焦化基本知识（二）
一、硫酸铵生产工艺
（一） 饱和器法硫酸铵生产工艺流程
1. 鼓泡式饱和法
由鼓风机来的焦炉煤气，经电捕焦油器后进入煤气预热器。在预热器内用间接蒸汽加热煤气到 60～70℃或更高的温度，目的是为了使煤气进入鼓泡式饱和器蒸发饱和器内多余的水分，保持饱和器内的水平衡。预热后的煤气沿饱和器中央煤气管进入饱和器，经泡沸伞从酸性母液中鼓泡而出，同时煤气中的氨被硫酸所吸收。煤气出饱和器后进入除酸器，捕集其夹带的酸雾后，被送往粗苯工段。
鼓泡式饱和器后煤气含氨一般小于 0.03g/m3。冷凝工段的剩余氨水经蒸氨后得到的氨气，在不生产吡啶时，直接进入饱和器；当生产吡啶时将此氨气通入吡啶中和器。氨在中和器内与母液中的游离酸及硫酸吡啶作用，生成硫酸铵，又随中和器回流母液返回饱和器。饱和器母液中不断有硫酸铵生成，在硫酸铵含量高于其溶解度时，就析出结晶，并沉淀于饱和器底部。其底部结晶被抽送到结晶槽，在结晶槽内使结晶长大并沉淀于底部。结晶槽底部硫酸铵结晶放到离心机内进行离心分离，滤除母液，并用热水洗涤结晶，以减少硫酸铵表面上的游离酸和杂质。离心分离的母液与结晶槽满流出的母液一同自流回饱和器中。从离心机分离出的硫酸铵结晶经螺旋输送机，送入沸腾干燥器内，用热空气干燥后送入硫酸氨储斗，经称量包装入成品库。
为了使饱和器内煤气与母液接触充分，必须使煤气泡沸伞在母液中有一定的液封高度，并保证饱和器内液面稳定，为此在饱和器上还设有满流口，从满流口溢出的母液经插入液封内的满流管流入满流槽，以防止煤气逸出。满流槽下部与循环泵链接，将母液不断地抽送到饱和器底部的喷射器。因而一定的喷射速度，故饱和器内母液被不断循环搅动，以改善结晶过程。煤气带入饱和器的煤焦油雾，在饱和器内与硫酸作用生成所谓的酸煤焦油，泡沫状酸煤焦油漂浮在母液面上，并与母液一起流入满流槽。漂浮于满流槽液面上的酸煤焦油应及时捞出，或引入一分离处理装置与母液分离，以回收母液。饱和器内所需补充的硫酸，由硫酸仓库送至高置槽，再自流入饱和器，正常生产时，应保持母液酸度为 4%～6%，硫酸加入量为中氨的需要量；当不生产粗轻吡啶时，硫酸加入量要大一些，还要中和随氨气进入饱和器的氨。饱和器在操作一定时间后，由于结晶的沉积将使其阻力增加，严重时会造成饱和器的堵塞。所以操作中必须定期进行酸洗和水洗。当定期大加酸、补水、用水冲洗饱和器及除酸器时，所形成的大量母液有漫流槽满流至母液储槽。在正常
生产时又将这些母液抽回饱和器以作补充。饱和器是周期性连续操作设备，为了防止结晶堵塞，定期大加酸和水洗，从而破坏了结晶生成的正常条件，加之结晶在饱和器底部停留时间短，因而结晶颗粒较小，平均直径在 0.5mm。这些都是鼓泡式饱和器存在的缺点。
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2 2 ．喷淋式饱和器法
喷淋式饱和器分为上段和下段，上段为吸收室，下段为结晶室。
由脱硫工序来的煤气经煤气预热器预热至 60～70℃或更高温度，目的是为了保持饱和器水平衡。煤气预热后，进入喷淋式饱和器的上段，分成两股沿饱和器水平方向沿环形室做环形流动，每股煤气均经过数个喷头用含游离酸量 3.5%～4%的循环母液喷洒，以吸收煤气中的氨，然后两股煤气汇成一股进入饱和器的后室，用来自小母液循环泵（也称二次喷洒泵）的母液进行二次喷洒，以进一步除
去煤气中的氨。煤气再以切线方向进入饱和器内的除酸器，除去煤气中夹带的酸雾液滴，从上部中心出口管离开饱和器再经捕雾器捕集下煤气中的微量酸雾后到终冷洗苯工段。喷淋式饱和器后煤气含氨一般小于 0.05g/m3。饱和器的上段和下段以降液管联通。喷洒吸收氨后的母液从降液观念流到结晶室的底部，在此结晶核被饱和母液推动向上运动，不断地搅拌母液，使硫酸铵晶核长大，并引起颗粒分级。用结晶泵将其底部的浆液送至结晶槽.含有小颗粒
的母液上升至结晶室的上部，母液循环泵从结晶室上部将母液抽出，送往饱和器上段两组喷洒箱内进行循环喷洒，使母液在上段与下段之间不断循环。饱和器的上段设满流管，保持液面并封住煤气，使煤气不能进入下段。满流管插入漫流槽 7 中也封住煤气，使煤气不能外逸。饱和器满流口溢出的母液流入漫流槽内的液封槽，再溢流到满流槽，然后用小母液泵送至饱和器的后室喷洒。
冲洗和加酸时，母液经漫流槽至母液储槽，再用小母液泵送至饱和器。此外，母液储槽还可供饱和器检修时储存母液之用。结晶槽的浆液经静置分层，底部的结晶排入到离心机，经分离和水洗的硫酸
铵晶体由胶带输送机送至振动式流化床干燥器，并用被空气热风机加热的空气干燥，再经冷风冷却后进入硫酸铵储斗。然后称量、包装送入成品库。离心机滤出的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流回饱和器的下段。干燥硫酸铵的尾气经旋风除尘器后由排风机排放至大气。为了保证循环母液一定的酸度，连续丛母液循环泵入口管或满流管处加入质量分数为 90%～93%的浓硫酸，维持正常母液酸度。由油库送来的硫酸送至硫酸储槽，再经硫酸泵抽出送到硫酸高置槽内，然后自流到满流槽。喷淋式饱和器生产硫酸铵工艺，采用的喷流式饱和器，材质为不锈钢，设备使用寿命长，集酸洗吸收、结晶、除酸、蒸发为一体，具有煤气系统阻力小，结晶颗粒较大，平均直径 0.7mm，硫酸铵质量好，工艺流程短，易操作等特点。新建改建焦化厂多采用此工艺回收煤气中的氨。
（二）、影响硫铵结晶粒度因素的控制
焦化厂炼焦煤气中氨的回收，普遍采用饱和器法生产硫铵。由于硫铵结晶过程受多种因素影响，生产中一旦某种因素控制不当，就会造成产品颗粒碎小，水分、酸度超标，影响产品质量。因此，找出影响硫铵结晶粒度的关键因素，寻求最佳操作方法，成为一个重要课题。
1 1 ．硫铵结晶原理
硫铵的结晶属于反应过程，主要由反应、过饱和溶液的形成、晶核的产生和晶体的成长几个阶段组成。随着反应的进行，形式过饱和溶液，达到一定过饱和度时，析出固相微观晶粒，这是晶核的形成过程，也称为初级成核，接着是晶核的长大也称为晶体的生长过程。同时，由于晶液的流动，晶体之间及晶体与设备之间的摩擦、碰撞，液体对晶体表面的冲刷，又产生新的晶核，称为二次成核。
通常晶核的形成和晶体的成长是同时进行的。在结晶过程中，无论是晶核的形成，还是晶核的生长，都要消耗溶液中的溶质，均以一定的过饱和度为推动力。每一粒晶体都是由一粒晶核生长而成的，在一定条件下，如果晶核成核速率越大，晶核的生成量越多，溶液中有限的溶质要同时供应大量的晶核生长，晶核的生长速率就越慢，结果导致大量的细小结晶；反之，晶核的生成量越少，结晶粒度就会长得越大。可见，晶核的生成速率和晶核的生长速率是此消彼长的关系，如能控制这两种速率，便可控制结晶的粒度。
此外，结晶条件对产品的粒度也有很大的影响，如温度、搅拌、酸度、杂质等都以一定的方式影响结晶过程。
2. 影响硫铵结晶粒度的因素
根据结晶原理分析，影响硫铵结晶粒度的因素，归纳起来，主要有以下几项：
(1)饱和器工作温度
(2)母液的搅拌程度
(3)母液的酸度和加酸制度
(4)母液的晶比
(5)母液中的杂质
生产中对一定工艺条件来说，影响较大的往往是哪些变化频繁，或在量的变化上敏感的因素，并且由于产生的结果滞后而增加了控制上的度。对上述几个因素进行分析可以发现，饱和器工作温度和母液的搅拌程度变动不大，可以说近似恒定；母液的酸度、晶比随时间呈周期性变化，比较频繁，控制不当，对结晶粒度将产生很大影响；母液中的杂质的影响，在量的变化上比较敏感，一般来说带有很大的偶发性，可是一旦发生，对生产的影响很大。所以，母液的酸度、晶比、杂质含量，是生产控制的重点。
（三）、 影响因素的控制
1 3.1 母液酸度
母液酸度对硫铵结晶的影响主要表现在两个方面：一是酸度的高低对结晶形状的影响，二是酸度的频繁变动破坏了结晶的正常生长条件。在一定条件下，随着母液酸度的提高，母液的介稳区减小，硫铵晶形从多面体颗粒转变为细长易碎的六角棱柱形，甚至针状，同时，母液黏度增大，硫铵分子扩散阻力增加，阻碍晶体的正常生长；但是过低也不行，虽然硫铵结晶在 pH5～6 的弱酸性介质中生
成较大的圆形晶体，但是使氨的吸收效率下降，还易造成饱和器堵塞，特别是当母液搅拌不充分或酸度发生波动时，可能在母液中局部出现中性或碱性区，母液中的杂质铁等金属离子和铵生成胶态氢氧化物，并蒙在硫铵晶体上，使晶体成长困难和结晶过程复杂化，而且当母液酸度低于 3.5％时，因母液密度下降易产生泡沫，使饱和器操作恶化。为避免这些影响，必须在酸性介质中进行结晶，正常生产时，母液酸度保持在 4％～6％为宜。酸度对结晶粒度的影响还表现在定期向系统大加酸时，母液酸度大幅度提高，使母液中的晶种消失，破坏了结晶的正常生长条件。再次结晶时，在较高饱和度下发生初级成核，使母液中的细小结晶增多。因此要生产大颗粒结晶硫胺，应减少大加酸的次数，如把每班一次大加酸改为 1～2 天一次，尽量延长饱和期的稳定操作时间。
2 3.2 母液晶比
母液中所含硫胺结晶的体积与母液和结晶总体积的比，称为晶比。对饱和器中晶比的控制，是控制硫胺结晶粒度的重要措施。从结晶原理可以知道，如能控制成核速率和晶核的生长速率便可控制晶体的粒度。然而，在生产中这两种速率是极不易控制的，无论是爆发式的初级成核，还是因摩擦碰撞产生的二次成核都很难控制，生成的晶核总是过量，即成核速率过高。晶核的生长速率相对于成核速率来说是很慢的，在其他条件不变时主要取决于母液的过饱和度，提高过饱和度可以加快晶体的生长。过饱和度的高低，在一定温度下取决于母液中晶核的数量。当母液中存在足量晶核时，新生成的硫胺溶质完全用于晶体的生长，过饱和度趋于稳定，晶体处于稳定的生长环境中。生产中采用控制晶比的办法来控制过饱和度，达到控制晶体粒度的目的。晶比的大小直接影响结晶的粒度。晶比过大时由于摩擦碰撞机会增多，大颗粒结晶被破碎，使二次成核量增大，晶体成长速率减慢，晶体粒度减小，并使母液搅拌阻力增加，导致搅拌不良，同时减少了氨与硫酸反应所需的容积，不利于氨的吸收，还易加重堵塞情况；晶比太小可能出现晶核量少，使过饱和度升高，产生大量的初级成核，使结晶粒度减小，晶比太小，使取出次数增加，缩短了晶体的生长时间，同样使晶体粒度减小。因此，母液中必须控制一定的晶比，以利得到大颗粒硫胺。晶比的控制原则应是：避免初级成核，适当控制二次成核，尽量延长晶体的
生长时间。对晶比的控制，除在量上控制晶比外，还要对结晶的形状、色泽进行观察，预测饱和器内结晶情况，结合实际取出结晶粒度进行判断调节。如果发现晶液中结晶细小，且取出晶粒也小，则应考虑是否酸度过高，还是晶比高低不当，成核过多所致；如果不仅结晶细小而且着色，则应考虑杂质影响。正常生产中晶比的控制，最小不低于 10％，达 30％时取出为宜。
3 3.3 杂质
溶液中的杂质，对结晶过程的所有阶段都产生影响。硫铵母液中杂质的种类和含量，主要取决于所采用的工艺流程、硫酸质量、用水质量和设备的防腐质量。母液中所含的可溶性杂质主要有铁、铝、铜、铅、锑、砷等各种盐类，多半来自硫酸、设备腐蚀和工业用水，这些离子吸附在硫铵结晶的表面，遮盖了结晶表面的活性区域，使结晶成长缓慢；有时由于杂质在一定晶面上的选择性吸附，以致形成细小畸形颗粒。金属离子对硫铵晶体的生长有较大影响，尤其是铁离子影响最大，即使在母液中含量极少，也会使晶体生长速率显著下降。例如三价铁离子会促使介稳区扩大，减慢结晶速度，在溶液中含量达 0.1％时会促使硫铵结晶变长，而在较高浓度时导致生成针状晶体。这种晶体会在生产过程中大量破碎，使成品硫铵的粒度大幅减小。此外，母液中的不溶性杂质如煤焦油雾，有时也会与母液形成稳定的乳浊液附着在晶体表面，阻碍晶体生长。
母液中的杂质不仅影响硫铵的晶形和晶体成长，而且还使单位时间内晶体体积总增长量小于饱和器中硫铵生成量，打破固液平衡，使母液的过饱和度升高，不仅使晶体强度降低，同时形成大量针状晶核，迅速充满溶液中，破坏正常操作。因此，必须在工艺、设备等方面采取有效措施，从根源上减小杂质的进入。
二、粗苯工段
1、粗苯产品及其用途
粗苯是黄色的透明液体，是多种有机化合物的混合物。粗苯本身用途不大，但将粗苯精制加工可得纯苯（C6H6）、甲苯（C6H5CH3）和二甲苯{C6H4(CH3)2等产品。纯苯用于人造纤维、塑料、药物及燃料，甲苯用于制造炸药、合成纤维，二甲苯由于橡胶、油漆的溶剂和航空及内燃机燃料的添加剂。总之，粗苯是一种非常宝贵的化工基本原料。
2、粗苯的组成、性质和质量
2.1粗苯的组成
粗苯的组成波动较大，主要取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在炭化室内热解的程度（及焦炉的炭化温度）粗苯主要组分的平均含量如下:
苯55—80％：甲苯11—22％：二甲苯2—6％：不饱和化合物（如环戊二烯（C5H6）苯乙烯（C6H5CHCH2）等7—12％：硫化物（如二硫化碳（CS2）噻吩（C4H4S）等0.3—1.8％.
2.2粗苯的性质
粗苯比水轻，微溶于水，且易与水分离。在储存较长时间时，由于含有不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质又溶解于粗苯中，能使粗苯着色变为暗褐色（或淡红色）。粗苯易燃，闪点为12℃.粗苯蒸汽在空气中的体积浓度为1.4％-7.5％时，能形成爆炸性混合物。若粗苯着火时，应使用泡沫剂或蒸汽灭火。粗苯在管道内流动时极易产生静电，为防止引起静电火花的危险，所以粗苯生产及产品运输和储存设备与管道应安装有可靠接地导电装置。
2.3粗苯的质量及其指标
粗苯的各主要组分均在180℃前馏出，180℃后的流出量当作100％来计算，故以其180℃前的馏出量作为鉴别粗苯质量的指标之一。粗苯在180℃前的馏出量取决于粗苯工段的工艺流程和操作制度。180℃前馏出量愈多，粗苯质量愈好。一般要求粗苯的180℃前馏出量为91％—93％粗苯的质量指标如下表。
指标名称
加工用粗苯
溶剂用粗苯
外观
黄色透明液体
馏程%75℃前馏出量（V）
180℃前馏出量（W）
密度（20℃），g/ml
≥93
0.871-0.900
≤3
≥91
≤0.900
水分
室温（18-25℃）下目测无可见不溶解的水
3.粗苯生产产量的估算
3.1粗苯产率
粗苯产率与装炉煤的质量、炼焦温度和焦炉炉顶可见温度有关，随装炉煤挥发分的提高而增加，随炼焦温度、炉顶可见温度的提高而下降。
粗苯产率可按以下经验公式进行计算：（1）y=a+bv
式中：y——粗苯产率（对于煤）%
V——炼焦用煤的可燃基挥发分，%
a、b——常数
常数a、b因各厂的装炉煤性质和主要工艺条件的不同而异。在一定的条件下a和b是定值。以某焦化厂为例：a=-0.64,b=0.065(适用范围：v=27.96—30.37%，y=0.0988—1.37%))
2、y=-1.6+0.144v-0.0016（v）2
式中符号代表意义同上（v在20—30%之间）。
粗苯产率一般为炼焦干基配合煤的0.75%—1.1%，即用炼焦洗精煤炼焦时，没用一顿干煤，可得到7.5—11公斤粗苯。焦炉煤气中一般含粗苯为25—40g/m3.
3.2粗苯产量的估算
（1）基础数据（举例）
焦炉用煤量（平均） 50t/h（干基）
净煤气产率 320—330Nm3/t干煤，取值325 m3/t
洗苯塔前煤气含苯量 28g/m3
洗苯塔后煤气含苯量 3g/m3
粗苯产量（对干煤） 0.82%
（2）粗苯产量
a.按煤气中含苯量进行估算（实际生产中煤气含苯量可由化验分析得到）：
50*325*（28-3）/1000=406.25kg
即每天可生产粗苯10吨左右。
b.按粗苯产率进行估算：
50*0.0082*1000=410kg/h
即每天可生产粗苯约10吨左右。
4.粗苯生产消耗洗油、蒸汽、焦炉煤气的指标
（1）洗油＜100kg/t粗苯（国内有些焦化厂＜70kg/t粗苯）；
（2）蒸汽10-1.5t/t粗苯；
（3）焦炉煤气450-550m3/t粗苯。
5.洗油吸收粗苯的基本原理
用洗油吸收焦炉煤气中的粗苯是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿气体分压定律。当煤气中粗苯蒸汽分压大于洗油液面上粗苯蒸汽压时，煤气中粗苯被洗油吸收。
6.从焦炉煤气中回收粗苯的方法
（1）吸收粗苯部分
a.洗油吸收法（本公司采用）：用洗油在专门的洗涤塔内吸收焦炉煤气中的粗苯，将吸收了粗苯的洗油（称为富油）送至脱苯塔蒸馏装置中，在此粗苯被提取出来，脱苯后的洗油（称为贫油）经冷却后重新送回（循环）洗涤塔内吸收粗苯。
b.吸附法（如果用活性碳做吸附煤气中的粗苯，作为煤气含苯化验分析方法之一）
c.低温加压法
（2）蒸馏脱苯部分
吸收了煤气中粗苯的洗油称为富油。按富油加热发生分为：
a. 预热器加热富油（用水蒸气做热源）的脱苯法。
b. 管式炉加热富油（用焦炉煤气做主要热源）的脱苯方法。
7.从富油中蒸出粗苯的原理
从富油中蒸出粗苯是根据洗油和粗苯两者沸点2的不同，虽然粗苯沸点小于180℃，但其液体混合物又不具有恒沸点，同时洗油又是此混合物中主要组份，因此混合物的沸点介于粗苯和洗油沸点（230-300℃）之间，并趋近洗油的沸点，于是采用降低蒸馏温度的水蒸气蒸馏方法。
8.粗苯工段工艺简介及流程图
8.1工艺简介
从硫铵工段来的煤气进入终冷塔，在此被冷却至25-28℃后，由塔底进入洗苯塔，在塔内与塔顶下来的洗油（贫油）逆流接触后，煤气中的苯族烃被洗油贫油吸收下来，从塔顶出来的煤气一部分回焦炉加热。其余部分送至气柜等用户。
吸收苯族烃的贫油变为富油后，在洗苯塔底进小富油泵送至富油槽。在由大富油泵送至蒸苯部分处理。脱苯后的热贫油经一段贫富油换热器后进入脱苯塔底部热贫油槽中，然后用贫油泵从槽中抽出经二段贫富油换热器后，一段贫油冷却器，二段贫油冷却器冷却后送往洗苯塔顶喜欢喷洒适用。
由洗苯塔的富油经泵送入油气换热器与脱苯塔顶的苯蒸汽换热后进入二段、一段贫油换热器与来自脱苯塔的热贫油换热后进入管式炉的对流段和辐射段将富油加热至180±5℃后进入脱苯塔蒸馏，其中1-2%左右富油进入再生器，用过热蒸汽蒸吹，再生器顶部蒸出的气体进入脱苯塔，下部排出的残渣流入残渣槽。
脱苯塔出来的苯蒸汽进入冷凝冷却器，先与富油换热器后进入油水分离器，粗苯流入回流柱，部分用回流泵送脱苯塔顶做回流，其余流入粗苯中间槽，定期用产品泵送往苯库。
油水分离器分离水流入控制分离器进一步油水分离粗苯流入中间槽，水去放空槽进行处理。
8.2粗苯工段工艺流程图（间附页）
9.粗苯工段主要生产工艺设备概况
（1）煤气横管终冷器（F=3100m2）2台（一开一备），设计处理焦炉煤气量33740m3/h，顶部和中部设有循环喷洒冷凝液装置，以机械性的冲洗和吸附终冷器内横管壁上附着的萘及焦油尘。顶部为煤气进口，下不为煤气出口。其结构与煤气横管初冷器基本相同。
（2）终冷喷洒液泵2台（一开一备），流量20m3/h，扬程50m，配套电机7.5KW。
（3）洗苯塔1台，Dn3.6m；H=32m，洗苯塔的作用是使循环洗油（贫油）和煤气在塔内充分接触，已达到洗苯效果。洗苯塔是用钢板焊制成的直立圆形轻瓷填料塔。
（4）脱苯塔1台，Dn1.6m，,3层塔板，15层塔板以下为提馏段，15层塔板以上为精馏段。每层塔板上均安装泡罩，泡罩上有许多细缝供蒸汽自下而上通过，塔板上还有溢流管供液体自上而下流动，这样气液两相进行传质传热，使液体中低沸点的馏分部分气化，而蒸汽中高沸点馏分则部分冷凝，经过多层塔板如此反复地部分气化和冷凝，结果在塔板液体中富集了高沸点的洗油（此时称为热贫油），在塔顶蒸汽中便富集了低沸点组分的苯蒸汽，从而使富油中粗苯被蒸脱出来。脱苯塔是不锈钢板焊制成的，处理富油能力为45-55m3/h。
（5）管式加热炉1台，总热负荷2.97兆瓦/h，是有对流段和热辐射段的直立圆筒管式炉，其作用是加热富油和将饱和水蒸气加热成过热蒸汽供富油脱苯做直接加热蒸汽用。
（6）热贫油泵和富油泵3台（2开1备），额定流量50m3/h；扬程H=125m，配电机功率37KW。
（7）粗苯回流泵2台（1开1备），额定流量6.25m3/h，扬程=36m，配套电机功率3KW.其作用是向脱苯塔顶送入粗苯做回流，以控制塔顶温度，出合格的产品。
（8）洗油再生器，再生器的作用是除去洗油中高沸点的聚合物组分，以改善循环洗油是质量，同时还向脱苯塔提供直接加热蒸汽，再生器是用钢板焊制成的直立柱筒体，底部为锥形。循环洗油（富油）再生 原理是由于洗油循环加热使用，洗油中高沸点组分聚合作用生成残渣，通过洗油再生器，利用蒸汽热量和蒸吹，将富油中低沸点组分蒸出，且将循环洗油残渣排出。
10．影响洗油吸收粗苯的主要因素
煤气中的粗苯在洗苯塔内被吸收的程度称为回收率。回收率是评价洗苯操作好坏的主要指标，此值可用下式表示：
N=1-a2/a1
式中:n——粗苯回收率，%
a1、a2——洗苯塔进口煤气和出口煤气中苯含量，g/m3
粗苯回收率的大小取决于下列因素；煤气和循环洗油（贫油）中粗苯含量；煤气流速及压力；循环洗油（贫油）量及其分子量；吸收温度；洗苯塔的构造及填料特性。
一般粗苯回收率为93-95%，适宜的吸收温度为25℃左右，在操作中必须严格控制贫油温度略高于煤气温度，以防止煤气中的水蒸气冷凝而进入循环洗油（富油）中，恶化脱苯系统的操作。一般确定循环洗油量宜按1完m3煤气为15-18t左右，此值称为油气比。贫油含苯量是决定洗苯塔后煤气含苯量的主要因素之一，经理论计算结果表明，若使洗苯塔后煤气含苯量不大于2g/m3，则贫油中的最大粗苯含量0.22%（理论值，实际贫油含苯量可允许达到0.3%—0.5%，仍能保证塔后煤气含量在2g/m3）。
11.洗油的性能要求及质量指标
11.1洗油的性能 为满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油应具有如下性能：
（1）常温下对粗苯具有良好的吸收能力，在加热时又能使粗苯很好的范例出来；
（2）具有足够的化学稳定性，即长期使用中，其吸收能力不降低；
（3）在吸收操作温度下，且易与水分离；
（4）不与水生成乳化物，且易与水分离；
（5）有较好的流动性，以使洗油易于用泵抽送和在洗苯塔内填料上均匀分布。
11.2洗油的质量指标
国内大多数焦化厂用于洗苯的时及哦啊有洗油，也有极少数焦化厂用石油洗油。
焦油洗油是高温煤焦油中230—300℃的馏分，其质量指标如下表所示。
指标名称
指标
指标名称
指标
密度（20℃），g/ml
1.04-1.07
含萘量%（W）
≤13
馏程（%）
粘度E25
2
230℃前馏出量（V）
≤3
水分%（W）
≤1
300℃前馏出量（V）
≥90
15℃结晶物
无
含酚量%（W）
≤0.5
要求洗油的萘含量小于7%，苊含量不大于5%，以保证在10-15℃时无固体沉淀物。萘因熔点较高，在常温下易析出固体结晶，因此，应控制其含量。
但萘与苊、芴、氧芴及洗油中其他高沸点组分混合时，能生成熔点低于有关组分的共熔点混合物。因此，在洗油中存在一定数量的萘，有助于降低从洗油析出沉淀物的温度。洗油中甲基萘含量最高，洗油粘度小，平均相对分子质量小，吸收能力较大。所以，在采用洗油脱萘工艺时（本公司未使用），应防止甲基萘成分随之被切出。洗油含酚高易于水形成乳化物，破坏洗苯操作。另外，酚的存在还易使洗油变稠。因此，应严格控制洗油中含酚量。
12.粗苯生产中常出现的故障及其处理方法
（1）循环洗油含水量过高 会造成脱苯系统操作混乱。处理方法如下：
a.及时调整贫油温度高于煤气温度2—5℃；
b.清扫终冷塔后煤气管道水封的排液管，使其畅通，防止冷凝水进入洗苯塔底富油中；
c.视情况适当提高管式炉后富油温度和脱苯塔顶温度，使循环洗油中水分尽快脱出。
（2）洗苯塔阻力过大 在生产操作中，一般洗苯塔的阻力在500Pa左右，如果过高将影响洗苯效果。降低洗苯塔阻力的方法之一可用热贫油冲洗的办法来降低洗苯塔的阻力。
（3）塔底油槽抽空或冒槽
a.各油泵送油量不一致，导致各油槽液位不稳定，甚至抽空或冒槽，这时应立即调节有关油泵流量，及时倒油。预防方法：平时应稳定各油泵操作，使各油泵的流量保持一致，经常检查液位是否正常。
b.若因液位计不准，应及时检查现场液位计，然后立即倒油。预防方法是经常对照液位计的读数与仪表指示值。
13.洗苯工序对焦炉煤气质量的要求
焦炉煤气中：含氨＜0.03—0.1g/Nm3； 萘＜0.2—0.5g/Nm3；
焦油＜0.05 g/Nm3； 硫化氢＜0.2—0.5g/Nm3；
14.洗涤工标准化作业规程
1. 工艺参数
洗苯塔阻力＜1000Pa
出终冷塔煤气温度25—28℃
入洗苯塔贫油温度 27—30℃
出洗苯塔煤气温度28℃
洗苯塔操作温度波动范围控制在20—30℃
洗苯塔前煤气含苯 25—40 g/Nm3；
洗苯塔后煤气含苯≯4 g/Nm3；
贫油中含苯≯0.5%
富油中含苯 1.8—2.5%
富油中含水 ≤1%
循环洗油量50m3/h
泵的电机升温 ≯45℃
轴承温度≯65℃
2.正常操作
2.1做一次塔前塔后煤气含苯化验，根据化验结果，结合生产操作情况做适当调整，使塔后煤气含苯符合要求。
2.2做循环洗油分析，掌握循环油量状况及洗苯效果，均匀补充新洗油、加新洗油时防止满油。
2.3观察富油槽液面是否波动并及时调节，杜绝满油。
2.4观察入洗苯塔煤气温度、严格控制入塔煤气温度符合规定。
2.5煤气温度，保证并调整合适的洗油循环量及贫油温、保证塔后煤气含苯符合技术要求、注意洗苯塔阻力情况、若阻力高及时清扫、保证煤气畅通。
2.6每小时巡查各部一次、认真、准确做好记录、每班计量洗油消耗、并做好各项记录。
3.特殊操作
3.1开工：开工前油封、水封注满液体、检查各管道阀门处于开工状态。抽出各煤气出入口及洗油管道盲板那，打开塔顶及煤气出口阀门前放散管阀门，由塔底及管道通入蒸汽，当放散管冒大量蒸汽时稍开煤气入口阀，然后关蒸汽阀。当放散管冒煤气时，做爆炸试验，合格后关闭放散，全开煤气出口阀门，通知鼓风机工注意机后压力变化。然后慢开，煤气入口阀门，同时关闭交通阀。待煤气正常通过后，按以上步骤将洗苯塔送油，当富油槽油面足够时向蒸馏送油。当贫油槽油面达到指标时，打开循环油槽底阀门，关闭新洗油槽底阀门，使循环油槽底的洗油循环使用，并调整各油槽的液面而稳定在规定指标。
3.2停工：停止向塔内喷淋洗油，通知鼓风机工注意机后压力变化，打开煤气交通阀。临时停工时，关闭塔煤气出入口阀门，并留3-6扣保证洗苯塔正压。停塔检修时，则将煤气出入口阀门全关死，打开塔各处放散阀门，通蒸汽赶净塔内煤气，并把出入口煤气阀盲死，在塔内用蒸汽清扫时，塔温未降下来前，严禁卸开踏上任何法兰和关闭踏上任何放散，防止塔内自燃和把塔体抽扁，进塔检修前做空气分析，合格后方可进塔检修。
3.3洗苯塔的清扫（热贫油的清扫）：塔阻力增大时，首先停一、二段贫油冷却器冷却水，然后用清扫专业泵进行热油进塔，油从塔顶部雾层之上向下喷油进行循环，直到清扫阻力正常。若2-3小时不成效可停煤气进塔、停蒸馏系统蒸汽，用管式炉将洗油加热到180-220℃循环清扫至阻力正常。（注：用蒸汽清扫仅在检修时使用）。
15.蒸馏工标准化作业规程
1.工艺参数
油气换热器后富油温度 60—70℃
贫富油换热器后富油温度 120—140℃
脱苯塔顶部温度 90—93℃
一段贫油冷却器后贫油温度 38—45℃
二段贫油冷却器后贫油温度 27—30℃
脱苯塔底部压力 0.03MPa
再生器顶部压力 0.05MPa
再生器顶部温度 160—190℃
再生器底部温度 170—200℃
粗苯冷凝冷却器后粗苯漱口温度 25—30℃
入再生器富油量 1—1.5m³/h
残渣槽温度 60—80℃
粗苯回流量 3—5m³/h
2.正常操作
2.1及时调节脱苯塔顶温度，保证符合技术指标。
2.2经常保持整齐压力的稳定，保证个塔温度及压力的温度。
2.3经常检查油气换热器、贫富油换热器，使进出口油温符合规定，发现异常及时处理。
2.4经常检查各油水分离器分离情况，做到油中不带水、水中不带油。
2.5根据季节温度变化，用低温水给苯贮槽降温，及时汇报贮槽液位情况，做好外送与计量。
2.6定时取油样、掌握脱苯效果。
2.7及时做好各种记录（每小时巡查一次）。
2.特殊操作
3.1蒸馏系统开工：开工前对设备管道、阀门及仪表进行仔细检查，并验证可靠。关闭各设备放空管，打开各设备出入口阀及放散管家，将各水封油水分离器注满水。从富油泵出口阀门外侧通蒸汽经油气换热器、贫富油换热器、管式炉到再生器、当再生器放散管冒大量蒸汽时、关闭蒸汽和放散管。从再生器通蒸汽经脱苯塔、贫富油交换器、一段贫油冷却器到贫油槽，当贫油槽放散冒蒸汽时关闭蒸汽。开富油泵使富油通过油气换热器，贫油换热器、管式炉进入脱苯塔、当贫油槽有足够油时开贫油泵，按生产系统流程进行冷油循环、在冷油循环过程中、检查管路流向的法兰、阀门、仪表是否安装严密、设备回油是否正常。待冷油循环30min左右，确认不正常后按管式炉开工顺序进行点火加热、炉内温升速度为3—5℃/min。当管式炉富油温度升到110—120℃时稳定下来操作一段时间。观察其含水大小、放散管是否冒大量蒸汽各部分是否严密、待一切正常后贫油冷却器给冷却水。再将管式炉富油出口温度提到180—185℃。
3.2蒸馏系统停工：停工前放空管保持畅通，再生器停止进油、降低炉膛温度。炉膛温度降至200℃左右时，停止给水。停工时间长，放净系统内所有设备及管道的存油，并通蒸汽清扫，逐渐减少贫油冷凝水量，维持油温合乎洗苯要求，直到贫油冷却器停水。将洗油该洗苯塔内部循环，检查设备时必须堵盲板，通蒸汽清扫，确认无可燃气体，在通风良好的情况下进行。
16.管式炉工标准化作业规程
1.工艺参数
管式炉膛温度 ≯500℃
管式炉废气温度 300—400℃
过热蒸汽温度 300—400℃
管式炉用煤气压力 ≥2.5KPn
管式炉烟囱吸力 -100pa
富油出管式炉温度 180—185℃
入管式炉煤气压力 4KPa
入管式炉蒸汽压力 0.4—0.6Mpa
入管式炉低压蒸汽量 1-2t/h
2.正常操作
2.1 每小时检查炉膛一次，观察炉管是否局部发红，火焰是否烧偏。
2.2及时清理喷嘴外焦油和地下焦油。
2.3调节煤气总阀、使煤气压力在规定范围内、注意低压报警、注意水封液位。
2.4注意富油出口温度变化，炉膛温度变化、保证富油温度温度在规定指标。
2.5发现事故隐患及时处理。
2.6注意检查再生器液面是否正常，各部位压力是否符合规定，根据油的粘度：呈稀焦油状时，停止加油（每2-3天排渣一次）浓缩后排渣，并及时外送。排净后再打开阀门加油、排渣时直接注意对直接流量的调节。
2.7每小时巡查一次，认真准确做好记录。
3.特殊操作
3.1 管式炉开工：开工前必须检查煤气系统、油系统、蒸汽系统各阀门及烟囱翻板是否具备开工条件。压力计、温度计及自调仪表是否好使，炉膛通蒸汽清扫、当烟囱大量冒蒸汽时关闭蒸汽，给火种、开点火用煤气胶管、侧身将胶管煤气火源移进风口试火，确认煤气阀门不漏 。炉内无残余煤气后，将火源伸入炉膛喷嘴。根据3-5℃/min的加热速度逐渐加大煤气量，视循环油含水情况，在油出口温度达110-120℃恒温脱水。然后再继续升温至富油出口温度符合技术规定。
3.2管式炉停工：关闭煤气喷嘴进口阀门，停止煤气加热关闭煤气总阀，启动调节阀和支管阀门以及调节仪表、富油走旁道，必要时煤气堵盲板。慢开烟道翻板，风门降低炉膛温度、降温速度3-5℃/min冷却时间大于4小时，停工三天课不放油、超过三天应把油放回油槽用蒸汽清扫油管。
3.3管式炉油管漏油着火停炉操作：应立即关闭煤气总阀和煤气之动阀门，打开炉底和对流段油管箱内的消火蒸汽阀门（大于100mm的煤气管要缓慢关闭）情况特别危险时，可打开炉膛下部消火蒸汽，温度降至50℃以下时，全开翻板，打开入孔后方可入内。
3.4管式炉突然停电操作：停电时应立即关闭煤气系统所有阀门，打开地风门和烟道翻板并通蒸汽降低炉膛温度，当炉温降到200℃是关蒸汽，短时间停电做好开炉准备，以待来电开炉，若停电时间长，经领导同意按长时间通过处理。
3.5管式炉突然停火操作：发现有自动熄火时应立即关闭炉前煤气系统各种控制阀、并通知蒸馏工做好调节。打开翻板排净煤气，查找原因并进行处理、处理后按开工规程开炉。
3.6富油泵突然停泵操作：立即关闭煤气各控制阀门、打开翻板和炉膛蒸汽消火阀门进行迅速降温，防止炉内存油结焦。当富油泵排除故障正常运行后打开程序恢复正常。
3.7管式炉停蒸汽操作：属暂时停气，只将再生器直接蒸汽关闭。停气再生器加油和排渣，关死脱苯塔直接蒸汽进出阀门逐渐减少回流量，关小各冷却水量维持生产等待来气，属长时间（4h以上）停气，按停工处理。
3.8管式炉停电操作：立即关闭管式炉加热煤气管阀门，关再生器直接蒸汽，切断电源，关闭进出口阀门，停止再生器加油和排渣。若停电时间长按停工处理。
17.洗涤工岗位职责
1.在工段及本班班长领导下积极参与质量管理、控制、安全生产，完成各项本职工作。
2..负责终冷塔和低温水的调节及冷凝液循环泵的操作，始终冷塔出口煤气温度的稳定。
3.负责洗苯塔、贫油冷却器等操作，使出洗苯塔煤气含量符合技术规定。
4.负责洗苯塔底富油的稳定输送。
5.负责新洗油的接受及定期添加。
6.负责富油、循环洗油、新洗油的化验取样。
7.负责终冷塔上下段、富油槽液位控制积水封槽、油封槽的液位稳定和定期清扫。
8.精心控制、调节各参数，使系统处于最佳生产状态。
9.负责本岗位的正常操作，开停工及特殊操作。
10.负责本岗位生产工具、消防器材的保管，所属设备的维修、点检、如实、准确的做好原始记录，发现问题及时处理、汇报。
18.蒸馏工岗位职责
1.在班长的领导下，完成各项工作。
2.负责富油加热、蒸馏、保证贫油低含苯量。
3.负责向终冷洗苯系统抽送贫油。
4.负责苯蒸汽的冷凝冷却、苯水分离、产品的计量、输送。
5.负责洗油的再生及残渣的排放、输送。
6.负责地下放空槽的液位控制。
7.精心调节各项参数，使系统处于最佳生产状态。
8.负责粗苯、贫油、残渣的化验取样。
9.负责本岗位的正常操作，开停工操作及特殊操作。
10.负责本岗位的环境卫生工作。
19.管式炉岗位职责
1.在班长的领导下完成各项工作。
2.负责脱苯塔、管式炉、油气换热器、产品贮槽、再生器、各油水分离器的操作，保证产品质量合格。
3.负责本岗位的开停、倒换、清扫、维修及事故处理工作。
4.负责本岗位粗苯回收机输送工作，准确计量，并认真填写记录结果。
5.精心填写各参数，使设备处于最佳生产状态。
6.负责本岗位生产工具、灭火器材的保管、维护和使用工具。
7.负责本岗位的环境卫生工作。
20.粗苯工段岗位安全操作规程
1.本岗位属甲类防火区，A级危险区域，禁止烟火，与市场无关人禁止入内。
2.禁止用苯洗手、擦地、清洗设备，禁止用压缩空气吹扫苯管道。
3.严禁用铁质、塑料盒其它能生产火花或静电的工具进行检修、取样和测量。
4.禁止穿钉子鞋、化纤衣服。
5.禁止乱扔工具盒铁质物件。
6.设备的开、停必须按安全规程进行操作。
7.管式炉点火前应用蒸汽将残余煤气吹扫干净，应先送火后开煤气阀。
8.严禁在管式炉烟囱翻板关闭的情况下点火，炉膛不准正压操作。
9.严禁将苯、洗油等易燃、易爆品冲入地沟。
三、几种典型的焦炉煤气脱硫工艺
1 改良蒽醌二磺酸钠(改良ADA)法
(1)ADA法脱硫
ADA法脱硫工艺由脱硫再生和废液处理两部分组成
“脱硫部分是以碳酸钠为碱源、ADA为催化剂的氧化法脱
硫脱氰”。多数焦化厂、煤气厂的ADA脱硫装置均配置在
洗苯后,废液处理采用蒸发、结晶法制取Na2S2O3及NaSCN
产品。
脱硫液是在稀碳酸钠溶液中添加等比例的2，6蒽醌
二磺酸和2，7蒽醌二磺酸(A.D.A)的钠盐溶液配置而成。
幻灯片16
改良A.D.A法脱硫工艺
(2)改良A.D.A法
改良A.D.A法是在A.D.A法的基础上发展而来的，与
A.D.A法的主要区别是脱硫液不同。改良A.D.A法的脱硫液在
A.D.A法脱硫液中添加了适量酒石酸钾钠和0.12～0.28%的偏
钒酸钠。
脱硫分三步进行：
(a)硫化氢被碳酸钠碱液吸收生成硫氢化钠(NaHS);
(b)偏钒酸钠与硫氢化钠反应，生成焦钒酸钠并析出元素硫;
(c)焦钒酸钠在碱性脱硫液中被A.D.A法氧化再生成为偏钒
酸钠，得以循环进行。
(3)改良ADA法脱硫工艺的优点:
——脱硫脱氰效率高,可达98%以上,溶液无毒性,处理煤气中硫化氢浓度的适应性以及温度和压力的范围均较广,对设备的腐蚀较轻,副产品硫磺质量较好,双塔串联后煤气中H2S和HCN含量可分别降至20mg/m3和50mg/m3以下,符合城市煤气标准。
——工艺流程简单,占地少,投资低,可靠性强。
——产品硫磺质量稳定,品质高。
(4)改良ADA法脱硫工艺的缺点:
——以钠为碱源,碱消耗量大。
——ADA脱硫装置位于洗苯后即煤气净化流程末端，不能缓解煤气净化系统的设备和管道的腐蚀。
——废液难处理,必须设提盐装置,增加了投资。
2 HPF法脱硫工艺
HPF脱硫是我国技术人员自行研制开发的采用HPF新型高效复合催化剂从焦炉煤气中脱除H2S和HCN的新工艺。
该工艺是以煤气中的氨为碱源,在HPF的催化作用下分解煤气中的H2S和HCN。
HPF催化剂的主要成分为对苯二酚、PDS、FeSO4。其中,PDS起主要的催化氧化作用;对苯二酚的配入有助于提高脱硫液的流动性,预防堵塞;FeSO4主要用于消泡。煤气中的CO2与NH3在水溶液中生成NH4HCO3和(NH4)2CO3,向溶液中提供了较为稳定的碱源。
HPF法脱硫工艺的优点:
1)脱硫脱氰效率高,塔后煤气中H2S和HCN含量可分别降至200mg/m3和300mg/m3以下。
2)与ADA相比,循环脱硫液中盐类增长缓慢,因而废液量相对较少。
3) 以煤气中氨为碱源,资源利用合理,原材料、动力消耗低。
HPF法脱硫工艺的缺点:
1)塔后煤气H2S含量达不到标准要求,影响用户需要。
2)硫磺品质低、脱硫废液难处理。
3)相对于ADA法,投资大,工艺复杂,对工艺操作要求高,运行稳定性相对较低。
3 AS法脱硫工艺
十多年来，AS法煤气脱硫工艺在我国积累了丰富的操作经验，各项操作指标已达到和接近设计要求。多数厂家塔后煤气含NH3能达到50～30mg/m3, H2S在500mg/m3左右，焦油≤ 50mg/m3,萘≤200mg/m3 。
原石家庄焦化厂1998年10月份的操作数据为:塔后煤气含H2S 250 ～500mg/m3, NH3 40mg/m3左右。
宣钢焦化厂的最好操作指标是塔后含NH3为10～ 20mg/m3，H2S 470mg/m3。
AS脱硫工艺的优点：
AS法煤气脱硫工艺从煤气中回收的硫化氢和氨可以根据需要进行多种组合，采用氨分解和硫回收生产元素硫的组合具有流程短、设备少、投资省和占地少等优点，是一种较为经济的组合流程。
AS脱硫工艺的缺点主要存在着堵塞、腐蚀和脱硫效率低等问题。
德国蒂森克虏勃恩库克公司为首钢建设的AS法焦炉煤气净化装置于2003年9月投产。装置采用TKEC公司的CYCLASULFR法脱除煤气中的硫和氨，COMBISLAUSR法分解 NH3 和HCN生产元素硫。该工艺流程有较大改进，而且提高了煤气净化效率和节省了能源。
AS法脱硫工艺流程
4 FRC法脱硫工艺
FRC(苦味酸)法焦炉煤气脱硫脱氰工艺是由弗玛克斯(FUMAKS) 脱硫、洛达科斯(RHODACS)脱氰和昆帕科斯(COMPACS)制取硫酸三法工序组成的一种湿式氧化脱硫脱氰并回收硫磺的高效脱硫脱氰工艺，其工艺流程见图所示。
脱硫脱氰工艺是以苦味酸为催化剂，以煤气中的氨为碱源。 吸收焦炉煤气中的 H2S和HCN。
图 FRC焦炉煤气脱硫脱氰工艺流程图
FRC法脱硫工艺过程由以下几个部分组成：
(1)H2S和HCN的吸收。将温度 35℃ 、含萘<360mg/m3的焦炉煤气送入吸收塔底部，与从塔顶喷淋的脱硫液在填料表面接触，吸收煤气中的H2S、HCN 。
(2)脱硫液的再生。吸收了 H2S、HCN的脱硫液与再生空气在预混合喷嘴中混合后进入再生塔中再生，再生后的脱硫液通过气泡分离器分离掉硫泡沫后重新返回脱硫塔喷淋，再生塔上部的硫泡沫溢流至缓冲槽中。再生尾气经过压力调整后进入吸收塔后的煤气管道。
(3)再生液的分离和浓缩。进入缓冲槽的再生液大部分返回再生塔消泡，抽出部分溶液送超级离心机分离硫磺，滤液经浓缩塔浓缩后回配入硫磺浆液中，作为生产硫酸的原料。
FRC脱硫工艺的优点：
FRC工艺是一种成熟高效的湿式氧化脱硫工艺，可将煤气中的H2S脱除到城市煤气的水平，脱硫脱氰效率较高。再生尾气可直接兑入净煤气管道，且无二次污染。
FRC脱硫工艺的缺点：
该工艺的流程长、设备多，对材质的要求高，投资费亦较高，而运行费用相对较低。煤气脱硫成本为 54.05元/km3。
与其他脱硫工艺相比， FRC工艺是较具优势的脱硫脱氰工艺。 FRC工艺的生产操作难度较大，特别是脱硫液中 B&GH和硫磺的浓度、硫酸燃烧液浓度、硫酸干燥酸和吸收酸浓度的控制等，对生产的稳定运行和设备的安全生产至关重要。 FRC工艺的在线分析水平较高，但日常维护和检修的要求也较高。
幻灯片30
5 真空碳酸盐法脱硫工艺
该法为安阳钢铁厂和马钢新区、攀钢、梅山钢铁所采用，如图所示。焦
炉煤气从脱硫塔(吸收塔)下部进入，自下而上与碳酸钠溶液(贫液)
逆流接触，煤气中的H2S和NH3等酸性气体被吸收，其主要反应式
为：
NaCO3+H2S→NaHCO3+NaHS
NaCO3+HCN →NaCN+ NaHCO3
NaCO3+CO2+H2O →2NaHCO3
吸收了酸性气体的富液与来自再生塔的热贫液换热后, 进入
再生塔顶部进行再生。再生塔在真空和低温下运行，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析出来, 其反
应即为吸收反应的逆过程。
真空碳酸盐法脱硫工艺流程图
再生塔所需的热源来自焦炉用循环氨水系统，即再生塔底的贫液通过再沸器与循环氨水换热获得的热量。再生后的贫液经贫富液换热和冷却器冷却后进入吸收塔顶部循环使用。净煤气按用途分别送焦炉地下室、煤气加压站和民用煤气深度脱硫装置。从再生塔顶逸出的酸性气体，经冷凝冷却并除水后，由真空泵抽送并加压后送至硫回收装置。吸收液在循环使用过程中因氧气等的存在还会生成硫氰酸钠，为保证脱硫效率，减少废液外排，杜绝二次污染，将少量贫液送入还原分解炉中再生，其再生反应式为：
2NaCHS+5H2O →NaCO3+CO2+N2+3H2+2H2S
经分解和冷却后的再生溶液送回吸收液系统循环使用，含有酸性气体的废气送入吸收塔前的煤气中。
真空碳酸盐法脱硫的优点：
(1)用真空解析法再生。由于富液再生采用了真空解析法，操作温度仅为 50～60℃，再加上操作系统中氧含量较少，故副反应的速度极慢，生成的废液也非常少，降低了碱的消耗。而且; 整个系统在低温低压下操作，对设备材质的要求也随之降低，使整套装置的投资较低。
(2)脱硫系统生成的硫氰酸钠，可通过还原分解炉将其分解为碳酸钠和酸性气体，碳酸钠返回到吸收系统循环使用，以降低碱的消耗。酸性气体送回煤气系统，从而可杜绝因废液外排而造成的二次污染。
幻灯片34
(3)有效利用循环氨水余热。因系统为低温操作，所以吸收液再生用热源可由循环氨水的显热供给。可以大幅度降低能耗。
(4) 酸性气体浓度高。从再生塔顶逸出的酸性气体，经多次冷凝冷却并脱水后，浓度可达 50%～60% ，不仅减少了真空泵等设备的负荷，而且有利于克劳斯炉的稳定操作。在正常运转条件下，不需要煤气伴随燃烧，降低了生产成本。
(5) 脱硫剂单一。脱硫剂只采用 NaCO3 使脱硫装置的操作简单,成本低。
真空碳酸盐法脱硫的缺点：脱硫效力不高，一般仅为90%，所以一般配备二次脱硫装置。
6 一塔式脱硫脱氰工艺
煤气进入脱硫再生塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触，在催化剂作用下，将煤气中的H2S吸收在脱硫液中。其后脱硫液由循环泵打至该塔上部再生段，并通过自吸式喷射器与空气接触，进行氧化再生。再生溶液经液位调节器自流到脱硫段喷洒脱硫，使煤气中H2S含量小于20mg/m3以下。脱硫后煤气去下一工段。从脱硫塔再生段溢流出的硫泡沫送熔硫系统。
一塔式气体脱硫工艺装置特点：
对喷射再生槽流程,本工艺装置可不再设有独立的喷射再生槽、液封槽、反应槽、富液泵、贫液中间槽等设备。
对再生塔流程，本工艺装置可不再设有独立的再生塔、脱硫塔液封槽、反应槽等设备，取消压缩空气。
脱硫工艺装置特点:
(1)简化工艺流程，减少工艺设备，缩小占地面积;节约工程投资;
(2)操作费用低，便于操作控制;
(3)减少设备放散排放点从而减少对大气的二次污染;
(4)易于实现对大型气体脱硫装置的小型化、集成化、高效化的要求。