改进设备优化工艺确保脱硫稳定运行

0 概况

我公司有2套“18.30”，其中第二套装置半水煤气脱硫设计为两个脱硫塔串联，每个塔配有一个再生槽。半水煤气脱硫采用888脱硫法，处理气量为100000Nm³/h。为了适应烧高硫煤要求，2010年10月利用限电停车机会将一次脱硫进行改造。

1 改造后脱硫系统主要设备参数

2 改造后存在的问题及处理措施

改造前公司因节电将贫、富液泵叶轮车小，原叶轮直径为476mm，后车小至435mm。根据叶轮切割定律，现单台贫、富液泵额定流量约为658m³/h，扬程约为59.3m。

改造后我厂只使用888脱硫催化剂，栲胶与矾停加。刚开车进口硫化氢1.5g/m³左右，再生槽没有一点泡沫，因提前制液将溶液总碱度及888浓度提的较高，故出口硫化氢能控制在指标内。后通过提高再生温度、降低再生槽液位等方法，再生槽还是没有泡沫，一直持续了3天，3天内硫黄只出了120Kg。

后来仔细分析原因，认为是再生槽尾管加高过长，且因富液泵叶轮车小后使再生压力低，造成尾管处静压偏低。由于我厂再生槽喷射器是低位安装，如果改为高位安装，工作量较大且时间较长，后决定在现有基础上将再生槽尾管割短。通过参考及在喷射器入口管端、喷嘴口及尾管末端运用伯努利方程进行核算，结合我厂实际情况决定将喷射器尾管割掉800mm，使尾管末端静压控制在20mH₂O，投入运行后再生系统正常。再生压力在0.4MPa时，喷射器吸入口负压由原来的215mmHg变为现在的260mmHg。

3 改造后工艺控制及出现的问题

3.1 进出口硫化氢含量见下表

注：以上数据为全月平均值（全低变）

其中2011年3月22日，进口硫化氢最高为2700mg/m³左右，出口仍能稳定在110 mg/m³左右。

3.2溶液组分控制

注：以上数据为全月平均值

3.3副盐含量

注：以上数据为全月平均值

从以上数据看出，副盐Na₂SO₄和NaCNS的含量基本稳定，但Na₂S₂O₃的含量急剧上升。

2011年3月24日分析，再生槽混合器进口富液中HS^-浓度为0.038g/L，而贫液中HS^-浓度为0.037g/L，这说明Na₂S₂O₃上涨的主要原因并不是未被氧化的HS^-进入再生槽发生副反应，且HS^-进入再生槽发生副反应生成Na₂S₂O₃的几率很小。经过数据整理判断上涨的Na₂S₂O₃原因为：

（1）进口硫化氢波动时未能及时调整纯碱及888脱硫催化剂的加入量；（2）888脱硫催化剂加入量偏大，导致溶液过氧化，电位升高；（3）过分降低了贫液中HS^-的浓度，结合之前生产状况，只要贫液中HS^-离子浓度控制在0.2g/L以内，Na₂S₂O₃的含量可趋于稳定。

因再生槽备用喷射器少，疏通次数比较频繁，下一步准备再上一个小再生槽进一步加强溶液再生，改善贫液质量。

4 调整思路与方法

（1）严格控制溶液温度为35～38℃，合理调整脱硫塔、富液槽液位及溶液循环量，在保证脱硫塔喷淋密度的前提下，尽可能提高溶液在富液槽及再生槽中的停留时间，现双塔溶液循环量均为1150～1200m³/h。

（2）适当向脱硫液中加入栲胶，采用888+栲胶脱硫。若栲胶浓度低，则溶液电位高，溶液硫容低，副反应生成几率较大，栲胶消耗暂定为每脱除1KgH₂S消耗栲胶16.6g，现栲胶浓度为0.9～1.0g/L。

（3）根据每天贫液中HS^-浓度分析确定888加入量，将贫液中HS^-浓度控制在0.1～0.17g/L之间。

（4）根据气量及进口硫化氢的含量确定每班纯碱加入量，经过一段时间的摸索，现定为每脱除1KgH₂S消耗纯碱500g左右，且溶液总碱度基本保持不变。

（5）控制贫液电位在-90mv以下，即合理调整并及时疏通喷射器，在总碱度不变情况下，尽量提高溶液pH值来降低贫液电位。

经过一周的调整，溶液中Na₂S₂O₃的含量由126g/L降为现在的103g/L，且888加入量能控制为每脱除1KgH₂S消耗0.8～0.9g之间，整个脱硫系统阻力为35mmHg左右，由于循环水水质差，其中冷却清洗塔阻力为30mmHg。

5 结论

（1）888脱硫催化剂载氧性能好，氧化性较强，若加入量控制不合适会造成贫液电位升高，Na₂S₂O₃甚至Na₂SO₄含量急剧上升，最好配合栲胶混合使用。从运行效果看，使用888脱硫催化剂后，再生槽浮选硫颗粒较大，泡沫粘度减小，便于分离回收，且贫液中悬浮硫含量一直稳定在0.5g/L以下。

（2）我厂888分析方法采用双波长比色法，可能由于在样品取样处理中由于空气氧化导致析硫或者测量过程中液池密封不好导致分析数据部准确。但可通过控制贫液中HS^-浓度来调整888的加入量。

（3）从我厂运行数据来看，Na₂S₂O₃生成的主要原因为贫液电位偏高过氧化所致，而HS^-进入再生槽中发生副反应生成的几率很小，连1%都不到。

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