CN108998106B - 一种焦化厂脱硫脱氨方法 - Google Patents
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Abstract
一种焦化厂脱硫脱氨方法，所述方法是以剩余氨水中的氨为碱源，以PDS为催化剂，通过第一脱硫塔和第二脱硫塔脱除焦炉煤气中的H2S和HCN等酸性组分，并吸收焦炉煤气中大部分氨，脱硫煤气再经预热器预热进入高温脱氨塔脱氨，氧化再生塔将来自第一脱硫塔和第二脱硫塔脱硫富液中的硫氰酸铵、硫化氢铵等酸性铵盐在空气中氧气的氧化下转化为硫单质，同时将催化剂再生，硫单质随脱硫液进入氧化塔在双氧水的作用下被氧化为SO4 2‑，在提盐塔中最终得到硫铵产品。该方法工艺简单，脱硫脱氨效率高，绿色环保，无脱硫废液与硫膏的产生，同时生成高质量的硫铵产品。
Description
技术领域
本发明涉及一种脱硫脱氨方法，特别是一种用于焦化厂焦炉煤气脱硫脱氨的工艺方法。
背景技术
在焦化厂生产过程中，焦炉煤气中含有H2S、HCN、NH3等气体，H2S和HCN都属于有毒气体，不仅严重危害人们的身体健康，燃烧产物SO2、NOx随烟气排放将造成大气污染，焦炉煤气作为合成气时，H2S和HCN还会引起催化剂中毒。NH3对设备腐蚀严重，当作为燃料燃烧时，能够加速催化生成胶质物，从而堵塞烧嘴，因此焦炉煤气在使用前，必须去除这些气体。目前，我国脱除这些气体的主流工艺是PDS脱硫和饱和器的工艺方法。
PDS法焦炉煤气脱硫工艺是我国焦化行业在20世纪90年代自主研制开发的湿式氧化法脱硫工艺，该脱硫工艺以焦炉煤气自身含有的氨为碱源，以PDS为催化剂，即由对苯二酚、双核钛氰钴磺酸盐及硫酸亚铁组成的醌钴铁类复合型催化剂，对焦炉煤气进行脱硫脱氰，脱硫后富液在PDS催化剂的作用下，用空气进行氧化再生，煤气中的H2S最终在脱硫液中被转化成单质硫，硫单质从脱硫液中分出，得到硫膏产品。PDS脱硫技术由于设备简单、操作稳定、脱硫效率高、流程短、一次性投资少和运行成本低的特点，在许多焦化企业得到了广泛地应用，但是PDS法焦炉煤气脱硫工艺在生产运行中存在两方面的问题，一是脱硫过程中会生成硫代硫酸铵和硫氰酸铵等副盐，产生了大量危害极大的污染物焦化脱硫废液；二是硫膏产品收率低，一般仅为50%-60%，主要随外排脱硫废液损失、质量差，通常含有焦油、萘等杂质，市场销售困难，硫膏资源难以回收利用。
饱和器脱氨采用硫酸吸收法脱氨，生产硫铵的工艺所用的原料为硫酸，按使用的饱和器的结构形式不同，分为浸没式，也称鼓泡式，饱和器法及喷淋式饱和器法两种，浸没式饱和器法硫铵生产工艺煤气系统阻力大，鼓风机能耗高，硫铵结晶颗粒小，现已基本被喷淋式饱和器所取代，从脱硫装置来的煤气在煤气加热器中被蒸汽间接加热到60-70℃，进入喷淋饱和器的上段，在饱和器环室内煤气被含有游离酸的循环母液喷淋以脱除煤气中的NH3，再利用母液循环泵对煤气喷淋进一步脱除煤气中的NH3，然后脱硫脱氨煤气由饱和器中央出口管离开；喷淋饱和器法硫铵生产工艺集吸收、除雾、结晶于一体，具有流程简捷，操作方便，煤气系统阻力小的显著优点；但由于吸收及结晶操作在同一个设备内完成，操作条件不能分别控制，对结晶操作仍有一定影响。
发明内容
本发明的目的是提供一种焦化厂脱硫脱氨方法，将脱硫工艺与脱氨工艺联合进行，解决脱硫废液和硫膏的问题，同时生成高质量的硫铵，为焦化企业脱硫脱氨提供了一种新方法。
实现本发明上述目的技术方案如下。
一种焦化厂脱硫脱氨方法，其特征在于：所述脱硫脱氨方法采用的系统设备包括预冷塔、第一脱硫塔、第二脱硫塔、氧化再生塔、氧化塔、提盐塔、脱氨塔、混合槽、预冷循环液冷却器、贫液冷却器、提盐液预热器及煤气预热器；所述脱硫脱氨方法是待净化焦炉煤气经过预冷塔冷却至25-28℃从第一脱硫塔底部进入第一脱硫塔，与顶部加入的从第二脱硫塔底部排出的脱硫氨液逆流接触，经一次脱硫的焦炉煤气中的H2S和HCN含量分别由5000-8000mg/m3、250-300mg/m3降低至300-500 mg/m3、100-120 mg/m3，氨含量为3500-4000 mg/m3。
进一步的技术方案如下。
一种焦化厂脱硫脱氨方法，其特征在于：所述经一次脱硫的焦炉煤气从第一脱硫塔顶部排出由第二脱硫塔底部进入第二脱硫塔，与顶部加入的脱硫氨液逆流接触进行二次脱硫，脱硫氨液以剩余氨水为碱源、以PDS为催化剂，于混合槽中混合；在催化剂的作用下经过两次脱硫，煤气中的H2S和HCN被脱硫氨液吸收，含量分别下降至20-35 mg/m3、70-90 mg/m3，在脱硫过程中一部分氨作为碱源被脱除，氨含量下降至1000-1500 mg/m3。
一种焦化厂脱硫脱氨方法，其特征在于：所述H2S和HCN被脱硫氨液吸收，脱硫氨液从第一脱硫塔底部排出，从氧化再生塔底部进入氧化再生塔，自再生塔底部通入压缩空气，使脱硫氨液中的硫氰酸铵、硫化氢铵酸性铵盐在空气中氧气的氧化下转化为硫单质，同时将脱硫氨液氧化再生；硫单质随脱硫氨液从氧化再生塔底部进入氧化塔，与顶部加入的双氧水逆流接触后被氧化为SO4 2-，形成硫铵液体由氧化塔底部排出，从提盐塔顶部进入提盐塔，最终分离得到硫铵产品，提盐液由提盐塔底部排出自脱氨塔顶部进入脱氨塔。
一种焦化厂脱硫脱氨方法，其特征在于： 所述经二次脱硫的煤气从第二脱硫塔顶部排出，经煤气预热器加热至80-90℃从脱氨塔的底部进入脱氨塔，与提盐液逆流接触以脱除煤气中氨，提盐液经预热至30-40℃并将pH调节至酸性后从脱氨塔顶部进入脱氨塔，脱除后氨含量下降至50 mg/m3；通过脱氨塔的脱氨液经贫液冷却器冷却送入混合槽与剩余氨水、PDS催化剂混合，从第二脱硫塔顶部进行喷淋循环使用。
本发明上述提供的一种用于焦化厂焦炉煤气中的H2S、HCN、NH3的一体化脱除技术，工艺简单易行绿色环保，脱硫脱氨效率高，无脱硫废液和硫膏的产生，同时生成高质量的硫铵产品，为焦化企业脱硫脱氨提供了一种新方法。
附图说明
图1是本发明的工艺流程图。
图中：1：预冷塔；2：第一脱硫塔；3：第二脱硫塔；4：氧化再生塔；5：氧化塔；6：提盐塔；7：脱氨塔；8：混合槽；9：预冷循环液冷却器；10：贫液冷却器；11：提盐液预热器；12：煤气预热器。
具体实施方式
下面对本发明的具体实施方式作出进一步的说明。
如附图1所述，实施本发明上述所提供的一种焦化厂脱硫脱氨方法，该脱硫脱氨方法的系统设备包括预冷塔、第一脱硫塔、第二脱硫塔、氧化再生塔、氧化塔、提盐塔、脱氨塔、混合槽、预冷循环液冷却器、贫液冷却器、提盐液预热器及煤气预热器，连通或循环连通构成，如附图1所述；在焦化厂脱硫脱氨时，待净化焦炉煤气经过预冷塔冷却至25-28℃时，从第一脱硫塔底部进入第一脱硫塔，同时与顶部加入的从第二脱硫塔底部排出的脱硫氨液逆流接触，经一次脱硫的焦炉煤气中的H2S和HCN含量分别由5000-8000 mg/m3、250-300 mg/m3降低至300-500 mg/m3、100-120 mg/m3，氨含量为3500-4000 mg/m3。
在上述脱硫脱氨方法中，经过一次脱硫的焦炉煤气从第一脱硫塔顶部排出由第二脱硫塔底部进入第二脱硫塔，并与顶部加入的脱硫氨液逆流接触进行二次脱硫，该脱硫氨液以剩余氨水为碱源，以PDS为催化剂，于混合槽中混合，在催化剂的作用下经过两次脱硫，煤气中的H2S和HCN被脱硫氨液吸收，含量分别下降至20-35 mg/m3、70-90 mg/m3，在脱硫过程中一部分氨作为碱源被脱除，氨含量下降至1000-1500 mg/m3。
在上述脱硫脱氨方法中，H2S和HCN被脱硫氨液吸收后，脱硫氨液从第一脱硫塔底部排出，从氧化再生塔底部进入氧化再生塔，自再生塔底部通入压缩空气，使脱硫氨液中的硫氰酸铵、硫化氢铵酸性铵盐在空气中氧气的氧化下转化为硫单质，同时将脱硫氨液氧化再生；硫单质随脱硫氨液从氧化再生塔底部进入氧化塔，与顶部加入的双氧水逆流接触后被氧化为SO4 2-，形成硫铵液体由氧化塔底部排出，从提盐塔顶部进入提盐塔，最终分离得到硫铵产品，提盐液由提盐塔底部排出自脱氨塔顶部进入脱氨塔。
在上述脱硫脱氨方法中，经二次脱硫的煤气从第二脱硫塔顶部排出，经煤气预热器加热至80-90℃从脱氨塔的底部进入脱氨塔，与提盐液逆流接触以脱除煤气中氨，提盐液经预热至30-40℃并将pH调节至酸性后从脱氨塔顶部进入脱氨塔，脱除后氨含量下降至50mg/m3；通过脱氨塔的脱氨液经贫液冷却器冷却送入混合槽与剩余氨水、PDS催化剂混合，从第二脱硫塔顶部进行喷淋循环使用。
具体实施例1
如附图1所述，一种焦化厂脱硫脱氨方法的实施，以每小时处理煤气为4万m3为例：待净化焦炉煤气温度约55℃，经过预冷塔1与塔顶喷洒的经过预冷循环冷却器9的冷却水逆向接触，被冷却至25-28℃。预冷后的焦炉煤气由底部进入第一脱硫塔2，与顶部加入的脱硫氨液逆流接触，经一次脱硫的焦炉煤气中的H2S和HCN含量分别由7632 mg/m3、289 mg/m3降低至428 mg/m3、102 mg/m3，氨含量为3794 mg/m3。
经一次脱硫的焦炉煤气由底部进入第二脱硫塔3，与顶部加入的脱硫氨液逆流接触进行二次脱硫，脱硫氨液的pH值在8-8.5之间。剩余氨水和PDS催化剂于混合槽8中混合形成脱硫氨液，剩余氨水浓度为16-18%、温度为35℃，每千立方米脱硫氨液消耗PDS催化剂2-6g；在催化剂的作用下经过两次脱硫，煤气中的H2S和HCN被脱硫氨液吸收，含量分别下降至29 mg/m3、87 mg/m3，在脱硫过程中一部分氨作为碱源被脱除，氨含量下降至1322 mg/m3。脱硫氨液从第一脱硫塔2底部排出，从底部进入氧化再生塔4，自再生塔底部通入流量为30-50m3/h的压缩空气，使脱硫氨液中的硫氰酸铵、硫化氢铵酸性铵盐在空气中氧气的氧化下转化为硫单质，同时将脱硫氨液氧化再生。硫单质随脱硫氨液进入氧化塔5，与上部加入的双氧水逆流接触，双氧水浓度为30%，每日消耗600-800kg，被氧化为SO4 2-形成硫铵液体由氧化塔5底部排出，从提盐塔6顶部进入，最终分离得到硫铵产品，提盐液流量为循环量的1-5%由底部排出从顶部进入脱氨塔7。
经二次脱硫的煤气经煤气预热器12加热至80-90℃从底部进入脱氨塔7，与从顶部加入提盐液逆流接触以脱除煤气中氨，提盐液经提盐液预热器11预热至30-40℃并将pH调节至酸性，脱除后氨含量下降至50 mg/m3；通过脱氨塔7的脱氨液经贫液冷却器10冷却送入混合槽与剩余氨水、PDS催化剂混合，从第二脱硫塔顶部进行喷淋循环使用，循环量为900-1200t/h。
Claims (2)
1.一种焦化厂脱硫脱氨方法，其特征在于：所述脱硫脱氨方法采用的系统设备包括预冷塔、第一脱硫塔、第二脱硫塔、氧化再生塔、氧化塔、提盐塔、脱氨塔、混合槽、预冷循环液冷却器、贫液冷却器、提盐液预热器及煤气预热器；所述脱硫脱氨方法是待净化焦炉煤气经过预冷塔冷却至25-28℃从第一脱硫塔底部进入第一脱硫塔，与顶部加入的从第二脱硫塔底部排出的脱硫氨液逆流接触，经一次脱硫的焦炉煤气中的H2S和HCN含量分别由5000-8000 mg/m3、250-300 mg/m3降低至300-500 mg/m3、100-120 mg/m3，氨含量为3500-4000mg/m3；
所述经一次脱硫的焦炉煤气从第一脱硫塔顶部排出由第二脱硫塔底部进入第二脱硫塔，与顶部加入的脱硫氨液逆流接触进行二次脱硫，脱硫氨液以剩余氨水为碱源、以PDS为催化剂，于混合槽中混合；在催化剂的作用下经过两次脱硫，煤气中的H2S和HCN被脱硫氨液吸收，含量分别下降至20-35 mg/m3、70-90 mg/m3，在脱硫过程中一部分氨作为碱源被脱除，氨含量下降至1000-1500 mg/m3；
所述H2S和HCN被脱硫氨液吸收，脱硫氨液从第一脱硫塔底部排出，从氧化再生塔底部进入氧化再生塔，自再生塔底部通入压缩空气，使脱硫氨液中的硫氰酸铵、硫化氢铵酸性铵盐在空气中氧气的氧化下转化为硫单质，同时将脱硫氨液氧化再生；硫单质随脱硫氨液从氧化再生塔底部进入氧化塔，与顶部加入的双氧水逆流接触后被氧化为SO4 2-，形成硫铵液体由氧化塔底部排出，从提盐塔顶部进入提盐塔，最终分离得到硫铵产品，提盐液由提盐塔底部排出自脱氨塔顶部进入脱氨塔。
2.如权利要求1所述的焦化厂脱硫脱氨方法，其特征在于：经二次脱硫的煤气从第二脱硫塔顶部排出，经煤气预热器加热至80-90℃从脱氨塔的底部进入脱氨塔，与提盐液逆流接触以脱除煤气中氨，提盐液经预热至30-40℃并将pH调节至酸性后从脱氨塔顶部进入脱氨塔，脱除后氨含量下降至50 mg/m3；通过脱氨塔的脱氨液经贫液冷却器冷却送入混合槽与剩余氨水、PDS催化剂混合，从第二脱硫塔顶部进行喷淋循环使用。
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