1、前言
众所周知，脱硫是合成氨生产中原料气净化的重要工艺环节。目前我国大多数合成氨厂均以无烟煤为原料。一方面随着优质低硫无烟煤的价格不断上涨，供应紧张。而另一方面，碳铵市场又日渐萎缩，效益下滑，举步维坚。为了适应市场竟争及追求较佳的经济效益，众多小氮肥企业纷纷对原料路线进行适当的调整。不断地扩能改造开发新产品使其产品多样化，才不至于在市场竟争中遭到淘汰。
鉴于此，安微某公司，在3000吨合成氨装置的基础上，合成氨生产装置经过了扩能及联产甲醇的改造。经过不断地发展，目前已具备了年产6万吨氨醇的生产能力。产品由单一的生产碳铵走向了生产碳铵、甲醇、液氨并举之路。企业经济效益得以大幅提高。但是半水煤气脱硫装置存在的问题未得到根本的解决，以及没有变换气脱硫装置。造成了精脱硫装置的活性炭、水解剂以及甲醇催化剂的寿命很短，费用高。并且严重制约了生产的长周期稳定运行。
2006年8月，公司联系长春东狮科贸实业有限公司，决定共同对其脱硫系统进行彻底的改造，经过改造，888湿式氧化法脱硫装置投运后，取得了明显的效果，为联醇装置的稳定生产奠定了基础。
2、原脱硫装置的运行状况及存在的问题
2.1工艺落后，设备陈旧，污染环境。
原半水煤气脱硫采用氨水中和法，没有再生系统，脱硫用氨水在Φ2400喷淋塔内循环吸收H2S，达到饱和后随即排放，造成环境污染。且设备操作弹性小，只能适应半水煤气入口H2S含量0.4～0.6g/Nm3的脱硫。否则半脱出口H2S含量将严重超指标。
2.2氨损失大，且不能适应掺烧高硫煤的要求。
氨水中和H2S的反应方程式为：
NH4OH+H2S→NH4HS+H2O
按反应式，理论上每吸收1kgH2S需要耗NH3量为：(35/34)(17/35)=0.5kg。则每天氨损失为：170×3300×(1.0-0.2)×0.5=224.4kg。饱和了H2S的氨水直接排放，已遭到环保部门的查处。在半水煤气中H2S含量达到1.0 g/Nm3时，则半脱出口H2S含量达到0.4～0.5g/Nm3，超指标严重。
2.3由于没有变换气脱硫，造成精脱硫及甲醇催化剂寿命很短。
由于没有变换气脱硫装置，脱碳出口H2S含量一般在20mg/Nm3左右。致使精脱硫负荷重，H2S时常穿透精脱硫床层，出口总硫含量高。导致甲醇催化剂寿命很短，不足三个月便报废，成本高。
3.脱硫系统的改造思路及新技术的运用
3.1脱硫系统的改造思路是将半水煤气脱硫由氨水中和法改造为以Na2CO3水溶液为吸收剂，以东狮牌888为脱硫催化剂的888湿式氧化法脱硫。考虑到要压缩改造开支，减少投资，尽量利用原有旧设备，来达到降低改造费用的目地。将原有Φ2400×15000的喷淋脱硫塔改为冷却塔，新建一个填料脱硫塔，配套新建一个氧化再生槽。
3.2新建一套变换气脱硫系统，变脱塔利用一台闲置的Φ1800×22000脱碳塔及一台闲置的Φ1800×24000的饱和热水塔，将这两台设备改造为变脱塔。采用双塔并联操作，同时配套新建一个氧化再生槽。变脱泵利用闲置的原两台Q=150m3/h的脱碳泵。
3.3大量采用新技术、新工艺。
3.3.1脱硫塔内件采用长春东狮科贸实业有限公司开发的最新型DSF型脱硫塔专用液体分布器和段间液体再分布器的塔内组合件。
液体分布器在填料塔的应用中有着重要的作用，是吸收操作成败的关键。DSF型液体分布器具有液体分布均匀、气体流通截面大(可达55%以上)、操作弹性宽、不易堵塞、结构简单、检修方便等诸多优点。
3.3.2喷射氧化再生槽上的自吸空气喷射器采用长春东狮科贸实业有限公司生产的PSC型喷射器。
PSC型喷射器是喷射再生氧化槽的理想配套设备。具有吸空气量大(气液比可达到5)、氧化再生效率高、硫泡沫浮选好、耐冲刷、耐腐蚀、易安装、易拆卸、易清理、操作简便等许多特点。
3.3.3脱硫催化剂采用东狮牌888脱硫催化剂。
湿式氧化脱硫是将H2S(有机硫化物)在液相中氧化成元素硫的一种脱硫方法。脱硫催化剂的优劣便成为影响脱硫过程的关键。脱硫液吸收H2S的过程是H2S从气相转移到液相的过程，其中包括H2S由气相主体向气液界面的传递，及由界面向液相主体的传递，其吸收完全符合亨利定律，若液相中H2S的摩尔分率越低则H2S便可从气相向液相中持续快速的转移，吸收H2S的推动力就会增大。888脱硫催化剂吸氧、截氧能力强，能吸收空气中的氧及液相中的溶解氧而活化，释放出具有极强氧化活性的原子氧，能迅速的将H2S及有机硫化物催化、氧化成单质硫。由于888催化剂具有极强催化、氧化活性从而能够明显提高脱硫效率。使用888脱硫催化剂，再生时浮选出来的硫颗粒大、硫颗粒粘性小、易于浮选、悬浮硫含量少、溶液粘度低，加之在888作用下，存在生成多硫化物的化学反应，因而具有抑制和消除硫磺堵塔的功能。使用888脱硫催化剂费用低，通常情况下每脱除1kgH2S仅需888催化剂0.5～0.8g。并且溶液组份简单、操作方便、便于管理。
3.3.4采用成熟的连续熔硫工艺。
熔硫后的清液经过三级过滤池沉降过滤、冷却后回收至系统。回收清液中的有效组份，降低纯碱及催化剂的消耗。
4.工艺流程及设备的设计
4.1半水煤气脱硫系统
4.1.1工艺流程图
半水煤气经萝茨风机升压至45kpa后输送至冷却塔，经清洗降冷后(约350C)依次进入填料脱硫塔的下段、中段、上段，半水煤气中的H2S在脱硫塔内与从塔顶喷淋而下的脱硫贫液进行逆向接触，完成脱硫贫液对H2S的吸收。净化H2S后的半水煤气经清洗塔洗涤后去压缩机一段入口。吸收H2S后的脱硫贫液，经过再生泵输送至喷射氧再生槽再生。再生后的溶液进入贫液槽，脱硫贫液通过脱硫泵输送至脱硫塔内。浮选出的硫泡沫进入到硫沫槽，硫泡沫通过泡沫泵输送至连续溶硫釜进行连续熔硫炼制成硫锭。熔硫后的清液经三级沉淀池沉淀过滤冷却后回收至再生槽内。888催化剂从贫液槽处补入。
4.1.2半水煤气脱硫塔及再生氧化槽的设计
基础数据
4.2变换气脱硫系统的设计。
4.2.1工艺流程图
变换气经过水分离器，分离掉雾状液滴后，并联进入1#、2#变换气脱硫塔内，变换气中的H2S在变脱塔内与从塔顶喷淋而下的脱硫贫液进行逆向接触，完成脱硫贫液对变换气中H2S的吸收，净化后的变换气去变压吸附脱碳工段。吸收H2S的脱硫液经减压去再生槽。脱硫贫液经变脱泵输送至变脱塔内，888从贫液槽处补入。
4.2.2变脱塔的设计
考虑到节省投资，降低改造费用，尽量利用旧设备的原则。来新建一套变换气脱硫系统，变脱塔利用两台旧设备(其中一台为Φ1800×24000的饱和热水塔，另一台为Φ1800×22000脱碳塔)改造而成。两塔内各装填5.5m的Φ50×25×1.5聚丙烯阶梯环，两段。考虑到两台旧设备的塔径较小，空塔气速较高，所以将2台变脱塔采用并联操作。共用一个再生氧化槽，贫液槽。两个变脱塔各用一台Q=150m3/h的变脱泵(由脱碳泵改造而成)。
具体运行数据见表2：
5.新建的888法脱硫系统的生产运行状况。
目前日产氨醇170吨左右。脱硫系统从2006年12月投运以来，经过近半年时间的运行来看，生产运行情况正常，完全达到设计要求。
5.1半水煤气流量在24000Nm3/h，半水煤气中H2S含量1.0～2.8g/ Nm3。半水煤气脱硫出口H2S含量控制在0.025～0.07g/ Nm3。半水煤气中H2S含量在2.0g/ Nm3以下时，采用一台贫液泵及一台富液泵运行方式。若半水煤气中H2S含量在2.0g/ Nm3以上时，采用二台贫液泵及二台富液泵运行方式。
5.2变换气脱硫入口H2S含量在100～150mg/ Nm3。1#、2#变脱塔各开一台Q=150m3/h变脱泵的情况下，变脱塔出口H2S含量可控制在10 mg/ Nm3以下。考虑到节省电耗，某公司采用开一台Q=150m3/h的变脱泵供双变脱塔，单泵运行时，变脱塔出口H2S含量为20～25mg/ Nm3。
5.3脱硫系统投运后，精脱硫装置负荷大大减轻，其出口总硫含量达到指标要求，甲醇催化剂运行寿命由不足三个月便报废到运行近半年后活性依然很强，十分正常。大大地延长了甲醇催化剂的寿命。甲醇催化剂的费用及甲醇的生产成本大大降低。
5.4由于脱硫系统投运后，以Na2CO3水溶液为吸收剂，888为脱硫催化剂，脱硫液循环使用，基本杜绝了外排现象。改变了以往氨水中和后直接排放而对环境造成的污染。
5.5由于新建的脱硫系统投运后，使得大量掺烧高硫煤得以实现，每天可掺烧高硫煤70吨，可节省成本70×80元=5600元。经济效益明显。
原标题：脱硫系统的改造及运行总结
