一、我公司生产能力为80KT/a，造气采用常压固定床间隙气化法，所用的原料为山西晋城3#煤。半水煤气中H2S基本上≤1.5g/L，但随着煤炭资源的紧张，优质3#煤不但价格高，而且不易采购，相应的造成生产成本的上升，为了增加企业的抗风险能力，降低生产成本，我公司决定掺烧9#劣质煤，掺烧H2S高的原料，脱硫必须要把H2S拿到指标内，而我公司原脱硫只有一台旋流板脱硫塔，脱硫工艺为：碱液脱硫，催化剂为酞菁钴系列的888产品，由于设备较小，如不对脱硫系统进行改造，根本满足不了烧9#煤的要求，为此，公司决定对脱硫系统进行改造。
二、改造后的设备及流程简述
1、冷却塔：2600×12650
2、旋流板脱硫塔：2600×17000
3、格栅填料脱硫塔：￠3800×3600
4、半水煤气洗涤塔：1800×16500
5、贫液槽：3800×5000
6、富液槽：4000×5000
7、氧化再生槽：6000×6800/8000
8、贫液泵：Q400m3/h H=50m 2台
Q400m3/h H=32m 1台
Q400m3/h H=32m 1台
9、富液泵：Q400m3/h H=50m 2台
Q200m3/h H=50m 2台
☆流程简述图：（气体）
三、运行情况
我公司于2006年8月份开始进行改造，历时20天，新增一台格栅填料塔￠3800×3600。通过改造开车后，半水煤气中H2S可以控制在6g/L左右，脱硫塔出口可以控制在70mg/L左右（我公司为全低变流程要求进口H2S≥70mg/L）。通过近一年时间的运行，我们发现该系统操作弹性大，半水煤气中H2S波动较大时，出口H2S也在指标之内。当进口H2S≤2g/L以下时，脱硫开旋流板塔开一台Q400m3/h H=32m的贫液泵时，出口H2S≤100mg/L，开一台Q400m3/h H=32m的富液泵。当进口2g＜H2S＜6g时，开一台格栅填料塔，开一台Q400m3/h H=50m的贫液泵。开一台Q400m3/h H=50m的富液泵，出口H2S＜100mg/L。该系统不但脱硫效果好，而且再生效果也好，贫液中的悬浮硫≤0.15g/L。但是在运行中也发现一些情况。
1、当半水煤气中H2S≥2g/L时，为了保证脱硫后H2S≥70mg/L，我们就减少了溶液的循环量，虽然出口H2S控制在指标之内，但是时间一长，造成格栅塔阻力上升，最高△P=50mmHg，只有加大循环量来进行冲塔，冲塔时最大流量Qmax=800m3/h,效果明显。为了解决这个问题，我们采取了三项措施。
（1）调整溶液的成份
调整前：Na2CO3总碱 NaHCO3888
5.27 0.55 21.3 30~40PPM
调整后：3.71 0.25 17.5 30~40PPM
（2）保证一定的喷淋密度
根据理论计算和实际操作中发现，当H2S≤2g/L时，格栅塔的喷淋密度为：25~40m3/m2h，当2g/L≤H2S≤6g/L时，格栅塔的喷淋密度为：40~50 m3/m2h，所以保证一定的溶液循环量很重要。
（3）从萝茨机出口冷却塔出口配一根￠219的近路到格栅塔出口，用来调节脱硫出口的H2S在指标之内。
2、必须要保证溶液成份的稳定，尤其是有效成份Na2CO3的稳定，当Na2CO3过低，总碱度过低，而NaHCO3高时，可以根据当时的溶液组份，向系统中补入适量的NaOH，这样即能提高总碱度和Na2CO3，又能降低NaHCO3的含量，减少副盐的产生，减少塔堵的几率。
3、系统出口洗气塔偏小，该塔直径只有1800mm，是用原脱硫塔改造而成，加之内部污垢严重，实际直径1400mm，喷头不能开多，否则会造成带水，实际洗涤效果很差，现准备把该塔更换为适应生产的大塔，并在下部增设分离段，增加分离效果和洗涤效果。
四、总结：
以上只是我们改造后在生产中的运行总结，可能还有不到之处。总之，本公司脱硫系统改造后脱硫效果高，操作稳定，操作弹性大，运行成本低，费用省，运行过程中基本没有污染。尤其是888催化剂不但有良好的催化作用，而且洗气塔效果也十分明显，这在生产实践中得到了验证。
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