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1 前 言
目前,在湿式氧化法脱硫中,对于吸收塔的选择大多仍是采用了传统的填料塔。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。液体在初始分布后,经填料层向下流动时,有逐渐向塔壁集中的趋势,使得塔壁附近的液流量逐渐增大,这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均,从而使传质效率下降。因此,当填料层较高时,需要进行分段,中间设置再分布装置。上层填料流下的液体经液体再分布器,重新分布后喷淋到下层填料上。这是克服液体的不良分布现象,保证全塔效率,解决填料塔放大效应的唯一途径。
化肥厂的脱硫塔填料段间液体分布器以前比较少见,现在随着化肥生产规模不断的扩大,脱硫塔也越建越大。对溶液在塔内的初始分布及再布提出了更高的要求。为了避免脱硫塔内溶液偏流壁流,塔内填料段之间都安装了液体分布器,这样虽然克服了溶液偏流壁流影响脱硫效率的弊端,但不少厂也形成新的问题,主要是液体分布器使用不当致使溶液产生气阻,造成脱硫塔阻力升高的现象。笔者在很多厂都遇到过这样的问题,现用一个厂的实例进行阐述和分析。
2 该厂半水煤气脱硫工艺设备概况
山西一个600kt/a尿素的大型化肥厂,半水煤气量128km3/h,脱硫塔直径6,600mm,塔内装三段Φ76阶梯环,填料段之间装有液体分布器,该分布器液体淋降点直径为Φ18,个数2954个,升气管为Φ108,个数380个。再生槽直径Φ7,000mm,配置Φ30喷射器26支,其中常开15支。脱硫与再生泵各两台,流量均为420m3/h,另公共备用一台相同流量的泵。入口H2S 0.6g/m3左右,出口要求H2S为 100 mg/m3~120mg/m3。以Na2CO3水溶液为吸收剂,采用栲胶+矾脱硫催化剂,湿式氧化法脱硫,喷射再生工艺。
3 存在的主要问题
该厂为新建装置,于2008年底开车,脱硫效率在低碱度(碱度0.2mol/L左右)情况下就能完全满足工艺需要。但是有一个致命弱点,就是堵塔严重。塔压差上升很快,开车不久,就因塔阻力增长过快而不得不停车清洗。脱硫塔检修清塔后不到一个月塔压差就从2 KPa上升至12KPa,最高时脱硫塔阻力高达21 KPa,严重影响了全厂的正常生产。开车不到一年的时间里,先后对该塔处理了三次,但效果都不理想。
4 处理过程
笔者曾于2009年五六月份去过该厂,发现设计存在缺陷。因变换系统为全低变,出口H2S不能太低,必须控制在一定范围内,这么大的脱硫塔没有配煤气副线(即煤气入出口近路),调节H2S只能用增减溶液循环量进行,溶液循环量又很小,只有800m3/h左右,即认定堵塔原因是溶液喷淋密度过小造成的。建议其增配煤气副线,用煤气付线来调节控制H2S,不要用减少溶液循环量来调控。该厂增配了Φ426mm的煤气副线,仍然没有解决塔压差上升很快的问题。
2009年11月,我们东狮公司的技术人员第二次去了该厂,建议试用“888”脱硫催化剂,利用888脱硫催化剂特有的清塔降阻能力进行处理。并再次认定溶液循环量过小是造成堵塔的主要原因(按照当时泵的运行情况,考虑到两台泵并联时泵的出力效率、泵出口ф426总管上因加装流量计配有一段长度5米的ф273细管、泵扬程与塔高相差不多等因素,并参考喷射器型号及开启支数,可以确定当时的溶液循环量约为700 m3/h,那么,其喷淋密度仅为20m3/m2.h,液气比为5.6L/m3,远不能满足填料塔对喷啉密度35~50 m3/m2.h和液气比≥12L/m3的基本要求),建议增设一台贫液泵来加大溶液循环量。并与该厂生产管理人员一起,集思广益,共同研究探讨,决定在未加泵之前先临时用那台公用的备用泵抽富液打入脱硫塔,暂不考虑溶液成分,强制加大溶液循环量,并配合频繁调节煤气副线,不断破坏塔内气液相平衡,使塔内气流速度发生变化。同时,在888脱硫催化剂的加入方法和形式,再生温度等方面也采取了一些措施。经过大家的共同努力,结果在使用888脱硫催化剂的第四天上午,脱硫塔压差在几分钟之内从12KPa降至2.8KPa,脱硫液中的悬浮硫从0.1g/L增至3.27g/L,说明脱硫塔被处理通了。我们公司技术人员和该厂人员皆大欢喜。随后规定每个班都用以上方法冲塔两小时,因频繁开停备用泵和调节喷射器太麻烦,改变用备用泵打富液自我循环,不再调节喷射器,溶液循环量不再减少,溶液循环量从700m3/h增至1150 m3/h,每班仅用两小时开关煤气副线冲塔,一直到新增了贫液泵,开启三台富液泵和三台泵贫液泵,溶液循环量虽没有改变,但溶液质量改变了,全部成了再生好的贫液。
5 效 果
从新泵增加后的运行效果看,硫黄产量明显比使用栲胶时增多了,从平均每天40余块增至60余块,但塔压差仍缓慢增长,从2.8KPa逐渐增至7KPa,虽经冲塔压差能降下来,但慢慢又增长上去,不能彻底解决问题。
6 仍存在的问题及原因分析
脱硫系统在增加了贫液和富液泵,循环量增加了,喷淋密度和液气比基本都能达到要求的情况下,为什么还会出现系统阻力的波动呢?经反复观察和分析,笔者认为,在目前情况下,脱硫塔压差上升的主要原因不是塔内填料堵塞造成,而是塔内填料段之间的液体分布器作祟,判断依据主要有以下几点:
(1) 2022-09-28检修完毕开车,至11月19日脱硫塔压差从2KPa左右升至12Kpa;2022-09-28检修完毕至6月初脱硫塔压差从2KPa升至7KPa,速度之快超过寻常。在入口H2S仅0.6g/m3左右,其它工艺条件也基本满足需要,工况没有大的变化的情况下,不太可能是填料积硫堵塞。
(2)脱硫系统使用“888”脱硫催化剂和增加溶液循环量后,硫黄产量有大幅度增多,尤其是冲洗当天硫黄产量超过平时的1倍多,最多达到100余块,但即使这样,脱硫塔压差仍缓慢增长,此情况不像填料堵塞。另外,如果是塔内填料堵塞,冲洗时脱硫塔的压差不可能瞬时下降过快,只能是缓慢下降。而且,实际的硫黄产量基本和理论硫黄产量相差无几,至少说明没有产生新的堵塞。
(3)在增加溶液循环量和开关煤气副线冲塔过程中,脱硫塔压差波动很大,有时压差高达20 KPa,尤其是增加“888”催化剂含量时容易出现这个现象。说明冲洗过程中溶液硫含量增加和气流速度的改变,使溶液的流动性和表面张力发生了变化,在液体分布器处出现了拦液现象,造成脱硫塔压差波动大。
(4) 脱硫塔在2022-09-28检修前曾测试过塔内各段之间的压差,下段压差2.0KPa,中段压差8.0KPa,上段压差3.1KPa,(中段和上段压差均包括有液体分布器),说明压差主要在中段,而不是像其他厂塔硫堵主要在下段。检修时只更换了中段填料和冲洗了液体分布器(由于设计问题,液体分布器上方无人孔,所以堵塞情况看不到,当清理出填料能看到液体分布器时,却早不是停车时的原始状态了),塔压差就从13 KPa降至2.3 KPa。中段填料眼观堵塞也并非严重。说明塔压差主要是分布器有积硫加之空塔气流速度大(脱硫塔空速1米/秒以上),造成溶液流动不畅和气阻致使脱硫塔压差上升。
(5)纵观全国有不少化肥厂脱硫塔都是因溶液分布器不合适造成塔压差高。如山西晋城6013化肥厂,变脱2.7 MPa,脱硫塔运行中压差高达70 KPa~80 KPa,检修时将上部溶液分布器孔从Ф18mm扩至Ф20mm,压差立即从70 Kpa~ 80 KPa降至25 KPa,因停车检修时间短而没有将下部溶液分布器扩孔,否则压差会降得更低。山西晋丰闻喜化肥厂和山西丰喜临猗化肥厂脱硫塔溶液分布器孔均因压差高被扩大,解决了长期困扰的塔压差高问题。
(6)脱硫塔内溶液分布器造成的压差高,有一个共同特点,就是在脱硫液中加入植物油或打熔硫废液时塔压差会短时间降低,主要原因可能是瞬时改变了脱硫液的表面张力所致。
7 体会与结语
工艺与设备的合理配置是脱硫运行稳定的基础和基石。对于该厂脱硫问题的处理,增加循环量以保证基本的喷淋密度与液气比,这个思路是不容置疑的。但是,在增加循环量的同时,应该同时考虑到脱硫塔的内件适应程度以及别的因素。只有全面考虑,统筹安排才能制订出切实可行的处理措施,才能少走弯路,这是我们以后所要注意的。
这个厂的案例也给别的企业带来了启示,特别是脱硫塔有液体分布器的厂,在脱硫系统入口H2S含量,溶液循环量,煤气流量等工艺设备条件发生大的改变时,一定要考虑到溶液分布器及再布器对脱硫塔阻力的影响。只有把工作做到前面,防患于未燃,才能确保脱硫系统的长周期稳定运行。

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