真空碳酸钾法焦炉煤气脱硫工艺优化与创新

朱乐群，王永林

（马鞍山钢铁股份有限公司煤焦化公司，安徽马鞍山243000）

真空碳酸钾法焦炉煤气脱硫工艺优化与创新

朱乐群，王永林

（马鞍山钢铁股份有限公司煤焦化公司，安徽马鞍山243000）

介绍了真空碳酸钾煤气脱硫工艺的工艺原理、工艺流程、主要工艺控制指标、工艺特点等，分析了该工艺在运行过程中存在的一些问题，为解决这些问题进行了工艺优化与创新。

真空碳酸钾法；煤气脱硫；优化与创新

1 前言

马钢新区焦炉煤气净化系统是与2×70孔7.63 m大容积焦炉（年产干全焦220万t）相配套，煤气处理量为13万m3/h，采用的脱氨、脱硫、脱氰工艺为喷淋饱和器生产硫铵、真空碳酸钾脱硫脱氰、克劳斯生产元素硫工艺。具体的煤气净化工艺见图1。

图1 真空碳酸钾法脱硫的煤气净化工艺流程示意图

真空碳酸钾法焦炉煤气脱硫工艺为引进德国Uhde公司的脱硫工艺技术，Uhde公司负责此工艺的基本设计，中冶焦耐工程技术有限公司负责详细设计及相关的其他工序的工程设计。

2 真空碳酸钾法焦炉煤气脱硫工艺简介

2.1 工艺流程

真空碳酸钾法焦炉煤气脱硫工艺见图2。

真空碳酸钾法的脱硫工艺属于湿式吸收法，与喷淋式饱和器法生产硫铵的工艺相配套。经洗苯后的煤气进入脱硫塔下段，下段用再生塔底来的贫液喷洒，煤气中的H2S、HCN、CO2等酸性气体被贫液吸收，其主要反应为：

为进一步降低焦炉煤气中H2S含量，在脱硫塔上部增加了一个NaOH溶液洗涤段。在该洗涤段用5%的NaOH溶液再次对煤气中的H2S进行洗涤，脱硫后的净煤气去用户。在洗涤段使用后的NaOH溶液，送往蒸氨塔分解剩余氨水中的固定铵盐。

脱硫塔底的富液再经富液/贫液换热器与热贫液换热后，从再生塔顶部进入进行再生。再生在真空低温下进行，由塔底再沸器间接加热富液，使酸性成分解吸，其反应如下：

图2 真空碳酸钾法的脱硫工艺流程图

富液解吸所需的热量由一台蒸汽再沸器和两台热水再沸器提供。正常条件下，克劳斯装置所产的低压蒸汽全部用于蒸汽再沸器，其余的热量由热水提供，热水在初冷器和脱硫单元之间循环使用。一旦某台热水再沸器不能正常使用，不足的热量由外部的低压蒸汽补给；若蒸汽再沸器不能正常使用，所需的热量由热水提供。

再生后的贫液经贫富液换热及冷却后入脱硫塔循环使用。再生塔顶出来的酸性气体进冷凝冷却器，经分离器除去冷凝液后，用真空泵将酸性气体送至硫回收单元。

循环碱液槽中需补充软水和新碱（KOH）。为了控制循环碱液中盐的含量，部分溶液必须外排，废液排到煤气净化系统。

2.2 主要工艺操作控制指标（煤气处理量130000 m3/h）

脱硫塔进口煤气温度：～27℃

再生塔顶温度：～55℃

再生塔底温度：～60℃

再生塔操作压力：～－85 kPa

K2CO3溶液循环量：～172 m3/h

粗煤气中H2S含量：～7600 mg/m3

净煤气中H2S含量：＜200 mg/m3

50%KOH溶液耗量：～770 kg/d

50%NaOH溶液耗量：～270 kg/h

2.3 工艺特点

（1）富液再生采用真空解吸法，操作温度为55～60℃，脱硫和再生在低温低压下运行，腐蚀小，对设备材质要求不高，吸收塔、再生塔及大部分设备材质为碳钢，使整个装置投资减少。

（2）煤气净化效果好，正常工况下，脱硫效率可达95%以上，脱氰效率可达80%。在脱硫塔上部设有NaOH溶液洗涤段，进一步降低了煤气中H2S含量，可使净煤气中H2S含量降到200 mg/m3左右，满足环境保护和一般冶金燃气的质量要求。

（3）再生塔的热源为废热锅炉所产的蒸汽或初冷器所产的热水，不需外加蒸汽；贫液与富液进行热交换，既降低了贫液的温度，又提高了富液的温度。最大限度地利用系统的余热，提高了整个装置的热效率。

（4）废液排到煤气净化系统，无废液外排。但因废液含有钾离子，回兑至系统中，对焦油质量会有一定的影响。

（5）洗氨工艺与脱硫工艺相互独立，工序之间的适应性较好，对公用介质的要求相对较低，遇有停电、停汽、停水等特殊情况，恢复生产快，系统的可靠性和稳定性好。

3 存在问题

Uhde公司之前设计投产的真空碳酸钾法焦炉煤气脱硫工艺最大的煤气处理量仅为4.8×104m3/h，而马钢新区焦化的煤气处理量为13×104m3/h，是目前世界上煤气处理量最大的真空碳酸钾法焦炉煤气脱硫工艺。Uhde公司可能是由于技术保密的原因，没有很详细提供该工艺的原理和机理，另外也可能缺少大煤气处理量的操作经验，因此在提供操作依据时只给了特定的操作参数，而没有给出操作范围的参数，加上主要设备都是国内制造，在开工初期就出现了以下一些问题：

（1）脱硫液颜色发黑；

（2）脱硫再生的真空泵系统、酸汽管道系统及Claus系统堵塞严重；

（3）NaOH、KOH的消耗偏高，调试阶段KOH的消耗高达60 t/月，是设计值的2～3倍；

（4）脱硫贫液中的H2S含量和不可再生盐的含量比设计值高很多；

（5）脱硫后煤气中的H2S含量大于保证值≤300 mg/m3的指标等问题。

尤其是系统的堵塞问题严重地影响了脱硫系统的正常运行，在投产后的短短几个月内，因脱硫系统堵塞严重而多次停产，给公司造成了很大的损失。为此，马钢与安徽工业大学合作成立课题组对此脱硫工艺的工艺机理及问题产生的原因等方面进行了研究。

4 原因分析及解决办法

4.1 脱硫液颜色发黑原因

洗苯塔塔顶的贫油布液方式采用的是喷头喷洒形式，因喷头喷洒时至洗油雾化，塔顶捕雾器的捕雾效果较差，造成洗苯塔后的煤气夹带的洗油进入脱硫塔，致使脱硫液颜色发黑，影响脱硫富液的再生和克劳斯制硫系统的正常操作。

解决办法：将洗苯塔塔顶的贫油布液方式由原来的喷头形式改成为溅液盘形式的布液装置，布液装置上部设置一层捕雾层，并加大塔顶捕雾器的捕雾面积，这样降低了洗油的雾化，减少了煤气夹带的洗油，解决了脱硫液颜色发黑的问题。

4.2 脱硫再生的真空泵系统、酸汽管道系统及Claus系统堵塞原因

酸汽管道固体堵塞物中含有碳酸氢钾、硫氰酸钾及硫代硫酸钾等盐类约10%，含水及低沸点挥发物约50%，低沸点挥发物中焦油、萘等，含量大约为10%，高沸点有机物约占30%，其中灰份含量约为2%，还有少量的铁锈、煤粉及焦粉。堵塞物中盐类主要来源于再生塔脱硫液，表明系统存在较严重的雾沫夹带。在水环式真空泵后管道内酸气压力升高，酸气中水分凝结，酸气夹带的盐份和萘随水一起冷凝结晶，铁锈、煤粉焦粉、焦油等有机物也随之沉积下来，形成黑色沉积物，堵塞管道。真空泵机组系统及Claus系统的堵塞以煤粉焦粉、焦油类等为主。

解决办法：真空泵冷却循环液中连续补充一定量的软水，维持循环液的清洁，并在酸汽管道上作适当的改造。

4.3 NaOH、KOH的消耗偏高原因

将原设计的KOH间歇加入改为连续加入，刚加入时因脱硫液总钾浓度高脱硫效果较好，随后脱硫效果逐渐变差，另外，为了保持脱硫贫液中硫氰酸钾、硫代硫酸钾、黄血盐等不可再生盐的含量15 g/L左右，加大了脱硫贫液的外排量，致使KOH的消耗过大。NaOH消耗偏高主要是因为脱硫后煤气中H2S含量偏高，增加了NaOH的加入量，这样使得蒸氨废水中含硫及含氰过高，还会严重影响生化的正常操作。

解决办法：将原设计的KOH间歇加入改为连续加入，避免了对循环液总钾浓度的冲击，循环液浓度和酸汽量更稳定。NaOH的消耗量要严格按照略大于满足分解剩余氨水中的固定铵含量为前提。

4.4 脱硫贫液中的H2S含量和不可再生盐的含量偏高的原因

开工初期贫液中的H2S含量高达1 g/L以上，脱硫贫液中硫氰酸钾、硫代硫酸钾、黄血盐等不可再生盐的含量高达35 g/L以上，很难控制在15 g/L左右，否则，脱硫贫液的外排量要增加很多，KOH的消耗也很高。

解决办法：保证再生塔顶真空度维持在-85 kPa左右，热水再沸器正常运行的前提下，适当增加蒸汽再沸器的蒸汽量，脱硫贫液中的硫化氢含量可降到0.5 g/L左右。正常的KOH的消耗情况下，不可再生盐的含量很难控制到15 g/L。

4.5 脱硫后煤气中的H2S含量偏高原因大于保证值≤300 m g/m3的指标等问题

开工初期脱硫后煤气中的H2S含量高达500 mg/m3左右，主要是脱硫系统堵塞，再生塔顶真空度偏低，脱硫贫液中的硫化氢含量高等所致。

解决办法：通过对脱硫工艺的工艺机理研究及工艺优化，解决了系统堵塞、摸索出了较佳的工艺条件，脱硫后煤气中的H2S含量基本能控制在200 mg/m3左右。

5 结论

（1）改变洗苯塔进料的分布方式，增加捕雾层，减少洗苯塔后煤气带油，解决了脱硫液颜色发黑的问题。

（2）原设计贫液总钾控制水平为80 g/L，工艺优化后贫液总钾控制水平可以降至50 g/L，在此总钾控制水平下仍有较高的脱硫效率（大于96%），又能降低碱耗、减少硫氰酸钾、硫代硫酸钾、黄血盐等不可再生盐的生成。

（3）脱硫贫液中硫氰酸钾、硫代硫酸钾、黄血盐等不可再生盐的含量控制水平可达30 g/L，在此控制水平下脱硫效率影响不大，比原设计控制水平15 g/L要求低，这样可降低KOH消耗量和减少脱硫废液的外排量。

（4）KOH间歇加入改为连续加入后，避免了对循环液总钾浓度的冲击，循环液浓度和酸汽量更稳定，并可降低KOH的消耗。

（5）再生塔底温度维持在61℃左右，再生塔顶真空度维持在-84.5 kPa左右，脱硫富液解析较好，脱硫贫液中的硫化氢含量可达到0.5 g/L左右，满足原设计给出的0.55 g/L的要求，其脱硫效率可达96%以上。

（6）通过对真空泵和酸汽管道的工艺改进和完善，解决了真空泵和酸汽管道系统的堵塞问题。

（7）目前真空冷凝液的外排量约为2 t/h左右，脱硫废液（贫液）的外排量为0.3 t/h左右，均排至剩余氨水系统，不存在多数同行因废液量过多影响生化后出水指标的问题。

表1 两个高炉消耗煤气费用统计表

5.2 换热器大修改造

换热器大修改造前、后换热能力比较见表2。

表2 改造前、后换热器换热能力

效果：换热器停用后掺烧转炉煤气15000 m3，炉顶温度最高平均1330℃。换热器大修前煤气、空气共预热提高83℃，换热器大修后煤气、空气共预热提高224℃，烟气换热器进口压力由5.6 kPa降到0.3 kPa。

5.3 喷煤加热炉改造后在相同煤气消耗情况下，加热炉温度提高18℃，节能降耗效果明显。利用了废烟气本身的温度与残留煤气。在台、时、产量不变的前提下，使高炉煤气最高使用量由6500 m3/h减少至4500 m3/h，每天可节约煤气3.2万m3。

收稿日期：2014－10－11

作者简介：王健（1971－），男，1997年毕业于河北职工大学机电一体化专业，工程师，现从事设备管理工作。

Optim ization and Innovation of Coking Gas Desulphurization Process w ith Vacuum Potash M ethod

ZHU Lequn，WANG Yonglin
(The Coal and Coking Company of Maanshan Iron&Steel Co.,Ltd.,Maanshan,Anhui 243000,China)

The operation principle,process flow,major control targets,technological characteristics of coking gas desulphurization process of vacuum potash method are introduced. Problems existing in the process operation were analyzed and the process was optimized and innovated to solve these problems.

vacuum potash process;coking gas desulphurization;optimization and innovation

TQ546.5

B

1006-6764(2015)02-0011-04

2014－10－20

朱乐群（1970－），男，高级工程师，现从事生产技术管理工作。