脱除黄磷尾气中有机硫的装置及方法技术领域
本发明涉及尾气处理技术领域，尤其是一种脱除黄磷尾气中有机硫的装置及方法。
背景技术
黄磷是黄色的蜡状固体，质软，不溶于水，微溶于醇，溶于液碱、苯、乙醚、氯仿、甲
苯，易溶于二硫化碳；是一种重要的基础工业原料，主要用于化工、农药等多个领域。
目前，黄磷的生产全部采用高温还原法，原料为磷矿石、硅石和焦炭，生产时将磷矿石、
硅石和焦炭按一定比例和粒度投入电炉，在1000多度高温下将氧化态的磷还原成单质磷蒸
汽，再经过冷却、漂洗后得到产品，高温炉渣直接从电炉中排出，生产过程中排出的气体为
黄磷尾气。
黄磷生产行业属于高耗能、高污染、高危险行业，黄磷尾气的组成成分十分复杂，主要
为一氧化碳，约占80～92％,其次是氢气、氧气、二氧化碳、甲烷及小分子烃类，约为百分之
十几，污染物成分有硫化氢、硫氧化碳、二硫化碳、甲硫醇、磷化氢、氰化氢、单质磷及细
微粉尘。其中，硫化氢浓度约15000～20000PPm、硫氧化碳浓度约2200～2500PPm、二硫化碳
浓度约300～400PPm、磷化氢浓度约650～800PPm。黄磷尾气脱除污染物的净化处理技术是非
常复杂和困难的，就黄磷尾气脱硫而言，脱硫化氢的技术较成熟，已有工业应用，硫化氢脱
除率能达到90％以上。但硫氧化碳和二硫化碳的脱除，到目前为止，还没有有效的方法。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是提供一种脱除黄磷尾气中有机硫的装置及方法，能够有效
脱除黄磷尾气中有机硫。
本发明解决其技术问题所采用的技术方案是：脱除黄磷尾气中有机硫的装置，包括油洗
塔、再生塔和贫油储罐，所述油洗塔设置有尾气进口、贫油进口、尾气出口和富油出口，所
述再生塔设置有富油进口、贫油出口和有机硫出口，所述贫油进口与贫油储罐通过管道连通，
所述富油出口与富油进口通过管道连通，所述贫油出口与贫油储罐通过管道连通。
进一步地，设置有有机硫分液罐，所述有机硫分液罐上设置有第一进口、第一出口和回
流口，所述第一进口与再生塔的有机硫出口相通，所述回流口与再生塔的富油进口相通。
进一步地，设置有吸附塔、导入总管路和导出总管路，所述吸附塔设置有第四进口和第
五出口，所述第四进口通过导入总管路与油洗塔的尾气出口相通，所述第五出口与导出总管
路相连通。
所述吸附塔为多个，多个吸附塔并联连接后再连接在导入总管路和导出总管路之间。
进一步地，每个吸附塔的第四进口设置有与导入总管路相通的第一管道，第五出口设置
有与导出总管路相通的第二管道；
设置有分流管道，所述分流管道一端为第一连接端，另一端为第二连接端，所述第一连
接端与导出总管路相连，第二连接端与第二管道相连的；
所述分流管道上依次设置有第一阀门、循环风机和第二阀门；
所述第二管道上设置有第三阀门，所述第三阀门设置于第二连接端与导出总管路之间；
设置有第二分液罐，所述第二分液罐设置有第二进口、第二出口和液体出口，每个所述
吸附塔的第一管道上设置有连通第一管道与第二进口的第三管道，所述第三管道与第一管道
相连的一端为第三连接端，所述第二出口与导出总管路相通，所述液体出口与贫油储罐相通；
所述第三管道上设置有第四阀门；
所述第一管道上设置有第五阀门，所述第五阀门设置于第三连接端与导入总管路之间。
脱除黄磷尾气中有机硫的方法，包括以下步骤：
A、将黄磷尾气通入重芳烃溶剂，重芳烃溶剂吸收掉黄磷尾气中的二硫化碳和硫氧化碳，
得到脱除有机硫的黄磷尾气a和混合溶液b；
B、闪蒸分离混合溶液b中的二硫化碳和硫氧化碳，得到气态的二硫化碳和硫氧化碳产品，
液态的重芳烃溶剂；
C、将步骤B中得到的重芳烃溶剂用于步骤A，进行循环吸收；
D、重复步骤B和步骤C。
进一步地，利用吸附剂吸收黄磷尾气a中夹带的重芳烃溶剂。
进一步地，所述吸附剂采用活性炭。
进一步地，对步骤B得到的二硫化碳和硫氧化碳产品制冷至46.5℃～53℃，分离出液态
的重芳烃溶剂。
进一步地，采用上述脱除黄磷尾气中有机硫的装置脱除有机硫。
本发明的有益效果是：脱除黄磷尾气中有机硫的装置，油洗塔中注入适量的复配的重芳
香烃溶剂作为洗涤油，再将黄磷尾气通入洗涤油中，有机硫硫氧化碳和二硫化碳溶解于洗涤
油，从黄磷尾气中分离。将吸收了有机硫的富油加热至设定温度后通入再生塔，并在再生塔
中闪蒸分离沸点较低的有机硫，从而将含有有机硫的富油重新转化为不含有机硫的贫油，通
入贫油储罐进行重复利用。本装置利用有机硫的物理性质脱除，原理简单，对设备的要求低；
处理过程中无化学反应，不会产生新的污染物，能够防止二次污染；且洗涤油能够重复使用，
消耗量低，降低了实施成本。
脱除黄磷尾气中有机硫的方法：有机硫二硫化碳和硫氧化碳易溶于重芳烃溶剂，硫氧化
碳的脱除率能达到85％，二硫化碳的脱除率能达到99.5％。重芳烃溶剂的沸点高，而二硫化碳
的沸点约为46.5℃，硫氧化碳的沸点约为零下50℃，因此，采用闪蒸的方式分将有机硫和重
芳烃溶剂分离。得到的重芳烃溶剂能够重复利用，降低处理成本；二硫化碳和硫氧化碳可作
为生产原料，具有较好的经济效益。本方法整个过程全部利用有机硫的物理性质，不发生化
学变化，避免新的杂质产生，防止了黄磷尾气的二次污染，便于后续处理；同时保证了分离
出的有机硫纯度，使其可直接用于生产原料。
附图说明
图1是本发明脱除黄磷尾气中有机硫的装置的流程示意图；
附图标记：1—油洗塔；2—再生塔；3—贫油储罐；4—第一加热器；5—有机硫分液罐；
6—吸附塔；7—第一管道；8—第二管道；9—分流管道；10—循环风机；11—尾气进口；12
—贫油进口；13—尾气出口；14—富油出口；21—富油进口；22—贫油出口；23—有机硫出
口；51—第一进口；52—第一出口；53—回流口；61—第四进口；62—第五出口；91—第一
连接端；92—第二连接端；110—第一阀门；120—第二阀门；130—第三阀门；140—第三管
道；141—第三连接端；150—第四阀门；160—第五阀门；170—第二分液罐；171—第二进口；
172—第二出口；173—液体出口；180—第二加热器；190—冷却器；200—换热器；210—导
入总管路；220—导出总管路；230—第二冷却器；240—第二换热器；250—油洗泵；251—第
三进口；252—第三出口；253—第四出口；260—富油中间罐；270—富油泵；280—贫油泵。
具体实施方式
下面结合附图和实施例对本发明进一步说明。
如图1所示，本发明的脱除黄磷尾气中有机硫的装置，包括油洗塔1、再生塔2和贫油
储罐3，所述油洗塔1设置有尾气进口11、贫油进口12、尾气出口13和富油出口14，所述
再生塔2设置有富油进口21、贫油出口22和有机硫出口23，所述贫油进口12与贫油储罐3
通过管道连通，所述富油出口14与富油进口21通过管道连通，所述贫油出口22与贫油储罐
3通过管道连通。
油洗塔1可采用一般的吸收塔，为了使黄磷尾气与洗涤油充分接触，油洗塔1优选采用
填料塔；将尾气进口11设置于油洗塔1的下部，用于通入黄磷尾气；贫油进口12设置于油
洗塔1的上部，用于通入贫油，贫油为不含有机硫或者有机硫含量低的洗涤油，可采用复配
的重芳香烃溶剂；尾气出口13设置于油洗塔1的顶部，用于排出脱除有机硫后的黄磷尾气；
富油出口14设置于油洗塔1的底部，用于排出富油，富油为吸收有机硫之后的洗涤油。工作
时，将黄磷尾气从油洗塔1下部的尾气进口11通入油洗塔1，同时，将贫油从贫油储罐3中
抽出，并从贫油进口12通入油洗塔1。黄磷尾气向上流动，与贫油在填料表面逆向接触，其
中的硫氧化碳和二硫化碳等有机硫溶解于贫油中，从而从黄磷尾气中分离。脱除有机硫的黄
磷尾气从尾气出口13排出，排出尾气中的有机硫含量指标通过贫油进料量和贫油流动速度进
行调节控制；贫油吸收有机硫后变为富油，从富油出口14排出。
再生塔2既可采用填料塔，也可采用板式浮阀塔，同时具备闪蒸、汽提、精馏功能。富
油进口21设置于再生塔2的中部或上部；贫油出口22设置于再生塔2的底部；有机硫出口
23设置于再生塔2的顶部。从油洗塔1富油出口14排出的富油经加压后从富油进口21通入
再生塔2，在富油进口21设置减压阀，沸点较低的硫氧化碳和二硫化碳从富油中闪蒸释放出
来，有机硫保持为气态，并从再生塔2的有机硫出口23排出回收。脱除有机硫的富油变为贫
油，并从贫油出口22排出，流入贫油储罐3，进行重复利用。
本装置，结构简单，设备需求量少，实施条件温和，实施成本低；仅利用有机硫的物理
性质吸收和脱除，不会发生化学反应，因此，不会产生新的污染物，防止带来二次污染。原
理简单，处理条件温和，防止高温高压带来的安全隐患。需求的设备量低，且洗涤油能够重
复利用，消耗量少，有利于节约处理成本。复配的重芳烃油对黄磷尾气中的硫氧化碳和二硫
化碳吸收性能好，有机硫脱除效率高，硫氧化碳和二硫化碳的脱除率分别达到85％和99.5％
以上，脱有机硫后的黄磷尾气质量满足使用要求。从黄磷尾气中脱除的硫氧化碳和二硫化碳
可以用于生产硫磺产品或经简单分离后作为产品对外销售，实现硫资源变废为宝，具有较好
的经济效益。
在再生塔2中闪蒸分离出的有机硫，会夹带少量的洗涤油，为了提高有机硫的纯度，分
离出并回收夹带的洗涤油，避免浪费，设置有有机硫分液罐5，所述有机硫分液罐5上设置
有第一进口51、第一出口52和回流口53，所述第一进口51与再生塔2的有机硫出口23相
通，所述回流口53与再生塔2的富油进口21相通。分离出的有机硫从有机硫出口23排出，
降温至合适温度后，经管道运送至有机硫分液罐5，并从第一进口51进入有机硫分液罐5，
有机硫分液罐5将液态的洗涤油和气态的有机硫分离，气态的有机硫从第一出口52排出回收，
而液态的洗涤油为富油，从回流口53排出，重新进入再生塔2进行脱硫处理。
从油洗塔1排出的黄磷尾气中会夹带一些洗涤油，为了清除这些洗涤油，避免洗涤油成
为新的杂质，设置有吸附塔6、导入总管路210和导出总管路220，所述吸附塔6设置有第四
进口61和第五出口62，所述第四进口61通过导入总管路210与油洗塔1的尾气出口13相
通，所述第五出口62与导出总管路220相连通。吸附塔6中通常装填两种吸附剂，其中一种
为主要吸附剂，为活性炭，另一种为辅助吸附剂，为硅胶、氧化铝或分子筛。夹带洗涤油的
黄磷尾气经过导入总管路210后，从第四进口61通入吸附塔6，洗涤油被吸附塔6内的吸附
剂吸附吸收，不含洗涤油的黄磷尾气再从第五出口62排出。吸附塔6除去了洗涤油，避免洗
涤油成为新的杂质，方便黄磷尾气进行后续处理。
由于吸附塔6填装的吸附剂数量有限，当吸附剂吸附的洗涤油达到一定量时，吸附效果
会减弱或消失，必须更换吸附剂或进行吸附剂再生，为了确保在更换吸附剂或进行吸附剂再
生时，装置不间断的运行，所述吸附塔6为多个，多个吸附塔6并联连接后再连接在导入总
管路210和导出总管路220之间。将黄磷尾气通入一吸附塔6，当其吸收量达到饱和时，通
过阀门切换黄磷尾气流动路线，将黄磷尾气通入另外的吸附塔6。多台吸附塔6交替吸收，
确保整个装置连续工作，提高工作效率。
吸附剂可更换，但是，更换吸附剂需要拆开吸附塔6，取出旧的吸附剂，并填装新的吸
附剂，操作麻烦，反复拆装也不利于吸附塔6的长久使用。且购买吸附剂需要一定的成本，
因此，优选采用吸附剂再生的方式，使吸附塔6重新具备吸附脱油功能，具体的，每个吸附
塔6的第四进口61设置有与导入总管路210相通的第一管道7，第五出口62设置有与导出
总管路220相通的第二管道8；设置有分流管道9，所述分流管道9一端为第一连接端91，
另一端为第二连接端92，所述第一连接端91与导出总管路220相连，第二连接端92与第二
管道8相连的；所述分流管道9上依次设置有第一阀门110、循环风机10和第二阀门120；
所述第二管道8上设置有第三阀门130，所述第三阀门130设置于第二连接端92与导出总管
路220之间；设置有第二分液罐170，所述第二分液罐170设置有第二进口171、第二出口
172和液体出口173，每个所述吸附塔6的第一管道7上设置有连通第一管道7与第二进口
171的第三管道140，所述第三管道140与第一管道7相连的一端为第三连接端141，所述第
二出口172与导出总管路220相通，所述液体出口173与贫油储罐3相通；所述第三管道140
上设置有第四阀门150；所述第一管道7上设置有第五阀门160，所述第五阀门160设置于第
三连接端141与导入总管路210之间。吸附塔6可设置2—4台，以2台吸附塔6为例，先采
用第一台吸附塔6进行洗涤油的吸附吸收，当第一台吸附塔6内的吸附剂饱和时，关闭与其
相通的第一管道7上的第五阀门160，阻止黄磷尾气继续通入，同时打开与第二台吸附塔6
相通的第一管道7上的第五阀门160，将黄磷尾气通入第二台吸附塔6，此时，第一台吸附塔
6内的吸附剂进行再生。再生时，关闭与第一台吸附塔6相连的第二管道8上的第三阀门130，
打开与第一台吸附塔6相通的分流管道9上的第一阀门110和第二阀门120，打开与第一台
吸附塔6相通的第三管道140上的第四阀门150，再打开循环风机10，将导出总管路220中
的黄磷尾气抽取，依次经第一连接端91、第一阀门110、循环风机10加压、第二阀门120、
第二连接端92、第二管道8进入第一台吸附塔6，吸附剂上的洗涤油在黄磷尾气的冲刷下，
从吸附剂分离并进入黄磷尾气中。携带洗涤油的黄磷尾气经第一管道7、第三连接端141、第
三管道140、第二进口171进入第二分液罐170，液态的洗涤油在第二分液罐170中从黄磷尾
气中分离，并从液体出口173流出，进入贫油储罐3进行反复利用，而黄磷尾气从第二出口
172排出，进入导出总管路220，可作为再生气体循环使用，也可排出至其他处理设备。吸附
剂的再生速度与黄磷尾气的流速有关，黄磷尾气的速度越快，吸附剂的再生速度越快，黄磷
尾气的速度通过循环风机10控制。第一台吸附塔6的吸附剂再生完成后，关闭与第一台吸附
塔6相通的各个阀门和循环风机10，做好吸附洗涤油的准备工作。本结构不仅能够使吸附剂
再生，还能够回收并重复利用洗涤油，避免浪费，进一步地节约实施成本。
温度越高，气体分子的动能越大，为了加快吸附剂的再生速度，提高再生效率，所述分
流管道9上设置有第二加热器180，所述第三管道140上设置有冷却器190。将黄磷尾气经过
第二加热器180加热后，分子运动更加剧烈，反向通入吸附塔6后，对吸附剂表面洗涤油的
冲刷作用力更大，加快洗涤油从吸附剂上脱落速度，提高再生效率。冷却器190将洗涤油和
黄磷尾气降温至合适温度，便于第二分液罐170中气液分离。
为了充分利用第二加热器180产生的热能，降低第二加热器180和冷却器190的能耗，
节约成本，所述冷却器190与第一管道7之间的第三管道140上设置有换热器200，所述第
二加热器180与导出总管路220之间的分流管道9穿过所述换热器200。经过吸附塔6的黄
磷尾气中还含有大量热能，再将其通入冷却器190进行制冷之前，与即将进行加热的黄磷尾
气在换热器200中进行换热，从而使经过吸附塔6的黄磷尾气温度降低，使即将进入第二加
热器180的黄磷尾气温度升高，充分利用了热能，提高经济效益。
所述富油出口14与富油进口21之间的管道上设置有第一加热器4。第一加热器4对即
将进入再生塔2的富油进行加热，降低有机硫气体的溶解度，释放出部分有机硫气体；同时，
增加了管道内的压强，提高闪蒸时的压强差，达到更好的闪蒸效果，使有机硫分离更加彻底。
从再生塔2贫油出口22排出的贫油温度较高，而温度越高，气态有机硫硫氧化碳和二硫化碳
的溶解度越低，不利于有机硫的吸收，影响有机硫的脱除率。因此，所述贫油出口22与贫油
储罐3之间的管道上设置有第二冷却器230。将再生塔2再生的贫油进行制冷至合适温度后，
再通入贫油储罐3存储，当其循环至油洗塔1时，能够使硫氧化碳和二硫化碳的吸收更加充
分，提高脱除率。
为了降低第一加热器4和第二冷却器230的能耗，所述第二冷却器230与贫油出口22之
间设置有第二换热器240，所述富油出口14与第一加热器4之间的管道通过所述第二换热器
240。从再生塔2贫油出口22排出的贫油先通过第二换热器240，与即将通入第一加热器4
的富油进行换热，从而使贫油的温度降低，再通入第二冷却器230制冷，而富油的温度升高，
再通入第一加热器4加热，从而充分利用热能，降低损耗，减少能源消耗，并提高加热或制
冷效率。
设置有油洗泵250，所述油洗泵250设置有第三进口251、第三出口252和第四出口253，
所述第三进口251与富油出口14相通，所述第三出口252设置有阀门并与贫油进口12相通，
所述第四出口253设置有阀门并与富油进口21相通。从油洗塔1富油出口14排出的富油中，
吸收的有机硫有限，未达到饱和状态，因此，可以进行多次吸收，使其中的有机硫含量即将
达到饱和时，再通入再生塔2进行再生。油洗泵250用于将富油从富油出口14抽出，部分富
油通过三出口252，与来自贫油储罐3的贫油混合后，从贫油进口12重新进入油洗塔1进行
重复吸收，而部分富油经过第四出口253送入再生塔2，通过阀门控制第三出口252和第四
出口253的洗涤油流量，以控制油洗塔1的液位平衡。
为了便于控制再生塔2和油洗塔1的液位平衡，方便管道的安装连接，第二换热器240
与油洗泵250的第四出口253之间设置有富油中间罐260，有机硫分液罐5的回流口53、油
洗泵250的第四出口253、再生塔2的富油进口21均与富油中间罐260相通。
为了便于控制各管道内的流体流速，实现自动化，利用贫油泵280将贫油储罐3内的贫
油抽送至油洗塔1；利用富油泵270抽取富油中间罐260中的富油，富油大部分经加热后从
富油进口21通入再生塔2；小部分直接从再生塔2的上部送入再生塔2，以调控塔内温度，
降低洗涤油的蒸汽压。必要时向有机硫分液罐5顶送入少量富油作淋洗液使用。
脱除黄磷尾气中有机硫的方法，包括以下步骤：A、将黄磷尾气通入重芳烃溶剂，重芳烃
溶剂吸收掉黄磷尾气中的二硫化碳和硫氧化碳，得到脱除有机硫的黄磷尾气a和混合溶液b；
B、闪蒸分离混合溶液b中的二硫化碳和硫氧化碳，得到气态的二硫化碳和硫氧化碳产品，液
态的重芳烃溶剂；C、将步骤B中得到的重芳烃溶剂用于步骤A，进行循环吸收；D、重复步
骤B和步骤C。
重芳烃溶剂采用复配的混合二甲苯及三甲苯。有机硫二硫化碳和硫氧化碳易溶于重芳烃
溶剂，硫氧化碳的脱除率能达到85％，二硫化碳的脱除率能达到99.5％。重芳烃溶剂的沸点高，
而二硫化碳的沸点约为46.5℃，硫氧化碳的沸点约为零下50℃，因此，采用闪蒸的方式分将
有机硫和重芳烃溶剂分离。得到的重芳烃溶剂能够重复利用，降低处理成本；二硫化碳和硫
氧化碳可作为生产原料，具有较好的经济效益。本方法整个过程全部利用有机硫的物理性质，
不发生化学变化，避免新的杂质产生，防止了黄磷尾气的二次污染，便于后续处理；同时保
证了分离出的有机硫纯度，使其可直接用于生产原料。
由于黄磷尾气通过重芳烃溶剂时会夹带一些重芳烃溶剂，为了清除这些重芳烃溶剂，避
免其成为黄磷尾气中新的杂质，利用吸附剂吸收黄磷尾气a中夹带的重芳烃溶剂。吸附剂可
采用硅胶、氧化铝或分子筛等，优选的，所述吸附剂采用活性炭。活性炭吸附性强，吸附效
果好，化学性质和物理性质稳定，且成本低。
在进行闪蒸分离时，部分重芳烃溶剂会成为闪蒸蒸汽，混合在二硫化碳和硫氧化碳气体
中，为了保证二硫化碳和硫氧化碳产品的纯度，对步骤B得到的二硫化碳和硫氧化碳产品制
冷至46.5℃～53℃，分离出液态的重芳烃溶剂。重芳烃溶剂沸点高于140℃，当对二硫化碳
和硫氧化碳产品制冷至46.5℃～53℃时，重芳烃溶剂凝结成液态，而二硫化碳和硫氧化碳为
气态，从而将二硫化碳和硫氧化碳产品与重芳烃溶剂分离。可再将二硫化碳和硫氧化碳产品
通入除液设备，进一步分离出重芳烃溶剂，提高二硫化碳和硫氧化碳的纯度。