本發(fā)明涉及氣體脫硫方法，具體涉及一種氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法。
背景技術(shù)：
化工生產(chǎn)過程中，有很多氣體含h2s、cos等硫化物，硫化物數(shù)量較大時一般先用mdea法、低溫甲醇洗等方法將大部分硫化物分離出來，再通過合適的硫磺回收工藝進行處理；但當(dāng)氣量較小時，這種先分離富集、再硫磺回收的工藝，就因流程復(fù)雜、投資大、操作控制繁瑣而難于應(yīng)用。
當(dāng)氣量不很大、h2s、cos濃度較低時，一般采用低溫有機硫水解劑將cos水解為h2s，再通過氧化脫硫劑轉(zhuǎn)化為單質(zhì)硫吸附脫除。cos低溫水解劑的操作條件一般為常溫-80℃，通常溫度高一些水解活性較高，如50-70℃，但溫度80℃以上會發(fā)生硫酸鹽化，導(dǎo)致水解性能下降和壽命縮短。
h2s的氧化脫硫，應(yīng)用較廣泛，優(yōu)點是操作溫度低，對h2s濃度高低和流量波動的適應(yīng)性強，一般是與工藝氣所含的so2、o2反應(yīng)轉(zhuǎn)化為單質(zhì)硫并吸附、沉積在脫硫劑的內(nèi)孔或表面，可將h2s處理到1ug/l以下，硫容量一般20%以上，乃至30%以上或更高。
當(dāng)cos或h2s濃度較高，如cos濃度高于500ug/l或h2s濃度高于1000ug/l時，低溫有機硫水解劑中的cos水解會受到抑制，水解率不易保持在90%以上，更不易保持在95%以上。轉(zhuǎn)化吸收型的精脫硫劑也能在短時間內(nèi)處理這種氣體，但硫容較低或者穿透時間較短，且往往再生性不好。
一些工藝氣體，如由焦炭、二氧化碳和氧氣在造氣爐制取的co氣，焦炭與氧化鈣高溫制備碳化鈣的電石爐氣，黃磷電爐尾氣，co含量高，大部分硫以cos形式存在，且濃度多在1000ug/l以上，乃至2000ug/l以上，采用低溫有機硫水解劑時cos的水解率不夠高，cos脫除率不易保持在90%以上，更不易保持在95%以上，殘余濃度仍較高；但若采用中溫、高溫的水解劑和條件，費用又比較高；因氣量較小、硫化物數(shù)量很小，先分離富集再硫磺回收的方法也不適用。這類氣體的初始壓力往往為常壓或低壓，若不在常壓、低壓條件下先脫除大部分硫化物，則在后續(xù)的加壓和分離過程中硫化物泄漏多，環(huán)境異味較大，對設(shè)備和壓縮機的腐蝕也較重，因而應(yīng)在常壓、低壓階段將盡可能多的cos脫除，將h2s盡量全部脫除。
因而，有必要開發(fā)一種cos脫除率易保持在90%以上，乃至95%以上的低溫脫除氣體中較高濃度cos的方法。
技術(shù)實現(xiàn)要素：
為解決上述技術(shù)問題，本發(fā)明提供一種氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法，cos脫除率易保持在90%以上，乃至95%以上，主要包括：工藝氣維持或加熱至30-80℃，進水解脫硫塔處理；脫硫塔內(nèi)混裝或疊層裝填cos水解劑及h2s氧化脫硫劑，所述cos水解劑將cos基本水解為h2s，所述氧化脫硫劑將cos水解生成的h2s及工藝氣所含h2s，與工藝氣所含的so2、o2反應(yīng)轉(zhuǎn)化為單質(zhì)硫吸附、沉積在脫硫劑的內(nèi)孔中或表面；所述h2s氧化脫硫劑可在200-300℃溫度條件下進行吹硫熱再生，通過將所吸附、沉積的單質(zhì)硫熔化、氣化去除而基本恢復(fù)脫硫性能，所述cos水解劑經(jīng)200-300℃溫度條件的脫硫劑熱再生過程后性能下降較少或基本不降低；
其中，所述水解脫硫塔設(shè)置二個或更多，可串并聯(lián)使用，具體為垂直套管供熱再生的脫硫塔，設(shè)足夠數(shù)量和換熱面積的垂直套管，套管間為水解劑-脫硫劑床層；cos水解率下降至規(guī)定值和/或出口氣含硫量上升至規(guī)定值后切出，向套管中通入熱源提高水解劑-脫硫劑床層溫度進行熱再生；所述垂直套管供熱再生脫硫塔包括水解劑-脫硫劑床層及工藝氣進出通道及接口、水解劑-脫硫劑裝卸結(jié)構(gòu)，頂部設(shè)起分布和收集加熱介質(zhì)作用的上、下兩個加熱介質(zhì)室；垂直套管由內(nèi)管和外管嵌套而成，內(nèi)管上端開口于上室底板，外管上端開口于下室底板；套管向下延伸進入水解劑-脫硫劑床層，直至水解劑-脫硫劑床層的底部，外管的下端封口，內(nèi)管下端延伸至外管的封口端之上并開口；熱再生過程中熔化、氣化流出的單質(zhì)硫經(jīng)再生冷凝器收集；水解脫硫塔熱再生完成后，自然冷卻降溫或套管中改冷卻介質(zhì)降溫后備用或切入投用。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，所述cos水解劑可采用常見多種牌號的商品，一般由堿金屬、堿土金屬的堿或碳酸鹽負(fù)載于大孔γ-氧化鋁或活性炭制成，通常經(jīng)蒸汽老化和/或焙燒處理，但具體操作條件需要結(jié)合水解劑的性能和工藝氣的具體成分如水分含量等情況確定，比如要考慮因水分在水解劑內(nèi)孔中過量吸附或凝結(jié)造成的水解性能下降，一般通過適當(dāng)提高操作溫度降低這一影響。cos水解劑在本發(fā)明中主要起到水解cos的作用，生成與其混裝或疊層裝填氧化脫硫劑所能大量吸附轉(zhuǎn)化的h2s。所述h2s氧化脫硫劑可采用常見多種牌號的商品，通常由大孔活性炭負(fù)載fe、mn、cu、zn、co和/或堿金屬的氧化物等成分改性制成；其作用是將水解生成的h2s及工藝氣所含h2s，與工藝氣所含的so2、o2反應(yīng)轉(zhuǎn)化為單質(zhì)硫吸附、沉積在脫硫劑的內(nèi)孔中或表面而脫除，一般可將h2s處理到1ug/l以下，硫容量一般20%以上，乃至30%以上或更高。由于所述cos水解劑、h2s氧化脫硫劑不耐酸，氣體中若含有hcl、hcn、nox、so3等強酸性成分，應(yīng)先脫除。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，水解脫硫塔的操作條件主要考慮發(fā)揮水解劑的性能，因為cos水解的難度高于h2s氧化生成單質(zhì)硫的難度；cos水解劑、h2s氧化脫硫劑的混裝或疊層裝填方式，在本發(fā)明較高cos濃度的原料條件下，整體上降低了床層中h2s的濃度，尤其是在出口段h2s濃度降到了極低的水平，從而提高了cos的水解率，并延長了水解劑的壽命；其中混合裝填的效果優(yōu)于疊層裝填，在向脫硫塔裝填前混合好可改善水解劑-脫硫劑床層中的混勻程度，形狀和尺寸相同或相近時更好一些。熱再生對維持、延長水解劑的性能和壽命，也起到了很關(guān)鍵的作用。本發(fā)明實施例在cos0.16％條件下，水解劑、脫硫劑混合裝填容易保證90%以上乃至95%以上的cos水解率，通過再生可維持較長時間的水解脫硫操作；而單獨水解時的水解率略低，且同樣操作時間后水解能力下降較大。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，水解脫硫塔多數(shù)時間進行脫硫運轉(zhuǎn)，水解劑-脫硫劑床層采用30-80℃的較低操作溫度，工藝氣流向根據(jù)床層結(jié)構(gòu)可以是沿套管軸線方向的上進下出或下進上出，或者為垂直于套管軸線方向的左進右出、右進左出或由外緣向中心、由中心向外緣，通常為沿套管軸線方向的上進下出，脫硫運轉(zhuǎn)過程中垂直套管不起加熱或降溫的作用，套管內(nèi)介質(zhì)基本不流動。脫硫塔穿透后切出進行熱再生的時間較短，加熱介質(zhì)經(jīng)塔頂?shù)纳稀⑾聝蓚€加熱介質(zhì)室中的一個分散流入套管并流回另一室，逐漸將床層加熱；熱再生過程中垂直套管內(nèi)加熱介質(zhì)的流向，其外管中為由上而下或相反，內(nèi)管中自下而上或相反，一般采用內(nèi)管中由上而下、外管中自下而上的流向，整體上使床層自下而上升溫。熱再生過程中所用加熱介質(zhì)可以是熱風(fēng)、過熱蒸汽、導(dǎo)熱油，熱風(fēng)、過熱蒸汽的好處是再生完成后較易換成冷風(fēng)、冷水降溫。和利用同樣200-300℃溫度的惰性氣、過熱蒸汽直接吹掃水解劑-脫硫劑床層的方法相比，本發(fā)明的熱再生方法間接加熱水解劑-脫硫劑床層，對水解劑、脫硫劑性能的影響較??；和盤管加熱方式相比，本發(fā)明垂直套管供熱再生脫硫塔所裝填的水解劑、脫硫劑在報廢時經(jīng)熱再生之后更容易卸出。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，水解脫硫塔再生過程中或其中后期，水解劑-脫硫劑床層可引入惰性氣如n2、co2、co作吹掃氣，以便降低床層中單質(zhì)硫及其它物質(zhì)如cs2、硫醇、硫醚、噻吩等有機硫及重質(zhì)烴如焦油的分壓，從而達(dá)到較高的吹除或脫附率，更好恢復(fù)脫硫劑、水解劑的硫容或水解性能，或者能適當(dāng)降低熱再生溫度；優(yōu)選采用在線運轉(zhuǎn)水解脫硫塔的出口氣或高溫爐的反應(yīng)原料氣如co造氣爐的co2原料氣作為水解劑-脫硫劑床層的熱再生吹掃氣，在線運轉(zhuǎn)水解脫硫塔的出口氣的優(yōu)點是就近易得且再生后無需置換，高溫爐的反應(yīng)原料氣如co造氣爐的co2原料氣的優(yōu)點是再生冷凝器尾氣可回造氣爐繼續(xù)用作反應(yīng)原料氣。通過在200-300℃溫度條件下進行的吹硫熱再生，將h2s氧化脫硫劑所吸附、沉積的單質(zhì)硫及少量其它物質(zhì)如cs2、硫醇、硫醚、噻吩等有機硫及重質(zhì)烴如焦油熔化、氣化去除，而基本恢復(fù)其氧化h2s生成單質(zhì)硫的性能；脫硫劑熱再生時也將水解劑表面或內(nèi)孔中所生成、吸附、沉積的單質(zhì)硫及其它物質(zhì)如cs2、硫醇、硫醚、噻吩等有機硫及重質(zhì)烴如焦油脫附、吹除而恢復(fù)其水解性能。再生冷凝器尾氣含有少量熱脫附的cos、cs2、硫醇、硫醚、噻吩等有機硫及焦油等重質(zhì)烴，可去火炬燒掉，或去帶有脫硫裝置的鍋爐焚燒。在采用高溫爐原料氣作為水解脫硫塔水解劑-脫硫劑床層的熱再生吹掃氣時，可回高溫爐繼續(xù)用作反應(yīng)原料氣。若有低壓蒸汽供應(yīng)，可用于熱再生初期的升溫，將脫硫塔包括脫硫劑床層在內(nèi)加熱到100℃左右較為方便。水解脫硫塔經(jīng)長期使用和多次熱再生性能降至規(guī)定要求后，切出卸劑之前可進行熱再生，將脫硫劑、水解劑所吸附、沉積的單質(zhì)硫及其它物質(zhì)如cs2、硫醇、硫醚、噻吩等有機硫及重質(zhì)烴如焦油熔化、氣化、脫附、吹除，降溫后缷劑。缷劑過程方便、安全、衛(wèi)生、無異味，卸出廢劑不含單質(zhì)硫、cos、cs2、硫醇、硫醚、噻吩等有機硫及重質(zhì)烴，無異味，較安全，也容易處理。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，水解脫硫塔的垂直套管深入水解劑脫硫劑床層的高度0.5-10m，管間距0.05-0.15m，換熱面積5-10m2/m3水解劑脫硫劑；水解劑脫硫劑床層的底部，可裝填惰性瓷球進行支撐，便于水解劑脫硫劑報廢時的卸出；套管下端的封頭為球形、橢球型或錐形，避免隨溫度、壓力的變動套管長度發(fā)生變化時套管下端壓碎水解劑脫硫劑或致使套管變形受損；水解劑脫硫劑裝填管上端延伸到移熱介質(zhì)分布室的底板之上或頂壁之上，或催化劑床層側(cè)上部的反應(yīng)器外壁。水解劑脫硫劑裝填管的位置分布、直徑尺寸以及與垂直套管的相對位置應(yīng)適當(dāng)設(shè)置，避免影響臨近套管的間距，保證再生時裝填管下方水解劑脫硫劑床層溫度符合要求，裝填管上端可延伸到下室的底板之上或上室頂壁之上，或床層側(cè)上部的反應(yīng)器外壁。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，水解脫硫塔入口氣中的o2含量，達(dá)到將cos、h2s全部轉(zhuǎn)化為單質(zhì)硫所需的反應(yīng)用量即可，可以略高0.01-0.10%(體積含量)，需進行控制，包括調(diào)整氣體產(chǎn)生設(shè)備如前述氣體發(fā)生高溫爐氧氣或含氧原料的配入量及具體配入方法等操作條件。o2含量不足時可通過補入氧氣達(dá)到脫硫反應(yīng)要求。o2含量高時水解劑中容易生成單質(zhì)硫造成活性下降，脫硫劑中單質(zhì)硫容易在表面或孔口沉積、堵塞，造成硫容下降，水解劑和脫硫劑活性組分或載體的硫酸鹽化也會加快，從而縮短脫硫塔的再生周期及使用壽命。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，水解脫硫塔所裝填cos水解劑、h2s氧化脫硫劑的比例，主要根據(jù)水解劑、脫硫劑的性能，以及工藝氣中h2s、cos的含量情況確定，取得脫硫效果、換劑周期、再生次數(shù)和運行成本等的較佳平衡。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，水解脫硫塔出口氣中所剩余cos的進一步脫除，可結(jié)合氣體的后續(xù)加工進行。如果所含其它成分要通過變壓吸附法、溶劑吸收法進行分離，應(yīng)同時考慮將所剩余cos大部分脫除，比如在前述造氣爐制取co氣的后續(xù)co2分離過程中，優(yōu)選采用分子篩真空變壓吸附法和聚乙二醇二甲醚法，在分離co2的同時也將工藝氣中末水解氧化的大部分cos分離進入所得富co2氣中。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，工藝氣中cs2、硫醇、硫醚、噻吩等有機硫的含量及其處理也是一個重要問題，所述裝填低溫cos水解劑水解和h2s氧化脫硫劑的脫硫塔對這類有機硫的處理通常不夠理想或者不夠經(jīng)濟，應(yīng)盡量通過調(diào)整氣體產(chǎn)生設(shè)備如前述氣體發(fā)生高溫爐的操作條件適當(dāng)降低工藝氣中這類有機硫的含量，還應(yīng)在后續(xù)通過變壓吸附法、溶劑吸收法分離所含其它主要成分的過程中盡量將這類有機硫同時分離出去，如在所述造氣爐制取co氣工藝的co2分離過程中采用合適的吸附劑、吸收液及操作條件將絕大部分這類有機硫同時脫除?？晒ヽo2分離選用的多種分子篩吸附劑、聚乙二醇二甲醚基吸收液也具有較高分離cs2及部分其它極性有機硫的能力，這是本領(lǐng)域的公知技術(shù)。富co2氣回造氣爐循環(huán)利用時所含cos、cs2等極性有機硫也得以循環(huán)，這部分有機硫以及焦炭原料帶入的硫化物，除一部分進入爐灰，其余保持或形成了粗煤氣中的h2s、cos、cs2、so2組成，其中絕大部分cos在水解脫硫塔生成單質(zhì)硫并在熱再生時回收為硫磺。水解脫硫塔運轉(zhuǎn)過程中對出口氣cs2含量可不予控制。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中，水解脫硫塔之后通過變壓吸附法、溶劑吸收法分離所含其它主要成分過程的出口工藝氣，進行精脫硫處理，使精脫硫后的氣體總硫(以s計)≤0.1ug/l，乃至≤0.05ug/l。
本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法，較好地解決了現(xiàn)有技術(shù)所在脫硫方面存在的問題，氣體中所含的h2s、cos基本全部反應(yīng)轉(zhuǎn)化為單質(zhì)硫脫除，同時消耗了工藝氣中的o2，脫硫過程簡單可靠，易于控制，加工量彈性大，對h2s、cos含量高低和波動適應(yīng)性強，安全環(huán)保，運轉(zhuǎn)成本低，適用于低流量氣體的處理，包括以下優(yōu)點：
(1)在水解脫硫塔中，cos水解劑、h2s氧化脫硫劑混合裝填或疊層裝填結(jié)合使用，通過氧化脫硫劑把h2s濃度控制在了較低的水平上，使cos水解率長期保持在90%以上乃至95%以上；水解劑也通過熱再生維持了較高的cos水解性能；
(2)水解脫硫塔將90%以上乃至95%以上的總硫直接轉(zhuǎn)化為單質(zhì)硫，熱再生期間在再生冷凝器捕集為硫磺；
(3)水解脫硫塔裝填的水解劑、脫硫劑尤其是以大孔活性炭為載體的脫硫劑，還能夠吸附cs2、硫醇、硫醚、噻吩等有機硫及重質(zhì)烴如焦油，并在熱再生過程中吹除或部分吹除，凈化了工藝氣；
(4)先常壓、低壓脫除大部分硫化物，在工藝氣加壓和后續(xù)加工過程中硫化物泄漏少，環(huán)境異味較小，對壓縮機的腐蝕較輕；
(5)剩余的少量cos、cs2等有機硫在后續(xù)分離過程中大部分脫除，工藝設(shè)置較合理
(6)后續(xù)分離所得氣體的硫化物含量易于達(dá)到如30ppm乃至10ppm以內(nèi)的較低水平，進行精脫硫處理較為方便，整體費用較低。
附圖說明
圖1為本發(fā)明氣體中較高濃度cos的低溫脫除方法中所用水解脫硫塔的一種結(jié)構(gòu)。
圖1水解脫硫塔的圖例：1水解脫硫塔殼體，2水解劑脫硫劑反應(yīng)床層，3水解劑脫硫劑裝填管，4加熱介質(zhì)上室，5垂直套管內(nèi)管，6垂直套管外管，7加熱介質(zhì)上室、下室底板，10垂直套管，11支撐瓷球，12加熱介質(zhì)出口，13加熱介質(zhì)入口，14水解劑脫硫劑卸劑口，15含cos工藝氣體進出口，21加熱介質(zhì)下室。
具體實施方式
下面以粗煤氣中cos的脫除試驗，對本發(fā)明的技術(shù)方案進行說明。
實施例
粗煤氣源自于造氣車間，由焦碳、二氧化碳和氧氣在造氣爐內(nèi)制取，氣化爐控制點溫度1100～1200℃，爐頂600～700℃的粗煤氣經(jīng)高溫廢鍋、低溫廢鍋副產(chǎn)蒸汽降溫，再經(jīng)循環(huán)水換熱器進一步冷卻到30-40℃，經(jīng)電除焦油器除去焦油、粉塵雜質(zhì)，氣量5000-6000nm3/h，表壓10-15kpa；粗煤氣基本組成（體積含量）為co68％、co229％、o20.20%、h21.2％、h2s0.07％、cos0.16％、cs20.003％、h2o0.8％，以及微量的hcl、hcn、nox、so3和ash3、ph3。
側(cè)線試驗裝置，沿氣流方向主要包括依次連接的50l保護劑罐、加熱器、100l水解脫硫塔、50l再生冷凝器（水冷，盤管面積3m2），其中保護劑罐裝填xdl-3鈣基脫氯劑和ras988銅系脫砷劑(硫化態(tài))各20l，水解脫硫塔均勻混裝a911g有機硫水解劑50l和z801活性炭脫硫劑50l，其中水解劑，脫硫劑皆為φ3x(3-6)mm的條形，水解劑載體為大孔γ-氧化鋁，主要活性成分是k2co3，其水解cos的能力較強，脫硫劑為h2s氧化脫硫劑，可將h2s與工藝氣所含的so2、o2反應(yīng)轉(zhuǎn)化為單質(zhì)硫吸附、沉積在脫硫劑的內(nèi)孔中或表面。
水解脫硫塔的結(jié)構(gòu)如附圖1所示，包括水解劑脫硫劑床層、垂直套管和頂部起分布和匯集加熱介質(zhì)作用的上、下兩個加熱介質(zhì)室，以及工藝氣進出通道及接口、水解劑脫硫劑裝卸結(jié)構(gòu)；垂直套管由內(nèi)管和外管嵌套而成，內(nèi)管上端開口于上室底板，外管上端開口于下室底板；套管向下延伸進入水解劑-脫硫劑床層，直至水解劑-脫硫劑床層的底部，外管的下端封口，內(nèi)管下端延伸至外管的封口端之上并開口；水解劑脫硫劑床層外徑400m，高度900m；垂直套管間距30mm，套管內(nèi)管φ6x1mm，外管φ12x1.5mm，套管根數(shù)75，換熱面積2.8m3，移熱介質(zhì)下室和上室高度皆為100mm；套管間為水解劑脫硫劑混合床層，床層底部裝填φ6mm惰性瓷球20l作支撐，塔底卸劑口上口比套管下端平面低200mm。另配鼓風(fēng)機和電加熱熱風(fēng)爐。水解劑-脫硫劑床層中工藝氣流向是沿套管軸線方向的上進下出，脫硫運轉(zhuǎn)過程中垂直套管不起加熱或降溫的作用。
側(cè)線試驗裝置的主要運轉(zhuǎn)工藝條件為：粗煤氣氣量25nm3/h（有機硫水解劑、活性炭脫硫劑的氣體空速都是500h-1），保護劑常溫操作，水解脫硫塔入口溫度60℃。水解脫硫塔初次投用前先用80℃熱風(fēng)作加熱介質(zhì)經(jīng)套管系統(tǒng)將床層預(yù)熱至60℃左右。試驗過程中，粗煤氣和水解脫硫塔入口氣、出口氣組成每5h檢測一次，測定co、co2、o2、h2、h2s、cos、cs2、so2、其它硫化物（硫醇、硫醚、噻吩等有機硫）、h2o含量情況；保護劑罐前后氣體的hcl、hcn、nox、so3和ash3、ph3含量情況，每5天對比一次。運轉(zhuǎn)至cos水解率低于95%或h2s+so2達(dá)到1.0ug/l時，停氣切出水解脫硫塔進行熱再生，熱再生結(jié)束并降溫后切回送氣繼續(xù)運轉(zhuǎn)，水解脫硫塔先后共進行運轉(zhuǎn)和再生各10次，其中運轉(zhuǎn)時間總計950h，再生時間總計180h。
水解脫硫塔中水解劑脫硫劑床層的熱再生，用300℃熱風(fēng)作加熱介質(zhì)，風(fēng)量25-30nm3/h，垂直套管內(nèi)加熱介質(zhì)的流向為內(nèi)管中由上而下、外管中自下而上或；床層升溫至120℃后經(jīng)工藝氣入口配入3-5m3/h的co2氣進行吹掃，再生出口氣溫度250℃后繼續(xù)再生5h，之后降熱風(fēng)溫度60℃進行床層冷卻，至再生出口氣降至80℃后再生完成，切回試驗裝置繼續(xù)進行工藝氣處理。
試驗發(fā)現(xiàn)，連續(xù)運轉(zhuǎn)過程中，水解脫硫塔出入口co、co2、h2含量基本沒有差別，h2s、cos的減少量與o2的減少量基本相當(dāng)，cos水解率≥95%，h2s≤1.0ug/l，so2≤0.2ug/l，推算單質(zhì)硫收率≥96.5%，活性炭脫硫劑硫容23-25%。水解脫硫塔單程運轉(zhuǎn)時間主要取決于工藝氣cos+h2s含量的高低波動情況，單程運轉(zhuǎn)過程中可見cos水解率的下降但再生后可基本恢復(fù)。每次運轉(zhuǎn)過程的第45-50h都進行低空速試驗，降粗煤氣氣量10nm3/h（有機硫水解劑、活性炭脫硫劑的氣體空速都是200h-1），結(jié)果都是cos水解率≥97%。從每次運轉(zhuǎn)時的cos水解率情況看，經(jīng)過10次運轉(zhuǎn)和9次再生后有機硫水解劑的cos水解活性下降不明顯。
試驗過程中，保護劑罐后氣體中hcl、hcn、nox、so3皆低于0.1ug/l，ash3、ph3皆低于0.02ug/l。水解脫硫塔對cs2、硫醇、硫醚、噻吩等有機硫的脫除效果較一般，隨著運轉(zhuǎn)時間的延長逐漸下降，但熱再生也基本能恢復(fù)對這些有機硫的脫除能力。
對水解脫硫塔的第10次熱再生完成并降溫之后，打開塔底卸劑封口，水解劑和脫硫劑即可方便地卸出，卸劑過程安全衛(wèi)生，基本沒有異味，粉塵和毒害較輕。
對比例
將實施例側(cè)線試驗裝置中卸劑后的水解脫硫塔換裝新的水解劑脫硫劑，上層裝水解劑下層脫硫劑各50l，按實施例中的流量和溫度條件投運（粗煤氣氣量25nm3/h，有機硫水解劑、活性炭脫硫劑的氣體空速都是500h-1，水解脫硫塔入口溫度60℃），發(fā)現(xiàn)cos水解率90%，運轉(zhuǎn)40h后cos水解率降至85-86%，按實施例中的方法進行熱再生，重新投用后cos水解率低于90%；連續(xù)進行40h運轉(zhuǎn)和熱再生各6次，第7次投用后cos水解率87%，水解劑活性下降明顯。每次運轉(zhuǎn)過程的第18-20h都進行低空速試驗，降粗煤氣氣量10nm3/h（有機硫水解劑、活性炭脫硫劑的氣體空速都是200h-1），結(jié)果都是cos水解率低于91%且隨運轉(zhuǎn)和再生次數(shù)增多而明顯略有下降。
從實施例、對比例的粗煤氣側(cè)線試驗結(jié)果可以看出，水解脫硫塔內(nèi)有機硫水解劑及h2s氧化脫硫劑的混合裝填方式，明顯提高了cos水解率，水解劑活性下降也較慢。限于側(cè)線試驗條件，沒有進行co2分離試驗并考察cs2、殘余cos及其它一些極性有機硫在co2分離過程中的脫除情況，但認(rèn)為可通過結(jié)合采用現(xiàn)有技術(shù)的方法而較好地實現(xiàn)，以獲得所需組成和純度的co氣；認(rèn)為水解脫硫塔出口氣所含cs2、殘余cos以及其它一些極性有機硫，可在co2分離過程中大部分進入富co2氣，隨富co2氣回造氣爐，最終基本生成硫磺得以回收；并認(rèn)為分離co2后所得co氣的硫化物含量易于達(dá)到如30ppm乃至10ppm以內(nèi)的較低水平，進行精脫硫處理較為方便，整體費用降低。