焦化脱硫及提盐工艺2

第一篇：焦化脱硫及提盐工艺2

2011年脱硫提盐班组开展劳动竞赛活动总结

杭钢焦化厂回收车间脱硫提盐班组担负着焦炉煤气脱硫脱氰的任务，自2005年通过工艺技改开工以来，由于是新工艺新方法，生产工艺存在许多缺陷，需要操作人员在实践操作中发现问题并想方设法解决问题，使工艺条件更符合生产状态，在焦化厂、回收车间等各级领导的大力支持和帮助下，坚持理论和实践相结合的工作方法，经过3年多时间的摸索和积累，逐步形成了适合本工艺的操作方法和操作经验，由于脱硫提盐工艺的特殊性和复杂性，岗位操作人员的技术技术操作水平个体差异很大，为进一步提升广大班组员工的技术操作水平，2011年4月到12月开展了主题为“强责任，提技能，确保焦炉煤气硫化氢达标”的劳动竞赛活动，充分发挥和调动全体员工的工作积极性，激励员工奋发向上，比贡献争荣誉，为今年全面完成公司下达的生产任务作出了巨大的贡献。

1、 统一思想，做好员工的宣传工作

围绕主题“强责任、提技能、确保焦炉煤气硫化氢达标”，班组召集小组长和部分技术骨干讨论和制定劳动竞赛活动计划，明确活动程序和具体内容：为了把活动引向深入，召开动员布置会议，明确“强责任，提技能，确保焦炉煤气硫化氢达标”劳动竞赛活动的目的和意义;以小组为单位，新老员工合理搭配，一位操作经验丰富的老员工负责一位青年员工，进行一对一的“传、帮、带”;积极投身“强责任，提技能，确保焦炉煤气硫化氢达标”的劳动竞赛活动之中，做识大体，顾大局，爱岗敬业无私奉献的优秀员工。

2、坚持理论结合实际，提高员工的操作水平

脱硫提盐系统由脱萘冷却、脱硫氧化、氨水蒸馏、脱色压滤、蒸发结晶、冷却结晶、晶体离心等组成，工艺复杂，设备众多，技术要求高，针对脱硫提盐各系统的操作要领，分别组织员工对工艺技术进行培训讲解，提高员工理论知识水平;定期组织经验丰富的老员工技术骨干对生产过程中发现的新问题进行集体讨论，研究和制定最佳的操作方法，统一操作思路，使各系统的运行保持最佳状态。

3、增强责任心，提升员工职业道德水平

影响焦炉煤气脱硫脱氰效率的因素很多，主要有：脱硫液循环量、氧化空气量、脱硫液温度、脱硫液中的含氨量、催化剂及脱硫废液处理量等。其中脱硫废液处理量是提盐系统的主要内容，如何保持提盐系统正常稳定的废液处理水平，确保脱硫系统中脱硫液各组分浓度稳定在最佳状态，把焦炉煤气硫化氢控制在200毫克每标米以内是提盐系统的首要任务。因此，开展劳动竞赛活动的主战场在提盐系统。脱硫废液是一种高浓度、高污染，高腐蚀溶液，通过脱色、压滤、蒸发、结晶、离心得到产品硫代硫酸铵和硫氰酸铵产品。因此在日常生产操作过程中，要尽可能的防止溶液发生跑、冒、漏现象，避免发生污染物扩散。这就要求全体操作人员要有很强的责任心，包括精心维护设备、各种操作数据的调节、废(污)水的收集和有计划的排放，时刻不忘保护环境是我们的第一要务。

4、员工在活动中体现价值

开展“强责任、提技能、确保焦炉煤气硫化氢达标”劳动竞赛活动，针对性强，通过劳动竞赛，大大增强了员工的工作责任心和积极性，使一些技能水平较差的员工在活动中提升了自己的技术操作水平，班组员工的总体技能大幅度提高。在今年十月的脱硫提盐系统大修和十一月的蒸氨系统大修中，广大班组员工体现出高度的责任感和良好的职业道德，不怕苦，不怕累，遇到困难献计献策，团结协作，使整个大修过程保持安全顺利。在一些应急事故处理的过程中，严格按照事故应急处理方案和平时“反事故”演习的经验有序进行，做到快速、安全的解决各种问题，各项操作有条不紊。

5、劳动竞赛活动成效显著

劳动竞赛活动开展以来，焦炉煤气硫化氢控制在每标米150毫克以内，远低于每标米200豪克的指标;一到十一月共提出盐份2100多吨，产品产量超额完成，减少向大气排放硫化氢、氢化氰等有毒有害气体2100多吨;由于员工的责任心增强，设备管理再上一台阶，2011年被焦化厂评为设备管理标杠班组;班组建设和员工的精神面貌焕然一新，被焦化厂评为五星级班组;有两位员工在活动中获得了高级技能证书，有两位获得中级技能证书;班组环境卫生、安全、环保等的日常管理扎实，保持集团公司学习型班组的荣誉称号。

6、未来展望

环保工作永无止境，减少污染物排放是时代的需要，也是我们的责任。我们将继续巩固和发展劳动竞赛活动成果，一如既往的做好节能减排各项工作，渴望地球长久保持蓝天碧水。

脱硫提盐劳动竞赛活动小组

2011年12月

第二篇：焦化工艺

摘要：本文对具有AS脱硫煤气净化装置的焦化企业的操作经验进行了全面总结，提出了各个工序生产环节的操作要领，值得采用AS脱硫煤气净化工艺的生产厂借鉴。

采用AS脱硫煤气净化的工艺流程见图1 。

图1

AS法焦炉煤气脱硫净化的工艺流程

从图1可看出, 该工艺技术的核心是氨硫洗涤装置和脱酸蒸氨装置，无论其氨和硫的最终产品是那一种，其核心部分的操作是非常重要的。 1 氨硫循环洗涤系统

众所周知，煤气中有CO2存在的条件下，以氨吸收煤气中的硫化氢是选择性吸收过程，因此在设计脱硫塔时，必须按选择性吸收的条件确定煤气在脱硫塔的停留时间。在此条件下，煤气脱硫的效率是否能达到预定的指标，吸收操作温度和氨硫比是至关重要的;而洗涤系统能否顺利运行，消除带到系统内的焦油等污染物的程度则是关键环节。 1.1 吸收操作温度和氨硫比

(1)吸收操作温度对脱硫效率的影响。 石家庄焦化厂的经验，洗涤操作温度每升高2～3℃，脱硫效率约下降4%～5%;宣钢焦化厂的实践表明，在煤气20～40℃范围内每增加1℃对塔后煤气中的H2S含量影响也很大。可见温度对脱硫操作十分敏感，控制在22±1℃最为理想。根据各厂的操作经验，为了保证理想的脱硫操作温度必须做到以下几点。 ① 重视煤气初冷器的操作。目前焦化厂一般采用带断塔板的高效横管式煤气初冷器，把煤气温度降至≤22℃。其主导思想是在冷却煤气的同时，将煤气中的萘含量降低到0.4g/m3以下，使荒煤气中的杂质尽可能在前工序冷凝下来，使堵塞、腐蚀问题不再向后续工序蔓延。为了实现初冷器的上述作用，首先必须保证提供低于18℃的低温水;操作中严格控制初冷器喷洒冷凝液量和冷凝液中焦油含量。石家庄焦化厂和宣钢焦化厂的生产实践表明，只要保证冷凝液喷淋密度>2m3/(m2·h)，(其中下段焦油含量40%～50%，中段焦油含量4%～10%)。煤气在初冷器中冷却至22℃以下时，初冷器后煤气含萘量能达到≤0.4g/m3的要求。此外，为了保证初冷器的连续运行，减少初冷器的堵塞，在初冷系统应增加热循环氨水冲洗装置;为了减少煤气雾滴的夹带，可在初冷器后增设机械捕集焦油雾滴的装置。

② 脱硫塔终冷段是控制系统操作温度的重要环节。氨硫循环洗涤在正压操作时，初冷器虽然把煤气温度降至22℃左右，但由于鼓风机的压缩，机后煤气温度上升，露点也有变化。马钢焦化厂和攀钢焦化厂的实际操作表明，脱硫塔终冷段的设计所采用的数据偏紧，能力偏小，不能满足工艺的要求。在今后设计中要对脱硫塔终冷段给予足够的重视，要留有余地，使其能起到保驾的作用。 ③ 脱硫塔必须保持在恒温下操作。氨硫循环洗涤的整个过程均为放热反应,为了获得高的脱硫效率,保持恒温下操作,就必须及时把吸收反应热除掉。从石家庄焦化厂和攀钢焦化厂的实际操作来看,进入脱硫上段的半富氨水未经冷却直接进入脱硫塔上段,而此温度常高达26℃左右,直接影响了吸收效率,石家庄焦化厂增加了冷却器，对脱硫效率起到了保证作用，见图2。此外,石家庄焦化厂还增加了脱硫塔中部液面自动调节,避免由于剩余氨水量的变化,造成中部液位不稳定,部分温度较高的富氨液不经换热而从断塔盘升气孔溢至脱硫段,使洗涤温度升高而影响脱硫效率，这个措施是否可以借鉴，值得大家进一步商榷

图2

石家庄焦化厂改进后的工艺流程

(2)氨硫比对脱硫效率的影响

在洗涤吸收过程中，NH3除吸收H2S以外，还与其他酸性组份化合，特别是与CO2及HCN化合。一般煤气中原有的NH3/H2S比大致在0.6～0.9之间，从理论上讲，足以除去煤气中在H2S。实际上焦炉煤气自身的NH3/H2S比远远不能满足脱除H2S的需要。从资料中得知，采用当今常用的钢板网吸收塔，如果煤气最终含H2S要求达到0.5g/m3时，按照典型的氨循环洗涤脱硫工艺，NH3/H2S比必须达到5左右，为了在操作中能够保持所需要的氨硫比，一方面必需加强洗氨操作;另一方面必须使氨循环于吸收过程中，加强脱硫富液的再生，以控制脱酸贫液的组成，使得循环于洗涤系统的脱酸贫液有较大的NH3/H2S比，在满足脱硫塔喷洒密度的前提下，控制氨的循环量。德国的设计资料表明，脱硫富液中的CO2/H2S比为3左右;脱酸贫液H2S含量为2.5g/L左右，其含氨浓度在20 ~25g/L。石家庄焦化厂的操作数据(见表1，表2)，完全证实了以上的分析和论断。

表1 石家庄焦化厂的实际操作数据

表2 石家庄焦化厂1998年10月的操作数据

因此，在控制好脱酸贫液组成的前提下，稳定脱酸贫液的循环是保证氨硫比的重要手段。实际操作中往往由于洗涤塔内喷头堵塞造成循环量上不去，喷淋密度得不到保证，完全打乱了洗涤的操作制度，致使脱硫效率急骤下降。从石家庄焦化厂的操作数据(见表3)表明，出当喷头进行清扫后，脱硫效率明显上升。马钢焦化厂通过1998年12月中旬对系统进行清扫和更换洗涤塔喷头后，净化指标达到了NH3≤0.038g/m3，H2S≤0.6g/m3的水平。

表3 石家庄焦化厂清洗脱硫塔前后的操作数据

(3)洗氨塔下段加碱量的控制

控制洗氨塔下段加碱量的目的是保证氨硫循环洗涤系统脱硫效率;同时利用其碱性在固定铵蒸氨塔中分解固定铵盐。因此，碱洗段的操作对煤气净化具有不可忽视的作用。加碱量的多少，取决于固定铵盐的含量，一般将蒸氨废水的pH值控制在9左右。

1.2 电捕焦油器和剩余氨水除油是洗涤系统顺利运行的关键

(1)电捕焦油器。初冷器后的电捕焦油器是保证进入洗涤系统煤气质量及顺利运行的又一关键设备。与我国以往的常规流程不同，采用AS脱硫工艺的煤气净化流程，若没有电捕焦油器的高效除焦油雾，后续工序将产生严重堵塞，肯定是无法顺利生产的。不少厂家在开工初期，由于电捕焦油器的开工率低，捕集效果差，致使整个煤气净化装置的顺行受到威胁，这已经为国内各厂的实际操作所证实。如宣钢焦化厂开工初期的开工率仅为70%～80%，器后含焦油高达500mg/m3;石家庄焦化厂由于含氧分析仪的联锁设定值问题，电捕焦油器断电频繁，开工不正常，严重影响了后续工序的正常生产。

AS脱硫工艺对煤气中焦油雾的允许含量要求是严格的，一般应达到≤20mg/m3的指标。由于目前已投产的各厂对电捕焦油器的操作均较重视，从设备制造、工艺系统、操作管理以及维护检修上采取了不少措施，绝大部分厂家开工率及捕焦油率都能达到指标要求。武钢焦化厂煤气中含焦油量在30mg/m3以下，开工率达100%;石家庄焦化厂器后含焦油保持在13～20mg/m3;宣钢焦化厂在满负荷下操作，即使使用一台电捕焦油器也能将焦油雾降至20mg/m3以下;马钢、包钢、昆钢、本钢焦化厂也都达到了电捕焦油器后煤气中含焦油雾的指标要求。保证电捕器正常操作的关键主要有：

① 严格考核焦炉无烟装煤操作，避免过量空气带入荒煤气而造成煤气中氧含量过高。同时，适当放宽氧含量报警、停机的界限，一般可放宽到2%～4%，以确保电捕焦器的长期连续运行

② 在设备安装时，要将电晕极与沉降管之间的距离偏差严格控制在±2mm之内。

③ 绝缘箱采用氮气保护。

④ 定期用热氨水冲洗和清扫，必要时停机后用人工清扫电晕丝及蜂窝沉降管上的焦油、萘疤等沉集物，使电捕焦油器处于最佳工作状态。

(2)剩余氨水除油。为减少带入系统内焦油等杂质，剩余氨水除油效果的好坏成了能否保证煤气洗涤系统顺利运行的主要予盾。原设计从焦油氨水分离装置送来的剩余氨水是采用砂石过滤装置除油，德国原设计的指标要求过滤后的剩余氨水含油为20mg/L。各厂投产以来均反映砂石过滤效率太低，一般只能达到20%～30%，将大量的焦油带到系统中，造成洗涤塔的喷头和填料、脱酸塔填料和换热设备的严重堵塞，甚至会带入蒸氨塔。致使频繁拆洗换热器和清扫设备，使整个系统时开时停，打乱了正常的生产操作制度，其后果十分严重。为了解决这个难题，各厂均花费了不少脑筋，采取了不少措施，进行了技术设备攻关。如：增加剩余氨水贮槽的容积，延长沉降时间、改变砂石过滤器的工艺操作、将石英砂改为瓷砂、在系统内各设备增设排油口、制定定期排油制度等等，这些措施实施后，虽然使堵塞现象有所缓解，但带油问题并没有得到彻底的解决。武钢焦化厂在设计审查期间，吸取了宝钢溶剂萃取脱酚装置设置苯萃取剩余氨水中焦油的经验，建设了一套剩余氨水焦油萃取脱酚装置，投产后运行正常，操作稳定，萃取后的剩余氨水焦油含量可达50mg/L(最高100mg/L)，除油率达到88.2%，这个经验从经济角度综合考虑，是否值得我们借鉴可以进一步商榷。此外，北京焦化厂对剩余氨水除油采用加絮凝剂的办法，不知效果如何。总之，剩余氨水除油问题至今仍是摆在我们面前的一个课题，需要我们去加以解决。在没有得到统一的、较满意的解决办法之前，应该采取综合治理的办法使矛盾尽量缓解。其主要方法有如下几点： ① 加强鼓冷工段焦油氨水分离装置的操作，从源头上加以控制。从目前各厂反映的情况看，采用沉降除渣、静置分离工艺的厂家(如：宣钢焦化厂、武钢焦化厂)分离效果较好，剩余氨水带油较少，矛盾不太突出。

② 加大剩余氨水贮槽和脱硫富液槽的容积，以增加沉降分离的时间，提高分离效果。

③ 系统中的各设备增加排油措施，制定定期排油制度及清扫制度，加强管理。

④ 研究和改进砂石过滤装置的操作，尽量提高其除油效率。 2 脱酸蒸氨装置

与其他吸收过程一样，必须把吸收液的吸收和再生看成一个整体。煤气脱硫富液的再生是在脱酸蒸氨工序完成的。其工艺流程如图3所示。

图3 脱酸蒸氨装置工艺流程

脱酸蒸氨操作的好坏直接关系到脱酸塔的脱酸效率、贫液组成的稳定和排出蒸氨废水的指标。因此该工序处于氨循环洗涤脱硫工艺的重要地位。根据石家庄焦化厂等单位的生产操作实践，控制的关键是保证脱酸贫液的组成。如前所述，如不能控制好脱酸贫液中氨与硫化氢的比和氨与二氧化碳的比，贫液的有效氨浓度就得不到保证，就会大大影响对煤气中硫化氢吸收的效率。脱酸蒸氨工序的技术要点主要有以下几点。

(1)严格控制进入脱酸塔的富液温度。控制进脱酸塔的富液温度是脱酸塔正常操作的关键。其温度应在80～88℃，不得低于75℃。富液温度过低，使脱酸塔部分传质表面变成了传热表面，降低了塔板效率，使脱硫除率大大降低，见表4。

表4 脱酸塔的操作数据

如果维持解析操作，必然要增加进入脱酸塔的蒸汽量以提供热能，这样不但增加了蒸汽耗量，而且大部分蒸汽会冷凝而稀释了贫液，增加了贫液量，影响了贫液组成。为了维持贫液中的氨含量，又不得不从固定铵塔增加氨的补给量，加大了氨在系统中的循环，使能耗增加。保持进料温度的主要措施如下。在设计上，贫富液板式换热器的面积必须考虑一定的富余度，以满足工艺要求;在生产过程中，必须保持板式换热器时刻处于良好的操作状态，发现堵塞后要及时清扫，严格管理制度。

(2)控制进入脱酸塔顶的冷料量。实际操作经验表明，进入脱酸塔顶的冷料量一般控制在富液量的30%左右。其作用是控制酸气浓度和减少氨的损失。当进入脱酸塔的富液温度低时，适当减少冷料量，否则脱酸贫液含H2S将会增高。

(3)保证脱酸贫液的组成，使其含H2S浓度在2.5g/L左右，含氨在20 ~25g/L,其手段之一是调整脱硫塔顶至硫回收装置的酸气量，当贫液含H2S浓度偏高时，增加至硫回收装置的酸气量，反之则减少;其二是调整固定铵塔侧线氨汽补给量，以保证贫液中NH3的浓度达到规定值。 3

氨分解及硫回收装置

第三篇：脱硫工艺参数

1×200MW石灰石/石膏湿法脱硫工艺参数设计

一. 课程设计的目的

通过课题设计进一步巩固本课程所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行湿法烟气脱硫设计的初步能力，使所学的知识系统化。通过本次设计，应了解设计的内容、方法及步骤，使学生具有调研技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备结构图、编写设计说明书的能力。

二.课程设计课题的内容与要求

(1)根据给定的设计任务及操作条件，查阅相关资料，确定自选参数，进行工艺参数的计算;

(2)根据设计指导书及相关资料，计算系统工艺参数及主要设备设备尺寸; (3)编写设计说明书; (4)对设计结果进行分析。 1.已知参数： (1)校核煤质：

Car64%,Har5%,Oar6.6%,Nar1%,Sar0.4%,War8%,Aar16%,Var15% (2)环境温度：-1℃

(3)除尘器出口排烟温度：135℃ (4)烟气密度(标准状态)：1.34(kg/m3) (5)空气过剩系数：1.3

(6)排烟中飞灰占煤中不可燃组分的比例：16% (7)烟气在锅炉出口前阻力：800Pa (8)当地大气压力：97.86kPa

(9)空气含水(标准状态下)：0.01293(kg/m3) (10)基准氧含量：6% (11)按锅炉大气污染物排放标准(GB13271-2011)中二类区标准执行

烟尘浓度排放标准(标准状态下)：30(mg/m3) 二氧化硫排放标准(标准状态下)：200(mg/m3) 2.设计内容：

(1)燃煤锅炉排烟量及烟尘和二氧化硫的浓度计算。 (2)采用石灰石石膏湿法烟气脱硫。

(3)计算石灰石消耗量，石膏产量，并进行水平衡的计算。

(4)选择合适的液气比和空塔气速计算吸收塔塔径塔高并对喷淋系统，除雾器，浆液箱，石膏脱水系统进行计算。

(5)风机及电机的选择设计：根据脱硫系统所处理的烟气量，烟气温度，系统总阻力等计算选择风机种类，型号及电动机的种类，型号和功率。 (6)编写设计说明书：设计说明书按设计程序编写，包括方案的确定，设计计算，设备选择和有关设计的简图等内容。课程设计说明书包括封面，目录,前言，正文，小结及参考文献等部分，文字应简明通顺，内容正确完整，书写工整，装订成册。

(7)图纸要求：脱硫系统图一张(A3)。系统图应按比例绘制，标出设备管件编号，并附明细表。

前言

我国的能源构成以煤炭为主，其消费量占一次能源总消费量的70%左右，这种局面在今后相当长的时间内不会改变。火电厂以煤作为主要燃料进行发电，煤直接燃烧开释出大量SO2，造成大气环境污染，且随着装机容量的递增，SO2的排放量也在不断增加，加大火电厂SO2的控制力度就显得非常紧迫和必要。SO2的控制途径有三个：燃烧前脱硫、燃烧中脱硫、燃烧后脱硫即烟气脱硫(FGD)，目前烟气脱硫被以为是控制SO2最行之有效的途径。目前国内外的烟气脱硫方法种类繁多，主要分为干法(或半干法)和湿法两大类。湿法脱硫工艺绝大多数采用碱性浆液或溶液作为吸收剂，技术比较成熟，是目前使用最广泛的脱硫技术，根据吸收剂种类的不同又可分为石灰石/石膏法(钙法)、氨法、海水法等。其中钙法因其成熟的工艺技术，在世界脱硫市场上占有的份额超过80%。

截至2011年底，我国脱硫装机超过6亿千瓦，其中85%以上为湿法烟气脱硫，多存系统稳定性差，脱硫效率波动较大等问题。火电厂大气污染物排放标准GB13223-2011将执行200mg/m3的SO2排放浓度限值，且新建脱硫装置将不允许设置旁路，对脱硫装置性能与可靠性要求极高。 工艺介绍

本课程设计采用的工艺为石灰石-石膏湿法全烟气脱硫工艺，吸收塔采用单回路喷淋塔工艺，含有氧化空气管道的浆池布置在吸收塔底部，氧化空气空压机(1用1备)安装独立风机房内，用以向吸收塔浆池提供足够的氧气和/或空气，以便亚硫酸钙进一步氧化成硫酸钙，形成石膏。

塔内上部烟气区设置四层喷淋。4台吸收塔离心式循环浆泵(3运1备)每个泵对应于各自的一层喷淋层。塔内喷淋层采用FRP管，浆液循环管道采用法兰联结的碳钢衬胶管。喷嘴采用耐磨性能极佳的进口产品。吸收塔循环泵将净化浆液输送到喷嘴，通过喷嘴将浆液细密地喷淋到烟气区。从锅炉来的100%原烟气中所含的SO2通过石灰石浆液的吸收在吸收塔内进行脱硫反应，生成的亚硫酸钙悬浮颗粒通过强制氧化在吸收塔浆池中生成石膏颗粒。其他同样有害的物质如飞灰、SO

3、HCI和HF大部分含量也得到去除。吸收塔内置两级除雾器，烟气在含液滴量低于100mg/Nm3(干态)。除雾器的冲洗由程序控制，冲洗方式为脉冲式。

石膏浆液通过石膏排出泵(1用1备)从吸收塔浆液池抽出，输送至至石膏浆液缓冲箱，经过石膏旋流站一级脱水后的底流石膏浆液其含水率约为50%左右，直接送至真空皮带过滤机进行过滤脱水。溢流含3~5%的细小固体微粒在重力作用下流入滤液箱，最终返回到吸收塔。旋流器的溢流被输送到废水旋流站进一步分离处理。石膏被脱水后含水量降到10%以下。在第二级脱水系统中还对石膏滤饼进行冲洗以去除氯化物，保证成品石膏中氯化物含量低于100ppm，以保证生成石膏板或用作生产水泥填加料(掺合物)优质原料(石膏处理系统共用)。

图1 石灰石/石膏湿法烟气脱硫工艺流程

三.脱硫系统各部分设计计算

1.热值与燃料量的计算

热值计算

Car64%,Har5%,Oar6.6%,Nar1%,Sar0.4%,War8%,Aar16%,Var15% 换算成干燥无灰基的元素含量

Cdaf84.2%，Hdaf6.6%，Odaf8.7%，Sdaf0.5%

Qda,fnet33C9daf103H0daf10(9OdafSda)f

=34.4(MJ/kg)

换算成低位收到基发热量

Qar,netQdaf,net76 100

=25.8(MJ/kg)

全厂效率为38%，含硫量为0.4% 燃烧计算： mcoalmcoalPel3.600

Hu2003.60073.4(t/h)

0.3825800

2.标准状况下理论空气量

4.76(1.867CY5.56HY0.7SY0.7OY) Qa6.80(m3/kg) Qa

3.标准状况下理论烟气量(空气含湿量为12.93g/m3)

1.867(CY0.375SY)11.2HY1.24WY0.016Q0.79Qa0.8NY Qs7.35(m3/kg) Qs

4.标准状况下实际烟气量

1.016(1)Qa QsQsQs9.4(m3/kg)

注意：标准状况下烟气流量Q以m3/h计，因此，QQs设计耗煤量

5. 标准状况下烟气含尘浓度

dshAY CQsC2.586103(kg/m3)

6.标准状况下烟气中SO2浓度

CSO22SY106 Qs

CSO2862(mg/m3)

SO2浓度的校准

基准氧含量为6%

CSO2,at4.6%CSO2,at6%CO2,airCO2,4.6%CO2,airCO2,6%214.6 216

CSO2,at6%862(mg/m3)

CSO2,at6%942(mg/m3)

除硫效率为86220077%

8627.标准状况下SO2燃烧产量

mSO2MSO2MS0.4%73.40.59(t/h)

SO2的脱除量

mSO2,removalmSO277%0.45(t/h)

8.烟气中水蒸气密度

由理想气体状态方程得

PVwaternwaterRT

nwaterPVwater RT

nwatermwater Mwater

mwaterPMwater9786018 VwaterRT8.314272.151000

0.78(kg/Nm3)

9.烟气体积流量

Vflue,wVflue gaestmcoalga

Vfluegas,wet7340(kg0/h)9.4(Nm3/kg)6900(0Nm03/h)

Vfluegas,dry69000(010.08)36330(0Nm03/h)

Vwater5700(Nm03/h)

10.烟气质量流量

mflue,dVdryflue,dgraysgra ye

mflue,d(kg/h) 633000(Nm3/h)1.34(kg/m3)848000grays

mflue,wmwat gaestmflue,dgrayser

mfluegas,wet848004044608920(0kg0/h)

mwater57000(kg/h)0.78(kg/Nm3)4446(kg0/h)

11.吸收塔饱和温度计算

假定电除尘器出口温度为135℃

GGH出口温度为108℃

干烟气水含量

x1

x1mwater

mfluegas,dry444600.052

848000

在h,x图上，108℃和0.052的交点的焓h=248(kJ/kg)。沿等焓线到饱和线可得到饱和温度T

T=48℃

x20.077

mwat,vxwat,ienrl)emearpouris(exdwat,oeurtlettflue,dgra ys

mwater,vapourised(0.0770.05)28480(0kg0/h)

mwater,vapourised21200(kg/h)

Vwater,saturationmwater,vapourisedwater,saturation21200(kg/h) 30.78(kg/Nm)

Vwater,saturation27000(Nm3/h)

12.吸收塔出口净烟气的计算

Vwat,vVrVwat,searpour,cilseeadngaswateeartura t

Vwater,vapourised,cleangas57000(Nm3/h)+27000(Nm3/h)

Vwat,v84000(Nm3/h) earpour,cilseeadngas

VcleanVwat,v,wgeatsVinl,dertyearpour,cilseeadn g3

3Vclean,wgeats633000(Nm/h)+84000(Nm/h) 3

Vclean,wgeats717000(Nm/h)

13.吸收塔烟气计算结果汇总

13.1吸收塔入口：

Vwet690000(Nm3/h)

Vdry633000(Nm3/h)

mwet892000(kg/h)

mdry848000(kg/h)

Vwater57000(Nm3/h)

mwater44460(kg/h)

T1108℃

O26%(dry)

SO2862(mg/m3)

SO2,6%O2942(mg/m3)

13.2吸收塔出口：

Vwet717000(Nm3/h)

Vdry633000(Nm3/h)

mwet913200(kg/h)

mdry848000(kg/h)

3 Vwater84000(Nm/h)

mwater65500(kg/h)

T248℃

O26%(dry)

SO2200(mg/m3)

SO2,6%O2219(mg/m3) 14.废水流量的计算

假定烟气中HCl浓度CHCl,fluegas46(mg/Nm3)HCl的去除率为98%废水中Cl含量保持15(g/l)

mcl0.98CHC,LflueVgdars y

mcl28.5(kg/h)

mwashwatermclwaterCcl

mwashwater190(kg0/h)

15.工艺水消耗量

mwatermwater,vapourisedmwashwatermcrystalwatermgypsum,moisture

mwater21200(kg/h)1900(kg/h)(kg/h) mwater234841200(kg/h)1200(kg/h)0.136(g/mol)0.9172(g/mol)

Vwater23.484(m3/h) 16.石灰石消耗量/石膏产量

1SO21CaCO32H2O1/2O2CaSO42H2OCO2

石灰石耗量

100(g/mol)0.59(t/h)77%0.7(t/h)

64(g/mol)石膏产量

172(g/mol)0.59(t/h)77%1.2(t/h)

64(g/mol)

17.石膏脱水(石膏密度gypsum2.3(kg/l)，水的密度water1(kg/l))

假定

吸收塔石膏浓度Cgypsum13%

旋流器底流石膏密度Cgypsun50%

真空皮带机石膏浓度Cgypsum90%

旋流器顶流石膏密度Cgypsum3%

17.1石膏浆液密度计算

swater

Cgypsumgypsumwater1100gypsum1

132.3(kg/l)1(kg/l)12.3(kg/l)100

s

s1.07(9kg/l)

17.2旋流器底流密度计算

s,hydrocyclone,underflow1

502.3(kg/l)1(kg/l)12.3(kg/l)100

s,hydrocyclone,underflow1.39(5kg/l)

17.3旋流器顶流密度计算

s,hydrocyclone,overflow132.3(kg/l)1(kg/l)12.3(kg/l)100 s,hydrocyclone,overflow1.017(kg/l)

17.4脱水石膏产量

mbeltfiltermgypsumCgypsum,beltfilter12001330(kg/h) 0.9mgypsum1200240(kg0/h) 0.

5 mhydrocyclone,underflowCgypsum,hydrocyclone,underflowmhydrocyclone,underflow

Vhydrocyclone,underflows,hydrocyclone,underflow24001.72(m3/h) 1.395

17.5吸收塔来石膏浆液计算

mfrom,absorbormhydrocyclone,underflowmhydrocyclone,overf lmfrom,absorborCgypsummhydrocyclone,underflowCgypsum,underflowmhydrocyclone,overflowCgypsum,overflow

联立以上方程组解得

mfrom,absorbor1128(kg0/h)

mgypsummfro,ambsorbCergyps u

mgypsum1466(kg/h)

mwatermfrom,absorbermgypsum11280(kg/h)1466(kg/h)9814(kg/h)

Vfrom,absorbermfrom,absorbers11280(kg/h)10.45(m3/h)

1.079(kg/l)18.石灰石浆液供给

石灰石耗量mCaCO30.7(t/h)

假定石灰石浆液浓度CCaCO330%

石灰石固体密度CaCO32.8(kg/l)

18.1石灰石浆液质量流量

msuspensionmCaCO3CCaCO30.7(t/h)2.33(t/h) 0.3

18.2石灰石浆液密度

suspension31100water

CCaCOCaCOwater3CaCO3

suspension1(kg/l)1.24(kg/l)

302.8111002.8

18.3石灰石浆液体积流量

Vsuspensionmsuspensionsuspension2.33(t/h)1.88(m3/h)

1.24(kg/l)

19.浆液池尺寸设计

假定浆液停留时间t2h

浆液灌体积

VtaknVsuspenst nio

Vtakn1.8823.76m3

D(0.89Vtank)1/31.5m

H1.5D2.25m

20.滤池箱尺寸设计

假定滤布冲洗水量mwater,beltfilter5(t/h)以50%的石膏质量流量作为石膏冲洗水量

20.1滤液量

mwat,elmfirltratmewat,beerltfitewrat,weras h

mwat,efirltrat5e0.65.6(t/h)

Vwat,e5e.6(m3/h) firltrat

假定滤液箱停留时间t1h

20.2滤液箱容积

3

VtaknVwat,efirltratte5.615.6m

D(0.89Vtank)1/31.7m

H1.5D2.55m

21.吸收塔尺寸的设计

21.1循环浆液流量

烟气流量Vwet690000(Nm3/h)

二氧化硫浓度CSO2942(mg/Nm3)

二氧化硫脱除率77%

假定液气比L/G12(l/Nm3)

吸收塔出口净烟气温度T2=48℃

273.1548Vclean

Vwe,atctual,wgea ts273.15273.154871700084300(Nm03/h)234(Nm3/s)

Vwet,actual273.15

循环浆液流量

L/G128430001011(6Nm3/h)

Q循Vwet,actual10001000设计喷淋塔层数为3

每层循环浆液流量

Q单循Q循n101163372(Nm3/h)0.937(Nm3/s) 3

21.2吸收塔直径

假定吸收塔烟气流速3.7(m/s)

d4Vwe,atctual42349.0m 3.7

21.3吸收塔循环区体积

假定循环浆液停留时间t4.3min

Vabsorbersump21.4吸收塔总高

浆液池位高度

H14VabsorbersumpQ循t60101164.3725m3

60d2472511.4m 29.0

另外考虑到因注入氧化空气引起的吸收塔浆液液位波动，浆液液位高度增加0.5m，取H1=12m

浆液液面距入口烟道高度H2

考虑到浆液鼓入氧化空气和搅拌时液位有所波动;入口烟气温度较高、浆液温度较低可对进口管底部有些降温影响，加之该区间需接近料管，H2一般定位800mm~1300mm范围为宜。此处H2取1.2m

进口烟道高度H3=4m

进口烟道顶部距底层喷淋层高度H4=2.5m

喷淋层区域高度H5

设计喷淋层之间的间隔2m，喷淋层数3层

H5=2×2=4m

除雾区高度H6

H6=4m

出口烟道高度：H7=3m

吸收塔总高H= H1+ H2+ H3+ H4+ H5+ H6 +H7=30.7m

22.喷淋层设计

单层喷淋层浆液流量Q单循3372(Nm3/h)937(L/s)

假定喷嘴流量为5(L/s)

n937187.4取整为188

(5L/s)5Q单循

假定单管可选最大直径Dmax0.06m，喷淋管内最大流速Vmax15m/s

单喷管最大流量



Qmax,sD2maxVmax0.0621542.4(L/s)

4

4单喷淋层主喷管数

Q单循Nint

Qmax,s9371int123 42.4

23.除雾器冲洗覆盖率

设计喷嘴数量n为90，喷射扩散角α为90，除雾器有效流通面积A为100m2，冲洗喷嘴距除雾器表面垂直距离0.8m

nh2tg2900.821100%100%181%

冲洗覆盖率=

A100

24.烟道尺寸设计

24.1净烟气烟道直径

假定烟气出口流速18(m/s)

d4Vwe,atctual42344.1m 18

24.2原烟气烟道直径 273.15135690000286(Nm3/s)

Vactual273.1

5 d4Vactual42864.5m 18

25.增压风机烟气设计流量计算

假定风机入口烟气温度Tfan,in135℃，100%BMCR工况下风机入口处湿烟气流量

Qfan,in690000(Nm3/h)

Qfan,in,act1.1Qfan,inTfan,in10273.15 3600273.15

Qfan,in,act323(Nm3/s)

26.增压风机总压损

假定吸收塔压损10(mbar)，GGH压损12(mbar),烟道压损7(mbar)

考虑20%的裕量Pd34.8，取35(mbar)=3500Pa

27.电机功率Pf,d

假定风机效率185%，电动机效率d80%

增压风机所需功率PfQfan,inPd102132335001304KW

1020.85

Pf,dPfd13041630KW 0.8

28.三台循环泵轴功率计算

28.1有效功率

三台浆液循环泵的扬程分别为Hpump,120m，Hpump,222m，Hpump,324m

Pe,1suspensiongQ单循Hpump,1100012409.80.93720228KW

100012409.80.93722250KW

100012409.80.93724274KW

1000

Pe,2suspensiongQ单循Hpump,21000

Pe,3suspensiongQ单循Hpump,3100028.2循环泵的轴功率P 假定循环泵的总效率80%

P1Pe,1Pe,2228285KW 0.8250313KW 0.8

P2

P3Pe,3274343KW 0.829.电机参数

选用循环泵电机额定功率需考虑标准值10%以上裕量

11.1P1314KW

21.1P2344KW

31.1P3377KW

30.氧化风机

空气流量

假定吸收塔喷淋区域的氧化率为60% 浆池内氧化量SVdry,inSO2,6%O2,inVdry,outSO2,6%O2,out106

S633000942633000219106

S8.17(kgmol/h)

假定通氧效率O230% 所需空气流量Orep8.1722.411453(Nm3/h)

20.210.310.6 22.410.6 22.4根据经验，考虑溶解盐12.1%，则空气流量为14532.05262982(Nm3/h) 此处设计选用一台风机，因此风机空气流量2982(Nm3/h)

课程设计心得

本次设计是关于石灰石/石膏湿法脱硫工艺参数工艺设计，在这里首先感谢两位老师的悉心指导与大力帮助!

火电厂采用烟气脱硫技术无疑是减少SO2排放的一个有效措施。然而，电厂脱硫系统的投资和运行费用十分高昂，一是内因，即目前引进的脱硫技术及设备费很高，这可通过国产化来降低;二是外因，即在脱硫技术的选用、设计及运行上存在着许多不合理之处，使得脱硫系统投资、运行费用增高，这需要对选定的脱硫系统进行认真、仔细的优化。

我国应加快对已有技术的消化吸收，实现脱硫技术和设备的国产化，并开发出具有自主知识产权的脱硫 技术，这是我国推广应用脱硫技术控制SO2 排放的必由之路。进行脱硫系统的设计和运行优化，将使脱硫系统投资运行费用大大减低，并增强机组和脱硫 系统本身的安全可靠性。

通过这次设计，使我对脱硫系统工业的发展前景有了更深的认识，而且对其整个流程有了更加全面的了解。最重要的是，我更深刻的认识到我还有很多需要学习的地方，在各方面还有很多可以改进的空间。

参考文献

(1)郝吉明，马广大主编.大气污染控制工程.北京：高等教育出版社，2002 (2)钟秦，王娟等编.化工原理.北京：国防工业出版社，2001 (3)吴忠标主编.实用环境工程手册—大气污染控制工程.北京：化学工业出版社，2001 (4)熊振湖，费学宁等编.大气污染防治技术及工程应用.北京：机械工业出版社，2003 (5)GBl3271-2001 (6)何争光主编.大气污染控制工程及应用实例.北京：化学工业出版社，2004 (7)风机样本.各类风机生产厂家

第四篇：焦化厂工艺流程

焦化厂工艺流程 焦化厂的生产工艺

焦化厂有9个生产车间，分别为备煤车间、一号炼焦车间、二号炼焦车间、运焦车间、一回收车间、二回收车间、热力车间、维修车间和精制车间。焦化厂主要生产车间：备煤车间、炼焦车间、煤气净化车间及其公辅设施等，各车间主要生产设施如下表所示： 序号

系统名称 主要生产设施 1 备煤车间

煤仓、配煤室、粉碎机室、皮带机运输系统、煤制样室 2 炼焦车间

煤塔、焦炉、装煤设施、推焦设施、拦焦设施、熄焦塔、筛运焦工段(包括焦台、筛焦楼) 3 煤气净化车间

冷鼓工段(包括风机房、初冷器、电捕焦油器等设施);脱氨工段(包括洗氨塔、蒸氨塔、氨分解炉等设施);粗苯工段(包括终冷器、洗苯塔、脱苯塔等设施) 4 公辅设施

废水处理站、供配电系统、给排水系统、综合水泵房、备煤除尘系统、筛运焦除尘系统、化验室等设施、制冷站等

3、炼焦的重要意义

由高温炼焦得到的焦炭可供高炉冶炼、铸造、气化和化工等工业部门作为燃料和原料;炼焦过程中得到的干馏煤气经回收、精制可得到各种芳香烃和杂环混合物，供合成纤维、医药、染料、涂料和国防等工业做原料;经净化后的焦炉煤气既是高热值燃料，也是合成氨、合成燃料和一系列有机合成工业的原料。因此，高温炼焦不仅是煤综合利用的重要途径，也是冶金工业的重要组成成分。

政策性风险煤炭是我国最重要的能源之一在国民经济运行中处于举足轻重的地位焦化行业属于国家重点扶持的行业。为建立大型钢铁循环结构，在钢铁的重要生产基地和炼焦煤生产基地建设并经营现代化大型焦化厂符合我国产业政策和经济结构调整方向也是焦化工业发展的一个前景。

五、原料煤的准备

备煤车间的生产任务是给炼焦车间提供数量充足、质量合乎要求的配合煤。其工艺流程为：原料煤→受煤坑→煤场→斗槽→配煤盘→粉碎机→煤塔。

1、煤的接收与储存

原料煤一般以汽车火车的方式从各地运输过来，邯钢焦化厂的原料煤主要来自邢台的康庄、官庄，峰峰和山西等地。当汽车、火车到达后，与受煤坑定位后，用螺旋卸煤机把煤卸到料仓里，当送料小车开启料仓开口后，用皮带把煤料运到规定位置。注意：每个料仓一次只能盛放同一种类别的煤。

为了保证焦炉的连续生产和稳定焦炉煤的质量，应根据煤质的类别用堆取料机把运来的煤卸放在煤场的各规定位置。邯钢焦化厂的备煤车间用的气煤、肥煤、焦煤和瘦煤四种，按规定分别堆放在煤场的五个区。

2、煤原料的特性及配煤原则

①气煤 气煤的煤化程度比长焰煤高，煤的分子结构中侧链多且长，含氧量高。在热解过程中，不仅侧链从缩合芳环上断裂，而且侧链本身又在氧键处断裂，所以生成了较多的胶质体，但黏度小，流动性大，其热稳定性差，容易分解。在生成半焦时，分解出大量的挥发性气体，能够固化的部分较少。当半焦转化成焦炭时，收缩性大，产生了很多裂纹，大部分为纵裂纹，所以焦炭细长易碎。

在配煤中，气煤含量多，将使焦炭块度降低，强度低。但配以适当的气煤，可以增加焦炭的收缩性，便于推焦，又保护了炉体，同时可以得到较多的化学产品。由于中国气煤储存量大，为了合理的利用炼焦煤的资源，在炼焦时应尽量多配气煤。

②肥煤 肥煤的煤化程度比气煤高，属于中等变质程度的煤。从分子结构看，肥煤所含的侧链较多，但含氧量少，隔绝空气加热时能产生大量的相对分子质量较大的液态产物，因此，肥煤产生的胶质体数量最多，其最大胶质体厚度可达25mm以上，并具有良好的流动性，且热稳定性也好。肥煤胶质体生成温度为320℃，固化温度为460℃，处于胶质体状态的温度间隔为140℃。如果升温速度为3℃/min，胶质体的存在时间可达50min，因此决定了肥煤黏结性最强，是中国炼焦煤的基础煤种之一。由于挥发性高，半焦的热分解和热缩聚都比较剧烈，最终收缩量很大，所以生成焦炭的类问较多，又深又宽，且多以横裂纹出现，故易碎成小块，耐磨性差，高挥发性的肥煤炼出的焦炭的耐磨强度更差一些。肥煤单独炼焦时，由于胶质体数量多，又有一定的黏结性，膨胀性较大，导致推焦困难。 在配煤中，加入肥煤后，可起到提高黏结性的作用，所以肥煤是炼焦配煤中的重要组分，并为多配入黏结性较差的煤提供了条件。

③焦煤 焦煤的变质程度比肥煤稍高，挥发性比肥煤低，分子结构中大分子侧链比肥煤少，含氧量较低。热分解时产生的液态产物比肥煤少，但热稳定性更高，胶质体数量多，黏性大，固化温度较高，半焦收缩量和收缩速度均较小，所以炼焦出的焦炭不仅耐磨强度高、焦块大、裂纹少，而且抗碎强度也好。就结焦性而言，焦煤是最好的能炼制出高质量焦炭的煤。

配煤时，焦煤的配入量可在较宽的范围内波动，且能获得强度较高的焦炭。所以配入焦煤的目的是增加焦炭的强度。

④瘦煤 瘦煤的煤化程度较高，是低挥发性的中等变质程度的黏结性煤，加热时生成的胶质体少，黏度大。单独炼焦时，能得到块度大、裂纹少、抗碎强度高的焦炭，但焦炭的熔融性很差，焦炭的耐磨性也差。在配煤时配入瘦煤可以提高焦炭的块度，作为炼焦配煤效果较好。

为了保证焦炭的质量，利于生产操作，配煤应遵循以下原则： ①配合煤的性质与本厂的煤料预处理工艺以及炼焦条件相适应，保证炼出的焦炭质量符合规定的技术质量指标，满足用户的需求。

②焦炉生产中，注意不要产生过大的膨胀压力，在结焦末期要有足够的收缩度，避免推焦困难和损坏炉体。

③充分利用本地区的资源，做到运输合理，尽量缩短煤源的平均距离，便于车辆的调配，降低生产成本。

④在尽可能的情况下，适当多配一些高挥发性的煤，以增加化学产品的产率。 ⑤在保证煤炭质量的前提下，应多配气煤等弱黏结性煤，尽量少用优质焦煤，努力做到合理利用中国的煤炭资源。

3、配煤过程

当需要哪种煤时，用堆取料机通过皮带把煤输送到斗槽里，斗槽里的煤再次通过皮带送向配煤盘按要求进行配煤。邯钢焦化厂配煤比一般为：气煤28%，焦煤45%，肥煤18%，瘦煤9%。在进行配煤时，邯钢焦化厂采用的是利用核子秤进行衰减，通过信号的转换传到电脑上进行控制的。信号控制流程为：Cs-137→煤料→(衰减)电离室→(惰性气体)电流→放大器、变送单元→称重频率信号、变速信号→电脑系统。

4、煤的粉碎

邯钢焦化厂备煤车间的原料煤的精细度为70%～80%，含义为<3mm的煤料占总重量的百分数。在进入粉碎机之前，一部分达到原料煤细度的煤直接由皮带运往煤塔，另一部分未达标的由配煤工段运来的配合煤则先经除铁装置将煤料中的铁件吸净后进入粉碎机，再由皮带运往煤塔。在邯钢焦化厂的配煤车间用的是可逆锤式粉碎机，在粉碎机旁还设有除尘装置。

5、备煤车间设备简介

螺旋卸煤机：旋转机构、提升机构、走行机构、机架。

堆取料机：取料机构、回转机构、变幅机构、悬臂皮带机、尾车、走行机构。 斗槽;南斗槽供1#-4#焦炉 有8个仓库 每个仓库500吨;北斗槽供5#-6#焦炉，有8个仓库 每个仓库500吨。

配煤盘：圆盘、刮料机、加减套筒、减速机、电机。 粉碎机：转子、锤头。

六、炼焦

所谓高温炼焦，就是煤在隔绝空气加热到950-1050℃，经过干燥、热解、熔融、黏结、固化、收缩等过程最终得到焦炭。

1、炼焦生产工艺流程

由备煤车间送来的配合煤装入煤塔，装煤车按作业计划从煤塔取煤，经计量后装入炭化室内。煤料在炭化室内经过一个结焦周期的高温干馏制成焦炭并产生荒煤气。

炭化室内的焦炭成熟后，用推焦车推出，经拦焦车导入熄焦车内，并由电机车牵引熄焦车到熄焦塔内进行喷水熄焦。熄焦后的焦炭卸至凉焦台上，冷却一定时间后送往筛焦工段，经筛分按级别贮存待运。

煤在炭化室干馏过程中产生的荒煤气汇集到炭化室顶部空间，经过上升管、桥管进入集气管。约700℃左右的荒煤气在桥管内被氨水喷洒冷却至90℃左右。荒煤气中的焦油等同时被冷凝下来。煤气和冷凝下来的焦油等同氨水一起经过吸煤气管送入煤气净化车间。 焦炉加热用的焦炉煤气，由外部管道架空引入。焦炉煤气经预热后送到焦炉地下室，通过下喷管把煤气送入燃烧室立火道底部与由废气交换开闭器进入的空气汇合燃烧。燃烧后的废气经过立火道顶部跨越孔进入下降气流的立火道，再经蓄热

室，又格子赚把废气的部分显热回收后，经过小烟道、废气交换开闭器、分烟道、总烟道、烟囱排入大气。

2、焦炉结构分析

焦炉结构的变化与发展主要是为了更好的解决焦饼高向与长向的加热均匀性，节能降耗、降低投资成本，提高经济效益。为了保证焦炭、煤气的质量和产量，不仅需要有合适的配煤比，而且要有良好的外部条件，而合理的焦炉结构就是用来保证外部条件的手段。为此，需从焦炉结构的各个部位加以分析。邯钢焦化厂采用的是JN43-58-Ⅱ型焦炉和JN43-80型焦炉。 现代焦炉炉体最上部是炉顶，炉顶之下为相间配置的燃烧室和炭化室，炉体下部有蓄热室和连接蓄热室和燃烧室的斜道区，每个蓄热室下部的小烟道通过交换开闭器与烟道连接。烟道设在焦炉基础内或基础两侧，烟道末端通向烟囱。因此焦炉由三室两区组成，即炭化室、燃烧室、蓄热室、斜道区、炉顶区和基础部分。因为JN43-80型焦炉是在JN43-58-Ⅱ型焦炉的基础上，通过多年的生产实践，进一步完善改进而来的，所以下面以JN43-58-Ⅱ型焦炉为例将焦炉的以上部分做下分析。 1)炭化室

炭化室是接受煤料并对装炉煤料隔绝空气进行干馏焦碳的炉室，一般由硅质耐火材料砌筑而成。炭化室位于两侧燃烧室之间，顶部由3-4个加煤孔，并有1-2个导出干馏煤气的上升管，它的两端为内衬耐火材料的铸铁炉门。JN43-58-Ⅱ型焦炉的炭化室尺寸分为两种宽度，即平均宽为407mm和450mm两种形式，炭化室全高为4300mm，全长为14080mm，有效长为13350mm，炭化室的有效面积为21.7m3加热水平高度为800mm。 2)燃烧室

燃烧室位于炭化室两侧，是煤气燃烧的地方，煤气与空气在其中混合燃烧，产生的热量传给炉墙，间接加热炭化室中煤料，对其进行高温干馏。燃烧室一般用硅砖砌筑。JN43-58-Ⅱ型焦炉燃烧室宽度为736mm和693mm(包括炉墙)，炉墙为厚度为100mm的带舌槽的硅砖砌筑。燃烧室属于双联火道带废气循环式结构，它有28个立火道组成，相邻火道的中心距为480mm，立火道隔墙厚度为130 mm。其中成对的隔墙上部有跨越孔，下部取消了边火道的循环孔，防止了短路。立火道底部的两个斜道区出口设置在燃烧室中心线的两侧，在JN43-58-Ⅱ型焦炉基础上加大边斜道口的断面积，保证了两端炉头的供气量。 3)蓄热室

蓄热室作用就是利用蓄积废气的热量来预热燃烧所需的空气和贫煤气。JN43-58-Ⅱ型焦炉每个炭化室底部有两个蓄热室，一个为煤气蓄热室，另一个为空气蓄热室。它们同时和其侧上放的两个燃烧室相连。燃烧室正下方为主墙，主墙内有垂直砖煤气道，焦炉煤气由地下室煤气与主管经此道送入立火道底部与空气混合燃烧。由于主墙两侧气流导向，中间又有砖煤气道，压差大容易串漏。故砖煤气道系用内径为50mm的管砖，管砖外用带舌槽的异型砖交错砌成厚为270mm的主墙。蓄热室洞宽为321.5mm，内放17层九孔薄壁式格子砖。为使蓄热室长向气流均匀分布，采用扩散式箅子砖，配置不同孔径的扩散或收缩孔型，蓄热室隔墙均用硅砖砌筑，且其内表面衬有黏土砖。 4)斜道区

连接蓄热室和燃烧室的通道为斜道区，它位于蓄热室顶部和燃烧室底部之间，用于导入空气和煤气，并将其分配到每个立火道中，同时排除废气。燃烧室的每个立火道与其相应的斜道相连，当用焦炉煤气加热时，由两个斜道送入空气和导出废气，而焦炉煤气由垂直砖煤气道进入。当用贫煤气加热时，一个斜道送入煤气，另一个斜道送入空气，换向后两个斜道均导出废气。斜道口布置调节砖，在确定斜道断面尺寸时，一般应使斜道口阻力占上升气流斜道总阻力的2/3-3/4;为了保持炉头温度，应使炉头斜道出口断面比中部大50%-60%;斜道口的倾斜角一般不应低于30 ，斜道断面逐渐缩小的夹角一般小于7 等等。 5)基础平台

基础平台位于炉体底部，它支撑整个炉体，炉体设施和机械的质量，并把它传到地基上。JN43-58-Ⅱ型焦炉基础为下喷式，又底板、顶板和支柱组成，用钢筋混凝土浇铸而成。为了减轻温度对基础的影响，焦炉砌体的下部与基础平台之间有4-6层红砖。 6)炉顶区

JN43-58-Ⅱ型焦炉炉顶区砌有装煤孔、上升管孔、看火孔、洪炉孔和拉条钩等。炉顶的实心部分由砌炉过程中的废耐火砖砌筑，炉顶表面用耐磨性好、能抵抗雨水侵蚀的缸砖砌筑。

总之，JN43-58-Ⅱ型焦炉的结构特点是：双联火道带废气循环，焦炉煤气下喷，两格蓄热室的复热式焦炉，具有结构严密、炉头不易开裂、高向加热均匀、热工效率高、砖型少、挥发性低等优点。

3、护炉机械设备

焦炉四大车有：装煤车、推焦车、拦焦车和熄焦车。其中装煤车是在焦炉炉顶上由煤塔取煤并往炭化室装煤的焦炉机械，推焦车的作用是完成启闭机械炉门、推焦、平煤等操作，拦焦车的作用是启闭焦侧炉门将炭化室推出的炉饼通过导焦槽导入熄焦车中以完成出焦操作，熄焦车的作用是用以接受炭化室推出的弘叫，并送往熄焦塔通过水喷洒而将其熄灭，然后再把焦炭卸至凉焦台上。

护炉设备是包括炉柱、保护板、纵横拉条、弹簧、炉门框、抵抗墙及机侧、焦侧操作台等。主要作用是利用可调节的弹簧的势能连续不断的向砌体施加足够的、分布均匀合理的保护性压力，使砌体在自身膨胀和外力作用下仍能保持完整性和严密性，并有足够的强度从而保证焦炉的正常生产。

加热煤气供入设备，大型焦炉一般为复热式，可用两种煤气加热，作用是向焦炉输送和调节加压煤气。

荒煤气导出设备包括：上升管、桥管、水封阀、集气管、吸气管、焦油盒以及相应的喷洒氨水系统。其作用为：一是将出炉荒煤气顺利导出，不致因炉门刀边附近煤气压力过高而引起冒烟冒火，但又要保持和控制炭化室在整个结焦过程中为正压;二是将出炉荒煤气适度冷却，不致因温度过高而引起设备变形，阻力声高和鼓风、冷凝的负荷增大，但又要保持焦油和氨水良好的流动性。

4、熄焦、筛焦过程和设备

邯钢焦化厂采用的是湿法熄焦，其熄焦系统包括熄焦塔、喷洒装置、水泵、粉焦沉淀池及粉焦抓钩等。熄焦过程为：熄焦车开进熄焦塔时，利用红外线感受器，接收红焦本身社出的红外线而发出讯号电流，经电流放大触发电路启动熄焦水泵，并借助电子定时装置控制熄焦时间。熄焦时大约有20%的水蒸发，未蒸发

的水流入粉焦沉淀池，澄清后的水流入清水池循环利用。熄焦后的焦炭卸至凉焦台上，停放30-40min使其水分蒸发和冷却，个别尚未全部熄灭的红焦，再人工用水补充熄灭。

筛焦按粒度大小将焦炭分为60-80mm、40-60mm、25-40mm、10-25mm、<10mm等级别，主要设备有辊轴筛和共振筛。一般大型焦化厂均设有焦仓和筛焦楼，将大于40mm的焦炭用辊轴筛筛出，经胶带机送往块焦仓。辊轴筛下的焦炭经双层振动筛分成其他三级，分别进入仓库。

七、炼焦化学产品的回收

1、煤气的初冷和焦油的回收

1)荒煤气的主要成分有净焦炉煤气、水蒸气、煤焦油气、苯族烃、氨、萘、硫化氢、其他硫化物、氰化氢等氰化物、吡啶盐等。

回收生产工艺的组成为：焦炉炭化室生成的荒煤气在化学产品回收车间进行冷却、输送、回收煤焦油、氨、硫、苯族烃等化学产品，同时净化煤气。煤气净化车间由冷凝鼓风工段、HPF脱硫工段、硫铵工段、终冷洗苯工段、粗苯蒸馏工段等工段组成，其煤气流程如下：荒煤气→初冷器→电捕焦油器→鼓风机→预冷塔→脱硫塔→喷淋式饱和器→洗终冷塔→洗苯塔→净煤气。

回收炼焦化学产品具有重要的意义。煤在炼焦时，除有75%左右变成焦炭外，还有25%左右生成多种化学产品及煤气。来自焦炉的荒煤气，经冷却和用各种吸收剂处理后，可以提取出煤焦油、氨、萘、硫化氢、氰化氢及粗苯等化学产品，并得到净焦炉煤气，氨可以用于制取硫酸铵和无水氨;煤气中所含的氢可用于制造合成氨、合成甲醇、双氧水、环己烷等，合成氨可进一步制成尿素、硝酸铵和碳酸氢铵等化肥;所含的乙烯可用于制取乙醇和三氯乙烷的原料，硫化氢是生产单斜硫和元素硫的原料，氰化氢可用于制取黄血盐钠或黄血盐钾;粗苯和煤焦油都是很复杂的半成品，经精制加工后，可得到的产品有：二硫化碳、苯、甲苯、三甲苯、古马隆、酚、甲酚和吡啶盐及沥青等，这些产品有广泛的用途，是合成纤维、塑料、染料、合成橡胶、医药、农药、耐辐射材料、耐高温材料以及国防工业的重要原料。

来自焦炉82℃的荒煤气，与焦油和氨水沿吸煤气管道至气夜分离器，气夜分离后荒煤气由上部出来，进入横管式初冷器分两段冷却。上段用循环水，下段用低温水将煤气冷却到21-22℃。由横管式初冷器下部排出的煤气，进入电捕焦油器，除掉煤气中夹带的焦油，再由鼓风机压送至脱硫工段。

由气夜分离器分离下来的焦油和氨水首先进入机械化氨水澄清槽，在此进行氨水、焦油和焦油渣的分离。上部的氨水流入循环氨水中间槽，再由循环氨水泵送到焦炉集气管喷洒冷却煤气，剩余氨水送至剩余氨水槽。澄清槽下部的焦油靠静压流入焦油分离器，进一步进行焦油和焦油渣的沉降分解，焦油用焦油泵送往油库工段焦油贮槽。机械化氨水澄清槽和焦油分离器底部沉降的焦油渣刮至焦油渣车，定期送往煤场，人工掺入炼焦煤中。

进入剩余氨水槽的剩余氨水用剩余氨水泵送入除焦油器，脱除焦油后自流到剩余氨水中间槽，再用剩余氨水中间泵送至硫铵工段剩余蒸氨装置，脱除的焦油自流到地下放空槽。

3)主要设备的构造及工作原理 ①离心式鼓风机

离心式鼓风机由导叶轮、外壳和安装在轴上的工作叶轮所组成。煤气由鼓风机吸入后做高速旋转于转子的第一个工作叶轮中心，煤气在离心力的作用下被甩到壳体的环形空隙中心处即产生减压，煤气就不断的被吸入，离开叶轮时煤气速度很高，当进入环形空隙中，其动压头一部分转变为静压头，煤气的运动速度减小，并通过导管进入第二个叶轮，产生与第一叶轮相同的作用，煤气的静压头再次被提高。从最后一个叶轮出来的煤气由壳体的环形空隙流入出口连接管被送入压出管路中。

焦化厂所采用的离心式鼓风机按输送量大小分为150m3/min、300 m3/min、750 m3/min 、1200m3/min等多种规格，产生的总压头为30-35kpa。 ②横管式初冷器

焦化系统生产中煤气横管式初冷器主要结构是包括初冷器壳体、冷却管管束。横管式初冷器壳体是由钢板焊制而成的直立的长方形器体，壳体的前后两侧是初冷器的管板，管板外装有封头。在壳体侧面上、中部有喷洒液接管，顶部为煤气入口，底部有煤气出口。在横管式初冷器的操作中，除了冷却焦炉煤气外，在冷却器顶部及中部喷洒冷凝液，来吸收焦炉煤气中的萘，并冲刷掉冷却管上沉积的萘，从而有效的提高了传热效率。 ③电捕焦油器

电捕焦油器器体是由钢板卷制而成的筒体与器顶封头、器底拱形底组合而成。 电捕焦油器的电场有正电极、负电极组合而成。其正极是又钢管制成，其钢管固定在上下管板上，管板与电捕焦油器筒体焊接而成。电场的负极，装在由绝缘箱垂下杆悬拉的吊架上，其吊杆吊架均有不锈钢制成，吊杆上装着阻力帽以阻止气体冲击绝缘箱。电场负极由不锈钢制成，电晕极板下悬吊着铅坠，以拉直电晕极，电晕极下部由不锈钢制成的下吊架固定位置，电晕极线分别穿入电场沉淀焦油饿正极钢管中心。

2、脱硫工段(HPF脱硫法) 煤气→预冷器→脱硫塔→液封槽→(脱硫液)反应槽→再生塔→泡沫塔→(清夜)反应槽

鼓风机后的煤气进入预冷塔与塔顶喷洒的循环冷却水逆向接触，被冷至30℃，预冷后的煤气进入脱硫塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触以吸收煤气中的硫化氢(同时吸收煤气中的氨，以补充脱硫液中的碱源)。脱硫后煤气被送入硫铵工段。

吸收了H2S、HCN的脱硫液自流至反应槽，然后用脱硫液泵送入再生塔，同时自再生塔底部通入压缩空气，使溶液在塔内得到氧化再生。再生后的溶液从塔顶经液位调节器自流回脱硫塔循环使用。 浮于再生塔顶部的硫磺泡沫，利用液位差自流入泡沫槽，硫泡沫经泡沫泵送入熔硫釜中，用中压整齐熔硫，清夜流入反应槽，硫磺装袋外销。 为避免脱硫液盐类积累影响脱硫效果，排出少量废液送往配煤。

3、硫铵工段(喷淋式饱和器生产硫铵)

由脱硫及硫回收工段送来的煤气经预热器进入喷淋式硫铵饱和器上段的喷淋室，在此煤气与循环母液充分接触，使其中氨被母液吸收，然后经硫铵饱和器内的除酸器分离酸雾后送至洗脱苯工段。

在饱和器下部的母液，用母液循环泵连续抽出送至上段进行喷洒，吸收煤气中的氨，并循环搅动母液以改善硫铵的结晶过程。饱和器母液中不断有硫铵结晶生成，用结晶泵将其连同一部分母液送入结晶槽沉降，排放到离心机进行离心分离，滤除母液，得到结晶硫铵。离心分离出来的母液与结晶槽溢流出来的母液一同自流回饱和器。从离心机卸出来的硫铵洁净，由螺旋输送机送至沸腾干燥器。沸腾干燥器所需要的热空气是由送风机将空气送入热风器经蒸汽加热后进行沸腾干燥，干燥后的硫铵进入硫铵储槽，然后由包装磅秤称量、包装送入硫铵仓库。

4、终冷洗苯工段

自硫铵工段来的煤气，进入终冷塔分二段用循环冷却水与煤气逆向接触冷却煤气，将煤气冷到一定温度送至洗苯塔。同时，在终冷塔上段加入一定碱液，进一步脱除煤气中的H2S。下段排出的冷凝液送至氰污水处理工段，上段排出的含碱冷凝液送至硫铵工段蒸氨塔顶。 从终冷塔出来的煤气进入洗苯塔，经贫油洗涤脱除煤气中的粗苯后送往各煤气用户。由粗苯蒸馏工段送来的贫油从洗苯塔的顶部喷洒，与煤气逆向接触吸收煤气中的苯，塔底富油经富油泵送至粗苯蒸馏工段脱苯后循环使用。

5、粗苯蒸馏工段

从终冷洗苯装置送来的富油进入富油槽，然后用富油泵依次送经油汽换热器、贫富油换热器，再经管式炉加热后进入脱苯塔，在此用再生器来的直接蒸汽进行汽提和蒸馏。塔顶逸出的粗苯蒸汽经油汽换热器、粗苯冷凝冷却器后，进入油水分离器。分出的粗苯进入粗苯回流槽，部分用粗苯回流泵送至塔顶作为回流液，其余进入粗苯中间槽，再用粗苯产品泵送至油库。

洗煤厂工艺流程

煤炭加工、矸石处理、材料和设备输送等构成了矿井地面系统。其中地面煤炭加工系统由受煤、筛分、破碎、选美、储存、装车等主要环节构成。是矿井地面生产的主体。

受煤是在井口附近设有一定容量的煤仓，接受井下提升到地面的煤炭，保证井口上下均衡连续生产。 筛分

用带孔的筛面把颗粒大小不同的混合物料分成各种粒极的作业叫筛分。晒分所用的机器叫筛分机或者筛子。

在选煤厂中，筛分作业广泛地用于原煤准备和处理上。按照筛分方式不同，分为干法筛分和湿法筛分。 破碎

把大块物料粉碎成小颗粒的过程叫做破碎。用于破碎的机器叫做破碎机。在选煤厂中破碎作业主要有以下要求：

1)适应入选颗粒的要求;精选机械所能处理的煤炭颗粒有一定的范围度，超过这个范围的大块要经过破碎才能洗选。

2)有些煤快是煤与矸石夹杂而生的夹矸煤，为了从中选出精煤，需要破碎成更小的颗粒，使煤和矸煤分离

3)满足用户的颗粒要求，把选后的产品或煤快粉碎到一定的粒度

物料粉碎主要用机械方法，有压碎、劈碎、折断、击碎、磨碎等几种主要方式。 选煤

是利用与其它物质的不同物理、物理-化学性质，在选煤厂内用机械方法去处混在原煤中的杂质，把它分成不同质量、规格的产品，以适应不同有户的需求。

按照选煤厂的位置与煤矿的关选煤厂可以分为：矿井选煤厂、群矿选煤厂、中心选煤厂和用户选煤厂;我国现有的洗煤厂大多是矿井洗煤厂。现代化的洗煤厂是一个由许多作业组成的连续机械加工过程。 跳汰选煤

在垂直脉动的介质中按颗粒密度差别进行选煤过程。跳汰选煤的介质是水或空气，个别的也用悬浮液。选煤中以水力跳汰的最多。

跳汰机是利用跳汰分选原理将入选原料按密度大小分选为精煤、中煤和矸煤等产品设备。 重介选煤

在密度大于1g/cm的介质中，按颗粒密度的的大小差异进行选煤，叫做重介质选煤或重介选煤。选煤所用的重介质有重液和重选浮液两类。重介选煤的主要优点是分选效率高与其它选煤方法;入选力度范围宽，分选机入料粒为1000-6mm，漩流器为80-0.15mm生产控制易于自动化。重介选煤的缺点是生产工艺复杂，生产费用高，设备磨损快，维修量大。

重介选煤一般都分级入选。分选块煤一般在重力作用下用重介质分选机进行;分选沫煤在离心力作用下用重介质漩流器进行。 存储

储煤仓：为调节产、运、销之间产生的不平衡，保证矿井和运输部门正常和均衡生产而设定的有一定容量的煤仓，接受生产成品煤炭，保证能顺利出厂，进入最后的装车阶段。

装车:包括装车(船)、吊车和计量。

粗苯

粗苯是煤热解生成的粗煤气中的产物之一,经脱氨后的焦炉煤气中含有苯系化合物，其中以苯含量为主，称之为粗苯。

粗苯为淡黄色透明液体，比水轻，不溶于水。储存时由于不饱和化合物，氧化和聚合形成树脂物质溶于粗苯中，色泽变暗。

自煤气回收粗苯最常用的方法是洗油吸收法。为达到90%～96%的回收率，采用多段逆流吸收法。吸收温度不高于20～25℃。

终冷后的煤气含粗苯25～40g/m3， 进入粗苯吸收塔，塔上喷淋洗油，煤气自上而下流动，煤气与洗油逆流接触，洗油吸收粗苯成为富苯洗油，富油脱掉吸收的粗苯，称为贫油，贫油在洗苯塔吸收粗苯又成为富油。富油含苯2～2.5%，贫油含苯0.2～0.4%。富油脱苯合适的方法是采用水蒸气蒸馏法。富油预热到135～140℃再入脱苯塔，塔底通入水蒸气，常用压力为0.5～0.6Mpa。也可采用管式炉加热富油到180℃再入脱

第五篇：合成氨脱硫工艺

合成氨脱硫工艺比较及发展趋势

前言

本论文以“合成氨脱硫工段工艺及发展方向”为题展开叙述。对合成氨和脱硫工艺的发展概况进行了概述。着重详细介绍了脱硫工段的工艺流程、工艺条件、生产原理、技术指标等内容。编写本设计总的指导思想是：理论联系实际、简明易懂、经济实用。本书在编写过程中得到河北化工医药孙娜老师的指导，在此表示衷心感谢。由于编者自身的知识水平和认识水平的有限，书中错误与不妥之处，恳请读者批评指正。

目录

第一章 总 论 概 述

第二章 脱硫方法分类及其基本原理

1、脱硫方法的分类

2、干法脱硫

3、湿法脱硫

4、PDS法

5、其他脱硫方法 第三章

脱硫工艺的发展 第四章 安全操作及注意事项 第五章 三废治理及利用

第一章 脱硫方法分类及其基本原理

第一节 总 论 概 述

氨是重要的化工产品之一，用途很广。在农业方面，以氨为主要原料可以生产各 种氮素肥料，如尿素、硝酸铵、碳酸氢氨、氯化铵等，以及各种含氮复合肥料。液氨 本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用。目前，世界上氨产量的 85%—90%用于 生产各种氮肥。因此，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。 合成氨工业对农业的作用实质是将空气中游离氮转化为能被植物吸收利用的化合态 氮，这一过程称为固定氮。 氨也是重要的工业原料，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含 氮无机盐等工业。将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要 原料。生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。此外，氨还是常用的冷冻剂。 合成氨的工业的迅速发展，也促进了高压、催化、特殊金属材料、固体燃料气化、 低温等科学技术的发展。同时尿素的甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是 在合成氨工业的基础上发展起来的。 所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地 位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。 在合成氨工业中，脱硫倍受重视。合成氨所需的原料气，无论是天然气、油田气 还是焦炉气、半水煤气都含有硫化物，这些硫化物主要是硫化氢(H2S) 、二硫化碳 (CS2) 、硫氧化碳(COS) 、硫醇(R—SH)和噻吩(C4H4S)等。其中硫化氢属于无 机化合物，常称为“无机硫” 。 天然气中硫经物的含量(标准状态)一般在 0.5—15g/ m3 的范围内，有机硫以硫 醇为主， 在气田经过粗脱磙处理后的天然气， 硫化物的含量 (标准状态) 20—100mg/ 在 m3 左右。

合成氨在生产原料气中硫化物虽含量不高，但对生产的危害极大。 ①腐蚀设备、管道。含有 H2S 的原料气，在水分存在时，就形成硫氢酸(HSH) ， 腐蚀金属设备。其腐蚀程度随原料气中 H2S 的含量增高而加剧。 ②使催化剂中毒、失活。当原料气中的硫化物含量超过一定指标时，硫化物与催 化剂活性中心结合， 就能使以金属原子或金属氧化物为活性中心的催化剂中毒、 失活。包括转化催化剂、高温变换催化剂、低温变换催化剂、合成氨催化剂等。

脱硫的任务是除去原料气中的各种硫化物，同时硫是一种重要的资源，应加以回 收和利用。因此，无论原料来源如何，合成氨原料必须首先脱硫。

第二节 脱硫方法

干法脱硫

干法脱硫系指采用固体吸收剂或吸附剂以脱除硫化氢或有机硫。常见的干法脱硫有：氧化铁法、活性炭法、钴-钼加氢和氧化锌法等。由于固体脱硫剂硫容量(单位质量脱硫剂所能脱除硫的最大数量)有限，一般适用于脱低硫且反应器体积较庞大。如果原料气中硫含量较高，吸收剂使用周期短且因再生频繁，操作费用大而变的不利。

活性炭脱硫：活性炭脱除硫化氢的原理。当含有硫化氢和一定比例的氧的煤气，在氨的催化作用下，通过装有活性炭的吸附器时，硫化氢在活性炭的表面上被氧化成单体硫。其反应式为：2H2S+O2=2H2O+2S+Q.氨的作用：它的存在可以激发活性炭的表面能量，从而使硫化氢的吸附成为化学吸附，处于吸附状态并被活化的硫化氢与氧反应生成单体硫，活性炭表面的活化中心得以再生。

活性炭的再生：在吸附器内硫化氢与氧反应生成的硫被活性炭吸附，当吸附的硫量达到一定程度后，其活性表面被覆盖，以致失去活性，此时需要再生。 湿法脱硫

虽然干法脱硫净化度高，并能脱除各种有机硫化物，但硫化剂难于或不能再生，且系间歇操作，设备庞大。因此不适于用作对大量硫化物的脱除。

采用溶液吸收硫化物的脱硫方法通称为湿法脱硫。适用于含大量硫化氢气体的脱除。其优点之一是脱硫液可以再生循环使用并回收富有价值的硫磺。

湿法脱硫方法众多，可分为化学吸收法、物理吸收法和物理-化学吸收法三类。常见的有碳酸钠、氨水和醇胺溶液等吸收硫化氢的方法属化学吸收法;用冷甲醇吸收硫化氢的方法属物理吸收法。依再生方式又可分为循环法和氧化法。循环法是将吸收硫化氢后的富液在加热降压或气提条件下解吸硫化氢。氧化法是将吸收硫化氢后的富液用空气进行氧化，同时将液相中的HS—氧化成单质硫。其过程示意如下：

载氧体(氧化态)+HS—==载氧体(还原态)+S↓

1载氧体(还原态)+O2(空气)==载氧体(氧化态)+H2O

2上述过程是在催化剂的作用下进行的。工业上使用的催化剂有对苯二酚、蒽醌二磺酸钠(简称ADA)、萘醌、栲胶和螯合铁等。

第二章 国内常用脱硫工艺

目前的脱硫工艺主要有 ADA 法、栲胶(TV)法、PDS 法、碱液催化法、等。 1)ADA 法(蒽醌二磺酸钠法，Stretford) 该法以钒作为脱硫的基本催化剂，采用蒽醌二磺酸钠(ADA)作为 还原态钒的再生氧载体， 以碳酸盐为吸收液。 目前全世界内有近 1000 套装置在运行。该方法需要进一步改进之处有： ①悬浮液中硫颗粒小，硫回收困难; ②由于副产物的存在使化学药剂消耗量大; ③脱有机硫和氰化氢的效率差; ④有害废液处理困难，易造成二次污染; ⑤设备腐蚀严重; ⑥有细菌积累。 针对上述问题，通过向脱硫液中加入酒石酸钾(钠) ，少量 FeCl3 和 EDTA 螯合剂起阻止钒酸盐沉淀和稳定溶液的作用而形成了改良的 ADA 法(南化集团研究院) ，ADA 法正在被新的高效脱硫法所取代。 2)栲胶(TV)法 栲胶脱硫法是我国特有的脱硫技术，包括碱性栲胶脱硫(橡碗栲 胶和偏钒酸钠)和氨法栲胶。 栲胶脱硫主要是利用天然栲胶中存在的多羟基芳烃化合物所存 在的酚式及醌式结构互变， 再利用偏钒酸钠进行氧化还原来实现脱硫 的。其特点是资源丰富，价廉易得，运行费用比改良 ADA 法低，脱硫 液腐蚀性小，脱硫效果较好，基本上无硫堵塔问题，但栲胶需熟化处 理，脱硫废液存在钒污染。 3)PDS 法 PDS 是东北师范大学开发的一种新型脱硫催化剂，活性物质为双 核酞菁钴磺酸盐，同时加入助催化剂和碱性物质。该法特点是：脱硫 效率高， 只需 ppm 浓度级的催化剂即可， 无毒; 生成得单质硫颗粒大， 易分离;可脱除部分有机硫。该方法不足之处是有时脱硫效率不太稳 定，绝大部分时间需要复配其它成分一起使用。 4)碱液催化法 碱液催化法脱硫工艺过程比较简单、技术成熟、成本较低，非常 适合较小规模合成氨厂的煤气脱硫。

湿式氧化法脱硫技术是国内化工行业广泛使用的脱硫方法之一，故名思义它是用稀碱液吸收气相中的H2S，在吸收H2S的液相中由于氧化催化剂的作用，将H2S氧化为元素硫并分离回收。因此该技术包括H2S吸收，氧化和硫回收。

脱硫工艺流程

1、气体流程 半水煤气从造气车间出来后，经过洗涤塔除尘、降温，水封后，从脱硫塔的底部 进入塔内，脱硫液从塔顶喷淋而下，水煤气与碱性栲胶溶液在塔内逆向接触，其中的 大部分硫化氢气体被溶液吸收，脱硫后的气体从塔顶出来至气柜。

2、溶液流程 从脱硫塔顶喷淋下来的溶液，吸收硫化氢后，称为富液，经脱硫塔液封槽引出至 富液槽(又称缓冲槽) 。在富液槽内未被氧化的硫氢化钠被进一步氧化，并析出单质 硫，此时，溶液中吸收的硫以单质悬浮状态存在。出富液槽的溶液用再生泵加压后， 打入再生槽顶部，经喷射器高速喷射进入再生槽，同时吸入足够的空气，以达到氧化 栲胶和浮选硫膏之目的。再生后的溶液称为贫液，贫液经液位调节器进入贫液槽，出 贫液槽的贫液用脱硫泵打入脱硫塔顶部，经喷头在塔内喷淋，溶液循环使用。再生槽 浮选出的单质硫呈泡沫悬浮于液面上，溢流至硫泡沫槽内，上部清液回贫液槽循环使 用，沉淀出的硫膏入熔硫釜生成副产品硫磺。

3 硫磺回收流程 再生槽中溢出的硫泡沫经泡沫槽后在离心机分离，得到硫膏，硫膏放入熔硫釜， 用夹套蒸汽加热精制，放出做成 98%纯度的硫磺锭，离心分离出的母液至富液槽回系 统中使用。

第三章 国内脱硫新工艺介绍 第四章 脱硫工艺的发展方向

参考文献 结束语