Репозиторій ЧДТУ

 
 
МІНІСТЕРСТВО ОСВІТИ І НАУКИ УКРАЇНИ 
ЧЕРКАСЬКИЙ ДЕРЖАВНИЙ ТЕХНОЛОГІЧНИЙ УНІВЕРСИТЕТ 
КАФЕДРА ХІМІЧНИХ ТЕХНОЛОГІЙ ТА ВОДООЧИЩЕННЯ 
 
Реєстраційний №________  
          «Допущено до захисту» 
     Завідувач кафедри  д.т.н., професор 
     _________Геннадій СТОЛЯРЕНКО 
                                                                       «____»  _________________2024р. 
 
 
 
КВАЛІФІКАЦІЙНА РОБОТА МАГІСТРА 
на тему 
ХЕМОСОРБЦІЙНА ТЕХНОЛОГІЯ ОЧИЩЕННЯ ТЕХНОЛОГІЧНИХ 
ГАЗІВ  ВІД СІРКОВОДНЮ ХІНГІДРОННИМ МЕТОДОМ 
 
за спеціальністю 161 «Хімічні технології та інженерія» 
 
 
Науковий керівник Виконавець роботи 
д.т.н., професор магістрант 
  
___________ Віталій ВЯЗОВИК __________ Ольга ГУК  
  
  
  
  
  
  
      Нормоконтроль                         Наталія ФОМІНА 
  
 
 
Черкаси 2024 
 
 
 
 
 
ВСТУП 
 
Очищення безкисневих газів від сірководню є важливим і актуальним 
завданням для підприємств газо- і нафтопереробної, нафто- і коксохімічної та інших 
галузей промисловості. У результаті сіркоочищення газів отримують якісну газову 
сировину або паливо, уникають отруєння каталізаторів, досягають зменшення 
корозійної дії, збільшення часу роботи обладнання, комунікацій тощо, зменшення 
шкідливих викидів в атмосферу. Значення сіркоочисних процесів зростає з 
постійним підвищенням вимог до якості вуглеводневої сировини, чистоти довкілля, а 
також із збільшенням питомого об‘єму перероблення сірчистих і високосірчистих 
нафт, газів, вугілля. 
Найпоширенішим промисловим способом очищення високодебітних 
безкисневих газів у газо- і нафтопереробній галузях промисловості є комбінація 
етаноламінових методів очищення газів з методом Клауса для одержання сірки з 
сірководню. Основними недоліками цієї комбінації є багатостадійність та 
недосконалість в екологічному відношенні. Крім того, методом Клауса одержують, 
переважно, грудкову сірку, яка має невисокі якість і споживчу цінність. Водночас 
спостерігається тенденція до збільшення перероблення сірководневмісних 
природних, супутніх нафтових та інших газів з низькодебітних родовищ. Особливо 
це стосується очищення біогазів, частка яких інтенсивно зростає останні два 
десятиліття. Застосування комплексу вищезгаданих методів для очищення газів з 
низькодебітних джерел є економічно невиправданим. Через брак відповідних 
технологій такі гази часто використовують тільки як паливо, забруднюючи при 
цьому довкілля шкідливими викидами. 
У цьому аспекті значний інтерес представляє хінгідронний метод, який має низку 
переваг технологічного, економічного й екологічного плану та дає змогу 
одержувати цінну дрібнодисперсну сірку (3...5 мкм). Над розробкою методу свого 
часу працювали В.Т. Яворський, Я.А. Калимон, З.О. Знак, І.О. Ковальський, О.О. 
Лавриненко. Їхні наукові здобутки стали підґрунтям для успішного промислового 
застосування хінгідронного методу на Яворівському та Роздільському ДГХП 
„Сірка”, однак тільки для очищення від H2S вентиляційних кисневмісних газів. 
 
 
Головний недолік цього методу полягає в утворенні Na2S2O3 як побічного 
продукту окиснення H2S, що зумовлює необхідність утилізації чи знешкодження 
відхідних поглинальних розчинів. Досвід експлуатації хінгідронного та подібних до 
нього методів очищення газів від сірководню, а також попередньо виконані 
дослідження показали, що головну роль в утворенні побічного натрію тіосульфату 
відіграє кисень. Окрім того, було показано, що на селективність окиснення 
хемосорбованого сірководню впливає молекулярна маса та будова окисника на 
основі хінгідрону.  
На підставі вищевикладеного можна стверджувати, що розвиток теоретичних 
основ і технологій очищення безкисневих (природних і технологічних) газів від 
сірководню хінгідронними окисними системами (ХОС) є актуальним завданням, 
дасть змогу значно підвищити гнучкість та селективність методу, а також, за 
рахунок можливості одержання двох цінних модифікацій сірки – дрібнодисперсної 
та полімерної, його економічну ефективність. 
Мета й завдання дослідження. Мета роботи полягає у розвитку теоретичних 
основ і технологій очищення безкисневих (природних і технологічних) газів від 
сірководню хінгідронними окисними системами для збільшення їх технологічної і 
техніко-економічної ефективності. 
Для досягнення поставленої мети необхідно було вирішити такі завдання: 
- здійснити моніторинг ресурсів і складу сірководневмісних газів, які 
потребують очищення і можуть бути сировиною для одержання сірки чи її сполук; 
- критично проаналізувати стадії хінгідронного процесу очищення газів від 
сірководню з огляду збільшення селективності щодо сірки та підвищення 
ефективності масообмінного обладнання на стадіях хемосорбції сірководню з 
газів і регенерації хінгідронного поглинального розчину; 
- дослідити взаємну розчинність компонентів хінгідронного поглинального 
розчину та його фізико-хімічні властивості в межах ефективних концентрацій 
інгредієнтів і на основі цього теоретично обґрунтувати вибір масообмінної 
апаратури для процесу очищення газів; 
- дослідити вплив умов приготування хінгідронної окисної системи (ХОС), як 
базової для приготування хінгідронного поглинального розчину (ХПР) для 
очищення безкисневих газів від Н2S, на її основні фізико-хімічні та окисно- відновні 
 
 
властивості; 
- експериментально дослідити хемосорбцію сірководню з безкисневих газів 
хінгідронним поглинальним розчином у різних типах масообмінних апаратів та 
вплив газоподібних домішок, які містяться у цих газах, на їх очищення; 
- розробити математичну модель процесу хемосорбції кисню з повітря 
хінгідронним поглинальним розчином на стадії його регенерації; 
- експериментально дослідити вплив різних факторів на хемосорбцію кисню з 
повітря хінгідронним поглинальним розчином у різних типах масообмінних 
апаратів та вплив домішок, які містяться у безкисневих вуглеводневих газах, на 
регенерацію поглинального розчину; 
- дослідити процеси електрохімічної регенерації ХПР; 
- розробити варіанти технологічних схем очищення газів від сірководню з 
одержанням наперед заданого продукту – дрібнодисперсної сірки чи тіосульфатного 
розчину – сировини для одержання полімерної модифікації сірки; на підставі 
розрахунків основних техніко-економічних показників розроблених технологій 
оцінити їх ефективність. 
Об’єкт дослідження: рідинно-фазні окисні процеси очищення безкисневих 
(природних та технологічних) газів від H2S хінгідронними окисними системами. 
Предмет дослідження: хемосорбція сірководню з газів хінгідронним 
поглинальним розчином; хемосорбція кисню з повітря хінгідронним поглинальним 
розчином; закономірності одержання хінгідронних окисних систем; електрохімічна 
регенерація хінгідронних окисних систем; масообмінна апаратура для системи газ-
рідина; фізико-хімічні закономірності й математичні залежності, які описують 
процеси хемосорбції газів; вплив технологічних параметрів на ефективність і 
селективність зазначених процесів. 
Методи дослідження. Концентрацію H2S в газах визначали за стандартними 
методиками об'ємного титрометричного аналізу (йодометрія). Вміст інгредієнтів у 
ХПР визначали потенціометричними методами (кислотно-основного та окисно-
відновного титрування). Густину та в’язкість розчинів визначали ареометричним та 
віскозиметричним методами. Значення pH та окисно-відновного потенціалу (ОВП) 
досліджуваних систем визначали методом потенціометрії. Зміни властивостей 
хінгідронних окисних систем вивчали методами лінійної та циклічної 
 
 
вольтамперометрії (ЦВА), IR- та UV-viz спектроскопії. 
Для створення теоретичних математичних моделей досліджуваних процесів 
використовували аналітичні, чисельні та аналогові методи моделювання. Розроблені 
математичні моделі та технології очищення газів від сірководню було перевірено 
експериментально на укрупнених лабораторних установках з використанням 
фізичних моделей головних апаратів. 
Обробку результатів експериментальних досліджень здійснювали за 
допомогою програм Microsoft Office 16 Excel. 
Практичне значення одержаних результатів. У результаті проведених 
теоретичних та експериментальних досліджень розроблено низку технологічних 
процесів для очищення безкисневих (природних і технологічних) газів від 
сірководню хінгідронним методом, особливістю яких є здійснення процесів за 
атмосферного чи підвищеного тиску, стадійність (одно- чи двостадійне), хімічна чи 
електрохімічна регенерація розчинів, цілеспрямоване одержання сірки чи 
тіосульфатного розчину. Для розробки цих процесів здійснено аналіз ресурсів 
сірководневмісних газів у різних галузях промисловості та сільського господарства, 
які можуть слугувати сировиною для одержання сірки чи її сполук.  
У представлених результатах здобувачу належить вирішальна роль у виборі 
наукового напрямку досліджень та теми магістерської роботи, постановці мети, 
завдань досліджень і забезпеченні їх виконання, виборі методів досліджень, 
розробленні наукових концепцій та їх перевірці, математичному обробленні, 
узагальненні та інтерпретації наукових положень.  
 
 
 1 ЛІТЕРАТУРНИЙ ОГЛЯД ДЖЕРЕЛ ІНФОРМАЦІЇ 
 
1.1 Сірка та сірководневі гази 
 
 
Сірка є одним з основних видів хімічної сировини, які мають стратегічне 
значення для економіки будь-якої країни світу. Така важливість сірки вагомо 
пов’язана із забезпеченням людства продовольством. Постійне зростання 
населення Землі та обмеження посівних площ зумовлюють необхідність 
 
 
інтенсифікації сільського господарства, яка у значній мірі залежить від внесення 
у ґрунти мінеральних й органічних добрив та засобів захисту рослин. Потреби 
внесення в ґрунти добрив із вмістом таких елементів як Сірка, Кальцій і Магній 
є значними, тому їх, поряд з макроелементами - Азотом, Фосфором і Калієм, 
відносять до основних поживних елементів для рослин [1]. 
 
1.1.1. Виробництво сірки у світі 
Світова сірчана промисловість умовно поділена на одержання сірки з 
піритів і її природних родовищ та з газів (природний газ, гази нафтопереробки 
тощо). На сьогодні потреби в сірці і сірковмісних продуктах на 88…90% 
задовольняються за рахунок газової (попутної) сірки. Причиною цьому є те, що у 
процесі переробки сировинних ресурсів органічної й неорганічної природи 
сполуки Сірки, які часто є шкідливими домішками в цій сировині, переходять у 
сірчистий газ SO2 і/або сірководень H2S з утворенням небезпечних промислових 
викидів. Процеси утилізації Сірки цих викидів часто є технологічно необхідними, 
мають величезне екологічне значення й можуть повністю задовольнити потреби в 
сірковмісних продуктах. Виникає така тенденція, що не тільки сірку, але й інші 
сірковмісні продукти (сульфатну кислоту, сульфати, сульфіди тощо) будуть 
одержувати виключно як побічні продукти в процесах сіркоочищення газів. 
На підвищення ролі газової сірки, яку одержують під час сіркоочищення 
природних газів, газів нафтопереробки та нафто- і коксохімії, металургійних та 
 
 
інших підприємств, впливають щораз жорсткіші нормативи викидів SO2 і H2S в 
атмосферу. Як результат, світові обсяги виробництва сірки, сульфатної кислоти 
та інших сірковмісних продуктів (62 млн. т в 2014 р.) на більше ніж 62% 
забезпечувались процесами перероблення нафти і природнього газу, близько 
29% – процесами очищення відхідних газів підприємств кольорової металургії 
та коксових газів, до 7 % - під час перероблення піритів і до 2 % – природних 
сірчаних руд [2]. За даними Creon Chemicals, світове виробництво сірки у 2018 
р. складало 65,8 млн. т, з яких 29,9 млн.т було одержано з нафти і 34,0 млн. т з 
газу, а 1,9 млн. т – з інших джерел [3]. 
 
1.1.2 Промислові джерела газової сірки 
Серед різних видів сировини для виробництва газової (попутної) сірки 
особливе місце займають вуглеводневі природні та супутні гази, гази 
нафтопереробки та коксохімії [4]. Такі гази часто використовують як паливо, 
згідно з вимогами у них має бути відсутній/обмежений вміст кисню, що дає 
можливість їх в подальшому класифікувати як безкисневі. На підприємствах з 
виробництва природної сірки, віскозних волокон тощо також утворюються 
сірководневмісні гази, які є вентиляційними, і їх відносять до кисневмісних. 
Кисневмісні гази на сьогодні втратили своє значення як джерело газової сірки. 
Природні гази добувають із газових родовищ. У більшості природних газів 
основним компонентом є метан - 93,0...98,8 % мас. Вміст гомологів метану 
порівняно невеликий: етану - 0,1...8,0 % мас., пропану - 0,1...3,0 % мас., бутану та 
важчих компонентів - частки відсотка. Крім вуглеводнів, до складу природного 
газу також часто входить незначна кількість N2, He, Ar, а також H2S. Вміст H2S в 
газах різних родовищ світу є різним. У деяких родовищах його практично немає, 
в інших - вміст дуже високий. Простежується закономірність зростання вмісту 
H2S в природних газах з ростом глибини їх залягання [5]. Так, наприклад, 
природний газ Ширяєвського родовища (Російська Федерація, глибина 4000 м) 
містить 20% Н2S; родовища Пені-Вуде (штат Міссісіпі США, глибина 6782 м) – 
27% Н2S. Ця закономірність простежена на базі аналізу більше ніж 100 родовищ 
 
 
газу на різних континентах і, в принципі, підтверджує теорію про те, що на 
глибині близько 20 км від поверхні Землі знаходиться пояс з розплаву сірки і 
сульфідів металів [5]. Так як видобуток природного газу нарощується в 
основному за рахунок освоєння глибинних газоносних горизонтів 4...8 тис. м, то, 
відповідно, ресурс сірководню в газах прогресивно зростає, тому й зростає об‘єм 
видобутої газової сірки. 
Супутні нафтові гази (СНГ) добувають разом з нафтою. Ці гази розчинені в 
нафті й виділяються з неї при її виході на поверхню. Склад СНГ відрізняється від 
складу природних газів [5]. Вміст етану та важчих компонентів у ньому 
набагато вищий і може досягати в сумі 50 % мас. До складу нафтових газів 
входять насичені й ненасичені вуглеводні С1...С4, а також важчі компоненти С5+. 
Для виробництва широкого асортименту нафтопродуктів різноманітного 
призначення застосовують первинні й вторинні методи переробки нафти. Під час 
вторинних  процесів деструктивної  переробки нафти  та очищення 
нафтопродуктів збільшується глибина переробки нафти [6]. Під час знесірчення 
нафти і нафтопродуктів шляхом, наприклад, гідроочищення, слабші, порівняно 
з зв‘язком С-С, зв'язки C-S, C-O i C-N у молекулах нафтопродуктів 
розпадаються й у газову фазу виділяються Н2S, Н2О і NН3, відповідно. Для різних 
типів нафтової сировини глибина очищення її від сірчистих сполук повинна бути 
різною. Так, вміст сірки в широкій бензиновій фракції 85…180°С перед 
каталітичним риформінгом не повинен перевищувати 0,0001, в реактивних 
паливах - 0,05...0,1, а в дизельних паливах - 0,2 % мас. [6]. 
У процесі коксування кам'яного вугілля (нагрівання без доступу повітря за 
температури 1000К і більше) одержують цінні продукти: кокс, коксовий газ, 
кам'яновугільну смолу, сирий бензол, надсмольну воду і солі амонію. У 
результаті розкладу органічної маси вугілля виділяються газо- і пароподібні 
речовини, суміш яких є прямим коксовим газом. Склад і вихід коксового газу, а 
також кількість і характер сполук сірки в коксовому газі залежить від умов 
режиму коксування і якості вугілля. Коксівне вугілля з Донецького басейну 
містить – 2…3%, з США та Австралії 0,5…0,6%, а "Краснодонвугілля" з РФ – 
 
 
до 4% сірки [6]. У процесі коксування в коксовий газ переходить від 20 до 35% 
загальної сірки у вугіллі. Основним компонентом сірчистих сполук коксового 
газу є сірководень (близько 95% від загальної сірки в газі). Решта – різні 
органічні сполуки (сірковуглець CS2, сіркооксид вуглецю COS, меркаптани або 
тіоспирти RSH, тіофен C4H4S і його гомологи тощо) [6]. 
У світовій економіці вже сьогодні відбуваються зміни, направлені на її 
декарбонізацію. Цьому сприяють глобальні домовленості щодо захисту клімату 
- Паризька кліматична угода, а також регіональне та національне законодавство 
- таке як Green Deal у ЄС. Згідно з прогнозом трансформації глобального 
енергетичного балансу до 2050 р. від інформаційної агенції Bloomberg New 
Energy Finance, частка відновлювальної енергії в споживанні людства досягне 
69%, в тому числі енергії з сонця та вітру - 56%. А частка викопних палив буде 
плавно знижуватись від понад 60% у 2010 р. аж до 24% у 2050 р. Очевидно, що 
ці зміни призведуть до різкого скорочення використання цих невідновлюваних 
джерел палива і, відповідно, забруднення атмосфери, однак не до занепаду 
газовидобувної, нафтопереробної чи коксохімічної галузей промисловості. 
Альтернативи безлічі хімічних речовин і продуктів, які одержуються з нафти, 
газу і вугілля, та без яких не можна уявити життя людства, немає. 
 
1.2 Аналіз та перспективи виробництва й застосування сірки в Україні. 
 
1.2.1. Аналіз виробництва й застосування сірки 
Світовий ринок сірки, в цілому, є профіцитним, тобто пропозиція сірки 
перевищує попит (на 5…6 млн. т) [4, 5, 6]. Причиною цього є складність 
регулювання цього ринку, так як газова сірка є додатковим (супутнім) продуктом 
й обсяги її одержання повністю залежать від кон’юнктури на ринку нафти і газу. 
Найбільшими виробниками сірки на сьогодні є країни Близького Сходу (ОАЕ, 
Саудівська Аравія і Іран), Євразії (Казахстан), Східної Азії (Китай, Японія) та 
Північної Америки (США, Канада), які мають розвинуту нафтогазовидобувну й 
переробну промисловість. Такі країни як США, Китай,  Марокко, Туніс, 
 
 
Індія й Бразилія є основними споживачами сірки (у формі кислоти) для 
виробництва мінеральних добрив. 
Україна в 90-х роках ХХ ст. була одним із вагомих виробників сірки у світі. 
Виробництво сірки здійснювалось в основному на базі Прикарпатських сірчаних 
руд, а також сірководневмісних газів нафтопереробних підприємств, коксохімії 
та інших. Однак закриття виробництв природної сірки через нерентабельність та 
різке зниження виробництва фосфатних добрив, видобування та перероблення 
газу, нафти та вугілля за останні роки зробило значний негативний вплив на 
обсяги виробництва сірки в Україні [2, 3]. 
На початку 2006 р. було виведено з експлуатації установку підземної 
виплавки сірки у Державному гірничо-хімічному підприємстві (ДГХП) «Сірка» 
(м. Яворів Львівської обл.) І хоча запаси природних сірчаних руд, придатних для 
виробництва природної сірки, є ще досить великі (понад 200 млн. т) [2,3], з того 
часу добування й виробництво природної сірки в Україні було повністю 
припинено. Починаючи з 2004 р., частка газової сірки в загальному виробництві 
стала домінантною (71,2% з загального виробництва 128,6 тис. т сірки). 
Практично, вже більше десятиліття основне навантаження з виробництва сірки в 
Україні несуть тільки нафтопереробні (НПЗ) та коксохімічні заводи (КХЗ). 
Газопереробна галузь промисловості України представлена 7 
газопереробними заводами (ГПЗ), серед яких найпотужнішим є Шебелинський. 
На відміну від Росії чи Казахстану, де основну кількість газової сірки одержують 
під час очищення природних газів, більшість українських газових родовищ не 
містять H2S. Тому в Україні газовидобувна й переробна галузь промисловості не 
вносить вагомий вклад у виробництво газової сірки чи H2SО4. Однак ситуація 
може змінитись у зв’язку з залученням в експлуатацію родовищ газу і нафти в 
шельфовій зоні Чорного та Азовського морів [18] та широким розвитком 
технологій відновлюваних газів, а саме біогазу і біометану [19-21]. 
В Україні потужності з переробки нафти є на 6 великих нафтопереробних 
заводах (НПЗ). Однак ~80% потужності, яка складає дещо більше 50 млн. т нафти 
в рік, простоює через недосконалість технологій і низький рівень глибини її 
 
 
переробляння (~66%). Основні обсяги переробки нафти забезпечує тільки 
Кременчуцький НПЗ [22]. У 2002…2004 рр. нами було проаналізовано дані про 
склад вуглеводневих газів на деяких НПЗ України (таблиця 1.1) та роботу 
діючих сіркоочисних установок [23]. Було встановлено, що гази різних процесів 
нафтопереробки відрізняються за вмістом вуглеводнів, H2S та інших сполук. 
Таблиця 1.1 - Вміст основних компонентів вуглеводневих газів 
 
Компоненти газів НПЗ, % об. 
H2S H2 CH4 С2Н4 С2Н6 С3Н6 С3Н8 С4Н6 С4Н8 С5 і  СО2 
Газ коксової установки, Надвірнянський НПЗ 
0,31 8,4 49,7 18,2 - 12,9 - - 4,2 4,0 - 
Газ установки каталітичного крекінгу, Кременчуцький НПЗ 
11,85 17,32 27,39 13,38 10,36 7,10 1,10 - 1,18 0,27 1,37 
Газ установки сіркоочищення, Кременчуцький НПЗ 
7,12 25,46 22,32 7,75 11,35 4,16 9,27 - 0,76 0,8 0,75 
Газ установки гідроочищення гасо-газойлевої фракції, Одеський НПЗ 
0,2 74,0 22,0 2,6 - 0,6 - 0,3 - 0,1 - 
Сіркоочисні установки наявні тільки на тих підприємствах, на яких обсяги 
перероблення нафти і, відповідно, одержаних сірководневих газів є великі або 
було проведено їх модернізацію (Лисичанський, Кременчуцький та Одеський 
НПЗ). Сірководневмісний вуглеводневий газ одержують в основному під час 
процесів гідроочищення дизельного палива. Очищення газів від сірководню 
здійснюють виключно етаноламіновими методами, а переробляння його в сірку 
- методом Клауса. 
Через застарілість технологій та низький рівень глибини перероблення 
нафти і, відповідно, низький дебет сірководневмісного газу на інших 
українських НПЗ комплекс технологій МЕА-Клаус не застосовують. Наприклад, 
на ПАТ «Нафтохімік Прикарпаття» (Надвірнянський НПЗ, Івано-Франківська 
обл.) сірководневмісний газ одержують на установці сповільненого коксування 
потужністю 300 тис. т /рік коксу. Дебет газу є невисоким (35…40 тис.м3/добу 
коксового газу з вмістом H2S до 0,31% об.) і для зменшення вмісту H2S його 
«розбавляють» чистим природним газом і використовують як паливний у печах 
коксування. Розрахунки показують, що застосування технологій очищення газів 
з утилізацією H2S дали б змогу не забруднювати довкілля сірчистим газом, а 
 
 
одержувати більше 3,7 тис. т/рік сірки. 
Низький дебіт сірководню та неможливість забезпечення автотермічності 
процесу Клауса змусили відмовитись від установок комплексу МЕА–Клаус і на 
нафтохімічних підприємствах України. Так, на ТОВ «Карпатнафтохім» (Івано- 
Франківська обл.) через поступове залучення у виробництво вуглеводневої 
сировини з меншим вмістом сірки та відповідне зменшення вмісту H2S в 
піролізному газі (газі піролізу рідких і газоподібних вуглеводнів) зумовили 
відмову підприємства від комплексу МЕА- Клауса через нерентабельність. 
Коксохімічна галузь промисловості України представлена 13 
підприємствами. Загальну потужність коксохімічних заводів (КХЗ) України 
оцінюють у ~28 млн. т коксу на рік. Галузь залежна від поставок сировини : 
вугілля, що коксується, його дефіцитом, а також від змін на ринку металу, що 
регулює завантаження потужностей. Середня завантаженість КХЗ - 60…70%. 
Сіркоочисні установки побудовані на 9 підприємствах. На «Азовсталь», 
«Дніпрококс» та «Запоріжкокс» використовують арсено-содовий метод 
очищення коксового газу з виробництвом газової сірки, на «Євраз Южкокс» – 
моноетаноламінове (МЕА), а на всіх інших - вакуум-карбонатне очищення газу 
з методом мокрого каталізу для виробництва H2SО4 з H2S. Масове 
співвідношення потужностей підприємств за сіркою і H2SО4 (у перерах. на S) у 
середньому рівне 1:3. Основну частину одержаної H2SО4 КХЗ використовують 
для власних потреб. На інших підприємствах, сумарна частка від загальної 
потужності з виробництва коксу яких становить ~12 %, не здійснюють очищення 
коксового газу від H2S. Неочищений коксовий газ використовують як паливо, 
відповідно забруднюючи довкілля – сірчистим газом SО2. 
В Україні, як і у світі, більше ніж 80% усієї сірки використовують для 
виробництва H2SО4, яку в основному споживають підприємства з виробництва 
титану(IV) оксиду, збагачення уранових руд, вибухівки, мінеральних добрив, 
пестицидів, фармацевтичних препаратів. Ще одним вагомим споживачем 
кислоти є КХЗ. Так, на Авдіївському КХЗ виробляють 1,5 тис. т/рік кислоти, а її 
споживання - близько 4 тис. т. "Запоріжкокс" не має власного виробництва 
 
 
кислоти, а його річні потреби становлять 12 тис. т [14]. За останні роки майже в 
10 раз зменшилось виробництво кислоти на КХЗ через втрату заводів на 
непідконтрольних Україні територіях Донбасу, а також через використання для 
коксування вугілля з меншим вмістом сірки. 
Динаміка виробництва основних промислових продуктів, які пов‘язані з 
одержанням і споживанням сірки (кокс, дизельне паливо і сульфатна кислота) в 
Україні у 2003…2018 рр. [3, 4], а також розрахункові дані за виробництвом і 
споживанням сірки, представлені у таблиці 1.2. 
Для розрахунку виробництва сірки на НПЗ і КХЗ та споживання сірки для 
виробництва H2SО4 приймали такі середні показники виробництв: вихід 
дизпалива під час переробляння нафти ~ 35%, вміст cірки в дизпаливі ~ 0,8%, 
вихід коксу з вугілля ~70 %, середній вміст cірки у вугіллі ~ 2%, у H2S коксового 
газу з вугілля переходить ~30 % cірки. Умовно також прийняли, що у сірку 
перетворюють 100% сірководню коксового газу, 10% обсягу всієї одержаної 
H2SО4 є побічним продуктом, вихід кислоти з сірки - 100%. 
Аналіз даних таблиці 1.2 дає підстави стверджувати, що в Україні 
відбувається стійка тенденція до зниження перероблення вугілля й, особливо, 
нафти, а, отже, і виробництва сірки. Очевидно, що сумарне виробництво сірки на 
НПЗ і КХЗ України (за розрахунковими даними) не може покрити потреби в ній 
основного споживача - виробництв H2SO4. Виробництво кислоти з 2014 р. впало 
майже у 2 рази, а тепер дещо підвищується. Очевидно, що цьому росту сприяло 
спеціальне розслідування (з 01.07.12 р. до 30.07.17 р.) Міжвідомчої комісії з 
міжнародної торгівлі (МКМТ) і введення квот на імпорт H2SO4. Розслідування 
показало, що у 2012/13 рр. імпорт кислоти становив 13,1 тис. т, в 2014/15 рр. – 
25,3, а в 2015/16 рр. - вже 67,5 тис. т. [24, 27]. Для підтримки українських 
виробників МКМТ ввела квоту на імпорт кислоти та олеуму з Білорусі 30.8 тис. 
т, з РФ – 8.6 тис. т та інших країн 4.3 тис. т. з подальшим зростанням після 2019 р. 
Бажано, щоб ці заходи сприяли саме власному виробництву сірки, а не тільки її 
імпорту як сировини для виробництва H2SO4. 
 
  
 
Таблиця 1.2 - Динаміка виробництва основних промислових продуктів, які пов‘язані з одержанням і споживанням сірки 
 
Роки 
№ Промислова продукція 
2013 2014 2015 2016 2017 2018 2019 2020* 2021* 2022* 2023* 
Кокс та напівкокс з 
 
вугілля кам’яного, 20,8 18,9 20,6 17,4 18,9 17,6 13,9 11,6 12,7 10,1 10,8 
1. 
млн. т [5] 
Сірка з вугілля, тис. т 178,3 162,0 176,6 149,1 162,0 150,9 119,1 99,4 108,8 86,6 92,5 
Паливо дизельне для 
           
 транспорту авто- 
6325 5290 4147 3903 1372 999 760 - - - - 
2. мобільного і заліз- 
ничного, тис. т [5] 
Сірка з нафти, тис. т 50,6 42,3 33,2 31,2 11,0 8,0 6,1 - - - - 
Кислота 
 1133 1606 1657 890 948 906 557 525 524 538 676 
сульфатна, тис. т [5] 
3. 
Сірка для H2SO4, тис. 
333,0 472,0 487,0 261,6 278,6 266,1 163,7 154,3 154,0 158,1 198,7 
т 
*- відомості з виробництва палива дизельного та бензину моторного з 2013р і дотепер є конфіденційними [5]. 
 
 
Отже, аналіз ринку сірки, а також H2SO4, показує певну стагнацію галузі. 
Можна виділити три основні проблеми виробництва газової сірки в Україні : 
надлишок пропозицій недорогої газової сірки й сульфатної кислоти на сусідніх 
ринках, нерентабельність наявних технологій сіркоочищення й незначні обсяги 
застосування спеціальних сортів сірки в Україні. Основним варіантом 
збільшення виробництва газової сірки в Україні є використання зарубіжного 
досвіду, який полягає у розширенні областей застосування спеціальних сортів 
сірки, що сприятиме застосуванню нових, технологічно простих та ефективних 
технологій очищення газів від сірководню. Так як усі процеси газоочищення 
газів, в т.ч. і від H2S, є затратними, то використання новітніх сіркоочисних 
технологій дасть змогу значно покращити рентабельність установок, зменшити 
енергоємність, збільшити екологічність тощо. А одержання цінних продуктів - 
спеціальних сортів сірки в процесах очищення газів дасть змогу значно 
покращити економіку процесів, із затратних перевести в прибуткові. 
 
1.2.2 Товарні види сірки та перспективні області її застосування 
Спектр застосування сірки є надзвичайно широкий. Крім виробництва 
H2SO4, сірку безпосередньо використовують також у хімічній, целюлозо- 
паперовій, шинній і гумотехнічній галузях промисловості, сільському 
господарстві, будівництві, фармацевтиці, військово-промисловому комплексі. 
У світовій практиці розрізняють 4 товарні види сірки : рідку, грудкову, 
гранульовану та мелену - і сірку спеціальних видів : напівпровідникову, 
медичну, колоїдну (дрібнодисперсну), полімерну (нерозчинну) [2, 28]. В Україні 
згідно з ДСТУ 2181-93 «Сірка технічна. Технічні умови» (ГОСТ 127.1-93) 
розрізняють сірку рідку і грудкову сортів 9920, 9950, 9990, 9995 і 9998. 
Три перші товарні види сірки є основними у забезпеченні виробництв 
сульфатної кислоти. Рідка сірка є первинною формою, у такому агрегатному 
стані її одержують за методом Клауса, а всі інші товарні форми є похідними від 
неї. Так як температура кристалізації сірки рівна 119,9…112,8 оС, то її 
транспортування й зберігання в рідкому стані вимагає постійного підігріву. 
 
 
Грудкову сірку одержують з рідкої шляхом її кристалізації й наступного 
подрібнення. За агрегатним станом це грудки різної форми і дуже широкого 
гранулометричного складу – від пилу до кусків 200 мм і більше. Основною 
перевагою цього товарного виду є простота одержання. Гранульована сірка (у 
формі гранул, лусок, пластинок з переважним розміром у межах 1…10 мм) має 
ряд істотних переваг. Незважаючи на необхідність застосування спеціальних 
технологій гранулювання, цей продукт технологічно зручний для зберігання, 
транспортування й застосування. Під час його виробництва, зберігання й 
перевезення практично відсутні втрати та не знижується якість. 
Мелена сірка – це продукт, який одержують при перемелюванні грудкової 
сірки у спеціальних млинах. Цей процес вимагає попередньої підготовки 
сировини, так як грудкова сірка містить ряд алотропних модифікацій, які 
характеризуються різними фізико-хімічними властивостями, в т.ч. здатністю до 
мелення. Для покращення мелення застосовують різні добавки і його здійснюють 
в інертній атмосфері димових газів із вмістом більше 11% СО2. Дрібнопомелена 
(дрібнодисперсна) сірка має розмір частинок 50…70 мкм [1]. У цілому процес 
подрібнення грудкової сірки є дороговартісним, енергоємним, 
низькопродуктивним процесом, тому препарати меленої сірки є більш як 
удесятеро дорожчі за грудкову. 
Незважаючи на складність і дорожнечу процесу, нові властивості сірки у 
дрібнодисперсному (меленому) стані окреслили переваги цієї форми й значно 
розширили області її застосування. Встановлено, що ефективність дії такої сірки 
зростає із зменшенням розмірів її частинок, а збільшення тонини помолу до 5 
мкм різко збільшує її змочуваність. Товарний вид - мелена сірка - став основою 
для виготовлення таких спеціальних препаратів: змочувальний порошок для 
сільського господарства, дрібнодисперсний порошок для шинної й 
гумотехнічної промисловості та дрібнодисперсний порошок з модифікуючими 
добавками для одержання сіркобетону й сіркоасфальтобетону в будівництві.  
Дрібнодисперсний порошок сірки у вигляді суспензій для обприскування 
використовують як фунгіцид для боротьби з хворобами рослин. Промисловість 
 
 
для цих цілей випускає такі препарати, як «Сірка, 80% змочуючий порошок» ТУ 
113-04-327-90 і «Сірка, колоїдна паста» ТУ 113-04-322-90. Сільське господарство, 
крім споживання сірки у вигляді сульфатної кислоти для виробництва 
мінеральних добрив, є також безпосереднім споживачем сірки як добрива або 
гранульованих мінеральних добрив з сірчаним покриттям [2]. 
Очевидно, що мінімальні потреби сільського господарства в сірці 
практично не задовольняються. Власне виробництво сірки у дрібнодисперсній 
формі (сiрки сублiмованої, осадженої та колоїдної), яку саме в такому стані 
використовують у сільському господарстві, у 2013 р. склало лише 4,4 тис. т [2], 
що майже в 100 разів менше обґрунтованих потреб [2]. 
У будівельній індустрії дуже перспективними є сіркобітумне в‘яжуче для 
дорожнього будівництва та сіркоцемент для одержання стійких сіркобетонів 
[3]. Будматеріали з додаванням модифікованої сірки мають високі 
характеристики міцності, підвищеної зносо-, корозійно- і хімічної стійкості, 
низьку водопроникність, високу стійкість до різких перепадів температур, а крім 
того, вони екологічно безпечні [3]. 
Дрібнодисперсну сірку використовують також як вулканізуючий агент для 
виробництва автомобільних шин, однак для одержання високоякісних шин 
краще застосовувати інший спеціальний сорт сірки - полімерну. Полімерна сірка, 
порівняно з ромбічною, рівномірніше розподіляється в масі каучукової 
композиції, не мігрує на поверхню гумового виробу. Це дає змогу спростити 
технологічний процес і покращити якість багатошарових гумотехнічних виробів 
[3]. Полімерну сірку використовують також у технологіях захисту від 
іонізуючого випромінювання, для очищення стічних вод від іонів важких 
металів, зокрема ртуті, для одержання вищезгаданих сіркобетонів тощо. Так, у 
модифікованій сірці для одержання сіркобетонів повинно міститись від 8 до 15% 
полімерної (нерозчинної) сірки. 
Собівартість полімерної сірки, яку одержують, переважно, при різкому 
охолодженні її розтопу або пари, є високою, через необхідність застосування 
операцій екстракції сірки та втрат при цьому екстрагента [33]. Виробництво 
 
 
полімерної сірки в Україні практично відсутнє, хоча потреба в ній є досить 
значною.  Основні  українські  виробники  шин  (ПрАТ  «Росава»  і  ПАТ 
«Дніпрошина») попит на полімерну сірку задовольняють за рахунок імпорту 
популярних торгових марок, таких як Crystex, Polsinex тощо. 
На кафедрі хімії і технології неорганічних речовин (ХТНР) Національного 
університету „Львівська політехніка” розроблено нову, перспективну 
технологію полімерної сірки. Вона має ряд значних переваг над промисловими 
й базується на використанні як сировини розчинів натрію тіосульфату, який є 
відходом багатьох виробництв, зокрема в коксохімічній промисловості [33, 34]. 
Важливою перевагою розробленої технології є відсутність стадії екстракції, так 
як утворений продукт є необхідного хімічного складу [1]. Більше про цю 
технологію полімерної сірки розглянемо у підрозділі 1.5. 
 
1.2.3 Перспективи виробництва газової сірки 
Сучасний стан виробництва сірки в Україні дає змогу робити стримані 
прогнози щодо зростання об‘ємів виробництва газової сірки в Україні. Однак 
залучення у переробку сірчистих та високосірчистих нафт і газу та необхідність 
їх очищення, ненасичення ринку сірки спеціальних видів вітчизняними 
виробниками, розвиток перспективних напрямків застосування сірки вказують 
на те, що введення в експлуатацію нових установок з очищення 
сірководневмісних газів на ГПЗ, НПЗ та КХЗ України з отриманням цінних 
спеціальних сортів сірки вже зараз є найдоцільнішим рішенням і має велике 
значення для економіки. 
Зміна пріоритетів у паливному балансі підприємств металургійної 
промисловості України як основного споживача продукції коксохімічних 
підприємств стимулює до ширшого застосування коксового газу в цій галузі й 
ставить перед КХЗ нові завдання з очищення газів від H2S. Є всі підстави 
очікувати збільшення видобування та перероблення природних газів і нафти з 
високим вмістом H2S, насамперед з родовищ у шельфовій зоні Чорного та 
Азовського морів, оскільки глибина їх залягання досить велика. Упровадження 
 
 
сучасних технологій (процесів коксування, каткрекінгу, гідрокрекінгу, 
вісбрекінгу) для підвищення глибини переробки нафти на українських 
нафтопереробних заводах від 66 до необхідних 85%, приведе до зростання 
випуску нафтопродуктів світових стандартів і сірководневмісних вуглеводневих 
газів, що зумовить потребу в нових сіркоочисних установках. Очевидно, що 
необхідність вирішення технологічних й екологічних питань сіркоочищення 
біогазових [35-38] установок також стане вагомим чинником, що зумовить 
економічну доцільність і перспективність застосування нових методів (в т.ч. 
хінгідронного) очищення газів від H2S. 
 
1.3 Критичний аналіз методів очищення газів від сірководню 
 
Існує багато класифікацій методів очищення газів від H2S [39-46]. Огляд 
наявних класифікацій методів очищення газів від сірководню часто не охоплює всі 
методи, а тільки основні для тих чи інших галузей промисловості [47-50]. На нашу 
думку, для повного охоплення наявних, а також, за їх появи, нових промислових 
методів очищення газів від H2S, варто застосовувати класифікацію за суттю фізико-
хімічних взаємодій, що супроводжується або не супроводжується його 
перетворенням (зміною ступеня окиснення Сірки). Так, за запропонованою 
класифікацією можна виділити неконверсійні процеси, які відбуваються без хімічної 
взаємодії H2S, і конверсійні процеси - з його взаємодією і перетворенням [4, 5]. 
До неконверсійних потрібно віднести адсорбційні, мембранні, абсорбційні та 
хемосорбційні процеси. У результаті зазначених процесів одержують 
концентрований сірководневмісний газ, який потребує подальшої переробки чи 
утилізації. Її здійснюють одним з конверсійних методів. 
Базуючись на хімічних властивостях H2S, можна виділити такі три типи 
конверсійних процесів за його участю: реакції нейтралізації (зв’язування), окиснення 
та розкладу [2]. Нейтралізаційні процеси відповідають хемосорбційним процесам, 
коли H2S уловлюється поглинальним розчином і 
 
 
взаємодіє з його лужним компонентом. Але так як ця взаємодія є оборотним 
процесом, то під час регенерації поглинального розчину відбувається десорбція H2S з 
одержанням концентрованого сірководневмісного газу. І хоча у цьому процесі все ж 
відбувається взаємодія H2S, однак він у результаті очищення залишається в 
незмінному стані й Сірка не змінює ступінь окиснення. Класифікація методів 
очищення газів від сірководню представлено на рисунку 1.1. 
 Методи очищення газів від сірководню 
 
 
 
  
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Рисунок 1.1 - Класифікація методів очищення газів від сірководню 
Конверсійні методи, що супроводжуються окисненням сірководню, дають 
змогу одержати з нього сірку, сульфатну кислоту чи інші сірковмісні продукти. 
Реакції окиснення H2S з одержанням S чи інших сірковмісних продуктів 
відбуваються під дією каталітичних (адсорбційно-каталітичних), біологічних чи 
рідинно-окисних (хімічних) процесів. Розкласти H2S на сірку і водень можна за 
допомогою методів радіолізу, електролізу, фотолізу, термолізу та плазмолізу. У 
промисловості для розкладу H2S використовують в основному плазмохімічні та 
електрохімічні процеси (рис. 1.1). 
Розглянемо наявні технології на основі запропонованої вище класифікації 
[5]. До неконверсійних належать оборотні фізико-хімічні (адсорбційні, 
абсорбційні та хемосорбційні) та фізичні (мембранні) методи. 
Адсорбційні методи 
Адсорбційні методи очищення базуються на поглинанні сірководню 
твердими речовинами – сорбентами. Ефективність застосування адсорбентів 
Адсорбційні 
Мембранні 
Абсорбційні 
Хемосорбційні 
Каталітичні 
Біологічні 
Рідинно-окисні 
Електрохімічні 
Плазмохімічні 
 
 
головно залежить від тих фізико-хімічних властивостей, що пов’язані з 
характеристиками їхньої поверхні (питома поверхня, об’єм, величина та 
розташування пор тощо). Розміри молекули Н2S відносно невеликі, тому для 
його уловлення використовують адсорбенти з високою мікропористістю [43]. 
Для вилучення сірководню використовують різні типи адсорбентів : 
вугільні, неорганічні та змішані. Активоване вугілля як адсорбент застосовують 
найчастіше. Для збільшення сорбційної ємності на нього часто наносять сполуки 
d-елементів та інші органічні чи неорганічні речовини [52-56]. До неорганічних 
сорбентів належать оксиди Алюмінію та Титану(IV), гелі силікатної кислоти, 
оксиди та гідроксиди Заліза (ІІ, ІІІ) тощо. Найбільшу щодо Н2S сорбційну 
ємність, яка є однією із найважливіших характеристик адсорбентів, мають 
синтетичні цеоліти (5…15 моль/кг) [56-59]. Однак вони адсорбують не лише H2S, 
але й H2О, RSH та частково СО2. 
Після насичення адсорбентів H2S здійснюють їх регенерацію. Її 
здійснюють різними способами: вакуумуванням, зниженням тиску до 
атмосферного, підвищенням температури за сталого тиску [3,4]. Після 
регенерації отримують висококонцентровані за сірководнем гази. Часто вказані 
методи регенерації комбінують, нагріваючи адсорбенти, наприклад, перегрітою 
водяною парою або гарячим інертним газом. У таких процесах отримують не 
чистий H2S, а його суміш з газом-десорбентом. 
Адсорбційні методи дають змогу досягти високого ступеня очищення, 
однак через невисоку сорбційну ємність адсорбентів їх доцільно 
використовувати для очищення газів з невисоким вмістом H2S (до 0,5…1% об.) 
[3,4]. Методи придатні лише для очищення газів, що не містять важких 
вуглеводнів, інакше буде відбуватись засмолення пор сорбентів. 
Абсорбційні методи 
Абсорбційні методи полягають у різній розчинності сірководню та інших 
компонентів газів у водних розчинах чи органічних розчинниках. Так, 
розчинність у воді сірководню рівна 0,378, вуглекислого газу - 0,169, а метану - 
0,00236 г на 100 г води (20С). Розчинність компонентів газів в органічних 
 
 
розчинниках значно вища, ніж у воді. Так, в 1 об’ємі етилового спирту за 273 К 
розчиняється 17,89 об’ємів Н2S (проти 4,67 у воді), а розчинність CO2 у метанолі 
(за 293 К і 0,1 МПа) у 5 разів більша, ніж у воді [4]. 
Крім H2S, абсорбційні методи дають змогу поглинати з газів й інші 
домішки (CO2, COS, CS2, RSH), а інколи – здійснювати осушення газів. Кількість 
того чи іншого компонента, що сорбується з газової суміші, є пропорційна до 
його розчинності та парціального тиску. Абсорбції H2S чи інших компонентів з 
газів сприяють зниження температури та підвищення тиску. Якщо тиск газу 
(наприклад, біогаз) близький до атмосферного, то його попередньо стискають до 
0,9…1,2 МПа. Десорбцію сірководню проводять зниженням тиску та/чи 
підвищенням температури. Після видалення розчинених газів воду або 
органічний абсорбент використовують повторно. 
У світовій практиці застосовують абсорбційні процеси з використанням 
метанолу (процес Rectisol), N-метилпіролідону (Pyrisol), пропіленкарбонату 
(Fluor), ефірів поліетиленгліколю (Selecsol) тощо [4]. Регенерація органічних 
абсорбентів є енергоємнісною. Зважаючи на їх порівняно невисоку сорбційну 
здатність, підвищену розчинність у них вуглеводнів та складності їх регенерації 
за одночасної наявності в газах H2S і CO2, ці методи менш поширені. Натомість 
для очищення біогазів широко застосовують метод водного очищення [3,4]. 
Хемосорбційні методи 
Широке використання для очищення високодебітних за Н2S газів мають 
хемосорбційні процеси. Вони ґрунтуються на оборотних хімічних процесах 
сорбції Н2S з газів слаболужними розчинами та наступної його десорбції. 
Найчастіше для сорбції сірководню з газів застосовують водні розчини 
етаноламінів та карбонатів. Моноетаноламін (МЕА) є одним з перших похідних 
етаноламінів, який застосовують для очищення газів від сірководню [4]. 
Взаємодію H2S з розчинами МЕА (R=-CH2-CH2-OH) описують так: 
2RNH2 + H2S  (RNH3)2S, (1.1) 
RNH2 + H2S  RNH3HS. (1.2) 
Абсорбцію сірководню з газів здійснюють 12…20% водним розчином 
 
 
МЕА за низьких температур (283…303 К) і високих тисків (0,5…10 МПа і 
більше), а регенерацію розчину – за підвищеної температури (388…393 К) і 
невисокого тиску (~ 0,15 МПа). 
Широке застосування МЕА в промисловості пов‘язане з такими його 
перевагами: висока поглинальна здатність щодо H2S у широкому діапазоні 
концентрацій, здатність до часткового поглинання меркаптанів, добра 
розчинність у воді, порівняно низька температура регенерації. Однак під час 
очищення кисневмісних газів відбувається побічна реакція окиснення 
хемосорбованого H2S з утворенням тіосульфатів, які під час регенерації 
переважно не регенеруються : 
2HS- + 2O2 = S O 2-
2 3  + H2O. (1.3) 
Утворення продуктів, які не розкладаються під час регенерації, високий 
парціальний тиск парів над розчином МЕА, розчинення вуглеводневих 
компонентів газів у поглинальному розчині, низька селективність за H2S у 
присутності CO2, здатність розчинів МЕА до спінювання є відомими недоліками 
цього методу. Тому у світовій промисловості є тенденція до заміни МЕА іншими 
амінами або сумішами амінів з фізичними розчинниками. Замість МЕА у 
поглинальних розчинах використовують диетаноламін (DEA), триетаноламін 
(ТЕА), диглікольамін (DGA), метилдиетаноламін (МDЕА), диізопропаноламін 
(DIPA) [43,48,63,64]. Вищеперелічені властивості розчинів МЕА, які є недоліками 
однойменного методу очищення, не є характерними для розчинів вторинних, 
третинних амінів чи сумішей амінів з фізичними розчинниками. Крім того, через 
нижчу корозійну активність цих розчинів виникає можливість використовувати 
вищі концентрації відповідного аміну (від 12…20% розчинів МЕА до 22..27% 
ДЕА і 45…53% ТЕА), збільшуючи поглинальну здатність розчинів. 
Етаноламінові методи широко використовують для очищення газів від H2S 
на підприємствах газонафтовидобувної й переробної промисловості. 
Застосування цих методів у коксохімічній галузі є ускладнене через наявність у 
коксовому газі сіркоорганічних та інших домішок. Натомість на більшості КХЗ 
України широко використовують вакуум-карбонатні методи, які у світовій 
 
 
практиці відомі як Potash vacuum process, процес Benfield тощо [4]. 
Процес вилучення H2S розчинами поташу базується на швидкій реакції: 
K2CO3 + H2S  KHCO3 + KHS. (1.4) 
Аналогічно відбуваються процеси з використанням соди (Na2CO3) або їх 
суміші. За одночасного поглинання H2S та CO2 водними розчинами карбонатів 
(поташу чи соди) з підвищенням температури збільшується селективність 
процесу абсорбції щодо H2S. Цей принцип використовують у промислових 
установках очищення біогазів гарячими розчинами поташу [3-6]. 
Перевагами вакуум-карбонатних установок є простота та порівняно низька 
вартість реагентів. В одностадійних схемах реалізації цього методу досягається 
невисокий ступінь очищення коксового газу (80…85%), що не забезпечує 
досягнення залишкового вмісту сірководню в коксовому газі на рівні 0,5 г/м3. 
Тому для досягнення необхідного ступеня очищення газів часто застосовують 
двостадійні схеми [6]. 
Хемосорбційні, порівняно з абсорбційними, методи очищення газів від Н2S 
характеризуються значно вищими значеннями питомої поглинальної здатності 
одиниці об'єму абсорбційного розчину. Разом з тим, їм притаманна низка 
серйозних недоліків, що характерні й абсорбційним методам, такі як 
енергоємність процесу (перемінні температури та тиск), сильна корозія 
обладнання, необхідність подальшої утилізації десорбованого Н2S. 
Мембранні методи 
Процеси мембранного розділення газів базуються на різній проникності 
компонентів газів через напівпроникну перегородку – мембрану – завдяки 
різниці тисків [43]. Внаслідок мембранного розділення утворюються два потоки 
газів: ретантат – газ, який не пройшов, і пермеат – газ, що проник крізь мембрану. 
Невеликі за розміром молекули, такі як H2, H2S чи CO2 проникають через 
мембрану швидше, ніж СН4. Наприклад, на мембранах з ацетату целюлози 
досягають високих факторів розділення газів (селективності): CO2/CH4 = 30; 
H2S/CH4 = 60; Н2О/СН4 = 500 [4-6]. 
Відомі різні типи мембран – полімерні, неорганічні та змішані матричні 
 
 
[6,7]. Прогресу в мембранних технологіях розділення газів було досягнуто з 
використанням хімічно стійких мембран з полімерних матеріалів. Поліімід, 
целюлози ацетат та полісульфон найчастіше використовуються як матеріали для 
виготовлення полімерних мембран [6,7]. Змішані матричні мембрани 
виготовляють під час змішування неорганічного наповнювача і полімерної 
матриці для досягнення вищих проникності та селективності. Ці мембрани 
мають нижчу ціну та в них інтегровані переваги вихідних мембран [7]. 
Технології мембранного розділення газових сумішей, які в основному 
містять CH4, CO2 та часто застосовують для очищення природного і попутного 
нафтового газів від «кислих» компонентів з можливістю повернення CO2 на 
підтримання пластового тиску [4-6] та для очищення біогазу з одержанням 
біометану [7]. Мембранним розділенням таких газів одержують два потоки 
газів: один – концентрований за CH4, а інший – за CO2, що містить H2S. 
Вилучення H2S з потоку СО2 здійснюють на наступних стадіях процесів 
мембранними чи, наприклад, сорбційними методами. 
До переваг мембранних технологій відносять простоту та компактність 
процесу. Основними недоліками мембранних методів очищення газів є 
порівняно невисока продуктивність мембранних апаратів, достатньо висока 
вартість мембран. Очищення багатокомпонентних сумішей газів часто вимагає 
комбінування цього методу з іншими методами очищення газів від сірководню 
та застосування дво- чи тристадійних схем розділення [7]. Можлива також 
деградація мембран в часі та їх пошкодження, зумовлена вібрацією та наявністю 
в газах твердих домішок. Це змушує застосовувати операції попереднього 
очищення газової суміші від пилу, смол, вологи тощо. Крім того, залишається 
необхідність подальшої утилізації газової суміші, що містить H2S. 
Усі неконверсійні методи очищення газів від H2S доцільно застосовувати 
для його концентрування з метою подальшого перероблення на товарні 
продукти, тобто окремо взяті вони є незавершеними у технологічному плані. 
Необхідність переробки чи знешкодження десорбованого H2S привела до 
розробки конверсійних методів очищення газів. У конверсійних методах будь- 
 
 
які процеси за участю H2S під час його уловлення є необоротними і він 
перетворюється у H2S, H2SО4 або інші сполуки Сірки, що супроводжується 
зміною його ступеня окиснення. Конверсійні методи полягають у здійсненні 
процесів окиснення та розкладу H2S, відповідно, наприклад: 
H2S + ½O2 kat S + H2О, (1.5) 
H2S  H2 + S. (1.6) 
Окисні (окисно-відновні) процеси застосовують у каталітичних твердо- і 
рідинно-фазних та біологічних методах. 
Сірководень, що міститься у газах, завдяки реалізації перших двох методів 
вже став основною сировиною для виробництва газової сірки [1-3]. Однак під 
час сіркоочисних процесів часто не використовують такий складовий елемент 
H2S, як Водень, який під час очищення газів в основному зв’язується у H2О. 
Враховуючи важливість водневої енергетики для суспільства, актуальним є 
одержання з сірководню не тільки S, але і H2. Відтак H2S стає комплексною 
сировиною для одержання цих двох цінних продуктів. 
Каталітичні твердо-фазні (окисні) методи 
Якщо сухі поглиначі адсорбційних методів активувати сполуками, що 
каталізують процеси окиснення H2S, то одночасно з адсорбцією H2S 
відбуватиметься хімічна взаємодія з ним активного компонента сорбенту з 
утворенням сульфідних сполук. Під час регенерації сорбенту в присутності 
кисню відбуватиметься окиснення сульфідних сполук до сірки або SО2. 
Активувати процеси окиснення H2S можуть різні сполуки, а найчастіше сполуки 
Fe, Mn, Zn та ін. металів [4-8]. Для очищення газів від H2S можуть 
використовувати різні очисні маси, у т.ч. шлаки і відходи [7,8]. 
Одним з найяскравіших представників каталітичних твердо-фазних 
методів, які широко використовують у промисловості, є процес Клауса (Claus) 
[4-8]. За цим методом переробляють у сірку значні об’єми H2S, який одержують 
під час очищення газів хемосорбційними методами. 
В основу методу Клауса покладена здатність кисню повітря безпосередньо 
окиснювати сірководень у газовій фазі : 
 
 
2H2S + O2  2S + 2H2O. (1.7) 
2H2S + 3O2  2SO2 + 2H2O, (1.8) 
Оскільки завжди частина H2S окиснюється й до SO2, то відбувається 
відновлення останнього сірководнем до сірки : 
2H2S + SO2 3S + 2H2O. (1.9) 
Основна реакція (1.7) відбувається за температур 1173...1573К і 
стехіометричної кількості кисню в термічному ступені установки, де при тому 
частково відбувається реакція (1.8). Деяка кількість сірководню взагалі не реагує. 
Реакція (1.9) відбувається лише на каталітичному ступені за температур 
523...643К. Високий вихід продукту – сірки, у цих рівноважних екзотермічних 
процесах забезпечується дотриманням співвідношення H2S до SO2 як 2:1 і 
використанням термічного і декількох (2 або 3) каталітичних ступенів процесу із 
зниженням температури газів та конденсацією сірки після кожного з них. 
Носіями гетерогенних каталізаторів процесів одержання S з H2S є 
алюмінію оксид (боксит), активоване вугілля, кокс, напівкокс, синтетичні та 
природні цеоліти, оксиди Титану і Цирконію тощо [4-6]. 
Усе ж максимальний ступінь вилучення H2S в методі Клауса не дає змоги 
досягти вмісту SO2 в димових газах не більше 0,03% об. (300 рpmv) [4-6]. Тому 
для досягнення санітарних норм за шкідливими викидами розроблені нові або 
додаткові до методу Клауса процеси, такі як SuperСlaus, EuroСlaus, SCOT, 
Sulfreen, Modop, Beavon тощо. У технологічну схему цих методів в основному 
вводять додаткові ректори для селективного каталітичного окиснення 
компонентів газів чи, навпаки, гідрогенізації. Каталітичні процеси гідрогенізації 
полягають у відновленні сірковмісних компонентів газів (парів S, SO2, СОS, СS2) 
до H2S, очищення від якого є простішим [4-8]. 
Однак зважаючи на багатостадійність і громіздкість, екологічну 
незавершеність, застосування гетерогенного каталізу та високих температур, 
інтенсивну корозію обладнання, низьку споживчу вартість одержаної сірки у 
грудковій чи рідкій товарних формах, процеси МЕА-Клаус не доцільно 
використовувати для очищення низькодебітних вуглеводневих газів від H2S [2]. 
 
 
Так, на ТОВ «Карпатнафтохім» (Івано-Франківська обл.) через поступове 
залучення у виробництво вуглеводневої сировини з меншим вмістом сірки та 
відповідне зменшення вмісту H2S в піролізному газі зумовили відмову 
підприємства від МЕА-очищення газу та установки Клауса через 
нерентабельність. Піролізний газ з витратою 150,5 тис.м3/год, вмістом H2S 
0,12…0,13% об. під тиском 1,4…1,7 МПа і за температури 306…313К поступає 
тільки на лужне (7…14% NaOH) промивання газу: 
H2S + NaOH → NaHS + H2О, (1.10) 
CO2 + 2NaOH → Na2CO3 + H2О. (1.11) 
Лужне промивання, крім очищення від сірководню та вуглекислого газу, 
забезпечує й очищення газів від сіркоорганічних сполук [4]. Однак у результаті 
очищення одержують сульфідно-лужні стоки, які не знаходять застосування та 
потребують знешкодження [8]. Знешкодження цих стоків на підприємстві 
здійснюють окисненням сульфідів й інших сполук Сірки до сульфатів киснем 
повітря в присутності гомогенних каталізаторів. Під час цього втрачається до 2 
тис. т/рік можливого товарного продукту – дрібнодисперсної сірки. 
Каталітичні рідинно-фазні (окисні) методи 
У рідинно-фазних окисних методах сірководень з газу спочатку сорбується 
поглинальним розчином лужної природи, а далі взаємодіє в ньому з окисником з 
утворенням сірки. Під час цього окисник з окисної форми переходить у відновну. 
Регенерацію поглинального розчину, а саме переведення окисника з відновної 
форми в окисну, здійснюють переважно киснем повітря, продуваючи його через 
розчин. Після відділення сірки поглинальний розчин повертають на стадію 
сорбції сірководню з газу. 
Основною вимогою до такого окисника, який виступає каталізатором 
рідинно-фазних процесів, є легкість окисно-відновних взаємодій з сірководнем, 
з одного боку, і киснем, з другого, що забезпечується достатнім, але не надто 
високим окисно-відновним потенціалом. Крім того, для окисника важлива 
висока розчинність і хімічна стійкість у лужних розчинах, нетоксичність, 
легкість відмивки його від продукту – сірки, невисока вартість та доступність. 
 
 
У світовій практиці відомими окисниками рідинно-фазних процесів є 
каталізатори на основі сполук: Заліза (методи Lo-Cat та Sulferox); хінонного типу 
(Stretford та Takahax); Арсену (арсено-содовий, Thylox та Giammarco-Vetrocoke), 
Ванадію (Unisulf та Sulfolin). Розроблені й інші каталітичні рідинно-фазні 
(окисні) методи з окисниками на основі Н2О2, сполук Кобальту, Мангану, Хрому 
тощо [6-8]. 
У технології Lо-Cat використовують каталізатор на основі сполук Заліза. 
Він зв’язаний у розчині органічними хелатними добавками, які запобігають 
утворенню осадів заліза(ІІ) сульфіду чи заліза(ІІІ) гідроксиду в слаболужному 
поглинальному розчині. В абсорбері поглинутий з газу сірководень окиснюється 
до сірки з одночасним відновленням іону Fe3+ до Fe2+: 
HS- + 2Fe3+ → S° + 2Fe2+ + H+. (1.12) 
В окиснювачі кисень повітря абсорбується розчином системи Lo-Cat і 
відбувається регенерація каталізатора: 
2Fe2+ + ½O2 + Н2O → 2Fe3+ + 2OН-. (1.13) 
Для здійснення процесу необхідно контролювати лужність поглинального 
розчину (рН), компенсувати кількість хелатного Заліза, що втрачається разом з 
суспензією сірки, і здійснювати заміну хелатних добавок, що зруйнувались. 
Методи з використанням редокс-системи Fe3+/Fe2+ мають широке застосування у 
світовій практиці [43,89-92]. 
Арсено-содовий метод ґрунтується на здатності аніону окситіоарсенатної 
кислоти зворотно обмінювати атоми Кисню на Сірку [12,93] : 
Na3AsS3O + H2S = Na3AsS4 + H2O, (1.14) 
Na3AsS4 + ½О2 = Na3AsS3O + S. (1.15) 
Поряд з основними відбуваються й побічні реакції з утворенням солей, які 
не регенеруються (наприклад, за рівнянням 1.3). Це призводить до того, що 
частину реакційного розчину необхідно виводити з циклу та замінювати свіжим, 
а відхідні тіосульфатні розчини переробляти. 
Порівнюючи два основні методи очищення газів від H2S, які 
використовують  у  коксохімічній  галузі  промисловості  України,  можна 
 
 
констатувати, що арсено-содовий метод забезпечує вищий ступінь очищення 
газу від сірководню, ніж вакуум-карбонатний, а також продуктом очищення є 
дрібнодисперсна сірка, яка є більш цінною, ніж грудкова її форма. Основними 
недоліками арсено-содового методу є: низька ємність поглинального розчину за 
сірководнем, інтенсивний перебіг побічних реакцій з утворенням великої 
кількості відхідних розчинів, які потрібно переробляти, токсичність і висока ціна 
сполук Арсену, низька їхня стійкість до змін технологічного режиму та 
органічних домішок в газах, громіздкість апаратурного оформлення. Зважаючи 
на недоліки, будівництво нових установок цього типу у світі припинено. 
Крім неорганічних редокс-систем, у світовій практиці для очищення газів 
від H2S застосовують методи з використанням органічних окисників, зокрема, 
окисно-відновної системи хінон-гідрохінон (хінонні методи) [4]. 
У процесі Stretford як абсорбент сірководню застосовують водний розчин 
натрію карбонату, який містить натрієву сіль антрахінон-2,7-дисульфокислоти 
(АДК). Для збільшення швидкості окиснення сірководню, а отже, зменшення 
кількості побічних продуктів окиснення, до поглинального розчину добавляють 
натрію ванадат. Механізм процесу можна відобразити так: 
H2S + Na2CO3 → NaHS + NaHCO3, (1.16) 
2NaHS + 4NaVO3 + H2O → Na2V4O9 + 4NaOH + 2S ,  (1.17) 
Na2V4O9 + 2NaOH + H2O + 2{Q}↔ 4NaVO3 + 2{Q}H2,  (1.18) 
2{Q}H2 + O2 ↔ 2{Q} + 2H2O, (1.19) 
де {Q}, {Q}H2 – хінонна (АДК) і гідрохінонна (АГДК) форми окисника. 
Тобто під час регенерації поглинального розчину ванадат-іон окиснює H2S 
до сірки, окиснення V+4→V+5 відбувається за допомогою АДК, яка під час цього 
відновлюється до АГДК, а остання окиснюється киснем повітря до АДК. Отже, 
АДК у розчині виконує функцію каталізатора окиснення іонів Ванадію. Ванадат- 
іон за відсутності АДК киснем повітря не регенерується [4,5]. 
Метод застосовують для очищення різних (природного, коксового тощо) 
газів. У випадку очищення коксового газу необхідно здійснювати його 
попереднє очищення від нафталіну, смоли, бензолу. До недоліків методу також 
 
 
відносять утворення та накопичення побічних сполук (Na2S2O3, Na2SO4) під час 
окиснення H2S розчиненим у поглинальному розчині киснем, забруднення сірки, 
необхідність перероблення відпрацьованих поглинальних розчинів. 
В основі процесу Takahax лежать реакції абсорбції сірководню й 
окиснення утвореного гідрогенсульфіду до сірки за участю натрієвої солі 1,4- 
нафтохінон-2-сульфокислоти. Редокс-потенціал нафтохінонної сполуки в 
Takahax-процесі більш ніж у 2 рази є вищий, ніж у АДК у процесі Stretford. 
Вищий потенціал окисника сприяє збільшенню швидкості окиснення 
хемосорбованого H2S (тому відсутній токсичний натрію ванадат), проте зменшує 
швидкість регенерації каталізатора киснем повітря [43]. 
В Україні хінонні  методи знайшли використання для очищення 
кисневмісних газів. Так, розроблений у Національному університеті «Львівська 
політехніка» хінгідронний метод очищення газів від сірководню у 90-х роках ХХ 
ст. успішно використовували для очищення вентиляційних газів від H2S у 
промисловості. Докладніше про хінгідронний метод дізнаємось у підрозділі 1.4. 
Недоліками каталітичних рідинно-фазних окисних методів  є більші 
(порівняно з хемосорбційними методами) витрати поглинальних розчинів, 
утворення побічних продуктів та необхідність перероблення відпрацьованих 
поглинальних розчинів. Однак високий ступінь очищення газів від H2S (до 
99,9%), невисокі температури процесів (293…313 К) та одержання сірки в 
дрібнодисперсній формі забезпечують перспективність цих методів. 
Біологічні методи 
Біологічні процеси очищення газів від сірководню засновані на 
використанні мікроорганізмів для окиснення H2S. Тіонові бактерії типу 
Thiobacillus здатні окиснювати такі сполуки Сірки, як H2S, сульфіди, сульфіти, 
тіосульфати, а також молекулярну S. Ці сполуки є для них поживою та джерелом 
енергії. Для життєдіяльності цих бактерій необхідна також присутність О2. 
Кінцевим продуктом окиснення H2S є сірка та сульфати [6-7]. 
У світовій практиці поширеними методами біоочищення газів є процеси 
Thiopaq, Thiopaq DeSOx та Shell-Paques від компаній Paques (Нідерланди), UOP 
 
 
і  Shell  Global  Solutions  (США),  відповідно  [7].  Умовна  простота  та 
«безреагентність» методу зумовлює невисокі капітальні та експлуатаційні 
витрати на очищення газу. Однак низька інтенсивність методу, необхідність 
ретельного дотримання технологічних умов для нормального «життя» бактерій 
та можливість їх загибелі стають основними недоліками методу. 
Плазмохімічні методи 
Ці методи застосовують для перероблення висококонцентрованих 
(практично 100 %) сірководневих газів. Енергію для розкладу H2S в плазмі 
підводять за допомогою електромагнітних випромінювань надвисокочастотного 
(НВЧ) діапазону. НВЧ плазма є низькотемпературною. Питома продуктивність 
процесів може досягати 10 м3/год газу на 1 см3 активного об’єму плазми. У 
плазмотронах, апаратах для здійснення плазмохімічних процесів, газ рухається в 
полі відцентрових сил, що необхідно для стабілізації плазми та унеможливлення 
її контакту з стінками реактора та загасання [7, 8]. У процесі плазмохімічного 
розкладу сірководню виникають високоактивні кластери - зародки росту 
полімерної сірки, тому при забезпеченні певних умов (температура, ініціатор 
тощо) основним продуктом розкладу сірководню є полімерна сірка. Одержання 
полімерної сірки дає змогу забезпечити високу рентабельність таких процесів. 
У Національному університеті «Львівська політехніка» розроблено метод 
одержання полімерної модифікації сірки шляхом плазмохімічного розкладу H2S 
(як чистого, так і в суміші з вуглеводнями) з одержанням полімерної модифікації 
сірки. Метод розроблявся у співпраці з фахівцями науково-дослідницького 
центру «Київського політтехнічного інституту» і пройшов напівпромислові 
випробування в умовах ПАТ «НПК Галичина» [9]. Головною перевагою цього 
методу перероблення висококонцентрованих за H2S газів є повнота 
перероблення сировини – одночасно із S отримують H2 – екологічно чисте 
високоенергетичне паливо. Однак для реалізації цього методу з отриманням 
сірки необхідне глибоке очищення газів від вуглеводнів. 
Електрохімічні методи 
Електрохімічні методи дають змогу розкласти хемосорбований H2S на 
 
 
сірку і водень з допомогою постійного електричного струму. Для уловлення H2S 
з газів використовують воду, водні та органічні розчинники [4]. 
Для одержання S і H2 можна використовувати прямий та непрямий методи 
електролізу цих розчинів. Під час прямого електролізу розчинений H2S 
окиснюється на аноді до сірки з кількісним виходом тільки в середовищі 
органічних електролітів (CH3CN, CH2Cl2, (CH3)2NCНО тощо). У водних 
розчинах, у результаті реакцій анодного окиснення розчиненого H2S, можливим 
є утворення як сірки, так і цілої низки сірковмісних речовин [4-7]. 
У непрямих методах електролізу здійснюють окиснення не розчиненого 
сірководню, а речовини, окиснення якої відбувається простіше, а вже після цього 
окиснена речовина взаємодіє з сірководнем з утворенням сірки [6]. 
Застосування електролізу на стадії регенерації поглинального розчину рідинно- 
фазних окисних методів очищення газів від сірководню дає змогу усунути 
кисень зі сфери реакцій і з високою селективністю окиснювати H2S до сірки без 
утворення побічного Na2S2O3. З’являється можливість використовувати 
поглинальний розчин без вмісту останнього та усунути необхідність 
застосування стадій перероблення відхідних тіосульфатних розчинів [7]. 
Одним з недоліків електрохімічних методів очищення газів від 
сірководню, як інших електрохімічних процесів, є високі витрати електричної 
енергії. Однак все більше застосування для електролізу знаходять потужності 
струму, отримані з нетрадиційних джерел енергій (в основному сонця й вітру). 
Вже зараз використання таких нетрадиційних джерел пропонується для 
установок одержання Н2 електролізом води [9]. Аналогічно, такі потужності 
зможуть обслуговувати різні за продуктивністю, стаціонарні чи мобільні 
(блокові) установки для очищення супутніх нафтових газів, біогазів тощо. 
Розгляд основних електрохімічних методів у технологіях сірки і системах 
хінон-гідрохінон представлено у підрозділi 1.7. 
Вищенаведений огляд методів очищення газів від сірководню показує, що 
теорії й практиці відома велика кількість методів. Деякі з цих методів знайшли 
досить  широке  поширення  в  промисловості  різних  країн  світу.  Техніко- 
 
 
економічні оцінки методів очищення відрізняються між собою, оскільки 
залежать від умов здійснення процесу, складу газу, глибини очищення, 
апаратурного оформлення, кон'юнктури ринку і тому можуть порівнюватись з 
певним застереженням. 
 
1.4 Хінгідронний метод очищення газів від сірководню 
 
У Національному університеті «Львівська політехніка» розроблено 
хінгідронний метод очищення газів від сірководню [2]. Для цього методу, як і 
для інших «хінонних» , характерні такі основні стадії: 
1) хемосорбції сірководню з газу содовим поглинальним розчином: 
H2S(г)  H2S(р), (1.20) 
Na2CO3(р) + H2S(р) = NaHS(р) + NaHCO3(р). (1.21) 
2) окиснення хемосорбованого сірководню окисною формою хінгідронного 
окисника з одержанням сірки: 
NaHS(р) + NaHCO3(р) + {Q}(р) = Na2CO3(р) + {Q}H2(р) + S(т), (1.22) 
де {Q} і {Q}H2 – окисна (хінонна) і відновна (гідрохінонна) форма 
окисника. 
3) регенерація відновної форми окисника. Найчастіше її здійснюють під час 
взаємодії окисника у відновній формі з хемосорбованим киснем з повітря: 
О2(г)  О2(р), (1.23) 
{Q}H2(р) + 1/2О2(р) = {Q}(р) + H2O(р). (1.24) 
4) відділення сірки від поглинального розчину, її переробка, коригування 
складу розчину і повернення його на хемосорбцію сірководню. 
Висока швидкість окиснення хемосорбованого сірководню хінгідроном, а 
точніше   продуктами   його   олігомеризації   (хінгідронною   «смолою», 
«хінгідронним каталізатором»), була виявлена під час досліджень очищення газу 
від сірководню содово-гідрохінонним методом [9-11] і дала поштовх для всіх 
подальших досліджень та розроблення нового хінгідронного методу [2]. 
Дослідження  впливу  різних  технологічних  параметрів  на  показники 
 
 
процесу хемосорбції сірководню з газів та регенерації поглинального розчину 
содово-гідрохінонним та хінгідронним методами завжди були спрямовані на 
зменшення ролі побічної реакції окиснення хемосорбованого сірководню з 
утворенням натрію тіосульфату й збільшення селективності до сірки: 
2NaHS + 2O2 = Na2S2O3 + H2O. (1.25) 
Показано, що за рахунок застосування спеціальних умов для 
олігомеризації хінгідрону в лужному розчині з утворенням «хінгідронної 
смоли», значно збільшується швидкість і селективність окиснення сірководню 
до сірки. Досліджено вплив температури, рН, концентрації компонентів та ін. на 
швидкість і селективність процесів. Узагальнення одержаних результатів лягло 
в основу кандидатської дисертації Я. А. Калимона [11]. 
Наступні дослідження були спрямовані на вияснення хімізму 
олігомеризації хінгідрону з утворенням хінгідронного окисника, вивчення 
фізико-хімічних властивостей продуктів олігомеризації, ролі температури та 
інших параметрів на швидкість окиснення сірководню киснем за участю 
олігомера хінгідрону, як окисника, до сірки та натрію тіосульфату. Ці 
дослідження лягли в основу кандидатської дисертації З.О. Знака [11]. Зокрема, 
було показано, що максимального виходу олігомера, який представляє собою 
полімер-гомологічну суміш олігомерів (з молекулярними масами від 220 до 900), 
для яких характерний ефект поліспряження [11-12]. Методом ЕПР встановлено, 
що олігомери містять стабільні семіхінонні радикали і в них електрон 
делокалізований в ланцюзі спряження: 
 
 
 
 
. 
Було також встановлено, що під час окиснення сірководню за присутності 
в системі кисню утворюються моно- та дисульфозаміщені гідрохінони та 
відповідні семіхінони, які володіють більшим редокс-потенціалом, ніж вихідний 
хінгідрон. Показано також, що в досліджуваній системі окиснення сірководню 
 
 
відбувається через утворення пероксид-радикалу. Загалом, це спричиняє 
збільшення ймовірності окиснення сірководню до Na2S2O3. 
Основні експериментальні дослідження за хінгідронним методом були 
направлені на розроблення технології очищення кисневмісних вентиляційних 
газів, оскільки у той час відбувалось швидке зростання потужностей сірчаної 
галузі, а також віскозних волокон, відповідно, гостро стояла проблема захисту 
довкілля від H2S. Для здійснення сіркоочисного процесу було запропоновано 
використати абсорбер («скруберну камеру») з S-, а потім ковшоподібними 
диспергаторами. Докладніше про цей тип апаратів у підрозділі 1.6. 
З використанням цього масообмінного апарату було здійснено 
дослідження впливу різних технологічних параметрів на показники процесів 
хемосорбції H2S з кисневмісних газів та регенерації поглинального розчину 
киснем повітря. Підбито підсумки по хінгідронному методу очищення 
кисневмісних газів від H2S у докторській дисертації Я.А. Калимона [116]. Нижче 
представлено основні результати досліджень, які привели до розробки цього 
методу й успішного його промислового впровадження. 
 
1.4.1 Стадії хемосорбції сірководню з газів і регенерації ХПР 
Концентрація H2S у вентиляційних газах, зазвичай, не перевищує 2% об., 
тому у дослідженнях використовували невисоку (до 10 кг/м3) концентрацію 
Na2CO3 у поглинальному розчині. 
Дослідження впливу концентрації хінгідрону в поглинальному розчині в 
межах від 0,5 до 10 кг/м3 на його хемосорбційні властивості та селективність 
окиснення сірководню до сірки показали, що до значень концентрації хінгідрону 
4...5 кг/м3 коефіцієнт масопередачі, ступінь хемосорбції і ступінь окиснення 
хемосорбованого H2S до сірки різко зростають, досягаючи відповідно 1,110-6 кг 
H S/(м3.
2 с.Па), 92 % і 90 %, а далі не змінюються. Висока активність хінгідрону 
досягається завдяки багаторазовому (12...20 разів) переходу його з окисної 
форми у відновну і навпаки в абсорбційному апараті – хінонооберту [11]. 
Сорбція сірководню із кисневмісного газу содовим розчином «хінгідронної 
 
 
смоли» за її концентрації 5 кг/м3 і більше належить до хемосорбційних процесів, 
які супроводжуються швидкою хімічною реакцією. 
Встановлено, що за рахунок наявності кисню в газах, застосування для 
окиснення хемосорбованого H2S високоефективного хінгідронного окисника та 
здійснення хемосорбції H2S і О2 у високоінтенсивному масообмінному апараті – 
горизонтальному абсорбері з ковшоподібними диспергаторами (ГАКД) - 
процеси за реакціями 1,20…1,24 під час очищення повітря з вмістом до 2% H2S 
можна реалізовувати в одному апараті без окремої стадії регенерації [11]. 
Було показано, що ступінь абсорбції і коефіцієнт масопередачі не залежать 
від початкової концентрації H2S в газі, а швидкість абсорбції збільшується 
прямопропорційно вмісту сірководню в газі, що надходить на очищення, тобто 
під час хемосорбції відбувається необоротна реакція першого порядку. Відомо, 
що псевдоперший порядок під час хемосорбції газів спостерігається під час 
перебігу процесу в дифузійній області та відсутності парціального тиску 
сорбтива над поверхнею сорбента [10,11]. 
Було встановлено вплив коефіцієнта надлишку розчину на процес 
хемосорбції Н2S із газу і рекомендовано  = 2, тобто ступінь насичення 
поглинального розчину сірководнем не повинен перевищувати 50 %. 
Дослідження впливу температури [11] в межах 280...333 К показали, що 
процес очищення інтенсифікується з її ростом. Однак поряд із збільшенням  і 
К при підвищенні температури спостерігалось зменшення ступеня перетворення 
хемосорбованого H2S в сірку. Так, при 283 К в сірку перетворюється ~ 93 % 
абсорбованого сірководню, при 293 К - 90 %, а при 333 К - тільки 56 %. Отже, 
швидкість перетворення сірководню в Na2S2O3 зростає з підвищенням 
температури різкіше, ніж швидкість основної реакції утворення сірки. Було 
розраховано температурний коефіцієнт гетерогенного процесу перетворення H2S 
в Na2S2O3 - 1,47 й енергію активації – 30,2 кДж/моль. 
Вивчення кінетики [11] утворення Na2S2O3 під час гомогенної взаємодії 
розчиненого О2 й Na2S показало, що порядок реакції за концентрацією сульфід- 
іону дорівнює 1,9, а за концентрацією кисню - 0,59. Енергія активації цієї реакції 
 
 
дорівнює 70 кДж/моль, за 293 К константа швидкості дорівнює 4,6710-7. Із 
збільшенням температури на 10 градусів константа швидкості зростає в 5 разів. 
Дослідження процесу в барботажному апараті між розчиненим H2S і киснем 
повітря (гетерогенний процес) показали, що порядок реакції за сульфід-іоном 
дорівнює лише 0,27, а за киснем, залежно від рН, коливається в межах від 0,8 до 
1,2 [11]. Температурний коефіцієнт швидкості реакції утворення Na2S2O3 
дорівнює 1,34, а сірки - 1,11. Величина енергії активації реакції утворення 
Na2S2O3 дорівнює 22,82 кДж/моль. Тому із збільшенням температури процесу 
частка побічного продукту буде зростати, тобто селективність окиснення 
сірководню знизиться. Дослідження кінетики гетерогенного процесу 
перетворення хемосорбованого H2S у Na2S2O3 в абсорбері з ковшоподібними 
диспергаторами показали, що цей процес протікає в дифузійній області й за 
концентрацією О2 в газі це реакція першого порядку, а за концентрацією NaHS - 
нульового, температурний коефіцієнт швидкості реакції дорівнює 1,4...1,5 
[11,12]. Дійшли висновку, що сама реакція між NaНS і O2 відбувається в 
кінетичній області, а гетерогенний процес окиснення NaНS киснем з утворенням 
натрію тіосульфату - в дифузійній області. 
Було показано, що із збільшенням концентрації Nа2S2О3 в розчині в межах 
0...300 кг/м3 зменшується швидкість його утворення. За відсутності Na2S2О3 в 
поглинальному розчині ступінь перетворення хемосорбованого H2S у Na2S2О3 
була рівна ~ 18%, за концентрації Nа2S2О3 100 кг/м3 ~ 14 %, а за 200 кг/м3 - 10 % 
[11]. Ступінь хемосорбції H2S розчином з концентрацією Na S О  до 220 кг/м3
2 2 3  
практично не зменшувався, а за вищих – знижувався, що пояснювали 
збільшенням в'язкості й густини розчину при зростанні концентрації Na2S2О3. 
Швидкість окиснення NaНS залежно від рН має бімодальний характер. 
Перший пік швидкості спостерігається за рН = 8,0...8,5, а другий – за рН = 
10,5...11,0. Від рН 8,5 до 9,2 швидкість окиснення NаНS до сірки зменшується, а 
швидкість утворення Nа2S2О3 залишається приблизно однаковою. За рН = 
10,5...11,0 сірка не утворюється - весь H2S перетворюється в Nа2S2О3 [12]. 
Виявлено залежність рН розчину і виходу продуктів окиснення H2S під час 
 
 
роботи в циклах хемосорбція H2S – регенерація розчину. У перших трьох циклах 
за рН = 10,2...9,5 практично весь хемосорбований H2S перетворювався в Nа2S2О3 
і сірка не утворювалась. Різке зменшення ступеня перетворення 
хемосорбованого H2S в Nа2S2О3 спостерігалось після 4-го циклу (рН ~ 9,0) і 
стабілізувалось після 7-го циклу (рН = 8,8...8,85). Ступінь хемосорбції H2S і 
коефіцієнт масопередачі за рН в межах 10,2...8,8 практично не змінювались. 
Вивчено також вплив гідродинамічних чинників у хінгідронному методі 
очищення кисневмісних газів в лабораторних і промислових умовах. На основі 
результатів досліджень було визначено оптимальний гідродинамічний режим 
хемосорбції Н2S з кисневмісних газів : Vлін =12 м/с, S = 3,3 шт/м, швидкість газу 
в абсорбері - 2...2,5 м/с. За таких умов К = (1,0...1,05)˟10-5 кг/(м3.с.Па), а 
поглинальний розчин не потребував додаткової регенерації [12]. 
Дослідження стадії регенерації ХПР здійснювали, в основному, при 
розробці процесу очищення природного газу від сірководню гідрохінонним 
методом [12]. Було показано, що незважаючи на суттєву відмінність процесів 
очищення газів гідрохінонним і хінгідронним методами, оптимальна лінійна 
швидкість кінців ковша диспергатора в абсорберах ГАКД є однаковою для обох 
методів і становить 12 м/с, а кількість диспергаторів 3-4 шт/м [12,13]. Ця 
інтенсивність диспергування забезпечує таку швидкість абсорбції О2, яка не 
лімітує швидкості окиснення хемосорбованого Н2S в обох розчинах. 
Швидкість регенерації хінгідронного поглинального розчину з вмістом 10 
кг/м3 Nа СО , 5 кг/м3
2 3  хінгідрону і до 200 кг/м3 Nа2S2О3 в абсорбері ГАКД із 
збільшенням питомої витрати повітря приблизно до 20 м3/кг Н2S (6,4 моль 
О2/моль Н2S) зростає, а далі різко сповільнюється. При цьому майже прямо 
пропорційно зростає ступінь віддування Н2S. Значення питомих витрат повітря 
18…20 м3/кг було рекомендовано для процесу регенерації. За відносно 
невеликих ступенів регенерації 73…78% (час регенерації до 70 с), концентрація 
Н2S у повітрі після регенератора є менше 20 мг/м3, відповідає санітарним нормам 
і таке повітря може бути викинуте в атмосферу. За концентрацій Н2S в розчині в 
межах 0,4…1,7 кг/м3 швидкість процесу регенерації незначно залежить від 
 
 
концентрації сірководню в розчині [11,12]. 
 
 
1.4.2 Стадія декарбонізації поглинального розчину 
У системі NаНСО3 – Nа2СО3 – газ має місце рівновага: 
2NaHCO3  Na2CO3 + CO2 + H2O, (1.26) 
стан якої залежить від температури і вмісту СО2 в газі. Як відомо, більшість 
безкисневих сірководневмісних газів містить певні кількості вуглекислого газу, 
який може поглинатись розчином, що призведе до зменшення рН поглинального 
розчину й зміни його властивостей: 
СО2 + NаОН  NаНСО3. (1.27) 
Було встановлено, що наявність СО2 в газі в межах 30…4000 Па не 
зменшує ступеня очищення кисневмісних газів від Н2S, позитивно впливає на 
ступінь перетворення хемосорбованого Н2S до сірки. За парціального тиску СО2 
в газі 30 Па і температури 293К рН розчину з концентрацією Nа2S2О3 200 кг/м3 
стабілізується в межах 8,8…8,9, а за 4000 Па – 8,7. Ступінь перетворення, 
відповідно, у першому випадку дорівнює ~ 10 %, а в другому - 8 % [16,17]. 
Утворення NаНСО3 (за реакцією 1.27) порушує оптимальне 
співвідношення між карбонатом та гідрогенкарбонатом у ХПР і призводить до 
падіння сорбційної ємності розчину. Встановлено, що швидкість розкладу 
NаНСО3 у ГАКД різко падає під час регенерації. За температури 34 оС середня 
швидкість розкладу (перші 5 хв.) становить 8,410-3, а через 30 хв - тільки 
1,0110-3 моль/(м3с), тобто падає приблизно у 8 разів [12]. 
Максимальний ступінь розкладу NаНСО3 визначається температурою 
процесу. Під час десорбції повітрям в абсорбері ГАКД поглинального розчину з 
початковою концентрацією NаНСО3 188 моль/м3 за температури 30 оС 
відбувається розклад солі на 70 %, а за 40 оС - на 73 %. Коефіцієнт масопередачі 
процесу (моль/(м3˟с˟Па) залежить від температури: 
К = 7,34102ехр[-209907(8,31Т)], (1.28) 
що вказує на дифузійну область протікання декарбонізації [12]. 
Оптимальною витратою повітря на декарбонізацію є 100...120 м3/м3 розчину. 
 
 
Ця величина приблизно в 4...6 разів більша, ніж на окиснення хемосорбованого 
Н2S (20…25 м3/м3). Перерахунок останньої за вмісту Н2S у поглинальному 
розчині 0,8...1 кг/м3 дає значення 18...20 м3/кг Н2S [124]. Тому процеси окиснення 
хемосорбованого Н2S і розкладу NаНСО3 потрібно здійснювати в окремих 
абсорберах ГАКД і за різних умов. 
 
1.4.3 Стадії виділення сірки й переробки відхідних тіосульфатних розчинів 
Виділення сірки з розчину 
Одержання цінних сортів сірки у процесах очищення газів від Н2S може 
впливати на рентабельність цих процесів, переводити їх із затратних у 
прибуткові. Теоретичні основи і технологію виділення із поглинального розчину 
сірки описано у роботах [11,12]. Згідно з ними для виділення сірки з ХПР 
можна застосовувати як осадження за допомогою коагулянтів, так і флотацію 
з уведенням у поглинальний розчин флотореагентів. 
Встановлено, що сірка, утворена в процесі очищення, є дрібнодисперсною, 
має розмір частинок 2...3 мкм, заряд -0,14...-0,15 В, дуже повільно осідає 
(0,01...0,03 м/год) і практично не флотується. Пошуковими дослідженнями 
підібраний недорогий й активний коагулянт сірки - натрію алкілсульфат. 
Визначено "поріг" його коагуляції (0,125 кг/м3), його питому витрату (2,5 кг/т 
сірки) і швидкість осадження коагульованої сірки (3 м/год). Результати 
досліджень були підтверджені в промислових умовах на дослідній установці 
очищення вентиляційних газів Роздільського ДГХП "Сірка"[11]. 
Флотореагентами для виділення сірки із поглинального розчину методом 
флотації можуть бути спінювач Т-66 та реагент-збирач гас. Оптимальною 
концентрацією спінювача в розчині є 0,01 кг/м3 і реагенту-збирача - 0,03 кг/м3. За 
цих параметрів кількість сірки, що переходить в пінний продукт, становить 
90…92 %, а концентрація її в піні в 30 разів більша від концентрації її в розчині 
після флотації. Питома витрата флотореагентів становить: спінювача - 7 кг/т 
сірки, реагенту-збирача - 20 кг/т сірки. Внаслідок промивання флотаційної сірки 
спінювач практично повністю переходить у промивні води й може бути 
 
 
повернутий у процес очищення, а збирач - тільки у випадку переробки її в рідку, 
грудкову чи кристалічну сірку [12]. Наявність спінювача і збирача в 
поглинальному розчині практично не впливає на хемосорбцію Н2S [11]. 
Утилізація відпрацьованого поглинального розчину 
Утворення в процесі відхідних тіосульфатних розчинів і необхідність їх 
утилізації значно знижує техніко-економічні показники хінгідронного методу. У 
собівартості очищення газів від сірководню витрати, пов'язані з заміною 
відпрацьованого поглинального розчину, становлять 10…40 %. У роботі [11] 
описано результати досліджень та запропоновані методи утилізації компонентів 
відпрацьованого ХПР шляхом адсорбції хінгідрону активованим вугіллям і 
подальшого розділення тіосульфатно-содового розчину на складові з 
поверненням компонентів розчину у хінгідронний процес [2]. Доведено [12], що 
березове активоване вугілля (БАВ) можна ефективно використати для вилучення 
хінгідрону із відпрацьованого розчину. Виходячи із ізотерм адсорбції, процес 
сорбції хінгідрону із ХПР слід здійснювати за звичайних температур (288...303 
К), а десорбції - за високих (~373 К). У процесі адсорбції доцільніше 
використовувати концентровані за хінгідроном розчини. Кінетичні залежності 
адсорбції хінгідрону БАВ вказують на внутрішньодифузійну область перебігу 
процесу. Це означає, що сорбент дрібніших фракцій застосовувати вигідніше, а 
гідродинаміка процесу особливої ролі не відіграє. 
Було досліджено розчинність у системі Nа2S2О3-Nа2СО3-Н2О в 
ізотермічних умовах за температур 298, 323 і 373 К. Дійшли висновку, що 
інгредієнти розчину можна розділити, здійснюючи послідовно його 
випарювання і кристалізацію. Запропоновано два варіанти кристалізаційного 
розділення суміші, залежно від співвідношення між Nа2СО3 і Nа2S2О3, яке може 
значно відрізнятись в технологіях очищення кисневмісних і безкисневих газів від 
сірководню. За першим варіантом, якщо концентрація Nа 3
2СО3 в розчині 10 кг/м  
і Nа2S2О3 - 200 кг/м3, випаровування проводять за 373 К. Далі розчин 
охолоджують до 298 К і в осад випадає Nа2S2О35Н2О. Ступінь вилучення 
Nа2S2О3 із розчину досягає 80,6%. Розчин, що залишився, повертають у цикл 
 
 
очищення. За другим варіантом, вихідний розчин, що містить 50 кг/м3 Nа2СО3 і 200 
кг/м3 Nа2S2О3, випаровують у трикорпусній установці за 373...323 К, далі за 323 К 
відділяють осад Nа2СО3Н2О, розчин охолоджують до 298 К і відділяють осад 
Nа2S2О35Н2О, а розчин повертають в цикл очищення. За другим варіантом, 
ступінь вилучення Nа2S2О3 дорівнює 93,1 %, а Nа2СО3 - 88,6 % [12]. 
На основі проведених досліджень разом з фахівцями Всесоюзного 
науково-дослідного інституту «Сірка» (тепер «Інститут ГІРХІМПРОМ», м. 
Львів) було розроблену технологію очищення вентиляційних газів від Н2S 
хінгідронним методом. Цю технологію було промислово впроваджено на 3-ох 
промислових установках, потужністю 30000 і 278000 м3 повітря/год на 
Яворівському та 200000 м3 повітря/год на Роздільському ДГХП "Сірка" [2]. 
Технологічна схема процесу наведена на рисунок 1.2. 
в атмосферу 
 
 
3 
 
 2 
Вентиляційний  
газ 
 
 
4 
 Сірчана 
1 паста 
 
 
5 
6 
 
Відпрацьований 
поглинальний розчин 
 
Рисунок 1.2 - Технологічна схема очищення кисневмісних газів від 
сірководню хінгідронним методом [2] 
1 – абсорбер ГАКД; 2 – краплевловлювач; 3 – відстійник; 4 – вакуум- 
фільтр; 5 –збірник поглинального розчину; 6 – насос. 
Сірководневмісний газ подають у абсорбер ГАКД (1), а протитечійно до 
нього – хінгідронний поглинальний розчин (ХПР). У абсорбері відбувається 
процес хемосорбції H2S лужним поглинальним розчином. Хемосорбований Н2S 
частково окиснюється окисною формою хінгідронного окисника до сірки. За 
рахунок наявності О2 у вентиляційному газі відбувається хінонооберт, тобто 
 
 
багаторазова конверсія відновної форми хінгідронного окисника в окисну й 
наступне окиснення ним хемосорбованого Н2S до сірки. Очищений від Н2S 
вентиляційний газ через краплевловлювач (2) викидають в атмосферу. 
Поглинальний розчин, що містить дрібнодисперсну сірку, самопливом 
надходить у відстійник (3). Сірчану пульпу направляють на вакуум-фільтр (4), а 
вже звідти пасту дрібнодисперсної сірки - на одержання спеціальних видів сірки. 
Фільтрат і освітлений розчин із відстійника (3) збирають у ємності (5), із якої 
насосом (6) подають на хемосорбцію Н2S в абсорбер (1). Для забезпечення 
постійності складу поглинального розчину частину його виводять із циклу і 
замінюють свіжим. Поглинальний розчин, що містить дрібнодисперсну сірку, 
самопливом надходить у відстійник (3). Сірчану пульпу направляють на вакуум- 
фільтр (4), а вже звідти пасту дрібнодисперсної сірки - на одержання спеціальних 
видів сірки. Фільтрат й освітлений розчин із відстійника (3) збирають у ємність 
(5), із якої насосом (6) подають на хемосорбцію Н2S в абсорбер (1). Для 
забезпечення постійності складу поглинального розчину частину його виводять 
із циклу і замінюють свіжим. 
 
1.5 Технологія полімерної сірки з відхідних тіосульфатних розчинів 
 
 
У роботах [12-13] представлено результати досліджень кислотного 
розкладу як модельних тіосульфатних розчинів, так і відхідних розчинів Na2S2O3, 
які утворюються в процесах хінгідронного та арсено-содового очищення 
промислових газів від H2S. Взаємодія Nа2S2О3 із сильними мінеральними 
кислотами описується таким сумарним рівнянням: 
S 2- +
2O3  + 2H3О  = S + SO2 + 3H2О. (1.29) 
Встановлено, що оптимальна концентрація Na2S2O3 залежить від природи 
кислоти і, відповідно, дорівнює 350…400 (для HCl) і 200…220 кг/м3 (для HNO3). 
Показники процесу зростають із збільшенням концентрації кислот. Важливим 
технологічним чинником є температура процесу, яка для двох кислот HCl і HNO3 
має близькі значення – відповідно 311…315 і 314…322 К. У результаті розкладу 
 
 
нітратною кислотою відхідних тіосульфатних розчинів, що містять хінгідрон, 
утворюється полімерна сірка, яка якісно відрізняється від продукту, отриманого 
із чистого Nа2S2О3 [13-14]. Одержана сірка дрібнодисперсна, коричневого 
забарвлення, з поганою адгезією до елементів реактора, з розмірами частинок 
10–2...10–1 мм, тоді як з хімічно чистого Nа2S2О3 отримується в’язка сірка, яка 
потребує подальшого диспергування [13]. 
Наявність хінгідрону у відхідному розчині сприяє збільшенню виходу 
сірки та вмісту в ній полімерної модифікації для обох кислот. Встановлено, що 
із збільшенням концентрації хінгідрону (від 1 до 5 кг/м3) як у випадку 
застосування HCl, так і HNO3, інтегральний вихід продукту зростав практично 
прямолінійно в межах відповідно 86...91 та 46...55 %. При цьому в продукті, 
одержаному в середовищі HCl, вміст полімерної сірки та її термостабільність 
зростали відповідно до 47…48 і 76…77 % (на противагу 35 і 45…48 без 
хінгідрону). За результатами аналізу продуктів методами ІЧ- та ЕПР- 
спектроскопії встановлено, що хінгідрон відіграє роль стабілізатора 
макромолекул [128]. Отже, його можна повністю не вилучати з розчинів, а 
корелювати його вміст і забезпечувати високий вихід продукту та вміст 
полімерної складової в ньому. 
Результати досліджень ефективності використання полімерної сірки, 
одержаної із відхідних тіосульфатних розчинів очищення газів від H2S 
хінгідронним методом, як вулканізуючого агента, показали, що фізико-механічні 
характеристики гум, вулканізованих полімерною сіркою, відповідають 
високоякісним гумам, а ромбічною – низькоякісним. Полімерна сірка повністю 
приймає участь у вулканізації і не дифундує з об’єму зразка на поверхню, тоді як 
ромбічна лише на 60…70% [13]. 
Відхідні тіосульфатні розчини з вмістом хінгідрону доцільніше 
переробляти в полімерну сірку за допомогою HNO3: вміст полімерної складової 
зростає (92% проти 55,6% для HCl). За цінами 2007 р. орієнтовна розрахункова 
собівартість 1 т полімерної сірки, одержаної розкладом нітратною кислотою, 
склала 6753 грн, а ринкова вартість імпортної - 10…12 тис. грн [13]. 
 
 
Так як високого виходу полімерної сірки під час кислотного розкладу 
можна досягти з висококонцентрованих розчинів Na2S2O3 (350…400 г/дм3), то 
постає необхідність встановлення можливості здійснення очищення газів від H2S 
ХПР з високою концентрацією Na2S2O3. Один з недоліків хінгідронного методу 
може стати його перевагою. Відкривається можливість для варіювання 
параметрами хінгідронного процесу для одержання дрібнодисперсної сірки або 
концентрованого тіосульфатного розчину – сировини для полімерної сірки, а 
точніше - двох продуктів з різним виходом. 
 
1.6. Критичний аналіз масообмінної апаратури для хемосорбції газів 
 
Сумарна швидкість гетерогенного хімічного процесу (хемосорбції газу 
поглинальним розчином) визначається швидкістю найповільнішої (лімітуючої) 
стадії. Для більшості гетерогенних реакцій у реальних технологічних процесах 
такою стадією є дифузійна стадія, яка забезпечує перенесення реагуючих 
речовин у зону реакції [13,14]. Спосіб контакту між рідинною і газовою фазами 
в масообмінних апаратах має величезне значення для досягнення низьких 
дифузійних опорів газової і рідинної фаз. 
Абсорбційну техніку й типи контакту між газом та рідиною можна 
класифікувати за різними показниками. Серед класифікацій Рамма В.М., 
Литвиненка М.С., Кафарова В.В. та ін. [13-14], на наш погляд, класифікація 
Литвиненка М.С., найповніше описує масообмінну апаратуру й контакт між 
фазами з точки зору процесів масопередачі й дифузійних опорів фаз. У цій 
монографії абсорбційна техніка класифікована за способом контакту між 
рідинною і газовою фазами на апарати з : 1) розподілом рідини в об’ємі газу; 2) 
розподілом газу в об’ємі рідини; 3) рух газу над поверхнею, змоченою рідиною. 
В апаратах з розподілом рідини в об’ємі газу (апарати з форсунковим або 
механічним диспергуванням рідини) крапля рідини неперервно пролітає через 
нові шари газу, що сприяє швидкому оновленню поверхневого шару газу. Це 
зумовлює низький опір газової фази. В апаратах з розподілом газу в об’ємі 
 
 
рідини (барботажні або пінні апарати) газова бульбашка неперервно барботує 
через нові шари рідини, що сприяє швидкому оновленню поверхневого шару 
рідини. Це зумовлює низький опір рідинної фази. Цього ж ефекту можна досягти 
в апаратах з розподілом рідини в газі, якщо утворюються дрібні краплі. 
У світовій практиці у промислових процесах очищення безкисневих газів 
від сірководню рідинно-фазними окисними методами використовують різну 
масообмінну апаратуру [13]. При чому, вибір і подальше застосування апарату 
часто не має теоретичного підґрунтя, а зумовлений традиціями в тій чи іншій 
галузі промисловості або дозволяє реалізувати якісь додаткові завдання. Так, у 
широко розповсюдженому процесі LO-CAT з окисником на основі хелатних 
комплексів Заліза для очищення газів за низького тиску використовують 
пристрій Вентурі й барботажний абсорбер. У методі Giammarco-Vetrocoke з 
окисником на основі сполук Арсену часто використовують колонний 
розпилюючий абсорбер. У методах з окисниками на основі хінонних сполук 
переважно використовують насадкові абсорбери (методи Perox і Тakahaх) або 
барботажні колони з провальними тарілками (Stretford) [13]. Для регенерації 
поглинальних розчинів киснем повітря у більшості вищеописаних методів 
використовують громіздкі пустотілі колони або ємності, заповнені розчином, 
через які барботує повітря і паралельно флотує одержану сірку. Тоді одночасно 
реалізують два процеси : регенерації розчину і відділення сірки від нього, при 
тому часто втрачаючи величину інтенсивності хемосорбційного процесу. 
У роботі [14] прописані рекомендації щодо вибору апаратів залежно від 
розчинності газів. Показано, що для добре розчинних газів основний опір 
зосереджено в газовій фазі і найефективнішим є форсунковий апарат, де газова 
фаза сильно турбулізована. Для погано розчинних газів основний опір створює 
рідинна фаза, тому найефективнішими є барботажні тарілкові апарати. Для 
систем з помірно розчинним газом (сірководнем), які контролюються опорами 
як газової так і рідинної фаз, було запропоновано використовувати насадкові 
колони. Відзначено, що турбулізація обох фаз у насадкових апаратах можлива 
при  збільшенні  швидкості  газового  потоку,  густини  зрошення  і  підбору 
 
 
насадкових елементів [13]. Однак, насадкові абсорбери створюють розвинуту 
турбулентність переважно у газовій фазі [13-14]. 
У цілому, застосування того чи іншого масообмінного апарата для 
конкретного масообмінного процесу повинне бути результатом розгляду умов 
проведення цих процесів, які б задовольняли певні вимоги [13]. При тому 
звертають увагу на рівноважний тиск компонента над рідиною, відношення 
об’ємних витрат рідини й газу, тиск газу, гідравлічний опір апарату, час 
перебування компонентів в апараті, можливі зміни навантажень за рідиною і 
газом, масштаби виробництва, інтенсивність тощо. 
Так як у процесах очищення кисневмісних газів від сірководню 
хінгідронним методом успішно використовували абсорбер ГАКД, то, очевидно, 
потрібно розглянути переваги і недоліки цього масообмінного апарату. 
Абсорбер ГАКД складається з горизонтального корпусу, у нижній частині якого 
розміщено жолоб для рідини, над яким розташований повздовжній вал з 
попарно розміщеними ковшоподібними диспергаторами (рисунок 1.3) [2,14]. У 
процесі обертання валу ковші почергово входять у рідину, захоплюють її з 
жолоба і в момент виходу з рідини диспергують її в об'єм апарата через щілини. 
 
 
Рисунок 1.3 - Горизонтальний апарат з ковшоподібними диспергаторами 
 
 
 
 
1 – корпус; 2 - вал; 3 – ковшоподібний диспергатор; 4 – торцева кришка; 5 
– днище; 6, 7 – патрубки для введення і виведення газу; 8, 9 – патрубки входу і 
виходу рідини; 10 – переливний пристрій; 11, 12 – пластини днища 
 
 
Апарат такого типу був розроблений Животовським А.Г., однак тоді для 
розбризкування рідини використовувалась S-подібна трубка [14], яка, 
обертаючись, захоплювала рідину і розпилювала її через щілини на зовнішньому 
боці трубки. Скруберні камери з S-подібними розбризкувачами почали 
застосовувати на Роздільському і Яворівському ДГХП «Сірка». 
Недоліки, виявлені у процесі експлуатації, були проаналізовані й 
виправлені у роботах Яворського В.Т., Калимона Я.А., Лавриненка О.О., 
Знака З.О., Гелеша А.Б. [14-15]. Було запропоновано інший тип розбризкувачів 
- ковшоподібні та встановлені оптимальні співвідношення між окремими 
елементами абсорбера: діаметр диспергатора (Dд) залежить від діаметра 
абсорбера (Dа) Dд = (0,3…0,35)·Dа, діаметр завихрювача dз = 0,25·Dд [14, 15]. 
Ковшоподібний диспергатор містить два ковші, розміщених під кутом 180о 
на валу 5 (рис. 1.4). Кожен з ковшів складається з твірної (1), на якій прорізано 
отвори, завихрювача (2) та двох боковин (3). У результаті диспергування рідини 
формується крапельна завіса - стійка площина диспергування у вигляді вузького 
плоского факела. Однак за наявності у цій площині навіть невеликого сектора з 
меншою густиною крапельної завіси ефективність роботи ГАКД різко падає, 
зменшується ступінь очищення газів [15]. 
Визначення оптимальної конструкції ГАКД і режиму його роботи було 
здійснено на стендовій установці з використанням диспергатора промислових 
розмірів. Дослідження показали, що раніше запропонована конструкція ГАКД 
[15] круглого поперечного січення з нижнім розміщенням валу не може 
забезпечити рівномірної крапельної завіси. Технологічно доцільним поперечним 
січенням абсорбера є півколо, яке усічено з боку виходу диспергатора з рідини 
під кутом β = 30…35о відносно її рівня . Було модернізовано диспергатор за 
рахунок прорізання додаткових щілин в камері завихрення, яка спряжена з 
отвірною (рисунок. 1.4) [15]. Характеристиками промислового зразка є такі: 
діаметр диспергатора Dд = 1200 мм; ширина ковша b = 60…90 мм; глибина 
занурення h = 110…120 мм; оптимальне число щілин на диспергаторі – 52 шт; 
ширина щілин – 2 мм, лінійна швидкість руху кінців диспергатора – 10…12 м/с. 
 
 
 
 
Рисунок 1.4 - Схема ковшоподібного диспергатора : 
 
1 – твірна; 2 – завихрювач; 3 – боковини; 4 – муфта; 5 – вал; 6 – кріплення; 
h – глибина занурення диспергатора в рідину; Dд – діаметр диспергатора; dз – 
діаметр завихрювача. 
 
У роботі [144] було обґрунтовано, що абсорбер ГАКД має ряд переваг у 
порівнянні з відомими апаратами системи газ-рідина. Головними перевагами є: 
– підведення енергії безпосередньо до крапель рідини, які одержують значну 
початкову швидкість, що різко зменшує опір з боку газової плівки і сприяє 
кращому контакту між фазами, та багаторазове диспергування рідини в об'єм 
газового потоку, що дає змогу зреалізувати пульсаційний рух середовища; 
– формування вторинної крапельної завіси в результаті зіткнення 
диспергованих краплин із стінками апарата та між собою, відбувається 
багаторазове утворення, дроблення та коалесценція крапель у вільному об'ємі 
апарата, що оновлює міжфазну поверхню й різко інтенсифікує масоперенос; 
– регулювання в широкому діапазоні відносної швидкості руху фаз через 
зміну інтенсивності диспергування, питомої витрати диспергованої рідини, 
дисперсності крапель, відношення витрат рідинної й газоподібної фаз; 
– можливість створення як проти-, так і прямотечійного режиму роботи; 
– можливість розташування на горизонтальному валу декількох 
диспергаторів, що забезпечуватиме ступеневий контакт по довжині апарату.
 
 
1.7 Аналіз можливих електрохімічних процесів у ХПР 
 
 
1.7.1 Електрохімія сполук сірки 
Для Сірки характерними є ступені окиснення -2; 0; +4; +6 [2, 15]. У водних 
розчинах можуть існувати сірководень і сульфіди (H S, HS-, S2-
2 ), полісульфіди 
(��2−, ��2−, ��2−, ��2−), тіосульфат (H S O , ���� ��−
2 2 3 2 , ��2��2−), тіонати і тіоніти (��5��2−, 
2 3 4 5 3 3 6 
�� 2−
4�� , ���� −
2�� , �� ��2−
2 , �� 2− 2−
3�� , ��2�� ), сульфітна кислота і сульфіти (H2SO3, 
6 4 4 6 6 
������−, ����2−), сульфатна кислота і сульфати (H2SO4, ������−, ����2−), 
3 3 4 4 
пероксосульфати (�� ��2−
2 , ����2−). 
8 5 
Питанню анодного окиснення сульфідної сірки присвячено багато робіт 
[159-171]. Досліджено окиснення натрію сульфіду на платині, вуглецевих 
матеріалах, дисперсному золоті, ртуті та ін. Показано, що в різних умовах 
окиснення (рН, потенціал аноду тощо) основним продуктом є сірка, а також 
утворюються полісульфіди, сульфат, дитіонат і тіосульфат. Електрод покритий 
шаром сірки, пасивується, в результаті чого потенціал підвищується й 
починається виділення кисню та окиснення сірки до SO 2-, S O 2-
4 2 3 . Відновлення 
активності електроду можливе при розчиненні сірки (з утворенням 
полісульфідів), її окисненні або відновленні. Розряд молекул води або гідроксид 
- іонів на аноді також сприяє очищенню його поверхні, а атомарний кисень 
приймає участь в окисненні сульфід-іонів з одержанням сірки. 
Охарактеризовано три області потенціалів +0,7…+ 0,9 (1), +0,9…+ 2,1 (2) 
та +1,6…+ 2,5 В (3) (відносно окисно-ртутного електрода), які відповідають 
трьом різним станам електрода, які впливають на природу кінцевих продуктів. 
Так, у області 1 утворюється практично тільки полісульфід; в області 2 - 
полісульфід, сульфат і тіосульфат, причому з ростом потенціалу вихід сульфіду 
падає, а сульфату зростає, в області 3 утворюється практично тільки тіосульфат. 
Дитіоніт не утворюється. Запропоновано [159] такий механізм процесів. Для всіх 
металів, крім платинованої платини, n=2 і відбувається адсорбція іона S 2-
x  на 
поверхні електрода, розряджання цього адсорбованого іону (лімітуюча стадія) і 
регенерація адсорбованого комплексу: 
 
 
S 2-
x  + М = М...S 2-
x , (1.30) 
М...S 2-
x  + S 2-
x  - 2е = М... S 2-
x-1 + Sx+1 , (1.31) 
М...S 2-
x-1  + S2- = М...S 2-
x . (1.32) 
У випадку платинованої платини (n=1) адсорбція супроводжується 
частковою нейтралізацією заряду іона S 2-
x : 
S 2-
x + М-е = М-S -
x , (1.33) 
М-S 2-
x-1+ S  - е = М-S -
x (лімітуюча стадія) (1.34) 
Дослідження окиснення сульфідів часто застосовують для вивчення 
корозійних процесів [17,18]. Методом циклічної вольтамперометрії (ЦВА) 
встановлено окисно-відновні реакції Сірки у розчині Na2S на інертному 
склографітовому електроді [17]. Дійшли висновку, що окиснення відбувається з 
виділенням сірки та наступною повільною реакцією утворення полісульфіду, а 
відновлення – розряджання полісульфід-іонів із попередньою їх адсорбцією. 
Окиснення сірководню у неводних середовищах (CH3CN, CH2Cl2, ДМФА) 
відбувається з утворенням нестабільного катіон-радикала сірководню, який 
фрагментується з відривом протона [17] 
H2S – e = [H2S]+ = H+ + HS. (1.35) 
Крім електрохімічної активації H2S можна здійснювати також його хімічну 
активацію (хінонами) або комбіновану - електрохімічну й хімічну. З 
використанням радикала HS. можна одержати молекулярну  сірку або 
здійснювати, наприклад, тіолювання органічних сполук. Так вдалось розробити 
препаративні методи синтезу тіофенолу, тіокрезолів, тіолів, аліфатичних та 
ароматичних сульфідів, тіопіранів і солей тіопірилію у м’яких умовах [17,18]. 
Крім сірководню, у ХПР присутній натрію тіосульфат, який також може 
електрохімічно окиснюватись [13,15,17,18]. Дослідження електрохімічної 
поведінки розчинів Na2S2O3 (0,12…0,62 моль/дм3) методом ЦВА показало, що на 
катодній кривій ЦВА розчину з рН=4…5 не спостерігається піку струму 
відновлення, а на анодній кривій є два піки (1,18 В і 1,42 В, н.к.е.). Перший 
відповідає окисненню тіосульфату до тетратіонату, а другий - до сульфату. 
Повторна розгортка в катодний бік дає два піки за потенціалів -0,46 і -0,83 В, що 
 
 
відповідають відновленню тетратіонату і сірки, відповідно [17]. 
Очевидно, що електроліз ХПР, насиченого сірководнем, буде відбуватись 
з одержанням сірки, яка блокуватиме поверхню електродів. Крім того, інші 
сполуки Сірки, які присутні чи можуть утворюватись під час хінгідронного 
процесу, з різним виходом будуть анодно окиснюватись на аноді. Одержані 
сірковмісні продукти будуть забруднювати ХПР. 
 
1.7.2 Електрохімічні процеси в системах хінон – гідрохінон 
Окисно-відновні властивості системи хінон-гідрохінон відомі давно і, 
насамперед, як хінгідронного електрода для визначення рН [18]. Хінонні 
сполуки (похідні бензо-, нафто-, антра- та інших хінонів) знаходять широке 
застосування у літій-іонних джерелах струму, сенсорах, в органічному синтезі, у 
фармакопії для створення препаратів для боротьби з раком тощо [17-18]. 
Відомо, що окиснення гідрохінону чи відновлення хінону є двоступеневим 
одноелектронним процесом з утворенням проміжного аніон-радикала 
семіхінону [18]. Під час взаємодії хінгідрону з лугами відбувається втрата двох 
протонів і також утворюється усереднений семіхінон [13,18]: 
 
 
 
. 
Окисно-відновні процеси з участю семіхінонів вже реалізуються в одну 
стадію одноелектронного процесу. Енергетичний бар’єр такого процесу буде 
нижчим ніж двостадійного чи одностадійного двоелектронного механізму. 
Дослідження властивостей системи хінон – гідрохінон представлені у 
багатьох працях [16-19]. Експериментально встановлені кінетичні рівняння для 
окисно-відновних реакцій на Pt-електроді в системі хінон – гідрохінон. 
Повільною стадією, як в кислих, так і в лужних розчинах, є приєднання першого 
електрона адсорбованою частинкою. Через неоднорідність поверхні Pt- 
електрода в кінетичних рівняннях проявляються дробові степені у концентрації 
реагуючих речовин [18,19]. Швидкість електрохімічних процесів в системі 
 
 
хінон – гідрохінон лінійно зменшується при збільшенні логарифма концентрації 
абсорбованих нейтральних молекул, катіонів і аніонів, що не приймають участь 
в електрохімічній реакції. Досліджено основні закономірності адсорбції 
гідрохінону на платиновому електроді. Показано, що адсорбція визначається 
бензольним кільцем і взаємодія хемосорбованої молекули з поверхнею Pt 
електроду настільки сильна, що вона губить можливість до редокс-переходу 
хінон - гідрохінон [18,19]. Також були вивчені окисно-відновні властивості 
хінонних сполук на золоті [19] та інших матеріалах. 
Для досліджень окисно-відновних властивостей різних хінонних сполук, 
зокрема антрахінонних [19], часто використовували метод ЦВА. Однак 
більшість цих досліджень здійснені у буферних розчинах або за невисоких рН. 
Крім того, хінгідронний окисник, який утворюється в результаті олігомеризації 
хінгідрону, є сумішшю речовин [2,13], а результати досліджень індивідуальних 
речовин не можуть безпосередньо переноситись на їхні суміші. 
 
1.8 Загальні підсумки. Визначення мети і завдань магістрської роботи 
 
На підставі огляду джерел інформації можна зробити такі висновки. 
1. Процеси переробки нафти, газу і вугілля є основними джерелами одержання 
безкисневих сірководневмісних газів, які використовують як паливо або 
вуглеводневу сировину. Світове виробництво сірки у 2023 р. склало 65,8 
млн. т, з яких 29,9 було одержано з нафти, 34,0 з природних газів і 1,9 – з інших 
джерел. В останні роки в загальному балансі сірководневмісних газів зростає 
частка біогазу, що утворюється з відновлювальних джерел. 
2. Теорії й практиці відома велика кількість методів очищення газів від сірководню. 
Їхні техніко-економічні оцінки відрізняються між собою, оскільки залежать від 
умов здійснення процесу, складу газу, апаратурного оформлення, кон'юнктури 
ринку тощо й тому можуть порівнюватись з певним застереженням. 
3. Найпоширенішим промисловим способом очищення високодебітних 
безкисневих газів у газо- й нафтопереробній галузях промисловості є 
 
 
комбінація етаноламінових методів очищення газів із методом Клауса для 
одержання сірки з H2S. Основними недоліками цієї комбінації є 
багатостадійність та недосконалість у екологічному відношенні. Крім того, 
методом Клауса одержують, переважно, грудкову сірку, яка має невисокі якість 
і споживчу цінність. Використання цього комплексу технологій для очищення 
газів із низькодебітних джерел є часто технологічно і економічно невиправдане. 
Через брак відповідних технологій в Україні такі гази часто використовують 
тільки як паливо, забруднюючи при тому довкілля шкідливими викидами. 
4. Актуальним є залучення новітніх технології очищення газів – рідинно-фазних 
окисних, мембранних, електрохімічних чи біологічних. Технології з 
одночасним одержанням цінних модифікацій сірки зможуть значно зменшити 
собівартість очищення газів від H2S. Перспективним є одержання сірки у 
формі дрібнодисперсної й полімерної модифікацій. 
5. Глибокий аналіз стадій хінгідронного методу очищення вентиляційних 
(кисневмісних) газів від Н2S дав змогу сформувати два основні напрямки 
досліджень для адаптації методу для очищення природних і технологічних 
(безкисневих) газів. Перший це аргументований вибір масообмінної апаратури 
для хемосорбції H2S з газів і О2 з повітря поглинальним розчином та 
дослідження очищення промислових безкисневих газів різного типу, складу й 
умов у вибраній. Другий - дослідження, спрямовані на зменшення недоліків, 
які були виявлені під час розробки й експлуатації хінгідронного методу 
очищення кисневмісних газів, передусім, утворення відхідних тіосульфатних 
розчинів (до 200 кг/м3 Na2S2O3), які потребують утилізації. 
Мета ної роботи полягає в розвитку теоретичних основ і технологій 
очищення безкисневих (природних і технологічних) газів від сірководню 
хінгідронними окисними системами для збільшення їх технологічної і техніко-
економічної ефективності. 
Для досягнення поставленої мети необхідно було вирішити такі завдання: 
- здійснити моніторинг ресурсів і складу сірководневмісних газів, які 
потребують очищення й можуть бути сировиною для одержання S чи її сполук; 
 
 
- критично проаналізувати стадії хінгідронного процесу очищення 
газів від H2S з огляду збільшення селективності щодо сірки та підвищення 
ефективності масообмінного обладнання на стадіях хемосорбції 
сірководню з газів і регенерації хінгідронного поглинального розчину; 
- дослідити взаємну розчинність компонентів хінгідронного 
поглинального розчину (ХПР) та його фізико-хімічні властивості в межах 
ефективних концентрацій інгредієнтів і на основі цього теоретично 
обґрунтувати вибір масообмінної апаратури для процесу очищення газів; 
- дослідити вплив умов приготування хінгідронної окисної системи 
(ХОС), як базової для приготування ХПР для очищення безкисневих газів 
від Н2S, на її основні фізико-хімічні й окисно-відновні властивості; 
- експериментально вивчити рівновагу в системі сірководень - ХПР; 
- розробити математичну модель процесу хемосорбції сірководню з 
газів хінгідронним поглинальним розчином на стадії очищення газу; 
- експериментально дослідити хемосорбцію сірководню з безкисневих 
газів хінгідронним поглинальним розчином у різних типах масообмінних 
апаратів та вплив газоподібних домішок, які містяться у цих газах, на їх 
очищення; 
- розробити математичну модель процесу хемосорбції кисню з повітря 
хінгідронним поглинальним розчином на стадії його регенерації; 
- експериментально дослідити вплив різних факторів на хемосорбцію 
О2 з повітря ХПР у різних типах масообмінних апаратів та вплив домішок, 
які містяться у вуглеводневих газах, на регенерацію поглинального 
розчину; 
- дослідити процеси електрохімічної регенерації ХПР; 
- розробити варіанти технологічних схем очищення газів від 
сірководню з одержанням наперед заданого продукту – дрібнодисперсної 
сірки чи тіосульфатного розчину – сировини для одержання полімерної 
модифікації сірки; на підставі розрахунків основних техніко-економічних 
показників розроблених технологій оцінити їх ефективність. 
 
 
2 ОПИС ЛАБОРАТОРНИХ УСТАНОВОК, МЕТОДИК ДОСЛІДЖЕНЬ 
ТА АНАЛІЗІВ 
 
2.1. Дослідження фізико-хімічних властивостей поглинальних розчинів 
Дослідження густини й в’язкості розчинів за різних концентрацій 
натрію карбонату, натрію тіосульфату, натрію гідрогенкарбонату й 
хінгідрону за різної температури визначали ареометричним та 
віскозиметричним методами. 
Внутрішній діаметр капіляра віскозиметра складав 0,99 мм. Кінематичну 
в’язкість визначали за формулою, мм2/с: 
g
                                                       T K                                         (2.1) 
9.867
де g – прискорення вільного падіння, м2/с; Т – час протікання рідини, с; К – 
стала віскозиметра, мм2/с2 (К=0,08103). 
Динамічну в’язкість розчину µ розраховували за формулою, Па·с: 
                                                                                                                    (2.2) 
де ν – кінематична в’язкість, мм2/с; ρ – густина розчину, кг/м3. 
Значення рН розчинів визначали рН-метром рН-673 М, окисно-
відновний потенціал – за допомогою потенціостата ПИ-50-1-1, поверхневий 
натяг розчину - методом «відриву кільця». 
 
2.2 Дослідження окисно-відновних властивостей і процесів у 
хінгідронних окисних системах методом вольтамперометрії 
 
Дослідження окисно-відновних процесів у хінгідронному розчині 
здійснювали вольтамперним методом [19]. Визначення стаціонарних окисно- 
відновних потенціалів та знімання поляризаційних кривих здійснювали за 
допомогою потенціостата ПИ50-1-1 у закритій комірці. Використовували 
триелектродну систему (рисунок 2.1): робочий (площа 0,84 см2) і допоміжний 
електроди – платинові, порівняння – хлоридсрібний електрод (х.с.е., 
 
 
Ag/AgCl). 
Перед дослідженнями платинові електроди знежирювали в ацетоні, травили у 
10% розчині HNO3 та промивали в проточній і дистильованій водах. 
 
Рисунок 2.1 - Схема установки для поляризаційних досліджень : 
1 – електрохімічна комірка; 2 – розчин електроліту; 3 – допоміжний 
електрод (ДЕ); 4 – робочий електрод (РЕ); 5 – капіляр Луггіна; 6 – електрод 
порівняння (ЕП); 7 – відповідні клеми потенціостата. 
Поляризаційні криві платини знімали в поглинальних розчинах складу, 
г/дм3: 1 - хінгідрону (х/г) 5, Na2CO3 10; 2 - х/г 5, Na2CO3 10, Na2S2O3 200. 
Швидкість розгортки потенціалу становила 0,08 мВ/с. Спочатку 
здійснювали катодну поляризацію в розчині хінгідрону, а після 
визначення потенціалу електрода при розімкнутому колі та додаванні 
необхідних компонентів – анодну. Для приготування ХПР складу, г/дм3: 
хінгідрону 5 і Na2CO3 10 з вмістом і без вмісту Na2S2O3 200, використовували 
дистильовану воду та реактиви марки “хч”. Цим же методом вивчали окисно-
відновну поведінку сульфідних розчинів, одержаних абсорбцією H2S 15% 
розчином NaOH. Для зменшення окисної дії кисню повітря досліджуваний 
розчин заливали в електрохімічну комірку, попередньо продуту азотом. 
Умови здійснення досліджень: температура - 20оС, швидкість розгортки 
потенціалу - 20 мВ/с. Потенціал електрода змінювали від - 2,0 до +2,0 В. 
 
2.3 Методики визначення окисно-відновних властивостей 
хінгідронних окисних систем під час їх приготування 
 
Для оцінки зміни окисно-відновних властивостей хінгідронної 
 
 
окисної системи ХОС використовували електрохімічний метод  –  метод 
циклічної 
вольтамперометрії (ЦВА). Роль окисника й відновника в цьому методі 
відіграють електроди, а величина потенціалу електрода, за якого сполука 
окислюється або відновлюється, є надійною характеристикою його окисно-
відновної здатності. Із циклічних вольтамперограм можна зробити висновок, 
наскільки легко хінгідрон або інші сполуки окислюються і відновлюються 
[19]. 
У дослідженнях використовували потенціостат ПИ-50-1.1. Електроди – 
платинові, електрод порівняння - хлорид-срібний. Площа робочої поверхні 
електрода - 0,84 см2. Умови здійснення досліджень: температура – 20оС, 
швидкість розгортки потенціалу - 20 мВ/с, напрям розгортки – в анодний бік. 
Для приготування досліджуваних розчинів використовували хінгідрон 
класифікації «хч» (ТзОВ «Сфера Сім», м. Львів). Лужність досліджуваних 
розчинів вимірювали рН-метром рН-373М. Методи IR та UV-viz 
спектроскопії застосовували як допоміжні для пояснення змін окисно-
відновних властивостей. Спектри знімали на приладах Specord M 80 та 
Specord M 40, відповідно. Спектри хінгідрону знімали в таблетці з KBr, а 
розчинів олігомерів - в тонкій висушеній плівці на скельцях KBr. 
 
2.4. Установка для визначення рівноважного парціального тиску 
сірководню над хінгідронними поглинальними розчинами 
 
Вивчення рівноважних концентрацій сірководню в системі 
хінгідронний поглинальний розчин – H2S – інертний газ (азот) здійснювали 
статичним методом на лабораторній установці, наведеній на рисунку 2.2. 
Установка для досліджень рівноваги сорбції складалась із вузлів 
приготування азото-сірководневої суміші, насичення сірководнем 
хінгідронного поглинального розчину та відбору проб газу і його аналізу. 
Насичення поглинального розчину сірководнем здійснювали в системі з двох 
 
 
конічних колб (10) і (13), обладнаних барботерами та верхніми і нижніми 
штуцерами. Спочатку заливали хінгідронний поглинальний розчин у верхню 
колбу. Після цього колби герметично закривали і з’єднували між собою 
шлангами, як показано на рисунку. 
Потім через них продували азот з балона 9 для витіснення повітря. 
 
Рисунок 2.2 - Схема лабораторної установки: 
1 – напірна ємність з сульфатною кислотою; 2 – колба з розчином 
натрію сульфіду; 3 – магнітна мішалка; 4, 14 – санітарні ємності з підкисленим 
розчином KMnO4; 5 – маностат; 6, 8 – реометри; 7 – змішувач; 9 – балон з N2; 
10, 13 – колби з поглинальним розчином; 11 – термометр; 12 – рН-метр. 
 
Через поглинальний розчин у колбі 10 пропускали певний об’єм азото- 
сірководневої суміші, витрату якої контролювали реометром 6. Відкривали 
крани (К1) та (К2) і розчин із колби 10, спершу розташованої вище, перетікав 
у колбу 13, розташовану нижче. Відтак газ з колби 13 барботував через 
поглинальний розчин, що залишався у колбі 10. Після того, як розчин перетік 
з колби 10 у колбу 13, останню піднімали і повторювали вказані вище дії до 
досягнення сталого значення pH розчину. Після цього аналізували газову та 
рідинну фази на вміст сірководню. Під час кожного відбору проб кількість 
сірководню в системі зменшувалась, що давало змогу ще декілька разів 
визначати рівноважні концентрації сірководню без заміни рідинної фази. 
 
 
Дослідження здійснювали за початкових концентрацій Na2CO3 10, 30 і 
50 кг/м3 (94,34, 283,0 і 471,7 моль/м3, відповідно). Решту параметрів були 
сталими: температура – 298 К, вміст у розчині, кг/м3: хінгідрону – 5; Na2S2O3 
– 250. 
Сірководень одержували дозуванням 20 % розчину сульфатної кислоти 
в 
~10 % розчин натрію сульфіду [196]. Хінгідронні поглинальні розчини 
готували розчиненням відповідних кількостей Na2CO3 і хінгідрону 
(мольне співвідношення 2:1) у дистильованій воді. Вистоювали одержані 
розчини 7 діб за доступу повітря і періодичного перемішування. Після цього у 
розчин додавали інші компоненти для досягнення відповідних концентрацій. 
Всі реактиви були класифікації «хч». Аналіз газової і рідинної фаз 
здійснювали йодометричним методом [19]. 
Ступінь насичення розчину (α, %) розраховували, як відношення 
кількості NaHS (моль) у розчині до початкової кількості Na2CO3 (моль). За 
значенням концентрації H2S в газовій фазі розраховували його рівноважний 
парціальний тиск над хінгідронними розчинами (р*, Па). Розрахунок 
парціального тиску H2S над карбонатними розчинами проводили за відомими 
значеннями константи рівноваги [13]. Константу рівноваги К, яка описує 
рівновагу реакції хемосорбції сірководню карбонатним розчином 
розраховували за рівнянням : 
HS    HCO 
3
                                                        K                                                                        
 2
CO 
3  H2S 
(2.3) 
2.5. Установка для дослідження процесів хемосорбції газів у ГАКД 
Дослідження хемосорбції H2S з природного газу здійснювали на лабораторній 
установці (рисунок 2.3), основним апаратом якої був горизонтальний 
абсорбер з ковшоподібними диспергаторами діаметром 0,5 м, довжиною 0,5 
м і двоковшовим диспергатором діаметром 0,2 м. Абсорбер був виготовлений 
із сталі 12Х18Н10Т. Обертання валу з диспергатором здійснювали 
 
 
електродвигуном за допомогою ремінної передачі. Число обертів валу з 
ковшоподібними диспергаторами встановлювали підбором діаметрів шківів і 
перевіряли тахометром. 
Сірководень одержували розкладом розчину натрію сульфіду 20%-ю 
сульфатною кислотою і зберігали у газгольдері. Хінгідронний поглинальний 
розчин готували з попередньо одержаного в спеціальних умовах ХОС 
(концентрату) з співвідношенням компонентів натрію карбонат : хінгідрон = 
2:1. До концентрату добавляли розраховані кількості компонентів для 
одержання розчинів з заданими концентраціями. 
 
 
Рисунок 2.3 - Схема лабораторної установки з абсорбером ГАКД : 
1 – компресор; 2 – газгольдер; 3 – реометри; 4 – змішувач; 5 – абсорбер 
ГАКД; 6 – електродвигун з приводом; 7 – термометр; 8 – ємність з 
поглинальним розчином; 9 – насос; 10 – ротаметр 
 
Спочатку встановлювали задану витрату поглинального розчину, який 
надходив у абсорбер 5, і заповнювали його цим розчином до рівня, за якого 
 
 
диспергатори занурювались на глибину 0,012 м. Природний газ і сірководень 
із заданими витратами подавали у змішувач 4. Момент вмикання двигуна 6, 
який обертав вал з диспергаторами, вважався початком досліду. Відбір проб 
газу починали після того, як з апарату зливалось 0,012…0,015 м3 
поглинального розчину, оскільки пошукові дослідження показали, що власне 
після цього в камері встановлюється усталений режим масопередачі. 
Концентрацію H2S визначали йодометричним методом [19]. 
На підставі одержаних даних визначали ступінь хемосорбції H2S із газу 
поглинальним розчином (, %) і коефіцієнт масопередачі (К, кг/м3.с.Па). 
Рушійну силу процесу хемосорбції сірководню визначали, як середнє 
логарифмічне різниці між парціальним тиском Н2S на вході й виході із 
апарату. 
Після кожного досліду відпрацьований розчин регенерували за 
подавання повітря в цьому ж абсорбері. Регенерацію поглинального розчину 
проводили, як було встановлено попередніми дослідженнями, за питомої 
витрати повітря 100 м3/м3 розчину, часу регенерації 25 хв, температури 20 оС. 
За рахунок зв‘язування Na2CO3 і часткового окиснення хемосорбованого H2S 
до Na2S2O3 знижувалась загальна лужність поглинального розчину. Тому 
перед кожним новим дослідом додаванням натрію карбонату до 
поглинального розчину доводили загальну лужність до однакової величини. 
 
2.5.1 Методика визначення загальної лужності (Na2СO3, 
NaНСO3) в поглинальному розчині рН – метричним титруванням 
Хінгідронний поглинальний розчин містить Na2СO3, NaНСO3, Na2S i 
Na2S2O3. Сода Na2СO3 у водному розчині гідролізує: 
                           Na2СO3 + Н2О → NaOН + NaНСO3.                                       (2.4) 
Для визначення вмісту карбонатів потрібно знайти точки 
еквівалентності NaOН і NaНСO3 на диференціальних кривих кислотно-
основного титрування. Перший пік на кривих відповідає вмісту (г/екв) NaOH 
в розчині, а другий – загальній лужності розчину. 
 
 
 
VП NHCl (2.5) 
NNaOH  1  
Vрозч
NNa CO  2NNaOH  (2.6) 
2 3
(VП VП ) NHCl (2.7) 
NNaHCO  2 1  
3 Vрозч
N вільна  (2.8) 
NaHCO  N
3 NaHCO N
3 NaOH
 
де VП1 – кількість HCl, яка відповідає першому піку, мл; NHCl – 
нормальність розчину HCl; екв/л; Vрозчину – об’єм розчину, взятий на 
титрування, мл, VП2 – кількість HCl, яка відповідає другому піку, мл. 
Загальна лужність розчину: 
V N
                                            П HCl
N (лужн ) 
2                                                (2.9) 
Vрозч
 
Концентрації Na2СO3 і NaНСO3 в розчині (г/дм3) обчислювали за 
формулами: 
CNa  N
2CO3 Na CO 53            
2 3
(2.10) 
С  N вільн 84             
NaHCO3 NaHCO3
(2.11) 
 
2.6 Установка для досліджень хемосорбції Н2S з газів у барботажній 
колоні. 
Дослідження здійснювали на лабораторній установці, схема якої 
зображена на рисунку 2.4. Основним апаратом установки була абсорбційна 
колона - скляна труба висотою 300 мм і діаметром 80 мм, оснащена фільтром 
Шотта № 4 (висотою 43 мм та об‘ємом 60 см3), який імітував одну 
барботажну тарілку. Колона споряджена термометром і штуцерами для 
підведення та виведення рідинної й газової фаз. Повітряно- (або азото-) 
 
 
сірководневу суміш готували змішуванням газів з H2S, одержаним 
розкладом розчину натрію сульфіду розчином H2SO4. Досягнувши 
стабільної витрати сірководню, потік газу направляли через маностат (5) і 
реометр (6) на змішування з повітрям (азотом) у змішувач (7), заповнений 
скляними трубками довжиною 30…50 мм. Повітря компресором (9) (або 
азот з балону) подавалось через реометр (8) у змішувач (7). Одержана газова 
суміш надходила в абсорбер (11) через вловлювач розчину (10). В абсорбері 
відбувалася хемосорбція H2S з газу поглинальним розчином. 
Нагрітий до певної температури поглинальний розчин з ємності (12) 
(об‘ємом 10 дм3), яка була оснащена комбінованим пристроєм – термостатом 
з електронагрівальними елементами (13), регулятором температури-
термометром (14) та мішалкою (15) і насосом (16) – подавали у верхню 
частину абсорбера (11). Витрату розчину контролювали ротаметром (18). 
Викидні гази після абсорбера подавали на санітарне очищення в колбу (4). 
Розчин з абсорбера через гідрозатвор зливався в ємність (12). 
Значний об’єм хінгідронного розчину у поглинальній системі 
забезпечував умовну сталість його складу. Періодично за результатами 
аналізу розчину на вміст Na2СO3, NaНСO3 і Na2S2O3 склад його коригували. 
Для забезпечення однакових умов досліджень і запобігання можливої 
неповної регенерації розчинів, які містять високу концентрацію натрію 
тіосульфату, та за підвищених температур, через розчин у ємності (12) 
продували повітря компресором (17). Викидні гази з ємкості направляли на 
нейтралізацію в санітарну ємність (4). 
Дослідження впливу температури й концентрації Na2S2O3 в поглинальному 
 
 
 
В атм В атм 
4 4 
1 
20 19 19 20 
11 
6 
21 21 
2 5 
7 18 
14 15 В атм 
13 4 
3 
 
Повітря 
12 Повітря 
8 10 16 17 
9 
Рисунок 2.5 - Схема лабораторної установки : 
1 – напірна ємність кислоти; 2 – реакційна ємність; 3 – магнітна мішалка; 4 – санітарні ємності; 5 – маностат; 6,8 – 
реометри; 7 – змішувач; 9 – компресор; 10 – уловлювач розчину; 11 – абсорбційна колона з контрольним термометром; 12 
– збірник розчину; 13 – насос; 14 – термометр; 15 – лопатева мішалка з приводом; 16 – – електронагрівальні елементи; 17 
– компресор; 18 – ротаметр; 19 – склянки Дрекселя; 20 – аспіратор; 21– циліндр. 
 
розчині на ступінь хемосорбції й коефіцієнт масопередачі здійснювали за 
таких сталих параметрів: об‘ємна витрата газової суміші – 0,1310-3 м3/с; 
концентрація Н2S в газі – 11,5 г/м3; витрата поглинального розчину – 0,610-6 
м3/с; склад ХПР : хінгідрон – 5 кг/м3, Na2СO3 – 10 кг/м3. Змінними 
параметрами були: концентрація Na2S2O3 – 100...410 кг/м3 та температура 
290...330 К. 
Аналіз газової суміші на вміст сірководню до і після абсорбера 
здійснювали за допомогою поглинальної системи, яка складалась з 2-ох 
поглинальних склянок (19), заповнених 5% розчином кадмію ацетату, 
аспіратора (20) й циліндра (21). Вміст Н2S у газовій суміші визначали 
йодометричним титруванням відфільтрованого осаду кадмію сульфіду з 
поглинальних склянок з врахуванням кількості газу, що пройшов через ці 
склянки. На підставі одержаних даних визначали ступінь хемосорбції H2S із 
газу поглинальним розчином (Х, %) і коефіцієнт масопередачі (К, кг/м3.с.Па): 
Споч Скін  (2.12) 
Х  100%
Споч
G
 (2.13) 
K 
Vabc P
 
де Споч і Скін – концентрації H2S у газі на вході і виході з колони, відповідно, 
% об.; G.– маса поглинутого H2S, кг/с; Vабс – абсорбційний об`єм, м3; ∆P – 
середня рушійна сила, Н/м2. 
Масу хемосорбованого сірководню розраховували за формулою : 
 
 C M  X
                                                            G  поч                                                                  
VM 100 100
(2.14) 
де υ – витрата газової суміші, м3/с; М – молярна маса сірководню, 
кг/кмоль; VM – молярний об`єм газу, м3/кмоль. 
Як абсорбційний об’єм приймали об’єм барботажу V = 60 см3. Середню 
рушійну силу ΔР, Па розраховували як середнє арифметичне між Рвх і Рвих – 
 
парціальний тиск Н2S в газі на вході і виході з колони, Па. 
 
2.7 Опис дослідної установки та методики дослідження впливу 
тиску на процес хемосорбції сірководню 
 
Дослідження хемосорбції сірководню під тиском здійснювали на 
установці, яка умовно складалась з двох частин: одержання сірководню, його 
зрідження й зберігання в балоні зрідженого сірководню та хемосорбції 
сірководню з азото-сірководневої суміші під тиском в абсорбері [19]. 
Установку було спроектовано і виготовлено на ТОВ «Карпатнафтохім» (м. 
Калуш Івано- Франківської обл.) та змонтовано на ТзОВ «Львівський 
експериментальний механічний завод» (м. Львів). 
Вихідними даними для вибору конструкційного матеріалу для 
ємності зрідженого сірководню (балону) були: межі робочих температур – -
190…+70оС, розрахунковий тиск –16 МПа. Було вибрано конструкційний 
матеріал - сталь 10Х17Н13М2Т, проведено відповідні розрахунки й 
виготовлено циліндричний вертикальний апарат з приварним півсферичним 
днищем і плоскою кришкою з двома штуцерами на спеціальну різьбу. 
Кріплення кришки до корпусу фланцеве на 8 шпильок М20×140, притискна 
поверхня «шип-паз» з паронітовою прокладкою. Основні розміри апарата: 
внутрішній діаметр D = 0,1020 м, товщина обичайки і днища S=Sb=0,014 м, 
плоскої кришки Sс = 0,032 м. Об‘єм V = 0,002м3. 
Спочатку здійснювали наповнення балону сірководнем. Схема 
установки для наповнення балону сірководнем представлена на рисунку 2.5. 
Одержання зрідженого сірководню відбувалась через його газовий стан. Для 
цього здійснювали розклад розчину натрію сульфіду розчином сульфатної 
кислоти (1:4 мас.) у ємності (2). Сульфатну кислоту подавали з напірної 
ємності (1). Ефективне змішування реагентів відбувалось за допомогою 
магнітної мішалки (3). Одержаний газовий Н2S очищували у поглиначі (4). 
Тиск газу і його витрату на зрідження контролювали манометром (5) і 
 
реометром (6). 
Спочатку весь одержаний потік сірководню до встановлення стабільної 
його витрати направляли на санітарне очищення в поглиначі (9), заповнені 
підкисленим розчином калію перманганату. Газ уже зі стабільною 
витратою 
 
 
направляли в балон (7). У термостатовану ємність (8) з ємності Дьюара АСД-
16, об’ємом V = 16 дм3, наливали азот зріджений (АТ «Львівський хімічний 
завод»). За рахунок низької температури відбувалось зрідження газу й 
утворення вакууму у балоні (7). Регулюванням подачі кислоти у ємність (2) і 
регулюванням рівню рідкого азоту в ємності (8) забезпечували стабільність 
тиску в системі. Контроль тиску здійснювали за U- подібними манометрами 
(5) і (10), які були заповнені мінеральним маслом як запірною рідиною. 
Несконденсовані гази подавали на санітарне очищення в ємності (9). 
11 
К1 К2 
4 
1 
7 10 
6 
2 
5 
N2(рідк.) 
8 
3 
9 9 
Рисунок 2.5 - Схема установки наповнення балону сірководнем: 
1 – напірна ємність; 2 – ємність для генерації сірководню; 3 – магнітна 
мішалка; 4 – поглинач; 5,10 – U-подібні манометри; 6 – реометр; 7 – балон 
сірководню; 8 – термостатована ємність; 9 – ємності санітарного очищення; 
11 – витяжний ковпак. 
За рахунок таких повторюваних операцій (7…10) можна було отримати 
0,5…0,6 дм3 зрідженого сірководню. За допомогою кранів К1 і К2 
здійснювали перекривання потоків газу в балон і з нього. 
Дослідження хемосорбції сірководню під тиском здійснювали на 
установці, схема якої зображена на рисунку 2.6.  
Вихідними даними для вибору конструкційного матеріалу для 
 
 
абсорбера були такі: робочі температури +15…+45оС, розрахунковий тиск 16 
МПа. Було вибрано конструкційний матеріал - сталь Ст 20, проведено 
відповідні розрахунки і виготовлено циліндричний вертикальний апарат з 
приварним півсферичним днищем і плоскою кришкою з двома штуцерами на 
ВТР3 
2 
 
10 
1 
3 
11 
ВТР1 
8 
 
ВТР2 ВТР4 12 
9 
5 К1 К2 
4 
6 
13 14 
15 
7 
спеціальну різьбу. Кріплення кришки до корпусу - фланцеве на 8 шпильок 
М27×170, притискна поверхня «шип-паз» з паронітовою прокладкою. 
Основні розміри абсорбера: внутрішній діаметр D = 0,105 м; висота 
внутрішньої циліндричної частини Н = 0,5 м, товщина обичайки і днища S = 
Sb = 0,014 м, товщиною плоскої кришки Sc = 0,034 м, об‘єм апарату V = 0,0045 
дм3. 
Рисунок 2.6 - Схема установки для досліджень хемосорбції сірководню 
під тиском: 1, 4 – балони з азотом; 2,5 – редуктор; 3 – змішувач газів; 6 – балон 
з H2S; 7 – термостат; 8, 10 – манометри; 9 – абсорбер; 11 – реометр; 12 –
санітарна ємність з підкисленим розчином KMnO4; 13 – поглинальні склянки; 
14 – газометр; 15 – циліндр. 
Нітроген для одержання азото-сірководневої суміші подавали з балона 
(1). Використовували промисловий азот в балонах 40 дм3 (азот підвищеної 
чистоти сорт другий згідно з ГОСТ 9293-74, об’ємом 5,8 м3, АТ «Львівський 
 
 
хімічний завод»). Для регулювання й контролю тиску в установці 
використовували балонні редуктори РС-250-58 (2) і (5). Газ поступав у 
змішувач (3). 
Для контролю тиску в балоні з сірководнем використовували манометр 
моделi 232.30 (WIKI) з шкалою 0…100 bar і класом точності 1.0 (8). 
Регулювання подачі H2S в газову суміш здійснювали голковим вентилем 
ВТР–1 (вентиль тонкого регулювання ОКБА 6034). Для підтиснення 
(«видування») H2S з балону (6) було передбачено подачу азоту під дещо 
вищим тиском із балона (4). В установці був передбачений термостат (7) для 
деякого збільшення парціального тиск сірководню в газовій суміші. 
Після змішувача (3) газову суміш направляли у абсорбер (9) на 
хемосорбцію H2S  хінгідронним поглинальним розчином у барботажному 
режимі. Тиск в абсорбері (9) контролювали манометром (10) (манометр типу 
МО 1226 з шкалою 0…100 кгс/см2 і класом точності 0,4). 
Для відбору проб газу на вміст сірководню в установці було 
передбачено вентилі ВТР-2 і ВТР-4 (до і після абсорбера, відповідно). Після 
хемосорбції H2S в абсорбері газ через вентиль ВТР-3 надходив на санітарне 
очищення у ємність (12), заповнену підкисленим розчином KMnO4, і 
викидався в атмосферу. 
Після кожної серії досліджень стравлювали тиск у абсорбері, 
випускаючи газ через нейтралізаційну систему (12). Для регенерації розчину 
після серії досліджень в абсорбер подавали повітря за допомогою компресора 
(на схемі не показано). Над установкою розміщували витяжний ковпак з 
вентилятором. 
Дослідження хемосорбції сірководню хінгідронними поглинальними 
розчинами в барботажному режимі здійснювали за таких постійних 
параметрів: висота барботажу – 0,040 м; діаметр бульбашки газу – 0,002 м; 
температура розчину – 293...295К. Дослідження здійснювали у межах тисків 
0,1…10 МПа. 
До і після абсорбера здійснювали відбір проб газу для аналізу на вміст 
 
 
H2S за методиками [19]. Для розрахунків витрати газу на хемосорбцію 
користувались поняттям газовмісту, яке в цілому враховує висоту 
барботування газу через розчин, розмір і кількість газових бульбашок [20]. 
Так як установа не була прозорою, то візуально в ній зафіксувати кількість 
газових бульбашок і їхній розмір було неможливо. Для розрахунку 
газовмісту розчину приймали дані, одержані на виході газової суміші з 
установки в герметичному скляному барботері аналогічних до абсорбера 
розмірів і умов барботажу, що працює за атмосферного тиску. Для зменшення 
впливу хемосорбції H2S з газу содовим розчином на об’єм бульбашки 
використовували газові суміші з великою кількістю інерту (азоту), тобто 
здійснювали дослідження за невисокої концентрації сірководню. Ступінь 
насичення розчину сірководнем (дослідження за атмосферного тиску) 
розраховували за часом сорбції і газовмістом (у межах (8…10).10-4 %) та 
перевіряли за аналізом рідинної фази на вміст сірководню. 
Враховуючи забарвленість хінгідронного розчину (насичений 
яскраво коричневий колір), у скляному барботері (під час досліджень 
2 
впливу тиску) використовували модельний поглинальний розчин, який містив 
Na2СО3 і Na2S2О3 та не містив хінгідрону. Кількість бульбашок у об ҆ємі 
розчину і їхній розмір встановлювали візуально та фотографуванням 
процесу барботажу. Адекватність застосування для хемосорбції розчину без 
хінгідрону ґрунтується на тому, що окиснення хемосорбованого H2S в 
абсорбері не перевищує 10 %. Основна кількість H2S окиснюється 
системою ХОКС не в абсорбері, а в регенераторі [2]. Хінгідронний 
поглинальний розчин одержували з розчину олігомеризованого хінгідрону 
[11]. Для цього розчиняли хінгідрон - молекулярний комплекс хінону і 
гідрохінону C6H4O .C6H6O2 - у розчині натрію карбонату, забезпечуючи 
відношення концентрацій натрію карбонат: хінгідрон = 2:1 (моль/дм3). Цей 
розчин витримували за доступу повітря 7 діб за періодичного перемішування 
і контролю окисно-відновних властивостей. ХПР завжди містив 5 кг/м3 
хінгідрону, 250 кг/м3 натрію тіосульфату і 10, 30 або 50 кг/м3 натрію 
 
 
карбонату. Всі реактиви були класифікації «хч». 
Так як контролювати результат регулювання швидкості потоку на цій 
установці було важко, то для забезпечення однакового F-фактора [20], 
порівняння результатів досліджень за різних тисків здійснювали за 
однакових гідродинамічних умов у скляному барботері. Тому швидкість 
хемосорбції (W, моль/с) перераховували на сталу поверхню контакту (F=1 
м2). 
Дослідження здійснювали за великого надлишку розчину порівняно з 
сірководнем у газі. Розчин після досліджень хімічно аналізували на вміст 
компонентів, рН і значення окисно-відновного потенціалу та після 
коректування складу використовували для подальших досліджень. За даними 
газових аналізів на вміст H2S до й після абсорбера розраховували ступінь 
хемосорбції H2S з газу (Х, %) і коефіцієнт масопередачі (Ку, моль/м3.с.Па) : 
С С (2.15) 
Х  1 2 100%  
С1
М
 (2.16) 
К у 
V P
 
 
де С1 і С2 - початкова й кінцева концентрація сірководню в газі, кг/м3, 
М – кількість поглинутого сірководню, кг/с; ΔР – рушійна сила хемосорбції, 
Па; V - об'єм абсорбера, м3. 
Середню рушійну силу хемосорбції сірководню визначали як середнє 
логарифмічне між парціальним тиском Н2S в газі на вході й виході з колони. 
У барботажних реакторах знаходження поверхні контакту фаз 
пов ҆язано з певними труднощами, тому за результатами експериментальних 
досліджень розраховували об ҆ємний коефіцієнт масопередачі Kу. Цей 
коефіцієнт пов’язаний з коефіцієнтом К через питому поверхню контакту фаз 
(А, м2/м3): 
К у  К   (2.17) 
 
 
6 
 (2.18) 
А 
dб
n  d 3 (2.19) 
  б  
6 Vp
 
де ν – газовміст, част. од.; n – кількість бульбашок повітря в об ҆ємі 
рідини; Vр – об ҆єм рідини в абсорбері, м3. 
Швидкість масопередачі при хемосорбції (W, моль/c) за сталої поверхні 
контакту (F=1 м2) розраховували за формулою : 
 
                                                                �� = �� · �� · ��                                                                  
.(2.20) 
 
2.8. Установка для досліджень хемосорбції кисню під час 
регенерації поглинального розчину в апаратах з суцільним 
барботажним шаром 
Дослідження здійснювали в лабораторній установці (рисунок 2.7), 
основним апаратом якої була скляна пустотіла колона з внутрішнім 
діаметром 0,035 м і висотою 0,5 м. У нижній частині колони був 
вмонтований барботер, через який подавали повітря або суміш природного 
газу з H2S. Барботер виготовлений у формі пористої скляної пластини 
товщиною 5 мм та розміром пор 0,2…0,6 мм. 
 
Рисунок 2.7 - Схема установки для досліджень сорбції кисню повітря 
 
 
 
У першій серії дослідів вивчали вплив витрати повітря (газовмісту 
розчину) на швидкість абсорбції кисню содовим розчином. Дослідження 
виконували за таких постійних параметрів: концентрація розчину – 10 кг/м3 
Na2СО3, температура – 17оС, висота розчину в колоні – 0,25 м, об’єм 
розчину -2,410-4 м3, тривалість абсорбції – 480 с. Содовий розчин спочатку 
кип’ятили для дегазації від розчиненого кисню, потім охолоджували за 
відсутності контакту з повітрям до заданої температури й заливали в колону. 
У колону через барботер подавали повітря з витратою в межах 
(0,78…1,83).10-6 нм3/с, яку контролювали реометром. Проби розчину на вміст 
розчиненого кисню відбирали до і після досліду. Вміст розчиненого кисню в 
содовому розчині визначали методом Вінклера [19] та киснеміром EZODO 
7031. 
У другій серії дослідів вивчали вплив витрати повітря на 
швидкість хемосорбції кисню ХПР. Дослідження виконували за тих же 
параметрів, що і в першій серії, однак використовували не розчин соди, а 
содово-хінгідронний розчин з вмістом 10 кг/м3 Na СО  і 5 кг/м3
2 3  
хінгідрону. Спочатку цей розчин заливали в колону й пропускали через 
нього суміш природного газу з сірководнем до досягнення заданої (0,85 кг/м3) концентрації останнього. Сірководень одержували розкладом розчину натрію сульфіду 20%-м розчином сульфатної кислоти. Далі в колону через барботер подавали повітря з 
аналогічною до попередніх досліджень витратою в межах (0,78…1,83).10-6 
нм3/с. Тривалість хемосорбції кисню була збільшена й становила 1800 с. 
Проби розчину на вміст розчиненого сірководню відбирали до й після 
досліду. Для визначення концентрації розчиненого сірководню в ХПР пробу  
розчину поміщали в колбу, підкислювали розчином HCl до рН=2,5…3 і 
барботували через нього азот. Визначали вміст сірководню у віддутій 
азото-сірководневій суміші йодометричним методом з використанням 
розчину кадмію ацетату як поглинача сірководню, а потім перераховували 
на концентрацію його в розчині. Для встановлення морфології зразків 
сірки, яку одержували під час регенерації розчину, здійснювали її аналіз 
методом скануючої електронної мікроскопії SEM на приладі РЕММА-102-
02. Сірку відмивали від залишків поглинального розчину дистильованою 
 
 
водою (співвідношення Р:Т=5:1, кількість промивок - 5), пасту сірки наносили 
на предметне скло та висушували за 293 К. Перед SEM-аналізом поверхню 
зразка покривали струмопровідним графітовим шаром. 
2.9 Установки для електрохімічної регенерації розчину 
 
Установка для досліджень анодного окиснення хемосорбованого 
сірководню в содовому та хінгідронному розчинах (рисунок 2.8) включала: 
скляний електролізер (1) об’ємом 0,5 дм3, що був обладнаний анодом (0,03 
дм2) (2), хлорид-срібним електродом порівняння (5) та катодом з 
платинованого титану (3); джерело постійного електричного струму ТЕС 50-
18 (4); контрольні прилади - вольтметри (6,7) В7-27А/1 та Ф-30, амперметр (8) 
М-253 та ртутний термометр (9). Площа анода складала 0,3 дм2. Робочі 
густини струмів встановлені попередніми вольт-амперними 
дослідженнями. 
 
Рисунок 2.8 - Схема лабораторної установки електролізу 
відпрацьованого поглинального розчину 
Постійними параметрами досліджень були: температура – 25оС, час 
електролізу – 15 хв. Содові поглинальні розчини готували розчиненням 
натрію гідрогенкарбонату, карбонату і тіосульфату в дистильованій воді. 
Хінгідронні поглинальні розчини готували з «хінгідронного концентрату» 
- попередньо приготовленого карбонатного розчину хінгідрону. До нього 
добавляли інші реактиви до відповідних концентрацій. Усі реактиви були 
класифікації «ч» та «хч». Використовували поглинальні розчини такого 
складу, г/дм3: Na2CO3 – 3, NaHCO3 – 11 (содовий) і Na2S2O3 – 195, Na2CO3 – 3, 
 
 
NaHCO3 –11, хінгідрон – 5 (хінгідронний). Через приготовані розчини 
пропускали H2S до певної (≈ 1 г/дм3 NaHS) концентрації його в розчині. 
Сірководень одержували розкладом розчину Na2S 20% розчином H2SO4. 
Поглинальні розчини подавали на електроліз для 
анодного окиснення хемосорбованого H2S. До, під час та після закінчення 
електролізу відбирали проби розчину, які за відомими методиками 
аналізували на вміст сульфідної, сульфітної та тіосульфатної сірки 19, а 
кількість утвореної сірки – масометричним методом. Фільтрацію розчину 
здійснювали через попередньо зважений фільтр “синя стрічка”. Промитий 
осад сірки сушили спочатку на повітрі (24 год), а потім в ексикаторі з 
кальцію хлоридом до сталої маси. рН розчину заміряли рН-метром рН-150 М. 
Для кожного досліду розраховували матеріальний баланс і баланс кількості 
витраченої електрики. 
Дослідження впливу інтенсивності перемішування поглинальних 
розчинів здійснювали в лабораторному електролізері, обладнаному скляною 
крильцевою механічною мішалкою, змінюючи число її обертів від 0 до 600 
об/хв. Час електролізу змінювали в межах 1…4 хв, залежно від інтенсивності 
перемішування. До, під час та після закінчення електролізу відбирали проби 
розчину, які за відомими методиками аналізували на вміст сульфідної, 
сульфітної та тіосульфатної сірки. 
Електроліз розчинів ХОС без вмісту натрію тіосульфату здійснювали 
на лабораторній установці, представленій на рисунок 2.9. Основним 
елементом установки був електролізер (1), виготовлений з оргскла. Об’єм 
електролізера загальний V = 1560 cм3; анодного простору V 3
ан = = 1200 cм  і 
Vкат = 360 cм3. Товщина мембрани в текстолітовій рамці - 5 мм. Електроди – 
платино-титанові, площею Sa = Sk = 36,24 см2. 
Електроліз хінгідронних розчинів здійснювали, порівнюючи показники 
до і після електролізу для хінгідронних розчинів, які не містили натрію 
тіосульфат, в електролізері з катіонообмінними мембранами й без них. 
Електроліз здійснювали в потенціостатичному режимі за потенціалів, які 
 
 
відповідали катодним пікам на кривих ЦВА, які знімали перед електролізом. 
Час електролізу був завжди однаковим - 5 хв., початкова температура - 18 оС. 
Концентрації компонентів 2-ох досліджуваних розчинів складу 
Na2CO - Na CO -хінгідрон були такі, г/дм3
3 2 3 : 9,72-10-10 (№1) та 9,72-10-20 
(№2), що відповідало мольному співвідношенню Na2CO3 до хінгідрону як 
2:1 і 1:1, відповідно. Використовували як свіжоприготовлені, так і 
олігомеризовані розчини. Для олігомеризації розчинів, які одержували 
змішуванням компонентів, їх вистоювали 8 діб за доступу повітря при 
періодичному перемішуванні для стабілізації властивостей. 
12 11 
V 
 
10 9 8 7 
2 
  
1 14 
3 
4 
13  5 6 
15 
  
 
Рисунок 2.9 - Схема лабораторної установки з мембранним 
електролізером. 
1 – електролізер; 2 – кришка; 3 – катод платино-титановий; 4 – 
мембрана у текстолітовій рамці; 5 – анод платино-титановий; 6 – 
електромагніт; 7 – змійовик скляний; 8 – штуцер рідинний; 9 – термометр; 10 
– штуцери газові; 11 – електролітичний місток; 12 – електрод порівняння 
Ag/AgCl; 13 – джерело постійного струму; 14 – термостат; 15 – магнітна 
мішалка. 
 
Окремо здійснили електроліз розчину №1 в електролізері з розділенням 
 
 
катодного й анодного просторів. Для розділення цих просторів під час 
електролізу хінгідронного розчину використовували відпрацьовані мембрани 
хлорних електролізерів виробництва хлору і каустику на ТОВ 
«Карпатнафтохім» [20]. Було використано зразки трьох мембран: Нафіон 
N982WX (зразок І), Асіплекс F6801(зразок ІІ), Нафіон N2030WX (зразок ІІІ). 
Зразки мембран Нафіон N982WX і N2030WX мають дещо меншу 
товщину (0,17…0,175 мм), порівняно з мембраною Асіплекс F6801 (0,21 мм). 
Для очищення поверхні мембран від поглинутих домішок під час 
хлорного електролізу їх вистоювали 7 діб у 4 % розчині HCl, промивали й далі 
вистоювали 7 діб у 7% розчині NaOH для відновлення іонообмінної ємності. 
У зв’язку з складністю і тривалістю аналізів для визначення одночасно 
присутніх у розчині окисної і відновної форми ХОС, була розроблена 
експрес- методика визначення вмісту окисної форми ХОС методом 
потенціометричного титрування [198,203,204]. Титрування розчинів ХОС 
здійснювали модельним сульфідним розчином з концентрацією S2- 0,025 
екв/дм3 і стаціонарним ОВП = -0,33 В (х.с.е). Об’єм проби завжди був 
однаковим і дорівнював 20 мл. Концентрацію окисної форми ХОС 
обчислювали за формулою, екв/дм3: 
C 2 V
                                                            S т.е
Cox                                                                          
Vпр
(2.21) 
де Vпр – об'єм проби, см3; Vт.е – об'єм розчину за точки 
еквівалентності, см3; С��2− – концентрація натрію сульфіду, екв/дм3. 
За розрахункової молекулярної маси хінгідрону 218 г/моль і 
концентрації хінгідрону в розчинах 10 г/дм3 еквівалентна концентрація 
хінгідрону повинна б бути рівна 0,046 екв/дм3. Концентрації окисної і 
відновної форм ХОС будуть займати певну частку від загальної концентрації. 
Однак в олігомеризованому продукті молярні маси хінгідронних олігомерів є 
різні й знаходяться в межах 250…600 г/моль [11]. 
Вважали, що в результаті електролізу (анодного окиснення) ХПР 
 
 
проявить більші окисні властивості (збільшиться частка окисної форми 
ХОС), тому порівнювали показники розчину до й після електролізу за 
значеннями стаціонарного ОВП платини (х.с.е), рН, характером кривих ЦВА 
та результатами потенціометричного титрування. 
Дослідження здійснювали так. Вмикали магнітний перемішувач. Після 
вмикання джерела постійного струму (час початку досліду) виставляли 
значення потенціалу окиснення (за даними ЦВА). У процесі електролізу 
заміряли покази амперметра і вольтметра. Електроліз здійснювали протягом 
15 хв. У кінці електролізу відбирали проби розчину з анодного простору 
електролізера для аналізу на значення рН та ЕРС. Заміряли температуру 
розчину до і після електролізу. Знімали ЦВА цього розчину та його 
потенціометрично титрували сульфідним розчином (як і в попередніх 
дослідженнях). Результати, що одержували на кожній з видів мембран, 
порівнювали з результатами досліджень, одержаними у випадку без 
розділення катодного й анодного простору. 
Зміни pH і ЕРС досліджуваних розчинів та розчину під час 
потенціометричного титрування фіксували за допомогою pH-метра «рН-301» 
(ПБФ «ДЕСКК») з електродом комбінованим ЭСК-10601/7. Для 
пояснення зміни властивостей розчину використовували дані ЦВА. 
Дослідження здійснювали з допомогою потенціостата MTech PGP-550М [20]. 
 
3 ТЕОРЕТИЧНІ ТА ЕКСПЕРИМЕНТАЛЬНІ 
ДОСЛІДЖЕННЯ ХЕМОСОРБЦІЇ СІРКОВОДНЮ З 
БЕЗКИСНЕВИХ ГАЗІВ ХІНГІДРОННИМ 
ПОГЛИНАЛЬНИМ РОЗЧИНОМ 
 
У розділі 1 «Огляд джерел інформації» було показано, що для 
адаптації хінгідронного процесу для очищення безкисневих газів від 
сірководню потрібно вирішити питання, що пов'язані з хемосорбцією 
сірководню з промислових газів хінгідронним поглинальним розчином, 
 
 
у т.ч. під тиском, із використанням раціонального масообмінного 
обладнання для хемосорбції сірководню. Як було вказано, для 
хемосорбції сірководню з газів доцільно використовувати диспергуючі 
або барботажні абсорбери. 
 
3.1 Методологія теоретичних досліджень процесів сорбції 
сірководню 
 
Зазвичай у двофазних газорідинних системах, до яких відноситься 
система сірководень безкисневого газу – ХПР, швидкість хемосорбції 
сірководню (Wabs) можна визначати за відомим рівнянням: 
                                 Wabs  K F P                                                  (3.1) 
Як випливає з рівняння (5.1), для аналізу впливу параметрів на 
швидкість абсорбції необхідно розглядати їхній вплив на рушійну силу 
процесу ΔР, коефіцієнт масопередачі K і поверхню розділу фаз F. 
 
3.1.1. Процес сорбції сірководню у горизонтальному абсорбері 
з ковшоподібними диспергаторами 
Розрахунки коефіцієнтів масопередачі часто здійснюють через 
розрахунки коефіцієнтів масовіддачі [13]. Для абсорбера ГАКД 
критеріальних рівнянь для розрахунку коефіцієнтів масовіддачі газової 
і рідинної фаз немає. Однак для розрахунків вищевказаних 
коефіцієнтів через певні подібності можна використовувати 
критеріальні рівняння, що застосовують для опису процесів 
диспергування рідини в порожнистих абсорберах. Серед них можна 
виділити рівняння Фреслінга (Froessling N) та Масюк В.А.[13]: 
Sh  2 0.552Re0.5Sc0.33
r r r  (3.2) 
 p (3.3) 
Shp  0.65Pe'
p (1 )0.5  
r
 
де ReG – критерій Рейнольдса, розрахований за діаметром краплі 
та відносною швидкістю її руху; Sc – критерій Шмідта, розрахований за 
 
 
діаметром 
d
краплі; Ре’ – критерій Пекле, Pe  w , Pe '  ReSc  
D
 
Sh D Shp DЗвідси  �� p
r 
r r ,а р   
dб dб
Встановлення параметрів краплі та її руху внаслідок 
диспергування були проведені на стендовій установці, геометричні 
розміри якої повністю відтворювали елементи промислового ГАКД 
(діаметр абсорбера - 6 м, а діаметр ковшоподібного диспергатора - 1,2 
м) [14]. Експерименти показали, що за середнього діаметра крапель d = 
0,002 м та початкової швидкості υo = 12 м/с висота підняття крапель 
дорівнює ho =3,8 м. При ударі об внутрішню поверхню корпусу 
абсорбера краплі розбиваються з утворенням нових – вторинних – 
крапель, які відбиваються під кутом, що практично дорівнює куту 
стикання первинних крапель з поверхнею. За допомогою цифрового 
відеоспостереження зафіксовано політ крапель, утворення вторинних 
крапель та напрям їх руху, густину крапельної «завіси» у поперечному 
січенні абсорбера. Однак чітко зафіксувати швидкість руху краплі під 
час польоту не вдалося. Створимо модель руху краплі і її розрахунок. 
При вильоті краплі з диспергатора вона має кінетичну енергію Екін. 
Під час підйому краплі на максимальну висоту кінетична енергія 
переходить у потенціальну Епот. 
 2  
Екін  m 
0
 (3.4) 
2
Епот m a h0  (3.5) 
 
де m і a – маса, кг і прискорення рівносповільненого руху краплі, 
м/с2. 
Тоді 
2
m   m a h0  (3.6) 
2
 
 
2
a   (3.7) 
2 h0
Звідки: 
122
a  18.95м / с2  
2 3.8
Відстань h (м), яку пролітає крапля в абсорбері (від твірної 
ковша диспергатора до стінки абсорбера) : 
h  Rabs  Rdisp  (3.8) 
h 30.6 2.4м   
 
За рівносповільненого руху крапля знаходиться у польоті такий час τ 
(c): 
 
 
2 h (3.9) 
   
a
 
2 2,4
   0,5с  
18,95
 
При ударі краплі в стінку абсорбера її швидкість υ 
(м/с) : 
 0  а   (3.10) 
 1218,95 0,5  2,5м / с   
Середня швидкість руху крапель становить : 
 0 12 2,5
сер    7,25м / с  
2 2
Це значення використовували для розрахунків Reг. 
Результати розрахунків коефіцієнтів масовіддачі й масопередачі 
для хемосорбції H2S поглинальним розчином наведено у таблиці 3.1. 
Розрахунки здійснені за таких параметрів: температура – 20оС; тиск – 
0,1 МПа, склад розчину, кг/м3: натрію карбонат - 10, хінгідрон – 5, 
натрію тіосульфат – 250. 
Виконані розрахунки за результатами досліджень у ГАКД показали: 
1. Опір масовіддачі рідинної фази є більшим від опору газової 
 
 
фази під час абсорбції сірководню у (0,9…1,5)×102 рази. 
2. Опір газової фази під час абсорбції кисню і сірководню 
практично не впливає на коефіцієнти масопередачі і ним можна 
нехтувати. 
3. Зі зменшенням діаметра крапель від 0,003 до 0,0015 м 
коефіцієнти 
масовіддачі газової фази зростають, однак коефіцієнти масопередачі 
практично не змінюються. 
Результати розрахунків за критеріальними рівняннями 
коефіцієнтів масовіддачі та масопередачі в апараті з 
ковшоподібними диспергаторами 
Таблиця 3.1 
Діаметр  Коефіцієнт Коефі- 
масовіддачі фази Опір фази 
цієнт Відно- 
крапель, Коефіцієнт 
фазо- шення 
d ·103, м масопе- 
б опорів 
газової рідинної вого газової рідинної редачі, К, 
5 розпо- (1/β ), m mpC/βL 
βг·10 ,  ·104, г pC/βр, моль 
р  
моль 2
моль ділу, m м  ∙ �� ∙ м2 ∙ �� ∙ /1/βG 
м2
  ∙ с ∙ Па 
 
м2 ∙ с ∙ Па Па Па 
м2 ∙ с ∙   
Па моль моль 
1,5 6,735   14850 2 -7
 1,51·10  4,44·10  
2,0 5,740 2,1 483,7 17420 2,23·106 1,28·102 4,44·10-7 
3,0 4,210 6 23750 0,94·102 4,43·10-7 
 
3.2 Результати досліджень рівноваги в системі сірководень - 
хінгідронний поглинальний розчин 
 
Визначення рівноважного парціального тиску сірководню над ХПР та 
константи рівноваги реакції хемосорбції H2S дає можливість також 
використати одержані дані для інженерних розрахунків масообмінної 
апаратури й розроблення технологій очищення паливних (безкисневих 
газів) від сірководню хінгідронним методом. 
Рівноважні закономірності в системі Н2S–Na2CO3–NaHCO3–NaHS–
H2O було детально досліджено у роботах [13,23]. Однак закономірності 
 
 
системи сірководень – натрію карбонат описують лише часткові рівноважні 
системи. Для практичних цілей за наявності інших компонентів у 
хінгідронному розчині їх не завжди можна застосовувати. Розроблені 
методики розрахунку впливу баластних компонентів (іонної сили цих 
розчинів) на зміну коефіцієнта розподілу [13], однак за високих 
концентрацій компонентів у розчинах такі розрахунки стають не 
адекватними. Тому для дослідження рівноважного розподілу компонентів у 
багатокомпонентних системах газ – рідина часто здійснюють 
експериментальні дослідження. Саме такий підхід використаний у роботах 
[240–243], де досліджено рівноважні концентрацій сірководню в 
карбонатних розчинах за наявності баластних речовин (NaCNS, NaHCO3, 
NaCl тощо). Дослідження рівноваги у вакуум-карбонатних методах 
очищення газів від сірководню показали, що за наявності баластних солей 
(NaCNS, NaHCO3) у поглинальних розчинах, порівняно з чистими содовими 
розчинами, парціальний тиск сірководню над ними збільшується [24]. 
Очевидно, що і у хінгідронному поглинальному розчині буде 
відбуватись вплив баластних речовин на рівноважний розподіл сірководню. 
Крім того, в абсорбційній колоні буде відбуватись сорбція сірководню 
хінгідронним поглинальним розчином і частково – окиснення його 
системою ХОС, що впливатиме на рівновагу процесу. Відсутність даних 
про рівноважний розподіл сірководню та константу рівноваги реакції 
хемосорбції сірководню у ХПР зумовило доцільність здійснення 
експериментальних досліджень. 
Залежності рівноважного вмісту сірководню над хінгідронними 
розчинами від ступеня насичення розчину H2S та початкової концентрації 
Na2CO3 в розчині представлені в таблиці 3.2. Аналіз газової і рідинної фаз 
здійснювали йодометричним та хроматографічним методами [19,24]. 
Аналіз одержаних результатів показує, що, як і очікувалось, із 
збільшенням ступеня насичення хінгідронного поглинального розчину 
сірководнем  рівноважний парціальний тиск сірководню зростає. Для дуже 
 
 
низьких ступенів насичення поглинального розчину сірководнем (0.2…1.0 
%) рівноважний парціальний тиск H2S над розчином не перевищує 0.2…0.3 
Па. Це дає змогу очищати гази від сірководню хінгідронними розчинами до 
досягнення санітарної норми (20 мг/нм3 або р*=1.33 Па) навіть за 
 
 
Таблиця 3.2 - Результати досліджень і розрахунків фазової рівноваги 
 
Концентрація в Мольна Рівноважний парціальний 
Ступінь Коефіцієнт Відношен Константа 
розчині, С, частка тиск H S 
3 насичення 2 фазового ня рівноваги, 
моль/м  H2S в p*, Пa над розчинами: 
розчину розподілу, mpx H2O моль 
розчині,  
3
Na2CO3 NaHS . 3 H2S, α, % хінгідронним содовим [139] mрx, Па m К, Па м  
х 10  px 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 
С(Na2CO 3
3) поч.=10 кг/м  
94.34 0 0 0 0 – – – – 
92.87 1.47 0.03 1.56 0.3 0.065 10000 4900 0.078 
91.40 2.94 0.06 3.12 1.3 0.26 21667 2262 0.073 
76.69 17.65 0.36 18.70 35,0 11.28 97222 504.0 0.116 
55.22 39.12 0.80 41.46 295 77.0 368750 133.9 0.094 
35.52 58.22 1.21 62.34 1013 270.6 844167 58.0 0.094 
26.10 68.24 1.40 72.33 1593 495.5 1134860 43.2 0.102 
16.10 78.24 1.61 82.90 2466 1056 1531677 32.0 0.112 
8.16 86.18 1.77 91.35 4345 2527 2454802 20.0 0.154 
С(Na 3
2CO3) поч.=30 кг/м  
283.00 0 0 0 0 – – – – 
281.53 1.47 0.03 0.52 0.2 0.02 6557 7472 0.038 
224.18 58.82 1.22 20.78 94,0 42.9 77049 635.9 0.164 
165.35 117.65 2.44 41.57 409 232.5 167622 292.3 0.205 
106.53 176.47 3.66 62.36 1332 812.0 363934 134.6 0.219 
77.12 205.88 4.28 72.75 2000 1527 467289 104.9 0.275 
47.70 235.30 4.88 83.14 4662 3224 955327 51.3 0.249 
18.30 264.70 5.49 93.53 11330 10639 2063752 23.7 0.338 
 
 
Продовження табл. 3.2 
С(Na2CO3) поч.=50 кг/м3 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 
471.70 0 0 0 0 – – – – 
468.76 2.94 0.06 0.70 0.2 0.05 3257 15043 0.092 
412.88 58.82 1.23 12.47 27.4 23.28 22312 2196 0.306 
354.05 117.65 2.46 24.94 154 108.6 62678 782.0 0.254 
236.40 235.29 4.91 49.90 666 650.5 135558 361.5 0.352 
177.58 294.12 6.14 62.35 1332 1353 216867 225.9 0.366 
118.76 352.94 7.37 74.82 3330 2913 451831 108.4 0.315 
59.94 411.76 8.60 87.29 11330 7858 1317441 37.2 0.250 
30.52 441.18 9.21 93.53 19980 17715 2168910 22.6 0.319 
 
 
атмосферного тиску. З підвищенням тиску газу парціальний тиск 
сірководню в ньому пропорційно зростатиме, що буде збільшувати рушійну 
силу хемосорбції. Для зручності використання результати розрахунків 
математично обробили, використовуючи метод найменших квадратів з 
апроксимацією значень лінійною та степеневою функціями. Залежність 
парціального тиску H2S від його вмісту та початкової концентрації Na2CO3 у 
досліджуваних хінгідронних розчинах за 298 К в логарифмічних 
координатах добре описується лінійною залежністю. Рівняння (3.11) з 
високою вірогідністю апроксимації (R2≥0.98) описує залежність 
рівноважного парціального тиску H2S від концентрації NaHS та початкової 
концентрації Na2CO3 в межах 80 до 500 моль/м3 для хінгідронних 
поглинальних розчинів з ступенем насичення сірководнем 2…87 %: 
* C 0,8
                                      lg p 1.51 lg NaHS 1.71CNa2CO3 (поч)                                             (3.11) 
(CNa2CO3 (поч) CNaHS )
де p* – парціальний тиск H2S, Па; CNaHS – концентрація розчиненого 
сірководню, моль/м3; CNa2CO3(поч.) – початкова концентрація, моль/м3. 
Коефіцієнт фазового розподілу й константа рівноваги хімічної реакції 
хемосорбції сірководню карбонатним розчином є одними з важливих 
чинників впливу на кінетику хемосорбції сірководню ХПР. 
Як показують результати досліджень, коефіцієнт фазового розподілу 
сірководню різко зростає із збільшенням ступеня насичення ним 
хінгідронного розчину та зменшується зі зростанням концентрації натрію 
карбонату в розчині. Так, для  = 0,52 % і концентрації Na2CO3 30 кг/м3 mpx 
= 6557 Па, для такого ж  й концентрації соди 50 г/м3 mpx = 2420 Па, а для  
= 93,53 % і концентрації соди 50 г/дм3 mpx = 2168910 Па. 
За експериментальними даними було здійснено розрахунки значень 
константи рівноваги реакції хемосорбції сірководню 
                 Na2CO3(р)+H2S(г)=NaHS(р)+NaHCO3(р).                          (3.12) 
Для хінгідронного розчину, залежно від ступеня його насичення 
сірководнем і початкової концентрації натрію карбонату, спостерігається 
 
 
коливання цих значень. Так, константа рівноваги із збільшенням 
ступеня насичення розчину сірководнем від ~1 % до ~82 %зростає у 1,5…5 
разів, а із збільшенням концентрації натрію карбонату в поглинальному 
розчині від 10 до 50 кг/м3 константа рівноваги К зростає у ~1,5 раза. 
Збільшення розрахункових значень константи рівноваги реакції (1.2) 
(табл. 3.2, графа 9) із зростанням ступеня насичення розчину сірководнем і 
початкової концентрації натрію карбонату, очевидно, можна пояснити 
падінням активностей реагуючих речовин із ростом їх концентрацій. 
Порівняння значень рівноважного парціального тиску H2S над 
хінгідронним (табл. 3.2 графа 5) і содовим розчинами однакової 
концентрації за Na2CO3 (табл. 3.2, графа 6) [13] показує, що над 
хінгідронним розчином він є більшим. За низьких ступенів насичення 
сірководнем (до 3%) парціальний тиск H2S над хінгідронним розчином є у 
5…10 разів більший, ніж над содовим розчином, а за високих ступенів 
(60…80 %) – є більшим тільки у 2…3 рази за початкової концентрації 
Na2CO3 94.34 моль/м3 (10 кг/м3) і майже однаковим за початкової 
концентрації Na2CO3 471.7 моль/м3 (50 кг/м3) у розчині. Тобто за високих 
концентрації натрію карбонату й ступеня насичення хінгідронного розчину 
сірководнем вплив вмісту натрію тіосульфату на парціальний тиск 
сірководню зменшується. 
Подібні залежності були одержані в роботі [24]. За наявності 
баластних солей у поглинальному розчині концентрацією 150…170 кг/м3 
NaCNS парціальний тиск H2S над поглинальним розчином, порівняно з 
чистим содовим розчином, збільшувався у 2,7…4 рази. Однак чим більша 
концентрація сірководню в розчині, тим концентрація NaCNS менше 
впливала на це збільшення. Очевидно, що одержані результати впливу на 
коефіцієнт рівноважного розподілу сірководню пов’язані із зміною іонної 
сили розчинів [24] з ростом концентрацій компонентів у хінгідронному 
розчині. 
У графі 8 табл. 3.2 подані відношення коефіцієнта фазового розподілу 
 
 
сірководню у воді mpx(Н2О) за 298 К [138] до розрахованих нами 
коефіцієнтів розподілу сірководню в хінгідронних розчинах mpx. Це 
відношення приймає значення від 5000…15000 для низьких ступенів 
насичення α і до ~20 для високих α (91…99 %). Отже, це однозначно вказує 
на вплив ступеня насичення розчину сірководнем і необхідність 
застосування більш складних інженерних розрахунків, ніж рекомендується 
[13]. 
Якщо проаналізувати роботу абсорбційних колон у технологіях 
очищення газів від сірководню, то поглинальні розчини з низьким ступенем 
насичення їх сірководнем є наявні на останніх ступенях хемосорбції газів 
(зверху колони). Враховуючи, що парціальний тиск сірководню над 
карбонатними розчинами з вмістом баластних компонентів є більшим, ніж 
над безбаластними карбонатними розчинами, то у таких розчинах (з 
баластними компонентами) винесення (проскок) H2S є більш ймовірним. 
Очевидно, саме тому, для зниження впливу баластних солей на 
очищення коксового газу вакуум-карбонатним методом запропоновано 
двостадійну схему, де на І стадії здійснюють грубе, а на ІІ – тонке 
очищення. На стадії тонкого очищення рекомендують знижувати 
концентрацію баластних солей від 250 до 50 кг/м3, і тоді рівноважна 
концентрація сірководню над розчином зменшується у 4 рази, а 
розчинність соди збільшується у 2 рази [24]. 
Результати досліджень рівноваги в системі сірководень – хінгідронні 
поглинальні розчини та результати попередніх досліджень регенерації 
поглинального розчину [2,12,21] показали, що вміст сірководню в газах 
після їх очищення регенерованими поглинальними розчинами з 
підвищеними концентраціями компонентів інколи може перевищувати 
регламентовані межі. Так, у поглинальному розчині після його регенерації 
завжди наявний певний залишковий вміст абсорбованого H2S, якому 
відповідає парціальний тиск H2S над розчином. Під час очищення паливних 
газів таким розчином відбувається потрапляння сірководню в очищений 
 
 
газ, що створює залишкову концентрацію H2S в ньому. Застосування для 
очищення паливних газів від сірководню регенерованого поглинального 
розчину, з наявним над ним залишковим парціальним тиском сірководню, 
не дає змоги досягти потрібних високого ступеня очищення паливних газів 
від сірководню 99,90-99,99% та залишкової концентрації сірководню в них 
не більше 0,007 г/м3. 
Застосування свіжого поглинального розчину, який містить Na2CO3 
та ХОС і над яким відсутній парціальний тиск H2S, для абсорбції 
сірководню з безкисневих паливних газів дало б змогу досягти потрібного 
ступеня очищення від сірководню й залишкової концентрації сірководню. 
Однак використання тільки свіжого поглинального розчину для очищення 
паливних газів від сірководню (процес без регенерації розчину) є 
нераціональним з економічної точки зору через високі витрати компонентів 
і необхідність утилізації відпрацьованих розчинів. Додавання свіжого 
поглинального розчину до регенерованого поглинального розчину для 
корегування його складу за концентраціями компонентів (у зв’язку з їх 
виведенням з одержаною сіркою, втратами в побічних процесах тощо) дає 
змогу лише дещо зменшити залишковий парціальний тиск сірководню над 
регенерованим ХПР. 
Для забезпечення нормативних показників очищення газів у 
хінгідронній технології запропоновано використовувати двохстадійне 
очищення, де на першій стадії основне очищення здійснювати 
регенерованими ХПР, а для доочищення газів використовувати свіжий 
поглинальний розчин. Введення свіжого поглинального розчину забезпечує, 
крім того, баланс компонентів (вода, хінгідрон, Na2CO3 i Na2S2O3) у 
циркуляційній системі, які втрачаються на стадії відділення одержаної 
сірки від поглинального розчину [24]. 
Аналіз результатів досліджень вказує також на те, що для 
забезпечення високої поглинальної здатності розчину процес хемосорбції 
сірководню слід здійснювати хінгідронним розчином з максимальною 
 
 
концентрацією натрію карбонату (40…50 кг/м3). Збільшення тиску газу 
сприятиме зсуненню рівноваги реакції (3.12) праворуч. Наявність у розчині 
інших (баластних) компонентів – Na2S2O3, NaHCO3 - дещо знижуватиме 
сорбційну ємність такого поглинального розчину, впливаючи на зміщення 
рівноваги реакції ліворуч. При цьому будуть зростати також такі фізико-
хімічні показники поглинального розчину як в‘язкість і густина, а вони 
негативно впливають на швидкість хемосорбції сірководню. Крім того, 
вміст лужних компонентів впливає й на регенерацію поглинального 
розчину. Тому оптимальний склад хінгідронного поглинального розчину 
можна вибрати тільки за результатами досліджень як кінетики процесів 
хемосорбції сірководню, так і регенерації поглинального розчину. 
3.3 Результати розрахунків за математичною моделлю хемосорбції 
сірководню в апаратах ВАБШ 
 
Вплив ступеня насичення розчину сірководнем і початкової 
концентрації натрію карбонату на коефіцієнти масовіддачі та масопередачі. 
Порівняння розрахункових значень mрС з експериментальними (табл. 
3.2, графа 5) показують, що експериментальні значення коефіцієнта 
міжфазового розподілу є значно меншими від розрахункових. Для 
насичених (більше 80%) сірководнем розчинів експериментальний mрС є 
меншим у 75…90 разів. У таблиці 5.3 наведені значення mрС, перераховані з 
mрx, що одержані на основі експериментальних досліджень [23]. Так для 
поглинального розчину складу, моль/м3: 158,2 Na2S2O3, 92,87 Na2CO3 і 1,47 
NaHS mрx = 10000 Па. Тоді 
10000Па 22,34кг / кмоль
т  196м3
рС Па / кмоль  0,196м3 Па / моль  
1140кг / м3
Як показують результати розрахунків (табл. 3.3) коефіцієнтів масовіддачі 
для розчинів з початковою концентрацією натрію карбонату 10, 30 і 50 
кг/м3, із збільшенням ступеня насичення розчину H2S коефіцієнт фазового 
розподілу й опір рідинної фази зростають, а відношення опорів 
 
 
(1/βг)/(m/βр) зменшується. 
Тобто за низьких концентрацій сірководню в розчині (α = 1,5 %) опір 
газової фази для розчину з початковим вмістом натрію карбонату 94,34 
моль/м3 (10 кг/м3) майже в 174 рази більший, ніж опір рідинної фази, а за α 
= 91,35 - у 0,71 раза, тобто зменшується у ≈200 разів. За низьких ступенів 
насичення розчину сірководнем, чим більша початкова концентрація натрію 
карбонату, тим відношення опорів більше. Відношення опорів стає майже 
рівним за ступенів насичення розчинів сірководнем 80…90%, незалежно 
від початкової концентрації натрію карбонату в хінгідронному розчині. Як 
відомо, коефіцієнт масопередачі не залежить від концентрацій компонентів 
[13]. Результати досліджень показали, що він не залежить від початкової 
концентрації соди в 
 
Результати розрахунків впливу ступеня насичення розчину сірководнем на коефіцієнт масопередачі 
Таблиця 3.3 
 
Концентрація в Коефіцієнт Коефіцієнт 
Ступінь Опір рідинної Відношення Коефіцієнт 
розчині, моль/м3 масовіддачі фазового 
насичення фази mрС/βр, опорів масопередачі, 
рідинної фази, розподілу mрС, м2∙с∙Па  1/��г  5 моль
Na2CO3 NaHS розчину, α, % К×10 ,  
 
βр, м/с м3.Па/моль. моль ������/��р м2∙с∙Па 
С(Na2CO3)
3
поч.=10 кг/м  
94,34 0 0  - 0 - - 
92,87 1,47 1,56  0,196 460,0 173,91 1,24 
91,40 2,94 3,12  0,421 988,4 80,94 1,23 
76,69 17,65 18,70  1,889 4435,3 18,04 1,18 
55,22 39,12 41,46 βр = 4,26·10-4 7,183 16861,7 4,74 1,03 
35,52 58,22 62,34 16,406 38511,7 2,08 0,84 
26,10 68,24 72,33 22,239 52204,9 1,53 0,76 
16,10 78,24 82,90 30,025 70480,7 1,14 0,66 
8,16 86,18 91,35 48,013 112707,0 0,71 0,52 
С(Na2CO3)поч.=30 кг/м3 
283,30 0 0   0 - - 
281,53 1,47 0,52  0,127 303,8 263,29 1,25 
224,18 58,82 20,78 1,546 3706,7 21,58 1,19 
 
165,35 117,65 41,57 -4 3,236 7759,5 10,31 1,14 
βр = 4,17·10  
106,53 176,47 62,37 7,025 16847,6 4,75 1,03 
77,12 205,88 72,76 9,041 21680,8 3,69 0,98 
47,7 235,3 83,14 18,441 44223,9 1,81 0,80 
18,3 264,7 93,53 39,843 95545,7 0,84 0,57 
 
Продовження табл. 3.3 
 
С(Na2CO3)поч.=50 кг/м3 
471,7 0 0   -0 - - 
468,76 2,94 0,70  0,062 152,0 526,33 1,25 
412,88 58,82 12,47  0,425 1040,8 76,86 1,23 
354,05 117,65 24,94  1,193 2925,1 27,35 1,21 
236,4 235,29 49,9 βр = 4,08·10-4 2,581 6326,2 12,65 1,16 
177,58 294,12 62,35 4,129 10120,7 7,90 1,11 
118,76 352,94 74,82 8,592 21057,7 3,80 0,99 
59,94 411,76 87,20 25,090 61495,9 1,30 0,71 
30,52 441,18 93,52 41,294 101210,7 0,79 0,55 
 
 
ХПР, але зменшується із збільшенням ступеня насичення розчину 
сірководнем. Так, для розчину з вмістом натрію карбонату 10 кг/м3 із 
збільшенням ступеня насичення розчину сірководнем від 1,56% до 91,35% 
опір рідинної фази зростає у практично 245 разів. Це призводить до 
зменшення коефіцієнта масовіддачі від 1,24.10-5. до 0,52.10-5 м2.с.Па/моль, 
тобто майже у 2,4 рази. 
Вплив тиску на коефіцієнти масовіддачі та масопередачі 
Як показано у розділі 1, природні, а також технологічні гази, як 
правило, знаходяться під високим тиском (до 10 МПа і більше). З 
економічної і технологічної точок зору, очищувати їх від сірководню 
доцільно також під тиском, що дасть змогу зберегти енергію газів та 
повернути їх в магістраль без додаткового дотискування [24]. 
Так як дослідження впливу тиску на процес хемосорбції сірководню 
будуть відбуватись з азото-сірководневої суміші, то проведемо розрахунок 
фугітивності азото-сірководневої газової суміші складу, % об.: азот – 99,69, 
сірководень – 0,31. Мольні частки азоту й сірководню дорівнюють 0,9969 і 
0,0031, відповідно. Фугітивність враховують, починаючи з тиску 1 МПа 
[13]. 
Критичні параметри для сірководню Ткр= 373,55 К, Ркр = 9,01 МПа і 
для азоту Ткр = 126,19 К, Ркр = 3,39 МПа. Псевдокритичні параметри для 
суміші: 
Тпкр  NATкрА  NBTкрВ  0,0031373,55 0,9969 126,19 126,95К  
Рпкр  NATкрА  NBTкрВ  0,00319,01 0,9969 3,39  3,407МПа  
Приведені температура (θ) і тиск (π): θ = Т / Тпкр, π = Р / Рпкр: 
θ20= 293,15 / 126,95 = 2,31,  
π1 = Р1 / Рпкр = 1 / 3,407 = 0,29;  
π5 = Р5 / Рпкр = 5 / 3,407 = 1,47; 
 π10 = Р10 / Рпкр = 10 / 3,407 = 2,94. 
 
За приведеної температури більше 2 (наприклад, θ20=2,31), згідно з 
[13], практично всі коефіцієнти активності сірководню рівні γ’= 1. Тобто 
фугітивність газової суміші практично рівна тиску fо .
1 = γ’ P = 1 × 1 МПа = 1 
МПа, а парціальна фугітивність сірководню в суміші – мольній частці f1H2S = 
NH2S . fо
1 = 0,0031 × 1 = 0,0031 МПа. З врахуванням фугітивності було 
розраховано коефіцієнти дифузії сірководню в азотосірководневій суміші й 
коефіцієнти масовіддачі за різних тисків, значення яких наведені в табл. 3.4 
 
 Розрахунок впливу тиску на коефіцієнт масопередачі за критеріальними рівняннями 
Таблиця 3.4 
Концентрації, Коефіцієнти масовіддачі 
Коефіцієнт Опір фази Коефіцієнт 
Тиск, моль/м3 фази 
дифузії масопередач
P.10-5, газової, β' ·105, рідинної 
Н S в N , Г газової (1/βГ)·10-5, рідинної і, 
2 2
Па 2 Na2CO3 NaHS моль βР·104, м2∙с∙П�� м2∙с∙Па .
D, м /с  К 106 
  
м2∙с∙Па м/с моль моль моль 
 
м2∙с∙Па 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 
С(Na2CO3)поч.=10 кг/м3 
92,87 1,47 460,1 12,45 
     
. -5 55,22 39,12 16861,7 10,34 
1 1,38 10  1,25 4,26 0.80 
26,10 68,24 52204,9 7,57 
8,16 86,18 112707,0 5,19 
92,87 1,47 461,2 6,99 
     
. 55,22 39,12 16901,4 6,27 
10 1,38 10-6 0,70 4,25 1.43 
26,10 68,24 52327,8 5,13 
8,16 86,18 112972,2 3,91 
92,87 1,47 463,4 6,07 
     
55,22 39,12 16981,3 5,52 
50 0,28.10-6 0,61 4,23 1,64 
26,10 68,24 52575,2 4,61 
8,16 86,18 113506,4 3,60 
92,87 1,47 466,7 5,88 
     
55,22 39,12 17102,6 5,36 
100 1,38.10-7 0,59 4,20 1,70 
26,10 68,24 52950,7 4,49 
8,16 86,18 114317,1 3,52 
 
Продовження табл.3.4 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 
С(Na2CO3)поч.=30 кг/м3 
281,53 1,47 303,8 12,45 
     
1 1,38.10-5 165,35 117,65 7759,5 11,39 
 1,25 4,17 0.80 
77,12 205,88 21680,8 9,83 
18,3 264,7 95545,8 5,70 
281,53 1,47 304,6 6,98 
     
. -6 165,35 117,65 7778,1 6,63 
10 1,38 10  0,70 4,16 1,43 
77,12 205,88 21732,9 6,07 
18,3 264,7 95775,5 4,19 
281,53 1,47 306,0 6,06 
     
50 0,28.10-6 165,35 117,65 7815,7 5,80 
 0,61 4,14 1,65 
77,12 205,88 21837,9 5,36 
18,3 264,7 96238,2 3,83 
281,53 1,47 308,3 5,87 
     
. -7 165,35 117,65 7872,7 5,62 
100 1,38 10  0,59 4,11 1,70 
77,12 205,88 21997,3 5,21 
18,3 264,7 96940,6 3,75 
 
Продовження табл. 3.4 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 
С(Na2CO3)поч.=50 кг/м3 
468,76 2,94 152,3 12,44 
     
1 1,38.10-5 236,4 235,29 6341,8 11,55 
 1,25 4,07 0.80 
118,76 352,94 21109,3 9,87 
30,542 441,18 101459,5 5,50 
468,76 2,94 152,7 6,97 
     
10 1,38.10-6 236,4 235,29 6357,4 6,68 
 0,70 4,06 1,43 
118,76 352,94 21161,3 6,08 
30,542 441,18 101709,4 4,08 
468,76 2,94 153,5 6,05 
     
. -6 236,4 235,29 6388,9 5,83 
50 0,28 10  0,61 4,04 1,65 
118,76 352,94 21266,1 4,70 
30,542 441,18 102212,9 3,74 
468,76 2,94 154,2 5,86 
     
. -7 236,4 235,29 6420,6 5,65 
100 1,38 10  0,59 4,02 1,70 
118,76 352,94 21371,9 5,21 
30,542 441,18 102721,4 3,66 
 
Як показують розрахунки, із збільшенням тиску пропорційно 
зменшуються коефіцієнти молекулярної дифузії сірководню в газі, а 
відтак зменшуються коефіцієнти масовіддачі газової фази незалежно від 
початкової концентрації натрію карбонату у хінгідронному розчині. Так 
при збільшенні тиску від 0,1 до 10 МПа (в 100 раз) коефіцієнт βG 
зменшився від 1,25 10-6 до 0,59 моль/(м2·с.Па), тобто в 2,12 рази. У стільки 
ж зростає опір цієї фази. Співвідношення опорів (1/βг)/(m/βр) із 
збільшенням тиску від 0,1 до 10 МПа зростає більше ніж у 2 рази. Так для 
хінгідронного розчину з початковим вмістом 10 кг/м3 натрію карбонату за 
тиску 1 атм і низького насичення сірководнем це співвідношення рівне 
173,59, а за тиску 100 ат - 363,40. Тобто з підвищенням тиску опір газової 
фази зростає. Однак з підвищенням ступеня насичення розчину H2S 
зростає опір рідинної фази й частки газового та рідинного опорів стають 
майже рівними. Так, за високого насичення H2S розчину з вмістом 50 
кг/м3 за 1 атм співвідношення опорів дорівнює 0,79, а за 100 атм – 1,66. 
Коефіцієнт масопередачі при збільшенні тиску зменшується. Так, 
для хінгідронного розчину з початковою концентрацією Na2CO3 10 кг/м3 за 
низького ступеня насичення H2S і тиску Р = 1 атм коефіцієнт К дорівнює 
12,45×10-6, а за 100 атм – 5,85×10-6 м2.с.Па/моль. Отже, тільки за низьких 
ступенів насичення розчину H2S загальний опір системи визначається 
опором газової фази. 
Враховуючи дані по рівновазі системи сірководень – хінгідронний 
поглинальний розчин, було розроблено математичну модель процесу 
хемосорбції сірководню у барботажному режимі, яка враховує вплив 
ступеня насичення поглинального розчину сірководнем, початкову 
концентрацію натрію карбонату у розчині та тиску газу. Згідно з 
розробленою моделлю, залежність коефіцієнта масопередачі сірководню 
(К, моль ) від тиску (Р, МПа), початкової концентрації натрію карбонату в 
розчині (��поч, кг/м3) та його рівноважної концентрації в поглинальному 
розчині виражається рівнянням (С, моль/м3): 
 
                              K  0.576 P0.199 e0.032P C0,161 С0,225                                          (3.13) 
поч р
Коефіцієнт детермінації моделі ��2 = 0,949, стандартна похибка �� = 0,0816. 
 
3.4. Експериментальні дослідження хемосорбції сірководню в 
барботажному абсорбері 
 
3.4.1. Теоретичні передумови створення дослідної установки 
сорбції сірководню з газів під тиском 
 
Питання встановлення впливу тиску і інших параметрів на 
сіркоочисні процеси є більш вагомим для каталітичних твердо-фазних 
(окисних) [24] та мембранних [25] процесів, однак актуальність таких 
досліджень дуже характерна для рідинно-фазних хемосорбційних [25, 26] 
та окисних (каталітичних) [26] процесів. В останніх двох випадках 
активізацію таких досліджень можна пов’язати з широким розвитком 
технологій біогазу [36,26], де вплив цих параметрів, розглядають з точки 
зору збільшення швидкості і селективності абсорбції кислих газів СО2 та 
H2S. 
Дослідження процесів хемосорбції сірководню під тиском пов‘язано 
з рядом складностей технічного та експериментального характеру. На 
основі аналізу літератури, присвяченої корозійностійким конструкційним 
матеріалам, фізико-хімічним властивостям сірководню [26, 27] та 
власного досвіду досліджень різних хемосорбційних процесів було 
розроблено лабораторну установку для дослідження хемосорбції 
сірководню з газів содовим розчином хінгідрону під тиском [19]. Для 
створення дослідної установки для дослідження хемосорбції сірководню з 
газів содовим розчином хінгідрону під тиском до 10 МПа потрібно було 
вирішити таку низку завдань : 
- визначитись з джерелом сірководню та способом його одержання; 
- розробити апарат для зберігання сірководню; 
 
- розробити метод одержання азото-сірководневої суміші під тиском; 
- розробити апарат для дослідження хемосорбції під тиском; 
- виготовити дослідну установку для досліджень з контрольно -
вимірювальною апаратурою, регулюванням і можливістю аналізу фаз. 
Основною складністю створення дослідної установки було вирішення 
питання одержання сірководню під тиском. Відомі методи його одержання 
з розчину натрію чи алюміній сульфіду кислотним розкладом сульфатною 
чи іншими кислотами неокисниками [19] та одержати газоподібний 
сірководень не є складно. Складністю є одержання в лабораторних умовах 
азото-сірководневої суміші під високим тиском і забезпечення постійності 
тиску протягом певного часу зі стабілізованою витратою газової суміші. 
Підприємства не випускають для реалізації сірководень в балонах. Є 
приклади застосування сірководню під тиском для досліджень у балонах 
малого об’єму [26]. Однак стискають його до невисокого тиску (~3 атм). 
Постало питання його одержання і, що найважливіше, його зберігання під 
великим тиском. 
Як відомо [27], будь який газ може бути перетворений у рідину, але 
необхідною умовою для цього є попереднє охолодження газу до 
температури нижче критичної. Вуглекислий газ, наприклад, можна 
зрідити за кімнатної температури, оскільки його критична температура 
дорівнює 31,1оС і є вище кімнатної. Те ж, можна сказати і про аміак 
(132,25 оС) та хлор (143,75оС). Але є й такі гази, які за кімнатної 
температури скрапити неможливо. До них відносять повітря (азот, кисень 
та аргон), а також водень і гелій, у яких критичні температури значно 
нижчі кімнатної. Так, для нітрогену критична температура дорівнює 126,1 
К, для кисню - 154,4 К, водню - 33 К і для гелію - 5,3 К [27]. Ці чотири гази 
мають широке практичне використання як холодоагенти. Для зріджування 
таких газів їх необхідно попередньо охолодити до температури трохи 
нижче критичної, а після того стиснути. 
 
 
Для досягнення значного охолодження у промисловості зазвичай 
використовують два методи. Перший метод зрідження газу пов'язаний з 
використанням ефекту Джоуля – Томсона, тобто явища зміни температури 
газу під час його адіабатичного розширення дроселюванням від одного 
постійного тиску до іншого. Для зрідження газу, його, за достатньо 
високого і постійного тиску, направляють через теплоізольовану пористу 
перегородку, де втрачається частина тиску газу, і газ розширюється 
(дроселюється). Зовнішній компресор, який забезпечує стаціонарність 
цього адіабатичного процесу, виконує зовнішню роботу стиснення газу. 
Зменшення температури газу пояснюють тим, що під час розширення газу 
збільшується відстань між молекулами і, отже, відбувається внутрішня 
робота проти сил взаємодії між молекулами. За рахунок цієї роботи 
змінюється кінетична енергія молекул, а, отже, і температура газу. В 
ідеальному газі (сили взаємодії молекул дорівнюють нулю) ефекту Джоуля 
- Томсона немає. Другий метод зрідження газів здійснюється за методом 
Клода. Відомо, що охолодження газу відбувається і в тому випадку, коли 
він адіабатично розширюється, здійснюючи зовнішню роботу. При тому 
зменшення температури відбувається за рахунок зменшення внутрішньої 
енергії. Це однаково стосується як ідеального, так і реального газів. 
Причиною охолодження газу під час вчинення ним зовнішньої роботи є 
зменшення швидкостей молекул за рахунок їхніх ударів у поршень, що 
віддаляється, і якому вони передають частину своєї кінетичної енергії. 
Адіабатичне розширення газів здійснюють у детандерах. 
Охолодження під час адіабатичного розширення із виконанням 
зовнішньої роботи є ефективнішим, ніж при дроселюванні, так як процес 
адіабатичного розширення в детандері є оборотний, а дроселювання - 
необоротний. Однак, незважаючи на втрату ефективності під час 
охолодження і необхідність працювати за високих тисків з використанням 
великих кількостей газу, метод адіабатичного охолодження 
дроселюванням є простішим. У ньому не виникає проблеми змащення 
 
рухомих частин, що працюють за низьких температур. 
Створення високих тисків для зрідження сірководню у 
лабораторних умовах є складним, так як вимагає відповідного обладнання 
- компресійної машини, ще й до того виконаної з антикорозійного 
матеріалу. У лабораторних умовах охолодження та зрідження газів можна 
досягти застосуванням охолоджуючих сумішей і холодоагентів. Ними, 
зазвичай, є різні зріджені гази, що знаходяться в стані кипіння. Під час 
контакту з тілом, що охолоджується, відбувається їхнє інтенсивне 
випаровування, температура при тому не змінюється аж до повного їх 
випаровування. 
Розглянемо властивості рідкого сірководню. Згідно з [27] критичні 
константи сірководню tкр = 100,4оС; Ркр = 88,9 атм. Залежність тиску (Р, 
атм) насиченої пари від температури в межах від температури кипіння до 
критичної (Т, К ) описується рівнянням : 
930.5
                                                       lg P  4.441                                        (3.14) 
T
 
Густина (, г/см3) зрідженого сірководню за температур від -82 до -
63оС описується рівнянням: 
                                   t  0.8661.63103  t                                   (3.15) 
Температура кипіння або возгонки сірководню за різних тисків 
представлена у таблиці 3.5. 
Температура кипіння або возгонки H2S за різних тисків [27] 
Таблиця 3.5. 
 
Р, мм рт.ст. t о
кип, С Р, атм. tкип, 
оС Р, атм. t о
кип, С 
0,1 -153,6 тв. 1 -60,2 20 25,5 
1 -134,6 тв. 2 -45,9 40 55,8 
10 -116,5 тв. 5 -22,3 50 66,7 
100 -92,4 тв. 10 -0,4 60 76,3 
Як бачимо, за кімнатної температури і тиску більше 20 атм 
концентрований (100 %) H2S буде перебувати в стані рідини. Критична 
температура сірководню вказує на те, що його зрідження можна легко 
 
досягти звичайним охолодженням. За тиску 1 атм його можна зрідити за 
температури мінус 60,2 оС і менше. Одним з ефективних і доступних 
холодоагентів є азот, температура кипіння якого −195,75 °C, і тому можна 
буде легко досягти температури зрідження H2S. 
Аналіз цих залежностей дає змогу використати рідкий сірководень 
для створення азото-сірководневої суміші за будь-якого тиску. Так, імітат 
сірководеньвмісного безкисневого газу можна одержувати шляхом 
змішування або барботажу очищеного стисненого азоту через зріджений 
сірководень. Додатковим параметром для регулювання складу газової 
суміші може бути зміна температури зрідженого сірководню. 
Для реалізації цього методу нами була розроблена спеціальна 
конструкція ємності (балону) для одержання й зберігання зрідженого 
сірководню та спосіб її наповнення, а також запропоновано конструкцію 
абсорбера барботажного типу для досліджень хемосорбції сірководню 
хінгідронним поглинальним розчином під тиском [19]. Допомогу в 
проектуванні та виготовленні апаратури нам надали спеціалісти ТзОВ 
«Карпатнафтохім» (м. Калуш Івано-Франківської обл.). 
 
3.4.2.  Дослідження хемосорбції сірководню хінгідронним 
поглинальним розчином у барботажному режимі під тиском. 
За тиску 0,1 МПа спочатку було досліджено вплив ступеня 
насичення розчину сірководнем за різних початкових концентрацій 
натрію карбонату у поглинальному розчині на процес хемосорбції 
сірководню хінгідронним поглинальним розчином. Результати 
представлені у таблиці 3.6. Дослідження здійснювали в скляному апараті з 
аналогічними до абсорбера розмірами [28]. 
Як показали результати досліджень, із збільшенням ступеня 
насичення розчину сірководнем ступінь хемосорбції і коефіцієнт 
масопередачі закономірно знижуються. Так, збільшенням ступеня 
насичення розчину з С(Na2CO3)поч.= 10 кг/м3 від 1…2 до 38…41% 
 
приводить до зменшення коефіцієнта масопередачі від. 12,1.10-6 до  
10,4.10-6 кг/(м3.с.Па). 
Згідно з розробленою моделлю, з підвищенням тиску опір газової 
фази в апаратах з барботажним шаром повинен збільшуватись, а 
коефіцієнт масопередачі, відповідно, - зменшуватись. Так як швидкість 
масообміну в системі H2S – ХПР лімітується опором як газової, так і 
рідинної плівки, то позитивний вплив загального тиску буде проявлятись 
лише із зменшенням частки опору газової фази, порівняно з опором 
рідинної фази [20]. 
Так, із збільшенням тиску в 50 разів (від 0,1 до 5 МПа) швидкість 
абсорбції зростає у ~24 рази, а коефіцієнт масопередачі зменшується 
тільки у ~2 рази. Основне зменшення коефіцієнта масопередачі 
відбувається за підвищення тиску від 0,1 до 1 МПа. Так для хінгідронного 
розчину з початковою концентрацією натрію карбонату 10 кг/м3 за 
низького ступеня насичення сірководнем і тиску Р = 1 атм коефіцієнт К 
дорівнює 12,1.10-6, а за 100 атм – 5,6.10-6 моль/(м2.с.Па). За низьких 
ступенів насичення розчину сірководнем опір системи визначається 
повністю опором газової фази. За подальшого підвищення тиску до 5 МПа 
коефіцієнт масопередачі зменшується вже не так суттєво. 
Результати досліджень впливу тиску на коефіцієнт масопередачі 
та швидкість хемосорбції сірководню ХПР 
Таблиця 3.6. 
№ Тиск Ступінь Коефіцієнт Швидкість n 
P.10- насичення масопередачі, К.106, масопередачі, W 
5, розчину, α, % моль/(м2.с.Па) (F = 1 м2) моль/c 
Па 
С(Na 3
2CO3)поч.=10 кг/м  
1 1 12,1 1,2 
  
2 10 7,3 7,3 
1…2 0,83 
3 50 6,1 30,5 
4 100 5,6 56,2 
5 1 38…41 10,4 1,0 0,86 
6 1 70…73 7,2 0,7 0,89 
 
7 1 85…91 5,0 0,5 0,92 
С(Na CO ) =30 кг/м3
2 3 поч.  
8 1 12,4 1,2 
  
9 10 7,0 7,0 
0,5…1 0,84 
10 50 6,3 31,5 
11 100 5,7 57,5 
12 1 36…39 11,2 1,1 0,85 
13 1 69…72 9,7 0,97 0,87 
14 1 90…93 5,9 0,59 0,91 
С(Na 3
2CO3)поч.=50 кг/м  
15 1 12,6 1,3 
  
16 10 7,3 7,3 
0,6…1,2 0,83 
17 50 6,1 30,5 
18 100 5,8 58,2 
19 1 46…49 11,4 1,1 0,83 
20 1 70…74 9,7 1,0 0,86 
21 1 88…91 5,3 0,5 0,91 
Примітка. Об’єм розчину 2,4.103 м3. 
Відомо [13, 28], що на коефіцієнт масопередачі впливають три 
величини: коефіцієнти масовіддачі в газовій і рідинній фазі та константа 
фазового розподілу. Перша величина є обернено пропорційна тиску (за 
рахунок зменшення коефіцієнта дифузії H2S у газі), а дві інші від тиску не 
залежать. Однак, за рахунок збільшення рушійної сили процесу 
відбувається позитивний вплив тиску на швидкість процесу хемосорбції 
сірководню хінгідронним поглинальним розчином. 
Як показують розрахунки, швидкість хемосорбції сірководню W 
нелінійно збільшується із зростанням тиску пропорційно Рп, причому n = 
0,82…0,83. Показник n з рівняння �� ��
Р = �������� ∙ ��  розраховували після 
логарифмування правої та лівої частини цього рівняння за різних тисків, 
побудови прямих у координатах lg W – lg P і лінійної апроксимації точок. 
Такі залежності характерні для систем з «помірно розчинним» газом, тобто ті, 
які лімітуються опором як газової, так і рідинної фаз [20]. 
 
3.4.3.  Дослідження впливу концентрації сірководню й витрати 
поглинального розчину на ступінь хемосорбції сірководню. 
 
Дослідження процесу очищення модельної азото-сірководневої 
суміші від сірководню виконували на лабораторній установці, схема якої 
наведена вище, але замість компресора в ній використано балон з азотом 
[28]. Крім того, відпрацьований поглинальний розчин після абсорбера 
через гідрозатвор поступав у окрему ємність. Після кожного досліду цей 
розчин регенерували повітрям у цьому ж абсорбері. 
Дослідження хемосорбції сірководню здійснювали за таких 
постійних параметрів : об’ємна витрата газової суміші в абсорбер – 
0,7510-4 м3/с (4,5 л/хв), склад поглинального розчину, кг/м3 : хінгідрон - 5; 
натрію карбонат - 10, натрію тіосульфат - 200; температура - 293...295К. 
Змінними параметрами були: витрата поглинального розчину 
(0,2...1,2)10-6 м3/с, концентрація Н2S в газі – 37,8...226,8 мг/м3. 
Регенерацію розчину після кожного досліду здійснювали за питомої 
витрати повітря 100 м3/м3 розчину, часу регенерації 25 хв, температури 
20оС, за яких забезпечувалась повна регенерація ХПР будь-якого ступеня 
насичення сірководнем. Результати досліджень представлені в таблиці 3.7. 
Як показали дослідження, зі збільшенням вмісту сірководню ступінь 
хемосорбції поступово знижується (табл. 3.7). Так, збільшення вмісту 
сірководню від 0,25 до 1 %об. (254...1013 Па) ступінь хемосорбції 
зменшився від 78,2 до 53,4%. При цьому коефіцієнт масопередачі 
зменшується від 2,75×10-5 до 1,41×10-5 кг/(м3.с.Па). Одержані залежності 
повністю корелюються з впливом тиску на процес, так як збільшення 
парціального тиску сірководню в газі можна забезпечити і збільшенням 
тиску газу. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Дослідження впливу концентрації сірководню й витрати 
поглинального розчину на ступінь хемосорбції сірководню 
Таблиця 3.7. 
Парціаль- Витра- Маса аб- Серед- Сту- Коефіці- Швид- 
ний тиск та роз- сорбова- ня пінь єнт масо- кість 
H2S в газі чину, ного Н2S, рушій- хемо- передачі, хемо- 
на вході в υ.106, m.106 на сорб- К.105 сорбції, 
абсорбер, м3/с (кг/с) сила, ції, кг/(м3.с.Па) W.103 
p, Па Па % кг/(м3.с) 
254 0,67 0,222 130,68 78,2 2,75 3,65 
 0,22 0,263 377,40 46,3 1,45 4,33 
 0,43 0,328 340,15 57,7 1,58 5,39 
507 0,67 0,379 307,43 66,7 2,03 6,23 
0,92 0,435 270,28 76,5 2,65 7,15 
1,17 0,449 256,75 79,0 2,88 7,38 
760 0,67 0,501 504,66 58,7 1,63 8,24 
1013 0,67 0,608 708,97 53,4 1,41 10,00 
1520 0,67 0,785 1135,06 46,0 1,14 12,91 
Крім ступеня хемосорбції і коефіцієнта масопередачі, важливим 
показником процесу є швидкість хемосорбції, під якою розуміємо масу 
сірководню (кг), що поглинається одиницею об'єму апарату (м3) за 
одиницю часу (с), тобто показник, який у підсумку визначає 
продуктивність та економічність процесу. Швидкість хемосорбції в 
загальному вигляді можна записати : 
                                  V  k Pn
H S                                                        (3.16) 
2
де V - швидкість процесу, кг/м3.с; k - коефіцієнт швидкості; PH2S - 
парціальний тиск Н2S в газі, що поступає в абсорбер, Па; n - показник 
ступеня, умовний (псевдо) порядок процесу. 
Прийнявши що за сталої температури k є величиною сталою й не 
залежить від парціального тиску сірководню в газі, що поступає в 
абсорбер, значення n, розраховане на основі наших досліджень, становить 
0,65…0,75. 
 
Значення показника степеня n можна пов'язати із перебігом 
хемосорбційного процесу. Якщо в процесі хемосорбції парціальний тиск 
над абсорбентом відсутний, тоді n = 1. За наявності парціального тиску 
Н2S над поглинальним розчином n < 1, і чим більший цей тиск, тим менше 
значення n. Відсутність парціального тиску над абсорбентом можливе в 
таких випадках: 1)витрата поглинального розчину прямує до 
нескінченності; 2) під час хемосорбції відбувається повне окиснення 
хемосорбованого H2S окисненою формою ХОС. 
Отримане значення n говорить про те, що одним з методів 
підвищення швидкості хемосорбції є збільшення витрати поглинального 
розчину. Збільшення витрати розчину значно впливає на рушійну силу 
процесу, знижуючи парціальний тиск сірководню над розчином. 
Як показали дослідження, збільшення витрати поглинального 
розчину приводить до збільшення ступеня, коефіцієнта хемосорбції й 
швидкості процесу (табл. 5.8, № 2-6). Так, збільшення витрати 
поглинального розчину від 0,22.106 до 1,17.106 м3/с приводить до 
збільшення ступеня абсорбції від 46,3 до 79,0%. Межі витрат 
поглинального розчину, що були досягнуті на лабораторній установці, не 
дають змоги встановити оптимальне значення цього показника. 
 
3.5.Експериментальні дослідження хемосорбції H2S в абсорбері 
ГАКД 
 
3.5.1. Дослідження впливу інтенсивності диспергування 
поглинального розчину на хемосорбцію сірководню з безкисневих 
газів. 
Як було відзначено, дифузійний опір рідинної фази в абсорбері 
ГАКД визначається величиною і кількістю крапель, що диспергуються. 
Розмір крапель обернено пропорційний квадрату лінійної швидкості кінців 
ковша диспергатора, а маса рідини, що диспергується, прямопропорційна 
 
кількості диспергаторів та швидкості обертання валу. Оскільки ці 
величини по-різному впливають на процес очищення, тому умовно 
лінійну швидкість кінців ковша диспергатора та кількість останніх на 
одиницю довжини валу об'єднують під терміном – інтенсивність 
диспергування розчину [28]. 
Дослідження впливу інтенсивності диспергування поглинального 
розчину на хемосорбцію сірководню з природного газу здійснювали на 
лабораторній установці, основним апаратом якої був горизонтальний 
абсорбер з ковшоподібними диспергаторами діаметром 0,5 м, довжиною 
0,7 м і діаметром диспергаторів 0,2 м. Дослідження виконували за лінійних 
швидкостей кінців ковша диспергаторів (Vлін), що дорівнювали 6,0; 9,0; 
10,0; 12,0; 15,0 м/с і кількості їх на 1 м довжини апарату (S): 1,4; 2,8; 4,3; 
5,7 шт/м. Решту параметрів процесу були сталими: температура - 293 К, 
швидкість руху газу в апараті - 1,05∙10-2 м/с; парціальний тиск сірководню 
в газі на вході - 1520 Па; коефіцієнт надлишку розчину (виражає 
відношення фактичної витрати розчину до теоретично необхідної згідно з 
реакцією між Na2CO3 і Н2S)  = 2; концентрація в розчині, кг/м3: Na2CO3 - 
20, хінгідрону - 5. 
Результати досліджень показують (таблиця 3.8), що коефіцієнт 
масопередачі із збільшенням Vлін від 6 до 9 м/с сильно зростає, дальше 
ріст сповільнюється і за Vлін > 12 м/с практично не змінюється. Із 
збільшенням кількості диспергаторів від 1,4 до 2,8 шт/м також коефіцієнт 
масопередачі сильно зростає, далі зростання сповільнюється, а при 
збільшенні їх кількості від 4,3 до 5,7 шт/м цей приріст стає незначним. 
Такий характер отриманих залежностей можна пояснити тим, що за 
низької лінійної швидкості кінців ковша диспергатора (~6 м/с) 
утворюються великі краплі й процес хемосорбції сірководню 
контролюється опором рідинної фази. При зростанні лінійної швидкості 
розмір крапель різко зменшується, швидкість руху їх зростає, 
посилюється "ударний ефект" – дроблення крапель від ударів і опір 
 
рідинної фази знижується, наближаючись до опору газової фази. За 
швидкості Vлін > 12 м/с дифузійний опір рідинної фази стає незначним і 
вирішальну роль відіграє опір газової фази. 
Одержаний характер залежності коефіцієнта масопередачі від 
кількості диспергаторів пояснюється, очевидно, тим, що за невеликих 
віддалей між диспергаторами (менше 0,3 м) проходить "перекривання" 
крапельних завіс, а це призводить до зменшення рушійної сили процесу. 
Аналіз одержаних результатів показує, що однакового значення 
коефіцієнта масопередачі можна досягти, змінюючи співвідношення між S 
i Vлін. Так, коефіцієнт масопередачі 2,77.10-7 кг/(м3.с.Па) досягається за S = 
2,8 шт/м і Vлін = 15м/с або S = 5,7 шт/м і Vлін = 6 м/с. 
Критерієм вибору раціональних значень кількості й лінійної 
швидкості кінців диспергаторів є мінімальна питома витрата енергії на 
диспергування, що 
 
Дослідження впливу інтенсивності диспергування поглинального розчину на кінетику сорбції 
сірководню з безкисневих газів 
Таблиця 3.8. 
К-сть Лінійна Парціальний Рушійна Ступінь Маса хе- Коефіцієнт Об’єм Питома 
диспер- швидкість тиск Н2S в сила хемо- мосорбо- масопередачі, диспергованої витрата 
гаторів, кінців очищеному хемо- сорбції, ваного кгН 2 S 7 рідини, енергії на пог- 
10
шт/м диспер- газі, Па сорбції, % Н S, м3
2   с  Па м3/год линання Н2S, 
гаторів, м/с Па (кг/с)∙105 Дж/кг Н2S 
 6,0 730 1077 52,0 2,371 1,65 1,77 0,011 
 9,0 591 983 61,1 2,786 2,13 2,66 0,025 
1,4 10,0 590 982 61,3 2,790 2,14 2,95 0,032 
12,0 585 979 61,6 2,800 2,16 3,54 0,049 
15,0 579 975 61,9 2,820 2,17 4,43 0,086 
 6,0 641 1018 57,8 2,636 1,95 3,54 0,016 
 9,0 494 913 67,5 3,078 2,53 5,32 0,042 
2,8 10,0 471 895 69,0 3,146 2,64 5,90 0,056 
12,0 454 882 70,1 3,196 2,72 7,08 0,083 
15,0 442 873 70,9 3,233 2,78 8,86 0,137 
 6,0 561 962 63,1 2,877 2,25 5,31 0,020 
 9,0 435 867 71,4 3,256 2,82 7,98 0,051 
4,3 10,0 415 851 72,7 3,315 2,93 8,85 0,074 
12,0 398 837 73,8 3,365 3,02 10,62 0,110 
15,0 397 836 73,9 3,370 3,03 13,29 0,190 
 6,0 445 875 70,7 3,224 2,77 7,08 0,027 
 9,0 394 834 74,1 3,380 3,05 10,64 0,065 
5,7 10,0 377 820 75,2 3,429 3,14 11,80 0,095 
12,0 366 810 75,9 3,461 3,21 14,16 0,139 
15,0 365 810 76,0 3,466 3,22 17,72 0,230 
 
виражається відношенням витрати енергії на диспергування розчину до 
кількості хемосорбованого сірководню. 
У джерелах літератури описані залежності витрати енергії на 
диспергування рідини ковшоподібними диспергаторами [2,14,15] від 
різних параметрів. Для розрахунку питомої витрати енергії використані 
результати цих та наших досліджень : 
                                                      N  k V 1.8
лін G                                                (3.17) 
де N – витрата енергії диспергування, кВт; Vмін – лінійна швидкість кінців 
диспергаторів, м/с; G – кількість рідини, що диспергується за 1 год, 
м3/год; k – коефіцієнт, що враховує фізичні властивості диспергованої 
рідини. 
Кількість рідини, що диспергується дорівнює: 
                                   G  k ' V 0.8
лін S                                               (3.18) 
де S – кількість диспергаторів, шт;  – час, год; k – коефіцієнт, що 
враховує розміри диспергатора. 
                                    N  k '' V 2.6
лін S                                             (3.19) 
де k ''  k k ' . 
Встановлена залежність питомої витрати енергії (Nn) від 
інтенсивності диспергування, яка описується такою формулою : 
                        Nn  0.122 V 2.32 S 0.73                                                (3.20) 
Розрахунки показують (табл. 5.9), що за однакової питомої витрати 
енергії на поглинання H2S співвідношення S i Vлін може бути різним, а, 
отже, і різним значення коефіцієнта масопередачі. Він буде більшим для 
апарату з максимальною кількістю диспергаторів. 
Співставлення коефіцієнтів масопередачі (таблиця 3.8) та питомих 
витрат енергії на хемосорбцію показує, що за сталої питомої витрати 
енергії на хемосорбцію найбільший коефіцієнт масопередачі досягається 
за високих значень кількості диспергаторів і низьких швидкостей Vлін. 
 
На підставі отриманих залежностей і розрахунків впливу 
інтенсивності диспергування на процес хемосорбції сірководню та 
виходячи із перспективи застосування апаратів великого діаметру (3 м і 
більше), оптимальною можна вважати лінійну швидкість кінців ковша 
диспергаторів - 12 м/с, а кількість диспергаторів - 4,3 шт/м. Це 
відповідатиме ~30 м3 розчину, який розбризкується в 1 м3 абсорбційного 
об'єму за 1 год. 
Отже, проведені дослідження дали змогу встановити те значення 
інтенсивності диспергування, за якого дифузійний опір рідинної фази не 
лімітує процесу хемосорбції сірководню з безкисневого газу в абсорбері 
ГАКД. 
 
3.5.2.  Дослідження впливу швидкості подачі газового потоку на 
кінетику хемосорбції сірководню з безкисневих газів. 
Дослідження впливу інтенсивності диспергування розбризкування 
поглинального розчину на кінетику хемосорбції Н2S з безкисневих газів 
показало, що за лінійної швидкості кінців диспергаторів більше 12 м/с 
дифузійний опір з боку рідинної фази стає незначним і вирішальну роль 
відіграє опір газової фази. Внаслідок цього, збільшення швидкості 
газового потоку повинно привести до зменшення опору з боку газової 
фази й збільшення коефіцієнта масопередачі. 
Дослідження здійснювали на тій же лабораторній установці за 
лінійних швидкостей газу 0,004; 0,008; 0,015; 0,03; 0,045; 0,06 м/с. Решту 
параметрів процесу були сталими: парціальний тиск Н2S у газі – 1013 
Н/м2, лінійна швидкість кінців ковша диспергатора – 12 м/с; кількість 
диспергаторів на 1 м довжини апарату – 2,8 шт; коефіцієнт надлишку 
розчину  = 2; концентрація Na CO  20 кг/м3
2 3 , хінгідрону – 5 кг/м3; 
температура – 293 К. Результати досліджень представлені в таблиці 3.9. 
Аналіз результатів досліджень показує, що коефіцієнт масопередачі 
 
із збільшенням швидкості газового потоку пропорційно зростає. Це 
говорить про те, що за високої інтенсивності диспергування (Vлін. ≥ 12 м/с, 
S = 2…4 шт/м) процес протікає в дифузійній області й контролюється 
опором газової фази. Оскільки для цього типу абсорбера збільшення 
швидкості руху газу здійснюється майже без додаткових енергозатрат, 
тому швидкість газу в абсорбері повинна визначатись розміром крапель 
рідини. Розрахунки показують, що для Vлін. = 12 м/с швидкість газового 
потоку повинна складати 1,8...2,0 м/с. За таких умов опір газової фази буде 
найменшим. 
 
Результати досліджень впливу швидкості газового потоку на 
кінетику хемосорбції сірководню з безкисневих газів 
Таблиця 3.9  
Об’ємна Лінійна Парціальний Маса 
Ступінь Коефіцієнт 
швидкість швидкість тиск Н2S у хемосор- 
хемо- масопередачі, 
газового газового газі, Па бованого 7
сорбції, К∙10 , 
потоку, потоку, Н2S, кг 
3 4 3 Вхід Вихід , %  
(м /с)∙10  (м/с)∙10  (кг/с)∙105 м3 ⋅ с ⋅ Па 
7,32 4,0  70,9 93,0 2,07 3,20 
14,64 8,0 83,1 91,8 2,04 4,29 
 
27,45 15,0 121,6 88,0 3,67 6,82 
1013,0 
54,90 30,0 217,8 78,5 6,55 9,89 
82,35 45,0 282,6 72,1 9,02 12,32 
109,8 60,0 306,0 69,8 11,65 15,40 
Отже, проведені дослідження дали змогу встановити таке значення 
швидкості газового потоку, за якого дифузійний опір газової фази є 
мінімальний. Математична обробка результатів досліджень впливу 
лінійної швидкості газового потоку (W, м/с) на хемосорбцію H2S дала змогу 
вивести такі залежності: 
  0,38750,25  lgW  (3.21) 
lg K  lg a b  lgW  (3.22) 
K  7.75 106 W 0.58  (3.23) 
 
 
де  – ступінь хемосорбції сірководню, ч.о.; К – коефіцієнт 
масопередачі, кг H S/(м3
2 ∙с∙Па). 
Рівняння (3.21) і (3.23) справедливі для таких параметрів процесу 
хемосорбції: Vлін = 12 м/с, S = 2,8 шт/м, W = 0,004...1,0 м/с. 
Порівняння одержаних результатів досліджень хемосорбції 
сірководню у абсорбері ГАКД з результатами хемосорбції гідрохінонних 
розчинів [11] показують, що ступені й коефіцієнти абсорбції є одного 
порядку та відрізняються незначно. 
Одержані результати можна пояснити так. Згідно з відомим виразом [13]. 
                                      Wabs  K F P                                      (3.24) 
на швидкість хемосорбції сірководню Wabs впливає коефіцієнт 
масопередачі K, поверхня розділу фаз F і рушійна сила процесу ΔР. На 
коефіцієнт масопередачі через коефіцієнт масовіддачі в рідинній фазі 
впливають властивості поглинального розчину, а фізико-хімічні 
властивості хінгідронних розчинів, а саме в'язкість і густина, лише 
незначно відрізняються від властивостей гідрохінонних розчинів [11]. 
Рушійна сила хемосорбційного процесу буде залежати від швидкості 
окиснення сірководню в розчині. Як показано в [11], окиснення 
сірководню за відсутності кисню (тобто без хінонообороту) за невисоких 
витрат поглинального розчину ( = 2) в абсорбері відбувається тільки на 
8…12 %. Тобто як для гідрохінонного, так і для хінгідронного розчину 
значення рушійної сили буде, в основному, визначатись умовами 
рівноваги. 
 
3.6. Дослідження впливу компонентів безкисневих газів на 
хемосорбцію сірководню хінгідронним поглинальним розчином у двох 
типах абсорберів. 
 
 
Як було показано в розділі 1, у різних промислових 
сірководневмісних є різні компоненти органічної й неорганічної природи 
у різних концентраціях. Аналіз складу цих газів (природний газ, нафтовий 
газ, гази нафтопереробки і нафтохімії тощо) показує, що поряд з 
основними компонентами – метаном, етаном, пропаном (насичені 
вуглеводні) - вони містять різні кількості карбону(IV) оксиду, нітрогену, а 
також ненасичених вуглеводнів [2,8]. Серед перечислених речовин N2, 
CH4, C2H6, C3H8 є інертними по відношенню до хінгідрону, а ненасичені 
вуглеводні можуть окиснюватись хінгідронним окисником чи киснем і 
впливати на кінетику окиснення сірководню в поглинальному розчині. 
Порівняння за складом різних безкисневих газів показує (розділ 1), що 
основна кількість «важчих» компонентів (фракцій С3 і більше) є у газах 
нафтопереробних і нафтохімічних підприємств. 
Раніше було досліджено вплив карбону(IV) оксиду на 
хемосорбцію кисневмісних газів [11]. Було показано, що поряд з абсорбцією 
сірководню проходить поглинання СО2 із газової фази содовим розчином. 
Відомо [10], що швидкість абсорбції Н2S із газу значно більша, ніж 
швидкість абсорбції СО2 із газу. Це добре узгоджується із механізмом 
гідратації СО2 водним розчином, а саме повільним переходом гідратованих 
молекул СО2 у Н2СО3. Абсорбція СО2 із газу приводить до часткової 
бікарбонізації поглинального розчину і необхідності його декарбонізації. 
Останній процес, як відомо [11], здійснюється з достатньою швидкістю за 
невисоких температур (303…333 К), однак для цього процесу потрібно 
застосовувати окремий апарат – декарбонізатор і вищі (ніж для регенерації) 
витрати повітря. 
Для встановлення впливу насичених і ненасичених вуглеводнів - 
складових безкисневих газів - на процес очищення їх від сірководню 
здійснювали дослідження на лабораторних та укрупнених установках з 
використанням як модельних, так і реальних (промислових) газових 
 
сумішей. Порівнюючи результати досліджень з використанням 
компонента й без нього, доходили до висновку про вплив того чи іншого 
компонента на процеси хемосорбції сірководню чи регенерації розчину. 
Вплив різних вуглеводневих складових на процес очищення газів 
від сірководню хінгідронним методом вивчали у 2 етапи. На першому 
етапі досліджували їхній вплив на хемосорбцію сірководню з газів, тобто 
можливу зміну показників хемосорбції за рахунок зміни властивостей 
ХПР. На другому етапі досліджували вплив вуглеводнів на кінетику 
окиснення хемосорбованого H2S за рахунок їх можливої взаємодії з ХОС 
під час регенерації ХПР. Результати досліджень за другим етапом 
представлені у розділі 6 [28]. 
Дослідження впливу деяких вуглеводнів – продуктів НПЗ (бензин 
А-80 і гас КО-20) - на хемосорбцію с Н2S з газів здійснювали на 
укрупненій лабораторній установці з абсорбером ГАКД (рис. 2.3). Для 
приготування газової суміші використовували природний газ і Н2S, 
одержаний розкладом розчину Na2S 20%-м розчином H2SO4. Потрібну 
концентрацію пари вуглеводнів в газі забезпечували диспергуванням 
частини природного газу через шар рідкого вуглеводню за різних 
температур. За різницею маси диспергатора з вуглеводнем до і після 
досліду визначали його кількість, що переходила в газ. 
Дослідження здійснювали за таких постійних параметрів: об‘ємна 
витрата природного газу – 1,67∙10-3 м3/с; концентрація Н2S в газі – 1% об.; 
склад поглинального розчину, кг/м3: Na2CO3 10, хінгідрону 5 і Na2S2O3 
200; кількість ковшоподібних диспергаторів – 2; лінійна швидкість 
обертання кінців диспергаторів – 10 м/с; витрата поглинального розчину – 
1,6∙10-5 м3/с. Змінними чинниками були концентрація вуглеводнів в газі - 
0…0,1 кг/м3, температура газу та поглинального розчину, що подавали на 
очищення. Після процесу хемосорбції Н2S з газу ХПР подавали на 
регенерацію. Процес регенерації здійснювали за допомогою кисню 
 
повітря у вищезгаданому абсорбері за таких параметрів: час регенерації - 
60 с; об’єм розчину - 8∙10-3 м3; витрата повітря - 1,67∙10-3 м3/с; температура 
- 303 К; кількість ковшоподібних диспергаторів – 2 шт.; лінійна швидкість 
обертання кінців диспергаторів – 10 м/с. 
Як показують результати досліджень (таблиці 3.10), пари гасу КО-
20 (в основному, насичені вуглеводні) і бензину А-80 (суміш 
ароматичних, нафтенових, парафінових вуглеводнів) не впливають на 
ступінь хемосорбції Н2S та коефіцієнт масопередачі. Показники 
хемосорбції не відрізняються від величин, одержаних за цих же умов без 
додавання вуглеводнів. Тобто досліджувані компоненти не змінюють 
властивостей ХПР, не розчиняють олігомеризований хінгідрон і не 
вступають з ним у хімічну взаємодію. 
Разом з тим, як показали дослідження, наявність парів гасу має 
вплив на процес одержання сірки під час очищення безкисневих газів від 
сірководню. Так, за умови конденсації парів гасу під час хемосорбції 
сірководню (температура хемосорбції сірководню нижча від температури 
газу), вони сорбуються дрібнодисперною сіркою, що ускладнює її 
подальшу переробку в товарні види. За умов процесу хемосорбції, що 
виключають конденсацію парів гасу (температура хемосорбції є вищою від 
температури газу, що поступає на очищення), сірка мало комкується, 
промивається і практично не має запаху гасу. 
Результати досліджень впливу парів гасу та бензину на 
швидкість хемосорбції сірководню з безкисневих газів 
Таблиця 3.10  
Концен- Температура, К 
 Швидкість 
трація На вході Ступі  
№ Хемо- окиснення 
вугле- нь Примітка 
з/п cорб- сірководню, 
водню, Газ Розчин абсорб
ції (кг/(м3
3 ∙с))∙104 
г/м  ції 
H2S, % 
Бензин 
 
1 0 295 293 293 92,8 11,4 
Сірка добре 
2 13,2 296 293 294 91,3 11,1 
промиває- 
3 19,5 298 293 294 92,1 11,2 
ться, не 
4 42,7 300 293 294 91,8 11,8 
забарвлена, 
5 60,1 301 293 295 92,2 11,3 
не має 
6 83,6 305 292 294 91,9 11,3 
запаху 
7 105,1 310 292 294 92,5 11,0 
Гас 
8 17,3 302 292 293 91,8 11,2 1* 
9 43,5 310 292 294 91,5 11,0 2* 
10 61,6 312 292 295 90,9 11,2 3* 
11 80,4 312 293 295 91,4 11,3 4* 
12 96,7 313 292 294 91,2 11,1 5* 
13 98,4 313 315 315 92,4 11,2 6* 
Примітки. 1* - сірка не комкується, промивається, має легкий запах 
гасу, 2* - сірка комкується, гірше промивається, має запах гасу, 3* - сірка 
комкується, погано промивається, пахне керосином, 4* - сірка у вигляді 
комків, погано промивається, сильний запах гасу, 5* - сірка скомкована, дуже 
погано промивається, сильний запах гасу, на розчині після хемосорбції є 
плівка гасу, 6* - сірка не комкується, промивається, має легкий запах гасу. 
Після проведення досліджень, у повітрі після регенератора завжди 
ідентифікувались пари вуглеводнів. Досліджувані сполуки є 
низькокиплячими речовинами (температура кипіння – 300…350 К), тому в 
промислових процесах регенерації поглинального розчину повітрям, 
перейдуть у газову фазу (частково в окисненому стані) і разом з повітрям 
будуть викинуті в атмосферу. Це є неприпустимо з точки зору екології. 
Тому під час організації процесів очищення промислових вуглеводневих 
газів від сірководню хінгідронним методом потрібно передбачити 
можливу конденсацію вуглеводнів у ХПР на стадії хемосорбції й 
віддування їх в газову фазу на стадії регенерації. Для запобігання цьому 
потрібно попередньо очищати гази від вказаних сполук або здійснювати 
хемосорбцію H2S за підвищених температур. 
 
Для вивчення впливу вуглеводневих компонентів газів 
нафтохімічних підприємств на хемосорбцію сірководню проводили 
порівняння показників хемосорбції сірководню з азотосірководневої 
суміші з добавками і без добавок певних вуглеводнів або їх суміші. Як 
добавки використовували окремі фракції, одержані фракціонуванням 
піролізного газу поліолефінового виробництва ТОВ «Карпатнафтохім» (м. 
Калуш Івано-Франківської обл.), а саме фракцію С3 (основний компонент 
- пропілен 99,8%), С4 (ізо-бутилен 21,28%, 1,3-бутандієн 52,25%, н-
бутилен 8,65%, сума ацетиленових 1,26% об.) і С5 [26]. Після проведення 
досліджень з впливу окремих фракцій одержані результати перевірили з 
використанням промислового піролізного газу (таблиці 3.11) [28]. 
 
Усереднений склад піролізного газу ТзОВ «Карпатнафтохім» 
Таблиця 3.11  
 
Компонент Н2 CН4 С2Н6 С2Н4 С2Н2 С3Н8 С3Н6 С3Н4 
Вміст, % об. 14,5 30,4 5,2 29,8 0,8 0,4 8,9 0,1 
Компонент С4Н10 С4Н8 С4Н6 H2О СО СО2 H2S сума 
С5 
Вміст, % об. 0,1 0,9 3,5 0,47 0,06 0,01 0,13 4,8 
Роботи здійснювали на установці з барботажним абсорбером і за 
методиками, описаними раніше. Дослідження здійснювали за таких 
постійних параметрів: об‘ємна витрата азото-сірководневої газової суміші 
в абсорбер – 0,7510-4 м3/с, склад поглинального розчину, кг/м3: 
хінгідрону 5; Na2CO3 10, Na2S2O3 200, температура - 293...308 К, витрата 
поглинального розчину - 0,610-6 м3/с, концентрація Н2S в газі - 100 мг/м3. 
Після проведення хемосорбції сірководню ХПР регенерували на цій же 
установці повітрям. 
Як показали дослідження, введення окремих домішок фракцій С3, 
С4, С5 і в азото-сірководневу газову суміш, а також використання 
промислового піролізного газу разом з підвищенням температури в межах 
 
298...308К не змінює показників  процесу  очищення.  Одержані  дані  
досліджень очищення промислового пірогазу повністю відтворюють 
картину очищення азото- сірководневої газової суміші хінгідронним 
поглинальним розчином. 
3.7. Регенерація поглинального розчину в горизонтальному 
апараті з ковшоподібними диспергаторами 
 
Окиснення хемосорбованого сірководню в поглинальному розчині 
киснем повітря - це дифузійний масообмінний процес, тому великий 
вплив на його швидкість має створення міжфазної поверхні. Як було 
показано раніше (розділи 1 і 3), серед масообмінних апаратів, в яких 
досягається велика міжфазна поверхня за низьких енергозатрат, є 
горизонтальний абсорбер з ковшоподібними диспергаторами ГАКД 
[2,11,14]. 
У абсорбері ГАКД поверхня контакту фаз визначається 
інтенсивністю диспергування - лінійною швидкістю кінців 
ковшоподібного диспергатора і їхньою кількістю. Із збільшенням значень 
цих параметрів зростає міжфазна поверхня, але разом з тим збільшуються 
і енергозатрати. Отже, визначення оптимальних значень лінійної 
швидкості диспергаторів і кількості диспергаторів є необхідним для 
вивчення цього процесу. 
 
3.7.1. Дослідження впливу різних компонентів газів на окисно-
відновні властивості хінгідронного окисника 
 
Було вивчено вплив вуглеводневих компонентів газів на хемосорбцію 
сірководню з газів. Було показано, що у випадку наявності парів 
вуглеводнів бензинової й гасової фракції в безкисневих газах, що 
підлягають очищенню, процес хемосорбції Н2S слід проводити так, щоб не 
 
допустити конденсації парів вуглеводнів із газової фази. Це можна досягти 
шляхом підігріву поглинального розчину, охолодження газів, що 
поступають на очищення або попереднього виділення нафтопродуктів із 
газу. 
У сірководневмісних безкисневих газах, крім алканів, що складають 
основу світлих нафтопродуктів, можуть міститись алкени, алкадієни, 
алкіни тощо. Ці сполуки під час хемосорбції сірководню можуть 
конденсуватись і потрапляти в поглинальний розчин. Оскільки ненасичені 
вуглеводні є добрими відновниками, то можуть окиснюватись окисною 
формою ХОС і так впливати на кінетику окиснення хемосорбованого 
сірководню у поглинальному розчині. 
Дослідження впливу деяких ненасичених вуглеводнів на кінетику 
окиснення хемосорбованого сірководню проводили так. Попередньо 
насичений сірководнем хінгідронний розчин наливали в колбу з трьома 
відростками й вносили туди ненасичений вуглеводень. Через відростки в 
колбу вводився барботер для подачі повітря та електроди для заміру ОВП 
системи. Під час регенерації розчину (барботування через нього повітря) 
через певні проміжки часу заміряли ОВП системи й відбирали проби 
розчину на вміст сірководню [28]. Дослідження проводили за таких 
постійних параметрів: витрати повітря на регенерацію – 1,17∙10-4 м3/с; об’єм 
поглинального розчину - 2∙10-3 м3; об’єм ненасиченого вуглеводню - 1∙10-5 
м3; температура регенерації 293 К. Результати досліджень показані в 
таблиці 3.12. 
Вплив деяких ненасичених вуглеводнів в поглинальному розчині 
на окиснення хемосорбованого сірководню 
Таблиця 3.12  
Час Концентрація Час Концентрація 
№ ОВП, № ОВП, 
регене- H2S в розчині, регене- H S в 
  мВ з/п 2 мВ 
рації, кг/м3 рації, розчині, кг/м3 
хв. хв. 
Без добавки вуглеводня Піперилен (1,3-пентадієн) 
 
1 0 0,95 -371 13 0* 0,93 -365 
2 10 0,68 -253 14 10* 0,69 -255 
3 20 0,52 -165 15 20* 0,52 -162 
4 40 0,30 -95 16 40 0,31 -96 
5 60 0,16 -57 17 60 0,15 -54 
6 100 0,03 -28 18 100 0,03 -31 
Амілен (1-пентен) Ізопропілацетилен (2-метилбут-1-ин) 
7 0* 0,95 -371 19 0* 0,98 -375 
8 10* 0,70 -255 20 10* 0,71 -260 
9 20* 0,51 -164 21 20* 0,50 -166 
10 40 0,32 -97 22 40* 0,31 -93 
11 60 0,15 -55 23 60 0,16 -58 
12 100 0,04 -30 24 100 0,04 -29 
Примітка. * - У повітрі, що виходило з регенератора, є пари 
вуглеводнів Із наведених результатів видно, що досліджувані 
вуглеводні із класу алкенів (амілен), алкенів (піперилен) та 
алкадієнів (ізопропілацетилен) не впливають на процес окиснення 
хемосорбованого сірководню хінгідроном. 
Однак ці сполуки є низькокиплячими речовинами (температура 
кипіння – 300…350 К), тому при регенерації поглинального розчину 
повітрям переходять в газову фазу й викидаються в атмосферу, можливо, і 
в частково окисненому стані. Це є неприпустимо з точки зору екології. 
Тому за наявності таких сполук у газах потрібно організувати процес їх 
очищення від сірководню так, щоб виключити конденсацію їх у 
поглинальному розчині на стадії хемосорбції або попередньо очищати газ 
від вказаних сполук. 
3.8.Висновки до розділу 
 
1. Розрахунки за критеріальними рівняннями для абсорбції 
сірководню у диспергуючому абсорбері і в апараті з суцільним 
барботажним шаром показали, що в першому апараті опір масовіддачі 
з боку рідинної фази є більшим від опору газової у (0,9…1,5)×102 рази, 
а в другому - опір з боку рідинної фази в 14…21 разів менший від 
 
опору газової. 
2. За рахунок наявності інертних інгредієнтів у ХПР, парціальний 
тиск Н2S над таким розчином є більшим, порівняно з чистим содовим 
розчином. Із збільшенням ступеня насичення поглинального розчину 
сірководнем парціальний тиск Н2S над ним зростає. Однак за високих 
концентрацій Na2CO3 у хінгідронному розчині таке збільшення 
парціального тиску стає несуттєвим. 
3. Для забезпечення нормативних показників очищення газів у 
хінгідронній технології запропоновано використовувати двостадійне 
очищення, де на першій стадії основне очищення здійснювати 
регенерованими ХПР, а для доочищення газів використовувати свіжий 
поглинальний розчин. Введення свіжого ХПР забезпечує, крім того, 
баланс інгредієнтів у циркуляційній системі, які втрачаються на стадії 
відділення одержаної сірки. 
4. Розроблена математична модель враховує вплив тиску, ступеня 
насичення розчину H2S і початкову концентрацію Na2CO3. Розрахунки 
показують, що із збільшенням ступеня насичення розчину сірководнем 
від 1,56% до 91,35% відбувається зменшення коефіцієнта масовіддачі 
від 1,24.10-5 до 0,52.10-5 м2.с.Па/моль, тобто майже у 2,4 рази. Із 
збільшенням тиску газу зменшуються коефіцієнти масовіддачі з боку 
газової фази незалежно від початкової концентрації Na2CO3 у 
хінгідронному розчині. Співвідношення опорів (1/βг)/(m/βр) із 
збільшенням тиску від 0,1 до 10 МПа зростає більше ніж у 2 рази. 
Однак з підвищенням ступеня насичення розчину H2S зростає опір з 
боку рідинної фази й частки газового та рідинного опорів стають майже 
рівними. 
5. Результати експериментальних досліджень показали, що із 
підвищенням тиску швидкість хемосорбції зростає пропорційно 
Р0,82…0,83, а коефіцієнт масопередачі дещо зменшується. Так для 
 
хінгідронного розчину з початковою концентрацією натрію карбонату 
10 кг/м3 за низького ступеня насичення сірководнем і тиску Р = 1 атм 
коефіцієнт К дорівнює 12,1.10-6, а за 100 атм – 5,6.10-6 моль/(м2.с.Па). 
Такі залежності характерні для систем з «помірно розчинним» газом, 
тобто ті, які лімітуються опором з боку обох фаз. 
6. У барботажних апаратах зі збільшенням вмісту сірководню в 
газах ступінь хемосорбції поступово знижується, а збільшення витрати 
поглинального розчину приводить до збільшення ступеня, коефіцієнта 
хемосорбції й швидкості процесу. Так, збільшення витрати ХПР від 
0,22.106 до 1,17.106 м3/с приводить до збільшення ступеня абсорбції від 
46,3 до 79,0%. 
7.  За високої інтенсивності диспергування (Vлін. ≥ 12 м/с, S = 
2…4 шт/м) у абсорберах ГАКД Vлін > 12 м/с дифузійний опір з боку 
рідинної фази стає незначним і вирішальну роль відіграє опір газової 
фази. Тому із збільшенням швидкості газового потоку коефіцієнт 
масопередачі пропорційно зростає. За такої інтенсивності 
диспергування швидкість газового потоку повинна сягати 1,8...2,0 м/с. 
За таких умов опір газової фази буде найменшим. 
8. Вуглеводневі гази нафтопереробки і нафтохімії є 
багатокомпонентними. Як насичені, так і ненасичені вуглеводні не 
впливають на процес сіркоочищення газів і властивості ХОС. Для 
запобігання забрудненню довкілля та сірки в промислових процесах 
потрібно застосовувати попереднє очищення газів від вуглеводнів або 
проведення хемосорбції за підвищених температур 308...313 К для 
запобігання конденсації парів вуглеводнів. 
9. Розраховано коефіцієнти масовіддачі в газовій і рідинній фазах 
під час сорбції кисню содовим розчином у апараті з суцільним 
барботажним шаром. Показано, що опір рідинної фази у (1,9…2,7).103 
разів є більший від опору газової фази. 
 
10. Визначений коефіцієнт прискорення абсорбції кисню під 
час регенерації хінгідронного поглинального розчину у ВАБШ. 
Розрахункова величина коефіцієнта прискорення абсорбції (χ=5,14) 
вказує на те, що хімічна реакція між сорбованим киснем і відновною 
формою олігомерів хінгідрону є швидкою і відбувається у рідинній 
плівці. 
11. Встановлена константа швидкості хімічної реакції між 
хемосорбованим киснем і відновною формою олігомерів хінгідрону k = 
0,155 м3/(с.моль). 
12. Опір з боку рідинної плівки під час абсорбції кисню в 
апараті з суцільним барботажним шаром є великим, що не дає змоги 
забезпечити потрібну швидкість регенерації хінгідронного розчину. 
Тому цей тип масообмінної апаратури не рекомендовано для регенерації 
поглинального розчину хінгідронного методу очищення газів від 
сірководню. 
13. Фізико-хімічним основам процесу окиснення 
хемосорбованого сірководню відповідає горизонтальний абсорбер з 
ковшоподібними диспергаторами. У випадку проведення процесу 
окиснення хемосорбованого сірководню в апаратах невеликого 
діаметру (до 2 м) оптимальна інтенсивність диспергування створюється 
за Vлін = 6…7 м/с і S = 8…10 шт/м, а для апаратів великого діаметру 
(3…3,5 м) - за Vлін = 10…12 м/с і S = 3…4 шт/м. 
14. Витрата повітря практично не впливає на селективність 
окиснення хемосорбованого сірководню до сірки. З підвищенням 
витрати повітря зростають швидкість окиснення хемосорбованого 
сірководню і ступінь віддування сірководню в газову фазу. Раціональне 
значення витрати повітря дорівнює 15…20 м3/кг H2S. 
15. Вуглеводні із класу алкенів, алкінів та алкадієнів не 
впливають на процес окиснення хемосорбованого сірководню окисною 
 
формою ХОС. Однак, під час конденсації їх у поглинальному розчині на 
стадії хемосорбції сірководню, можуть попадати в атмосферу під час 
регенерації розчину. Тому за наявності таких сполук в очищеному газі 
потрібно організовувати процес очищення газів від сірководню так, щоб 
виключити конденсацію їх у поглинальному розчині на стадії 
хемосорбції або попередньо очищати газ від таких сполук. 
16. Порівняння процесів хемосорбції газів у двох типах 
абсорберів показує, що для абсорбції мало- і помірно розчинних газів 
високоефективним апаратом є ГАКД. Коефіцієнт масопередачі у ГАКД 
у 900…1400 разів, а міжфазна поверхня у 1,27 раза є більшими ніж у 
ВАБШ з бульбашковим режимом. За однакової рушійної сили процесу 
швидкість абсорбції у ГАКД у 1100…1800 разів є більшою, ніж у 
ВАБШ. 
 
4 РОЗРОБЛЕННЯ ТЕХНОЛОГІЧНИХ СХЕМ ОЧИЩЕННЯ РІЗНИХ 
БЕЗКИСНЕВИХ ГАЗІВ ВІД СІРКОВОДНЮ ХІНГІДРОННИМ 
МЕТОДОМ 
 
Як вже вказувалось, очищення природних, технологічних і 
паливних газів від сірководню є актуальним світовим завданням з точки 
зору енергетики, екології, захисту від корозії, ресурсного забезпечення 
промисловості країн різноманітною вуглеводневою сировиною, а також 
сіркою, сульфатною кислотою чи іншими сірковмісними продуктами. За 
рахунок перспектив виробництва відновлювальних джерел енергії й 
розвинутої транспортної інфраструктури Україна також включена в 
Європейські плани з одержання зеленого водню (Green Deal) [31], у т.ч. 
з біогазу. В Україні також відкриті великі родовища в шельфовій зоні 
Чорного й Азовського морів, експлуатація яких буде вимагати 
залучення простих і ефективних технологій очищення їх від H2S. Для 
нас успішне вирішення вищезгаданого питання пов‘язане також з 
 
енергетичною незалежністю держави. 
На основі проведених досліджень, представлених у попередніх 
розділах роботи, розроблено ряд технологій очищення газів від 
сірководню хінгідронним методом, які були адаптовані до умов 
очищення природного газу Локачинського родовища (с. Локачі 
Волинської обл.), попутного нафтового газу родовища Прорва 
(Республіка Казахстан), регенераційного газу МЕА установок 
сіркоочищення коксового газу на ПАТ «Алчевський коксохімічний 
завод», піролізного газу ТзОВ «Карпатнафтохім» (м. Калуш), біогазу 
біогазового заводу (БГЗ) ТОВ «Ґудвеллі Україна» (с. Копанки Івано-
Франківської обл.), вуглеводневого газу установки сповільненого 
коксування ПАТ «Нафтохімік Прикарпаття» (м. Надвірна Івано-
Франківської обл.). 
 
Технологічні схеми очищення природних і технологічних газів 
сірководню хінгідронним методом повинні принципово відрізнятись від 
схеми очищення вентиляційних газів, так як вуглеводневі гази мають 
жорсткі обмеження по вмісту кисню, тому стадії хемосорбції 
сірководню поглинальним розчином під час очищення газу й 
хемосорбції кисню під час регенерації розчину повинні бути розділені та 
здійснюватися у різних апаратах. Так, згідно з Кодексом 
газотранспортної системи [31], у природному газі, що подається в 
магістральні трубопроводи, вміст сірководню повинен бути менший 
0,006 г/м3, а кисню – менше 0,02 % об. Згідно з міждержавним ГОСТ 
5542-87 [31] вміст сірководню у природних паливних газах повинен 
бути менший 0,020 г/м3, а кисню – менший 1 % об. 
Розроблено 4 основні варіанти схем, які відрізняються за умовами 
очищення (під тиском чи за невисокого надлишкового тиску та за 
величиною (ступеня очищення) залишкової концентрації H2S в розчині 
 
(20 чи 6,7 мг/м3) та за основним продуктом очищення (сірка чи натрію 
тіосульфат та сірка). Відмінність схем за умовами очищення полягає у 
використанні різних апаратів для очищення - абсорбер ГАКД чи 
барботажний тарілковий абсорбер та застосування одно- чи 
двохстадійної очистки. Відмінність схем за основним продуктом 
очищення полягає в способах регенерації ХПР - хімічна чи 
напівелектрохімічна й, відповідно, апаратами для регенерації – абсорбер 
ГАКД чи змішувач-окиснювач й електролізер. 
 
4.1 Очищення природного газу від сірководню. 
 
Використання хінгідронного методу до очищення природного газу 
було вперше здійснено для проектування дослідно-промислової 
установки очищення від сірководню природного газу родовища Велика 
Горожанка Львівської області, продуктивністю 12000м3 газу/добу. Вміст 
сірководню в газі становив 2400…4800 мг/м3
, статичний тиск газу в 
свердловинах - 1,2 МПа, відносна вологість газу - 100%, температура 
278...293 К [21]. 
Для очищення сірководневмісного природного газу під тиском 
був запропонований абсорбер насадкового типу. Поглинальний розчин 
із абсорбера під тиском подавали в регенератор. Окиснення відновної 
форми хінгідрону відбувалось у регенераторі киснем повітря. 
Дрібнодисперсну сірку, яка утворюється в регенераторі, виділення якої 
здійснюють фільтрацією поглинального розчину на нутч-фільтрі або 
флотацією. Фільтрат разом з промивним розчином повертали в 
циркуляційну місткість, а вологий осад сірки (частково промитий) 
накопичували. Було показано, що кількістю води на неповне 
промивання можна підтримувати баланс води в системі та виводити із 
неї потрібну кількість побічного продукту – натрію тіосульфату. 
Подібну схему нами було запропоновано для очищення 
 
природного газу Локачинського газового родовища Волинської обл. [28, 
31]. Це родовище належить до Волино-Подільської нафтогазоносної 
області Західного нафтогазоносного регіону України. Розташоване у 
Волинській обл. на відстані 48 км від Луцька та 4 км від смт. Локачі [31]. 
Родовище введено в експлуатацію 12 березня 2003 року. Експлуатацію 
родовища здійснює Локачинський цех з видобутку нафти, газу та 
конденсату (Локачинський нафтогазопромисел) газопромислового 
управління «Львівгазвидобування» НАК «Нафтогаз України». Родовище 
було відкрите ще 1979 року, але фактично його не розробляли через 
високий вміст у природному газі сірководню та меркаптанів. Науково-
технічний проект експлуатації родовища розробили спеціалісти 
УкрНДІгаз (м. Харків). Згідно з розробленим проектом, планувалось 
очищення 700000 нм3/добу природного газу з вмістом 1,6…1,8 г/м3 (max 
5) сірководню, термін експлуатації родовища складав 20 років. 
Локачинський газовий промисел - це комплекс з 28 газових 
свердловин та установки комплексної підготовки (очистки) видобутого 
природного газу. На родовищі застосовують адсорбційний метод 
очищення та осушення газів, який здійснюють з використанням 
адсорбентів–цеолітів. Використовують технологію й устаткування 
компанії BSI Industries (США). Технологія осушення та очищення 
полягає в пропусканні газу (P = 2,9 МПа, T = 20оС) через 3 паралельно 
працюючі адсорбційні колони (сумарним об’ємом 25,9м3), які заповнені 
цеолітами марок UOP TYPE 5A-50 і D-201 (завантаження 15 т на 
абсорбер). 
Через обмежену сорбційну здатність цеолітів їх потрібно 
регенерувати. Для цього одну з адсорбційних колон після насичення 
цеолітів сірководнем перемикають на регенерацію, яку здійснюють за 
високих температур (300оС) частиною (згідно з проектом 10%) 
очищеного природного газу. Колони поперемінно працюють в режимі 
 
роботи: абсорбція - регенерація – охолодження (перемикання через 24 
год). 
Під час регенерації цеолітів, згідно з чинною технологією 
очищення, з них виділяється корозійно агресивний «кислий» газ із 
значним вмістом сірководню, який не можна направляти в газові 
магістралі. Проекти змішування цього газу з чистим природним також 
не вирішують проблеми [31]. 
Для використання енергетичних властивостей цього газу його 
спалюють на Локачинській ГТЕС - газотурбінній електростанції. 
Електростанція складається з двох генераторних установок Centaur-50 
(фірми Solar Turbins, Inc.) потужністю 4.4 МВт кожна. Установка 
виробляє 110 млн. кВт.год електроенергії. Основну частину (до 95%) 
виробленої електроенергії направляють у мережу. 
Під час спалення природного газу з сірководнем виділяються 2 
основні продукти згорання такого газу - вуглекислий і сірчистий гази, які 
разом з іншими продуктами викидаються через вихлопну трубу (30 м) і 
створюють шкідливий вплив на здоров’я людей та довкілля. 
На сьогодні на родовищі видобувають і переробляють значно 
менше газу, ніж передбачено проектом, а саме 78 тис.м3/добу або 28 
млн. м3/рік газу (дані за літо 2017р.). Незважаючи на значне зменшення 
видобутого газу від прогнозованого об’єму, на регенерацію цеолітів 
подають 10% від проектної кількості газу, а саме 69,6 тис. м3/добу. 
Решту очищеного газу використовують у смт. Локачі та для власних 
потреб. 
Основним недоліком чинної технології є те, що очищення газу 
здійснюють без утилізації сірководню, а одержання вартісної сірки 
може здешевити собівартість видобування газу. Розрахунки 
показують, що під час такого «очищення» газу на ГТЕС орієнтовно 
спалюється 1,6 г/м3 × 28 млн. м3/рік = 44,8 т/рік сірководню й 
 
викидається в атмосферу 84,3 т/рік SO2. Підприємство має дозвіл на 
викиди шкідливих речовин. Однак використання хінгідронної технології 
очищення газу дало б змогу одержувати 42,2 т/рік дрібнодисперсної 
сірки, що за рахунок її реалізації за середньою ціною 200$ дало б змогу 
зменшити річні затрати на очищення на 8440 $. 
Нами було запропоновано застосування хінгідронної технології 
для очищення природного газу Локачинського родовища у двох 
варіантах: 
 очищення регенераційного газу; 
 очищення природного газу родовища. 
За першим варіантом, газ після колон регенерації цеолітів і перед 
подачею у ГТЕС направляють в абсорбер, у якому сірководень з нього 
поглинають ХПР, і вже очищений газ направлятимуть у піч на 
спалювання. Під час використання цього методу очищення довкілля не 
буде забруднюватись сірководнем і продуктами його горіння. Продукт 
очищення –дрібнодисперсна сірка - може використовуватись в 
сільському господарстві для боротьби з шкідниками. За другим 
варіантом, природний газ повністю подають на очищення хінгідронним 
методом. Відпадає необхідність у застосуванні печі й газотурбінної 
установки. Очищений газ направляють в магістраль. Так як 
продуктивність родовища постійно падає, то вже в скоро практично весь 
газ потрібно буде повертати й циркулювати в системі очистки. Тому 
пріоритет має другий шлях - очищення природного газу Локачинського 
газового родовища. 
Для очищення природного газу Локачинського газового родовища 
Волинської обл., запропоновано використати схему з барботажними 
абсорберами та хімічною регенерацією ХПР. Для проектування й 
розрахунків процесу [318] (очистка всього потоку газу) були прийняті 
такі вихідні дані : витрата газу на очищення - 700 тис. м3/год, вміст в 
 
ньому Н2S – 2 г/м3. 
До недоліків хінгідронного, як і інших рідинно-фазних окисних 
методів, відносять низьку поглинальну здатність розчинів, у порівнянні з 
традиційними в газовій промисловості етаноламіновими (МЕА, МДЕА) 
розчинами. Тому використовували концентрований за компонентами 
поглинальний розчин такого складу, кг/м3: Na2CO3 – 30; Na2S2O3 – 350; 
хінгідрону – 5,0; NаHCO3 – 10. Ступінь окиснення Н2S до S – 0,90; до 
Na2S2O3 – 0,10. 
Згідно з матеріальним балансом, під час очищення газу 
утворюється 35,3 кг/год Na2S2O3, який треба вивести з очисного циклу з 
поглинальним розчином 0,1 м3/год. З цим розчином буде також 
виводитись, кг/год: Na2CO3 2,9; хінгідрону 0,5; Н2О 80,8; Na2S2O3 35,27; 
сірки 271,45; NaHCO3 1,079. Одержимо сірчаний кек 392,0 кг/год з 
вологовмістом (271,454/392,0) × 100% = 69,2 %. Після відділення сірки 
відпрацьований поглинальний розчин накопичують і передають на 
установку одержання полімерної сірки, а одержану сірку - реалізують. 
Розрахунки необхідного обладнання показали, що для хемосорбції 
сірководню до залишкової концентрації 20 мг/м3 потрібно використати 
вертикальну тарілкову колону діаметром 1,0 м, висотою 3,4 м і числом 
тарілок 7 шт, а для регенерації поглинального розчину - абсорбер ГАКД 
діаметром 3,0 м і довжиною 4,0 м. 
 
4.2 Очищення піролізного газу нафтохімічного підприємства. 
 
На олефіновому виробництві ТзОВ "Карпатнафтохім" (колишнє 
ЗАТ «Лукор», АТ «Оріана», ВО «Хлорвініл» м. Калуш, Івано-Франківської 
обл.) передбачено здійснювати очищення піролізного газу від «кислих» (H2S 
і CO2) компонентів на установках МЕА (основне очищення) і лужної 
промивання (доочищення), а переробку концентрованого сірководню в сірку 
- на установці Клауса. У зв'язку з використанням у виробництві олефінів 
 
сировини з низьким вмістом сірки й зменшенням вмісту сірководню в 
піролізному газі, на підприємстві відмовилися від установок МЕА і Клауса. 
У результаті лужного промивання (0,5…10% NaOH) піролізного 
газу утворюються сульфідно-лужні стоки, які не знаходять застосування 
і вимагають знешкодження [8,20]. Нами було запропоновано 2-а шляхи 
вирішення цієї проблеми: перший - кардинальний спосіб усунення 
проблеми знешкодження сульфідно-лужних стоків, тобто заміна лужної 
промивки пірогазу хінгідронним методом очищення. Впровадження 
хінгідронної технології дозволило б виключити стадію знешкодження 
сульфідно-лужних стоків, використовувати наявне обладнання схеми 
лужного промивання газу, отримувати важливий і необхідний продукт – 
дрібнодисперсну сірку [28]. 
У рамках госпдоговору № 6982 було проведено дослідження 
кінетики окиснення сульфідів у відпрацьованих лугах виробництва 
«Поліолефін» з розробкою «Технологічного регламенту (разового) для 
проектування установки знешкодження сульфідів у відрацьованих лугах 
виробництва “Поліолефін” ЗАТ “Лукор” (Додаток Б) та дослідження 
очищення піролізного газу хінгідронним методом. Хінгідронна 
технологія стала предметом розгляду Науково-технічної ради 
підприємства. 
Для хемосорбції сірководню хінгідронним поглинальним 
розчином було запропоновано використати наявне масообмінне 
обладнання – абсорбери лужної промивки пірогазу (D = 2450 мм; Н = 
12930 мм; ковпачкові тарілки - 11 шт. та D = 2450 мм; Н= 34620 мм; 
ковпачкові тарілки - 26 шт.). 
Вуглеводневі компоненти піролізного газу, як було показано в 
розділах 5 і 6, не впливають на процес очищення газів від сірководню. 
Однак, для запобігання забруднення навколишнього середовища 
вуглеводнями й продукту очищення газів – сірки - в промислових 
 
процесах потрібно застосовувати або попередню очистку газів від 
вуглеводнів або проводити стадію хемосорбції при підвищених 
температурах для запобігання їх конденсації. 
Принципова технологічна схема очищення піролізного газу від 
сірководню і вуглекислого газу представлена на рис. 4.1. Стиснення 
(компримування) пiрогазу здійснюють п’ятиступеневим трикорпусним 
відцентровим турбокомпресором типу 08МН3А продуктивністю 110 
т/год на першому та 94 т/год на п’ятому ступені. Лужне промивання 
здійснюють між 4-им і 5-им ступенями компримування. Пірогаз з 
тиском від 850 до 950 кПа і температурою від 29 до 35ºС поступає на 
всмоктування четвертого ступеня компресора (1), стискується до тиску 
від 1650 до 1850 кПа (температура від 80 до 90ºС), а далі охолоджується 
в холодильнику (2) водою і подається в сепаратор (3), де від пірогазу 
відділяють вуглеводнi та воду [28]. 
 
 
 
Рисунок 4.1 - Принципова технологічна схема очищення 
піролізного газу від сірководню і вуглекислого газу (позначення в 
тексті) 
Пірогаз з сепаратора подають на очистку від H2S і CO2 в нижню 
частину тарілкового абсорбера (4), а у верхню частину − ХПР складу, 
кг/м3: Nа2СО3 – 20, хінгідрон – 5, Nа2S2O3 – 300. В абсорбері за 
температури 300С відбувається протитечійний процес хемосорбції 
сірководню. Хемосорбований сірководень частково окиснюється 
окисною формою ХОС до сірки. Очищений до залишкової концентрації 
сірководню 7 мг/м3 і вуглекислого газу 2 мг/м3 піролізний газ подають у 
сепаратор (5), де проходить відділення від пірогазу рідкої фази. Рідину з 
сепаратора періодично виводять у ємкість (6). Пірогаз з сепаратора 
(температура 29…35 ºС) виводять на всмоктування п’ятого ступеня 
компресора (1), де його стискують до тиску 3100…3330 кПа 
(температура 88…100 ºС) і далі подають на охолодження та розділення 
фракції С2/С3. 
З колони (4) поглинальний розчин подають у ємкість (6). У 
ємкості (6) за рахунок різниці густини проходить розділення розчину 
й бензину. Бензин виводять з верхньої частини ємності. Насичений 
сірководнем поглинальний розчин (концентрація сірководню 2…3 г/дм³) 
з ємності (6) насосом (7) через рекуператор тиску (8) направляють в 
абсорбер ГАКД (9), у який подають повітря і який працює під 
атмосферним тиском. У цьому апараті за температури 30…400С 
відбувається абсорбція кисню реакційним розчином, багаторазова 
конверсія відновної форми ХОС в окисну й багаторазове окиснення 
хемосорбованого сірководню до сірки − хінонооберт. Процес проходить 
прямотечійно. Газову фазу з абсорбера ГАКД пропускають через 
краплевловлювач (10) і викидають в атмосферу. Розрахунки обладнання 
для регенерації розчину показали, що необхідно встановлювати 2 
 
абсорбери ГАКД (D = 3000 мм; Lзаг = 4200 мм). 
Самопливом суспензія сірки з абсорбера ГАКД (9) надходить у 
відстійник (11). Сірчану пульпу направляють на вакуум-фільтр (12), з 
якого пасту дрібнодисперсної сірки - на одержання спеціальних видів 
сірки. Фільтрат і освітлений розчин із відстійника (11) збирають у 
ємності (13). Сюди ж добавляють компоненти для корегування складу 
ХПР. Насосом (14) поглинальний розчин через рекуператор тиску (8) 
подають у абсорбер (4). 
 
4.3 Очищення супутнього нафтового газу у дві стадії. 
 
Проблема утилізації супутнього нафтового газу (СНГ), що містить 
сірководень та інші сполуки сірки, гостро стоїть перед нафтовими 
компаніями [31, 32]. У випадку розроблення низькодебітних родовищ, 
будівництво традиційних для галузі установок етаноламінового 
очищення (МЕА, ДЕА тощо) в комплексі з методом Клауса на місці 
видобування нафти є економічно невиправданим [31]. Транспортування 
СНГ також вимагає його попереднього очищення та транспортної 
інфраструктури. Спалення газу на факельних чи котельних установках є 
недопустиме, оскільки вміст SO2 в димових газах завжди перевищує 
гранично допустимі межі викидів. 
Для розроблення технології і режиму очищення супутнього 
нафтового газу від сірководню стали вихідні дані до технічного 
завдання (лист від ПАТ «Сєвєродонецький ОРГХІМ», 2013р.) на 
розробку «Техніко-економічного обґрунтування для проектування 
модульної дослідно-промислової установки очистки супутнього 
нафтового газу (СНГ) від сірковмісних сполук родовища «Прорва» 
(Республіка Казахстан)». Очищений газ, згідно з вимогами стандарту СТ 
РК 166-2007, повинен містити не більше 0,007 г/м3 сірководню. 
 
Інші параметри очищення : вміст сірководню в газі  до 3,0 % об; вміст 
етилмеркаптанів – до 5 г/м3; витрата газу – 40…45 млн. нм3/год; 
температура – 25…30°С; тиск – 0,6…0,8 МПа; абсолютний мінімум 
температури – мінус 45оС. У цій схемі для очищення СНГ (рисунок 
4.6) було запропоновано метод двохстадійного очищення, де на першій 
стадії основне очищення здійснюється регенерованим поглинальним 
розчином, а на другій - доочищення газів свіжим поглинальним 
розчином (без натрію тіосульфату) [24,32]. Виведення частини 
поглинального розчину з пастою сірки й використання свіжого 
поглинального розчину для доочищення газу забезпечує також баланс 
компонентів (вода, хінгідрон, натрію карбонат i натрію тіосульфат) у 
циркуляційній системі [2]. 
Супутній нафтовий газ подають на основне очищення від 
сірководню в абсорбер з насадкою (1) (кільця Рашига 25×25×3). Діаметр 
абсорбера - 0,8 м, висота насадки - 12 м (3 шари по 4 м). Абсорбер 
зрошується регенерованим поглинальним розчином з температурою 
25….35оС з концентраціями компонентів, кг/м3: Na2CO3 20; Na2S2O3 350; 
хінгідрону 5. Коефіцієнт надлишку розчину за Na2CO3 – 2. Ступінь 
окиснення сірководню до сірки – 0,9, до натрію тіосульфату – 0,1. 
Відбувається основне очищення газу зі ступенем очищення газу від 
сірководню 99,0%. Паливний газ після очищення в абсорбері (1) подають 
у тарілковий абсорбер (2). Діаметр абсорбера - 0,8 м. Тарілки ковпачкові 
типу ТСК-1, кількість тарілок - 15, міжтарілкова віддаль - 0,4 м. Під час 
додаткового очищення газу від сірководню свіжим ХПР досягається 
загальний ступінь очищення паливного газу від сірководню 98,5%. 
Очищений паливний газ із залишковим вмістом сірководню 0,007 г/м3 
направляють в магістраль або на електрогенерувальну установку. 
Свіжий поглинальний розчин на додаткове очищення паливного газу від 
сірководню готують у ємностях (10) і (11), а потім подають у кількості, 
 
яка необхідна для корегування складу регенерованого поглинального 
розчину за компонентами. Розрахунок складу свіжого ХПР на зрошення 
абсорбера (2) подано нижче. 
 
Очищений 
газ В атмосферу 
5 
1 2 Повітря 
4 
3 
E-71 
Попутний 6 
нафтовий газ   Паста 
сірки 
 
7 
хінгідрон 
вода Na2CO3 11 
10 8 
12 9 
 
Рисунок 4.2 - Технологічна схема очищення попутного нафтового 
газу від сірководню: 
1 – абсорбер для основного очищення газу; 2 - абсорбер для 
додаткового очищення газу; 3 - регенератор розчину; 4 – вентилятор; 5 - 
краплевловлювач; 6 – відстійник; 7 – вакуум-фільтр, 8 – бак для 
регенерованого розчину; 9, 12 – насоси; 10 - бак для приготування 
розчину хінгідронного окисника; 11 – бак свіжого поглинального 
розчину. 
Поглинальні розчини після основного та додаткового очищення 
паливного газу від сірководню з абсорберів (1) і (2) подають на 
регенерацію в горизонтальний абсорбер з ковшоподібними 
диспергаторами (3) з такими габаритними розмірами: діаметр 
 
циліндричної частини - 3 м, довжина - 6,6 м. Діаметр диспергатора - 
0,9 м, їх кількість - 22. Діаметр абсорбера ГАКД зумовлений 
обмеженнями по транспортуванню залізницею. Регенерацію розчинів 
здійснюють повітрям з температурою 35…45 оС, яке подають 
вентилятором (4). Відпрацьоване повітря після краплевловлювача (5) 
викидають в атмосферу. 
Від регенерованого поглинального розчину відфільтровують 
сірку. Відділення регенерованого поглинального розчину від сірки 
здійснюють послідовно у відстійнику (6) і барабанному вакуум-фільтрі 
(7). Освітлений розчин з відстійника та фільтрат з вакуум-фільтра 
направляють на основне очищення паливного газу від сірководню в 
насадковий абсорбер (1).  
Нижче представлено зведений матеріальний баланс процесу 
(таблиці 4.1)  
 
 
 
 
 
 
 
Матеріальний баланс очищення супутнього нафтового газу 
Таблиця 4.1  
Прихід кг/год Витрата кг/год 
Стадія хемосорбції 
1. Газ на очистку 3793,1 1. Очищений газ 3559,2 
в т.ч. H2S 233,9 в т.ч. H2S 0,036 
2. Поглинальний розчин 87516,0 2. Поглинальний розчин 87749,9 
в т.ч. Na2CO3 1458,6 в т.ч. Na2CO3 729,3 
Хінгідрон 364,7 Хінгідрон 364,6 
Na2S2O3 21879,0 Na2S2O3 21879,0 
Вода 63813,8 NaHCO3 577,9 
 
  NaHS 385,3 
  Вода 63813,8 
Всього 91309,1 Всього 91309,1 
Стадія регенерації 
1. Поглинальний розчин, 87749,9 1. Регенерований розчин, 87849,7 
в т.ч. Na2CO3 729,38 в т.ч. Na2CO3 1422,1 
Хінгідрон 364,6 Хінгідрон 364,6 
Na2S2O3 21879,0 Na2S2O3 21933,5 
NaHCO3 577,9 Сірка 198,1 
NaHS 385,3 H2O 63931,4 
H2O 63813,8 2.Повітря, в т.ч. 5090,9 
2. Повітря, в т.ч. 5196,9 Вуглекислий газ 15,1 
Азот 3986,0 Азот 3986,0 
Кисень 1210,9 Кисень 1089,8 
Всього 92946,8 Всього 92940,6 
Разом з сіркою (198,1 кг/год), у вигляді пасти, з системи очищення 
виводиться 0,18 м3/год поглинального розчину, в якому міститься, 
кг/год: Na2CO3 - 3,51; хінгідрону - 0,9; Na2S2O3 - 54,35 і води 157,8. 
Вологовміст пасти: (157,8 : 414,5) ∙100 = 38,0 %. Такий вологовміст 
легко досягається на будь-якому типі фільтрів. 
Враховуючи втрати компонентів з сіркою і на побічні процеси, з 
свіжим поглинальним розчином для корегування складу регенерованого 
поглинального розчину за компонентами додають, кг/год.: Na2S2O3 – 0, 
Na2CO3 - 76,44 і хінгідрону - 1,1. Свіжий поглинальний розчин з таким 
вмістом компонентів подають у тарілковий абсорбер (2) на додаткове 
очищення газу від Н2S. 
Отже, застосування модульної установки за хінгідронним методом 
з двостадійним очищенням попутного нафтового газу родовища 
«Прорва» (витрата газу - 5000 нм3/год, тиск - 0,6 МПа, температура - 298 
К, вміст сірководню - 3 %об.) з основним очищенням газу від 
сірководню регенерованим ХПР і додатковим очищенням газу свіжим 
ХПР з одночасним корегування складу дає змогу досягти залишкового 
вмісту сірководню в газі 0,007 г/м3 і 
 
45,540,007
ступеня очищення газу 100%  99,98% . 
45,54
 
Розрахунки показали, що витратні коефіцієнти на очистку 1000 м3 
газу від сірководню за такою двохстадійною схемою дорівнюють: 
Na2CO3 - 14,88 кг, хінгідрону - 0,18 кг, води - 8,62 кг. При цьому на 1000 
м3 газу за такої концентрації H2S можна одержати 38,57 кг 
дрібнодисперсної сірки. 
 
4.4 Очищення газу коксохімічного підприємства. 
 
 
Сіркоочищення коксових газів пов’язано з вловлюванням 
хімічних продуктів коксування, обробленням великих об‘ємів газів, які 
знаходиться за невисокого тиску і містять, крім сірководню, значні 
кількості вуглекислого газу й водню ціаніду. Вибір методу очищення 
визначається його ефективністю і стійкістю поглинача, а також 
можливістю одержання з газу сірки або сульфатної кислоти [2,3]. На 
перший погляд, найраціональнішим методом утилізації сірководню в 
коксохімічній промисловості є перероблення його в кислоту з 
використанням її для внутрішніх потреб (зв‘язування аміаку коксового 
газу в сульфат амонію тощо). Все ж економічний аналіз виробництва й 
споживання сірки та сульфатної кислоти в Україні (розділ 1) вказує на 
перспективність участі коксохімічної промисловості у виробництві 
елементної сірки, особливо колоїдної, та дорогих і дефіцитних 
сільськогосподарських препаратів, потреби в яких складають понад 400 
тис. т/рік [2]. 
У зв’язку з вибором оптимального варіанта утилізації 
сірководневмісного газу коксохімічного виробництва на АТ 
„Алчевськкокс” Український державний науково-дослідний інститут 
вуглехімічної промисловості (УХІН) звернувся на кафедру ХТНР 
 
Національного університету „Львівська політехніка” (лист від 
09.02.05р.) з проханням виконати техніко-економічну оцінку цього 
методу стосовно регенераторного газу „Алчевськкокс”. Склад і кількість 
сірководневмісного газу коксохімічного виробництва представлено у 
таблиці 4.2. 
Аналізуючи склад газу коксохімічного виробництва з точки зору 
його придатності для використання хінгідронного методу, можна 
стверджувати, що хінгідронний метод можна використовувати як 
безпосередньо для очищення коксового газу, так і для очищення, 
наприклад, газу регенерації амінового розчину після МЕА-установки. 
Наявність в газі NH3 і CO2 не знижує ефективність методу. 
Недопустимою домішкою в газі є HCN, тому застосуванню 
хінгідронного методу повинен передувати процес ціаноочищення [13]. 
Склад коксового газу батарей № 1-біс і № 2-біс та 
регенераційного після МЕА абсорберів  
Таблиця 4.2 
Компо- Коксовий газ до МЕА абсорберів Регенераторний газ 
ненти кг/год % мас. нм3/год % об. кг/год % мас. нм3/год % об. 
NH3 3 0,1 4 0,1 3 0,1 4 0,2 
H2S 1492 21,5 983 25,9 1462 50,7 963 56,0 
CO2 5310 766 2703 71,3 1328 46,0 676 39,3 
HCN 124 1,8 103 2,7 93 3,2 77 4,5 
Разом 6929 100,0 3793 100,0 2886 100,0 1720 100,0 
Так як регенераційний газ знаходиться за невисокого тиску, то для 
його очищення від H2S була запропонована технологічна схема з 
використанням абсорберів ГАКД як для абсорбції, так і регенерації 
розчину (рисунок 4.3) [32]. 
 
 
 
Рисунок 4.3 - Технологічна схема очищення безкисневого газу від 
сірководню у абсорберах ГАКД. 
1 – напірний бак; 2 – абсорбер ГАКД; 3 – краплевловлювач; 4 – 
регенератор розчину; 5 – відстійник; 6 – бак для регенерованого 
розчину; 7 – насоси; 8 – вакуум-фільтр, 9 – бак для промивних вод сірки. 
Зважаючи на те, що коксовий газ містить високі концентрації 
сірководню, застосування хінгідронного методу повинно проходити із 
залученням для очищення газів розчинів з підвищеною концентрацією 
натрію карбонату, порівняно з розчином для очищенням вентиляційних 
газів (10 кг/м3 Na2CO3). Однак за підвищених концентрацій натрію 
карбонату зростає ступінь сорбції вуглекислого газу і карбонізація 
поглинального розчину [11]. У такому випадку необхідно застосовувати 
ще один абсорбер ГАКД для декарбонізації розчину. 
Коксохімічні та нафтопереробні підприємства є високо дебітними 
за об’ємами газів і сірководню, тому сіркоочищення газів варто 
комбінувати з технологією полімерної сірки з відхідних тіосульфатних 
розчинів. Використання висококонцентрованих розчинів за натрію 
 
тіосульфатом (350 кг/м3) дасть змогу здійснити утилізацію його частини 
з одержанням полімерної сірки, що позитивно вплине на техніко-
економічні показники очистки газів. 
Розрахунок очищення регенераційного газу здійснювали за таких 
вихідних даних. Cклад поглинального розчину, кг/м3: Na2CO3 – 20, хінгідрону 
– 5 і Na2S2O3 – 350. Ступінь окиснення сірководню до сірки – 0,92; до натрію 
тіосульфату – 0,08. Кінцева концентрація H2S в очищеному газі – 20 мг/м3. Як 
показали розрахунки, витратні коефіцієнти на 1 т дрібнодисперсної сірки 
дорівнюють: 144,0 кг Na2CO3, 4,2 кг хінгідрону і 6 м3 технічної води (у т.ч. 
для 5 разового промивання 1265,9 кг/год сірки). Розрахунки масообмінних 
апаратів показали необхідність застосування абсорберів ГАКД з такими 
розмірами: абсорбер діаметром 3 м і довжиною 5 м, регенератор діаметром 5 
м і довжиною 5,8 м. 
 
4.5 Очищення технологічного газу нафтопереробного заводу. 
 
 
Перші спроби адаптації хінгідронного методу до очищення 
безкисневих газів нафтопереробних заводів були здійснені у 1989 р. на 
базі Дрогобицького НПЗ [23]. На дослідно-промисловій установці 
досліджували очищення водню, який утворюється під час 
плазмохімічного розкладу сірководню, від залишкових концентрацій 
останнього, а також технологічного газу з установок гідроочистки після 
каталітичного риформінгу. Дослідження показали високу ефективність 
методу, однак були припинені через економічну ситуацію. 
На Надвірнянському НПЗ (ПАТ «Нафтохімік Прикарпаття»), що 
переробляє 2,5 млн. тон /рік нафти з середнім вмістом сірки 0,5, 
сировиною для одержання коксу на установці сповільненого 
коксування, потужністю 300 тис. тон/рік, є суміш мазуту з гудроном, 
який поступає з установки АВТ. У цьому і інших технологічних 
 
процесах переробляння нафти на підприємстві одержуються і 
використовуються такі сірководневмісні гази (%, об.): 
 паливний газ коксової установки (35…40 тис. м3/добу) містить Н2 
8,37, СН4 49,73, С2 18,23, С3 12,88, С4 4,16, С5 4,03, О2 1,11, N2 1,49 H2S 
0,31; 
 паливний газ факельного господарства (55...60 тис. м3/добу) 
містить Н2 7,4, СН4 44,59, С2 21,06, С3 16,38, С4 4,77, С5 3,3, О2 0,85, N2 
1,94 H2S 0,1. 
З метою можливої співпраці й адаптації хінгідронного методу до 
очищення паливних газів та його промислового застосування на 
підприємстві було розроблено технологічну схему й режим очищення 
вуглеводневого газу установки сповільненого коксування від 
сірководню хінгідронним методом продуктивністю 2000 м3/год й 
запропоновано випробувати технологію на дослідній установці. Для 
очищення газу пропонувалась схема, зображена на рисунку 4.1. 
Випробування хінгідронної технології для очищення газу факельного 
господарства були здійснені у липні 2010 р. Очищення 
сірководневмісного паливного газу факельного господарства 
здійснювали у модельному абсорбері ГАКД. Внутрішній діаметр 
апарата становив 500 мм, довжина – 700 мм, абсорбційний об’єм – 0,13 
м3. Апарат був виготовлений із сталі 12Х18Н10Т, споряджений 
штуцерами для введення і виведення газових (з обох боків) та рідинних 
потоків (внизу апарату), оглядовими вікнами, патрубками для 
встановлення термометрів (внизу) та відбору проб газу на аналіз. У 
нижній частині абсорбера розміщено вал з трьома ковшоподібними 
диспергаторами. Зовнішній діаметр ковшів – 200 мм, ширина ковша – 
15, ширина прорізів – 2 мм. Обертання диспергаторів рідини 
здійснювалось за допомогою ремінної передачі на шків валу від 
електродвигуна. 
 
Технологічні режими роботи установки були такі: витрата 
паливного газу – 50...60·нм3/год; концентрація Н2S на вході – 
0,09...0,11%; витрата поглинального розчину – 0,02...0,03 м3/год; час 
перебування газу в абсорбері – 8…10 с; лінійна швидкість кінців 
диспергатора – 10...12 м/с; температура в абсорбері – 25…30оС, тиск в 
абсорбері – 0,12 МПа, температура регенерації 40…45оС, витрата 
повітря на регенерацію – 150 м3/год. Хінгідронний поглинальний розчин 
містив, г/дм3: Na2CO3 – 20, NaHCO3 – 10, хінгідронного окисника – 5, 
Na2S2O3 – 350. Такий склад поглинального розчину з підвищеним 
вмістом натрію тіосульфату було запропоновано з метою подальшого 
використання відпрацьованого тіосульфатного розчину для одержання 
полімерної сірки. Очищення газу від сірководню і регенерація 
поглинального розчину відбувалась послідовно в одному і тому ж 
апараті. 
Методика випробувань була такою. Встановлювали потрібну 
витрату газу за ротаметром 11 і подавали його в абсорбер. Тиск в апараті 
вимірювали диференціальним водяним манометром. В апарат 
протитечійно до газу із напірного бака з певною витратою подавали 
поглинальний розчин з заданими концентраціями натрію карбонату, 
хінгідронного окисника та натрію тіосульфату. За допомогою рН метра 
рН-373М заміряли рН і ОВП (окисно- відновний потенціал) розчину. 
Паливний газ аналізували на вміст сірководню до і після очищення за 
методиками [19]. 
По закінченню подачі поглинального розчину з напірного бака, 
перекривали потік газу на очищення, а використаний поглинальний 
перетискали в напірний бак і подавали його на регенерацію киснем 
повітря, яке в абсорбер подавали вентилятором. Необхідний час 
регенерації контролювали за показниками рН і ОВП. Після регенерації 
поглинальний розчин подавали на нутч-фільтр і відділяли одержану 
 
сірку. У поглинальному розчині коригували вміст компонентів за 
хімічним аналізом і повторно використовували для очищення газу. 
На установці досягнуто такі результати: ступінь очищення газу від 
H2S – 90…92%, ступінь конверсії сірководню в сірку – 85…91%. На 
основі проведених досліджень – випробувань був зроблений висновок 
про можливість використання хінгідронного процесу для очищення 
паливного газу факельного господарства ПАТ «Нафтохімік 
Прикарпаття» від сірководню. 
4.6. Очищення біогазу 
 
Біогаз, який одержують анаеробним бродінням органічної маси, є 
одним з перспективних джерел енергії в Європі. Розвиток біоенергетики 
зумовлює актуальність розвитку нових технологій виробництва й 
очищення біогазів. 
Біогаз, крім CH4 (50…70%) і CO2 (45…30%) містить домішки NH3, 
H2S, N2 та O2. Його використовують в основному для спалювання в 
котлах та двигунах внутрішнього згоряння з одержанням теплової та 
електричної енергії. Очищенням біогазу від CO2 одержують біометан - 
паливо для автомобілів, паливних елементів тощо. Тобто необхідність і 
ступінь очищення біогазу зумовлена в основному забезпеченням 
відповідності вимогам до палив, що застосовуються у тому чи іншому 
обладнанні (двигунах внутрішнього згоряння, котлах, паливних 
елементах тощо). Найнижчі вимоги до чистоти біогазу при застосуванні 
його для спалення у котлах, а найсуворіші - при подачі в мережу 
паливного газу та при прямому використанні як моторного палива 
[36,26]. 
Так як біогаз часто використовують як паливо для виробництва 
електроенергії, то, очевидно, цю електроенергію можна використати для 
електрохімічної регенерації хінгідронного поглинального розчину. 
Ґрунтуючись на раніше запропонованих схемах очищення газів та 
 
на результатах експериментальних досліджень, запропоновано для 
очищення біогазів використовувати схеми з електрохімічною 
регенерацією розчинів [32, 33]. На біогазовому заводі ТзОВ «Гудвеллі 
Україна» (с. Копанки Івано- Франківської обл.) очищення біогазу 
здійснюють біологічним методом, який має свої переваги і недоліки 
(розділ 1). Для даного підприємства було розроблено проект очищення 
біогазу (12000 м3/добу) від сірководню хінгідронним методом (під 
атмосферним або підвищеним тиском) з напівелектрохімічною 
регенерацією поглинального розчину (рисунку 4.5). 
Згідно з запропонованою технологією, біогаз поступає у нижню 
частину абсорбера, а у верхню - подають хінгідронний поглинальний 
розчин з вмістом, г/дм3: Na2CO3 - 20, хінгідрону – 20 і NaHCO3 – 10. 
В абсорбері відбувається протитечійний процес хемосорбції сірководню 
ХПР. 
       Na2CO3(р) + H2S(г)  NaHS(р) + NaHCO3(р).                    (4.1) 
 
 
 
Рисунок 4.5 - Технологічна схема очищення природного газу від 
сірководню хінгідронним методом з напівелектрохімічною 
регенерацією поглинального розчину під тиском (позначення в тексті). 
Очищений від сірководню біогаз направляють на виробництво 
електроенергії. Розчин з концентрацією розчиненого сірководню 1…3 
г/дм3 (розчин №1) через рекуператор тиску (2) (у випадку очищення 
газів під тиском) направляють у змішувач-окиснювач (3). Сюди ж 
подають регенерований розчин з електролізера (11) (розчин №2) з 
коефіцієнтом надлишку від стехіометрії 1,5 (відповідно до рівняння 4.2), 
що забезпечує повноту окиснення хемосорбованого сірководню й високу 
швидкість його окиснення. Відбувається окиснення хемосорбованого 
сірководню окисною формою ХОС (регенерованою) з утворенням 
дрібнодисперсної сірки (1…10 мкм): 
NaHS(p) + NaHCO3(p) + {Q} ↔ Na2CO3 + S(т) + {Q}H2.               (4.2) 
 
Поглинальний розчин, що містить дрібнодисперсну сірку, 
надходить у відстійник (4). Згущену сірчану пульпу направляють на 
вакуум-фільтр (5). Пасту дрібнодисперсної сірки після фільтра (5) 
подають на одержання спеціальних сортів сірки. Фільтрат й освітлений 
розчин збирають у ємності (6). 
Далі поглинальний розчин насосом (7) подають на фільтрацію (8), 
підігрівають до температури 50...60 оС у теплообміннику (9) гарячим 
католітом з електролізера, додатково фільтрують на фільтрі (10) й двома 
потоками направляють в електролізер (11) з катіонообмінною мембраною 
(Na+). В анодній зоні електролізера за густини струму 1,5…2,5 кА/м2 і 
температури 60…70 оС відновна форма хінгідронного окисника 
окиснюється до окисної (регенерується), а в катодній - відбувається 
розряд молекули води з одержанням газового Н2 і підлужнення 
поглинального розчину: 
 
Анод QH Q 2H   2e  (4.3) 
2
Катод 2Н 
2О Н2  2ОН  2е  (4.4) 
 
Католіт (розчин №3) з катодної зони електролізера через 
теплообмінник (9) і рекуператор тиску (2) надходить в абсорбер (1), а 
аноліт (розчин №2) з анодної зони – у змішувач-окиснювач (3). 
Разом з пастою сірки з технологічного циклу виводиться частина 
компонентів поглинального розчину. Для забезпечення постійності 
складу поглинального розчину в циркуляційну систему в ємність (6) 
вводять необхідні компоненти розчину – Na2CO3, NaHCO3, хінгідрон. 
У катодному просторі електролізера утворюється газовий водень, 
який після очищення від водяної пари та після доведення до умов 
транспортування можна змішувати з очищеним біогазом. 
Розроблена технологія є простою та високоефективною. Для 
очищення газу запропоновано використовувати барботажний абсорбер з 
провальними тарілками (діаметр 0,6 м і висота 5 м), а для регенерації 
розчину – змішувач і мембранний електролізер. Вартість енергії на 
функціонування установки не перевищує 30 % від виробленої. 
4.7 Техніко - економічна оцінка хінгідронного методу й висновки 
 
Техніко-економічні показники хінгідронного методу очищення 
газів від сірководню були вже розраховані і представлені в роботах [11, 
21]. Було порівняно хінгідронний метод і його найближчий аналог – 
содово-гідрохінонний який використовувався для очищення 
вентиляційних газів на Світлогорському заводі штучного волокна 
(Республіка Білорусь). Так як технологічні схеми содово-гідрохінонного 
і хінгідронного методів складаються із двох стадій: абсорбції Н2S із газу 
і регенерації поглинального розчину - то це дало підстави вважати, що 
 
витрати пов`язані з капітальними затратами, амортизацією обладнання і 
його ремонтом, а також енерговитрати, будуть практично однакові. У 
розрахунках для хінгідроного методу (без утилізації реагентів із 
відхідного розчину) було прийняті такі витратні коефіцієнти на 1 т 
одержаної сірки: хінгідрону – 6,44 кг; соди кальцинованої – 234 кг. 
Сумарна вартість реагентів станом на 1997 рр. [21] становила 273,9 грн. 
Для гідрохінонного методу середні витратні коефіцієнти реагентів на 1 т 
одержаної сірки були рівні: гідрохінону – 4,2 кг; соди кальцинованої – 
400 кг; соди каустичної – 200 кг (сумарна вартість реагентів - 497,6 грн). 
Було пораховано, що для установки на Яворівському ДГХП “Сірка”, 
продуктивністю 278 000 м3 вентиляційних газів за годину, яка дозволяє 
одержувати в результаті очищення 1793 т сірки в рік, економія тільки за 
рахунок реагентів буде складати 401 тис. грн/рік. 
На основі техніко-економічного обґрунтування очищення 
природного газу Астраханського газоконденсатного родовища було 
порівняно собівартість рідкої сірки, одержаної за хінгідронним методом 
та класичною комбінацією МЕА- Клаус [21]. Розрахункова собівартість 
сірки за хінгідронним методом (ціни 1978 р.) разом з затратами на 
добування природного газу (9,5 крб.) становила 25,08 крб., сірки на 
Оренбурзькому ГПЗ – 29,85 крб, а на Мубарекському ГПЗ – 38,33 крб. 
Очікуваний прибуток від впровадження запропонованої технології за 
продуктивності 1920 тис. т сірки/рік дорівнював (29,85–25,08) 
крб/т1920000 т = 9158000 крб. Тобто економічність хінгідронного 
методу очищення газів від сірководню у порівнянні з комбінацією 
МЕА Клаус ще тоді вказувала на доцільність широкого впровадження 
його у виробництво. 
У роботі [11, 23] було порівняно економічний ефект від 
застосування у хінгідронному поглинальному розчині 
олігомеризованого хінгідрону замість мономерного. Основний 
 
економічний ефект досягався за рахунок підвищення селективності 
окиснення сірководню до сірки від 90 до 97% і, відповідно, зменшення 
кількості відхідного тіосульфатного розчину, який треба виводити з 
системи на переробку, та збільшення виходу сірки, яка реалізується як 
товарний продукт. Розрахунок здійснювали на продуктивність за 
вентиляційним газом 100000 м3/год, вміст сірководню в газі 1,5 г/м3 і 
поглинальний розчин складу, кг/м3 (хінгідрон – натрію карбонат – 
натрію тіосульфат) 5 – 10 – 200. За цінами 1990 р. вартість грудкової 
сірки сорту 9955 становила 67 руб/т [23]. Розрахунки показали, що 
економічний ефект від застосування олігомеризованого окисника у 
хінгідронній технології дорівнює ~ 110 тис. руб/рік. 
Нами здійснено розрахунки витрат на здійснення очищення 
супутнього нафтового газу родовища «Прорва» за двостадійною 
схемою. Розрахунки показали, що витратні коефіцієнти на очистку 1000 
м3 газу від сірководню за двохстадійною схемою дорівнюють: Na2CO3 - 
14,88 кг, хінгідрону - 0,18 кг, води для поглинального розчину - 8,62 кг і 
для промивання сірки - 192,82 кг. При цьому при очищенні 1000 м3 газу 
за концентрації H2S (3% об.) можна одержати 38,57 кг дрібнодисперсної 
сірки. 
Враховано затрати електроенергії на перекачування розчину в 
абсорбер 1 і 2 стадій, подачу повітря в абсорбер ГАКД, диспергування 
рідини в абсорбері ГАКД (22 диспергатори), на згущування сірки у 
відстійниках і на фільтрацію сірки в барабанному вакуум-фільтрі. 
Сумарна витрата електроенергії склала дещо більше 100 кВтгод на 
задану продуктивність 5137 м3/год. 
За середньої ціни натрію карбонату 0,2 $/кг, хінгідрону 10 $/кг, 
води 0,5 $/кг і 60$ за 1 МВт·год електроенергії сумарні витрати на 
очищення ПНГ продуктивністю 5137 м3/год будуть рівні ~ 35 $. За 
середньої ціни 200 $/т вартість 38,57 кг/год дрібнодисперсної сірки рівна 
 
7,7 $. 
Як вже згадувалось, за цінами 2007 р. орієнтовна розрахункова 
собівартість 1 т полімерної сірки, одержаної розкладом нітратною 
кислотою, дорівнювала 6753 грн або, за курсу 505 грн/100$, ~1340$, а 
ринкова вартість імпортної 2000 $ і більше [13]. Розрахунки показують, 
що компенсація вартості очищення газів (за сировиною і 
електроенергією) за хінгідронним методом можлива при використанні 
схем з одержанням дрібнодисперсної і полімерної сірки з виходом 
останньої 35% і більше. 
На основі листа – звернення від ТзОВ «Нафтохімік Прикарпаття» у 
ТзОВ«Інститут ГІРХІМПРОМ» (м. Львів) здійснено попередню оцінку 
вартості вузла очищення вуглеводневого газу установки сповільненого 
коксування від сірководню хінгідронним методом продуктивністю 2000 
м3/год. Техніко- економічний аналіз був виконаний на основі 
аналогічних розрахунків, які ТзОВ «Інститут ГІРХІМПРОМ» (колишній 
ВНДПІ “Сірка”) здійснювало раніше для установок очищення повітря від 
сірководню хінгідронним методом у скруберних камерах з S-
/ковшоподібними при виробництві природної сірки [33]. Прогнозовані 
капіталовкладення були оцінені у 17,8 млн грн. 
4.8. Висновки: 
1. Для очищення природних і технологічних сірководневмісних газів 
високої продуктивності і/чи високим дебітом за сірководнем варто 
використовувати концентровані за натрію тіосульфатом поглинальні 
розчини, а установки хінгідронного методу доповнювати стадіями 
перероблення відхідних тіосульфатних розчинів із одержанням 
полімерної сірки. 
2. Природні та технологічні гази, які, як правило, знаходяться під 
високим тиском (10 МПа і більше), з економічної та технологічної 
точок зору очищувати їх від сірководню доцільно також під тиском, 
 
що дасть змогу зберегти енергію газів та повернути їх в магістраль 
без додаткового дотискування. У випадку очищення безкисневих газів 
за тиску до 0,2 МПа (без високого тиску) варто використовувати для 
хемосорбції сірководню абсорбери ГАКД, а газів за високого тиску - 
абсорбційні колони тарілкового типу. За високого вмісту в 
безкисневих газах вуглекислого газу в технологічну схему варто 
вводити після стадії регенерації додаткову стадію декарбонізації 
поглинального розчину у абсорбері ГАКД. 
3. Зазначені процеси забезпечують високоякісне очищення газових 
викидів на рівні до 20 мг/м3, що вимагають нормативні українські 
документи. У разі підвищення вимог до залишкового вмісту 
сірководню на рівні 6 мг/м3 варто застосовувати двостадійне 
очищення з використанням свіжого поглинального розчину на стадії 
доочищення газів, яким забезпечувати корегування складу 
хінгідронного поглинального розчину . 
4. Для очищення низькодебітних газів доцільно використовувати 
мобільні, негабаритні, блочного типу установки, що не ускладнені 
стадіями перероблення відхідних розчинів, із одержанням 
дрібнодисперсної сірки під час хімічної чи електрохімічної 
регенерації поглинального розчину. 
5. Під час електрохімічної регенерації варто для хемосорбції 
використовувати ХПР з низькою концентрацією натрію карбонату 
10…20 кг/м3, але підвищеною концентрацією хінгідрону до 20 кг/м3, і 
здійснювати електрохімічну регенерацію поглинального розчину з 
отриманням дрібнодисперсної сірки з високим виходом. 
6. При використанні схем очищення з одержанням дрібнодисперсної і 
полімерної сірки у хінгідронному процесі можлива компенсація 
вартості очищення газів (за сировиною і електроенергією) за виходу 
останньої 35% і більше. 
 
 
6 ЕКОНОМІЧНІ ПОКАЗНИКИ 
 
6.1 Визначення планової собівартості науково-дослідної роботи 
 
Метою планування собівартості проведення НДР є економічно 
обґрунтоване визначення величини затрат на її виконання. В планову 
собівартість НДР входять всі затрати, пов’язані з її виконанням, незалежно 
від джерела їх фінансування. Визначення затрат на НДР проводиться шляхом 
складання калькуляції планової собівартості. 
Калькуляція планової собівартості проведення НДР складається з таких 
статей затрат: матеріали, спеціальне обладнання для наукової роботи, 
основна заробітна плата, додаткова заробітна плата, інші прямі та непрямі 
витрати. Отримані затрати з кожної статті зведено в таблицю 6.1. 
 
Таблиця 6.1 – Калькуляція планової собівартості проведення науково-
дослідної роботи 
№ Статті затрат Сума, грн. 
1 Матеріали 10943,9 
2 Спеціальне обладнання 135400 
3 Основна та додаткова заробітна плата 14950 
4 Накладні витрати 22425 
Всього: 183719,9 
 
6.1.1 Матеріали 
До цієї статті собівартості відносяться затрати на сировину, основні і 
допоміжні матеріали, покупні напівфабрикати і комплектуючі вироби, 
необхідні для виконання НДР. Затрати за цією статтею визначаються за 
діючими оптовими цінами з урахуванням транспортно-заготівельних витрат, 
величина яких складає 5-10 % від оптової вартості матеріалів, покупних 
 
напівфабрикатів і комплектуючих. Витрати за цією статтею зведені в таблицю 
6.2. 
 
Таблиця 6.2 – Матеріали та посуд 
Найменування Один. Вартість Кількість Загальна 
вимір. одиниці вартість 
Циліндр мірний 100 см3 шт. 500 1 500 
Колба мірна 50 см3 шт. 300 8 2400 
Колба мірна 1000 см3 шт. 900 1 900 
Піпетка мірна 10 см3 шт. 120 1 120 
Воронка лабораторна шт. 320 1 320 
Штатив лабораторний шт. 910 1 910 
Грушка маленька шт. 25 1 25 
Ротаметр  шт. 660 2 1320 
Термометр метрологічний шт. 240 1 240 
Барометр метрологічний шт. 620 1 620 
Балон з киснем шт. 1250 1 1250 
Балон з азотом шт. 1250 1 1250 
Хінхідрон кг 470 0,2 94 
Всього     9949 
 
Транспортно-заготівельні витрати, які становлять 10 % від вартості 
матеріалів складуть 
               
Зтр = 9949∙0,1 = 994,9 грн 
 
Отже, в цілому до статті «Матеріали та посуд» відноситься 
 
9949 + 994,9 = 10943,9 грн 
 
 
 
 
 
 
6.1.2 Спеціальне обладнання 
Спеціальне обладнання представлено  в таблиці 6.3 
 
Таблиця 6.3 – Спеціальне обладнання 
Найменування К-сть Вартість Загальна 
одиниці вартість 
Ваги аналітичні 1 48000 48000 
Фотокалориметр 1 49400 49400 
Компресор 1 26000 26000 
Насос циркуляційний 1 12000 12000 
                                 Разом:   13540
0 
 
6.1.3 Основна та додаткова заробітна плата 
До статті «Основна заробітна плата» відноситься основна заробітна 
плата наукових співробітників, інженерно-технічних працівників, лаборантів 
і працівників, безпосередньо зайнятих виконанням конкретної НДР, а також 
заробітна плата працівників нештатного (неспискового) складу, залучених до 
її виконання. Розмір основної заробітної плати встановлюється виходячи з 
чисельності різних категорій виконавців, трудомісткості, затрачуваної ними 
на виконання окремих видів робіт, і їх середньої заробітної плати (ставки) за 
день.  
До статті «Додаткова заробітна плата» відносяться виплати, передбачені 
законодавством за невідпрацьований (неявочний) час: оплата чергових і 
 
додаткових відпусток, оплата часу, пов’язаного з виконанням державних та 
громадських обов’язків, виплати винагород за вислугу років. В наукових 
установах додаткова заробітна плата становить 10-20 % від основної. 
1) Старший науковий співробітник   1 чол. 
2) Лаборант 1 чол. 
Посадові оклади відповідних працівників на місяць становлять: 
- старший науковий співробітник (посада професор) – оклад 9500 грн.; 
- лаборант на 0,5 ставки – 7000 грн. 
Можна підрахувати заробітну плату задіяних у роботі виконавців. Вона 
визначається за формулою 
                                 ЗП=Зо∙Ст∙Тр  
де Зо – посадовий оклад відповідного виконавця, грн/міс; 
    Ст – розмір ставки; 
    Тр – тривалість науково-дослідної роботи, міс. 
Науково-дослідна робота проводиться протягом періоду дипломного 
проектування, тобто її тривалість складе: 
1) Старший науковий співробітник 
ЗП1=9500∙1∙1=9500 грн 
2) Лаборант 
ЗП2=7000∙0,5∙1=3500 грн. 
Таким чином, основна заробітна плата задіяних у виконанні науково-
дослідної роботи працівників складе 
ЗП = 9500 + 3500 = 13000 грн. 
Додаткова заробітна плата становить 15 % від розміру основної 
заробітної плати. Отже до цієї статті входить: 
ЗПд = 13000∙0,15=1950 грн. 
 
6.1.4 Накладні витрати 
До цієї статті входять управління і господарське обслуговування, які в 
 
однаковій мірі відносяться до всіх виконуваних робіт. В цій статті 
враховують зарплату апарату управління і загальногосподарських служб, 
затрати на утримання і ремонт приміщень, споруд, обладнання і інвентарю, 
амортизаційні відрахування на їх повне відновлення і капітальний ремонт. 
Величина накладних витрат на науково-дослідну роботу визначається у 
відсотках від основної заробітної плати працівників, безпосередньо зайнятих 
її виконанням. В наукових закладах накладні витрати складають 120-200 % 
від основної та додаткової заробітної плати.Отже, до статті «Накладні 
витрати» приходиться: 
(13000 + 1950) ∙ 1,5 = 22425 грн. 
 
6.2  Розрахунок собівартості хідрохінонової очистки газу 
 
Розрахунок проводиться відповідно до встановлених норм витрат 
сировини, матеріалів, палива, енергії та прийнятого обсягу виробництва. 
Ціни згідно ринкових. Річний обсяг газу, що очищається 384000 м3 або 50 
м3/год. Результати розрахунків зведені в таблиці сировина і матеріали 6.4. 
 
Таблиця 6.4 – Сировина і матеріали 
Статті витрат Од. Ціна Витрати на 1 м3 Витрати на 
вим. за очищеного газу річний випуск 
од., Кількість Сума, Кіль- Сума, грн 
грн грн кість 
       
Напівфабрикати       
власного       
виробництва :            
- повітря стиснене т.м3 97,11 0,216 20,98 14594,4 2517600 
- вода т.м3 9,06 1,5 13,59 576000 5218560 
 
технологічна.   
  2  Матеріали:        
- хідрохінон кг 470 0,06 2,82 2304 1082880 
- карбонат натрію кг 27,6 0,24 6,624 9216 2543616 
- гідрокарбонат кг 29 0,12 3,48 4608 1336320 
натрію       
-тіосульфат кг 68,8 0,42 28,9 161280 11097600 
натрію  
Всього :    76,40  29335296 
 
 
 
 6.2.1 Розрахунок вартості електроенергії, води для побутових потреб та 
пари 
Потреба в електроенергії для освітлення визначається за формулою: 
Т  S  a K 1,02 1,05
                                         Еосв  = 1000 ,      
де    Т – період штучного освітлення в годинах; в залежності від 
змінності роботи і району розміщення підприємства (2500 – 3500 год); 
S – площа освітлення, м2 ; 
а– потужність світильників на 1 м2 поверхні (8 – 15 Вт); 
           1,02 – коефіцієнт, який враховує втрати в мережах; 
           1,05 – коефіцієнт чергового освітлення. 
2500 972 8 1,02 1,05
Е осв  = 1000  = 20820,24 КВт∙год. 
 
Оскільки очистка займає 15% цехової площі, то кількість електроенергії, 
необхідної для очистки, буде 
20820,24 ∙ 0,15 = 3123,036 КВт∙год 
Витрати питної води на одну людину -  0,1 м3/ добу, за рік -  36,5 м3. На 
всіх працюючих:     
136 ∙ 36,5 = 4964 м3. 
Для робітників, обслуговуючих стадію очистки, витрати води 
становлять:  
         4964 ∙ 0,15 = 744,6 м3. 
Вода, що використовується для миття приміщень, розраховується за 
формулою: 
Нw  Sn Tеф
W = 1000 ,        
де    Н w  - норма витрат води на 1 м2 за добу. 
2 972 335
W = 1000  = 651,24 м3. 
В перерахунку лише на у очистку це складе: 
651,24 ∙ 0,15 = 97,69м3. 
 
 
6.2.2 Розрахунок фонду оплати праці  
Для визначення штатів і фондів заробітної плати проводять розрахунки 
балансу часу роботи працівників, необхідної кількості працюючих, фонду 
зарплати робітників, штату і фонду заробітної плати цехового персоналу. 
Баланс робочого часу визначає кількість днів, які повинен відпрацювати 
один середньосписочний робітник за рік в залежності від режиму роботи 
цеху. 
Режим роботи цеху – безперервний. 
Отже, для забезпечення роботи необхідні 3 зміни на добу, при 
тривалості змін – 8 годин. 
 
Необхідна кількість бригад: 
24
П = t зм +1,        
де  t зм  - тривалість зміни, год. 
24
П = 8 +1 = 4 бригади. 
Тривалість змінооберту: 
Т зм  = П ∙ а,       
де   а -  число робочих днів в зміні на протязі тижня. 
Т зм= 4 ∙4 = 16 днів. 
Враховуючи вибраний режим роботи, розробляємо графік роботи змін, 
що представлений у таблиці 6.5.                             
А – зміна з 8.00 до 16.00 
В – зміна з 16.00 до 24.00 
С – зміна з 24.00 до 8.00 
Кількість вихідних на рік складає: 
16 днів (змінообіг) – 4 вихідних 
365 календарних – х вихідних 
х = 365 ∙4 ∕ 16 = 91 день/рік. 
Графік роботи змін представлено в таблиці 6.5 
 
Таблиця 6.5 – Графік роботи змін 
Змін Числа місяця   
и 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 
1 А А - В В В В - С С С С - - А 
2 С С С С - - А А А А - В В В В 
3 В В В - С С С С - - А А А А - 
4 - - А А А А - В В В В - С С С 
 
зміни Число місяця 
16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 
1 А А А А - В В В В - С С С С - - 
2 В - С С С С - - А А А А - В В В 
3 - В В В В - С С С С - - А А А А 
4 С - - А А А А - В В В В - - С С 
 
Розрахунок фонду заробітної плати цехового персоналу проводиться у 
відповідності до штатного розкладу і посадових окладів працівників 
представлено в таблиці штатний розклад працівників, спеціалістів і службовців 
6.6. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Таблиця 6.6 – Штатний розклад працівників, спеціалістів і службовців 
Посада ККі Посадов Доплати Місячний 
працівника лк ий За За роб. у За роб. оклад з 
чол оклад , умови нічн. у доплатами, 
грн. праці, час, грн святков грн. 
грн і дні, 
грн 
Начальник цеху 11 20000 2000   22000 
 
Заступник 1      
начальника цеху 11 17000 1700 3309,00 
Механік цеху 11 10000 1000   3192,00 
Енергетик 11 9000 900   2613,00 
Старший 66     
майстер зміни 12000 1200 6000 800 20000 
Інженер-технол. 11 11000 1100   1971,00 
Економіст  11 12500 1250   2054,00 
Майстер по рем.  11 12500 1250   2054,00 
Майстер по рем. 11     
електрообладн. 1 11500 1150 1872,00 
Всього: 114 175500 11552,0 36000 4800 43025,00 
Всього за рік:  277236 138624,0 80064,0 20376,0 516300,00 
 
Враховуючи 15 % – вий перерахунок на очистку, отримаємо фонд 
оплати праці керівників і службовців  
516300 ∙ 0,15 = 77445,00 грн. 
Таким чином, річний фонд оплати праці персоналу, що задіяний на 
стадії очистки відхідних газів складає: 
ФОП річн  = 77445 + 129834 = 207279 грн. 
 
Собівартість одиниці продукції представлено в таблиці 6.7. 
 
Таблиця 6.7 - Собівартість одиниці продукції 
Статті витрат Од. Ціна Витрати на 1 м3 Витрати на 
вим. за очищеного газу річний випуск 
од., Кількість Сума, Кіль- Сума, грн 
грн грн кість 
 
Напівфабрикати       
власного       
виробництва :            
- повітря стиснене т.м3 97,11 0,216 20,98 14594,4 2517600 
-вода т.м3 9,06 1,5 13,59 576000 5218560 
технологічна.   
  2  Матеріали:        
- хідрохінон кг 470 0,06 2,82 2304 1082880 
- карбонат натрію кг 27,6 0,24 6,624 9216 2543616 
-гідрокарбонат кг 29 0,12 3,48 4608 1336320 
натрію       
-тіосульфат кг 68,8 0,42 28,9 161280 11097600 
натрію  
Енергозатрати:       
Електроенергія т. КВт 6900 0,0081 56,11 3123,04 21548976 
Заробітна платня    0,54  207279 
Всього :    133,06  51091551 
 
ВИСНОВКИ 
 
У магістерській роботі наведене теоретичне узагальнення і вирішення 
важливої науково-технічної проблеми - очищення безкисневих (природних та 
технологічних) газів від сірководню хінгідронними окисними системами з 
цілеспрямованим одержанням дрібнодисперсної сірки чи тіосульфатних 
розчинів як сировини для полімерної сірки, що актуально для 
газовидобувної, нафтопереробної, коксохімічної галузей промисловості, 
сільського і комунального господарства. 
1. Процеси переробки нафти, газу і вугілля є основними джерелами 
 
одержання безкисневих сірководневмісних газів, які використовують як 
паливо або вуглеводневу сировину. Тому очищення цих газів від Н2S з 
одержанням сірки є технологічно необхідним, має величезне екологічне 
значення і вже зараз повністю задовольняє потреби в сірковмісних 
продуктах. Так, світове виробництво сірки у 2018 р. склало 65,8 млн. т, з яких 
29,9 було одержано з нафти, 34,0 з природних газів і 1,9 – з інших джерел. В 
останні роки у загальному балансі сірководневмісних газів зростає частка 
біогазу, що утворюється з відновлювальних джерел. 
2. Основним недоліком хінгідронного методу очищення газів від Н2S є 
утворення Na2S2O3 як побічного продукту окиснення Н2S киснем повітря на 
стадії регенерації ХПР. Значний вплив на перебіг гетерогенного процесу 
сорбції кисню (як і сірководню) з газів та утворення Na2S2O3 має тип 
масообмінного апарату. 
3. Для очищення газів безкисневих газів від H2S рекомендовано 
використовувати ХПР такого складу (г/дм3): Na2S2O3 – 200…350, Na2CO3 – 
10…40, хінгідрон – 5…10 і NaНCO3 – 30…10. Фізико-хімічні та окисно- 
відновні властивості цих розчинів забезпечують високі ефективність 
масообмінних і окисних процесів на стадіях хемосорбції H2S під час 
очищення газу та О2 під час регенерації ХПР. На основі порівняння 
дифузійних опорів фаз у цих процесах у трьох типах абсорберів 
(насадковому, диспергуючому і барботажному) встановлено, що найбільше 
відповідає фізико-хімічним основам очищення безкисневих газів на стадіях 
хемосорбції як H2S, так і О2 диспергуючий абсорбер ГАКД, а для хемосорбції 
H2S під тиском (згідно з конструктивними вимогами) - барботажний 
абсорбер. 
4. Коефіцієнт фазового розподілу H2S mpx різко зростає із збільшенням 
ступеня насичення ним хінгідронного розчину й зменшується із зростанням 
концентрації Na2CO3. Для ступеня насичення розчину H2S 0,52 % і 
концентрації Na2CO  30 і 50 кг/м3
3  mpx дорівнює 6557 і 2420 Па відповідно, а 
 
для ступеня насичення 93,53 % і концентрації Na2CO3 50 г/дм3 mpx = 2168910 
Па. Одержані залежності стали основою для розробки двостадійного процесу 
очищення газів. 
5. Математична модель хемосорбції H2S у барботажному режимі 
встановлює вплив тиску, ступеня насичення розчину H2S і концентрації Na2CO3 
в розчині на коефіцієнт масопередачі. Швидкість хемосорбції в системі H2S – 
ХПР у барботажному режимі лімітується опором з боку як газової, так і 
рідинної фаз. За низьких ступенів насичення розчину H2S дифузійний опір 
системи визначається опором з боку газової фази. З підвищенням ступеня 
насичення розчину зростає опір з боку рідинної фази. З підвищенням тиску 
зростає опір з боку газової фази. Коефіцієнт масопередачі К при цьому 
зменшується. Для розчину з концентрацією 10 кг/м3 Na2CO3 за низького 
ступеня насичення H2S і тиску Р = 0,1 МПа К дорівнює 2,45×10-6, а за 100 
атм – 5,85×10-6 моль/(м2.с.Па). 
6. Експериментальними дослідженнями хемосорбції H2S з безкисневих 
газів у барботажному режимі показано, що з підвищенням тиску від 0,1 до 5 
МПа (у 50 разів) коефіцієнт масопередачі зменшується у ~2 рази, а швидкість 
хемосорбції через зростання рушійної сили зростає у ~24 рази. Швидкість 
хемосорбції H2S ХПР збільшується із зростанням тиску пропорційно до Рп (n 
= 0,82…0,83), що характерно для «помірно розчинних» газів. 
7. За лінійних швидкостей кінців ковша диспергатора (Vлін) понад 12 м/с 
дифузійний опір з боку рідинної фази в абсорбері ГАКД стає незначним і 
вирішальний вплив на кінетику хемосорбції H2S з безкисневих газів має опір 
з боку газової фази. Найменший опір хемосорбції H2S з боку газової фази 
досягається за максимальних швидкостей газу в абсорбері 1,8...2,0 м/с. 
Вуглеводневі компоненти газів практично не впливають на процеси 
хемосорбції сіроводню, однак можуть конденсуватись у розчині й 
забруднювати утворену сірку. 
8. Розрахунки за математичною моделлю хемосорбції О2 в апаратах з 
 
суцільним барботажним шаром показують, що опір з боку рідинної фази в 
(1,9…2,7).103 разів більший від опору газової. Розраховане значення 
коефіцієнта прискорення абсорбції кисню (χ = 5,14) ХПР вказує на те, що 
реакція між розчиненим киснем і відновною формою ХОС швидка й 
закінчується в рідинній плівці. Із збільшенням витрати повітря з 0,7810-6 до 
1,5610-6 м3/с швидкість хемосорбції О2 зростає з 1,3910-2 до 1,8510-2 
моль/(м3.с), тобто в 1,33 раз. Однак швидкість реакції між хемосорбованим О2 
й відновною формою ХОС є набагато більшою від швидкості хемосорбції О2 
(р/хем  427 за бульбашкового режиму хемосорбції dб = 2 мм). Це не дає 
змоги забезпечити потрібну швидкість регенерації ХПР. Тому абсорбери 
ВАБШ не рекомендовано для регенерації ХПР киснем повітря. 
9. Швидкість окиснення сірководню в абсорбері ГАКД у декілька разів 
більша, ніж в абсорбері ВАБШ. Для апаратів ГАКД великого діаметру (3 м і 
більше) раціональна інтенсивність диспергування рідини досягається за Vлін 
= 10…12 м/с і їх кількості S = 3…4 шт/м. Значення витрати повітря, за якого 
досягається максимальна швидкість окиснення хемосорбованого H2S і 
мінімальний ступінь його десорбції, дорівнює 15…20 м3/кг H2S. 
10. Селективне окиснення хемосорбованого H2S з утворенням сірки під 
час електрохімічної регенерації поглинального розчину досягається за 
низьких густин струму (до 15…17 А/дм2) і тривалості процесу до 5 хв. За 
вищих густин утворюються побічні продукти (в основному Na2S2O3 і 
Na2SO4), які погіршують сорбційні властивості розчинів. Під час 
електрохімічної регенерації ХПР мають місце конкурентні процеси 
окиснення H2S та відновних форм ХОС, що зменшує ефективність 
регенерації розчину. За відсутності сполук сірки під час електрохімічної 
регенерації ХПР вміст окисних форми ХОС зростає на 12…30 %. 
11. Зниження ступеня хемосорбції H2S з газів при використанні 
поглинальних розчинів з вмістом (кг/м3): Na2CO3 – 10, хінгідрону – 5 і 
високою концентрацією Na2S2O3 до 350 можна компенсувати незначним 
 
збільшенням температури до 303...308 К. Це дасть змогу безпосередньо 
використовувати відхідні розчини як сировину для одержання полімерної 
сірки за технологією кислотного розкладу. Для одержання дрібнодисперсної 
сірки при очищенні безкисневих газів від H2S потрібно підтримувати рН ХПР 
не вище 8,8…8,9, що забезпечується відносно високою концентрацією 
NaHCO3 порівняно з Na2CO3. 
12. Розроблено 4 варіанти технологічних схем і режимів очищення газів 
від сірководню з одержанням наперед заданого продукту - дрібнодисперсної 
сірки чи тіосульфатного розчину – сировини для одержання полімерної 
модифікації сірки, які відрізняються за умовами здійснення окремих стадій 
технологічного процесу (зокрема тиском), допустимим значенням 
залишкового вмісту сірководню в розчині (20 чи 6,7 мг/м3) та за цільовим 
продуктом очищення (сірка чи Na2S2O3). Відмінність схем полягає у 
використанні на стадії очищення газів різних апаратів (абсорбер ГАКД чи 
барботажний тарілковий абсорбер), застосуванні одно- чи двостадійного 
очищення, здійсненні регенерації ХПР хімічним (абсорбер ГАКД) або 
електрохімічним (окиснювач і мембранний електролізер) способами.