1前言
阜南新天化工有限公司始建于1970年，1996年被批准为国家中型化工企业，2008年底完成了与安徽昊源（晋煤）集团的合资合作，目前企业总生产规模为11万吨/年氨醇，主要产品年生产能力为：甲醇5万吨，双氧水15万吨，液氨6万吨，碳铵18万吨。公司生产主要以煤为原料，由于原料价格上涨，2010年公司经过技改将四台块煤炉改烧型炉，因煤种的变化，入口半水煤气中的H2S高，导致脱硫后H2S最高达300mg/m3，脱硫效率低，严重影响了甲醇催化剂的使用周期和使用寿命，公司领导明确果断地与长春东狮科技（集团）有限责任公司（原长春东狮科贸实业有限公司）的技术人员联系，因我公司是888脱硫催化剂的多年用户，东狮公司派比较优秀的工程师现场调研指导，现就把这次出现的问题及处理简要如下。
2工艺流程及设备情况
2.1工艺状况
我公司为单塔生产流程，高塔再生工艺，湿式氧化脱硫法，半水煤气最大流量为46000Nm3/h，煤气中的H2S含量为1.0～2.5g/m3，操作温度：吸收28～33℃。再生35～42℃，溶液循环量为500～650m3/h。
2.2半水煤气脱硫工艺流程
气体流程：
气柜—冷却塔—静电除焦塔—罗茨机—水冷却塔—脱硫塔—清洗塔—静电除焦塔—压缩一段入口
液体流程：
脱硫液—富液槽—再生泵—再生槽—贫液槽—脱硫泵—脱硫塔—富液槽
2.3主要设备
脱硫塔φ4600H30200
三段聚乙烯格栅填料 1台
再生槽φ7000/8200H6300（有效高度）
配备φ22喷射器22只 1台
贫液槽φ4400 H6000 1台
富液槽φ4400 H6000 1台
贫液泵790m3/h （1开1备） 2台
富液泵750m3/h （运行） 1台
350m3/h（备用） 3台
3改造背景
近年来由于煤炭价格不稳定，价格波动大，特别是低硫煤的价格持续上升，且采购困难，带来了生产成本高的不利因素且又无法保证煤的正常供应，对此公司将部分块煤炉改型煤炉，由于块煤及型煤粉中有高硫煤，导致脱硫后H2S严重超指标，东狮公司人员经过现场观察调试，认为存在以下问题：
（1）脱硫效率低，在85%～89%之间。
（2）喷淋密度低，约在34 m3/ m2·h 。这个数字是指标的低限，对于低硫还是勉强可以维持的，但高硫则明显不足。
（3）由于富波泵与电机不匹配，打液量小，喷射器过液量小而制约贫液泵的流量无法加大。
（4）再生槽偏小，喷射器偏小过液量少且支数少。
（5）硫回收差，残液没有处理，对生产的不利影响因素太大。
在这些问题中，大多是由于设备不相匹配造成的，工艺调整的余地不大，因些，为适应烧型煤的新的工艺条件，有必要对现有的装置进行一次技术改造。
4改造思路及具体措施
为了确保改造后的工艺达标，并考虑到今后进一步提高型煤的使用量以及提高原料煤气中硫化氢的可能性，兼顾良好的操作弹性，我们确立了增加一级预脱硫，与原有的脱硫系统形成两级串联的新工艺。具体措施如下：
（1）将原脱硫塔前的冷却塔φ3800，H14000改成装导流网格的填料吸收塔，做为预脱硫塔。
（2）新增一台流量为600m3/h的脱硫泵与三台350 m3/h的再生泵相匹配供预脱硫系统。
（3）新增一个再生槽，空气吸入量大，满足再生需要。
（4）将原脱硫系统的富液泵750 m3/h 的电机换成200kw，使其在加大流量时不超电流，与贫液泵匹配，以增加原脱硫系统的循环量。
（5）新增两台压滤机1开1备，再生后的硫泡沫进行压滤处理，尽可能减小熔硫残液对系统的不利影响。
5效果
在公司领导的重视下，今年六月份停车对脱硫系统按上述方案进行了改造。改造后收到了较好的效果，其具体项目如下：
脱硫效率提高到95%，脱硫入口H2S由原来<1.2g/m3，现可提高到入口<2.0g/m3，延长了甲醇催化剂的使用周期，减少甲醇催化剂的更换次数，优化了工艺，降低了生产成本。
6仍存在的问题
脱硫系统又增加了一级预脱硫塔，循环量也增加了，但当入口H2S超过2.0g/m3时，脱硫后H2S要大于70mg/m3，为什么会出现这种情况呢？经过反复观察和分析，我们认为，在目前的情况下，我们两级脱硫实际循环量仅在1000m3/h左右，总循环量小。更主要的是预脱硫系统只有一段导流网格填料6m，传质明显不足。今后如想进一步提高脱硫装置能力，应该在预脱硫系统上下功夫。比如将预脱硫塔φ3800 H14000加高增至二段或三段，改成空塔喷淋，加大循环量，将两系统的泵流量加大，提高液气比及喷淋密度等。
7结束语
我公司半水煤气脱硫系统的改造实践充分说明，要提高脱硫效率，主要是加大循环量，提高液气比及喷淋密度及各项指标的优化。脱硫本身是一个系统工程，吸收再生和硫回收是脱硫系统三个不可缺的要素，要提高气体的净化度，开好脱硫系统，要有设计合理的设备，配套的再生硫回收装置，还要有行之有效的工艺操作规程和工艺管理方案，只有这样，脱硫系统才能开得更好。
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