0 概況

山西晉豐煤化工有限責任公司有2套“18.30”，其中第二套裝置半水煤氣脫硫設計為兩個脫硫塔串聯，每個塔配有一個再生槽。半水煤氣脫硫采用888脫硫法，處理氣量為100000Nm³/h。為了適應燒高硫煤要求，2010年10月利用限電停車機會將一次脫硫進行改造。

1 改造后脫硫系統主要設備參數

2 改造后存在的問題及處理措施

改造前公司因節電將貧、富液泵葉輪車小，原葉輪直徑為476mm，后車小至435mm。根據葉輪切割定律^【1】，現單臺貧、富液泵額定流量約為658m³/h，揚程約為59.3m。

改造后我廠只使用888脫硫催化劑，栲膠與礬停加。剛開車進口硫化氫1.5g/m³左右，再生槽沒有一點泡沫，因提前制液將溶液總堿度及888濃度提的較高，故出口硫化氫能控制在指標內。后通過提高再生溫度、降低再生槽液位等方法，再生槽還是沒有泡沫，一直持續了3天，3天內硫黃只出了120Kg。

后來仔細分析原因，認為是再生槽尾管加高過長，且因富液泵葉輪車小后使再生壓力低，造成尾管處靜壓偏低。由于我廠再生槽噴射器是低位安裝，如果改為高位安裝，工作量較大且時間較長，后決定在現有基礎上將再生槽尾管割短。通過參考^【2】及在噴射器入口管端、噴嘴口及尾管末端運用伯努利方程^【3】進行核算，結合我廠實際情況決定將噴射器尾管割掉800mm，使尾管末端靜壓控制在20mH₂O，投入運行后再生系統正常。再生壓力在0.4MPa時，噴射器吸入口負壓由原來的215mmHg變為現在的260mmHg。

3 改造后工藝控制及出現的問題

3.1 進出口硫化氫含量見下表

注：以上數據為全月平均值（全低變）

其中2011年3月22日，進口硫化氫最高為2700mg/m³左右，出口仍能穩定在110 mg/m³左右。

3.2溶液組分控制

注：以上數據為全月平均值

3.3副鹽含量

注：以上數據為全月平均值

從以上數據看出，副鹽Na₂SO₄和NaCNS的含量基本穩定，但Na₂S₂O₃的含量急劇上升。

2011年3月24日分析，再生槽混合器進口富液中HS^-濃度為0.038g/L，而貧液中HS^-濃度為0.037g/L，這說明Na₂S₂O₃上漲的主要原因并不是未被氧化的HS^-進入再生槽發生副反應，且HS^-進入再生槽發生副反應生成Na₂S₂O₃的幾率很小。經過數據整理判斷上漲的Na₂S₂O₃原因為：

（1）進口硫化氫波動時未能及時調整純堿及888脫硫催化劑的加入量；（2）888脫硫催化劑加入量偏大，導致溶液過氧化，電位升高；（3）過分降低了貧液中HS^-的濃度，結合之前生產狀況，只要貧液中HS^-離子濃度控制在0.2g/L以內，Na₂S₂O₃的含量可趨于穩定。

因再生槽備用噴射器少，疏通次數比較頻繁，下一步準備再上一個小再生槽進一步加強溶液再生，改善貧液質量。

4 調整思路與方法

（1）嚴格控制溶液溫度為35～38℃，合理調整脫硫塔、富液槽液位及溶液循環量，在保證脫硫塔噴淋密度的前提下，盡可能提高溶液在富液槽及再生槽中的停留時間，現雙塔溶液循環量均為1150～1200m³/h。

（2）適當向脫硫液中加入栲膠，采用888+栲膠脫硫。若栲膠濃度低，則溶液電位高，溶液硫容低，副反應生成幾率較大，栲膠消耗暫定為每脫除1KgH₂S消耗栲膠16.6g，現栲膠濃度為0.9～1.0g/L。

（3）根據每天貧液中HS^- 濃度分析確定888加入量，將貧液中HS^- 濃度控制在0.1～0.17g/L之間。

（4）根據氣量及進口硫化氫的含量確定每班純堿加入量，經過一段時間的摸索，現定為每脫除1KgH₂S消耗純堿500g左右，且溶液總堿度基本保持不變。

（5）控制貧液電位在-90mv以下，即合理調整并及時疏通噴射器，在總堿度不變情況下，盡量提高溶液pH值來降低貧液電位。

經過一周的調整，溶液中Na₂S₂O₃的含量由126g/L降為現在的103g/L，且888加入量能控制為每脫除1KgH₂S消耗0.8～0.9g之間，整個脫硫系統阻力為35mmHg左右，由于循環水水質差，其中冷卻清洗塔阻力為30mmHg。

5 結論

（1）888脫硫催化劑載氧性能好，氧化性較強，若加入量控制不合適會造成貧液電位升高，Na₂S₂O₃甚至Na₂SO₄含量急劇上升，最好配合栲膠混合使用。從運行效果看，使用888脫硫催化劑后，再生槽浮選硫顆粒較大，泡沫粘度減小，便于分離回收，且貧液中懸浮硫含量一直穩定在0.5g/L以下。

（2）我廠888分析方法采用雙波長比色法，可能由于在樣品取樣處理中由于空氣氧化導致析硫或者測量過程中液池密封不好導致分析數據部準確。但可通過控制貧液中HS^- 濃度來調整888的加入量。

（3）從我廠運行數據來看，Na₂S₂O₃生成的主要原因為貧液電位偏高過氧化所致，而HS^-進入再生槽中發生副反應生成的幾率很小，連1%都不到。