第一講 硫的基礎知識

從天然氣中脫除的H?S

不能直接放入大氣中去，其原因有：污染環(huán)境對生產(chǎn)和利用都有不利影響生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)硫磺對環(huán)境保護要求的日益嚴格，出于環(huán)境保護的需要從H?S

生產(chǎn)硫磺的方法克勞斯

(Claus)

法

(以生產(chǎn)硫磺為目的)直接轉化法

(以脫除天然氣中的H?S

為目的)

(

如Lo-Cat

法)克勞斯法尾氣處理反應是可逆反應有其他硫損失等原因常規(guī)克勞斯法的硫收率只能達到92%-95%

(max97%)需配備尾氣處理裝置處理難獲經(jīng)濟效益，有非常顯著的的環(huán)境效益和社會效益第四章硫磺回收及尾氣處理國

家裝置規(guī)模/(t/d)<0.30.3～22～55～1010～2020～5050～20002000～10000美國得克薩斯州新建裝置焚燒96.097.5～98.598.5～99.899.8已建裝置焚燒96.096.0～98.598.5～99.899.899.8加拿大709096.398.5～98.899.8意大利959697.5德國979898.5日本99.9法國97.5荷蘭99.8英國98一、硫磺回收裝置尾氣SO?

排放標準(一)國外標準表

4

-

1

一些國家對硫磺回收裝置硫收率的要求第

一

節(jié)

尾

氣S02

排

放

標

準

及

工

業(yè)

硫

磺

質(zhì)

量

指

標%(質(zhì)量分數(shù))由表4-1可以看出：1.

一些國家尤其是美國根據(jù)裝置規(guī)模不同而有不同的硫收率要求，規(guī)模愈大要

求愈嚴；2.

各國從自身國情出發(fā)，其標準差別很大。例如，加拿大因地廣人稀故其標準

較美國要寬，而日本由于是人口密集島國，故其標準最嚴；3.

隨著經(jīng)濟發(fā)展和環(huán)保意識的增強，這些國家所要求的硫收率也在不斷提高。(二)我國標準我國在2019年執(zhí)行的GB16297—2019

《大氣污染物綜合排放標準》中對SO?的排放不僅有嚴格的總量控制(即最高允許排放速率),而且同時有非常嚴

格的SO,排放濃度控制(即最高允許排放濃度),見表4-2。最高允許排放濃度①/(mg/m3)排氣筒高度/m最高允許排放速率①/(kg/h)一

級二級三

級1200(960)151.63.0(2.6)4.1(3.5)202.65.1(4.3)7.7(6.6)308.817(15)26(22)401530(25)45(38)502345(39)69(58)603364(55)98(83)704791(77)140(120)8063120(110)190(160)9082160(130)240(200)100100200(170)310(270)①

括號外為對1997年1月1日前已建裝置要求，括號內(nèi)為對1997年1月1日起新建裝置要求。表

4

-

2

我國《大氣污染物綜合排放標準》中對硫磺生產(chǎn)裝置

SO?

排放限值二、

硫的物理性質(zhì)與質(zhì)量指標(一)硫的主要物理性質(zhì)硫的主要形態(tài)有四種：斜方晶硫：

由八原子環(huán)

(S?

環(huán))組成的結晶形式，由常溫直到95.6℃是處于穩(wěn)定形式的斜方晶硫，又稱正交晶硫或硫；單斜晶硫：

也由八原子環(huán)

(S&環(huán))組成的結晶形式，但排列方式和間距與斜方晶硫不同，斜方晶硫溫度超過95.6℃即可轉變?yōu)閱涡本Я?，又稱β硫。

由95.6℃直到熔點為止，單斜晶硫是固硫的穩(wěn)定形式。無定性硫：

將液硫加熱到接近沸點時傾入冷水迅速冷卻得到的固硫，由于具有彈性，故又稱之為彈性硫。不溶硫：

不溶于CS?

的硫磺，也稱聚合硫、白硫或

硫，主要用作橡膠制品，特別是子午胎的硫化劑。硫磺的物理性質(zhì)見表4-3。項

目數(shù)

值項

目數(shù)

值原子體積/(mL/mol)正交晶單斜晶沸點(101.3kPa)/℃相對密度(d40)正交晶單斜晶著火溫度/℃1516.4444.62.071.96248～261折射率(n2)正交晶單斜晶臨界溫度/℃臨界壓力/MPa臨界密度/(g/cm3)臨界體積/(mL/g)1.9572.038104011.7540.4032.48表

4

-

3

硫磺的主要物理性質(zhì)(二)工業(yè)硫磺質(zhì)量指標工業(yè)硫磺產(chǎn)品呈黃色或淡黃色，有塊狀、粉狀、粒狀及片狀。我國國家標準《工業(yè)硫磺》

(GB2449-1992)

中對工業(yè)硫磺的質(zhì)量指標見表4-4。表中的優(yōu)等品已可滿足我國國家標準《食品添加劑硫磺》

(GB3150-2019)

的要求。表4-4

我國工業(yè)硫磺質(zhì)量指標項

目硫(S)/%(≤)水分/%(≤)灰分/%(≤)酸度(以

H?SO?計)/

%(≤)有機物/%(≤)砷(As)/%(≤)鐵(Fe)/%(≤)篩余物21%粒度大于150μm粒度為75150μm優(yōu)等品99.902.0/0.10③0.030.0030.030.00010.003無0.5一等品99.502.0/0.5030.100.0050.300.010.005無1.0合格品99.002.0/1.00③0.200.020.800.053.04.0①表中的質(zhì)量指標均為質(zhì)量分數(shù)；②篩余物指標僅用于粉狀硫磺；③固體硫磺、液體硫磺第二節(jié)

克勞斯法硫磺回收原理與工藝一

、克勞斯法反應與平衡轉化率(

一

)

克

勞

斯

法

反

應克勞斯法是將H?S的氧化分為兩個階段：①熱反應段或燃燒反應段，即在反應爐(也稱燃燒爐)中將1/3體積的H?S燃燒生成S0,,

并放出大量熱量，酸氣中的烴類也全部在此階段燃燒；②催化反應段或催化轉化段，即將熱反應段中燃燒生成的S0,與酸氣中其余2/3體積的H,S在催化劑上反應生成元素硫，放出的熱量較少。反應段

△H(298K)=-518.9kJ/mol

(4-2)催化反應段

△H(298K)=-96.

1kJ/mol

(4-3)總反應

：

△H(298K)=-615.0kJ/mol

(4-4)

式中

Kp——

氣相克勞斯反應(4-3)在某一給定溫度下的平衡常數(shù)；p;——反應達到平衡時體系中i組分(即Sr、H?O、H?S

及

SO?)

的分壓，kPa

(絕)或atm

(絕);π——體系總壓，

kPa

(絕)或atm

(絕)。(二)克勞斯法平衡轉化率Mp以反應(4-3)為例，該反應是可逆反應，低壓下此氣相反應的平衡常數(shù)kp可表示為由H?S轉化為硫的平衡轉化率與溫度的關系圖可知：①平衡轉化率在550℃時出現(xiàn)最低點右側-火焰反應區(qū)(熱反應區(qū))

T個

n<70%左側

-

催化反應區(qū)

T個η個②

T

和P對H?Sη

影響可用不同形態(tài)硫分子來解釋。火焰反應區(qū)，S?

,吸熱，個TPJ

有利于反應進行。催化反應區(qū)，

S?

和Sg,

放熱，n↓T

|P個有利于反

應進行。圖4

-

3

H?S

轉化為硫的平衡轉化率\o轉化率/9溫度/℃③隨反應溫度降低，反應速度變慢。須cat

加速反應，低溫達到高軒

七率。④熱反應區(qū)的反應爐和催化反應區(qū)各級轉化器出口過程氣中含有雜質(zhì)，硫分壓降低

有利于反應進行，且硫蒸氣易冷凝，在反應爐和各級轉化器后設置硫冷凝器，將反

應生成的元素硫分離出來，以提高平衡轉化率。分出硫蒸氣也可相應降低下一級轉

化器出口過程氣的硫露點，使下一級轉化器可在更低溫度下操作。⑤雖然在催化反應區(qū)中溫度較低對反應有利，為有較高的反應速度，并確保過程氣

的溫度高于硫露點，過程氣在進入各級轉化器之前必須進行再熱。⑥氧氣用量過剩并不能增加轉化率(多余的氧將和H?S反應生成SO?,

非元素硫)。但

提高空氣O?

含量(富氧空氣)和酸氣中的H?S

含量則有利于增加轉化率。這已在富

氧克勞斯法(COPE

法)等中得到應用。還含有N?

、CO?

、H?O、H?

以及未反應的H?S

和SO?

、COS、CS?

等硫化物(a)直流法

(b)分流法

(c)硫循環(huán)法

(d)

直接氧化法圖

4

-

4

克勞斯法主要工藝原理流程圖二、

克勞斯法工藝流程、設備和影響硫收率的因素(一)工藝流程酸氣中H?S體積分數(shù)/%55～10030～55①15～3010~155~10<5推薦的工藝流程直流法預熱酸氣及空氣的直流法，或非常規(guī)分流法分流法預熱酸氣及空氣的分流法摻入燃料氣的分流法，或硫循環(huán)法直接氧化法表

4

-

7

各種克勞斯法工藝流程安排①

文獻[3]認為大于50%即可采用直流法。1.直流法①反應爐內(nèi)H?S轉化率一般可達60%～70%;②原料氣中的H?S

含量應大于50%其原因是應保證酸氣與空氣燃燒的反

應熱足以維持反應爐內(nèi)溫度不低于980℃;③設置了三級或四級催化反應器，其主要目的是：

a.由轉化器出來的過

程氣溫度應高于其硫露點溫度，以防

液硫凝結在催化劑上而使之失去活性；

b較低的溫度可獲得較高的轉化率。鍋爐上水分液罐冷凝器空

氣鼓風機熱鍋爐

上

水鍋爐上水尾氣冷凝器低壓獲汽

低壓燕汽

低壓燕汽余熱鍋爐反應爐

高壓蒸汽液

硫液硫泵圖

4

-

5

直流法三級硫磺回收工藝流程圖鍋爐上水

冷凝器鍋爐上水

冷凝器轉化器

轉化器酸性氣體鍋爐」

水再熱器再熱器液硫槽再熱器轉化器2.分流法當H?S含量15～30%時，用直流法難以使反應爐內(nèi)燃燒穩(wěn)定，應用分流法。常規(guī)分流法的特點是將原料氣(酸氣)分為兩股，其中1/3原料氣與按照化學計量配給的空氣進入反應爐內(nèi)，使原料氣中H2S及全部烴類、硫醇燃燒，

H?S按反應

(4-2)生成SO?

,

然后與剩余原料氣混合進入催化轉化段。因此，常規(guī)分流法中生

成的元素硫完全是在催化反應段中獲得的。當原料氣H?S含量在30～55%,采用直流法則反應爐內(nèi)火焰難以穩(wěn)定，采用常規(guī)分流法將1/3的H?S燃燒生成SO?

時，爐溫又過高使爐壁耐火材料難以適應。可

采用非常規(guī)分流法，即將進入反應爐的原料氣量提高至1/3以上來控制爐溫。以

后的工藝流程則與直流法相同。非常規(guī)分流法會在反應爐內(nèi)生成一部分元素硫。

一方面可減輕催化轉化器的反應負荷，另一方面也因硫蒸氣進入轉化器而對轉化率帶來不利影響，但其總硫

收率高于常規(guī)分流法。因進反應爐酸氣帶入的烴類增多，故供風量比常規(guī)分流法

要多。由于分流法中有部分原料氣不經(jīng)過反應爐即進入催化反應段，當原料氣中

含有重烴尤其是芳香烴時，會在催化劑上結焦，影響催化劑的活性和壽命，并使

硫磺顏色欠佳甚至變黑。3.硫循環(huán)法H?S=5～10%

用。將部分硫產(chǎn)品噴入反應爐燃燒生成SO2→維持爐溫。由于已有多種處理低H,S含量酸氣的方法，此法已很少采用。4.直接氧化法(克勞斯法原型工藝的新發(fā)展)當原料氣中H,S<5%

用直接氧化法。按照所用cat不同分為兩類。①將H?S選擇性催化氧化為元素硫，反應不可逆，在克勞斯法尾氣處理領域獲得了很好應用。②將H?S催化氧化為S及SO?,

后為常規(guī)克勞斯催化反應段。有美國UOP

公司和Parsons公司開發(fā)的Selectox工藝。4.直接氧化法(1)Selectox

工藝有一次通過和循環(huán)法兩種。H?S含量<5%時可采用一次通過法，H?S

含量>5%時為控制過程氣出口溫度不高于371℃,則需將過程氣進行循環(huán)。預熱酸氣與空氣一起進入裝有Selectox

cat的氧化段反應，硫收率約80%,后去克勞斯催化反應段進一步反

應，再經(jīng)Seleotox

催化劑催化焚燒后

放空。

Selectox

催化劑系SiO?-Al?O?

。

可將H?S氧化為硫或SO?

,

但不氧化烴類、

氫和氨等化合物，具有良好的穩(wěn)定性。

芳香烴可在其上裂解結炭，故要求酸氣

中芳香烴含量小于1000ml/m3。由于Selectox

催化氧化段內(nèi)同時存在H?S直接氧化和H?S與S0?

反應，故其轉化率高于克勞斯法平衡轉化率。圖

4

-

6

Selectox

循環(huán)工藝流程示意圖(2)Clinsulf-D0

工藝(選擇性催化氧化工藝)核心設備是內(nèi)冷管式催化反應器，內(nèi)裝Ti02基Cat。H?S與02在Cat床層上反應生產(chǎn)硫，不發(fā)生H?

、CO及低碳烷烴氧化反應。原料氣范圍為500～50000m3/h,

并對原

料氣中的H?S含量無下限要求，

H?S允許含量為1～20%。

Clinsulf-DO工藝既可用于

加氫尾氣的直接氧化，又可用于低H,S含量酸氣的硫磺回收。長慶氣區(qū)第1天然氣凈化廠脫硫脫碳裝置酸氣H?S含量低(1.3～3.4%),

CO?

含量高(90~95%),無法采用常規(guī)克勞斯法處理，故選用Clinsulf-DO法硫磺回收裝置。原

料氣來自脫硫脫碳裝置的酸氣，處理量(10～27)×10m3/d,

溫度34℃,壓力39.5kPa。表4-8

長慶第一天然氣凈化廠酸氣組成組

分C?H?H?SCO?H?O合計CO?/H?S組成/%(體積分數(shù))0.951.5692.894.60100.0059.541冷凝水回汽包825794冷凝水回汽包空

氣圖

4

-

7

長慶第一天然氣凈化廠硫磺回收工藝流程圖1—酸氣分離器；2—羅茨鼓風機；3一空氣預熱器；4一酸氣預熱器；5—反應器；6—汽包；7一硫冷凝器；8—蒸汽冷凝器；9—硫分離器酸氣中壓蒸汽

來自鍋爐至尾氣焚燒爐燃燒至硫磺成型設備鍋爐給水63該裝置包括硫磺回收(主要設備為Clinsulf

反應器、硫冷凝器、硫分離器和文丘里洗滌器)、硫磺成型和包裝、硫磺倉庫以及相應的配套設施。酸氣經(jīng)氣液分離、預熱至約200℃,與加熱至約200℃的空氣進人管道混合器充分混合后，進入Clinsulf反應器。酸氣和空氣混合物在反應器上部絕熱反應段反

應，反應熱加熱反應氣體，以使反應快速進行。充分反應后的氣體進入反應器下部

等溫反應段，通過冷卻管內(nèi)的冷卻水將溫度控制在硫露點以上，既防止了硫在催化

劑床層上冷凝，又促使反應向生成硫磺的方向進行。離開反應器的反應氣體直接進人硫冷凝器冷卻成為液硫后去硫分離器，分出的液硫至硫磺成型、包裝設備成為硫磺產(chǎn)品。從硫分離器頂部排出的尾氣，其中的H?S和SO?

含量已滿足國家現(xiàn)行環(huán)保標準，可經(jīng)煙囪直接排放，但由于其含少量硫蒸氣，長期生產(chǎn)會導致固體石磺在煙囪中積累和堵塞，故進入脫硫脫碳裝置配套的酸

氣焚燒爐中經(jīng)焚燒后排放。(二)主要設備及操作條件(以直流法為例)直流法硫磺回收裝置的主要設備有：反應爐、余熱鍋爐、轉化器、硫冷凝器、再熱器等，其作用和特點如下：1.反應爐(又稱燃燒爐，是克勞斯裝置中最重要的設備)(1)反應爐的主要作用是：①

使原料氣中1/3體積的H2S氧化為S02;②

使原料氣中烴類、硫醇氧化為CO2等惰性組分。(2)反應爐形式①

外置式(與余熱鍋爐分開設置),硫磺回收規(guī)模超過30t/d

比較適用②

內(nèi)置式(與余熱鍋爐組合為一體)(3)正常爐溫(980~1370℃),(4)反應物流在爐內(nèi)的停留時間一般至少為0.5s2.余熱鍋爐(余熱鍋爐舊稱廢熱鍋爐)作用有二：①

回收熱量以產(chǎn)生高壓蒸汽。蒸汽的壓力通常是1.0～3.5MPa;②

降低過程氣溫度。使過程氣的溫度降至下游設備所要求的溫度。3.轉化器作用有二：①

是使過程氣中的H?S與SO?在其催化劑床層上繼續(xù)反應生成元素硫；②

使過程氣中的COS和CS?等有機化合物水解為H?S與CO?。4.

硫冷凝器作用：

①將反應生成的硫蒸氣冷凝除去；

②回收過程氣的熱量。5.

再熱器作用：①使進入轉化器的過程氣在反應時有較高的反應速度；

②

確保過程氣的溫度高于硫露點。過程氣進入轉化器的溫度可按下述要求確定：①

比預計的出口硫露點高14～17℃;②盡可能低，以使H?S轉化率最高，但也應高到反應速度令人滿意；

③對一級轉化器溫度應高到足以使

COS和CS,充分水解生成H?S和CO?。No.1

冷凝器No.1

轉化器酸性氣體No.1

轉化器空

氣

鍋

爐No.2

冷凝器No.2

再熱器No.3

冷凝器熱爐余應及反蒸汽No.1

轉化器蒸汽No.2

轉化器空

氣

反應爐及

余熱鍋爐No.2

轉化器No.3

冷凝器(2)直接再熱法

(3)間接再熱法圖

4

-

8

各

種

再

熱

方

法No.2

冷凝器換熱器

2)No.2

轉化器No.1

再熱器反應爐及余熱鍋爐酸性氣體尾

氣尾

氣

No.3

冷凝器尾氣(1)熱氣體旁通法空氣No.2

冷凝器換熱器

1No.1

冷凝器No.1

冷凝器酸性氣體6.

焚燒爐(灼燒爐)由于H?S

毒性很大不允許放空，故克勞斯裝置的尾氣即使已經(jīng)過處理也必須焚燒后將其中的H,S

等轉化為S0,再排放。尾氣焚燒有熱焚燒和催化焚燒兩類，熱

焚燒較廣。由于尾氣中含有的可燃物，如H?S、COS、CS?

、H?

和元素硫含量太低(一般總計不超過3%),故必須在高溫下焚燒，以使硫和硫化物轉化成S0,。

熱焚燒是在氧

過量(通常為20～100%)的條件下進行的，焚燒溫度達到480～815℃。絕大多

數(shù)焚燒爐是在負壓下自然引風操作。焚燒尾氣的大量熱量可通過將蒸汽過熱或產(chǎn)

生0.35～3.10MPa

的飽和蒸汽等措施加以回收。在回收余熱時，應注意此時燃燒

氣出口溫度較低，故必須充分考慮煙囪高度。另外，回收余熱的焚燒爐通常采用

強制通風在正壓下操作。催化焚燒可以減少焚燒爐的燃料氣用量，即先將尾氣加熱到316～427℃,然后與一定量的空氣混合后進人催化劑床層。催化焚燒采用強制通風，在正壓下操

作。(5)重釜器

甘醇脫水裝置是通過控制重沸器溫度以獲得所需的貧甘醇濃度。溫度越高，

則再生后的貧甘醇濃度越大。例如，當重沸器

溫度為204℃時，貧三甘醇的濃度為99.1%。如

果要求的貧甘醇濃度更高，就要采用汽提法、共沸法或負壓法。由右圖可知，在相同溫度下離開重沸器的貧甘醇濃度比常壓(0.

1MPa)

下沸點曲線估計

值高，這是因為甘醇溶液在重沸器中再生時還

有溶解在其中的烴類解吸與汽提作用。圖

4

-

4

重沸器溫度對貧甘醇濃度的影響貧

T

E

G

溶

液

質(zhì)

量

分

數(shù)

,

%重沸器的溫度，℃優(yōu)良的設計方案和合適的工藝參數(shù)是保證甘醇脫水裝置安全可靠運行的關鍵，吸收和再生系統(tǒng)主要設備的主要工藝參數(shù)如下。(1)吸收塔吸收塔的脫水負荷和效果取決于原料氣的流量、溫度、壓力和貧甘醇的濃度、溫度及循環(huán)流率。①

原料氣流量

吸收塔的塔板通常均在低液氣比的"吹液"區(qū)操作，如果原料氣量過大，將會使塔板上的"吹液"現(xiàn)象更加惡化，這對吸收塔的操作極為不利。但

是，對于填料塔來講，由于液體以潤濕膜的形式流過填料表面，因而不受"吹液"現(xiàn)

象的影響。②

原料氣溫度、壓力

由于原料氣量遠大于甘醇溶液量，所以吸收塔內(nèi)的吸收溫度近似等于原料氣溫度。吸收溫度一般在15～48℃,最好在27～38℃。溫度低于15℃甘醇溶液粘度增加，更易起泡；溫度大于48℃,增加裝置脫水負荷，脫水效果差。3.

工藝參數(shù)的選擇③貧甘醇進吸收塔的溫度和濃度由圖可知，當吸收溫度一定時，隨著貧甘醇濃度增加，出塔干氣的平衡露點顯著下降；

吸收溫度降低，出塔干氣的平衡露點也下降，

但將使甘醇粘度增加，起泡增多。預測的平衡露點比實際露點低，其差值與甘醇循環(huán)流率、理論塔板數(shù)有關，

一般為6~

11℃。

貧甘醇進吸收塔的溫度應比塔內(nèi)氣體

溫度高3～8℃,主要是防止分重烴冷凝，使溶液起泡，但甘醇進塔溫度過高，甘醇汽化損失和出塔干氣露點就會增加很多。吸收塔操作溫度，℃圖

4

-

5

吸

收

塔

溫

度

、

進

塔

TEG

貧

液

濃

度

和出塔干氣平衡露點關系平衡時水的露點溫度，℃④甘醇循環(huán)流率原料氣在吸收塔中獲得的露點降隨著貧甘醇濃度、甘醇循環(huán)流率和吸收塔塔板數(shù)(或填料高度)的增加而增加。因此，選擇甘醇循環(huán)流率

時必須考慮貧甘醇進吸收塔時的濃度、塔板數(shù)(或填料高度)和所要求

的露點降。甘醇循環(huán)流率通常用每吸收原料氣中1kg水分所需的甘醇體積量

(m3)來表示。三甘醇循環(huán)流率一般選用0.02～0.03

m3/kg水，也有人推薦為

0.015～0.04

m3/kg水。如低于0.012

m3/kg水，就難以使氣體與甘醇保持

良好的接觸。當采用二甘醇時，其循環(huán)流率一般為0.04～0.10m3/kg水。(2)再生塔甘醇溶液的再生深度主要取決于重沸器的溫度，如果需要更高的貧甘醇濃度則應采用汽提法等。通常采用控制精餾柱頂部溫度的方法可使柱頂放空

的甘醇損失減少至最低值。①重沸器溫度

離開重沸器的貧甘醇濃度與重沸器的溫度和壓力有關。由于重沸器一般均在接近常壓下操作，所以貧甘醇濃度只是隨著重沸器溫度

增加而增加。三甘醇和二甘醇的理論熱分解溫度分布為206.7℃和164.4℃,

故其重沸器內(nèi)的溫度分別不應超過204℃和162℃。②汽提氣當采用汽提法再生時，可用圖3-9估算汽提氣量。如果汽提氣

直接通入重沸器中，貧三甘醇濃度

可達99.6%。如果采用貧液汽提柱，

在重沸器和緩沖罐之間的溢流管

(高約0.6～1.2

m)

充填有填料，汽提氣從貧液汽提柱下面通入，與從重沸器來的貧甘醇逆向流動，充

分接觸，不僅可使汽提氣量減少，

而且還使貧甘醇濃度高達99.9%。圖

3

-

9

汽提氣量對三甘醇濃度的影響汽提氣/(m3

氣體/m3TEG)TEG質(zhì)量分數(shù)/%③精餾柱溫度柱頂溫度可通過調(diào)節(jié)柱頂回流量使其保持在99℃左右。柱頂溫度低于93℃時，由于水蒸氣冷凝量過多，會在柱內(nèi)產(chǎn)生液泛，甚至將液體從柱頂吹出；柱頂溫度

超過104℃時，甘醇蒸氣會從柱頂排出。如果采用汽提法，柱頂溫度可降至88℃。部位原料氣

進吸收塔貧甘醇進吸收塔富甘醇進閃蒸罐富甘醇進過濾器富甘醇進精餾柱精餾柱頂部重沸器貧甘醇進泵溫

度27～383高于氣體3～838～93(宜選65)38～93(宜選65)93～149(宜選149)99(有汽提氣時為88)177～204

(宜選193)<93(宜選<82)表3-4

三甘醇脫水裝置操作溫度推薦值

℃二、

甘醇脫水工藝計算進行甘醇脫水工藝計算時，首先需要知道以下數(shù)據(jù)：①原料氣流量，

m3/h;②原料氣進吸收塔的溫度，℃;③吸收塔壓力，

MPa;④原料氣組成及酸性組分

(H?S、CO?)

含量；⑤要求的露點降，或干氣離開吸收塔的露點。(

一)吸收塔吸收塔的工藝計算主要包括：①塔板(填料)型式及塔板數(shù)；②三甘醇溶液循環(huán)量；③塔徑1.

吸收塔脫水量式

中qw一吸收塔的脫水量，kg/h;W一進料氣水含量，kg/10m3;W

一干氣含水量kg/10'm3;q一進料氣量，103m3/d。2.貧甘醇進塔的濃度由要求的干氣的含水量，查右圖得到干氣露點，將此露點值減少

3～6℃,查右圖得到貧三甘醇的濃

度。吸收塔操作溫度，℃圖

4

-

5

吸收塔溫度、進塔

TEG

貧液濃度和出塔干氣平衡露點關系平衡時水的露點溫度，℃3.原料氣在吸收塔中的脫水率原料氣在吸收塔中的脫水深度也可用其脫水率表示，其定義為S(XVN)XYN)式中：

——原料氣進吸收塔時的水含量，

;—

—

干氣離開吸收塔時的水含量，

。不同吸收塔理論板數(shù)時，貧甘醇濃度、甘醇循環(huán)流率和脫水率的關系見教材圖3-11至圖3-15。當原料氣所要求的露點降、吸收塔溫度、壓力等參數(shù)已知

時，可由圖3-11至圖3-15選擇合適的貧甘醇濃度、甘醇循環(huán)流率和吸收塔塔板

數(shù)或填料高度。1.00質(zhì)量分數(shù)/%

99.999.50.95H99.068.50.900.850.800.010.0150.020.0250.030.0350.040.0450.050.0550.060.065三甘醇循環(huán)流率/

(m3

三甘醇/kg水)圖3

-

13

不同濃度三甘醇循環(huán)流率與脫水率關系圖(N=2)人

(用一"時)F當采用規(guī)整填料時，也可由F、值來確定甘醇吸收塔的直徑，即F=v.√P?F、值一般在3.0～3.7。式

中

v-

允許空塔氣速，A-

甘

醇

在

操

作

條

件

度

密

：P-

氣

體

在

操

作

條

件

度

下

梅

密K一

經(jīng)

驗

常

敗

右

表

。4.

吸收塔的直徑先由以下公式求出允許空塔速度，再根據(jù)進料氣體流量求出塔徑。板間距，mmK值5000.0436000.0497500.052V?=A(a-p)/pP?5.

閃蒸分離器的計算閃蒸分離器的尺寸可椐停留時間來確定，即V=qit/609L=L9w式中

V-

閃蒸分離器的沉降積，

m3;q

一甘醇溶液循環(huán)量m3/h;t

一停留時間mim

。對兩相分離器，t=5～10min;對三相分離器t=20～30min。L

一甘醇循環(huán)量即每吸收kg

水所需甘醇溶液量，m3/kg

水；9w一吸收塔的脫水量kg/h。(二)再生塔1.精餾柱富甘醇再生過程實質(zhì)上是甘醇和水兩組分混合物的蒸餾過程。甘醇和水的沸點差別很大，又不生成共沸物，故較易分離。因此，精餾柱的理論板數(shù)一般為3

塊，即底部重沸器、填料段和頂部回流冷凝器各1塊。富甘醇中吸收的水分由精

餾柱頂排放大氣，再生后的貧甘醇由重沸器流出。精餾柱一般選用不銹鋼填料，其直徑可根據(jù)柱內(nèi)操作條件下的氣速和噴淋密度計算，也可按下式來估算式中

0——精餾柱直徑，

mm;L——

甘醇循環(huán)流率，

m3/kg水；—

—

吸收塔的脫水量，

kg/h。重沸器的熱負荷Q

可由下式計算QR=Lr9wQc式中

QR——

重沸器的熱負荷，

kJ/h;Qc——

循環(huán)1m3

甘醇所需的熱量，

kJ/m3。也可根據(jù)脫水量由下述經(jīng)驗公式估算Qx=2171+275L式中

Q——

脫除1kg

水分所需的重沸器熱負荷，

kJ/kg

水；L?——

甘醇循環(huán)流率，

L/kg。其它符號意義同上。由公式(3-9)計算的結果通常比實際值偏高。2.

重沸器(3-8)(3-9)三、

提高貧甘醇濃度的方法除最常用的汽提法、負壓法外，目前還有一些可提高甘醇濃度的專利方法如下。1.DRIZO

法DRIZO法即共沸法，見圖3-16所示