一种脱除高炉煤气中有机硫的方法及系统与流程

1.本技术涉及尾气处理领域，尤其涉及一种脱除高炉煤气中有机硫的方法及系统。


背景技术：

2.随着钢铁行业的发展，作为炼钢阶段尾气的高炉煤气可达到700～800亿立方米/月，而目前针对高炉煤气的处理和应用的流程包括：高炉尾气先经过袋式除尘去除颗粒物，再经过trt余压发电后，送往高炉热风炉、轧钢加热炉、煤气发电等单元流程用作燃料；但是随着钢铁行业正式进入“超低排放”时代，而高炉热风炉、轧钢加热炉、煤气发电单元的用户目前均要求所用燃烧的高炉煤气中的so2达到超低排放限值，但是按照目前高炉煤气的处理方法，无法满足超低排放限值的要求。
3.目前高炉煤气的处理路线包括两种，一种是将高炉煤气燃烧后进行末端治理，另外一种在燃烧前从源头控制，即在高炉煤气的出口进行脱硫控制；其中，燃烧后进行末端治理的技术较为成熟，一般是利用氧化钙吸收燃烧后的尾气并产生大量的硫酸钙和亚硫酸钙，但是这种处理方式将导致成本增加，另外，虽然目前有结合非富氧燃烧的方式进行处理，但是在末端处理so2尾气时，so2的含量将是高炉煤气的4～5倍，若要达到处理标准，则需要增加尾气达标装置，将增加整体处理系统的占地面积和成本，并且非富氧燃烧后气体组分更加复杂，将导致副产品硫酸钙的品质不高，甚至会变成固体废弃物或者危险固体废弃物。虽然源头控制技术可以利用高炉煤气的温度和气质组成实现硫形态的转化和脱除，降低后续工艺单元的管道管件的腐蚀风险和安全隐患，但是脱硫过程中缺乏对高炉煤气的资源化利用。
4.因此如何在脱硫过中资源化利用高炉煤气，是目前亟需解决的技术问题。


技术实现要素：

5.本技术提供了一种脱除高炉煤气中有机硫的方法及系统，以解决现有技术中在脱硫过程中难以资源化利用高炉煤气的技术问题。
6.第一方面，本技术提供了一种脱除高炉煤气中有机硫的方法，所述方法包括：
7.对高炉煤气进行除尘，后进行硫转化催化，以使所述高炉煤气中硫转化为硫化氢，得到一级高炉煤气；
8.对所述一级高炉煤气进行换热，后进行气体压缩，再以脱硫溶液进行硫化氢吸附，分别得到硫化氢富集液和纯净的高炉煤气；
9.对所述硫化氢富集液进行再生，得到再生的脱硫溶液，以实现脱硫溶液的回用；
10.其中，所述硫转化催化包括以催化剂预硫化的方式进行硫转化催化；
11.所述预硫化的温度为100℃～300℃，所述预硫化的气相空速为1000h-1
～15000h-1
。
12.可选的，所所述预硫化包括干法预硫化或湿法预硫化，所述干法预硫化包括以预硫化气体进行干法预硫化，所述预硫化气体的硫化氢含量为10％～20％,所述预硫化气体
的氢气含量＞2％；
13.所述湿法预硫化包括以预硫化载气和硫化油进行湿法预硫化，所述预硫化载体包括氮气和氢气，所述硫化油的液相空速为1h-1
～3h-1
。
14.可选的，所述氮气的含量为55％～65％，所述氢气的含量为35％～45％。
15.可选的，所述硫转化催化的压力为0.1mpa～0.5mpa，所述硫转化催化的气相空速为500h-1
～2000h-1
，所述硫转化催化包括恒温段催化，所述恒温段的温度为180℃～250℃。
16.可选的，所述除尘后的高炉煤气满足：[h2]＞1.5％，其中，[h2]为h2在除尘后高炉煤气中的含量。
[0017]
可选的，所述换热前的一级高炉煤气的温度为150℃～200℃，所述换热后的一级高炉煤气的温度≤60℃。
[0018]
可选的，所述气体压缩的压力为1.0mpa～4.0mpa；所述硫化氢吸收的空塔气速为0.1m/s～2m/s；所述再生包括以空气为再生气体对所述硫化氢富集液进行再生，所述空气的流量为150m3/h～800m3/h。
[0019]
第二方面，本技术提供了一种脱除高炉煤气中有机硫的系统，所述系统适配第一方面所述的方法，所述系统包括：
[0020]
除尘单元，所述除尘单元用于对高炉煤气中的尘土进行脱除；
[0021]
硫转化催化单元，所述硫转化催化单元包括硫转化催化塔、换热器和压缩部，所述硫转化催化塔的进料口连通所述除尘单元的出料口，所述硫转化催化塔的出料口连通所述换热器的进料口，所述换热器的出料口连通所述压缩部的进料口；
[0022]
吸附再生单元，所述吸附再生单元包括吸附塔、气液分离器和再生塔，所述吸附塔的进料口连通所述压缩部的出料口，所述吸附塔的出气口连通所述气液分离器的进料口，以得到纯净的高炉煤气；所述吸附塔的出料口连通所述再生塔的进料口，所述再生塔的进料口连通所述吸附塔的进液口。
[0023]
可选的，所述吸附再生单元还包括：硫磺过滤机和硫磺存储槽，所述再生塔的出液口连通所述硫磺过滤机的进液口，所述硫磺过滤机的出液口连通所述再生塔的进液口，所述硫磺过滤机的出料口连通所述硫磺存储槽。
[0024]
可选的，所述吸附再生单元还包括：空气分布器和空气泵，所述空气泵的出气口连通所述空气分布器的进气口，所述空气分布器设于所述再生塔的底部。
[0025]
本技术实施例提供的上述技术方案与现有技术相比具有如下优点：
[0026]
本技术实施例提供的一种脱除高炉煤气中有机硫的方法，先通过除尘去除高炉煤气中的尘土，再通过硫转化催化，促使高炉煤气中的so2、cos、cs2、h2和h2o之间发生反应，促进高炉煤气中的硫转化为h2s，而在硫转化催化前对催化剂采用预硫化的方式，从而使催化剂的催化效力到达合适，促使高炉煤气中硫转化为h2s，再通过换热和气体压缩，从而增加h2s的电离速度，方便脱硫溶液对h2s的吸收，再通过对吸收了h2s的脱硫溶液进行再生利用，使硫元素脱离整个系统排出，进而实现高炉煤气中硫脱除的同时，利用高炉煤气中各组分气体之间在催化的条件下相互的反应生成h2s，不仅能保证so2的脱除，还能保证其余含硫的氧化物的脱除，进而实现脱硫过程中对高炉煤气的资源化利用。
附图说明
[0027]
此处的附图被并入说明书中并构成本说明书的一部分，示出了符合本发明的实施例，并与说明书一起用于解释本发明的原理。
[0028]
为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，对于本领域普通技术人员而言，在不付出创造性劳动性的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
[0029]
图1为本技术实施例提供的方法的流程示意图；
[0030]
图2为本技术实施例提供的系统的结构示意图；
[0031]
图3为本技术实施例提供的系统的实际结构示意图；
[0032]
其中，1-除尘单元，2-硫转化催化单元，21-硫转化催化塔，22-换热器，23-压缩部，3-吸附再生单元，31-吸附塔，32-气液分离器，33-再生塔，34-硫磺过滤机，35-硫磺存储槽，36-空气分布器，37-空气泵，38-一级闪蒸塔，39-二级闪蒸塔。
具体实施方式
[0033]
下面将结合具体实施方式和实施例，具体阐述本发明，本发明的优点和各种效果将由此更加清楚地呈现。本领域技术人员应理解，这些具体实施方式和实施例是用于说明本发明，而非限制本发明。
[0034]
在整个说明书中，除非另有特别说明，本文使用的术语应理解为如本领域中通常所使用的含义。因此，除非另有定义，本文使用的所有技术和科学术语具有与本发明所属领域技术人员的一般理解相同的含义。若存在矛盾，本说明书优先。
[0035]
除非另有特别说明，本发明中用到的各种原材料、试剂、仪器和设备等，均可通过市场购买得到或者可通过现有方法制备得到。
[0036]
本发明的创造性思维为：目前针对高炉煤气的源头控制技术包括两种，第一种是干法脱硫，主要采用粉末状的干法脱硫剂，该脱硫剂为活性炭、氧化铁粉、氧化锌粉及氢氧化钠、氢氧化钙、碳酸钠和碳酸氢钠的混合物，该方法利用脱硫剂的碱性吸附高炉尾气中的酸性气体主要包括有机硫、无机硫和二氧化碳，但是存在以下缺陷：
[0037]
1)此种类型的干法脱硫剂对各类酸性气体都有吸附作用，因此脱硫后的固体产物中主要包括各种硫化物、碳酸盐以及有机硫的碱金属化合物，废剂成分复杂，处理难度大；
[0038]
2)由于此种脱硫剂并能选择得脱除高炉煤气中的硫化物，鉴于高炉煤气的气质组成，因此脱硫剂的消耗量很大，高炉煤气脱硫工艺运行成本很高；
[0039]
3)高炉煤气中各组分含量波动比较大，干法粉体脱硫剂的组成需要根据气质组成和气量进行调整，因此装置平稳运行的技术难度非常大，并且自动控制水平难以提高；
[0040]
4)干法脱硫剂为各种粉末的混合物，很难保证混合均匀，因此脱硫剂的有效应用率很低，经过一次脱硫处理之后的脱硫剂仍然会有大量的具有活性的未反应脱硫剂存在于脱硫废剂当中，造成脱硫剂的浪费。
[0041]
第二种是炼铁高炉煤气的环保治理，主要流程为高炉煤气经过重力除尘及布袋除尘处理之后进入水解塔，使得高炉煤气中的有机硫转化为硫化氢，再经过余压透平发电之后进入脱硫塔喷淋脱硫，喷淋塔采用的脱硫溶液为氢氧化钠溶液脱除其中h2s和其他酸性气体，但是存在以下缺陷：
[0042]
1)该工艺采用的水解催化剂只能将高炉煤气中的有机硫转化为无机硫，针对高炉煤气中少量的硫氧化物并不能将其转化，并且这部分硫氧化物易引起催化剂的中毒，影响催化剂的寿命；
[0043]
2)该工艺酸性气体的脱硫单元仍然在透平发电工艺之后，这股气体中的硫化氢含量较高，这样就需要提高透平发电工艺所涉及材料的规格，增加装置投资，增加了该过程的安全隐患；
[0044]
3)该工艺采用碱性氢氧化钠溶液喷淋的方式来吸收气体中的硫化氢等酸性气体，反应过程中会产生大量的副反应，氢氧化钠会吸收大量的二氧化碳，硫化氢只有电离为hs-离子之后才能被吸收，然而喷淋状态下硫化氢很难电离，无法保证吸收效果；
[0045]
4)采用碱性液体喷淋的方式处理酸性气体，会产生大量的高含盐废水，并且这种含盐废水中的盐为多种类的杂盐，给后期的污水处理带来较大影响。并且如果采用蒸发的方式处理污水，产生的杂盐是危废处理成本很大。
[0046]
本发明实施例提供的技术方案为解决上述技术问题，总体思路如下：
[0047]
在本技术的一个实施例中，如图1所示，提供一种脱除高炉煤气中有机硫的方法，所述方法包括：
[0048]
s1.对高炉煤气进行除尘，后进行硫转化催化，以使所述高炉煤气中硫转化为硫化氢，得到一级高炉煤气；
[0049]
s2.对所述一级高炉煤气进行换热，后进行气体压缩，再以脱硫溶液进行硫化氢吸附，分别得到硫化氢富集液和纯净的高炉煤气；
[0050]
s3.对所述硫化氢富集液进行再生，得到再生的脱硫溶液，以实现脱硫溶液的回用；
[0051]
其中，所述硫转化催化包括以催化剂预硫化的方式进行硫转化催化；所述硫转化催化的催化剂为负载型催化剂，负载型催化剂可以是co-mo/γ-al2o3，其中co的含量为5％～10％，mo的含量为2％～6％。
[0052]
所述预硫化的温度为100℃～300℃，所述预硫化的气相空速为1000h-1
～15000h-1
。
[0053]
本技术实施例中，预硫化的温度为100℃～300℃的积极效果是在该温度范围内，能保证对催化剂的预硫化完全，保证催化剂被硫化完全，方便催化剂对高炉煤气中的so2、cos、cs2、h2和h2o之间发生反应，形成h2s，方便后续的脱硫溶液的吸附；当温度的取值大于或小于该范围的端点值，都将影响催化剂的性能，无法保证催化剂的正常工作。
[0054]
预硫化的气相空速为1000h-1
～15000h-1
的积极效果是在该空速范围内，能保证催化剂经过该气相空速的处理后，催化剂内部被充分预硫化完全；当气相空速的取值大于或小于该范围的端点值，都将导致催化剂的内部无法被催化完全，影响催化剂的催化效力。
[0055]
在一些可选的实施方式中，所述预硫化包括干法预硫化或湿法预硫化，所述干法预硫化包括以预硫化气体进行干法预硫化，所述预硫化气体的硫化氢含量为10％～20％,所述预硫化气体的氢气含量＞2％；
[0056]
所述湿法预硫化包括以预硫化载气和硫化油进行湿法预硫化，所述预硫化载体包括氮气和氢气，所述硫化油的液相空速为1h-1
～3h-1
，其中，硫化油采用为cs2配置成的直馏柴油，所述cs2在油品中的含量为5％。
[0057]
本技术实施例中，预硫化气体的硫化氢含量为10％～20％的积极效果是当采用干法预硫化时，在该硫化氢含量的范围内，可以加快催化剂中的活性金属由氧化态向硫化态转变，缩短预硫化时间；当含量的取值大于或小于该范围的端点值，将导致的不利影响是若硫化氢的浓度过小时，导致催化剂硫化过程终点不清晰，催化剂的硫化时间将延长，影响装置的开工时间；若硫化氢的浓度过大，虽然会加快硫化速度，但是超过装置的负荷。
[0058]
预硫化气体的氢气含量＞2％的积极效果是在该氢气含量的范围内，能够充分保证预硫化气体的还原属性，有利于氧化态金属向硫化态金属的转变；当浓度的取值小于该范围的端点值，导致氧化态金属向硫化态金属的转变过程延长，甚至氢气含量再低到预硫化气体中不含氢，甚至有部分氧化态金属无法转化为硫化态，失去硫转化催化活性。
[0059]
硫化油的液相空速为1h-1
～3h-1
的积极效果是恰当的空速能使的硫化油中的含硫含硫化合物在反应过程中充分和金属氧化态物质结束并将其转化为硫化态；当液相空速的取值小于该范围的端点值，将导致的不利影响是过小的硫化油空速导致催化剂预硫化速度过慢，过高的液相空速将造成硫化油的浪费，部分硫化油未参与硫化反应而直接流出装置，并且该过程还会导致催化剂表面活性金属的流失。
[0060]
在一些可选的实施方式中，所述氮气的含量为55％～65％，所述氢气的含量为35％～45％。
[0061]
本技术实施例中，控制预硫化载体中氮气的含量为55％～65％的积极效果是控制惰性气体的含量目的是降低载气的生产应用成本，并且载气可以循环利用，实现循环利用。
[0062]
限定预硫化载体中氢气的含量为35％～45％的积极效果是控制氢气含量，能降低载气制备成本，并且可以循环使用；当氢气的含量取值大于或小于该范围的端点值，如果氢气含量过高，在预硫化后期可能会导致催化剂中的活性金属出现金属的还原态，不利于硫转化催化反应，如果氢气的含量过低，无法使得催化剂的预硫化完全。
[0063]
在一些可选的实施方式中，所述硫转化催化的压力为0.1mpa～0.5mpa，所述硫转化催化的气相空速为500h-1
～2000h-1
，所述硫转化催化包括恒温段催化，所述恒温段的温度为180℃～250℃。
[0064]
本技术实施例中，硫转化催化的压力为0.1mpa～0.5mpa的积极效果是硫转化催化的反应压力和钢厂现有的煤气压力匹配，无需增加增压或者减压设备，其次硫转化催化反应是体积增大的反应，因此较低的反应压力有助于有机硫转化为无机硫的反应发生。
[0065]
硫转化催化的气相空速为500h-1
～2000h-1
的积极效果是较高的气相空速在保证有机硫能够充分转化为无机硫的前提下，有利于减小反应器体积，从而降低设备的投资成本；若气相空速过高，由于原料气中有机硫的含量不高，因此过高的空速可能导致原料中的有机硫无法转化为无机硫，若气相空速过低，将导致硫转化催化单元反应器过于巨大，增加装置的占地面积并且增加了设备投资成本。
[0066]
恒温段的温度为180℃～250℃的的积极效果是由于此温度范围为硫转化反应的最佳反应温度区间，因此在该温度区间内有机硫能够充分转化为无机硫；当温度的取值大于或小于该范围的端点值，将导致的不利影响是当温度过低时，有机硫转化反应无法发生，当温度过高时，有机硫转化能耗增加，并且随着温度的进一步升高，催化剂中的活性金属有烧结团聚的风险，将降低催化剂的催化活性。
[0067]
在一些可选的实施方式中，所述除尘后的高炉煤气满足：[h2]＞1.5％，其中，[h2]
为h2在除尘后高炉煤气中的含量。
[0068]
本技术实施中，[h2]＞1.5％的积极效果是在该含量范围内，能保证高炉煤气中的cs2被催化反应，形成h2s；当含量的取值小于该范围的端点值，将导致高炉煤气中的cs2无法被去除干净，致使高炉尾气的硫含量过大。
[0069]
在一些可选的实施方式中，所述换热前的一级高炉煤气的温度为150℃～200℃，所述换热后的一级高炉煤气的温度≤60℃。
[0070]
本技术实施例中，换热前的一级高炉煤气的温度为150℃～200℃的积极效果是可以和硫转化催化反应的温度相匹配，不会导致硫转化反应单元的温度波动；当温度的取值大于或小于该范围的端点值，将导致的不利影响是导致硫转化单元温度波动，导致硫转化催化反应无法发生，或者导致硫转化催化剂失活。
[0071]
换热后的一级高炉煤气的温度≤60℃的积极效果是换热后的高炉煤气温度小于60℃，主要受胺液的影响，高的反应温度利于硫化氢等酸性气体在胺溶液中的吸收；当温度的取值大于该范围的端点值，将导致的不利影响是过高的温度容易导致溶剂吸收塔的沸腾造成冲塔现象的发生，过高的反应温度将导致胺溶液降解速率的加快，导致胺溶液的失活，甚至尾气中存在部分氨气。
[0072]
在一些可选的实施方式中，所述气体压缩的压力为1.0mpa～4.0mpa；所述硫化氢吸收的空塔气速为0.1m/s～2m/s；所述再生包括以空气为再生气体对所述硫化氢富集液进行再生，所述空气的流量为150m3/h～800m3/h。
[0073]
本技术实施例中，气体压缩的压力为1.0mpa～4.0mpa的积极效果是在该压力范围内，能提高吸附阶段硫化氢的电离速度，不仅可以减少吸附用的吸收塔的尺寸，还能增加硫化氢的吸附速度。
[0074]
硫化氢吸收的空塔气速为0.1m/s～2m/s的积极效果是在此空塔气速下，气体中的酸性气体能够被胺液完全吸收；当空塔气速的取值大于或小于该范围的端点值，将导致的不利影响是当空塔气速过低时，硫化氢吸收的处理效果过低，导致装置的大型化增加成本，当空塔气速过高，气体中的硫化氢尚未和胺液发生反应就被带出装置，导致处理后的煤气中硫含量超标。
[0075]
空气的流量为150m3/h～800m3/h的积极效果是空气的流量在此范围内能够保证络合铁脱硫溶液中的亚铁离子能够被氧化成三价铁离子，从而具备将硫化氢氧化为单质硫的能力，使得反应可以持续进行；当流量的取值大于或小于该范围的端点值，将导致的不利影响是当空气流量过低时，溶液中的二价铁离子将不能及时氧化为三价铁离子，从而降低溶液中三价铁离子的含量，导致溶液中的硫氢根离子过大，影响硫化氢的吸收和转化，当流量过大时，由于溶液中存在单质硫悬浮于溶液中，过大的空气流量不仅带来压缩机能量的浪费，并且容易引起溶液的发泡，导致硫化氢氧化为单质硫的反应器不稳定，不利于操作。
[0076]
在本技术的一个实施例中，如图2所示，提供一种脱除高炉煤气中有机硫的系统，所述系统适配所述方法，所述系统包括：
[0077]
除尘单元1，所述除尘单元1用于对高炉煤气中的尘土进行脱除；
[0078]
硫转化催化单元2，所述硫转化催化单元2包括硫转化催化塔21、换热器22和压缩部23，所述硫转化催化塔21的进料口连通所述除尘单元1的出料口，所述硫转化催化塔21的出料口连通所述换热器22的进料口，所述换热器22的出料口连通所述压缩部23的进料口；
[0079]
吸附再生单元3，所述吸附再生单元3包括吸附塔31、气液分离器32和再生塔33，所述吸附塔31的进料口连通所述压缩部23的出料口，所述吸附塔31的出气口连通所述气液分离器32的进料口，以得到纯净的高炉煤气；所述吸附塔31的出料口连通所述再生塔33的进料口，所述再生塔33的出液口连通所述吸附塔31的进液口；
[0080]
其中，所述压缩部23依次包括一级压缩罐、二级压缩机和二级压缩罐，所述一级压缩罐连通所述换热器22的出气口，所述一级压缩罐的出气口连通所述二级压缩机的进气口，所述二级压缩机的出气口连通所述二级压缩罐的进料口。
[0081]
在一些可选的实施方式中，所述吸附再生单元3还包括：硫磺过滤机34和硫磺存储槽35，所述再生塔33的出液口连通所述硫磺过滤机34的进液口，所述硫磺过滤机34的出液口连通所述再生塔33的进液口，所述硫磺过滤机34的出料口连通所述硫磺存储槽35。
[0082]
本技术实施例中，通过限定吸附再生单元3包括硫磺过滤机34和硫磺存储槽35，能保证吸收了硫化氢的富集液中所形成的硫磺产品被分离出，再经过硫磺存储槽35的存储，进而实现高炉煤气中的硫部分被排出系统，实现高炉煤气中的硫的完全脱除。
[0083]
在一些可选的实施方式中，所述吸附再生单元3还包括：空气分布器36和空气泵37，所述空气泵37的出气口连通所述空气分布器36的进气口，所述空气分布器36设于所述再生塔33的底部。
[0084]
本技术实施例中，通过限定再生塔33内设置空气分布器36，能保证再生所用的空气的流量为150m3/h～800m3/h，从而促使富集液中的硫化氢被充分氧化，形成大量的硫磺，实现高炉煤气中硫的完全脱除。
[0085]
在一些可选的实施方式中，所述吸附再生单元3还包括一级闪蒸塔38和二级闪蒸塔39，所述一级闪蒸塔38的进液口连通所述吸附塔31的出液口，所述一级闪蒸塔38的出液口连通所述二级闪蒸塔39的进液口，所述二级闪蒸塔39的出液口连通所述再生塔33的进液口，所述一级闪蒸塔38和所述二级闪蒸塔39的出气口都连通所述气液分离器32的进气口。
[0086]
本技术实施例中，通过对吸附了硫化氢的富集液先进行两次闪蒸，将富集液中的高炉煤气中的h2或co2等气体蒸发出，进而回收到排出系统的高炉煤气中，避免高炉煤气中的浪费，从而保证对高炉煤气的资源化利用。
[0087]
以特定的高炉煤气组成为例，其成分如表1所示。
[0088]
表1高炉煤气的组成成分情况表
[0089][0090]
实施例1
[0091]
高炉煤气的处理规模为8
╳
104m3/h。
[0092]
如图1所示，提供一种脱除高炉煤气中有机硫的方法，包括：
[0093]
s1.对高炉煤气进行除尘，后进行硫转化催化，以使高炉煤气中大部分的硫转化为硫化氢，得到一级高炉煤气；
[0094]
s2.对一级高炉煤气进行换热，后进行气体压缩，再以脱硫溶液进行硫化氢吸附，分别得到硫化氢富集液和纯净的高炉煤气；
[0095]
s3.对硫化氢富集液进行再生，得到再生的脱硫溶液，以实现脱硫溶液的回用；
[0096]
其中，硫转化催化包括以催化剂预硫化的方式进行硫转化催化。
[0097]
如图2所示，提供一种脱除高炉煤气中有机硫的系统，系统适配方法，系统包括：
[0098]
除尘单元1，除尘单元1用于对高炉煤气中的尘土进行脱除；
[0099]
硫转化催化单元2，硫转化催化单元2包括硫转化催化塔21、换热器22和压缩部23，硫转化催化塔21的进料口连通除尘单元1的出料口，硫转化催化塔21的出料口连通换热器22的进料口，换热器22的出料口连通压缩部23的进料口；
[0100]
吸附再生单元3，吸附再生单元3包括吸附塔31、气液分离器32和再生塔33，吸附塔31的进料口连通压缩部23的出料口，吸附塔31的出气口连通气液分离器32的进料口，以得到纯净的高炉煤气；吸附塔31的出料口连通再生塔33的进料口，再生塔33的出液口连通吸附塔31的进液口；
[0101]
其中，压缩部23依次包括一级压缩罐、二级压缩机和二级压缩罐，一级压缩罐连通换热器22的出气口，一级压缩罐的出气口连通二级压缩机的进气口，二级压缩机的出气口连通二级压缩罐的进料口。
[0102]
吸附再生单元3还包括：硫磺过滤机34和硫磺存储槽35，再生塔33的出液口连通硫磺过滤机34的进液口，硫磺过滤机34的出液口连通再生塔33的进液口，硫磺过滤机34的出料口连通硫磺存储槽35。
[0103]
吸附再生单元3还包括：空气分布器36和空气泵37，空气泵37的出气口连通空气分布器36的进气口，空气分布器36设于再生塔33的底部。
[0104]
吸附再生单元3还包括一级闪蒸塔38和二级闪蒸塔39，一级闪蒸塔38的进液口连通吸附塔31的出液口，一级闪蒸塔38的出液口连通二级闪蒸塔39的进液口，二级闪蒸塔39的出液口连通再生塔33的进液口，一级闪蒸塔38和二级闪蒸塔39的出气口都连通气液分离器32的进气口。
[0105]
具体参数如下：
[0106]
预硫化为干法硫化，以质量分数计，预硫化气体的组成为：n2:55％，h2:35％和h2s:10％。
[0107]
预硫化过程中催化剂的床层温度为260℃，预硫化的气相空速为5000h-1
。
[0108]
催化转化过程中，硫转化催化塔21内的压力为0.1mpa，当进入预硫化阶段的预硫化气体和尾气中的h2s的含量差别不大的时候(当预硫化气体中硫化氢浓度-尾气中的硫化氢浓度＜200ppm)则认为催化剂全部由氧化态转变为硫化态，从而能进入硫化催化反应阶段。
[0109]
反应阶段的参数控制：
[0110]
1)硫转化催化塔21：
[0111]
操作温度：250℃，
[0112]
操作压力：0.3mpa，
[0113]
操作空速：1500h-1
；
[0114]
2)吸附塔31：
[0115]
操作温度：40℃，
[0116]
操作压力：2mpa，
[0117]
气体空塔线速度：0.5m/s；
[0118]
3)再生塔33：
[0119]
操作温度：40℃，
[0120]
操作压力：0.1mpa，
[0121]
空气流量：400m3/h。
[0122]
工艺流程描述：
[0123]
高炉煤气经过高温布袋除尘之后压力为0.3mpa，气体中的机械杂质《1ppm，处理之后高炉煤气进入硫转化催化塔2121，硫转化催化塔内的高炉煤气自上而下与催化剂接触和反应，硫催化转化阶段的恒温段温度为250℃，硫转化催化的气相空速为1500h-1
，高炉煤气在硫转化催化塔21中cos和so2转化为h2s再由装置底部排出，进入到换热器中换热，换热后控制气体温度为40℃。
[0124]
经过换热后的高炉煤气进入到缓冲罐中，再依次进入一级压缩罐、二级压缩机和二级压缩罐进行压缩，二级压缩机的出口压力为2mpa，之后由底部进入吸附塔31，吸附塔31为填料塔，在填料中高炉煤气中硫化氢和从塔顶喷淋的脱硫溶液接触发生反应，促使高炉煤气中的硫化氢被脱硫溶液吸收完全，净化后的高炉煤气冲吸附塔31的塔顶排出，经过气液分离器后，净化后的高炉煤气中总硫含量《5ppm。
[0125]
随后吸附饱和的脱硫溶液由于压差作用进入一级闪蒸塔38，一级闪蒸塔38的压力为1mpa，再进入二级闪蒸塔39，二级闪蒸塔39的压力为0.5mpa，二级闪蒸塔39排出的脱硫溶液在压力差的作用下进入脱硫溶剂的再生塔33。
[0126]
再生塔33底部设有空气分布器保证脱硫溶液和空气的充分接触，空气的流量为400m3/h，再生塔33工作压力为0.1mpa，同时再生塔33底部采用锥形设计，保证富含单质硫磺的脱硫溶液能够在底部充分沉降；当底部溶液中硫磺的浓度达到30％～45％时，底部排液进入硫磺过滤机处理，滤饼为硫磺产品，最后置于硫化存储槽保存，滤液作为脱硫溶液；再生塔33中部设有脱硫溶液出口经过泵送入吸收塔顶进行溶液循环，同时再生塔33顶部设有出气口，未反应完的空气由此排出系统，排出的尾气中硫化氢含量《1ppm。
[0127]
实施例2
[0128]
将实施例2和实施例1进行对比，实施例2和实施例1的区别在于：
[0129]
预硫化为干法硫化，以质量分数计，预硫化气体的组成为：n2:60％，h2:30％和h2s:10％。
[0130]
预硫化过程中催化剂的床层温度为300℃，预硫化的气相空速为10000h-1
。
[0131]
催化转化过程中，硫转化催化塔21内的压力为0.05mpa，当进入预硫化阶段的预硫化气体和尾气中的h2s的含量差别不大的时候(当预硫化气体中硫化氢浓度-尾气中的硫化氢浓度＜200ppm)则认为催化剂全部由氧化态转变为硫化态，从而能进入硫化催化反应阶段。
[0132]
反应阶段的参数控制：
[0133]
1)硫转化催化塔21：
[0134]
操作温度：230℃，
[0135]
操作压力：0.3mpa，
[0136]
操作空速：1200h-1
；
[0137]
2)吸附塔31：
[0138]
操作温度：40℃，
[0139]
操作压力：3mpa，
[0140]
气体空塔线速度：0.35m/s；
[0141]
3)再生塔33：
[0142]
操作温度：45℃，
[0143]
操作压力：0.1mpa，
[0144]
空气流量：600m3/h。
[0145]
工艺流程描述：
[0146]
高炉煤气经过高温布袋除尘之后压力为0.3mpa，气体中的机械杂质《1ppm，处理之后高炉煤气进入硫转化催化塔21，硫转化催化塔21内的高炉煤气自上而下与催化剂接触和反应，硫催化转化阶段的恒温段温度为230℃，硫转化催化的气相空速为1200h-1
，高炉煤气在硫转化催化塔21中cos和so2转化为h2s再由装置底部排出，进入到换热器中换热，换热后控制气体温度为40℃。
[0147]
经过换热后的高炉煤气进入到缓冲罐中，再依次进入一级压缩罐、二级压缩机和二级压缩罐进行压缩，二级压缩机的出口压力为2mpa，之后由底部进入吸附塔31，吸附塔31为填料塔，在填料中高炉煤气中硫化氢和从塔顶喷淋的脱硫溶液接触发生反应，促使高炉煤气中的硫化氢被脱硫溶液吸收完全，净化后的高炉煤气冲吸附塔31的塔顶排出，经过气液分离器后，净化后的高炉煤气中总硫含量《5ppm。
[0148]
随后吸附饱和的脱硫溶液由于压差作用进入一级闪蒸塔38，一级闪蒸塔38的压力为1mpa，再进入二级闪蒸塔39，二级闪蒸塔39的压力为0.5mpa，二级闪蒸塔39排出的脱硫溶液在压力差的作用下进入脱硫溶剂的再生塔33。
[0149]
再生塔33底部设有空气分布器保证脱硫溶液和空气的充分接触，空气的流量为600m3/h，再生塔33工作压力为0.1mpa，同时再生塔33底部采用锥形设计，保证富含单质硫磺的脱硫溶液能够在底部充分沉降；当底部溶液中硫磺的浓度达到30％～45％时，底部排液进入硫磺过滤机处理，滤饼为硫磺产品，最后置于硫化存储槽保存，滤液作为脱硫溶液；再生塔33中部设有脱硫溶液出口经过泵送入吸收塔顶进行溶液循环，同时再生塔33顶部设有出气口，未反应完的空气由此排出系统，排出的尾气中硫化氢含量《1ppm。
[0150]
实施例3
[0151]
将实施例3和实施例1进行对比，实施例3和实施例1的区别在于：
[0152]
预硫化为干法硫化，以质量分数计，预硫化气体的组成为：n2:50％，h2:35％和h2s:15％。
[0153]
预硫化过程中催化剂的床层温度为300℃，预硫化的气相空速为15000h-1
。
[0154]
催化转化过程中，硫转化催化塔21内的压力为0.08mpa，当进入预硫化阶段的预硫化气体和尾气中的h2s的含量差别不大的时候(当预硫化气体中硫化氢浓度-尾气中的硫化氢浓度＜200ppm)则认为催化剂全部由氧化态转变为硫化态，从而能进入硫化催化反应阶段。
[0155]
反应阶段的参数控制：
[0156]
1)硫转化催化塔21：
[0157]
操作温度：210℃，
[0158]
操作压力：0.3mpa，
[0159]
操作空速：800h-1
；
[0160]
2)吸附塔31：
[0161]
操作温度：40℃，
[0162]
操作压力：2mpa，
[0163]
气体空塔线速度：0.5m/s；
[0164]
3)再生塔33：
[0165]
操作温度：45℃，
[0166]
操作压力：0.1mpa，
[0167]
空气流量：600m3/h。
[0168]
工艺流程描述：
[0169]
高炉煤气经过高温布袋除尘之后压力为0.3mpa，气体中的机械杂质《1ppm，处理之后高炉煤气进入硫转化催化塔21，硫转化催化塔21内的高炉煤气自上而下与催化剂接触和反应，硫催化转化阶段的恒温段温度为210℃，硫转化催化的气相空速为800h-1
，高炉煤气在硫转化催化塔21中cos和so2转化为h2s再由装置底部排出，进入到换热器中换热，换热后控制气体温度为60℃。
[0170]
经过换热后的高炉煤气进入到缓冲罐中，再依次进入一级压缩罐、二级压缩机和二级压缩罐进行压缩，二级压缩机的出口压力为2mpa，之后由底部进入吸附塔31，吸附塔31为填料塔，在填料中高炉煤气中硫化氢和从塔顶喷淋的脱硫溶液接触发生反应，促使高炉煤气中的硫化氢被脱硫溶液吸收完全，净化后的高炉煤气冲吸附塔31的塔顶排出，经过气液分离器后，净化后的高炉煤气中总硫含量《5ppm。
[0171]
随后吸附饱和的脱硫溶液由于压差作用进入一级闪蒸塔38，一级闪蒸塔38的压力为1mpa，再进入二级闪蒸塔39，二级闪蒸塔39的压力为0.5mpa，二级闪蒸塔39排出的脱硫溶液在压力差的作用下进入脱硫溶剂的再生塔33。
[0172]
再生塔33底部设有空气分布器保证脱硫溶液和空气的充分接触，空气的流量为600m3/h，再生塔33工作压力为0.1mpa，同时再生塔33底部采用锥形设计，保证富含单质硫磺的脱硫溶液能够在底部充分沉降；当底部溶液中硫磺的浓度达到30％～45％时，底部排液进入硫磺过滤机处理，滤饼为硫磺产品，最后置于硫化存储槽保存，滤液作为脱硫溶液；再生塔33中部设有脱硫溶液出口经过泵送入吸收塔顶进行溶液循环，同时再生塔33顶部设有出气口，未反应完的空气由此排出系统，排出的尾气中硫化氢含量《1ppm。
[0173]
实施例4
[0174]
将实施例4和实施例1进行对比，实施例4和实施例1的区别在于：
[0175]
预硫化为干法硫化，以质量分数计，预硫化气体的组成为：n2:55％，h2:35％和h2s:10％。
[0176]
预硫化过程中催化剂的床层温度为300℃，预硫化的气相空速为9000h-1
。
[0177]
催化转化过程中，硫转化催化塔21内的压力为0.08mpa，当进入预硫化阶段的预硫化气体和尾气中的h2s的含量差别不大的时候(当预硫化气体中硫化氢浓度-尾气中的硫化氢浓度＜200ppm)则认为催化剂全部由氧化态转变为硫化态，从而能进入硫化催化反应阶
段。
[0178]
反应阶段的参数控制：
[0179]
1)硫转化催化塔21：
[0180]
操作温度：180℃，
[0181]
操作压力：0.3mpa，
[0182]
操作空速：700h-1
；
[0183]
2)吸附塔31：
[0184]
操作温度：40℃，
[0185]
操作压力：4mpa，
[0186]
气体空塔线速度：0.25m/s；
[0187]
3)再生塔33：
[0188]
操作温度：45℃，
[0189]
操作压力：0.1mpa，
[0190]
空气流量：800m3/h。
[0191]
工艺流程描述：
[0192]
高炉煤气经过高温布袋除尘之后压力为0.3mpa，气体中的机械杂质《1ppm，处理之后高炉煤气进入硫转化催化塔21，硫转化催化塔21内的高炉煤气自上而下与催化剂接触和反应，硫催化转化阶段的恒温段温度为180℃，硫转化催化的气相空速为700h-1
，高炉煤气在硫转化催化塔21中cos和so2转化为h2s再由装置底部排出，进入到换热器中换热，换热后控制气体温度为40℃。
[0193]
经过换热后的高炉煤气进入到缓冲罐中，再依次进入一级压缩罐、二级压缩机和二级压缩罐进行压缩，二级压缩机的出口压力为4mpa，之后由底部进入吸附塔31，吸附塔31为填料塔，在填料中高炉煤气中硫化氢和从塔顶喷淋的脱硫溶液接触发生反应，促使高炉煤气中的硫化氢被脱硫溶液吸收完全，净化后的高炉煤气冲吸附塔31的塔顶排出，经过气液分离器后，净化后的高炉煤气中总硫含量《5ppm。
[0194]
随后吸附饱和的脱硫溶液由于压差作用进入一级闪蒸塔38，一级闪蒸塔38的压力为1mpa，再进入二级闪蒸塔39，二级闪蒸塔39的压力为0.5mpa，二级闪蒸塔39排出的脱硫溶液在压力差的作用下进入脱硫溶剂的再生塔33。
[0195]
再生塔33底部设有空气分布器保证脱硫溶液和空气的充分接触，空气的流量为600m3/h，再生塔33工作压力为0.1mpa，同时再生塔33底部采用锥形设计，保证富含单质硫磺的脱硫溶液能够在底部充分沉降；当底部溶液中硫磺的浓度达到30％～45％时，底部排液进入硫磺过滤机处理，滤饼为硫磺产品，最后置于硫化存储槽保存，滤液作为脱硫溶液；再生塔33中部设有脱硫溶液出口经过泵送入吸收塔顶进行溶液循环，同时再生塔33顶部设有出气口，未反应完的空气由此排出系统，排出的尾气中硫化氢含量《1ppm。
[0196]
对比例1
[0197]
将对比例1和实施例1进行对比，对比例1和实施例1的区别在于：
[0198]
采用传统的高炉煤气中脱硫反应，具体流程包括：传统的脱硫均属于末端脱硫处理，高炉煤气换热除尘收集之后进入下游的发电、烧结工序，参与燃烧反应。在此过程中部分含硫化合物燃烧生成so2，之后在采用消石灰对烟气中的二氧化硫进行吸收。生成硫酸钙
或者亚硫酸钙。在进入燃烧反应之前，高炉煤气中即含有有机硫又含有无机硫，因此导致部分有机硫无法完全燃烧进入烟气系统，而烟气脱硫采用消石灰作为脱硫剂无法吸收烟气中的有机硫，因此烟气中硫含量将超标。
[0199]
相关实验：
[0200]
统计各实施例的方法和系统过程中的催化转化的总硫转化率、纯净高炉煤气中总硫含量和再生塔排出的尾气中硫含量，结果如表2所示。
[0201]
相关实验的测试方法：
[0202]
催化转化的总硫转化率：总硫转化率是指煤气中的cs2、cos转化为h2s的比例，其公式可以表述为(催化前有机硫的体积-催化后有机硫的体积)/催化前有机硫的体积*100％；有机硫的测定方法为库伦法。
[0203]
纯净高炉煤气中总硫含量：采用库伦法进行测量。
[0204]
再生塔排出的尾气中硫含量；采用碘量法或者钼蓝法进行测量。
[0205]
表2
[0206]
项目硫转化塔总硫转化率(％)净化后高炉煤气总硫含量(ppm)尾气实施例199.831实施例299.82未检出实施例399.71未检出实施例498.91未检出
[0207]
表2的具体分析：
[0208]
由实施例1-4的数据可知，采用本技术的方法，先通过除尘去除高炉煤气中的尘土，化再通过硫转化催，促进高炉煤气中的硫转化为h2s，而在硫转化催化前对催化剂采用预硫化的方式，从而使催化剂的催化效力到达合适，促使高炉煤气中硫转化为h2s，再通过换热和气体压缩，方便脱硫溶液对h2s的吸收，再通过对吸收了h2s的脱硫溶液进行再生利用，不仅能保证so2的脱除，还能保证其余含硫的氧化物的脱除，进而实现脱硫过程中对高炉煤气的资源化利用。
[0209]
由对比例1的数据可知，传统的高炉煤气中脱硫方法，最终的高炉煤气中总硫转化率较低，并且净化后高炉煤气的总硫含量也较多。
[0210]
本技术实施例中的一个或多个技术方案，至少还具有如下技术效果或优点：
[0211]
(1)本技术实施例提供的方法，先通过除尘去除高炉煤气中的灰尘，再通过硫转化催，促进高炉煤气中的硫转化为h2s，而在硫转化催化前对催化剂采用预硫化的方式，从而使催化剂的催化效力到达合适，促使高炉煤气中硫转化为h2s，再通过换热和气体压缩，方便脱硫溶液对h2s的吸收，吸收了硫化氢的脱硫溶液，在热量的作用下进行再生，再生之后的脱硫溶液返回吸收单元进行循环利用，再生的气体主要为含硫化氢的酸气进入络合铁溶液单元，在此单元中硫化氢转化为单质硫。
[0212]
(2)本技术实施例提供的方法，通过对高炉煤气采用源头净化技术，同时能保证高炉煤气中的各种形态的硫转化为硫化氢，从而被脱硫溶液吸附脱除，而脱硫溶液经过再生后，所吸附的大部分的硫转化为硫磺，从而形成高炉煤气中硫的完全脱除和利用。
[0213]
(3)本技术实施例提供的方法，通过采用负载型催化剂和液相氧化液态脱硫剂，不仅能实现催化剂和脱硫剂的循环利用，还能实现整个方法的连续循环反应。
[0214]
(4)本技术实施例提供的系统，其操作简单，物料利用率高，并且其中有多次的循环反应。
[0215]
(5)本技术实施例提供的系统，最终吸附塔的塔顶排出的气体中硫含量较现有的高炉煤气中的硫含量大幅降低，并且在再生处理后尾气中的硫含量也远远低于标准。
[0216]
需要说明的是，在本文中，诸如“第一”和“第二”等之类的关系术语仅仅用来将一个实体或者操作与另一个实体或操作区分开来，而不一定要求或者暗示这些实体或操作之间存在任何这种实际的关系或者顺序。而且，术语“包括”、“包含”或者其任何其他变体意在涵盖非排他性的包含，从而使得包括一系列要素的过程、方法、物品或者设备不仅包括那些要素，而且还包括没有明确列出的其他要素，或者是还包括为这种过程、方法、物品或者设备所固有的要素。在没有更多限制的情况下，由语句“包括
……”
限定的要素，并不排除在包括所述要素的过程、方法、物品或者设备中还存在另外的相同要素。
[0217]
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
[0218]
以上所述仅是本发明的具体实施方式，使本领域技术人员能够理解或实现本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所申请的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。