CN103495329B - 一种脱除硫化氢并回收硫磺的工艺 - Google Patents
一种脱除硫化氢并回收硫磺的工艺 Download PDFInfo
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Abstract
本发明涉及一种脱除煤化工装置产生的废液、废气中的硫化氢并回收硫磺的工艺方法，尤其适用于煤焦油加氢装置出来的高含硫化氢的酸性水、酸性气的脱除。该工艺主要由汽提吸收单元和再生、过滤、熔硫单元组成。首先用碳酸钠溶液吸收汽提出来的硫化氢，生成碳酸氢钠溶液，然后用氧气再生，重新生成的碳酸钠溶液可以反复使用，整个脱硫过程理论上仅消耗廉价的碳酸钠和氧气，不仅尾气的脱硫效果好，而且脱硫成本低，适于在工业上大范围推广应用。<pb pnum="1" />
Description
技术领域
本发明涉及煤化工或焦化行业的一种湿法脱硫技术。具体的说，是将含硫废液通过汽提后，将硫化氢气体经多级吸收及再生后转化为单质硫的工艺方法。本发明属于含硫废液、废气净化处理技术领域。
背景技术
由于近年来煤化工行业的煤焦油大量采用加氢精制和加氢裂化的生产工艺，加氢产物经高低压分离罐分离后，罐底的污水溶有大量硫化氢气体，而且加氢后的驰放气和废气中也含有大量的硫化氢气体，直接排放会造成严重的水体污染和空气污染，需要进行脱硫处理以达到排放要求，同时考虑使H2S转化为单质硫，避免造成二次污染。本发明可以将煤焦油加氢装置出来的含硫污水和含硫化氢气脱除到10ppm以下，具有良好的工业应用前景。
发明内容
本发明解决的技术问题在于提供一种能够脱出硫化氢回收硫磺的工艺。
有鉴于此，本发明提供了一种脱除硫化氢并回收硫磺的工艺，包括下列步骤：
（1）酸性水汽提吸收单元：含硫化氢的酸性水先经过汽提塔将硫化氢从塔顶蒸出，并连同酸性气进入多级吸收塔用碳酸钠溶液吸收，在吸收塔内气液逆流接触，碳酸钠溶液从塔顶喷淋流下，酸性气由塔底往上流，控制气液体积比为100～1500，经吸收后富含硫化物的富液进入富液槽；汽提塔塔釜温度为120～150℃，汽提塔塔顶温度为90～110℃，汽提塔压力为0.2～0.5MPa；吸收塔温度为30～50℃，吸收塔压力为0.1～0.4MPa；
（2）再生、过滤、熔硫单元：富液槽出来的含硫富液进入喷射再生槽，富液进入喷射器压力应确保达到0.4～0.6MPa，被再生的溶液经过滤机过滤后进入贫液槽，然后贫液进入脱硫塔循环使用，正常消耗的纯碱及脱硫催化剂由补充罐补给；再生槽出来的硫泡沫先进入到硫泡沫槽，再进入连续熔硫釜，分离的清液回脱硫系统，硫下降至釜下部高温区，被熔融成液体硫流出釜外，形成产品单质硫；再生槽温度控制为30～50℃；熔硫釜温度为100～140℃，压力为0～0.4MPa。
优选的，步骤（1）中所述的多级吸收塔为2～4级。
优选的，步骤（1）中所述的吸收塔中逆流接触的气液体积比为500～800。
优选的，步骤（1）中所述的汽提塔塔釜温度优选为140～150℃，汽提塔塔顶温度为100～110℃。
优选的，步骤（1）中所述的吸收塔温度为40～45℃。
优选的，步骤（2）中所述的再生槽喷射器压力为0.45～0.5MPa。
优选的，步骤（2）中所述的再生槽温度为35～40℃，熔硫釜温度为120～130℃。
本发明脱除硫化氢并回收硫磺的工艺具体为：含硫废水先进入汽提塔汽提硫化氢，汽提塔顶出来的硫化氢气体进入一级脱硫塔，进行一次脱硫。一级脱硫塔脱硫后的气体进入二级脱硫塔，这时99%以上的硫化氢已被脱除进入富硫化液。二级脱硫塔塔顶出来的符合排放要求的脱硫尾气送出系统可作为燃料气去燃气管网。二级脱硫溶液进入富液槽由富液泵打入喷射再生槽，被再生的溶液经过滤机过滤后进入贫液槽，然后由贫液泵打进脱硫塔循环使用。正常消耗的纯碱及脱硫催化剂有补充罐补给。再生槽出来的硫泡沫进入到硫泡沫槽，经由泡沫泵打进连续熔硫釜，分离的清液回脱硫系统，硫下降至釜下部高温区，被熔融成液体硫流出釜外，形成产品单质硫。
上述脱除硫化氢并回收硫磺涉及的主要反应为：
H2S+Na2CO3→NaHCO3+NaHS；
NaHS+1/2O2+CO2→S↓+NaHCO3；
H2S+1/2O2→SO2+H2O；
2H2S+SO2→3S+2H2O;
2NaHCO3→Na2CO3+H2O+CO2
本发明工艺的特点如下：
（1）采用两级吸收、自吸式喷射再生工艺。
（2）为了有效地降低贫液中悬浮元素硫和副反应产物，设置了真空过滤机。
（3）选用操作弹性大、阻力少、吸收效率高、运行可靠、结构简单的填料塔。
（4）采用高活性的脱硫催化剂，脱硫效率高，氧化速度快，既能脱除无机硫，也能脱除部分有机硫，并且硫泡沫多，硫颗粒大、易分离、不易堵塞设备。
附图说明
图1为本发明脱除硫化氢并回收硫磺的流程示意图；
图中1为汽提塔，2为汽提塔冷凝器，3为脱硫缓冲罐，4为一级喷射吸收器，5为富液槽，6为二级吸收液罐，7为一级脱硫塔，8为二级脱硫塔，9为再生喷射吸收器，10为再生槽，11为配料槽，12为储料槽，13为贫液槽，14为硫泡沫槽，15为真空转盘式过滤机，16为熔硫釜配料槽，17为熔硫釜，18为含硫废水，19为汽提蒸汽，20为排放废水，21为含硫废气，22为排放废气，23为压缩空气，24、25为脱离子水，26为催化剂，27为碳酸钠，28、29为熔硫釜加热蒸汽，30为硫磺。
具体实施方式
酸性水18进入汽提塔1，经过蒸汽19汽提其中的溶解硫化氢后，净化后酸性水20从汽提塔底部流出。汽提出的酸性气从汽提塔顶部出塔，经过汽提塔冷凝器2冷却后和加氢装置来的含硫化氢的池放气21混合，混合酸性气进入脱硫缓冲罐3；同时二级吸收液罐6过来的循环贫液高速通过一级喷射吸收器4，并将缓冲罐3中的酸性气吸入喷射吸收器4混合吸收；气液混合物然后进入富液槽5，分离出没有吸收的气体；没有被吸收的酸性气从富液槽5进入一级脱硫塔7进一步吸收，吸收硫化氢后的富液从一级脱硫塔7底部自流进入富液槽5；从7顶部出来的酸性气进入二级脱硫塔8再次吸收硫化氢，吸收硫化氢后的富液从8底部自流进入二级吸收液罐6，经过再次吸收硫化氢的气体22从二级脱硫塔8顶部出来，经过硫化氢在线分析仪在线检测合格后排放或进燃气管网。
吸收硫化氢后的富液从富液槽5抽出送入再生槽10顶部再生喷射吸收器9，经过喷射吸收空气让溶液中的催化剂充分吸收氧气；在催化剂作用下氧气在再生槽10内（富液一接触空气立即开始反应生成单质硫）将硫化氢氧化成单质硫。再生槽10底部的压缩空气分布管出来的空气23和喷射吸收过程多余的空气协同作用，将溶液中的单质硫吹成硫泡沫，再生槽10上部的齿型捕集器及溜槽迅速将硫泡沫导出，再生槽顶部设脱离子水24加入口。再生槽的操作是本装置的关键之一，应确保富液进入喷射器压力达到0.45～0.5MPa，保证空气的吸气量达到再生的要求。合理调整喷射器的使用，使其再生槽中的硫泡沫不因为槽中液体的剧烈翻腾将浮选出的硫泡沫打破，硫泡沫不能正常溢出，造成悬浮硫超高，影响脱硫效果，严重时会造成堵塔，系统压差增大。
从再生槽10导出的硫泡沫送入硫泡沫槽14，从再生槽10中部液位平衡器中导出的清液（即贫液）送入贫液槽13循环使用，由于蒸发和气体携带作用，贫液会减少；为了维持足够的循环贫液量，需补充的催化剂26、碳酸钠27及脱离子水25由配料槽11和储料槽12配置并储存，配好的脱硫溶液加入贫液槽13中。
硫泡沫槽14中的硫泡沫送入真空转盘式过滤机15滤出硫膏，硫膏送入熔硫釜配料槽16中搅拌稀释，用适量清水或熔硫釜上清液配置，配置浓度为30%左右。
稀释好的硫膏送入熔硫釜17，熔硫釜使用蒸汽28、29进行夹套加热，硫磺液经加热后破乳，不再分散在清液中，不断集聚下沉，根据密度不同得到分离，熔硫釜底部温度一般控制在120℃以上，从熔硫釜17底部放出单质硫磺30；清液从上部清液口排出，返回熔硫釜配料槽12做为稀释液循环使用，熔硫釜17内部压力控制0.35MPa。
以上所述内容仅为本发明构思下的基本说明，而依据本发明的技术方案所作的任何等效变换，均应属于本发明的保护范围。
下面结合实施例对本发明作进一步说明，但实施例并不限制本发明的范围。
实施例1
酸性水18进入汽提塔1，经过蒸汽19汽提其中的溶解硫化氢后，净化后酸性水20从汽提塔底部流出。汽提出的酸性气从汽提塔顶部出塔，经过汽提塔冷凝器2冷却后和加氢装置来的含硫化氢的池放气21混合，混合酸性气进入脱硫缓冲罐3；同时二级吸收液罐6过来的循环贫液高速通过一级喷射吸收器4，并将缓冲罐3中的酸性气吸入喷射吸收器4混合吸收；气液混合物然后进入富液槽5，分离出没有吸收的气体；没有被吸收的酸性气从富液槽5进入一级脱硫塔7进一步吸收，吸收硫化氢后的富液从一级脱硫塔7底部自流进入富液槽5；从7顶部出来的酸性气进入二级脱硫塔8再次吸收硫化氢，吸收硫化氢后的富液从8底部自流进入二级吸收液罐6，经过再次吸收硫化氢的气体22从二级脱硫塔8顶部出来，经过硫化氢在线分析仪在线检测合格后排放或进燃气管网。
吸收硫化氢后的富液从富液槽5抽出送入再生槽10顶部再生喷射吸收器9,经过喷射吸收空气让溶液中的催化剂充分吸收氧气；在催化剂作用下氧气在再生槽10内（富液一接触空气立即开始反应生成单质硫）将硫化氢氧化成单质硫。再生槽10底部的压缩空气分布管出来的空气23和喷射吸收过程多余的空气协同作用，将溶液中的单质硫吹成硫泡沫，再生槽10上部的齿型捕集器及溜槽迅速将硫泡沫导出，再生槽顶部设脱离子水24加入口。再生槽的操作是本装置的关键之一，应确保富液进入喷射器压力达到0.45～0.5MPa，保证空气的吸气量达到再生的要求。合理调整喷射器的使用，使其再生槽中的硫泡沫不因为槽中液体的剧烈翻腾将浮选出的硫泡沫打破，硫泡沫不能正常溢出，造成悬浮硫超高，影响脱硫效果，严重时会造成堵塔，系统压差增大。
从再生槽10导出的硫泡沫送入硫泡沫槽14，从再生槽10中部液位平衡器中导出的清液（即贫液）送入贫液槽13循环使用，由于蒸发和气体携带作用，贫液会减少；为了维持足够的循环贫液量，需补充的催化剂26、碳酸钠27及脱离子水25由配料槽11和储料槽12配置并储存，配好的脱硫溶液加入贫液槽13中。
硫泡沫槽14中的硫泡沫送入真空转盘式过滤机15滤出硫膏，硫膏送入熔硫釜配料槽16中搅拌稀释，用适量清水或熔硫釜上清液配置，配置浓度为30%左右。
稀释好的硫膏送入熔硫釜17，熔硫釜使用蒸汽28、29进行夹套加热，硫磺液经加热后破乳，不再分散在清液中，不断集聚下沉，根据密度不同得到分离，熔硫釜底部温度一般控制在120℃以上，从熔硫釜17底部放出单质硫磺30；清液从上部清液口排出，返回熔硫釜配料槽12做为稀释液循环使用，熔硫釜17内部压力控制0.35MPa。
对处理之前的废气和处理之后的废气进行检测，测试结果如表1所示。表1为本发明实施例1～实施例4废气中硫化氢含量数据表。
实施例2
与实施例1的操作步骤相同，区别在于，再生槽的温度为30℃。
实施例3
与实施例1的操作步骤相同，区别在于，一级脱硫塔7与二级脱硫塔8的温度为40℃，酸性气与吸收液的体积比为1000，再生槽的温度为30℃。
实施例4
与实施例1的操作步骤相同，区别在于，一级脱硫塔7与二级脱硫塔8的温度为40℃，酸性气与吸收液的体积比为1000，再生槽的温度为40℃。
表1实施例1～实施例4废气中硫化氢含量数据表
以上实施例的说明只是用于帮助理解本发明的方法及其核心思想。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以对本发明进行若干改进和修饰，这些改进和修饰也落入本发明权利要求的保护范围内。
对所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的专业技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。
Claims (7)
1.一种脱除硫化氢并回收硫磺的工艺，其特征在于，包括下列步骤：
(1)酸性水汽提吸收单元：含硫化氢的酸性水先经过汽提塔将硫化氢从塔顶蒸出，并连同酸性气进入多级吸收塔用碳酸钠溶液吸收，在吸收塔内气液逆流接触，碳酸钠溶液从塔顶喷淋流下，酸性气由塔底往上流，控制气液体积比为100～1500，经吸收后富含硫化物的富液进入富液槽；汽提塔塔釜温度为120～150℃，汽提塔塔顶温度为90～110℃，汽提塔压力为0.2～0.5MPa；吸收塔温度为30～50℃，吸收塔压力为0.1～0.4MPa；
(2)再生、过滤、熔硫单元：富液槽出来的含硫富液进入喷射再生槽，富液进入喷射器压力应确保达到0.4～0.6MPa，被再生的溶液经过滤机过滤后进入贫液槽，然后贫液进入脱硫塔循环使用，正常消耗的纯碱及脱硫催化剂由补充罐补给；再生槽出来的硫泡沫先进入到硫泡沫槽，再进入连续熔硫釜，分离的清液回脱硫系统，硫下降至釜下部高温区，被熔融成液体硫流出釜外，形成产品单质硫磺；再生槽温度为30～50℃；熔硫釜温度为100～140℃，压力为大于零且小于等于0.4MPa。
2.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤(1)中所述的多级吸收塔为2～4级。
3.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤(1)中所述的吸收塔中逆流接触的气液体积比为500～800。
4.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤(1)中所述的汽提塔塔釜温度为140～150℃，汽提塔塔顶温度为100～110℃。
5.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤(1)中所述的吸收塔温度为40～45℃。
6.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤(2)中所述的再生槽喷射器压力为0.45～0.5MPa。
7.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤(2)中所述的再生槽温度为35～40℃，熔硫釜温度为120～130℃。
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