专利名称：直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺及其设备的制作方法
技术领域：
本发明属于真空碳酸盐法煤气脱硫工艺技术领域，特别是一种直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺及其设备。
背景技术：
煤气中含有的硫化氢是一种有害物质。未经脱硫的煤气作为燃料燃烧时，产生的含二氧化硫废气会污染环境。因此，必须对煤气中的硫化氢进行脱除。
真空碳酸盐法脱硫是使用碳酸钾或碳酸钠溶液吸收煤气中的H2S和HCN。在脱硫塔中，贫液与煤气逆流接触，吸收了煤气中的酸性气体H2S、HCN成为富液，然后送入再生塔进行解吸。再生塔在较高的真空度下运行，富液与再生塔底上升的水蒸汽逆流接触，使酸性气体从富液中解吸出来。解吸后的贫液循环使用。解吸的酸性气体进一步加工制取硫磺或硫酸。
与其它脱硫方法相比较，真空碳酸盐法脱硫的优点是工艺流程简单，操作可靠，生成的废液少。特别是富液解吸采用了真空解吸法，可使再生在较低的温度下操作，因而解吸所需热源可以利用一些余热以降低能耗。
现阶段在焦化行业，主要采用三种方式加热脱硫液第一，完全采用蒸汽加热；第二，与焦炉循环氨水换热；第三，与初冷器余热水换热。这三种方式在运行费用、运行的可靠性以及投资等方面尚存在不足之处，现以年产焦炭200万吨的焦化厂为例，说明如下a、第一种方式未能利用余热，能耗及运行费用高，蒸汽消耗量约30t/h。
b、第二种方式，与焦炉循环氨水换热，虽然利用了余热，但循环氨水温度难保持稳定，特别是冬季难以达到预期的温度，故运行的可靠性差。此外，因换热设备需采用不锈钢材质，投资也较高。
c、第三种方式，是在初冷器顶部设余热水段，工业水先与煤气换热成为余热水，然后余热水再与脱硫液换热。这种方法虽然也利用了余热，但未能实现脱硫液与荒煤气直接一次换热，而是经过中间余热水的二次换热，从而造成换热效率低，导致运行的可靠性降低，并增加了换热设备。
真空碳酸盐法煤气脱硫工艺的脱硫富液解吸一般在温度55～60℃，压力0.01～0.02MPa(绝压)的条件下操作，属于真空和低温范围，所需的热源可以是温度在70℃以上的热流体介质。
在焦化厂焦炉煤气气液分离器后的荒煤气温度可在80℃左右，通常情况下，利用循环水、低温水段使其冷却到一定温度并初步净化后压送至下一工序。在这个过程中，煤气热量没有被有效地利用，而且还需要消耗大量的冷却水。
发明内容
本发明的目的是提供一种工艺新、设备投资省、节约能源的直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺。
本发明的另一个目的是提供一种用于上述直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺的设备。
本发明的目的是通过下述技术方案来实现的。
按照本发明的一种直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺，包括使用碳酸钾或碳酸钠溶液吸收煤气中的H2S和HCN，然后送入再生塔进行解吸，解吸后的贫液循环使用，其特征在于将脱硫溶液由再生塔塔底抽出，利用脱硫液循环泵经由循环液输送管路直接送入设置在荒煤气初冷器内的换热段中，以获得脱硫富液的解吸热源，换热后的脱硫溶液经由热循环液输送管路返回脱硫装置的脱硫液循环槽，再用泵送入再生塔底进行部分闪蒸汽化，从而为富液的解吸提供热量。
所述的脱硫溶液由再生塔经由循环液输送管路送到所述的荒煤气初冷器内的换热段中，与78-82℃的荒煤气换热，控制脱硫溶液的流量，使换热后的脱硫溶液温度达到73-76℃。
所述的脱硫溶液的流量控制在8-12m3/103m3煤气。
所述的脱硫溶液的流量控制在10-11m3/103m3煤气。
一种用于所述的直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺的设备，包括再生塔、循环脱硫液槽、荒煤气初冷器、脱硫液循环泵、循环脱硫液输送管路，其特征在于在所述的荒煤气初冷器的上段设置脱硫液换热段，此脱硫液换热段的脱硫液入口经由循环脱硫液输送管路与设在再生塔塔底的脱硫液循环泵相连接，此脱硫液换热段的出口经由热循环脱硫液输送管路与脱硫装置的循环脱硫液槽相连接。所述的脱硫液换热器的结构为管壳式，其材质为不锈钢。
本发明综合考虑了煤气初冷装置和煤气脱硫装置的联合作业模式和设备配置；制定了合理的循环液量及相应的温度制度；换热段采用了与初冷器循环水冷却段相同的结构；采用了循环脱硫液槽，解决了脱硫液在上述两个装置间长距离输送所可能产生的两相流问题。
现有的真空碳酸盐法脱硫溶液的加热方式相比，本发明具有工艺新、设备投资省、运行成本低、节约能源等显著优点。
1)工艺新国内外现有真空碳酸盐法煤气脱硫溶液的加热方式通常采用三种方式。第一，完全利用蒸汽加热；第二，与焦炉循环氨水换热；第三，与初冷器余热水换热。
本发明是将真空碳酸盐法煤气脱硫工艺的脱硫溶液直接送入设置在初冷器内的换热段，与荒煤气换热。这种直接一次换热方式，可以用较小的循环液量获得较高的温度，提高了换热效率，并确保操作稳定。
2)设备投资省本发明由于实现了脱硫溶液与荒煤气的直接换热，故省去了脱硫富液专用的再沸器，从而减少了设备投资。以年产焦炭200万吨的焦化厂为例，与焦炉循环氨水换热方式相比可节省投资200万元；与初冷余热水换热方式相比可节省投资100万元。
3)节约能源采用本发明换热方式可以节能。以年产焦炭200万吨的焦化厂为例，与完全利用蒸汽换热方式相比，可节省蒸汽26万吨/年；与焦炉循环氨水换热方式相比可节省用电90万度/年。
图1为本发明的结构示意图。
具体实施例方式
下面结合附图对本发明的具体实施例做详细说明。
如图1所示，按照本发明的一种直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺，包括使用碳酸钾或碳酸钠溶液吸收煤气中的H2S和HCN，然后送入再生塔1进行解吸，解吸后的贫液循环使用，其特征在于将脱硫溶液由再生塔1塔底抽出，利用脱硫液循环泵11经由循环脱硫液输送管路2直接送入设置在荒煤气初冷器8内的换热器5中，以获得脱硫富液的解吸热源，换热后的脱硫溶液经由热循环脱硫液输送管路3返回脱硫装置的循环脱硫液槽9，再用泵10经由输送管路4送入再生塔底进行部分闪蒸汽化，从而为富液的解吸提供热量。
所述的脱硫溶液由再生塔1经由循环脱硫液输送管路2送到所述的荒煤气初冷器内的换热器5中，与78-82℃的荒煤气换热，控制脱硫溶液的流量，使换热后的脱硫溶液温度达到73-76℃。
所述的脱硫溶液的流量控制在8-12m3/103m3煤气。所述的脱硫溶液的流量控制在10-11m3/103m3煤气。
一种用于所述的直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺的设备，包括再生塔1、循环脱硫液槽9、荒煤气初冷器8、脱硫液循环泵10和11、循环脱硫液输送管路2、3、4，其特征在于在所述的荒煤气初冷器8的上段设置脱硫液换热器5，此脱硫液换热器5的入口经由循环脱硫液输送管路2与设在再生塔1塔底的脱硫液循环泵11相连接，此脱硫液换热器5的出口经由热循环脱硫液输送管路3与循环脱硫液槽9相连接。
所述的脱硫液换热器5的结构为管壳式，其材质为不锈钢。
图中的标号6为循环水冷却器，7为低温水冷却器。本发明的脱硫溶液加热方式具有工艺新、设备投资省、运行成本低、节约能源等显著优点。
权利要求
1.一种直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺，包括使用碳酸钾或碳酸钠溶液吸收煤气中的H2S和HCN，然后送入再生塔进行解吸，解吸后的贫液循环使用，其特征在于将脱硫溶液由再生塔塔底抽出，利用脱硫液循环泵经由循环脱硫液输送管路直接送入设置在荒煤气初冷器内的换热段中，以获得脱硫富液的解吸热源，换热后的脱硫溶液经由热循环脱硫液输送管路返回脱硫装置的循环脱硫液槽，再用泵送入再生塔底进行部分闪蒸汽化，从而为富液的解吸提供热量。
2.根据权利要求1所述的直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺，其特征在于所述的脱硫溶液由再生塔经由循环脱硫液输送管路送到所述的荒煤气初冷器内的换热段中，与78-82℃的荒煤气换热，控制脱硫溶液的流量，使换热后的脱硫溶液温度达到73-76℃。
3.根据权利要求2所述的直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺，其特征在于所述的脱硫溶液的流量控制在8-12m3/103m3煤气。
4.根据权利要求2所述的直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺，其特征在于所述的脱硫溶液的流量控制在10-11m3/103m3煤气。
5.一种用于权利要求1所述的直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺的脱硫设备，包括再生塔、循环脱硫液槽、荒煤气初冷器、脱硫液循环泵、循环脱硫液输送管路，其特征在于在所述的荒煤气初冷器的上段设置脱硫液换热器，此脱硫液换热器的入口经由循环脱硫液输送管路与设在再生塔塔底的脱硫液循环泵相连接，此脱硫液换热器的出口经由热循环脱硫液输送管路与脱硫装置的循环脱硫液槽相连接。
6.根据权利要求5所述的脱硫设备，其特征在于在所述的脱硫液换热器的结构为管壳式、其材质为不锈钢。
全文摘要
本发明属于真空碳酸盐法煤气脱硫工艺技术领域，特别是一种直接利用荒煤气余热为解吸热源的真空碳酸盐法煤气脱硫工艺及其设备。脱硫工艺包括使用碳酸钾或碳酸钠溶液吸收煤气中的H
文档编号C10J3/86GK101016485SQ200710086480
公开日2007年8月15日 申请日期2007年3月13日 优先权日2007年3月13日
发明者戴成武, 陈惠民, 王英丽, 张爽 申请人:中冶焦耐工程技术有限公司