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    焦爐煤氣作為煉焦過程中產生的副產物，已經被廣泛的應用于燃料、化工原料等方面。但未經凈化的焦爐煤氣中含有多種氣體組分，尤其是含有焦油、萘、氰化氫、硫化氫及多種結構復雜的有機硫，使得焦爐煤氣脫硫工作復雜而艱難。硫化氫的存在不僅會引起設備和管路腐蝕、催化劑中毒，而且更嚴重地威脅人身安全，必須消除或控制環境污染物。

　　1、焦化廠化產車間的脫硫工藝：

　　化產車間由冷凝鼓風工段、脫硫工段、硫銨工段、蒸氨工段、粗苯工段、油庫工段、生化工段等組成。來自82～83℃的荒煤氣，帶著焦油和氨水沿吸煤氣管道至氣液分離器，氣液分離后荒煤氣進入橫管初冷器，在此分兩段冷卻：上段采用32℃循環水、下段采用16℃制冷水將煤氣冷卻至22℃。冷卻后的煤氣進入煤氣鼓風機加壓后進入電捕焦油器，除掉其中夾帶的焦油霧后煤氣被送至脫硫工段。

　　粗焦爐煤氣脫硫工藝有干法和濕法脫硫兩大類。干法脫硫多用于精脫硫，對無機硫和有機硫都有較高的凈化度。不同的干法脫硫劑，在不同的溫區工作，由此可劃分低溫（常溫和低于100℃）、中溫（100℃～400℃）和高溫（>400℃）脫硫劑。干法脫硫由于脫硫催化劑硫容小，設備龐大，一般用于小規模的煤氣廠脫硫或用于濕法脫硫后的精脫硫。

　　濕法脫硫又分為“濕式氧化法”和“胺法”。濕式氧化法是溶液吸收H2S后，將H2S直接轉化為單質硫，分離后溶液循環使用。目前我國已經建成（包括引進）采用的具有代表性的濕式氧化脫硫工藝主要有TH法、FRC法、ADA法和HPF法。胺法是將吸收的H2S經再生系統釋放出來送到克勞斯裝置，再轉化為單質硫，溶液循環使用，主要有索爾菲班法、單乙醇胺法、AS法和氨硫聯合洗滌法。濕法脫硫多用于合成氨原料氣、焦爐氣、天然氣中大量硫化物的脫除。當煤氣量標準狀態下大于3000m3/h時，主要采用濕法脫硫。

　　HPF法脫硫工藝流程：

　　來自煤氣鼓風機后的煤氣首先進入預冷塔，與塔頂噴灑的循環冷卻液逆向接觸，被冷卻至25℃～30℃；循環冷卻液從塔下部用泵抽出送至循環液冷卻器，用低溫水冷卻至23℃～28℃后進入塔頂循環噴灑。來自冷凝工段的部分剩余氨水進行補充更新循環液。多余的循環液返回冷凝工段。預冷塔后煤氣并聯進入脫硫塔A、脫硫塔B，與塔頂噴淋下來的脫硫液逆流接觸，以吸收煤氣中的硫化氫（同時吸收煤氣中的氨，以補充脫硫液中的堿源）。

　　一但出現事故或停產時，反應槽內脫硫液經脫硫循環泵送入事故槽，或直接進入脫硫液放空槽，待檢修完畢或停產開工再打回系統中，嚴禁將脫硫液直接排入下水道。

　　2、脫硫系統存在的主要問題

　　2.1、脫硫系統的堿源供應主要是由蒸氨后的濃氨水，在冬季生產過程中，由于溫度低，氨水中的萘細晶造成管道堵塞，以及DS催化劑和對苯二酚的添加量，都影響蒸氨系統和脫硫系統的穩定運行。

　　2.2、再生塔壓縮空氣是由1根d100mm總管自調后再分配到兩座再生塔使用，實際運行過程中，兩座再生塔的實際流量經常發生相互波動干擾，分布不均勻，使得產生硫泡沫效果差，從而引起脫硫液組分變化，降低脫硫效率，脫硫液的再生效果不僅影響系統的硫回收率和硫磺產量，更重要的是在長期運行后，脫硫液的組分中懸浮硫的沉積對整個系統管道和脫硫塔的堵塞。

　　2.3、硫回收系統中，原設計的管線復雜，經常將管道堵塞；熔硫釜在使用中，硫泡沫的分離效果差，而且釜內的蒸汽盤管常常發生腐蝕泄露，釜底部的放硫口極易堵塞，不僅增大了維修工作，還對周圍的設備腐蝕嚴重，現場操作環境惡劣，嚴重影響操作工人的健康。

　　3、脫硫系統的改造及脫硫系統改造后的運行情況

　　3.1脫硫堿源系統

　　在剩余氨水處理系統上增加F—2401型焦油浮選器。不僅能連續除去剩余氨水表面懸浮的焦油及煤粉，而且可將剩余氨水中與之重度相近的油滴及固體煤粉顆粒懸浮到液體表面進一步除去，除焦油率達90%以上。

　　3.2煤氣預冷塔

　　將蒸氨塔塔頂氨汽管沿支架敷設直接引入預冷塔，經過工藝計算和類比同類企業的工藝參數，確定在現有2臺各為60m2換熱器的基礎上增加2臺換熱面積為120m2的螺旋板換熱換熱器（一開一備），增加預冷塔的冷卻能力，使進入脫硫塔的煤氣溫度降至30℃左右，以滿足脫硫塔的工藝要求。

　　3.3再生塔

　　為解決再生工段空氣流量相互干擾的問題，從空壓站重新敷設一根壓縮空氣管至再生塔，形成2管獨立供氣系統，消除再生塔的空氣流量相互波動干擾，穩定脫硫效率。壓縮空氣管長500m，管徑為100mm，材質為鍍鋅鋼管，敷設于現有管架。同時在再生塔頂部增加超聲波液位自調裝置通過液位調節控制進入再生塔的空氣流量，防止脫硫液溢流。

　　3.4硫回收系統

　　在對硫泡沫的處理中，國內主要采用的技術為戈爾膜過濾、熔硫和板框壓濾。在使用過程中，戈爾膜過濾經常發生故障，板框壓濾初期使用效果不錯，但在使用一段時間后，設備的腐蝕、現場環境的惡劣等缺點導致無法使用。新型內分式連續熔硫釜與目前正在使用的熔硫釜相比，溶液分離完全，清液中懸浮硫質量濃度不大于0.8g/L，由于形成了較好的溫度梯度，因而生產的硫磺質量好，同時蒸汽消耗可以減少40%，設備使用壽命長。

　　3.5脫硫廢液的處理

　　本次技改確定從反應槽至煤場加一根長2500m，DN100mm不銹鋼管，用廢液泵將脫硫廢液打入煤場現煤泥沉淀池后，煤場新增一套脫硫廢液噴灑系統，廢液經加壓泵加壓后進行煤場均勻噴灑，不再用槽車拉運脫硫廢液。

　4、脫硫系統改造后運行情況

　　脫硫系統改造后，來自蒸氨塔的氨蒸汽不再經過蒸氨塔頂部的分縮器冷卻，以氣態形式與煤氣混合后直接進入預冷塔冷卻，冷卻后的氨蒸汽作為脫硫堿源和煤氣一起進入脫硫塔，不再向反應槽內加濃氨水。煤氣預冷塔在現有2臺各為60m2換熱器的基礎上增加2臺換熱面積為120m2的螺旋板換熱換熱器，增加預冷塔的冷卻能力，使進入脫硫塔的煤氣溫度降至28℃左右，滿足了脫硫塔的工藝要求。

　　5、NH3堿PDS濕法脫硫與同類工藝比較

　　5.1與同類HPF法脫硫工藝相比較

　　HPF的脫硫效率93%。一般脫硫后煤氣中的H2S含量200mg/m3，不能滿足城市煤氣硫化氫低于20mg/m3標準。我廠現脫硫效率高達99.87%以上，效果顯著。

　　5.2與ADA法脫硫工藝相比較ADA法在生產過程中不僅要用ADA，還要用V2O5和堿等，其生產成本高、工藝復雜、投資高、操作難度大，雖脫硫效率可達98%，但對有機硫的脫除率僅為20%，對氰化物無脫除率，副反應多，脫硫廢液需要回收處理，回收處理工藝亦是很復雜，耗能量大，經濟效益差。

　　6、結論

　　在生產實踐過程中我們對脫硫工藝參數進行調整：適當增加了溶液溫度、增大了液氣比、提高溶液循環量和再生空氣量、僅PDS一種催化劑達不到高的脫硫效率，必須配以對苯二酚為助催化劑才能取得高的脫硫效率，根據脫硫情況及時調整PDS催化劑和對苯二酚的添加量，其次，要求操作人員嚴格按操作工藝穩定脫硫系統的運行。