宝丰焦化一期脱硫改造及完善操作方法总结

宝丰焦化厂年是生产焦炭480万吨,一期生产焦炭220万吨,煤气脱硫是采用湿法氧化法,二期生产焦炭260万吨,煤气脱硫是采用真空碳酸钾法。其中,一期设计焦炉煤气量为120000Nm3/h。煤气硫化氢7.5g/m3,脱硫系统分为两级脱硫,一级脱硫是以焦炉煤气中的氨为碱源+PDS脱硫,前面没有预冷塔,二级脱硫是以纯碱+PDS脱硫,均采用高塔再生和连续熔硫工艺。脱硫塔直径φ5000,H=35m,四个,再生塔直径φ6500/8500,H=49m,V=1500m3 2个,每一级2个脱硫塔(并联),一个再生塔等。

0 概况
宝丰焦化厂年是生产焦炭480万吨,一期生产焦炭220万吨,煤气脱硫是采用湿法氧化法,二期生产焦炭260万吨,煤气脱硫是采用真空碳酸钾法。其中,一期设计焦炉煤气量为120000Nm3/h。煤气硫化氢7.5g/m3,脱硫系统分为两级脱硫,一级脱硫是以焦炉煤气中的氨为碱源+PDS脱硫,前面没有预冷塔,二级脱硫是以纯碱+PDS脱硫,均采用高塔再生和连续熔硫工艺。脱硫塔直径φ5000,H=35m,四个,再生塔直径φ6500/8500,H=49m,V=1500m3 2个,每一级2个脱硫塔(并联),一个再生塔等。
1 前期生产状况
由于氨法脱硫塔前没有煤气预冷装置,脱硫溶液没有换热器(已经堵塞报废),冬季煤气、溶液温度、碱度还可以控制,夏季温度、碱度都控制不了。夏季煤气、溶液温度,高达43-46度左右。副盐高,操作难度大。当时煤气量约在100000-125000m3/h左右,硫化氢在7-9g/m3时,表现的现状:
①脱硫系统阻力大4-6KPa。
②再生不好,鼓泡不均匀,泡沫层薄,贫液悬浮硫高达2-3g/l等。
④硫化氢波动频繁,超标率较高。
⑤熔硫后的清回系统,溶液副盐较高,平均在280-320g/l。
⑥加碱量大,平均每天12-15吨碳酸钠,PDS浓度高达150-180PPm。
⑦操作管理制度不太完善,加原料没有制度,随意性大,经常是突击加碱。
⑧液气比偏低,只有14L/m3左右。煤气量120000m3/h,溶液循环量1600/h。
⑨副盐高时,被迫增加外排脱硫废液量,降低副盐含量,同时为了确保硫化氢合格,只能降低生产负荷,常打开风机后交通阀,使一部分荒煤气直接回炉加热,导致炼焦一车间1#、2#烟囱烟气中二氧化硫含量超标,影响环保工作。
近几年,在工艺不完善的情况下,经过一定的改造和强化脱硫液的组成,我们坚信三分技术,七分管理的理念,加强生产管理,完善了操作制度,目前,经脱硫的煤气量可以处理135000-145000m3/h,进口硫化氢达到8-10g/m3,经过脱硫后的煤气硫化氢达到30-80mg/m3,满足甲醇的要求。
2 改造及完善管理措施
针对存在的问题,进行了逐项分析和排查,制定了改造方案。
借甲醇停产检修时,停产10天左右对脱硫系统进行了改造。(2013年9月左右)
①停产后打开再生塔检查发现空气分配盘空气孔60%已结堵塞,塔底硫膏积的比较多。将再生塔的空气分配盘开孔由φ6改为φ10,
②脱硫塔打开后检查,中部填料堵塞50-60%,有硫膏和副盐及煤粉等,决定清塔,将轻瓷填料扒出,在现场清洗之后又装入到塔内。
③熔硫后的排清液改造为经过沉降、过滤、冷却后排入事故槽,将事故槽上部的清液适当回系统一些。
④在循环槽内部增加冷却盘管,供夏季使用(夏季用)。
⑤对循环泵进行改造(电机不变改型泵头),循环量由原来的1600m3/h左右改为2100-2200m3/h(流量计显示),由于管道直径的限制,循环量提高空间不大。液气比由14提高到19L/m3左右,相应提高脱硫效率。
⑥完善了管理操作制度,PDS浓度控制80-100PPm(复合型),PDS均匀加入,平均三小时计加一袋(溶解槽),碳酸钠5-7吨/d,均匀加碱,平均三小时计加一次,一次加600-700kg,尽量确保溶液是缓冲溶液,再生塔泡沫层厚度控制300-400mm。
⑦由于预冷塔目前没有位置,同时需要一定量的投资和增加运行费及需要全面停产置换,后面是甲醇。该方案一直未批,鉴于这种情况,制定没有预冷塔的操作措施。
⑧制定没有预冷塔的操作措施:
(a)对应氨法脱硫,冬季温度低,氨逸出少,相对生产比较稳定。夏季气温高,氨逸出多,碱度不好控制,在氨系统适当加一些碳酸钠,维持总碱度,确保脱硫效率。
(b)根据反应机理,在夏季溶液温度高,副盐高,对于硫代硫酸钠增高,就适当多加一些催化剂,硫酸钠高了,就适当减少一些催化剂及再生的空气量。对于硫氰酸盐高,没有上提盐没有办法控制。只能排,上提盐后基本都能控制工艺要求以内。(2016年上提盐)
(c)夏季开启循环槽的冷器盘管,尽量降低溶液温度40-42度。
(d)加强初冷器的操作,将煤气温度控制在20度左右,尽量为脱硫创造条件。尽量减少焦油和萘含量。
(e)加强空压机冷却器维护,降低空气温度一般40-45度,否则溶液温度会更高。
3 改造后效果
3.1 经过停产10余天改造,投入运行后脱硫、再生率大大提高,生产稳定正常。在这种情况下,提高生产处理负荷,总硫负荷超过了设计,存在小马拉大车的现象。当煤气量135000Nm3/h-
145000Nm3/h,脱硫阻力只有2kPa左右,进口硫化氢在8-10g/m3,出口硫化氢在30-80mg/m3左右。基本达到了稳定生产。
3.2 空气量达到8000-9000/h(两个再生塔)达到高塔再生的鼓风强度100-120m3/m2h,硫黄产量增加由原来每天15-17吨增加到每天19-22吨,贫液悬浮硫降到0.6-0.8g/l。
3.3 通过更换循环泵头,增加了液气比,提高脱硫效率。
3.4 针对高负荷的脱硫,通过加强生产管理,特别强化溶液组成(碱度和催化剂的用量根据煤气硫调整),细化工艺参数及完善了生产操作制度,溶液的副盐降到了220-260g/l,稳定维持在该范围内。平均外排废液60-80吨/天,送去配煤,较原来的外排量减少了一些(原来80-100吨/天)。
4 脱硫废液进行提盐,将连续熔硫改为间断熔硫(2016年后半年)
4.1 改造目的
①连续熔硫排清液时,放散大量含氨等废气,对设备、管道、混凝土框架、地面等腐蚀严重,对大气及周围环境等污染严重,检修频繁。
②蒸气耗量大。进入熔硫釜硫泡沫浓度不同,消耗蒸汽量也不等,根据我们目前硫泡沫的浓度,平均生成1吨硫黄,需要消耗0.4MPa蒸气11-14吨。每天生产硫黄16吨,消耗蒸气约200吨/天。
③产生的废液量较大。一般情况下,再生溢流的硫泡沫液体含量90%左右,采用连续熔硫每生产1吨硫黄,将从熔硫釜回流脱硫废液11-12吨左右,平均每天生产硫黄16吨,产生的废液192吨。
④生产成本较高。蒸气和纯碱和PDS的消耗量较大,平均每天外排120吨,消耗原料PDS15kg,纯碱2吨左右,费用为4100元。
4.2 间歇熔硫
基于上述原因将连续熔硫改造成间歇熔硫。采用的是真空转鼓设备,将硫泡沫变成硫膏后再进入熔硫釜熔硫。可以生产硫膏,也可以生产硫黄。
4.3 脱硫废液提盐
脱硫废液提盐采用双效真空蒸发连续蒸馏的工艺,是山西化工院设计的,主要设备是河北诺达的。提盐系统共分三部分:①双效真空蒸发系统(包含一效、二效蒸发器)、②浓缩结晶(包括结晶器、)③离心分离(稠厚器、离心机),是连续运行的。
5 提盐及间歇熔硫运行效果
2017年2月份投入运行,目前,三台真空转鼓过滤机和间歇熔硫釜及提盐都运行较好,真空转鼓过滤机后硫膏水分为33-35%左右,满足生产工艺要求。过滤的液体供提盐用作原料,提盐平均处理量约为4-5m3/h。平均每天产粗混盐约1.5-2.5t,离心后的粗混盐水分约8-10%,达到技术协议要求(技术协议要求混盐水分10-15%)。提盐后的冷凝液副盐含量平均约为8-10g/L,达到技术协议要求(技术协议要求副盐含量≤20g/L)。
6 存在的问题
①设计偏小,实际煤气负荷较大,硫化氢较高,平均在8-10g/m3,存在小马拉大车的现象,很难调整。目前,煤气和溶液没有调整手段,只能强化溶液的组成。
②夏季温度高,溶液温度高达40-42度。副盐偏高250-300g/l(提盐离心机坏),再生效果差一些,再生塔硫泡沫发虚。
③氨法没有预冷装置,夏季操作困难。煤气量大时,夹带煤粉较多,硫黄发黑。

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