脱硫系统的管理经验

脱硫是化肥工业生产的一个重要环节，特别是近年来劣质高硫煤的使用，脱硫系统的问题不断地暴露出来，现归纳总结以下几点：

１、脱硫后H2S跑高，尤其是双甲工艺的使用，更显得危害极大。

2、由间断熔硫改为连续熔硫后，残液回收量过大，导致系统飞泡等问题，造成恶性循环，消耗高，硫回收率低。

3、脱硫塔长周期运行不能得以保证，甚至几个月便清洗填料。

笔者认为以上问题的出现较为普遍，但从以下几方面抓好还是能够较好地得以解决。

一、应从设备方面着手考虑。设备的设计直接决定了工艺的正常与否：

1.1对常压塔而言，气速应控制≤1.0米/秒，如气速过高，则反应较差，吸收率降低；1.8MPa压力下气速控0.15米/秒为宜。

1.2如果系统较大，多塔运行，则应设计为可并可串。这样，并联时气速降低，吸收效果好，液气比大，不易堵塔;串联时可保证后塔出口H2S尽量低，如太化、红星发展均为并联。

1.3进脱硫前的洗气除焦油设备必须满足生产要求，因为煤气中含有的焦油、酚类等可与碱性脱硫液反应，生成类似于烷基苯磺酸钠造成系统起泡，影响脱硫系统的正常运行。

1.4设备设计时应考虑脱硫塔前后增加分离器，一方面可阻止循环水带入脱硫液中，另一方面可将带出的脱硫液予以回收，以降低消耗，减少环境污染。

二、从工艺方面而言，笔者认为工艺执行的好坏，直接决定系统的正常与否。

2.1溶液成份的稳定。以栲胶脱硫为例，各成份的含量控制多少合适，应经理论计算方可得出，但必须明确一点即是氧化剂钒的含量理论上虽与HS-的摩尔浓度相当；但实际上按1.3-1.5倍控制较好。如果其浓度小于HS-的浓度，则会出现Na2SO4、Na2S2O3的生成量加大。这样首先反应在熔硫时渣多；其次即是造成设备管线的腐蚀，必须指出的是在制钒液时必须加碱加热（室温时，V2O5的溶解度为0.07g/100gH2O），此条件下，则生成了偏钒酸钠。如果在冷法的条件下，则生成了正钒酸钠。

栲胶的含量理论上是钒的1.6倍，实际上最多按2倍控制，值得注意的是在制栲胶液时，尽量加热的时间稍长些（1-2个小时），然后用制备槽上的空气进行活化降温后打入系统，这样既可防止胶头等物质的影响，又可把栲胶活化好。

2.2严格温度和再生压力的控制。生产中，温度以38-42℃为佳，大于45℃时，Na2S2O3的生成量逐渐增大，特别是60℃以上是更是直线增长。如果温度较低不仅影响泡沫的聚合浮选，而且影响催化剂的再生，再生压力的控制据实际情况而定。以槽液面的稳定为前提，尽量加大吸收空气量。但是对于加压脱硫而言，必须考虑CO2的分压，尽量保证吸收的CO2能够释放出来（如2.0MPa和3.2MPa的脱硫）。必要时可引部分脱硫液加热分解NaHCO3，以提高NaCO3的含量。

2.3经济适宜的液气比。笔者认为如果要保证H2S的合格，又要保证脱硫塔的长周期运行，则应控制较大的液气比，因析S反应的70%在塔内进行，传统的理念认为大于12 l/m3即可。但是太原化肥厂控制在30 l/m3，贵州红星发展控制在42 l/m3（常压塔），H2S得以保证，塔阻比较稳定，运行周期较长。从两厂实际运行情况来看，效果确实不错，从我车间变脱的实际情况也确实如此（1.8MPa）。原变脱塔d=3.0m  Q=450m3/h，实际计算硫容为21mg/l，液气比5 l/m3；更新为d=3.6m  Q=450m3/h，硫容为25mg/l，液气比5 l/m3；将循环量调整为Q=600m3/h，硫容达40 mg/l，液气比7-7.5 l/m3。脱硫效率大提高。

2.4 888等钛菁钴系列的使用极大的吸收了有机硫，可确保变换后硫化氢不至于增加的过多而影响变脱负荷。

2.5循环水的杀菌剂、絮凝剂等物质应避免带入脱硫液中，防止造成溶液的不分层等现象。

三、关于系统飞泡问题，笔者经认真分析，经验总结如下几点：

3.1气体净化不好，焦油带入系统，与碱液皂化反应导致起泡，所以应加大洗气除焦量，静电除焦油器以湿法较好。

3.2栲胶自身问题造成起泡，如熟化不好，胶头等物质影响，所以如前所述，把好制液关。

3.3副盐积累过多，导致起泡，所以应严格脱硫液的成份比例控制，确保HS-及时被氧化为单质S。

3.4高温熔硫后的残液不经处理，直接入系统导致起泡，针对此情况，最好增加硫泡沫高位槽，沉降分层后将清液直接入系统，这样既减少了高温熔硫时的副反应，又降低了消耗，减少了返兴高采烈量。同时对残液应严格降温多级沉淀后逐量加入系统。

3.5 H2S含量较低而脱硫液的氧化性较强，导致皂泡的产生，虽然这一观点争议较大，但从该厂，半脱2#系统及变脱系统几次的调试发现确实如此。当然过度氧化这一观点有待进一步论证。