脱硫塔工艺流程图范文

脱硫塔工艺流程图范文第1篇

一般吸收塔的结构如下图2-2：

图2-2 填料料式吸收塔结构示意图

1气体出口;2液体分布器;3壳体;4人孔;5支承与液体分布器之间的中间加料位置;6壳体连接法兰;7支承条;8气体入口;9液体出口;10防止支承板堵塞的整砌填料;11液体再分布器;12液体入口

包括塔体(筒体，封头)、填料、填料支承、液体分布器、除雾器等。

5.4.1引言

根据前人的研究成果， 我们可得出以下结论[11]：(1) 萘醌法用于脱除沼气中硫化氢时,对吸收液的组成进行适当改进, 可以使脱硫率达到99 %～99.5 %(2) 吸收和再生操作都可以在常温、常压下进行。 (3) 吸收液的适宜配方为:Na2CO3 为2.5 % ,NQS浓度为1.2 mol/m3 ,FeCl3 浓度为1.0 % ,EDTA 浓度为0.15 % ,液相pH 值8.5～8.8 ,吸收操作的液气比 (L/ m3) 为11～12[3]。 5.4.2吸收塔的设计(分子栏目)(1号图1张)

根据前期计算沼气产气量为60.83 m3沼气/h。 设定沼气的使用是连续性的，缓冲罐设置成容纳日产气量的1/12，为121.66 m3;吸收塔处理能力121.66 m3沼气/h。

在沼气成分中甲烷含量为55%～70%[12]、二氧化碳含量为28%～44%、,因此近似计算沼气的平均分子密度为1.221㎏/ m3 ，惰性气(CH

4、CO2)的平均分子量为25.8，混合气量的重量流速为121.661.2219.8≈1456kgf/h, 硫化氢平均含量为0.6%,回收H2S量为99%。

1.浓度计算 硫化氢总量

14560.006=8.736kgf/h，

8.736=0.257kmol/h 34硫化氢吸收量

8.7360.99=8.649 kgf/h，

8.649=0.254 kmol/h 34惰气量

1520-8.736=1511.26 kgf/h，硫化氢在气相进出口的摩尔比为：

Y1=Y2=

0.257=0.0044 58.581511.26=58.58kmol/h 25.80.2570.254=0.000051

58.58硫化氢在进口吸收剂中的浓度为X2=0 设出口吸收剂中硫化氢浓度为8%, 则硫化氢在出口吸收剂中的摩尔比X1=由此可计算出吸收剂的用量：

8/17=0.0092 92/18VmLmY1Y20.00440.00051=27.7kmol/h=27.7*18=498.658.58X1X20.00920kgf/h 根据混合气的物性算得：气相重度 v =5.2kgf/ m3

硫化氢在气相中的扩散系数：DG=0.0089㎡/h 液相重度L=998kgf/m3; 液相粘度L=7.85105kgf•s/㎡ 表面张力 =0.0066kgf/m;

溶剂在填料表面上的临界表面张力C=0.0034kgf/m 2.塔径计算

气相平均重量流率

145614568.649=1451.68 kgf/h

2液相平均重量流率

498.6498.68.649=502.92 kgf/h

2V=

(2-1)

D2u

4V=121.66 m3沼气/h=0.0338 m3沼气/s , u取0.5m/s;

所以，代入式(2-1)中得

121.663.14D20.5 4得 D=0.293m , 取D=0.3m 3.填料高度计算

填料高度

Z=HOG*NOG[4] 传质单元数：用近似图解法求得：NOG=4.25 (1)因H2S在吸收剂中的溶解过程，可看作气膜控制过程，按传质系数公式得：

GvkGRTBagaDGG(2-2) 式中 B常数，对一般填料B=5.23 a填料比表面积

0.73600Gg2adDvG1

3G气相粘度

d填料尺寸，选用25mm金属矩鞍环

v气相重度

DG硫化氢在气相中的扩散系数

Gv=GVagG0.71451.68=5.71kg/㎡s 236000.7850.30.75.71=197.22 61941.58109.813600Gg36001.58109.81=1.06 D5.20.0089VG13613ad21940.0252=0.0425 kGGVaDGBagRTG0.73600Gg1940.00892ad5.23197.221.060.0425D0.082325vG13

=3.01kmol/㎡h*at

(2)

GL=

502.92=0.879

36000.7850.450.450.05GL2a2gL0.8792194=99829.810.750.05=1.741

c0.750.0034=0.0066=0.608，

GL2ag0.20.87929980.00661949.810.87951947.85109.810.20.144

GLagL0.10.11.194

aw=194{1-exp[-1.450.6081.1941.7410.144]}

=44.998m2/m3

Ky=ky=PkG=11.533.01=34.70kmol/㎡h Vm58.58829 kmol/㎡h ,于是得传质单元高度： 20.7850.3HOG填料高度：

Vm8290.53 m kyaw34.7044.998ZHOGNOG0.534.252.25 m 考虑到填料塔上方还要安装液体分布器和除雾器等设备，选取填料塔高度为4.0m。

此时沼气经过填料塔的时间约为11秒，符合工程设计的要求。

2.2.3 吸收塔的塔体圆筒及封头设计

1、内压圆筒的计算

本设计采取沼气经罗茨风机加压后进入吸收塔进行吸收，罗茨风机的出口压力选49.0kpa，设计压力取工作压力的2.0倍，则设计压力为98.0kpa(以下计算按照设计压力为98kpa计算)

(1)设计温度下圆筒的计算厚度按(2-3)式计算，公式的适用范围为pc0.4[σ]tφ[4]。

0(2-3)

pcDi2[]tpc

其中Di=0.3m;

pc=98kpa

[σ]t =1250kgf/cm2=12500 kpa

其中塔体的焊接采用单面对焊，局部无损探伤，取φ=0.7 所以

0980.3

2125000.798=0.00168m=1.68mm (2)设计温度下圆筒的实际厚度按(2-4)式计算：

0C1C2C3(2-4)

C3可取零

其中当腐蚀裕量C2取1mm时，如果钢板的负偏差按2mm厚的钢板选取，即C1=0.18mm,则算出的δ=1.68+1+0.18=2.86mm,超过了2mm,所以钢板的负偏差不能按2mm厚的钢板选取。由表可见厚度在2.8mm至3.0mm的钢板其负偏差均为0.22mm，故此处应取C1=0.22mm,于是

0C1C2C3=1.68+1+0.22=2.9mm 取厚度为3.0mm的钢板制造填料塔的圆筒筒体。

(3)设计温度下圆筒的计算压力按(2-5)式计算：(应力校核) 必须满足t[]t

t(2-5)

pc(Di0)20

Di=0.3m;

pc=98kPa;

δ0=1.68mm=0.00168m;

所以 t98(0.30.00168)=8799kPa

20.00168[]t=12500kPa ,满足条件t[]t。

(4)设计温度下圆筒的最大允许工作压力按(2-6)式计算：

[pw](2-6)

20[]t(Di0)

Di=0.3m; δe=1.68mm=0.00168m;

φ=0.7 [σ]t =12500kPa 计算得

[p]20.00168125000.797.45 kPa

(0.30.00168)

2、受内压标准椭圆形封头的计算： 吸收塔采用标准椭圆封头

(1)标准椭圆形封头的计算厚度按(1-7)式计算[4]：

pcDi

(2-7)

2[]t0.5pcDi=0.3m; pc=98kPa; [σ]t =12500kPa

φ=0.7

所以得

0980.3=0.00168m=1.68mm

2125000.70.598按照规定，标准椭圆形封头的有效厚度应不小于封头内直径的0.15%。 经验证，δ°取1.68mm符合标准。

(2) 标准椭圆形封头的实际厚度按(2-8)计算：

δ=δ°+C

(2-8)

壁厚附加量C=C1+C2+C3 C3可取零[5] 其中当腐蚀裕量C2取1mm时，如果钢板的负偏差按2mm厚的钢板选取，即C1=0.18mm,则算出的δ=1.68+1+0.18=2.86mm,超过了2mm,所以钢板的负偏差不能按2mm厚的钢板选取。由表可见厚度在2.8mm至3.0mm的钢板其负偏差均为0.22mm，故此处应取C1=0.22mm,于是

δ=δ°+ C1+C2+C3=1.68+1+0.22=2.9mm 取厚度为3.0mm的钢板制造塔体的椭圆形封头。 (3) 椭圆形封头的最大允许工作压力按(2-9)式计算：

[pw]2[]t

(2-9)

(Di0.5)δ°=1.68mm;

[σ]t =12500kPa φ=0.7(DG<800mm, 采用单面对焊，局部无损探伤，取φ=0.7)

Di=0.3m=300mm;

所以 [p]2.2.4.填料塔附属结构及选型

1.液体分布器

主要有以下几种型式[13][14][15]：

管式喷淋器，液体直接由管口流出，为避免水力冲击瓷环，下面加一块圆形挡板。适用于塔径<300mm的填料塔，优点是便宜，易于安装。缺点是喷淋不均匀，液体流向塔壁，大塔中的顶部填料无效。

莲蓬式喷洒器，适用于塔径<600mm的填料塔。优点是便宜，易于安装。缺点是易于产生雾沫夹带;往往有大量液体喷到塔壁，以致无效。

多孔直管式，适用于塔径<300mm的填料塔，优点是便宜，易于安装。缺点是喷洒不均匀。要求液体清洁，否则小孔易堵。

多孔盘管式，适用于塔径<1200mm的填料塔，优点是便宜，缺点是开孔方向超过45°，易产生雾沫夹带。要求液体清洁。

21.68125000.7=97.73kPa

3000.51.68溢流管式，盘上装有Φ>15mm的溢流管，分布盘的直径为塔径的0.6～0.8倍，气体由盘和塔壁之间通过。适用于塔径〉800mm以上，液体为清液，液体负荷变化不大的填料塔。优点是分布较均匀，缺点是对分布板的水平度要求高。

筛孔盘式，盘上开Φ3-10mm的筛孔，盘直径为塔径的0.6～0.8倍，气体由盘和塔壁之间通过。适用于塔径〉800mm的填料塔，优点是液体分布均匀，缺点是板面水平度要求高，有固体或污垢时，孔眼容易堵塞。

槽式，用一个或几个有V形开口的槽以接受进口液体，在槽下边再装设几个槽。以近乎方形的排列。每75-150mm槽长开一个口。适用于塔径〉1mm的大塔，优点是简单、便宜、液体没有喷溅，缺点是对水平度要求高[4]。

本设计的塔径为300mm，综合考虑各种液体分布器的优缺点，采用莲蓬式喷洒器。结构如图2-1所示：

图2-1 莲蓬式喷洒器

2.除雾器

可分为折板式和丝网式。

折板式的除雾板由50503的角钢组成，板间距25mm，造价便宜但效率低。

丝网式一般取丝网厚度H=100～150mm。除雾效率高，可达99%，但价格贵。 因此综合考虑，本设计选取丝网式除雾器。 3.液体再分布器

主要有以下几种形式[16]：

截锥式，适用于塔径小于600mm的塔，结构简单但喷洒不均匀，只适宜于小塔。

升气管式，气相由升气管的齿缝走，液相由小孔及齿缝的底部溢流下去。适用于大中型塔，优点是气相通过的截面积较大，可超过塔横截面积的100%，缺点是结构复杂。

边圈槽形，适用于塔径为300～1000mm的填料塔。结构简单，气体通过截面较大，但是喷洒不均匀。

金属全截面式，气体上升的方形槽间以液体溢液的孔板，适用于大型塔。优点是可起支承板与在分布器的双重作用，液体分布均匀，缺点是自由截面较低。

罗赛脱式，，适用于塔径小于600mm的塔，结构简单，气液通道大，不易液泛，但只适宜于小塔，大塔洒液不均。

本设计填料塔的塔径为300mm，属于小型塔，综合造价等因素，此处采用罗赛脱式液体再分布器。

4.填料支承板

分为三种：栅条式、升气管式和多孔板式。

栅条式多用竖扁钢制造，结构简单、强度大，但是自由截面较低，可能小于65%，气速大时易于引起液泛。

多孔板式结构简单，但自由截面小，强度低。

综合本设计的特点，为免引起液泛，我们采用多孔板式来作为填料支承板。

5.填料的主要类型及选用

填料的主要类型有拉西环、弧鞍形填料、矩鞍形填料、鲍尔环、阶梯环、十字环、螺旋环、以及网形填料等等[17]。

其中拉西环为最普通的填料形式设计，使用经验丰富，价格便宜，易于形成壁流和内部沟流。

弧鞍形填料和矩鞍形填料传质效率比拉西环高，对塔壁形成的侧压力比拉西环低，但容易破碎，价格较贵。

鲍尔环是性能优良的填料之一，传质效率高，液体分布均匀，流通截面积大，液泛点高，压力降小，处理量大。

阶梯环与鲍尔环相似，但比表面积和空隙率都比较大，填料之间呈点接触。

十字环常用整齐排列，作为支撑板上的第一层填料，与其他整砌填料相比，沟流减少。没有侧压力。

螺旋环气液接触有产生漩涡的优点，接触表面比拉西环、十字环更大。压力降高，结构复杂价格高，目前很少采用。

网形填料的空隙率大，比表面积大，表面润湿率高，液流分布均匀，传质效率高，压力降小，处理量大，操作弹性大，适于高精度的分离过程。但价格昂贵，不适用于有腐蚀性及污垢物料[17]。

脱硫塔工艺流程图范文第2篇

筒体承受内压

pcDi2pc

t式中 ：计算厚度 mm

pc：计算压力 157.6MPa

：焊接接头系数 =0.85 t：设计温度下的材料许用应力157.6MPa，在工作压力下材料的许用应力为 157.6MPa Di：筒体内径 3000mm

工作压力Pw=1010.353毫米汞柱=1010.35313.69.8=0.135MPa，所以设计压力P=1.1Pw=0.1485MPa，Pc=P=0.1485MPa pcDi2pct0.148530002157.60.850.14852.07mm

由《塔器设计技术规定》中有关规定，min28002/10005.6mm，所以5.6mm。

负偏差 C10.8mm

腐蚀裕量 C22mm

名义厚度为nC1C28.4mm，做塔设备时综合考虑取n12mm.

2、塔顶处封头壁厚计算(所选材料为Q235B)

选用半顶角为α=45°的折边锥型封头，由公式

pcDc21

tpccosα

式中 Dc锥壳计算内直径，mm δ锥壳计算厚度，mm α锥壳半顶角，(°)。

0.148530002157.60.850.14851cos452.03mm

因min5.6mm，所以5.6mm。

名义厚度为nC1C28.4mm，选取锥形封头壁厚与筒体的壁厚相同，n12mm，由《化工设备机械基础》表8-30查得，公称直径为2800mm的折边锥形封头，H=0.5622800=1573.6mm，直边高度为h25mm。

3、各管管径的计算 1)半水煤气进口

u：半水煤气流速，取u=14 m/s Vs：半水煤气流量，Vs=16866.57 m/h di4Vs3600u416866.5736003.14140.65m

3管子规格：φ7208mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN700-0.6 RF 2)半水煤气出口

u：半水煤气流速，取u=13 m/s Vs：半水煤气流量，Vs=16866.57 m/h di4Vs3600u416866.5736003.14130.68m

3管子规格：φ7208mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN700-0.6 RF 3)人孔的设计

由《化工设备设计全书》中关于人孔的有关规定，选取人孔公称直径DN=500mm，公称压力PN=1.0 外伸接管规格：φ5308mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN500-1.0 RF 人孔手柄：选用φ20mm圆钢 4)脱硫液进口

u：脱硫液流速，取u=1m/s Vh：脱硫液流量，Vh=333m/h di4Vh3600u433336003.1410.343m

3管子规格：φ4004mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN400-0.6 RF 5)脱硫液出口

u：脱硫液流速，取u=1 m/s

Vh：脱硫液流量，Vh=333 m/h di4Vh3600u433336003.1410.343m

3管子规格：φ4004mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN400-0.6 RF 6)排净口设计

根据工艺计算数据，综合考虑各因素，选取排净口公称直径DN=80mm，公称压力PN=1.0MPa 管子规格：φ894mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN80-1.0 RF 7)液位计口设计

选取公称直径DN=20mm，公称压力PN=1.0MPa 管子规格：φ252mm

脱硫塔工艺流程图范文第3篇

1 腐蚀原因

1.1 脱硫气体组成的影响

腐蚀也会由于脱硫气体的组成产生。催化干气中含有大量的NH3和CO2, NH3会和H2S反应生成具有缓蚀作用的 ( NH4) 2S, 不仅抑制了氢鼓泡的出现, 还降低了H2S的腐蚀。但是, CO2与水反应生成碳酸, 它会促进H2S溶液的腐蚀。在再沸器部位及再生塔底部, 由于胺液在沸腾状态下, 温度在100 ℃左右形成的腐蚀产物层厚而松, 易发生严重的均匀腐蚀和点蚀。

1.2 冲刷腐蚀

吸收塔中所使用的吸收剂 (废碱液) 中含有固体颗粒物, 以一定速度由喷淋管喷嘴喷出, 流过金属表面时, 对吸收塔内壁及其内件产生冲刷磨损;另外, 烟气中含有的粉尘等固体颗粒物亦对吸收塔有磨损。

1.3 铵盐腐蚀

铵盐腐蚀主要存在于反应流出物系统的换热器和高压空冷器中。加氢反应的副产物有NH3和H2S, 重整氢和除氧水中都含有Cl-, 在流速和温度较低时, 它们会反应生成NH4HS和NH4Cl结晶沉积在管束上, 引起垢下腐蚀, 形成蚀坑;在酸性环境中金属溶解产生大量阳离子, 由于电泳作用导致HS-和Cl-的聚集, 从而促进了H2S生成的反应, 使该部位p H值下降;同时, 金属表面的Fe S保护膜会与NH4HS和HCl反应而被破坏, 使腐蚀进一步加剧, 产生更多阳离子, 聚集更多的HS-和Cl-, 并形成一个恶性循环, 造成严重的局部腐蚀。

2 气体脱硫塔腐蚀的防护措施

脱硫装置具有较为复杂的腐蚀环境, 依据相关的资料显示, 防腐蚀工作可分为科学的选材与设计、必需的防护工艺及操作严格控制等。

2.1 设备选型与处理

2.1.1 当前情况下, 最长用的再沸器的形式是釜式再沸器及卧式热虹吸式再沸器这两个形式。操作热虹吸式再沸器不当时, 就会有部分的管束暴露于空气中, 引发局部过热的情况, 加剧了局部的腐蚀;罐式再沸器的管束都浸泡于液相之中, 气液流动分相, 具有较低的动能, 腐蚀情况较轻。依据防腐的角度, 为了降低金属的表层温度, 要避免使用热虹吸式, 要多使用含有蒸发空间的再沸器, 以降低金属的表层温度。要定期维护接触高温醇胺溶液再沸器管束部位, 将管壁上的沉积物及锈皮加以深度清除, 避免引发垢下级点蚀腐蚀。

2.1.2 升级现有的设备及材质, 提高设备的抗腐蚀性能。例如, 对于换热后温度较低的部位, 可以使用碳钢;温度在104℃的胺液管道可换位不锈钢的材质, 以提升抗应力腐蚀的开裂能力及抗腐蚀的性能, 避免出现泄漏。在检修期间的装置, 将贫富胺液换热器部分的管线及再沸器入口管线进行升级材质的工作, 在运行期间就不会发生泄漏的问题。

2.2 清洁溶液

MDEA溶液自身的腐蚀性较低, 但是其降解产物具有较强的腐蚀性, 管壁会受到溶液中夹带的腐蚀产物颗粒的冲刷腐蚀影响, 因而对于溶液中的杂质必须去除, 加大溶液的清洁, 可以较大程度的减少Fe S等固体颗粒引起的冲刷影响。溶液清洁度较低会引起发泡拦液, 造成装置不可平稳运行。当前情况下的脱硫都是采用机械式的滤芯过滤器清洁溶液, 将溶液中的机械杂质予以去除。另外, 腐蚀速率会随着MDEA溶液胺浓度增加而上升。在正式的操作工作中, 浓度必须按照装置设计加以控制, 避免设备加重腐蚀程度。当溶液浓度升高时, 要对凝结水量进行控制或及时调节补充蒸汽量。

2.3 采用耐湿H2S环境腐蚀用材

在H2S的腐蚀环境中使用抗氢腐蚀的钢材, 在解析塔的催化裂化装置中具有较为可观的使用效果。但是必须注意一点, 必须严格按照施工工艺完成设备的制作工作, 还有进行焊前加热和焊后热处理工作, 设备进行使用后, 要先进行焊后热处理才可开始动火工作, 塔体可使用不锈钢的符合钢板来完成制造, 当前情况下的加氢装置脱硫塔气体使用此种材料, 效果非常可观。

3 结语

加氢精制装置面临的主要腐蚀形式有高温部位的氢损伤、硫化氢腐蚀, 低温部位的湿硫化氢腐蚀, 铵盐结晶引起的垢下腐蚀以及循环水腐蚀等。为了排除装置安全运行所存在的隐患, 必须加强装置的腐蚀监测工作, 对装置中重点腐蚀部位增加腐蚀探针和挂片器实现腐蚀过程监测, 并通过超声波定期定点测厚、涡流检测、导波技术监测设备腐蚀状态, 分析腐蚀速率及腐蚀趋势, 以采取科学有效的防腐手段。

摘要：CO2及H2S等酸性物资对脱硫塔防腐蚀的形态主要有:氢致开裂 (HIC) 、应力腐蚀开裂 (SSC) 局部腐蚀剂全面腐蚀。在存在游离水的情况下, H2S与容器壁及管壁直接反应引发金属损失, 进而导致设备的实效。每个天然净化厂自投放脱硫塔运行后, 都有不同程度的腐蚀现象, 对近年来的脱硫塔其腐蚀情况加以深入研究发现, 在脱硫塔内通常存有片状腐蚀、点状腐蚀等轻微的腐蚀现象, 对于以上的观点, 在下面研究了主要设备及管道的腐蚀原因, 并提出了有针对性的防腐措施, 以提高装置运行的可靠性。

关键词：气体脱硫塔,腐蚀,防护措施

参考文献

[1] 胡洋, 杜博华, 刘国防, 等.胺液脱硫系统的腐蚀与防护[J].腐蚀与防护, 2009, 30 (8) :574-576.

脱硫塔工艺流程图范文第4篇

关键词：湿法脱硫；燃煤电厂；石灰石-石膏脱硫工艺；海水脱硫

一、燃煤电厂湿法脱硫工艺简介

湿法脱硫工艺最早起源于海水脱硫，其原理是利用海水的碱度及其天然特性脱除烟气中的二氧化硫，但是由于其严苛的地域限制，导致该方法的大范围应用存在困难。随着科学技术及化学工业的发展，脱硫工作者开发了湿式石灰石/石灰石膏脱硫工艺，该方法也是迄今为止应用范围最广、技术发展最成熟、应用情况最稳定的脱硫工艺。在此基础上，脱硫工作者不断突破脱硫工艺的局限性，又先后开发了钠钙双碱法、湿式氨法脱硫工艺等，为湿法脱硫技术的发展做出了重要贡献。湿法脱硫较之半干法、干法脱硫拥有绝对的实用业绩优势，绝大多数电厂烟气脱硫均采用湿法脱硫工艺，其中又以湿式石灰石/石灰石膏脱硫法应用居多。

二、湿法脱硫工艺的分类

1、石灰石-石膏脱硫工艺

石灰石石膏脱硫工艺是应用范围最广，也是最为稳定的脱硫工艺，其反应原理如下： （2-1-1）

↑ （2-1-2）

（2-1-3）

↑ （2-1-4）

其中，式（2-1-1）和（2-1-2）发生在脱硫塔顶部，也是消除烟气中二氧化硫的主反应；式（2-1-3）和（2-1-4）则发生于脱硫塔底部，不稳定氧化产物亚硫酸钙被氧化为带有结合水的硫酸钙，即带有结晶水的石膏，实现了工业废气的有效利用。该技术具有诸多优点，如：技术发展成熟、应用范围广、脱硫效率高（可达95%及以上）、脱硫剂使用效率高（可达90%及以上）等。同样，该技术也具有一定的局限性，如投资成本高、后期使用成本高、系统设置复杂、易受腐蚀等。但综合权衡，湿式石灰石石膏脱硫工艺的使用对湿法脱硫工艺的发展具有里程碑式的意义，它极大地减轻了烟气中二氧化硫对生态环境造成的污染压力，同时也为工业废气的再度利用做出了重要贡献。

2、海水脱硫工艺

海水脱硫工艺研发起步最早，其原理是海水中的卤化物、硫酸盐等碱性物质可去除烟气中的二氧化硫。根据化学工艺可将海水脱硫法分为两类：只用海水和向海水中添加适量石灰来调节吸收液的碱度值，而前者应用较为广泛。海水脱硫工艺具有操作简单、原料易取、不易结垢堵塞、脱硫效率高等优点。但是，其应用地域限制较为严格，只能在沿海地区使用，在内陆地区应用较为困难。

3、其它工艺

湿法脱硫工艺投入现场使用的有不下20种，其中应用较为普遍的还有新氨法烟气脱硫技术、镁基吸收法脱硫技术、双碱法脱硫技术等。新氨法脱硫技术主要是利用氨水来吸收含二氧化硫的烟气，该方法的好处是工业废气可再度生产为化肥或是高质量的工业硫酸。由于新氨法脱硫采用液液接触，脱硫效率更为显著。其次，新氨法脱硫也可以通过废料进行工业生产，在一定程度上减轻了前期建设的费用负担。镁基吸收法则是利用 浊液进行脱硫，二氧化硫在吸收器中被吸收生成亚硫酸镁或是硫酸镁，达到脱去烟气中二氧化硫的目的。双碱法脱硫工艺是利用含 的碱性溶液或是氨水与二氧化硫反应，然后再度用中间产物与生石灰等碱性物质反应，最后生成硫酸钙这一无毒无害物质，该方法成本低、无堵塞，是一种经济高效的脱硫手段。

三、湿法脱硫工艺在电厂的应用

湿法脱硫工艺是目前世界范围内发展最为成熟的脱硫手段，其吸收剂原料易得、副产品可回收利用率高、设备运行稳定、达到的环境指标合乎标准。各燃煤电厂可根据电厂自身的燃煤类型、所处地理环境、原材料获取难易程度、划地规模及当地政府环保政策等因素，进行系统梳理和规划，以选取合适的脱硫方法来解决烟气中二氧化硫含量超标的问题。

湿法脱硫技术在我国燃煤电厂中一直作为优先考虑的脱硫工艺，研究表明，湿法脱硫技术相较于干法脱硫技术、半干法脱硫技术，具有投入成本低、设备运行稳定、技术手段成熟等优势。但各电厂在运用该技术手段时也应注意以下几个方面的问题：

（1）重视防堵塞、结垢的防护处理

湿法脱硫工艺在应用时面临的普遍问题就是结垢堵塞情况突出。电厂在实际应用湿法脱硫技术时，应当注意吸收器、氧化槽，尤其注意喷嘴及管道中的结垢情况，定期进行设备清理，并应重视监测观察环节，避免设备由于结垢封堵而难以正常运行。

（2）重视防腐、防磨损设计研究

浆液中的大量电解质及固态颗粒会对设备壁面造成腐蚀磨损，减少设备使用寿命。在设计脱硫设备体系时，应充分考虑到设备内衬、阀门、管道、喷嘴的耐腐蚀程度，积极研发相应的防腐蚀、防磨损改良方案，针对各电厂脱硫手段的特异性展开专项攻关，改善设备腐蚀磨损情况。

（3）注意吸收剂品质及燃煤煤质变化

随着生产进程推进及原煤产源变化，燃煤煤质也会受到诸多因素的影响。不同品质的原煤其化学构成不同，最终灼烧得到的产物也各有不同，各电厂在生产过程中应实时把握这一因素，做好相应的脱硫方案调整，以保证脱硫的高效性及实用性。同时，随着二氧化硫吸收量的不断增多，吸收剂的品质也会发生变化，电厂相关技术人员应注意这一点，做好动态调整规划，将经济效益与脱硫效率控制在合理范围内。

四、结语

本文详述了几种常见的脱硫技术，并对其原理做了简要综述。虽然目前最为普遍的技术仍为石灰石石膏脱硫工艺，但对其它工艺技术的改革创新仍不容忽视。未来的湿法脱硫技术将更注重对环境达标程度的控制并考虑其综合副产品的利用。在实际的生产过程中，电厂负责人应注意对于脱硫工艺的实时调整，将脱硫措施体系化、过程化，注重对脱硫装置的检修监督，完善脱硫工艺细节，重视相关技术开发，进行脱硫技术工艺改良创新，不断缩小与国外先进水平的差距。

参考文献

[1] 鹿瑶.关于湿法脱硫工艺探析[J].科技创新与应用，2014（11）

[2] 孔火良，吴慧芳，金保升.燃煤电厂烟气脱硫技术及其主要工艺[J].煤矿环境保护，2002（12）

[3] 郭斌洲.半干法脱硫与湿法脱硫工艺选择比较[J].山西焦煤科技，2010（07）

脱硫塔工艺流程图范文第5篇

同煤煤气厂净化车间不仅负责将炭化车间生产出的荒煤气中的杂质脱除掉,同时还担负着将净化后的煤气输送到千家万户的任务,其中煤气净化是煤气的安全生产、正常供气的重要环节。

荒煤气中硫化氢含量过高,如果不经过净化脱硫处理直接供给用户使用,用户在使用过程中就会发生硫化氢中毒,所以在煤气出厂之前必须使其达到规定范围之内,日常生产运行中,我车间使用干式脱硫箱进行脱硫,可以使煤气中硫化氢含量达到正常范围。但是2013年下半年以来经常接到煤气用户反应,情况是使用我厂所产的煤气有刺鼻味道。根据这种情况,我厂迅速组织人员进行调查,发现是出厂煤气中的硫化氢含量已达临界值,而且时有超过临界值。通过对煤气和煤质的化验,得出结论:我厂制煤气所用的煤硫含量过高。究其原因,我厂已经在尽力寻找低硫煤煤源,但是近年来同煤集团侏罗纪的煤含量越来越少,侏罗纪煤源中的低硫煤更是少之又少,所以受大环境影响,我厂煤源的现状无法得到改变。通过化验结果分析对比,我们发现通过洗氨后的煤气中硫化氢含量最高达4100mg/m3至5000mg/m3,尤其是遇到春节高峰用气时。如此高的硫化氢含量是干式脱硫箱无法满足脱硫要求,大量高硫化氢含量的煤气对干箱的冲击极大。每天干式脱硫箱超负荷运行,经常会使脱硫剂在短时间内失效,不仅更换脱硫剂造成大量成本浪费,而且还影响了脱硫生产的正常运行。目前,同煤集团低硫煤越来越少的现状已无法改变,煤气中硫化氢含量居高不下,并且已经严重影响了后续工艺和居民用户的健康。针对这种情况我厂决定组织科技人员对脱硫系统进行攻关改造,通过对同行业厂家参观调研,到大专院校请教学习,决定对我厂脱硫工艺流程进行改造在干箱脱硫前加装888试剂湿式脱硫系统。

2 研究或革新内容及创新点

通过技术人员在同行业单位的学习,再根据我厂实际情况分析,最后研究决定在干式脱硫箱前加装湿式脱硫系统。利用现有闲置的湿脱装置(为5万吨/年甲醇项目建设),经过管道改造,对煤气进行湿脱处理。加装的湿式脱硫系统主要装置有:湿式脱硫塔1个、贫液槽1个、富液槽1个、再生槽1个、贫液泵1台、富液泵1台。煤气净化工艺流程图请见附图。

湿式脱硫系统的工艺流程如下:

(1)洗氨后的炭化煤气进入脱硫塔底部与从上而下的脱硫液逆流接触脱除H2S,使出口硫化氢达到≯60mg/m3,煤气送往干法脱硫单元。

(2)将纯碱倒入制液槽,用蒸汽加热后,完全溶解于软水中,打入贫液槽;在贫液槽顶部的888活化槽中配好888溶液,然后缓慢加入贫液槽。

(3)经贫液泵加压进入一级和新脱硫塔顶部,与从下而上的煤气逆流接触后分别进入富液槽,经富液泵加压至0.4MPa左右进入再生槽,在再生槽内将富液再生为贫液,并浮选出硫泡沫,贫液由液位调节器进入贫液槽,再经贫液泵送往脱硫塔,溶液如此循环使用,硫泡沫溢流到硫泡沫槽,经硫泡沫泵送往熔硫釜回收硫磺。

湿式脱硫系统的脱硫反应原理:

脱H2S的化学吸收反应

Na2CO3+H2S=NaHCO3+NaHS

催化氧化析硫反应

2NaHS+O2-----2NaOH+2S

气体中含有CO2、HCN、O2产生如下副反应:

Na2CO3+CO2+H2O=2NaHCO3

Na2CO3+2HCN=2NaCN+H2O+CO2

NaCN+S=NaCNS

2 NaCNS+5O2=Na2SO4+2CO2+SO2+N2

2 NaHS+2O2=Na2S2O3+H2O

3 应用情况及经济社会效益

2014年1月3日湿脱系统开始正式运行至2014年3月31日,经过近三个月的春节高峰运行,期间运行环境和运行时间与去年同期基本一致,改造前后工艺参数变化及湿脱脱硫效率对比:

现在硫含量>0.8%的原料煤也可以使用了,使原料煤的选择更加宽泛,同时脱硫系统改造后大幅降低了干箱出口煤气硫化氢含量,保证了脱硫系统的安全正常运行,满足了居民的正常使用,没有再接到居民投诉电话,达到了改造预期目标。保证了集团公司八万煤气用户的政治稳定,带来巨大社会效益。

4 推广应用的前景

通过这次湿脱系统的改造,解决了煤气生产中硫化氢含量过于受煤质影响的问题,不仅大大增加了原料煤的选择空间,而且还使硫化氢含量达到正常指标。这种技术可以应用于其他煤气厂、焦化厂等,其他需要脱硫工艺的单位,可以减轻煤源选择时的困难。建议:由于北方地区冬季寒冷,室外装置温度严重影响脱硫效率应在贫液槽内加装蒸汽加热盘管,并对装置管道进行保温处理,以增加反应温度,提高脱硫效率。

摘要：脱硫是煤气生产中的必要工艺程序,其主要目的是减少荒煤气中的硫化氢成分比例,否则在燃烧中会生成高浓度二氧化硫气体,对生态环境和人民群众的生命健康都是巨大威胁。本文基于同煤煤气厂净化车间的脱硫系统改造展开研究,阐明在干箱脱硫前加装湿式脱硫系统的必要性以及工艺流程原理,以供同行业技术人员参考借鉴。

脱硫塔工艺流程图范文第6篇

1.1 水含量偏高主要原因

1.1.1 通过与化验中心进行结合, 发现丁烷原料中的水含量与以往并没有明显变化, 所以原料中水含量偏高不是主要因素。

1.1.2 通过对脱水塔前后进行取样, 结果显示脱水塔前的水含量在30ppm左右, 经过脱水后水含量降低不到5个ppm, 显然脱水塔分子筛已经接近饱和, 已经无法进行深度脱水。

1.2 二氧化碳含量偏高的原因

1.2.1我厂原料气脱硫装置在开机期间每小时注入的空气为30m3, 空气中二氧化碳含量约为0.03%, 这样一天下来注入脱硫装置二氧化碳约为30m3*24*0.03%=0.2m3, 三气原料气每天按照80万方计算, 相当于给原料气中二氧化碳含量增加了0.2/800000=0.125ppm, 这基本上可以忽略不计, 所以给脱硫装置注入空气不是异丁烷产品中二氧化碳含量偏高主要原因。

1.2.2 由于我厂没有深度脱除二氧化碳装置, 导致丁烷原料中的二氧化碳含量无法进行有效降低, 这是异丁烷产品中二氧化碳含量偏高的主要原因。

1.3 硫含量偏高的原因

1.3.1 通过对我厂大脱硫装置原料气取样结果进行分析, 发现原料气中的硫含量较以往并没有明显变化, 所以井场气中硫不是我厂产品中硫含量偏高的主要原因。

1.3.2 目前我厂脱水装置无法进行脱硫, 所以对产品中的微量硫无法有效脱除, 这是硫含量偏高的主要原因。

2 制定对策

2.1 针对原有分子筛使用时间过长导致产品中水含量偏高, 可以采取的措施是重新更换分子筛, 分子筛的性能要求脱水能力较强, 这个可以参考以往使用的分子筛即3A分子筛, 该分子筛具有性能单一, 脱水能力强特点, 是石油、化工行业中气液相深度干燥所常用的干燥剂。加上该种分子筛以往在我厂使用较多, 技术上较为成熟, 是理想的脱水分子筛。

2.2 针对CO2和硫含量超标的情况, 参考目前各种分子筛的性能特点, 可以采用13X分子筛, 13X分子筛的孔径10A, 吸附小于10A任何分子, 可用于催化剂协载体、水和二氧化碳共吸附、水和硫化氢气体共吸附, 使用后可以有效减少我厂异丁烷产品中CO2和硫含量。

两种分子筛选定以后, 需要对我厂原有的脱水装置进行工艺改造, 以前的脱水装置因为功能单一, 只具备脱水功能, 故采用的是两塔并联装置。而现在要求脱水装置使用两种不同类型的分子筛, 原有的工艺肯定无法满足要求, 需要进行工艺改造。因为异丁烷产品需要依次经过3A分子筛进行脱水和经过13X分子筛进行脱CO2和硫, 故可以考虑使用两塔串联。同时进行相关工艺管线的更改

3 新装置运行情况

脱水装置进行改造后, 经过试运行, 发现装置运行平稳, 压降正常, 无异常现象发生, 通过对试运行期间经过脱水后的异丁烷进行取样分析, 发现产品达到了预期的效果, 各项指标满足客户的要求, 下表为试运行期间的取样检测结果。

通过上表可以看出, 新的脱水装置运行后, 异丁烷产品中的水含量降到了10ppm以下, CO2含量降到了5ppm以下, 同时硫含量也降到了5ppmv以下, 完全达到了客户的需求, 满足了我厂生产的需要。脱水装置改造达到了预期的效果。

摘要：天然气处理厂丁烷厂主要生产高纯异丁烷产品, 高纯异丁烷作为工业用高效制冷剂, 要求制冷温度低, 防腐蚀, 而CO2和水的存在容易导致制冷剂在使用过程中发生冻堵现象, 硫含量偏高容易导致管线设备发生腐蚀。目前异丁烷产品CO2含量小于5ppm, 水含量小于20ppm, 硫含量应小于5ppm才能满足市场需求, 所以对丁烷厂异丁烷产品质量有了新的要求。