脱硫工艺论文范文

脱硫工艺论文范文第1篇

1 天然气脱硫工艺

1.1 干法脱硫

干法脱硫主要有金属化合物法和非金属矿物吸收法。

1.1.1 金属化合物法

主要通过海绵铁法实现硫化氢与金属氧化物的反应产生金属硫化物和水。海绵铁法是将含硫化氢的天然气通入反应塔中, 反应塔的结构是由海绵状的铁组成, 可将硫化氢和氧化铁反应转化成硫化铁, 反应后期向塔内通入空气, 将硫化铁氧化为氧化铁并释放出硫元素, 实现氧化铁的循环利用。该方法流程操作简单, 工艺成本低, 且具有低能耗的优点, 但对于高温脱硫并不合适。

1.1.2 非金属矿物吸收法

(1) 活性炭吸附法活性炭是应用较为广泛的脱硫剂, 能够在含氧, 高湿的情况下对硫化氢进行脱除, 在常温下即可推动硫化氢氧化进程, 并将硫吸附。传统的活性炭难以达到工业脱硫要求, 而将活性炭浸渍在过渡金属中如Fe2O3和Cu O等, 可显著增强活性炭的催化活性。该工艺操作简便, 但是原料成本高, 利用率低。

(2) 分子筛法分子筛是利用自身多孔均匀的特性, 使其具有局部集中的极电荷和较大的内表面积, 本质是由氧的桥接作用而成的硅铝酸盐分子。吸附原理是利用它优良的亲硫化氢的特性来脱除硫, 且硫容量十分可观。该方式适合于小型的吸附设备, 吸附能力强, 但是材料再生性能差。

1.2 湿法脱硫

湿法脱硫主要有物理吸收法和化学吸收法以及二者结合的方法。

1.2.1 物理吸收法

物理吸收法主要包括乙二醇二甲醚法、低温甲醇法及N甲基吡咯烷酮法, 都是利用特地合成的产物作为吸收剂, 此类物质对硫化氢具有极大的溶解度。

低温甲醇法是利用低温状态下的甲醇对硫化氢吸收能力显著, 且温度越低, 溶解度越大。此工艺既可以满足净化要求, 又可以在处理后对硫化氢, 二氧化碳等物质回收利用, 可以作为其他流程的原材料 (如硫磺) , 且对设备无腐蚀。但就甲醇而言有毒, 需要加以严格控制, 对其进行制冷操作。

1.2.2 化学吸收法

化学吸收法主要包括醇胺法和碱法, 利用碱液与硫化氢的可逆反应来脱硫, 脱硫剂可以用加热富液的方式实现循环利用。

(1) 醇胺法醇胺法应用原理是:有机醇胺化合物的氨基水解后使水溶液呈现碱性, 其羟基又增大了化合物的溶解度。温度较低、压力较高时, 溶液吸收硫化氢, 温度高, 压力低时反而释放硫化氢。最常用的溶剂有甲基二乙醇胺和一乙醇胺、二乙醇胺、二异丙醇胺。

(2) 碱法碱法往往是用p H值9~11的强碱弱酸盐溶液 (如碳酸盐) , 真空碳酸盐法则是将原料气与碳酸盐溶液在吸收塔逆流接触, 再将富液蒸馏实现溶液再生, 还可以制备硫磺, 但能耗大。

1.2微生物脱硫

微生物脱硫的基本原理为利用微生物吸附捕获溶解于液相中的硫化氢, 利用有机微生物或酶对硫成分进行催化反应, 将非水溶性硫化物逐步转化为水溶性化合物。微生物脱硫具有成本低, 能耗少, 不污染环境的优点, 发展潜力巨大。生物脱硫应用最成功的是荷兰Paques公司, 他们1993年将Thiopaq工艺应用在天然气、炼油厂尾气脱硫上, 且工艺运行平稳。

1.3 膜分离法

膜分离法的原理是利用气体组分在高分子膜表面吸附能力和溶解扩散能力的差异来分离, 也就是渗透速率差进行分离。近些年在天然气脱硫方面获得了发展, J.Hao研究了膜循环级联的方式处理天然气中的硫化氢等酸性气体, 并再次利用渗余气, 从而提高了原料利用率。该工艺装置简单可靠, 能耗低, 污染小, 但是对于膜制取工艺却十分复杂。

2 新兴脱硫技术

2.1 超重力氧化还原法

超重力氧化还原法利用传统的络合铁脱硫工艺结合超重力旋转强化传质的特点, 实现快速脱除天然气中硫化氢的目标。超重机是以络合铁和碱液作为脱硫液, 硫化氢的脱除率随着硫化氢浓度、气体流量、p H的变化而变化, 此设备具有体积小, 操作弹性大, 脱硫率高且稳定的优点, 发展前景十分广阔。河口采油厂的渤南集气站就利用该设备完美解决了因硫含量超标不得管输的难题, 避免了资源的浪费, 保护了环境。

2.2 离子液体技术

吸收硫化物的离子液体可以分为咪唑类和醇胺类以及胍类等, 近年来国内外都在想方设法寻找最合适的离子, 离子液体聚合物和离子液体负载化等方法对离子液体的需求量少, 脱硫效果好。该方式在天然气脱硫方面脱颖而出, 它具有污染小、熔点低及资源回收利用率高等优点是十分具有潜力的方式。随着实验的研究愈加丰富, 实际应用很快会实现。

2.3 臭氧氧化法

臭氧氧化法的原理是臭氧在紫外线照射和催化剂作用下离析出具有氧化性的原子态氧, 可以直接将硫化氢等物质氧化, 变为稳定态的硫化物, 避免了因释放二氧化硫的二次污染。该过程中如果臭氧过量也不会造成污染。该工艺具有节能高效、除臭的优点、对于工业应用汇逐渐改善。

3 发展趋势

随着我国新气田的开采, 随之而来的是天然气气质愈加复杂, 我国与国外研究的差距还十分明显, 我们需要加大对天然气净化的研究力度, 致力于开发新的技术与设备, , 发展趋势朝着开发新型脱硫溶剂, 将膜吸收法与膜蒸馏结合, 优化工艺流程, 使高效、环保、节能成为将来发展的主题。

摘要：天然气工业正处在蓬勃发展的时期, 但是对于酸性天然气的净化技术一直是需要突破的关键, 就目前的发展趋势来看, 催化、分离、氧化还原脱硫都是较为先进的技术成果。本文探讨了目前常用的脱硫方式以及各方式的利弊, 并分析了未来该技术的发展趋势。

关键词：天然气,脱硫工艺,研究现状

参考文献

[1] 吴基荣, 毛艳红.高含硫天然气净化新工艺技术在普光气田的应用[J].天然气工业, 2011, 31 (5) :99~100.

[2] 蔡培, 王树立, 赵会军.天然气脱硫工艺的研究与发展[J].管道技术与设备, 2008, 20 (4) :17~18.

脱硫工艺论文范文第2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。

脱硫工艺论文范文第3篇

近年来, 我国在运用催化裂化衍生技术方面取得了重大进步, 副产大量的干气、液化石油气。随着我国含硫原油加工量的不断增加和加工深度的深化以及环保要求的日趋严格, 脱除催化干气 (DG) 、液化石油气 (LPG) 中的硫化物, 以实现炼油厂轻烃的化工利用已显得十分重要。

DG、LPG等炼厂气脱硫工艺一般分两大类[1]:干法脱硫, 主要用于需较高脱硫率的场合, 常用氧化锌法、活性炭吸附法;湿法脱硫等, 其中最为普遍使用的是醇胺法脱硫。

国内某炼厂DG、LPG脱硫装置是催化裂化装置的配套工程, 该装置规模与上游100 万吨/ 年催化裂解装置配套, 实际处理DG6.5×104t/a, LPG26.6×104t/a, 操作弹性70% ~110%, 年开工时数8000 小时。

1 脱硫工艺方案

1.1 醇胺法脱硫的基本原理

醇胺等醇胺类有机碱低温时具有一定的碱性[2], 其碱性随温度的升高而减弱。在25 ~40℃时, 醇胺能吸收气体中的H2S和CO2;当温度升高到105℃或更高时, 则分解逸出H2S和CO2, 胺液得到再生。醇胺法脱硫是一种典型的吸收—再生反应过程, 其典型的反应过程如下。

脱出硫化氢:

脱出二氧化碳:

上述反应均为可逆反应。在较低温度 (25 ~40℃) 下, 反应由左向右进行 ( 吸收) , 吸收气体中的H2S和CO2。在较高温度下 ( >105℃) 下, 反应由右向左进行 ( 解吸) , 析出原来吸收的H2S和CO2, 醇胺得以循环使用。

1.2 脱硫溶剂选择

国内常用的脱硫溶剂有单乙醇胺 (MEA) 、二乙醇胺 (DEA) 、二乙丙醇胺 (DIPA) 、N -甲基二乙醇胺 (MDEA) 和复合型MDEA。

复合型甲基二乙醇胺 (MDEA) 溶剂是近年来国内外研究、发展最快的溶剂, 该溶剂是以MDEA为基础组分, 加入适量添加剂改善胺溶液的脱硫选择性、抗降解和抗腐蚀能力, 此外还加入微量辅助添加剂, 以增加溶剂的抗氧化和抗发泡能力。

复合型甲基二乙醇胺 (MDEA) 溶剂与传统的其它醇胺脱硫剂 (MEA、DEA、DIPA) 相比主要有以下特点。

(1) 对H2S有较高的选择吸收性能, 溶剂再生后酸性气中H2S浓度可以达到70% (v) 以上。

(2) 溶剂损失量小, 其蒸汽压在几种醇胺中最低, 而且化学性质稳定, 溶剂降解物少。

(3) 碱性在几种醇胺中最低, 故腐蚀性最轻。

(4) 装置能耗低。与H2S、CO2的反应热最小, 同时使用浓度可达35% ~45%, 溶剂循环量低, 故再生需要的蒸汽量减少。

节省投资。因其对H2S选择性吸收率高, 溶剂循环量降低且使用浓度高, 故减小了设备尺寸, 节省投资。 综合以上分析, 复合型甲基二乙醇胺溶剂作为脱硫剂, 工艺先进可靠, 技术经济可行。因此推荐采用复合型MDEA。

1.3 工艺技术路线及特点

DG及LPG脱硫采用醇胺法脱硫工艺。采用复合型甲基二乙醇胺 (MDEA) 溶剂, 其主要成分为MDEA并加有少量抗氧剂、阻泡剂、缓蚀剂等添加剂。该溶剂具有对H2S选择性好、使用浓度高、溶剂循环量小、腐蚀轻等特点。本装置选用溶剂浓度30% (wt) 。

1.4 脱硫工艺流程

该脱硫装置工艺流程图见图1。

从图1 可以看出, 自催化裂化装置来的含有H2S的40℃干气, 经干气分液罐分离凝缩油后进入操作压力1.3MPa G的干气脱硫塔, 与塔顶送入的30% 的复合甲基二乙醇胺 (MDEA) 溶液在塔内逆向接触, 干气中的硫化氢和部分二氧化碳被溶剂吸收, 塔顶净化干气送至制氢装置或燃料气管网。

自催化裂化装置来的含有H2S的40℃液化石油气, 经液化石油气缓冲罐缓冲后, 由液化石油气进料泵加压送入操作压力为1.4MPa G的液化石油气脱硫抽提塔, 用塔顶送入的MDEA溶液进行抽提, 塔顶脱硫后的液化石油气送至下游装置。

干气脱硫塔和液化石油气脱硫抽提塔的塔底富液合并后进入富胺液闪蒸罐, 以除去胺液中携带的烃组分, 然后送入溶剂再生部分集中再生。

由溶剂再生部分集中再生后的贫胺液送至贫胺液缓冲罐, 经贫胺液泵送至干气脱硫塔和液化石油气脱硫塔上部。

干气进脱硫塔前, 设置干气分液罐, 尽量减少凝液带入溶剂系统, 减轻干气脱硫塔溶剂发泡。

2 影响醇胺法脱硫效果的因素

Simsci公司提供的PRO/II7.0 软件中有大量的石油化工装置计算模型, 可以正确计算反应、精馏、吸收、解吸、萃取等单元操作。采用PRO/II可以根据干气、液化石油气的进料组成和产品质量要求, 准确地模拟确定最佳的溶剂比和操作条件, 为装置设计核算和改造提供了理论依据。在实际生产中, 影响炼厂气脱硫效果的因素主要有:操作温度、压力、贫胺液用量、贫胺液浓度等。

2.1 操作温度

甲基二乙醇胺脱除H2S是一个可逆的放热反应, 降低温度使反应向正方向进行, 有利于吸收过程的发生[3]。也就是说吸收塔的操作温度越低, 其脱硫效果越好, 而能耗也会随之降低。所以从富液再生装置来的循环贫胺液的温度尽可能低, 贫胺液的进料温度最高不宜超过45℃[4], 以取得较好的脱硫效果。本装置循环贫胺液温度按40℃设计。

2.2 操作压力

醇胺法吸收是化学吸收, 因而脱硫塔压力主要取决于原料气体的压力和净化后气体输送的压力。所以不能通过调节操作压力来获取较好的脱硫效果[5]。

2.3 贫胺液流量

从理论上分析, 加大贫胺液用量, 脱硫效果越好, 但随着贫胺液流量的增加, 富液再生装置的处理量也加大, 操作费用增加。工艺设计和实际生产中如何选择一个合适的贫胺液流量很重要, 我们可以通过分析脱硫后气体中的H2S的含量来判断。按照工艺流程采用PRO/II进行模拟, 通过分析判断, 若使干气及液化石油气满足产品要求则需要贫胺液的循环量为49023kg/h。

2.4 贫胺液浓度

MDEA浓度的增加, 使反应向正反应方向移动, 有利于吸收过程的进行。但是, MDEA溶液浓度提高会使其粘度随之提高, 过高的粘度会影响脱硫塔的脱硫效果, 甚至出现“发泡”现象。由于“发泡”溶剂被带走, 不仅使溶剂损耗增大, 而且溶剂对净化气体产品的储运、加工使用等造成不利影响。因此采用合适的溶液浓度能减轻溶液的“发泡”现象。胺液的质量分数以20% ~30% 为宜。本装置选用溶剂浓度30% (wt) 。

3 结语

根据DG、LPG组成及性质特点, 确定某炼厂的工艺方案;借助软件通过工艺流程模拟计算, 分析影响脱硫效果的因素, 确定该装置工艺设计的操作条件。

摘要：本文介绍了某炼厂催化裂化干气、液化石油气脱硫装置概况, 并根据干气及液化石油气的性质确定脱硫工艺方案。

关键词：干气,液化石油气,脱硫,甲基二乙醇胺

参考文献

[1] 夏少青, 王松贤.催化干气液化气脱硫技术改造.齐鲁石油化工 (工业技术) , 2007, 35 (4) :286-289

[2] 程丽华.石油炼制工艺学[M].北京;中国石化出版社, 2013.

[3] 陈丁鹤, 杨桂荣.气脱硫的参数控制[J].当代化工, 2009, (38) 6:603-605.

[4] 钱建兵, 朴香兰, 朱慎林.炼厂气液化石油气胺法脱硫工艺设计优化[M].2007 (37) 1:17-20.

脱硫工艺论文范文第4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=1010.353×13.6×9.8=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=0.562×2800=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：φ720×8mm

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：φ720×8mm

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：φ530×8mm

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：φ400×4mm

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：φ400×4mm

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：φ89×4mm

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：φ25×2mm

脱硫工艺论文范文第5篇

摘要: 介绍了焦化厂化产车间的脱硫工艺，脱硫系统存在的主要问题，阐述了脱硫系统的改造、脱硫系统改造后运行情况、nh3 碱pds 湿法脱硫与同类工艺比较。

关键词: 临沂恒昌焦化;脱硫工艺; 优化改造; 脱硫系统;nh3 碱pds 湿法脱硫

正文：焦炉煤气作为炼焦过程中产生的副产物, 已经被广泛的应用于燃料、化工原料等方面。但未经净化的焦炉煤气中含有多种气体组分, 尤其是含有焦油、萘、氰化氢、硫化氢及多种结构复杂的有机硫, 使得焦炉煤气脱硫工作复杂而艰难。硫化氢的存在不仅会引起设备和管路腐蚀、催化剂中毒,而且更严重地威胁人身安全, 必须消除或控制环境污染物。

1、焦化厂化产车间的脱硫工艺：

化产车间由冷凝鼓风工段、脱硫工段、硫铵工段、蒸氨工段、粗苯工段、油库工段、生化工段等组成。来自82～83℃的荒煤气，带着焦油和氨水沿吸煤气管道至气液分离器，气液分离后荒煤气进入横管初冷器，在此分两段冷却：上段采用32℃循环水、下段采用16℃制冷水将煤气冷却至22℃。冷却后的煤气进入煤气鼓风机加压后进入电捕焦油器，除掉其中夹带的焦油雾后煤气被送至脱硫工段。冷凝鼓风工段和脱硫工段一般工艺流程图如上，

粗焦炉煤气脱硫工艺有干法和湿法脱硫两大类。干法脱硫多用于精脱硫,对无机硫和有机硫都有较高的净化度。不同的干法脱硫剂,在不同的温区工作,由此可划分低温(常温和低于100 ℃) 、中温(100 ℃～400 ℃) 和高温(> 400 ℃) 脱硫剂。干法脱硫由于脱硫催化剂硫容小,设备庞大,一般用于小规模的煤气厂脱硫或用于湿法脱硫后的精脱硫。

湿法脱硫又分为“湿式氧化法”和“胺法”。湿式氧化法是溶液吸收h2s后,将h2s直接转化为单质硫,分离后溶液循环使用。目前我国已经建成(包括引进)采用的具有代表性的湿式氧化脱硫工艺主要有th法、frc法、ada法和hpf法。胺法是将吸收的h2s 经再生系统释放出来送到克劳斯装置,再转化为单质硫,溶液循环使用,主要有索尔菲班法、单乙醇胺法、as法和氨硫联合洗涤法。

湿法脱硫多用于合成氨原料气、焦炉气、天然气中大量硫化物的脱除。当煤气量标准状态下大于3000m3/h 时,主要采用湿法脱硫。 hpf法脱硫工艺流程：

来自煤气鼓风机后的煤气首先进入预冷塔，与塔顶喷洒的循环冷却液逆向接触，被冷却至25℃～30℃;循环冷却液从塔下部用泵抽出送至循环液冷却器，用低温水冷却至23℃～28℃后进入塔顶循环喷洒。来自冷凝工段的部分剩余氨水进行补充更新循环液。多余的循环液返回冷凝工段。

预冷塔后煤气并联进入脱硫塔a、脱硫塔b，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)。脱硫后煤气进入下道工序进行脱氨脱苯。

脱硫基本反应如下：

h2s+nh4oh→nh4hs+h2o2nh4oh+h2s→(nh4)2s+2h2o nh4oh+hcn→nh4cn+h2onh4oh+co2→nh4hco3 nh4oh+nh4hco3→(nh4)2co3+ h2o 吸收了h2s、hcn的脱硫液从脱硫塔a、b下部自流至反应槽，然后用脱硫液循环泵抽送进入再生塔再生。来自空压机站压缩空气与脱硫富液由再生塔下部并流进入再生塔a、b，对脱硫液进行氧化再生，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。

再生塔内的基本反应如下： nh4hs+1/2o2→nh4oh+s (nh4)2s+1/2o2+ h2o→ 2nh4oh+s (nh4)2sx+1/2o2+ h2o→2nh4oh+sx 除上述反应外，还进行以下副反应： 2nh4hs+2o2→(nh4)2s2o3+ h2o 2(nh4)2s2o3+o2→2(nh4)2so4+2s 从再生塔a、b顶部浮选出的硫泡沫，自流入硫泡沫槽，在此经搅拌，沉降分离，排出清液返回反应槽，硫泡沫经泡沫泵加压后送压滤机进行脱水，形成硫膏成品。为了达到脱硫效果及硫泡沫易分离，必须在循环液中加入催化剂，在生产中由于各种消耗，也需定期补充催化剂。将hpf催化剂及新鲜水加入反应槽上部催化剂槽人工搅拌，使催化剂溶解，再均匀滴加到反应槽a、b中。一但出现事故或停产时，反应槽内脱硫液经脱硫循环泵送入事故槽，或直接进入脱硫液放空槽，待检修完毕或停产开工再打回系统中，严禁将脱硫液直接排入下水道。

鼓风机后的煤气进入脱硫塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触，穿过轻瓷填料及塔顶的除沫网由顶部出来，以吸收煤气中的硫化氢、hcn。脱除硫化氢的煤气去洗涤工段。吸收了硫化氢、hcn的脱硫液从塔底流出，经液封槽进入反应槽，用循环泵经加热或冷却后送入再生塔，同时自再生塔底部通入压缩空气，使溶液在塔内得以氧化再生，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，利用位差自行流入硫泡沫槽。硫泡沫由硫泡沫槽下部自流入熔硫釜，用蒸汽加热，加热后熔硫釜内硫泡沫澄清分离，分离后的清液排入反应槽，熔硫后硫磺放入硫磺冷却盘，冷却后装袋外销。

2、脱硫系统存在的主要问题

2.1、脱硫系统的碱源供应主要是由蒸氨后的浓氨水, 在冬季生产过程中, 由于温度低, 氨水中的萘细晶造成管道堵塞, 以及ds 催化剂和对苯二酚的添加量, 都影响蒸氨系统和脱硫系统的稳定运行。由于剩余氨水中杂质较多, 导致蒸氨系统经常处于生产不稳定状态, 使浓氨水进入反应槽的水量波动较大, 脱硫液处于不稳定状态, 造成经常需要外排一部分脱硫液来保证脱硫液的品质。不仅损失了大量的催化剂, 也造成了煤气中硫化氢的脱除率的不稳定, 极大地影响

了正常生产操作。目前, 脱硫废液的处理方式是用槽车将其拉至煤厂进行喷淋, 喷淋不均匀费力费工, 由于运输不及时还会影响脱硫系统的运行。

2.2、再生塔压缩空气是由1 根d 100 mm 总管自调后再分配到两座再生塔使用,实际运行过程中, 两座再生塔的实际流量经常发生相互波动干扰, 分布不均匀,使得产生硫泡沫效果差, 从而引起脱硫液组分变化, 降低脱硫效率, 脱硫液的再生效果不仅影响系统的硫回收率和硫磺产量,更重要的是在长期运行后, 脱硫液的组分中悬浮硫的沉积对整个系统管道和脱硫塔的堵塞。 2.

3、硫回收系统中, 原设计的管线复杂, 经常将管道堵塞; 熔硫釜在使用中, 硫泡沫的分离效果差, 而且釜内的蒸汽盘管常常发生腐蚀泄露, 釜底部的放硫口极易堵塞, 不仅增大了维修工作, 还对周围的设备腐蚀严重,现场操作环境恶劣, 严重影响操作工人的健康。

3、脱硫系统的改造及脱硫系统改造后的运行情况 3.1 脱硫碱源系统

在剩余氨水处理系统上增加f—2401 型焦油浮选器。不仅能连续除去剩余氨水表面悬浮的焦油及煤粉, 而且可将剩余氨水中与之重度相近的油滴及固体煤粉颗粒悬浮到液体表面进一步除去, 除焦油率达90%以上。 3.2 煤气预冷塔

将蒸氨塔塔顶氨汽管沿支架敷设直接引入预冷塔, 经过工艺计算和类比同类企业的工艺参数, 确定在现有2 台各为60 m2 换热器的基础上增加2 台换热面积为120 m2 的螺旋板换热换热器( 一开一备) , 增加预冷塔的冷却能力, 使进入脱硫塔的煤气温度降至30 ℃左右, 以满足脱硫塔的工艺要求。 3.3 再生塔

为解决再生工段空气流量相互干扰的问题, 从空压站重新敷设一根压缩空气管至再生塔, 形成2 管独立供气系统, 消除再生塔的空气流量相互波动干扰, 稳定脱硫效率。压缩空气管长500 m, 管径为100 mm, 材质为镀锌钢管, 敷设于现有管架。同时在再生塔顶部增加超声波液位自调装置通过液位调节控制进入再篇二：焦化厂化工车间脱硫岗位操作规程

脱硫岗位操作规程 1.工艺流程

自鼓冷工段来的焦炉煤气首先进入预冷塔。预冷塔分两段，在预冷塔下段，喷洒的焦油氨水与煤气直接逆流接触，在冷却煤气的同时将煤气中的呈悬浮状态的萘吸收下来。在预冷塔上段，用循环氨水对 煤气进行直接洗涤，使煤气的温度被冷却降温到 30-32℃左右。预冷塔下段使用的由鼓冷工段送来的焦油氨水经换热器与预冷塔送出的焦油氨水换热后，送到预冷塔底部的焦油氨水循环槽，由循环泵送到预冷塔下段的顶部循环洗涤冷却煤气。(为了保证洗涤和冷却效果，需连续向预冷塔底的焦油氨水循环槽补充 5m/h 焦油氨水，并在控制液位的前提下，连续抽出一定量的焦油氨水送到机械化澄清槽)。

预冷塔上段使用的由鼓冷工段送来的剩余氨水，先经螺旋板换热器与预冷塔送出的剩余氨水换热后，由循环氨水泵抽出送到换热器并经冷却水(16-23℃)冷却后，送到预冷塔顶循环洗涤、冷却煤气。(为了保证洗涤和冷却效果，需连续补充 5m/h 剩余氨水，同样在控制液位的前提下，连续抽出一定量的氨水送到机械化澄清槽)。

蒸氨来的氨气送入脱硫塔前的煤气管道中。煤气由预冷塔出来后，进入ⅰ、ⅱ脱硫塔脱硫后，进入ⅲ脱硫塔底部，沿脱硫塔自下而上与顶部喷洒的脱硫液逆流接触，进行液相催化氧化的化学吸收过程，将煤气中的 h2s 吸收在脱硫液中。经过三级脱硫后，煤气中的 h2s 含量可达到 20mg/m以下。(ⅲ脱硫塔中为了保持一定的催化333 剂浓度并尽量减少其耗量，采用了连续补加少量催化剂的设施)。

从ⅰ、ⅱ脱硫塔中吸收了h2s和hcn的脱硫液，经脱硫塔液封槽流至溶液循环槽，经催化剂贮槽滴加催化剂后的溶液用溶液循环泵抽送至溶液换热器，使溶液保持在30℃左右，进入ⅰ、ⅱ再生塔再生。再生后的脱硫贫液自流进入ⅰ、ⅱ脱硫塔塔顶循环喷淋。ⅲ脱硫塔吸收了 h2s 后的脱硫液通过塔底煤气液封槽，进入塔底的脱硫反应槽，由富液泵打至喷射再生槽顶，通过自吸式喷射器自吸空气，进行氧化再生，再生的溶液经液位调节器自流入设置在喷射再生槽的下部的贫液槽，由贫液泵打至ⅲ脱硫塔循环使用。

产生的硫泡沫由再生塔上部扩大部分排至硫泡沫槽，再由硫泡沫泵送至板框压滤机，间断过滤，生产硫膏外售。

催化剂的配制：

在生产过程中需要补充催化剂，催化剂配制约一天一次，配料容器为催化剂贮槽。先加入新鲜水再加入复合催化剂人工搅拌使其溶解，均匀滴加到溶液循环槽。

蒸氨塔来的氨气进入ⅰ脱硫塔的煤气中，以保证脱硫液的ph值在8.5-9.1之间。(如果催化剂不用pds+栲胶时可不用氨气)。

当本工段出现事故时，脱硫塔内脱硫液经脱硫塔液封槽后进入事故槽，脱硫塔内剩余脱硫液流入低位槽;再生塔内所有脱硫液自流入事故槽和溶液循环槽，管道内剩余液体自流入低位槽。

2.岗位职责

2.1熟悉本岗位生产流程，了解设备的构造性能，熟练本岗位生产

技术。

2.2 按照技术规定控制好脱硫液的ph值，循环泵的流量。 2.3 负责控制脱硫塔阻力，使其满足工艺要求。

2.4 负责电机、泵的维护保养，做好生产记录和工具保管。

2.5 负责本岗位的安全工作，搞好设备及环境卫生，严格交接班制度。 3.交接班制度

3.1 进入岗位必须穿戴好劳动保护用品。

3.2 接班到岗后与交班者共同检查各设备运转、安全生产及其它情况是否正常。 3.3交班者要详细向接班交待当班生产、设备运转及问题的处理的应注意的事项。 3.4如交接班时正在开、停工或事故处理时，双方共同处理后再交接班。

3.5交接班时如接班者未到岗位或其它人来接班，交班者不可离岗，待来人接班时方准离岗。

4.主要技术操作指标

4.1ⅰ、ⅱ脱硫塔操作指标

4.1.1 脱硫塔、预冷塔阻力小于1.0kpa。 4.1.2 煤气流量28000-30000m3/h。 4.1.3 煤气入脱硫塔温度小于35℃。

4.1.4入塔循环液温度高于入塔煤气3-5℃。 4.1.5 硫泡沫槽65-70℃。 4.1.6 催化剂浓度：初始浓度控制在23-25g/nm3，正常条件下23g/nm3，最大浓度25g/nm3。 4.1.7 液气比小于或等于12l/m3。 4.1.8 再生鼓风强度110-130m3/m2.h。 4.1.9 脱硫液ph值8.5-9.1。 4.1.10循环液量550-650m3/h。

4.1.11循环泵出口压力不小于0.55mpa。

4.1.12再生塔压缩空气入口压力不小于0.5mpa。

4.1.13脱硫液的nh4cns(硫氰酸铵)+(nh4)2s2o3(硫代硫酸铵)的两盐含量小于250g/l，最高含量不大于280g/l。

4.1.14各电机温升不大于60℃。

4.1.15 脱硫后煤气中 h2s 含量：≤20mg/m 4.2 预冷塔ⅲ脱硫塔操作指标

4.2.1 预冷塔煤气入口温度40℃-50℃。 4.2.2 预冷塔煤气出口温度28℃-30℃。 4.2.3 脱硫液温度35℃-45℃。 4.2.4 循环冷凝液温度25℃-30℃。 4.2.5 循环氨水温度25℃-30℃。 4.2.6 脱硫液循环量600m3/h。

4.2.7 预冷塔循环氨水、冷凝液循环量为150m3/h。 4.2.8 循环氨水、冷凝液补充量分别为为3m3/h-5m3/h。 4.2.9 再生塔顶液体喷射压力0.3mpa时，液汽比大于3.0。 4.2.10 脱硫塔出口h2s含量不大于20mg/m3。 4.2.11 脱硫液质量 3 ph=8.2~8.7 催化剂zl浓度为50ppm~80ppm 副盐含量不大于200g/l 悬浮硫含量不大于1.0g/l 游离氨含量不小于3g/l 4.2.12 预冷塔阻力不大于1000pa。 4.2.13 脱硫塔阻力不大于1000pa。

4.2.14 预冷塔塔底氨水和冷凝液循环槽液位控制在1/2到2/3。 4.2.15 脱硫塔底、再生槽底循环液槽液位控制在1/2到2/3。 4.2.16 预冷塔循环冷凝液冷却器低温水流量100m3/h。 5.岗位操作规定

1.保持入再生塔空气量、循环液量稳定。

2.及时调节冷却器的操作，保证进塔循环液温度、冷却器的阻力符合技术要求。 3. 及时调节冷却器的操作和冷凝液的焦油配比，保证煤气温度和压力符合技术要求 4.各循环液贮槽液位控制在1/2-2/3之间。

5.控制好氨气量，使ph值在8.5-9.1之间(如不用pds+栲胶催化剂时，不用氨气)。 6.及时开启板框压滤机，使硫泡沫槽有足够贮存空间。 7.槽内只准满流清液。 5.1脱硫岗位开、停工操作 5.1.1开工操作

1) 检查脱硫塔及再生塔和有关管道的严密性，关闭各部阀门。

2) 检查所有设备中是否有杂物，并清理干净。篇三：焦化厂化产车间工作标准化范文

企业标准

d/gzbz(2011)-hcⅰ-01 化产车间工作标准

一 范围

1 本标准规定了化产车间职责，工作内容，要求与方法，检查与考核等项内容。 2 本标准适用于化产车间工作，是检查与考核该部门工作的依据。

二 职能

1.炼焦车间送来的煤气和氨水焦油进行净化和回收，经过鼓冷、脱硫、提盐、硫铵、粗苯等工段，最后送入后部。

2.将产生的焦油、硫铵和粗苯等回收进入贮库待售。

三 工作内容及要求

(一)工艺

1. 鼓冷工段负责对送入的荒煤气进行冷凝，并通过鼓风机送至后续工段。 2. 进入脱硫工段的煤气首先进入预冷塔，然后进行三级脱硫。 3. 提盐工段负责将脱硫系统产生的脱硫废液进行提盐处理。 4. 硫铵工段负责将来自脱硫工段的煤气中的氨转化成硫酸铵，并经过除酸器送往粗苯工段。

5.粗苯工段负责将煤气进行脱苯处理，并生产出粗苯。

(二)设备管理

1. 申购本车间生产设备、设施，参与设备的选型及招标工作。

2. 参与本车间设备的验收，并检查所有设备及安装以确保符合生产要求。 3. 负责本车间设备的领用。

4. 参与制定本车间设备的更新改造和大、中修计划。 5. 建立并管理本车间设备台账。

6. 培训所有维修人员和设备使用人员正确地维护并操作已有的设备和新购设备。 7. 负责设备的日常维修工作，定期对生产设备进行巡检。 解决生产设备故障，保证生产的顺利进行并做到预防为主。

(三)调度

1. 制定车间生产计划，组织现场生产活动，完成生产目标。 2. 分配工作，执行工作规程规章。

3. 监督和协调车间工人的工作质量、工作进度。 4. 解决工人操作过程中的问题。

5. 负责劳保用品、备品备件的领用、统计和分析。 6. 负责本车间人员工资、奖金的核算工作。

提出改进工艺流程、生产设备、生产环境等方面的建议。

(四)安全环保

1.学习公司有关安全生产的规章制度，严格执行安全例会制度。 2.对车间工人进行安全教育，严格执行岗位安全规程。 3.对各岗位工人进行与安全相关的技术培训。

及时处理重大安全隐患。

四 职权

在主管副总的领导下，负责对化产车间生产调度、生产现场等全面管理工作，确保安全、有序的生产，保证各个工序顺畅运营。

五 检查与考核

由公司按本标准进行考核执行。

公司企业标准

d/gzbz(2011)-aqbⅰ-001 车间主任工作标准

一 范围

1 本标准规定了车间主任职责，工作内容，要求与方法，检查与考核等项内容。 2 本标准适用于车间主任工作，是检查与考核该车间工作的依据。

二 任职资格

1 大专以上学历，化工、机械等相关专业。

2 接受过安全管理、设备管理、生产管理等相关培训。

3 有五年及以上相关工作经验，三年以上同等职位管理经验。 4 技能技巧 4.1 熟悉国家法令、安全知识、公司各项规章制度和车间各项规程。 4.2 熟知本车间的各项技术指标和安全环保要求。

4.3 要熟知车间各个系统的工艺流程、操作规程、技术规程、安全注意事项。 4.4 有较强的组织协调能力，应急处理能力。

5 工作认真负责，主动性强。有积极向上、改革进取的思想和态度。有钻研业务，不断提高业务水平和采用新型技术和设备的态度。

三 职能

在主管副总的领导下，负责对化产车间生产调度、生产现场等全面管理工作，确保安全、有序的生产，保证各个工序顺畅运营。

四 工作内容及要求

1 负责做好车间所有员工的思想工作。

2 组织全车间的生产组织和生产运行工作和各种生产、设备事故的分析工作。

3 监督和检查生产过程中的生产、检修、安全、环保等工作。 4 监督和检查生产过程中的操作规程、安全规程执行情况。 5 负责产品产量、质量的计划和完成情况。 6 合理调整生产程序，使整体效益最大化。 7.协调车间工作关系，保证车间各项工作顺利完成。 8.调动全体员工的积极性，增强员工的团队精神。 9.负责做好每月的工作总结和下月的工作安排。 10.完成上级领导交办的其他临时性工作。

五 工作程序

1 每日组织召开车间内部调度会，检查生产进度、产品质量、设备维护、现场管理完成情况，发现问题及时解决。

2 深入现场，检查生产运行技术管理工作及生产任务的完成情况。 3 落实公司的会议精神、各项管理制度与措施。