当前位置: 首页 > 学界要闻 >

从高浓度CO2气流中脱除H2S

来源:未知 作者:佚名 日期:2019-09-21 浏览:58

二氧化碳浓度_二氧化碳 氧气 浓度检测仪_血液中二氧化碳浓度90

二级压缩机10出口大部分产品气(99%,根据原料lpg组成不同,略有差异)通过冷却器14降温冷凝后,进入三级气液分离器13分离,需要时抽出少量的产品气(不到1%,根据原料lpg组成不同,略有差异)在脱水装置需要再生气时经再生气加热器6加热后去再生脱水塔(即处于再生状态的分子筛脱水塔)。为了更好地与硫资源利用技术匹配,针对炭基催化剂再生过程的特点,建立了再生气体so2、so3及co2浓度的化学分析方法,利用该化学分析方法分析出的so2含量与工业现场实验计算得出的硫容基本一致,表明该分析方法具有准确性和可靠性,可以应用于再生气体浓度的检测。(4)分析转化出口的二氧化碳含量相等时,在压缩机入口配入氢气,将水氢比逐步提到3左右进行再次放硫,及时分析转化气中的硫含量,含硫高时用氢气置换,当转化出口的硫化氢含量小于0.1ppb时,在此条件下运行4h,放硫结束。

利用上述弛放气生产尿素、纯碱、干冰、食品CO2,既能增加经济效益又能防止环境污染,是企业综合利用的好途径。

众所周知,H2S不仅能使碳钢产生氢脆、氢裂、氢鼓泡和应力腐蚀造成设备和管道的破坏损坏,还对许多工艺过程产生不良的影响。

在尿素合成过程中H2S与尿素生成硫尿[CS(NH2)2],污染尿素产品,降低尿素质量。一般要求原料CO2气中H2S含量不得超过15mg/m3(水溶液全循环法)和≤5mg/m3(汽提法)。

根据国际饮料协会标准(ISBT)CO2气中H2S≤0.1ppmv。制造干冰的原料CO2要求H2S含量不超过30ppm。

、加料斗中颗粒过多或过少答案: d解析: 片重差异超限即片剂的重量超出药典规定的片重差异允许范围,产生的原因及解决办法是:①颗粒流动性不好,流入模孔的颗粒量时多时少,引起片重差异过大,应重新制粒或加入较好的助流剂如微粉硅胶等,改善颗粒流动性,②颗粒内的细粉太多或颗粒的大小相差悬殊,致使流入模孔内的物料时重时轻,应除去过多的细粉或重新制粒,③加料斗内的颗粒时多时少,造成加料的重量波动也会引起片重差异超限,所以应保持加料斗内始终有1/3量以上的颗粒,④冲头与模孔吻合性不好,例如下冲外周与模孔壁之间漏下较多药粉,致使下冲发生“涩冲”现象,必然造成物料填充不足,对此应更换冲头、模圈。用使换互能不管定滴碱酸 �体液的热取量及以热加能不�泡气的分部端尖管定滴除排先应时液溶取量 �意注时用使。液溶碱盛来用管定滴式碱 �液溶等剂原还 、剂化氧 、酸盐盛来用管定滴式酸 �种两式碱和式酸有管定滴量常 。

排放高度,m 15 20 30 40 50 60 70 80 90 100

允许排放量,kg/h 0.33 0.58 1.3 2.3 — 5.2 — 9.3 — 14

弛放气组成,体积 %(表1)

有机硫

云南解放军化肥厂水洗膨胀气

124毫克/米3

鲁奇法制氢

抚顺石油三厂水洗膨胀气

90~95

0.4~1.0

0.5~1.0

1~1.5

0.2~0.8

固顶层造气

衢州化工厂水洗膨胀气

1.005~1.33

鲁南化肥厂氨基乙酸脱碳弛放气

0.07~0.1

东风化工厂MEA脱硫装置弛放气

85.2~87.9

9.85~12.05%

0.5~0.8

0.37~0.41

0.07~0.10

0.57~0.59

0.27~0.32

C3H6

0.39~0.49炼厂气

威远脱硫厂脱硫装置弛放气

天然气

某引进装置常温甲醇洗脱碳弛放气

重油制气

山东勃海化肥厂碳丙醇脱碳再生气

高CO2天然气

山西化肥厂低温甲醇洗去硫回收气

鲁奇气化

中石化安庆分公司化肥一部低温甲醇洗尾气

我国引进的30万吨/年乙烯装置有个碱洗工段,每年有废碱液4000吨,当用CO2处理废碱液回收碳酸钠的时候产生含CO2 85%左右,H2S 4~5%左右的废气,排放之前也要进行脱硫。因此,在多数情况下,从高浓度CO2气流中脱除H2S是必不可少的。

投资控股集团有限责任公司建设主要内容:建设规模:本项目搬迁改造老厂区60万吨/年总氨产能以及部分装置设备,采用先进的气化、净化、合成等技术,进行产业升级,利用老厂区现有氨下游加工装置,建设肥料等装置,并副产液化天然气(lng)和二氧化碳等产品。黄茂松教授将煤基pu技术路线概括为7条,即煤基烯烃pu技术路线、煤基乙炔pu技术路线、煤基二氧化碳pu技术路线、煤基碳酸二甲酯pu技术路线、煤基非光气法异氰酸酯(hdi)pu技术路线、煤基芳烃pu技术路线以及煤基pu弹性体技术路线。煤业综能新能源有限责任公司建设主要内容:主要建设内容:原料煤卸车到采用u-gas气化技术生产7.9亿标方/年净煤气、余热锅炉、变换、低温甲醇洗、甲醇合成、氢回收、甲醇精馏、驰放气发电、克劳斯硫回收、循环流化床锅炉、烟气脱硫、烟气脱硝、空分装置、水处理装置等主要生产装置、配套辅助生产装置、储运设施等。

CO2和H2S同属酸性物质,不少脱硫方法在脱除H2S的同时也脱除CO2,这不仅造成CO2损失,有时还会影响脱硫过程的正常运行,这是有些常规脱硫方法不能用于本过程的重要原因。

从高浓度CO2气流中脱除H2S的理论研究还不充分,实践经验还不多。本文从仅有的实践经验出发,对几种行之有效的方法作一概略介绍和初步的技术经济分析,供挖潜、革新、改造作参考。

1、脱除少量H2S;

当脱碳装置处理的气体硫含量低时,弛放气含H2S就少。此时常采用干法脱硫。

固体脱硫剂很多,较早使用和比较成功的是氧化铁。早期,氧化铁脱硫剂是用天然沼铁矿(或生铁屑、红矿渣)、木屑、纯碱(或氨水、石灰)和水按一定比例充分拌和在空气中氧化而得,用它脱除尿素原料气中的H2S时,一般采用多塔系统,组合串联操作。常温、加压下运行,能将H2S含量<1g/m3的原料气净化到所需要的程度。

这种由使用单位自己制作的脱硫剂一般在低线速、低空速下运行。设备庞大、装卸不便、投资费用高。配制脱硫剂时劳动条件差,费时、费工。为克服这些缺点,可考虑由有规则形状的成型脱硫剂所代替。国内许多尿素厂CO2气的脱硫装置使用成型氧化铁脱硫剂。

太原工学院研制的TG型氧化铁条型脱硫剂,其原料取自工业废料,由于加入了炭,对COS一类有机硫也有一定的脱除能力,使用时线速度可达100毫米/秒以上,气体在脱硫器中停留时间可缩短到数秒以下,脱硫效率高达99.9%以上,净化气中H2S可达0.3~0.5ppm以下,工作硫容达40%。特别是脱硫过程受CO2干扰小。

血液中二氧化碳浓度90_二氧化碳浓度_二氧化碳 氧气 浓度检测仪

第一步,原料气的制备、净化及变换:1、一氧化碳气体的制备,通过空分制得氧气与炉内煤反应制得炉气,炉气经脱硫净化送到下一工序。5、 化学工业中液体产品、液体原料、医药中间体的脱炭过滤及精密过滤,超细精体、催化剂的过滤回收,树脂吸附后的精密过滤及系统导热油、物料的除杂过滤,催化气休净化等。2、腐蚀:金属软管原料通常为不锈钢,介质中存在的活性阴离子(如氯离子和硫离子等) 易损坏不锈钢钝化膜,在底层金属上呈现小腐蚀孔,它是点腐蚀生成的活性中心。

第一步,原料气的制备、净化及变换:1、一氧化碳气体的制备,通过空分制得氧气与炉内煤反应制得炉气,炉气经脱硫净化送到下一工序。联系电话是0371-85617809,联系手机是13213063200,主要经营公司主要经营:活性炭:椰壳活性炭、椰子壳黄金炭、椰壳净水炭、椰壳酒类专用炭、果壳净水炭、果壳颗粒炭、杏壳净化炭、果壳活性炭、煤质活性炭、煤质脱硫炭、煤质净水炭、果壳油脂脱色炭、果壳粉状炭、木质粉状活性炭、果壳粉色脱色炭、室内空气治理专用炭、石油化工专用炭、味精专用炭、污水处理专用炭。氧化法是以碱性溶液为吸收剂,并加入载氧体为催化剂,吸收h2s,并将其氧化成单质硫,湿法粗脱硫主要是脱除原料气中的无机硫h2s,湿式氧化法反应速率快,净化度高,能直接回收硫磺,氧化法以改良ada法和栲胶法为代表。

相对于传统技术,dds烟道气除尘脱硫脱硝技术既可以集除尘、脱硫、脱硝为一体,又可以单独使用,并采取全溶剂、全封闭、全循环式运行,不需要用石灰石或氨作为脱硫剂血液中二氧化碳浓度90,也不用氨或者尿素作为脱硝剂就可将烟道气中的有害物质“捕捉”得干干净净,避免了传统技术导致的“挖掉一座山,填起两座山”、氨逃逸、土壤和地下水污染等二次污染现象,具有运行成本低、除尘脱硫脱硝效率高等特点。锅炉烟气采取“低氮燃烧+选择性非催化还原(sncr)”脱硝工艺(脱硝效率≥60%,脱硝剂为尿素)、“多管旋风预除尘器+布袋除尘器”除尘工艺(总除尘效率≥99.5%)、“石灰石-石膏法”脱硫工艺(脱硫效率≥90%)、并经湿式静电除尘器进行进一步处理,经上述工艺处理后的烟气通过60米高烟囱排放,烟气中二氧化硫、烟尘、氮氧化物等相关污染物排放浓度需满足《锅炉大气污染物排放标准》(gb13271-2014)表3标准要求,同时安装氨逃逸监测装置、烟气在线监测系统,并与环保部门联网。外界天然气经减压阀调节至0.5mpa后,在经天然气分离器缓冲并由压缩机压缩到2.7mpa,后经流量调节器调量后入蒸汽转化炉对流段预热至390℃,进入脱硫槽,使原料气中的硫脱至0.2ppm以下。

广东南海天然CO2气中CO299.5%,硫化物1~10ppm(包括硫化氢、硫醇、硫醚,二硫化碳和硫氧碳)。用来生产食用CO2时要求总硫含量<0.5ppm。华南工学院用辽宁辽河化肥厂生产的氧化锌脱硫剂血液中二氧化碳浓度90,XL30型活性炭,广州氮肥厂的氧化铁脱硫剂和5A分子筛分别做了脱硫试验。结果发现,上述几种脱硫剂的活性顺序为:氧化锌>活性炭>氧化铁>分子筛;对于用南海天然气生产食用CO2的脱硫过程,采用氧化锌较好。华南工学院为南海县设计的一座用天然CO2生产干冰的工厂已于80年10月正式投产。该厂用氧化锌脱硫,产品达到卫生标准。

2、脱除大量H2S:

煤、高硫重油加压气化制氨、甲醇等的工艺过程中,常用某些物理溶剂法同时脱除原料气中CO2和H2S,弛放气中含有大量的H2S。当H2S浓度低于15%时不符合克劳斯法进气的要求,可用湿式氧化法或直接氧化法处理弛放气,回收硫磺。也可先用选择吸收的方法将弛放气提浓增浓后的酸气再用克劳斯法回收硫磺。

(1)湿式氧化法:

在脱硫塔中,底部通入燃煤烟气,上部喷淋脱硫液,燃煤烟气流速为30m/s,脱硫液为浓度8wt%的氢氧化钠溶液,并在碱液中加入质量为碱液质量的lwt%的双酚a,脱硫液与燃煤烟气的用量比为3l/m3,脱硫温度为95°c,至脱硫液ph值为2.0时,放出脱硫液,过滤后用32wt%的氢氧化钠溶液调节ph至6.8,进入蒸发器蒸发,蒸发到有结晶出现时转移到冷却器,冷却到20°c,结晶用离心机分离,烘干后得到硫酸钠,检测硫酸钠含量为96.3%,母液配碱和阻氧剂回收重新用于一级脱硫。在脱硫塔中,底部通入燃煤烟气,上部喷淋脱硫液,燃煤烟气流速为20-50m/s,脱硫液为浓度5-15wt%的氢氧化钠溶液,并在碱液中加入质量为碱液质量的0.l-5wt%的阻氧剂,脱硫液与燃煤烟气的用量比为l-8l/m3,脱硫温度为90-130°c,至脱硫液ph值小于2.0或出现结晶颗粒时,放出脱硫液,过滤后用浓度> 30wt%的氢氧化钠溶液调节ph至6.0-7.0,冷却到10-20°c,结晶分离出硫酸钠,母液配碱和阻氧剂回收重新用于一级脱硫。第二级脱硫为主脱,烟气可以达标排放,脱硫液可以直接浓缩结晶产生高纯亚硫酸钠,步骤如下: 1)第一级脱硫 在脱硫塔中,底部通入燃煤烟气,上部喷淋脱硫液,燃煤烟气流速为20-50m/s,脱硫液为浓度5-15wt%的氢氧化钠溶液,并在碱液中加入质量为碱液质量的0.l-5wt%的阻氧剂,脱硫液与燃煤烟气的用量比为l-8l/m3,脱硫温度为90-130°c,至脱硫液ph值小于2.0或出现结晶颗粒时,放出脱硫液,过滤后用浓度> 30wt%的氢氧化钠溶液调节ph至6.0-7.0,冷却到10-20°c,结晶分离出硫酸钠,母液配碱和阻氧剂回收重新用于一级脱硫。

1968年四川化工厂研究过原料气中CO2对改良ADA溶液脱H2S过程的影响,得到了气相CO2浓度与吸收传质系数的关系(图1);与净化度的关系(图2)。由图可见,随着气相CO2浓度的增加传质系数降低,净化气中H2S升高;当用填料一空塔作吸收塔时,富液不经脱碳,即使原料气中CO2高达60%,净化气中H2S仍能达到10ppm以下。

图:

图1CO2对吸收H2S传质系数关系

图2 CO2对H2S净化度的影响

1980年北京化工实验厂进行了栲胶再生气脱硫试验研究,历时70多天。

试验流程:

由苯菲尔脱碳系统来的再生气经叶氏鼓风机从脱硫塔底部进入,与上部喷淋下的脱硫液逆流接触,净化气放空。

脱硫塔底引出的富液用再生泵送往喷射再生槽,再生后的贫液经贫液槽、贫液泵返回脱硫塔。

再生槽浮选出来的硫泡沫溢流至硫泡沫槽,再经抽滤槽过滤,清液回地下槽再泵送到循环槽,硫泸饼另处理。

主要设备

脱硫塔 ф412×6×8666 内装ф35×35×4瓷质拉西环,填料高度5000

喷射再生槽ф462×6×4246,上端扩大部分ф650×750

试验结果汇总

脱碳再生气流量,Nm3/h 250

溶液循环量,m3/h 3.8

再生温度,℃ 36

溶液组分,g/L 总碱度 21

其中Na2CO3 3

NaVO3 1

栲胶 2

溶液PH 7.5~8.5

脱硫塔空塔气速,m/s 0.54

气体化脱硫塔内接触时间,s 7.8

再生槽空气吹风强度,m3/m2·h 60

溶液在再生槽内停留时间,min ~10

脱碳再生气CO2,V% ~99

H2S,mg/Nm3 200

净化气H2S,mg/Nm3 <45①

①填料性能差,填料高度不够。

2003年武汉工程大学材料科学与工程学院与湖北双环化工集团有限公司新产品开发部进行了栲胶法脱除尾气H2S的试验研究。

试验工艺流程

图3

主要设备:

脱硫塔A DN250×8000内装六层喷头,每层1个

脱硫塔B DN250×15000内装ф25×25聚丙烯鲍尔环分五段,每段填料高1000

再生槽 DN400×9500

试验条件:

CO2气体压力,MPa 0.3

操作温度,℃ 常温

脱硫组分,g/L 总碱 0.7M

其中Na2CO3 0

血液中二氧化碳浓度90_二氧化碳 氧气 浓度检测仪_二氧化碳浓度

NaHCO3 58.8

栲胶 1

NaVO3 1.95

Na2SO4 ≤40

悬浮硫 <0.5

试验结果汇总,表2

表2 栲胶脱硫试验结果

溶液循环量/m3·h-1

填料塔

总液量

(空塔入口)

空塔入口

空塔出口

填料塔出口

空塔入口

g/m3

空塔出口

g/m3

填料塔出口

mg/m3

21.3(1.4%)

20.5(1.35%)

(97.3%)

13.0(0.86%)

11.1(0.73%)

22.6(1.5%)

22.3(1.47%)

22.6(1.5%)

22.8(1.52%)

结论:

栲胶溶液在CO295%的条件下脱硫效果不受影响。

在其它条件相同的情况下,溶液循环量越大(吸收过程L/G大或脱硫液的工作硫容小)气体净化度越好。

脱硫的主要反应如下:

HCO3-+H2O==H2CO3+CH- (1)

NaVO3+4TEOS+2NaOH+H2O==4NaVO3+4TERS (2)

式中TEOS——氧化态栲胶;

TERS——还原态栲胶。

脱硫反应主要靠的是系统产生的OH-。在CO2 95%以上条件下,栲胶脱硫是NaHCO3,NaVO3、栲胶综合作用的结果。

贫液的PH值可维持在8.0

适宜的溶液组分,g/L

总碱,N 0.5-0.6

其中Na2CO3 g/L 5-8(运行中变为NaHCO3)

NaHCO3 g/L 50-60

栲胶 g/L 1.0

NaVO3 g/L 1-2.5

Na2SO4 g/L <10

悬浮硫 g/L <0.5

化学品消耗,g/kgH2S

Na2CO3 248

栲胶 21.1

NaVO3 0.5

1980年南化研究院与鲁南化肥厂合作做了改良ADA法脱除高浓度CO2气中高H2S试验。在CO298.5%、H2S 13.32~36.3克/米3的条件下,用改良ADA溶液经两段串联喷射塔吸收后可将H2S脱到0.72~5.75克/米3,吸收过程气液比为10.8升/米3;吸收段气液接触时间0.3秒;吸收塔液体停留时间2.5分;再生停留时间25分,ADA溶液组成是:总碱度0.4N;ADA4.52克/升;总钒3.16克/米3; ,吸收及再生温度35~40℃;再生器空气吹风强度200米3.米2·时。该试验处理的气体是环丁钒—二异丙醇胺净化半水煤气装置的弛放气,要求净化气符合排放标准,未追求过高的净化度。

二氧化碳 氧气 浓度检测仪_二氧化碳浓度_血液中二氧化碳浓度90

1980年美国TVA的一套以煤为原料制氨的造气系统投入了生产,该系统包括一个Selecxol法酸气脱除装置。装置的闪蒸器放出两股CO2酸气,一股含H2S约0.8%,进入ADA硫回收装置两个吸收塔中的一个,净化后H2S可降到5ppm送去制造尿素,另一大股CO2气含H2S 4%,送入ADA装置的第二个吸收塔,净化后含H2S约160ppm的尾气放空。

1994年福州大学化工系开展了高浓度CO2气中脱H2S的试验研究,得到如下结果:

(1)用TF脱硫液脱除高浓度(40%)CO2气中H2S的工艺可行。合理选用TF脱硫液的PH值和浓度可达到高效率、低消耗的目的。

(2)CO2脱除率ηCO2和H2S脱除率ηH2S与TF脱硫液的PH值和Fe浓度的定量关系在一定条件下可用下列数学式表达。

ηH2S=2.26(PH)1.73(Fe)0.032 (1)

lg(ηCO2)=0.352(PH)-0.0766(Fe)-2.49 (2)

(3)高浓度CO2气脱H2S宜选取低PH值和适当高的Fe浓度。例如PH=7.5~8.0,Fe=2.0g/L。特别当两种酸气含量都很高的情况下效益更好。

2002年浙江丰登化工股份有限公司变换气脱硫装置,采用宁波远东化工科技有限公司的ISS脱硫催化剂。开车初期运行指标如下:

变换气量 9445~11986 Nm3/h

变换气H2S 3.79~5.96 g/Nm3

变换气CO2 ~37~40%

净化气H2S 查不出~0.039 g/Nm3

脱硫液组分:总碱 12.1~24.87 g/L

其中Na2CO3 1.93~5.35 g/L

PH 7.5~8.5

2004年9月改用888脱硫催化剂,当入口H2S 3~4g/Nm3净化气H2S≤50mg/Nm3最好为2mg/Nm3。悬浮硫由原来6.32g/L降到4g/L以下,最好1.1g/L。补充纯碱量由400kg/d降到300kg/d左右。催化剂费用下降56.25%。

(二)直接氧化法

在国外,从含H2S废气中回收硫磺大都采用克劳斯法。克劳斯法创立至今已有整100年的历史,早年,只是为了从纯硫化氢气体中或从含有高浓度H2S气流中回收硫磺,近年来由于环境保护的要求,日益成为一般气体净化工艺的一部分,作为气体脱硫脱碳装置的附属设备。克劳斯法发展演变过程中产生出以下几种工业上常用的流程:

1、单流法(适用于含H2S 50~100%的气体)

2、分流法(适用于含H2S 15~50%的气体)

3、直接氧化法(适用于含H2S 6~15%的气体)

不论哪种流程其基本原理都是根据以下所谓克劳斯反应。

H2S+1/2O2==H2O+S (1)

H2S+3/2O2==H2O+SO2 (2)

2H2S+SO2==2H2O+2S (3)

克劳斯反应在常温下反应速度非常慢,为得到满意的反应速度,工业上要求在高温下进行,并采用催化剂。通常(1)(2)式发生于加热阶段,而(3)式则发生在催化阶段。

直接氧化法的工艺流程如图4所示。

含H2S约6%的酸性气体在常温常压下进入加热炉辐射段,将温度升到290℃左右,出预热炉酸气与定量空气混合(控制酸气中H2S:O2=2)后入一段转化器(温度控制在260℃)管内,在管内催化剂作用下进行克劳斯反应,H2S转化成硫。一段转化气经冷却器使温度降到150℃左右,硫磺呈液态由底部排出至成型盒。出一级冷却器的转化气经加热炉对流段预热到240℃左右进入二段转化器,将剩余的H2S转化为硫。二段转化气同样经冷凝冷却、分离。最后将残余H2S和未分离净的元素硫经高温灼烧为SO2由烟囱放空。

直接氧化法的工艺条件列于表3

表3 直接氧化法工艺条件

项 目

使用单位

东风化工厂

天然气研究所

酸气流量 标米3/时

酸气含H2S %

5.8±0.2

空气流量 标米3/时

配O2 100—125%

一段转化温度 ℃

280—300

一段转化率 ℃

80—88

CO转化率 %

13—20

硫磺回收率 %

H2S排放量 公斤/时

催化剂

福建铝钒土

合成氧化铝

空速 时-1

二氧化碳 氧气 浓度检测仪_二氧化碳浓度_血液中二氧化碳浓度90

二段转化器入口温度℃

两级总转化率

90—97

酸气中CO2 %

85—88

72—76

(三)将H2S提浓后用老克斯法回收硫磺

与常规克劳斯法相比,直接氧化法的主要缺点是能耗高。其原因是由于进气H2S浓度低,不能靠自身的反应热维持转化反应所需要的温度,需外供热量。通过选择吸收从高浓度CO2气流中将H2S提浓再用常规克劳斯法回收硫磺的过程在国外颇为盛行。

在CO2气流中溶剂对H2S吸收的选择性是靠两组份吸收速度的差异来实现的,因而吸收过程的选择性除与吸收剂的性质有关外,还与气液接触状态以及气液接触时间有关。

南化研究院在模拟试验装置中做了选择性吸收溶液的筛选试验。结果认为,甲基二乙醇胺(简称MDEA)选择性较好。

在同一装置中用30%的MDEA水溶液选择脱除H2S,当CO2分压1.11公斤/厘米2(绝),H2S分压0.08公斤/厘米2(绝),气/液为115条件下脱硫效率可达90%,再生放出的二次酸性尾气中含H2S约34%,满足克劳斯分流法的工艺要求,溶液对H2S的选择性为7。

关于MDEA选择性脱H2S的概况已有文献综述,此处不再赘述。

用MDEA提浓H2S法处理一次酸性尾气的工艺流程如图4所示。其主要工艺指标如下:

*选择性=

1、选择吸收部分:

吸收压力 常压

吸收温度 40℃

再生压力 1.6公斤/厘米2(绝)

再沸气温度 130℃

吸收过程气/液=115

吸收液浓度 30%(重)

吸收塔填料

段接触时间 <10秒

原料气CO2分压 1.11公斤/厘米2(绝)

原料气H2S分压 0.0791公斤/厘米2(绝)

净化气H2S分压 0.007~0.008公斤/厘米2(绝)

脱硫效率 ~90%

2、克劳斯硫回收部分:

燃烧炉炉膛温度 ~1000℃

废热锅炉出口酸气温度~600℃

一段转化温度 ~380℃

二段转化温度 ~280℃

一级冷却温度 140~150℃

二级冷却温度 120~130℃

入转化气气体中 H2S/O2=2(体积)

总转化率 ~92%

3、技术经济比较

前述各法除直接氧化法外都能于脱除少量H2S,满足尿素生产要求。

1、用固体成型脱硫剂时,投资省,流程、设备简单,操作管理方便,运行稳定,气体净化度高。

2、对采用氧化锌脱硫剂的合成氨过程来说,更换下来的“废”脱硫剂硫含量很低(据鲁化分析中层1.8%,下层0.08%)距饱和状态相差较远,用于尿素原料气脱硫经济上是合理的。用新脱硫剂时,因硫容低,价格贵,目前还不能再生,因而运行不经济。

3、活性炭硫容不算太高,价格也不太便宜,但能多次再生,因而总硫容高,运行经济。用于尿素原料气的脱硫经验还不多,工艺规程和操作方法还不完善,缺乏可靠的技术经济指标。

4、氧化铁脱硫剂价廉易得,运行经济,使用单位都能制作。老制作方法落后,用成型脱硫剂较好。

在20公斤/厘米2的操作压力,常温(氧化锌100℃),气相CO298%,H2S330毫克/米3,净化气要求<30毫克/米3条件下,经计算几种方法的运行费以活性炭法和氧化铁法为低。

脱除大量H2S

(1)直接氧化法、MDEA+克劳斯法和改良ADA法、栲胶法、888法均可用来脱除大量H2S。前两者均已通过技术鉴定可以进行工业装置的设计;改良ADA法虽有众多常规条件下的设计运行经验可供借鉴,但用于特殊条件下的规律尚未掌握,需要进行必要的研究工作,成功后方可用于生产。

(2)气体净化度与二次污染问题

提高气体净化度不仅能提高硫回收率,因而增加整个过程的经济效益,还给CO2的进一步利用提供了有利条件。

改良ADA法净化气中H2S含量在不很苛刻的条件下就能达到30毫克/米3以下,使总硫回收率达90%以上。而克劳斯尾气需要再处理方可达到排放标准。总硫回收率也不及改良ADA法高。

由于ADA溶液副反应产物Na2S2O3,Na2SO4的积累,不但影响过程的正常进行,排放时还会造成环境污染。可以采用将溶液蒸发、降温、过滤、母液冷却、静止分离的方法提取Na2S2O3和Na2SO4、既避免环境污染又能增加经济效益,但要增加投资和运行费。较简单的方法是冬季将部分溶液贮于事故槽中静止使Na2S2O3,Na2SO4结晶析出分离。

(3)CO2回收利用

改良ADA法气体净化度高,可使净化气中H2S降到30毫克/米3以下,给CO2的回收利用创造了条件;选择吸收法中吸收器放出CO2气中H2S含量高达数克/米3,需要进行再脱硫方可回收利用;直接氧化法尾气的回收利用更加困难。

(4)运行经济性

目前还未得到上述三种方法的工业运行数据,难以进行确切的经济评价。根据现有的数据推算,若将含CO2 80.46%,H2S 5.73%,气量2129标米3/时的一次酸气中的H2S脱到排放标准(排放高度20米)时,用MDEA+克劳斯法比用直接氧化法经济。而常规改良ADA法因溶液硫容低、动力消耗高、投资多、设备庞大、操作管理不便等缺点无法与之相竞争,若将湿式氧化法的硫容提高,其经济性方可与MDEA+克劳斯相比,根据国内经验提高硫容是可能的。



上一篇:谈合理性审查原则在行政审判中运用的必要性

下一篇:济南优质蓝光液化气。酒店、单位、个人全市免费配送