活性下降, 这样使ADA 法脱硫工艺更趋于完善, 从而提高气体的净化度和硫的回收率, 经改进的ADA 法被称为改良ADA 法。
1.2.3ADA的理化性质ADA是蒽醌二磺酸(Anthraqinone Disulphonic Acid)的缩写。
作为染料中间体..它有几种主要的异构体。
ADA的这几种异构体中..在产品中一般含量较高的是1, 52ADA , 1, 82ADA , 2, 62ADA , 2, 72ADA。
其中2, 62ADA 与2, 72ADA 的脱硫活性较好, 而2, 72ADA 又优于2, 62ADA , 特别在溶解度上,2, 72ADA 在100 克水中的溶解度为: 20 ℃时3015 g, 100 ℃时10 g; 2, 62ADA 在100 克水中的溶解度为3 g (20 ℃)。
两者在水中溶解度相差约一个数量级, 实际溶液中由于H2S 反应不彻底和伴生的副反应, 溶液中存在N a2SO 4、N aCN S 和N a2S2O 3 等副产品, 这些副反应产物随着脱硫生产操作的运行, 在脱硫液中逐渐积累, 当达到相当含量时, 会使2, 62ADA 和2, 72ADA 溶解度快速下降, 影响脱硫效果, 而且析出的ADA 伴随硫磺夹带出脱硫系统, 增加ADA 消耗。
曾进行过N a2S2O 3 溶液、N aCN S 溶液和N a2S2O 3+ N aCN S+ N a2SO 4 混合液在(25±1) ℃, 相同的浓度下, 2, 62ADA 和2, 72ADA 的溶解度试验, 数据见表1。
表12, 62ADA 和2, 72ADA 溶解度试验结果如下：溶液名称2.62ADA2H2O 2.72ADA4H2ON a2S2O 3N aCN SN a2S2O 3+ N aCN S+ N a2SO平均平均004400530047004400550050006400640054006500580083006600590073095123133114135133128127139110131146112112143 : 100m l注: 上述溶解度均为100m l 溶液中的溶解度。
从实验数据可以看出, 二种不同键位的ADA在三种不同脱硫副反应溶液中的溶解度大致相同, 在100 m l 溶液中2, 62ADA 的溶解度约为0105～0106 g, 比在水中的溶解度降低了50～60倍; 相同状况下2, 72ADA 的溶解度约为112～113 g, 比在水中的溶解度降低了24 倍。
从上述数据可以得出, 当脱硫液副反应产物含量较高时,ADA 溶解度将下降, 导致ADA 从溶液中析出,引起消耗定额上升。
1.2.4 ADA脱硫的优缺点1.2.4.1优点(1) ADA作为染料中间体..它有多种主要的异构体。
ADA的这几种异构体中..在产品中一般含量较高..便于提取。
(2) 脱硫溶液的活性好、性能稳定、腐蚀性小。
(3) 脱硫效率很高..所析出的硫容易浮选和分离。
(4) ADA脱硫整个脱硫和再生过程为连续在线过程..脱硫与再生同时进行..不需要设置备用脱硫塔。
(5) 煤气脱硫净化程度可以根据企业需要..通过调整溶液配比调整..适时加以控制..净化后煤气中H2S含量稳定。
1.2.4.2缺点蒽醌二磺酸法脱硫在生产过程中存在一点问题。
反应速度太慢..需时30min 以上..这就需要庞大的反应槽并使副反应加重..同时此法在操作中易发生堵塞..而且药品价格有些昂贵。
1.3工艺参数：半水煤气中H2S..C1=2.5%净化气中H2S..C2=0.15%入吸收塔半水煤气量..G0 = 13888.9m3/h入冷却塔半水煤气温度..t1=50 ℃出冷却塔入吸收塔半水煤气温度..t2=35 ℃入吸收塔半水煤气压力..0.05MPa(表)设计目标：半水煤气中H2S浓度≤0.15%回收率η不低于90﹪焦炉煤气的净化主要是要脱除煤气中的H2S..脱硫的方法有两种：干法脱硫、湿法脱硫。
干法脱硫既可以脱除无机硫..又可以脱除有机硫..而且能脱至极精细的程度..但脱硫剂再生较困难..需周期性生产..设备庞大..不宜用于含硫较高的煤气..一般与湿法脱硫相配合..作为第二级脱硫使用。
湿法脱硫可以处理含硫量高的煤气..脱硫剂是便于输送的液体物料..可以再生..且可以回收有价值的元素硫..从而构成一个连续脱硫循环系统。
现在工艺上应用较多的湿法脱硫有氨水催化法、改良蒽醌二磺酸法（A.D.A法）及有机胺法。
其中改良蒽醌二磺酸法的脱除效率高..应用更为广泛。
3.1反应机理改良ADA 的脱硫反应历程：最新的研究表明, 改良ADA 法反应历程如下。
碱液吸收硫化氢2N a2CO 3+ 2H2S= 2N aHS+ 2N aHCO 3 (1) 氧化析硫2N aHS+ 4N aVO 3+ H2O = N a2V 4O 9+ 4N aOH+ 2S (2) 焦钒酸钠被氧化N a2V 4O 9+ 2H2O 2+ 2N aOH+ ADA (氧化态) = 4N aVO 3+ 3H2O + ADA (还原态) (3) 碱液再生2N aOH+ 2N aHCO 3= 2N a2CO 3+ 2H2O (4) ADA 再生ADA (还原态) + O 2= ADA (氧化态) + H2O 2 (5) 当气体中有氧、二氧化碳、氰化氢存在时还产生如下副反应：2N aHS+2O2=Na2S2O3+H2ONa2CO3+CO2+H2O=2NaHCO3Na2CO3+2HCN=2NaCN+H2O+CO2NaCN+S=NaCNS2NaCNS+5O2=Na2SO4+2CO+SO2+N2从上述反应历程来看, 要使H2S 较彻底地还原为单质硫, 偏钒酸钠(N aVO 3) 是否足量是个重要的因素, 而要使偏钒酸钠浓度高, 焦钒酸钠较完全转化为偏钒酸钠是反应的关键。
而在这一反应中H2O 2 浓度起着决定性的作用, 如H2O 2浓度低, 就容易造成焦钒酸钠转化不彻底, 使溶液中有效偏钒酸钠浓度降低, 从而使溶液中HS- 含量上升, N a2S2O 3、N aCN S 等副产物增加, 加大了碱和钒的消耗, 而且反应所需的H2O 2 是在ADA再生过程中生成的[反应式(5) ], 故操作中一定要保持ADA 有一定浓度和足够的再生空气。
二者不足均会使溶液中氧化态的ADA 浓度降低,H2O 2 的生成量减少, 最终造成物耗上升。
3.2主要操作条件3.2.1溶液组分溶液的主要组分是碱度、NaVO3、ADA。
3.2.1.1 碱度溶液的总碱度与其硫容量成线性关系..因而提高总碱度是提高硫容量的有效途径..一般处理低硫原料气时..采用的溶液总碱度为0.4N..而对高硫含量的原料气则采用1N的总碱度。
3.2.1.2 NaVO3含量NaVO3的含量取决于脱硫液的操作硫容..即与富液中的HS-浓度符合化学计量关系。
应添加的理论浓度可与液相中HS-的摩尔浓度相当..但在配制溶液时往往要过量。
从反应机理可知..硫化氢首先被碱液吸收生成硫化物后再与ADA钒酸盐溶液反应..溶液PH值对硫化物与ADA钒酸盐溶液的比反应速率关系如下表2：3.2.1.3ADA浓度反应式（2）在氧的存在下进行是迅速的..但还原态焦钒酸盐不能为空气直接氧化再生..而必须依赖与反应（2）..由ADA将它氧化而恢复活性..因此要求溶液中ADA与偏钒酸钠的化学当量比..按化学反应的当量计溶液中ADA含量必须等于或大于偏钒酸钠含量的1.69倍..工业上实际采用2倍以上。
表3是工业上采用的两种溶液组..组成（一）适用于含高硫化氢含量与加压情况下的原料气脱硫..组成（二）适用于含低硫化氢含量与常压情况下的原料气脱硫..但也有使用低浓度的ADA溶液来脱硫。
表3工业生产使用的ADA溶液组成3.2.2温度对ADA的影响常温范围内..H2S、CO2脱除率及Na2S2O3生成率与温度关系不敏感。
再生温度在45℃以下..Na2S2O3的生成率很低..超过45℃时则急剧升高。
为了保证主要反应进行所需要的条件..又尽可能的抑制硫代硫酸盐的生成..适宜的吸收温度为20~30℃。