脱硫塔带液
脱硫胺液系统的整治
脱硫胺液系统的整治陈燕萍;张世方【摘要】中国石油化工股份有限公司广州分公司炼油脱硫系统存在胺液热稳定盐含量高和胺液损耗大等问题,分析其原因分别是胺液含固体颗粒和烃类物质.通过增设胺液净化设备及强化管理、优化脱硫塔及胺液再生除油操作、脱硫塔清堵等措施,实现了脱硫系统平稳生产与胺液损耗降低的目标.73系列胺液系统热稳定盐质量分数由2.10％降至1.50％,系统每天补新胺量由2.0t降至0.6t,胺液质量分数维持在26％左右;72系列胺液系统热稳定盐质量分数由4.56％降至2.97％,系统每天补新胺量由1.0t降至0.8t,胺液质量分数维持在23％左右.【期刊名称】《炼油技术与工程》【年(卷),期】2016(046)001【总页数】4页(P21-24)【关键词】胺液;热稳定盐;发泡;脱硫【作者】陈燕萍;张世方【作者单位】中国石油化工股份有限公司广州分公司,广东省广州市510726;中国石油化工股份有限公司广州分公司,广东省广州市510726【正文语种】中文中国石油化工股份有限公司广州分公司(广州分公司)脱硫胺液系统分为72及73两个系列，脱硫富胺液集中到140 kt/a硫磺回收联合装置，再生后的贫溶剂供给各脱硫装置。
其中72系列胺液供给Ⅰ套脱硫、Ⅱ套脱硫、Ⅲ套焦化、柴油加氢等装置，主要处理蒸馏液化石油气及Ⅰ套常减压蒸馏减顶气、催化裂化与焦化液化石油气及干气、火炬气回收干气及柴油改质酸性气;73系列胺液供Ⅲ套常减压蒸馏、加氢处理、Ⅲ套加氢精制、加氢裂化四套装置，主要处理Ⅲ套常减压蒸馏减顶气、加氢联合装置酸性气、制氢原料脱硫等。
73系列胺液自2015年1月19日开始跑损，每天需要补充2 t胺质量分数90%的纯胺液才能维持操作所需的浓度;72系列胺液浓度不断下降，每天需要外甩100 t酸性水、补充1 t新胺才能维持胺液操作所需的浓度。
同时由于焦化装置长期高负荷运行及操作不当导致焦化液化石油气及干气夹带大量炭粉进入脱硫系统，导致系统内胺液呈黑色，静置一段时间后，中部有絮状物，底部有黑色沉淀物，72系列脱硫塔均出现堵塞现象;另外焦化干气、液化石油气夹带少量甲酸、乙酸等与胺液形成热稳定盐，造成该系列胺液热稳定盐质量分数高达4.56%，再生系统贫液线、再生塔气液相管线频繁出现腐蚀穿孔泄漏胺液情况。
循环氢脱硫塔带液原因分析及对策
>>清洁生产<<2021年6月·第6卷·第3期石油石化绿色低碳Green Petroleum & Petrochemicals摘 要：针对加氢裂化装置循环氢脱硫塔带液的问题，从工艺参数、检修情况和采样分析数据等方面进行讨论分析，得出循环氢脱硫塔带液的主要原因是塔内填料堵塞严重及贫胺液质量变差。
通过清洗循环氢脱硫塔的填料和加强对贫胺液质量的监测管控，循环氢脱硫塔运行状况良好，未再出现带液情况。
关键词：循环氢脱硫塔 胺液 发泡循环氢脱硫塔带液原因分析及对策陈煌，汪加海，于战德（中国石化广州分公司，广东广州 510725）收稿日期：2020-10-23作者简介：陈煌，硕士，助理工程师。
2018年毕业于华南理工大学化学工程专业，现从事炼油工艺管理工作。
某石化公司120万t/a 加氢裂化装置循环氢脱硫塔T3005采用N-甲基二乙醇胺（MDEA ）与循环氢逆流接触脱除H 2S ，确保循环氢中H 2S 含量不大于0.10%。
2020年1月20日，T3005出现第1次带液，经过调整进塔贫胺液量及开大T3005跨线，带液情况得到暂时好转。
在稳定运行一段时间后，T3005再次出现带液情况且更加频繁，严重影响装置的安全平稳运行。
1 循环氢脱硫塔的设计工况及工艺流程T3005结构如图1所示，该塔为两层SR 散堆填料塔，塔径为2 400 mm ，顶部有一层除沫网，每层填料的高度为6 000 mm ，上下部各有一层规整填料，操作温度为62.0℃，操作压力为13.46 MPa ， 贫液量≤116.5 t/h 。
工艺流程如图2所示，循环氢自冷高压分离器V3003顶来，经过T3005入口聚结器V3006脱除烃类后进入T3005底部，向上与贫溶剂泵P3003打入塔内的贫胺液逆流接触脱除H 2S 后进入循环氢压缩机C3001入口分液罐V3007，脱除液体组分后进C3001压缩升压。
脱硫吸收塔拦液的现象、原因及处理
3
根据现象判断是否是处理量（或是瞬时流量）过大，超过设计值过多引起拦液
3
根据现象判断是否是溶液循环量过大，超过降液槽设计流通量过多引起拦液
3
根据现象判断是否是溶液降解和溶液或处理气里面的杂质发生反应形成各种凝胶在浮阀或在塔盘上粘接降低了气相通道引起拦液
3
再生塔顶温度、蒸汽流量、酸气流量波动
3
严重时导致净化气带液，发生冲塔现象
3
经脱硫后的湿净化气分液罐液位上升较快
3
2
操作指令ห้องสมุดไป่ตู้
接受指令，明确任务
2
1、未接受指令就作业扣2分
2、未签字确认扣1分
3
安全劳保用品准备
安全帽
1
1、漏选一件扣1分（便携式报警仪未选各扣2分）
2、便携式H2S报警仪未开启扣2分
3、未正确穿戴劳保用品扣1分/项,累计计算（工作服胸扣、袖扣、安全帽、鞋带等）
3
8
填写记录
填写事故处理记录
2
1、未填写事故处理扣2分
2、填写记录不完整，扣0.5分/项，依次累计
填写运行记录
2
9
收拾工具
收拾工具、用具
2
1、未收拾工、器具扣2分
2、未打扫场地卫生扣2分
打扫场地卫生
2
10
汇报
汇报处理情况
2
1．未汇报扣2分
2．未按时巡检，做好记录扣1分
按时巡检，做好记录
2
11
安全文明生产
评分记录表
试题名称：脱硫吸收塔拦液的现象、原因及处理操作时间：30min
序号
考核
项目
烟气脱硫工艺设计及规范
3：吸收塔（脱硫塔） 吸收塔的选型应满足结构简单、 脱硫效率高、 阻力小、 操作 维护方便、投资低的要求。 吸收塔宜选用喷淋塔、填料塔、湍冲塔、旋流板塔等，应选用 耐磨损和耐酸、碱、氯离子、氟离子腐蚀的材质。 吸收塔应设置除雾器，除雾器应满足雾滴捕集效率高、阻力小、 易冲洗、耐腐蚀、方便维护等要求。
设备选型：
1：各类设备的选型应满足长期安全可靠运行的要求。 2：增压风机
大容量吸收塔的脱硫增压风机宜选用静叶可调轴流式风机或高 效离心风机。当风机进口烟气含尘量能满足风机要求，且技术 经济比较合理时，可采用动叶可调轴流式风机。
烟气量小于 360Nm3/s 时，每座吸收塔宜设置一台增压风机；当 多台主机排烟合用 1 座吸收塔时，应根据技术经济比较比较后 确定风机数量。对烟气量在720～840 Nm3/s 时，经技术经济比 较确定，可设置 1 台、也可设置 2 台增压风机；对于烟气量在 960～1200 Nm3/s 时，宜设置 2 台增加风机。 增压风机的风量应为满负荷工况下的烟气量的110%； 增压风 机的压头应为脱硫装置在满负荷工况下并考虑10℃温度裕量下 阻力的120%。
4.副产物：吸收剂与烟气中SO2等反应后生成的物质。达到产（成） 品标准的也称为“副产品”；
5.废水：脱硫过程中产生的含重金属、酸以及其他有害杂质的溶液。 达到一定酸浓度的溶液也称为“废酸”；
6.液气比：指吸收塔入口循环液体积流量与吸收塔入口烟气体积流量 (湿基)的比值，单位L/m3（标况）。
7.装置可用率：指脱硫装置每年正常运行时间与主装置每年总运行时间的百 分比。
1.吸收剂：指脱硫工艺中用于脱除二氧化硫（SO2）等有害物质的反 应剂，非气液接触脱硫用反应剂又被称为“脱硫剂”；
2.烟气净化：指除去烟气中的烟尘、挥发性金属及其化合物、气态非 金属化合物等对脱硫过程有害的杂质；
技能认证加氢技术考试(习题卷24)
技能认证加氢技术考试(习题卷24)第1部分：单项选择题，共43题，每题只有一个正确答案,多选或少选均不得分。
1.[单选题]玻璃板液位计指示不准确时处理措施不正确的是( )。
A)清洗玻璃板B)疏通上下引出管线及一次阀C)打开排污阀答案:C解析:2.[单选题]管道上可以消除管线的弹性变形确保正常生产的设施是()。
A)调节阀B)膨胀节C)节流孔板答案:B解析:3.[单选题]固体可燃物表面温度超过()时,可燃物接触该表面有可能一触即燃。
A)可燃物燃点B)100℃C)可燃物闪点答案:C解析:4.[单选题]若加氢装置新氢中断,短时间不能恢复,分馏系统应该()。
A)继续生产B)提高分馏塔底温度C)改循环等待开工答案:C解析:5.[单选题]消防给水管道应保持充水状态。
地下独立的消防给水管道应埋设在冰冻线以下,管顶距冰冻线不应小于()mm。
A)100B)50C)150答案:C解析:6.[单选题]当硫化氢浓度超过10ppm后,浓度继续升高而臭味()。
A)反而增加B)反而减弱C)不变答案:BA)碱性B)酸性C)中性答案:A解析:8.[单选题]新氢缓冲罐中的凝液是由氢气中的微量()压缩冷凝后产生的。
A)烃类B)水汽C)一氧化碳答案:A解析:9.[单选题]往复式压缩机盘车时严禁()。
A)带压B)带氢气介质C)手动答案:A解析:10.[单选题]当循环氢脱硫塔带液严重时，应采取的步骤的有A)系统压力降低B)反应炉熄火C)部分气体改旁路答案:C解析:11.[单选题]当装置临氢系统法兰氢气小范围泄漏时,处理措施错误的是()。
A)用氮气稀释B)氢气危险,应快速撤离现场C)报告班组长答案:B解析:12.[单选题]对主管部门要求备案的应急演练资料,演练( )应将相关资料报主管部门备案。
A)组织部门(单位)B)参演单位C)评估人员答案:A解析:13.[单选题]疑似职业病病人在诊断、医学观察期间的费用,由( )承担。
A)用人单位B)当地政府C)患者本人答案:A解析:C)塔压过高答案:B解析:15.[单选题]消防站的位置应符合下列规定:消防站的服务范围应按行车路程计,行车路程不宜大于(),并且接火警后消防车到达火场的时间不宜超过()。
湿法脱硫塔内脱硫浆液运动特性
湿法脱硫塔内脱硫浆液运动特性刘嘉宇;刘亚明;郝雅洁;袁竹林;杨林军【摘要】为了分析湿法脱硫塔运行中所存在的问题，以600 MW机组湿法烟气脱硫喷淋塔为研究对象,使用数值模拟方法对塔内两相流场进行研究，获得湿法脱硫塔内流场分布以及不同粒径液滴的运动轨迹、逃逸率及停留时间。
研究结果表明：2 mm以上粒径液滴在塔内分布较均匀，1 mm以下粒径液滴运动受流场影响明显，使其数量分布集中于塔内低速区；当液滴粒径小于0.2 mm时，逃逸率几乎为100%；当液滴粒径大于0.2 mm时，液滴逃逸率曲线随着粒径增大迅速减小，直至当逃逸率为20%时，逃逸率曲线开始缓慢下降；随着粒径的增大，液滴停留时间曲线具有峰值，且该峰值粒径也是在逃逸率曲线中开始缓慢下降处的粒径；流场不均匀性导致0.8 mm以下粒径液滴逃逸率降低，0.8 mm以上粒径液滴逃逸率增大，同时导致下落液滴停留时间减少。
%The 600 MW unit desulphurization spray tower was investigated to analyze the problems existing in the wet desulfurization tower. The trajectories, escape rate and residence time of droplets of different diameters in the spray tower were obtained by numerical simulation methods for the gas-solid two-phase flow in the spray tower. The results show that the droplets greater than 2 mm are distributed uniformly in the tower, while the motion of droplets less than 1 mm in diameter is significantly influenced by the flow field and these droplets mainly concentrate on the low velocity zone. The escape rate reaches about 100%for the droplets less than 0.2 mm in diameter, while it sharply decreases with diameter with respect to those greater than 0.2 mm. Nevertheless, the decline speed slows down when the escape rate is lessthan 20%. With the increase of diameter, there is a peak on the curve of residence time, and the droplet diameter corresponding to the peak value is exactly the point when the decline speed begins to slow down on the curve of escape rate. The inhomogeneity of the flow field leads to the decrease of escape rate for droplets less than 0.8 mm and the increase of escape rate for droplets greater than 0.8 mm. Meanwhile, the residence time is also reduced.【期刊名称】《中南大学学报（自然科学版）》【年(卷),期】2016(000)001【总页数】8页(P330-337)【关键词】气液两相流;动量传递;数值模拟;烟气脱硫;石膏雨【作者】刘嘉宇;刘亚明;郝雅洁;袁竹林;杨林军【作者单位】东南大学能源与环境学院，江苏南京，210096;广东电网有限责任公司电力科学研究院，广东广州，510080;东南大学能源与环境学院，江苏南京，210096;东南大学能源与环境学院，江苏南京，210096;东南大学能源与环境学院，江苏南京，210096【正文语种】中文【中图分类】TQ021.1石灰石−石膏湿法烟气脱硫技术如今已应用广泛，但是湿法脱硫系统在运行中的一些问题也日益凸显，石膏雨现象就是其中之一，其产生的原因是脱硫塔内的石膏浆被烟气携带，在烟囱周围飘落含有石膏浆液雨滴，对周围的环境形成污染[1]。
浅谈脱硫塔塔堵的处理措施
脱硫塔堵塔，形成脱硫塔阻力上升，严重时发生气体带液，影响生产，是脱硫系统（包括变脱）不可避免的，也是脱硫行业较普遍关注的问题。
虽然随着催化剂技术的发展，许多新型催化剂已具备清除硫堵功能（如东狮牌888催化剂），使得堵塔问题有所缓解，但由于各企业的工艺状况、操作及管理等方面的原因，堵塔问题依然是脱硫行业中所关注的焦点。
造成塔堵，主要是硫堵和盐堵，究其原因，主要有以下几个方面（1）进塔气体质量差，气体夹带的煤灰、煤焦油和其它杂质等，长时间积累在填料上，形成塔阻力上升，产生塔堵。
（2）脱硫吸收和析硫反应，80%是在脱硫塔内进行的，塔内析出的硫，不能及时随脱硫液带出塔外，极容易粘结在填料表面，导致气体偏流，时间久了，形成堵塔。
（3）溶液循环量小，形成脱硫塔，喷淋密度降低，一般要求喷淋密度在35-50立方米/㎡h，喷淋密度小，易使塔内填料形成干区，气液接触不好，脱硫效率下降，时间一长，就会形成局部堵塞，气液偏流，塔阻上升，造成塔堵。
（4）脱硫系统设备存在问题，一是脱硫塔填料选择不当，脱硫塔气液分布器、再分布器及除沫器结构不合理或安装出现偏差。
脱硫塔在检修时，仅将塔内填料扒出清洗，而未将堵塞在除沫器和驼峰板的两驼降之间的碎填料和积硫及时清理出去，造成除沫器和驼峰板的降液孔不畅通，以致开车后，形成气体偏流，塔阻上升。
二是溶液再生有问题，硫浮选效果差，悬浮硫上升，脱硫效率下降。
主要表现在，再生设备不配套，氧化再生槽设计上存在缺陷。
氧化再生槽内无分布板，如西华奕青化工公司年产4.5万吨合成氨能力，氧化再生槽为￠8000/9000/10000，高9米，可谓不小，但槽内却无分布板（至少应有1层）。
有的厂氧化再生槽分布板孔径过大，一般分布板孔径为8-15㎜，孔距20-25㎜。
空气自吸式喷射器选用及安装不合理，吸空气量小，再生空气量不够，一般吹风强度在50-80立方米/㎡h。
空气自吸式喷射器尾管距再生槽底距离过大，一般尾管距槽底距离为600㎜，最好不超过800㎜，距离过大，易形成槽内死区过多，影响再生效果，如西华奕青化工公司，新乡中科化工有限公司，其空气自吸式喷射器尾管距槽底均在1500㎜以上。
脱硫操作规程(1)
脱硫岗位操作规程1、生产工艺流程概述从洗脱苯来的约30—35℃的焦炉煤气串联进入脱硫塔（A、B）下部，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触进行洗涤，并发生化学反应，从而使煤气中的硫化氢脱除，脱硫后的煤气送往各用户。
脱硫塔下部液位通过脱塔液封槽高度来进行控制。
由脱硫塔液封槽流出的脱硫液进入富液槽。
脱硫富液由富液泵加压后经溶液换热器进行换热（冬季加热，夏季冷却），温度控制约为35℃，然后进入喷射氧化再生槽。
脱硫液在经过喷射器时，靠自身压力将空气吸入并进入再生槽的底部。
在再生槽内，空气与脱硫液充分接触并发生化学反应，形成硫泡沫，从而使脱硫液得到再生。
由于硫泡沫的比重比脱硫液轻，硫泡沫漂浮在脱硫槽中脱硫液的液面上，随脱硫液一起流入再生槽的环隙中并在此靠重力进行分离。
再生槽环隙的液位是靠液位调节器进行控制的，通过调节环隙液位的高度，从而只使硫泡沫溢流到硫泡沫室。
分离了硫泡沫的脱硫液为贫液，贫液经液位调节器后流入贫液槽中。
脱硫液所使用的脱硫剂为纯碱，定期将纯碱加入到配碱槽中，加水、加热、搅拌，溶化后由碱液泵送至贫液槽。
同时，脱硫所使用的催化剂PDS+对苯二酚也在碱液槽中进行配制，并送入贫液槽中，与纯碱一起补加到系统中。
脱硫贫液由贫液泵加压后，分别送至脱硫塔的上部，再次对焦炉煤气进行洗涤脱硫。
由喷射氧化再生槽浮选出的硫泡沫自动流入硫泡沫槽，在此经搅拌、加热、沉降、分离后，硫泡沫经硫泡沫泵加压后送至熔硫釜连续进行熔硫，生产硫磺外售。
由熔硫釜排出的清液溢流进入缓冲槽。
然后由碱液泵送至富液槽，循环使用。
2、岗位职责和任务2.1 负责本岗位所有设备、管道装置的正常运行。
2.2 稳定系统的生产操作，保证脱硫后煤气硫化氢含量达到技术要求（≤20mg/Nm3）。
2.3 负责各运转设备的开停车操作，并调节其流量、压力、温度，使其符合工艺指标；出现异常及时汇报并做出相应的处理措施。
2.4 控制好各槽体液位和溶液换热器出口脱硫液温度；根据生产需要稳定循环量，控制好再生槽环隙液位，通过液位调节器的操作，保证硫泡沫的正常分离。
脱硫液悬浮硫高的原因
导致脱硫系统堵塔的原因导致脱硫系统堵塔的原因导致脱硫系统堵塔的原因导致脱硫系统堵塔的原因（1）脱硫系统的指标控制。
（2）气温低时在液相加热。
（3）脱硫塔内件的选择。
（4）没有选择合适的脱硫剂。
（5）脱硫液再生效果差，贫液中硫含量高。
再生不好，就是在塔内Na2CO3吸收H2S 得到的NaHS，未被全部氧化为硫单质，并被浮选收集到泡沫槽，而被带入了脱硫塔，在塔上段才完成氧化反应，生成单质硫，随即附着于填料表面，这是造成脱硫塔上段堵塔的主要原因。
（6）硫回收的质量：硫回收开的好坏，能直接反映脱除了多少H2S。
即便脱硫系统开的再好，硫磺回收不出来，那肯定是滞留在了塔内，为堵塔埋下隐患。
还有就是熔硫的返液如果回系统，是造成副盐含量高的重要因素。
（7）前工段的除尘效果：众所周知，进入脱硫系统的气体成分复杂，含有不少杂质和脏物，一旦进入脱硫塔就很难带出，会和硫膏掺和在一起造成堵塔。
一般的填料塔都分为3段，如果检测的是最低层填料压差大，那多半是因除尘效果不佳所致。
解决措施.1温度是脱硫系统正常运行的关键因素，温度低了液体粘度大，脱硫效果差，温度高了副盐生成多，也不利于H2S的吸收。
有人做过试验，只要脱硫液温度高于45℃，特别是Na2S2O3和Na2SO4的生成率会直线上升。
而且再生温度过高时，再生槽虚泡严重，硫颗粒聚合和浮选困难，致使贫液中悬浮硫逐步升高。
一般脱硫温度应控制在38℃~~42℃为宜，最低不低于35℃，最高不能高于45℃。
pH值也是化学反应的一个重要因素，脱硫反应同样要严格控制再生液的pH值，一般要控制在8.2~8.8之间，生产中尽量避免pH值高于9.0。
当溶液的pH值大于9.2时，副盐的生成率也会直线上升。
脱硫液的主要成分，则要根据生产工艺及时调整，同时严格控制脱硫液中的悬浮硫和副盐含量。
2好多企业，特别是北方的企业，为了在冬季气温低时提高脱硫液温度，惯常的做法是给脱硫液加个蒸汽加热器，直接用蒸汽将脱硫液加热。
羽叶分离器用于加氢脱硫单元循环氢脱硫塔严重带液问题解决方案
羽叶分离器用于加氢脱硫单元循环氢脱硫塔严重带液问题解决方案诺卫能源技术（北京）有限公司罗力最近，有企业咨询其加氢脱硫单元循环氢脱硫塔严重带液，寻求解决之道。
其实，塔顶气相带液严重的问题，不仅在石化行业加氢装置胺法脱硫塔上存在，在低温甲醇洗脱硫塔、焦炉气钛箐钴湿法脱硫塔、LNG项目MDEA脱碳塔、天然气TEG 脱水塔、粉煤气化水洗塔、硫酸磷酸尾气洗涤塔、化工蒸馏塔、闪蒸塔等装置均不同程度存在，严重者塔内跑液超过300升/小时，企业运行成本居高不下。
大家一起来从工艺原因和设备原因进行分析。
先从工艺上看，塔内操作温度波动、压力波动和气体流量波动因素，可以从显示仪表上查证。
温度升高、压力降低，即便压缩机显示的流量不变，塔内实际工况气体体积流速、线速度已经增大，这可是仪表无法直接显示的。
实际上，工况波动往往难免，则需要从设备技术上对症下药加以预防。
再从技术设备工装上分析。
目前，不少行业技术革新很慢，还在沿用上世纪中叶技术，只有近年发展起来的一些新兴行业试图挑战传统行业而采用新技术设备。
多数传统行业企业前述塔系气相采出口气液分离内件，仍然在采用十分简陋的丝网除沫器、筛网除沫器、鲍尔环填料除沫器等分离介质搭桥形成的“孔格”阻挡拦截式分离。
先不说这些内件本身易于腐蚀断碎堵塞过流通道，单就入口原料气携带的包括催化剂破碎颗粒物和反应形成的凝胶质也会堵塞过流通道。
其次，这类传统阻挡拦截式气流除沫分离技术内件，其操作弹性上限为额定负荷110%；而实际运行工况中，由于温度升高、压力降低、气流增速，以及前述因素导致的气流带液量增加，往往会突破110%额定负荷上限，造成分离内件间或“液涌”，塔内液随气流逃出塔系。
再者，如果塔系出口管线下游设备还设置有分离器，再如果分离器内件与塔内除沫分离内件同属一代设备，分离器只能起到缓冲罐储存段塞流作用，而较难实现对气相中液沫拦截捕集。
我们把视线切换到国内近年新兴行业上，如煤制烯烃、煤制油等新型煤化工项目，其气液分离多采用羽叶式分离技术，又如国外甲醇合成四大工艺包戴维、鲁奇、卡萨利、拓普索，均被推荐或指定采用。
脱硫吸收塔浆液溢流的原因与处理措施
脱硫吸收塔浆液溢流的原因与处理措施一. 原因（1）吸收塔浆液中有机物含量增加。
锅炉燃烧不充分,飞灰中部分未燃尽物质(包括碳颗粒或焦油)随烟气进入吸收塔,使吸收塔浆液中的有机物含量增加,发生皂化反应,被氧化风机鼓入的高压空气“压迫”导致溢流。
（2）吸收塔浆液中重金属含量增加。
锅炉尾部除尘器运行状况不佳,烟气粉尘浓度超标,含有大量惰性物质的杂质进入吸收塔后,致使吸收塔浆液重金属含量增高;石灰石含有的微量金属元素(如Cd、Ni等)会引起吸收塔浆池中重金属元素的富集。
重金属离子增多会使浆液表面张力增加,从而在浆液表面产生泡沫。
起泡不仅会抬升吸收塔液位,吸收塔还会由于虹吸作用而发生溢流。
（3）石灰石成分因素。
石灰石遇稀醋酸、稀盐酸、稀硝酸发生泡沸,高温条件下分解为氧化钙和二氧化碳。
石灰石中含有MgO,如果MgO含量超标不仅影响脱硫效率,与SO₂反应会产生大量泡沫。
如果石灰石成分发生某种变化,在吸收塔浆池中产生某种天然无机发泡剂,如NaHCO₃、Al₂(SO₄)₃等, 混合在一起会发生反应,产生大量的CO₂气体。
（4）气液平衡被破坏。
在FGD系统运行过程中,如果停运氧化风机或启动浆液循环泵,则吸收塔浆液的气液平衡会被破坏,导致吸收塔浆液大量溢流。
对于固定管网式氧化风机,因其空气孔朝下,氧化风机处于开启状态时,泡沫被鼓入的氧化空气吹破; 氧化风机停运时,大量泡沫生成,致使吸收塔溢流。
（5）溢流管设计不合理,产生虹吸现象。
一旦出现虹吸现象,只要吸收塔内液位高于溢流液的终点液位就会连续溢流。
虹吸现象是液态分子间引力与位差造成的,利用液柱压力差,使液体上升再流到低处。
由于管口液面承受不同的大气压力,液体会由压力大的一边流向压力小的一边,直到两边的大气压力相等,容器内的液面变成相同高度,液体才会停止流动。
（6）补充水水质。
吸收塔补充水水质达不到设计要求, COD、BOD等含量超标。
（7）脱水系统不能投入。
FGD脱水系统或废水处理系统不能正常投入,致使吸收塔浆液品质逐渐恶化。
栲胶脱硫
中、小氮肥半水煤气和变换气脱硫所采用的化学吸收湿式氧化法以栲胶和888法得到广泛的应用。
近年来推出的高效脱硫催化剂较多，新、老脱硫方法的操作经验和技术改造方案亦不断推出，满足了合成氨及尿素生产的要求。
而栲胶和888法脱硫以脱硫效率高、运行稳定、原材料消耗低、易得、硫磺回收率高等优点得到行业的认可。
栲胶、888法等湿式氧化法脱硫应用于半脱和变脱，工艺流程简单，生产操作易行，设备多为常压和低压，企业自制为主，脱硫催化剂的替换更改亦比较方便，多数脱硫装置运行效果良好。
湿式氧化法脱硫工艺流程虽然简单，但实际反应机理较复杂，主、副反应交叉进行，氧化还原过程受多种因素影响。
工艺流程、设备结构、溶液组分及吸收脱硫与氧化再生诸多因素调整是否合理，均影响脱硫装置的稳定运行。
本人以抛砖引玉的态度，试就湿式氧化法脱硫的稳定运行谈几点看法。
1 以栲胶法脱硫为例生产反应机理中、小氮肥厂在用的湿法脱硫有几十种，目前以栲胶和“888”法脱硫为多，888法为一元式氰钴式湿式氧化法，栲胶为二元催化法，以栲胶为例简述生产反应原理。
碱性溶液吸收H2S生成HS-。
Na2CO3+H2S→NaHS+NaHCO3(1)NaHS和偏钒酸钠(V5+)反应生成焦钒酸钠(V4+)，并析出S↓。
NaHS+NaVO3+H2O→NaV4O9+NaOH+S↓ (2)焦钒酸钠被栲胶氧化(Q代表栲胶)。
NaV4O9+Q(氧化态)+NaOH+H2O→NaVO3+Q(还原态) (3)还原栲胶被空气氧化再生为氧化态栲胶。
Q(还原态)+O2→Q(氧化态)+H2O (4)溶液中碳酸氢钠与氢氧化钠反应生成碳酸钠。
NaHCO3+NaOH→Na2CO3+H2O (5)主要副反应Na2CO3+CO2+H2O→2NaHCO3(6)2NaHS+2O2→Na2S2O3+H2O (7)2Na2S2O3+O2→2Na2SO4(8)2 半脱与变脱工艺流程简述2．1 半水煤气脱硫工艺流程半水煤气脱硫工艺应着重做好人脱硫塔气体的净化(见图1)，这是半脱正常运行的基础和前提。
脱硫塔阻力上升解决方法
脱硫塔阻力上升解决方案编制王中亢审核审批河南晋开集团1.直接2.3.（1）填料上，形成塔阻力上升，产生塔堵。
另外气体中H2S和CO2的含量高，在脱硫塔内生成的单质悬浮S多，半水煤气中CO2的含量高，极易在塔的局部造成NaCHO3等盐的过饱和而结晶析出。
（2）溶液循环量不够，循环量小，形成脱硫液进塔压力下降，喷淋密度降低；喷淋密度小时，溶液在塔内停留时间过长，不能及时带走析硫反应析出的硫，同时溶液在填料表面形不成足够厚的液体膜，部分填料表面只形成浸润，气液接触不好，脱硫效率下降，时间一长，就会形成局部堵塞，气液偏流，塔阻上升，造成塔堵。
（3）脱硫系统设备存在问题；一是脱硫塔内填料的选择不当，脱硫塔气液分布器、再分布器及除沫器结构不合理或安装出现偏差。
例如脱硫塔在检修时，不仅要把塔内填料扒出来清洗，还要将堵塞在除沫器和驼峰板的两驼峰之间的碎填料和积硫及时清理出去；二是溶液再生设备有问题；溶液再生好，（4）,4.（1）（2）（3）严格控制工艺指标。
1.加强溶液再生和熔硫的工艺控制，努力减少副反应；2.加强脱硫液、熔硫清夜的沉淀和过滤，努力去除杂质（需再增加一台板框式过滤器），净化脱硫液；3.脱硫液温度一般控制在38—42度，夏季再生温度不能超过45度，冬季不能低于30度；（4）更换设备。
若填料有破碎，需清理并更换；若溶液脏，应增大过滤频次或增设一台板框式过滤器；若溶液再生系统的设计不合理，需重新设计直至再生后的脱硫液组分满足工艺要求。
若脱硫塔生产能力不足，可在脱硫塔前再加一脱硫塔，分为一脱塔、二脱塔等。
（5）及时掌握前工序生产情况，适时、适当调节溶液组分和溶液循环量，强化再生操作，尽最大努力消除前工序异常对系统的影响。
5.。
渣油加氢大比例掺炼催化柴油运行分析
摘 要：介绍了某公司200万t/a 渣油加氢装置第一周期使用石科院第三代RHT 系列催化剂，大比例掺炼催化柴油生产运行情况。
结合运行期间的主要操作参数、原料油及产品性质、物料平衡及装置能耗等情况，对装置运行情况进行分析和总结。
运行结果表明，渣油加氢装置大比例掺炼催化柴油改善了进料性质，催化剂杂质脱除率性能优异，反应器径向温差和压降控制良好，装置实现了超长周期运行的目标。
渣油加氢装置高比例掺炼催化柴油，虽存在装置能耗、氢耗高，但为解决催化柴油提供了一条有效的途径。
此外，对第一周期运行期间出现的原料油自动反冲洗过滤器冲洗频繁、循环氢脱硫塔带液等问题进行了讨论和解决。
关键词：渣油加氢 催化柴油 长周期渣油加氢大比例掺炼催化柴油运行分析何继龙（中国石化荆门分公司，湖北荆门 448002）收稿日期：2020-10-20作者简介：何继龙，学士，工程师。
2008年毕业于兰州交通大学应用化学专业，目前主要从事加氢工艺技术管理工作。
随着社会的发展和环保要求的日益严格，柴油的消费量在不断下降，质量要求却在不断提高。
催化柴油由于密度大，硫、氮、烯烃、芳烃、胶质等含量高，十六烷值低，储存氧化稳定性差等特点，通过普通的加氢精制技术不能达到柴油调和组分的质量要求。
目前很多炼厂采用RLG 、FD2G 等加氢裂化技术生产高辛烷值汽油，装置投资高、氢耗高，而对于氢气资源较欠缺、催化裂化装置有富余加工能力 的炼厂通过L TAG 技术是解决该问题的有效方法[1]。
某公司采用LTAG 技术转化催化柴油，加氢部分由200万t/a 渣油加氢装置承担，裂化转化部分由120万t/a 催化裂解装置承担。
其中，渣油加氢装置由中国石化建设公司（SEI ）采用中国石化石油化工科学研究院RHT 固定床渣油加氢工艺技术设计，设计原料为1#常减压装置的减压蜡油和减压渣油、2#常减压装置的减压蜡油、焦化蜡油、丙烷脱沥青油、酮苯蜡下油和糠醛抽余油混合原料，经过催化加氢反应，脱除硫、氮、金属等杂质，降低残炭含量，为催化裂化装置提供优质原料，同时生产部分柴油，并副产少量石脑油和干气。
加氢考试题库
1.什么是溴价？油品的溴价代表什么？10分答：将一定量的油品试样用溴酸钾-溴化钾标准滴定溶液滴定，滴定完成时每100g油品所消耗的溴的克数表示溴价。
溴价越高，代表油品中不饱和烃含量越高。
2.简述加氢工艺原理？10分质量低劣的原料油，在一定的温度（一般在260-380℃）、压力（3.0-16MPa）和氢气，在加氢精制催化剂的作用下，将油品中的含S、含N、含O等非烃化合物转化为易除去的H2S、NH3、H2O，将安定性很差的烯烃和某些芳烃饱和，金属有机物氢解，金属杂质截留，从而改善油品的安定性质、腐蚀性能和燃烧性能，得到品质优良的产品，此工艺过程称为加氢精制。
其中按照处理的原料分为汽油加氢、柴油加氢、蜡油加氢、润滑油加氢等；按照加氢反应压力又分为低压加氢（≤4.0MPa）、中压加氢（4.0-8.0MPa）、高压加氢（＞8.0MPa）。
3.简述温度对加氢反应有怎样的影响？10分答：加氢反应温度的确定主要取决于催化剂活性、原料性质及产品质量要求等因素。
在生产初期，催化剂活性高，可在较低的温度（280℃～310℃）下进行加氢，即能满足产品质量的要求；在生产后期，由于催化剂积碳增加及活性组份的流失，催化剂的活性下降，则需适当地提高反应温度来弥补催化剂活性的不足，以满足产品质量的要求；另外，当产品要求更高的质量时，也需提高反应温度来满足。
但提高反应温度，裂化反应会加剧，这样，液相收率就会降低。
加氢反应温度的控制是通过加热炉的操作来实现的，通过改变加热炉的负荷来改变反应温度。
反应温度的升降，应控制一定的变化速率，防止加热炉因热负荷变化过于剧烈而受到破坏。
4.简述压力对加氢反应的影响？10分反应压力的控制取决于设备的承受能力、加氢深度要求及补充氢量等因素。
压力对反应的影响是通过氢分压来实现的。
提高系统的氢分压，可促进加氢反应的进行，脱硫、脱氮、烯烃饱和速度加快。
故提高压力后，所得产品的溴价低，含硫、氮化合物少，油品安定性好。
造成变换气脱硫塔出口气体带液有哪些原因
造成变换气脱硫塔出口气体带液有哪些原因?如何进行处理?
造成变换气脱硫塔出口气体带液的原因：
1 加量过猛，造成气体负荷过大；
2 泵的溶液循环量过大；
3 系统压力突降；
4 变换气脱硫塔内填料破碎或堵塞；
5 变换气脱硫塔气体进塔分布不均匀；
6 溶液粘度大，易起泡。
处理办法：
1 适当减低负荷，气体负荷加量要缓慢；
2 适当减低溶液循环量；
3 联系工长，调度提高压力；
4 停车，待化工处理安全交出后，联系钳工拆人孔，进行检查修理；
5 调整液位或停车检查修理；
6 碱性氧化栲胶溶液预处理一定要加温搅拌，加空气氧化24h后才算制备合格，并且做好日常对溶液工艺纪律的管理。
湿法脱硫烟气带水形成机理及防治措施
湿法脱硫烟气带水形成机理及防治措施罗丹丹;杨红;高志远;曾真【摘要】对烟气带水的形成机理和影响因素进行了系统分析，提出了强化除雾效果、提高净烟气温度、优化烟囱设计、优化系统运行等主要的防治措施。
%The formation mechanism and influence factors of the flue gas with water are analyzed and the prevent measures are proposed such as the reinforcement of the demisting, increase of the temperature of the clean flue gas, optimization of the design of the chimney, optimization of the running system and etc.【期刊名称】《化工装备技术》【年(卷),期】2016(037)003【总页数】3页(P24-26)【关键词】湿法脱硫;烟气带水;除雾器;换热器;烟囱;防治措施【作者】罗丹丹;杨红;高志远;曾真【作者单位】武汉工程大学机电工程学院;武汉工程大学机电工程学院;武汉工程大学机电工程学院;武汉工程大学机电工程学院【正文语种】中文【中图分类】TQ051.8大型燃煤电厂脱硫系统中普遍采用石灰石-石膏湿法脱硫技术[1]。
但实际运行过程中，烟气换热器（GGH）常会发生严重腐蚀以及换热元件发生堵塞等问题，严重影响了湿法烟气脱硫系统（WFGD）的稳定性和经济性，因此后期设计的WFGD 系统均采用“湿烟囱”排放[2-3]。
脱硫塔顶部设置有除雾器，用于湿法脱硫后除去烟气中携带的液滴。
但是除雾效果往往不理想，净烟气中仍然携带有粒径微小的液滴，且净烟气处于饱和状态，在排出过程中碰到烟囱壁面后部分饱和蒸汽就会冷凝形成液滴。
这种情况使得净烟气排出后不能充分扩散到大气中，烟气中携带的石膏浆液在烟囱附近聚集，导致烟囱附近经常出现下降小液滴的现象，被称为“石膏雨”。
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如题
我们厂二期用的全底变变换技术，变换后上的是DDS二次脱硫，新系统刚开车一个月，前天的时候系统加满负荷后，脱硫塔后分离器的液位上涨的较快，一直快满了，明显是带液了，整个合成氨系统减了一机量，退了溶液循环量才正常了。
现在是脱硫系统循环量加不上，一加大就会带液，整个系统负荷加不满。
不知是怎么回事？难道是脱硫塔的液体分布器有问题了？请各位帮忙分析以下原因。
DDS脱硫刚开始应该就是这样，厂家说的是DDS脱硫溶液配置初期塔阻力不会上升，不过从实际运行情况看刚开始的2个月内、尤其是头一个月，塔阻力波动比较大，带液现象频繁。
刚开始溶液组分中悬浮硫含量比较高，至少在3g/l以上。
等溶液基本成型后应该会正常。
要不就是设计问题，空塔气速偏高，负荷到一定程度时，会在液泛工况下工作！
我们厂也发生过这种情况，脱硫刚开车一直带液，后来经过专家发析是系统负荷太大，但
是脱硫塔设计时怎么计算都不超负荷，但是一运行就带液，后来去别的厂家考察又上了一个脱
硫塔，现在效果还可以
DDS脱硫液增加阻力的问题我没有研究过，不过如果是脱硫脏，液体下不来，会造成带液
的现象，你们发现带液时，是否，贫液槽液位下降快，脱硫塔液位不上涨，如果是这样，就是
填料堵塞，有可能是填料脏，也可能是负荷太大，如果是贫液槽下降不快，但脱硫塔液位下降
快，就是塔顶布液器堵塞，液体下不来，补充：在操作上，还应该注意加减量和加减循环量都
要缓慢，避免大幅度波动。
脱硫液里面的悬浮硫多,使填料部分堵塞和脱硫液的物理性质发生变化了,是带液的主要原因看楼主介绍的情况，可能是填料和塔的匹配问题，属于设计问题，脱硫塔设计填料应该不能按照常规进行设计，要把脱硫液的悬浮物考虑进去，选择的填料一定要选择散装的粒径较大的填料；塔径也有点小，既然需要减量维持系统，说明你的塔满足不了你的系统最大生产气量。
特别是改造的企业，别的系统增加压缩机，气化炉等等，有时不考虑脱硫系统的增加，另外有的企业虽然没有增加生产负荷，却前系统改烧了高硫煤，同样是增加了生产负荷，脱硫塔不相应的增加，使满足不了生产的。
另外，不要刻意地去迷信催化剂，认为催化剂可以改变一切。
无论采取什么样的催化剂，如果增加负荷，必须考虑脱硫系统的硬件匹配。
非常认同，现在大多数企业都存在这种观点，开始把其它工段的余量都考虑进去了，惟独气
体净化这块不考虑。
负荷加上去后，频繁出现问题。
压力是否是2.0MPa的，很多厂家都有这个问题，用DDS比栲胶好，但初期压差波动比较大
用一段时间就好了，可以尽量降低闪蒸压力。
变换气脱硫各厂的生产\操作不尽相同,但大多数厂都存在带液问题,填料塔不适应变换气脱
硫的工况.
我们厂的二次脱硫也出现过带液的现象的。
现在排污连排了，好点了。
如果是新上的，原因可能是催化剂和设计两个方面的问题；如果是改造项目，可以考虑改用新型筛板塔，气、液传质好，也不堵塔；我们就是这样做的。
设计能力应该没问题,你们的填料形式怎么样?可以考虑考虑填料问题.悬浮硫怎么样?是否
填料有堵塞的现象
如果是负荷问题，可以考虑更换填料。
同时要考虑DDS吸收溶液的再生问题，使悬浮硫尽可能的脱除
是不是塔出了问题，比如说填料塌方等
变脱塔液体分布器上方的空间要适当大，水分的容积要适当大，再生槽的容积（停留时间）要足够。
脱硫带液问题，应该有以下原因：
液体分布不均匀，偏流。
大设计偏少，气量大。
填料或分布器堵塞造成偏流。
塔上部分离空间小，或分离器堵塞。
操作失误。
塔排液不畅，液位高，液位失灵。
气量波动大。
我们以前也有这种情况，后来更换了脱硫塔；并应的进行了改造，脱硫塔内的宝塔型喷头改成了分布器，并在脱硫塔顶端加了一层填料，这样乐意拦截一部分溶液。
备注：2、DDS脱硫技术基本原理
“DDS催化剂”是含有铁的有机络合物的多聚合物，由于其中的“正电柱”和“负电柱”基本是平行性，其中心平行距离为8——20A，在此距离正负离子容易发生化学反应，因此DDS催化剂为化学反应提供了便利的场所。
1.1、DDS溶液脱碳脱硫原理
由DDS催化剂Na2CO3和 H2O组成溶液与含有无机硫、有机硫和二氧化碳的混合气体接触时，发生如下反应：Na2CO3+CO2(g)+H2O≒2NaHCO3
Na2CO3+H2S(g) ≒2NaHS+NaHCO3
Fe2++H2S(g)≒FeS↓+2H+
Fe3++H2S(g)≒Fe2S3↓+6H+
COS(g)+H2O(g)≒H2S(g)+CO2(g)
CS2(g)+H2O(g) ≒H2S(g)+COS(g)
吸收后的富液经减压或加热后，其中CO2逸出之后通入空气，在DDS催化剂的催化下，富液中的S2-被氧化为S，以泡沫形式浮出，DDS浓液得以再生，循环使用发生如下反应：
2NaHCO3≒Na2CO3+CO2(g)↑+H2O
Fe(OH)2≒Fe2++2OH_
Fe(OH)3≒Fe3++3OH_
HCO3-≒H++CO32-
H2O≒H++OH-
2Fe3++S2+≒2Fe2++S↓。