摘 要：本文对合成氨脱硫系统的半水煤气加压A.D.A脱硫改常压栲胶脱硫的状况、新型填料-旋流板组合变脱塔的应用、脱硫液高塔再生改喷射再生、熔硫釜的安全性改造等进行了介绍。
关键词：加压，常压，脱硫，变脱塔，再生，喷射，熔硫釜
0 前言
我公司经过扩建后，合成氨生产能力达到180kt/a。其气体净化装置为三套独立的系统。改造前，其半水煤气及变换气脱硫系统的主要特径为：来自造气厂电除尘后的半水煤气，经压缩机一、二、三级压缩后压力为1.8MPa，送A.D.A溶液脱硫塔脱硫，脱硫后的半水煤气送中变进行CO变换；变换气脱硫则采用加压(1.8MPa)ADA变脱，脱硫液采用高塔再生，其脱硫工艺流程为：脱硫循环槽(3台)→脱硫泵(2台)→变换气脱硫塔(3台)→高再生塔(2台)→脱硫循环槽(3台)；系统湿法脱硫时析出的膏状单质硫采用间歇式熔硫釜熔硫回收工艺。近年来，我公司针对脱硫系统的工艺与设备存在的种种不足，进行了相应技术改造。现总结如下。
1 半水煤气加压脱硫人改为常压脱硫
1.1 改造概况
我公司半水煤气的脱硫一直采用加压A.D.A法脱硫。加压A.D.A脱硫塔采用的是喷洒型全空塔，由于使用时间长，塔内壁腐蚀严重，所以加压A.D.A脱硫塔当时无论是脱硫效率还是生产安全保障均较差。特别是脱硫效率在90%以下，当进口半水煤气中H2S>1000mg/m3时，出口H2S含量即高达100 mg/m3以上，严重制约了我公司生产，给中变及粗醇触媒造成极大危害。为解决这一问题，我公司决定利用改扩建机会将半水煤气加压A.D.A脱硫改为常压栲胶脱。
改造后的常压栲胶脱硫的工艺流程见图1。来自造气厂电除尘后的半水煤气，经鼓风机升压至9000Pa后送栲胶溶液脱硫塔脱硫，脱硫后的半水煤气送压缩机一段出口。常压栲胶脱硫塔采用两台D N5500×31930填料塔。
图1，半水煤气常压栲胶脱硫工艺流程示意
常压栲胶脱硫正常投运后，与加压A.D.A脱硫相比显示出如下优点：①脱硫效率较高。正常生产情况下，常压栲胶脱硫的脱硫效率可达95%以上。常压栲胶脱硫与加压A.D.A脱硫的脱硫率见表1；②减小氨合成原料气净化系统阻力。加压A.D.A脱硫改常压栲胶脱硫后，由于半水煤气脱硫从压缩机三段出口改到压缩机一段进口前，使压缩机三段出口和四段进口间的阻力减小，压差减小0.06MPa左右；③提高了压缩机打气量。常压栲胶脱硫采用煤气鼓风升压，从而提高了压缩机一段进口半水煤气压力，使压缩机打气量大为改观。
加压A.D.A脱硫改常压栲胶脱硫取得的经济效益主要有：①与加压A.D.A脱硫相比，常压栲胶脱硫增加了煤气鼓风机和溶液再生泵，整个半水煤气胶硫的能耗增加了。但是，增设煤气鼓风机使压缩机一段进口压力增加，同时，将半水煤气从压缩机三段出口改至一段进口前，减小了压缩机三出和四进间的压差，提高了压缩机的打气量，从而提高了压缩机的运行效率，降低高压机功消耗。加压A.D.A脱硫改常压栲胶脱硫后，压缩机的打气量提高了1%左右；②常压栲胶脱硫的脱硫效率比加压A.D.A脱硫高得多，加压A.D.A改常压脱硫后，半水煤气中H2S含量在4000mg/m3 ，脱硫后H2S也能降至50mg/m3以下（即控制在工艺指标之内）。而加压A.D.A脱硫时，当进口半水煤气H2S含量在3000mg/ m3内，出口H2S含量将达到600 mg/m3。所以，采用常压栲胶脱硫后，CO中变炉进口半水煤气中H2S含量较低，使中变触媒使用寿命延长。同时，可使造气厂对原料煤的选择上在硫含量指标上放宽，为我公司日后采用硫含量较高的贵州块煤造气提供了较好的基础条件；③栲胶在价格上比A.D.A便宜得多。A.D.A每吨价两万元，而栲胶每吨价3400元，以每年消耗A.D.A或栲胶12吨计，采用栲胶脱硫比采用A.D.A脱硫每年减少成本近20万元。
1.2 存在的问题和对策
常压栲胶脱硫投运后，脱硫效率较高，半水煤气中H2S含量在5000 mg/m3以下时，脱硫后H2S含量在50mg/m3 发下，脱硫率在99%以上与加压A.D.A脱硫相比，脱硫效率大为改观。但是根据全国同类型厂家的经验，常压栲胶脱硫投运初期其硫膏很难从溶液中分离出来，溶液中悬浮硫较高，大部分公司常压栲胶脱硫投运半年以后系统尚无法稳定，并且一直找不到原因。我公司常压栲胶脱硫投运后也遇到同样的问题。投运初期，溶液发泡严重，硫膏粘度大，过滤困难，溶液中悬浮硫较高，最高时达1500mg/1，整个系统硫堵严重，生产难以为继。因此必须认真研究解决。
经分析，产生栲胶脱硫后系列现象的原因是：①栲胶脱硫溶液发泡严重，主要是溶液中含有大量发泡物质，造成这种情况的原因我们分析是因为系统属于新安装设备，在原始开车前的系统吹除和水洗，不可能将系统彻底吹除干净，残存在系统中的各种杂质在系统投入运行后进入溶液中，使溶液遭受污染。这些杂质在溶液中形成永久性泡沫，致使溶液发泡严重；②硫膏粘度大，过滤困难，我们认为是因为栲胶制备时熟化不完全，一次性投入栲胶太多，溶液中生栲胶含量较高，造成溶液胶性较大所至。栲胶制备时栲胶和碱度之比应该是1：4。但由于栲胶制备采用的是蒸汽直接加热熟化，在熟化过程中，大量蒸汽冷凝液进入栲胶溶液，使溶液稀释而碱度降低。熟化时间越长，冷凝的蒸汽变越多，溶液的碱度也就越低，由于受制备槽体积的限制，栲胶熟化时间不能太长，只好在栲胶熟化到一定程度后便投入系统，造成栲胶熟化不完全；③溶液中悬浮硫含量较高，同时我们测得溶液的电位偏低，证明溶液再生效果不好。但根据再生器容积和溶液循环量计算，溶液在再生槽内的停留时间已足够长。所以我们分析造成溶液再生效果不好的原因是进入再生槽内的空气量不足。在水联动试车时我们就发现有溶液从再生喷射器空气吸入管口冒出。经拆开喷射器检查，发现其存在诸多制造方面的缺陷。通过现场测定、核算发现，喷射器空气口吸入空气流速0.7-0.8m/s远远不能满足生产需要。
据此我公司相应采取了下述措施：①针对栲胶熟化不完全，我们对原栲胶熟化工艺进行了改造，它具有两个优点：第一，由于空气从熟化槽底环管下部吹出，槽底不会象以前那样有一层生栲胶熟化不到；第二，改栲胶熟化过程中的蒸汽直接加热为间接加热、自动补水装置的应用，避免了蒸汽冷凝液进入溶液，保证熟化过程中的液位、温度、栲胶液碱度不变，同时保证栲胶的熟化时间，从而保证栲胶的完全熟化；②针对再生空气量不足问题，我们对再生喷射器进行了改造，将喷射器喉管的长度从1000mm增加到2000mm，同时缩短了扩散管长度。经过改造，使喷射器空缺吸入管口的空气流速达到2一3m/s,满足了生产需要；③对于溶液发泡严重，则采取泡沫溢流排地沟，一次性将大量永久性泡沫从溶液中排走；④经过一段时间的摸索，我们发现栲胶液总碱度对硫膏溢流和过滤的影响较大，进而找出栲胶液最佳碱度为0.7N左右，当总碱度在0.7N时，硫膏过滤情况较好，系统基本稳定。
经过采取以上对策，该系统在投运半个月后基本稳定了下来，在如此短的时间里使系统稳定，满足了生产需要，这在国内同类型厂家中是少见的。该系统经过一年多生产考验，运行基本正常，这证明当时的原因分析是准确的，采取的对策也是正确的。现在，常压栲胶脱硫运行基本正常，但栲胶脱硫液电位无论是富液还是贫液均偏高，一方面足见栲胶脱硫再生效果好，另一方面分析产生这种现象的原因可能是再生槽容积过大，溶液在再生槽内停留时间过长，有利于副反应的发生，这一问题尚有待于今后继续摸索解决。
图2，填料—旋流板复合脱硫塔结构示意
1-喇叭阻液管；2-旋流除雾板；3-宝塔型喷头；
4-塑料阶梯环；5-新型填料栅板； 6-锥形引液圈；
7-带溢流锥旋流板；8-多孔筛液板；9-气体进口分布
2 新型变换气脱硫塔的改造应用
原1、2#变脱塔(Φ2.6m、H24m，内装Φ75阶梯环，高3m)，已运行多年，经检测发现有大量裂纹，整个塔腐蚀严重，公司决定更换新塔。我公司针对原塔存在脱硫效率低、容易硫堵的现象，以及新塔现场场地要求，设计了新型填料-旋流板组合脱硫塔，新塔高仍为24m，塔径缩减至2.2m，变脱塔上段装填料2.5m，下段增设三层锥旋流板，进变脱溶液管直径由Φ273降至Φ219。
改造后的填料-旋流板组合脱硫塔结构如图2所示。塔底层气体进口管上设有新型气体分布筒，切向进气；并在其上设置筛液板，增加气液接触，提高效率；中部为双程叶片传质旋流板及锥形溢流装置，共三层；塔上部设有2.53m高塑料环填料层；塔顶分别为喷淋装置、单块单程旋流板除沫器、喇叭型阻液气体出口管组成。
新型填料-旋流板组合脱硫塔主要结构特点如下：①传质旋流塔板采用了双程叶片结构。单程旋流板随着塔板直径的加大，延伸到塔壁的叶片间距也随着增加，同时旋流板的开缝也随着塔板直径的加大，离心力变弱。为此采用了双程叶片结构。外程叶片数比内程增加一倍，同时间距也缩小了，开孔均匀度大大提高，能取得气液分布均匀和接触良好的效果；②溢流装置采用新型的带螺旋叶片结构。我们参照江氨的经验，设计了带螺旋叶片结构溢流装置，它比溢流管好，回流效率高，又增加了气、液接触的机会，提高了脱硫效率。由于溢流所占区域属于气、液接触无作用区，这样也就提高了塔板的空间利用率（相当于增加了0.5块塔板）。为保证旋流板边缘区有一定的液封又不致积液，必须有合适的溢流间隙，为此我们取溢流间隙为溶液入口截面管的1.6-1.7倍，通过生产实践证明是符合要求的；③塔上部设置了2.53m高填料层。利用填料脱硫效率高的优势，强化脱硫效率。同时又可减轻旋流板负荷，提高了整个塔的操作弹性和脱硫效率；④对塔顶层的喷淋装置及气体出口优化设计。塔顶脱硫溶液进口采用易检修又防堵的宝塔型喷头，取代了阻力大、易堵又分布不均的螺旋喷头。与塔中部的传质旋流板相比，较大幅度地提高了塔顶旋流除雾板动能穿孔因子F0，从而提高除雾效果，防止硫堵；此外，为防止带液，吸取南化经验，采用了喇叭阻液管，它们大大减轻了塔后分离器的负担，对后续工序的生产积极有利；⑤塔底部气体进口结构特殊设计。改造中采用了新型气体分布筒和筛液板，使得切向进入的气体沿圆锥向上发散，均匀通过筛液板，气液分布均匀，接触好，有利于提高脱硫效果。
更新改造的新变脱塔投产后的主要效果为：①设备生产能力得到大大提高。变换气处理量由原来的30000m3/h提高到34000m3/h，如系统提压后可提高到41000m3/h；②塔阻力降低，大大延长了运行周期。最高阻力由原来的25kPa下降到4.0kPa。原来每年需停车检修清洗2～4次，而改造后运行两年尚可不进行检修，这是少见的效果；③节约了停车检修费用，大大减轻了工人劳动强度；④不积硫，不堵塔。新型塔投入系统运行1年后，趁系统停车时打开检查，未发现塔板上有积硫现象。只上部填料段有少量积硫，也不曾有带液现象；⑤脱硫效率较高。在生产负荷相近，吸收溶液组分相近，泵电流相同状况下，脱硫效率明显提高，新旧脱硫塔脱硫效率的具体比较见表2。
3 脱硫液高塔再生改为喷射再生
原脱硫液再生塔直径Φ3m，H42.3m，它已使用多年，存在诸多问题：塔身多处腐蚀穿孔，扩大部分腐蚀更厉害，严重影响硫泡沫的分离、溶液的再生；高塔检修劳动强度大，危险性高；高塔再生需空压机空气，能耗高。我公司根据半水煤气常压脱硫，喷射再生的经验，设计了一台变脱喷射再生槽，取代原两台高再生塔。
脱硫液高塔再生改喷射再生后变脱系统工艺流程见图3。与高塔比较制造费用节省30%。变脱喷射再生槽经过试车后投入生产，又经过完善，现变脱喷射再生槽运行良好。而且硫回收操作工由2人减少到1人。在节电方面，效益也非常突出，每年可节省电费20余万元。
图3，脱硫液高塔再生改喷射再生后变脱系统工艺流程示意
1、2、7-变脱塔，3、8-脱硫泵，4、6-循环槽，5-喷射再生槽
加压变脱，常压喷射再生，两者压力相差1.3MPa，这种流程中氮厂很少采用，无参考资料，试车过程中出现一个比较棘手的问题：脱硫液流量最大只能加到65%，即使再生槽调节器全部调下，硫泡沫带溶液溢流也非常快，由于流量不能加，H2S经常超标。经分析摸索，认为主要原因有：①再生槽出口溶液管径太小；②喷射器数量少；③变脱液含较多的CO2气，此气在再生槽释放，使再生槽液位升高；④喷射器自吸空气量远远大于所需空气量，这些多余的空气不但占去再生槽相当一部分容积，而且造成溶液在再生槽内停留时间短。
为此采取了相应的措施：增加溶液副线，增加了喷射器数量(原8个现10个)，在喷射器每个空气吸入口增加一个孔盲板，每个孔盲板上只开两个Φ1cm的孔，此举既降低了空气量60%左右，又使在停车过程中，喷射器反喷溶液造成损失大大减少。改进后，溶液流量调节自如，再生槽溢流平稳，再生效果也好于高塔再生，开车几年来，再没出现其它问题。3年后大修时检查，排完再生槽溶液，里面很干净，无需清洗。
4 熔硫釜的结构改进
净化脱硫系统原有2台相同型号的间歇式熔硫釜，它们将系统脱硫而析出的膏状单质硫熔融成硫磺产品。原设计利用硫膏在140～180℃的熔融状态下，其杂质可以悬浮分离的特性，将低压蒸汽（P≤0.4MPa，T≈150℃）作为热源，引入到熔硫釜内，熔炼硫磺。两台设备在此条件下安全、正常运行了7年多。由于热媒温度与硫膏下限温度接近，致使熔炼时间较长，并且易造成杂质分离不彻底。为此，用户将热媒改造为过热蒸汽（P=0.5MPa，T≈250℃）。改革后，釜内温度可达180℃，熔融时间大为缩短，同时产品质量明显改善。
但不巧的是，热源改造后，熔硫釜上封头部位却突然逐渐变形：入料口接管在与上封头结合处呈喇叭形向外扩张，并伴有封头鼓涨。后来因变形相当严重而不得不停用。
在排除了设计、制造、安装环节的过失而引起熔硫釜失效后，根据计算得知，引起上封头屈服失效的压力最小值为2.6MPa，故操作条件的更改也不是失效因素（180℃的蒸汽压约为1.0MPa）。那么，如此高的破坏性压力源自何处呢？
经过调查、分析，发现失效的原因在于热源改造后的满釜操作，即硫膏原料充满容器。因为满釜操作下，不断加热的硫磺膨胀所需的体积有时会大于间歇排汽所留下的体积，这种情况一旦发生，釜内物料体积不断增大和膨胀，将有可能形成大于2.6MPa的膨胀压，从而引起釜体屈服失效。由于釜体上封头部位存在最大开孔（Dg400），且依靠封头壁厚补强，因此该最薄弱部位首先失效。同时热媒改革前熔硫效率低不会满釜操作，不产生超压，故能安全运行。更新改造后的熔硫釜参见图4。为确保熔硫釜的安全运行，改造中做了下列结构设计：①新设料位自限装置。从分析可知，要防止熔硫釜的屈服变形，必须禁止满釜操作，即必须有效控制物料的加入量。为此，特别设计了如图4上封头部位的料位自限装置。其工作原理是：进料时，打开管口f排气，硫膏从管口d进入；当料位到达A-A面时，其上部空间被空气占领，液位不再上升，如果此时熔硫釜原料贮斗内还剩有物料，它将由d管口流入f管口，直至排出。这样，实现了物料加入量的自动限定；熔硫时，关闭d、f管口，随着温度升高，釜内压力增加，适时打开f管口排气。只要限位空间（即料位高度）设计适当，因空气和部分水的排出而留下的空间，将足以包容硫膏膨胀所增长的体积，以避免超压失效，从而确保设备安全运行；②配合设置溢流装置。在A-A面配对设置溢流排放口，当釜内料位处于A-A临界面时，打开溢流口，可迅速排料到位，并能消除f管口积料堵管； ③设置压力、温度指示。该设计在进料时若管口k、p等密封失效，而出现假料位自动控制的危险工况时，作用更大；④增设安全阀，成为熔硫釜最后一道安全屏障。
图4 新型熔硫釜结构示意
a.夹套蒸汽入口，b.盘管蒸汽入口，c.盘管蒸汽出口，d.人孔、硫膏加料口，e.夹套排气口，f.釜体排气口，g.冷凝液出口，h.融熔硫、杂质出口，k.压力表接口，m.溢流口，p.安全阀接口，t.温度计接口
此外，还做了以下改造设计：①借鉴原熔硫釜成功之处。原1、2#熔硫釜曾成功运行多年，说明在工艺设计上较为可行。同时用户曾对该装置进行了技术改造，使其产品产量和质量均有较大提高，因此本设计取其长，补其短。釜体大小不变，原有的管口大小及方位不变，工艺条件按用户改进后工况设计。由于设置了膨胀空间，为保持原产量，釜体适当加高，相应地，增加釜体的换热面积。为最大限度地提高设备材料的利用率，做到既安全，又经济，我们利用SW6过程强度计算软件对釜体各受压元件进行了优化设计，工作时，应力水平达到了材料许用压力的0.85倍；②材质改为全不锈钢结构。根据原装置中部分部件采用碳钢材料腐蚀严重的状况，改为全不锈钢结构，以确保设备的长周期运行；③方便熔硫釜制造的措施。原设计中，h管口(融熔硫、杂质出口)采用Y型接头+接管焊接的结构,这种型式制造不便。本设计中，取消Y型接头，将其改为接管焊接的方式。此外，原设计夹套与釜体的联接为带折边的锥形封头结构，加工不便，成本高。本设计改为圆环板分别与釜体圆筒体和夹套圆筒体焊接的方式，结构简单，制造方便；④满足设备安装、检修的要求。考虑到设备安装方便的需要，设计时将大部分接管一分为二，一段焊于釜体，一段待设备定位后再焊接。在图4中，为保持原料进口a的人孔功能，设置了检修短节,方便进料管的取、装，同时，管口b设计了直通结构，以便清堵。
新型安全熔硫釜于投入系统使用后，该装置运行正常，操作简便，彻底消除了安全隐患，不仅硫磺质量良好，而且熔硫效率较高，达到了用户设计要求。原熔硫釜月产硫磺50t左右，新装置平均月产70 t，最高时达100 t，同时硫磺产品的一、优等品率也有所提高。
关键词：加压，常压，脱硫，变脱塔，再生，喷射，熔硫釜
0 前言
我公司经过扩建后，合成氨生产能力达到180kt/a。其气体净化装置为三套独立的系统。改造前，其半水煤气及变换气脱硫系统的主要特径为：来自造气厂电除尘后的半水煤气，经压缩机一、二、三级压缩后压力为1.8MPa，送A.D.A溶液脱硫塔脱硫，脱硫后的半水煤气送中变进行CO变换；变换气脱硫则采用加压(1.8MPa)ADA变脱，脱硫液采用高塔再生，其脱硫工艺流程为：脱硫循环槽(3台)→脱硫泵(2台)→变换气脱硫塔(3台)→高再生塔(2台)→脱硫循环槽(3台)；系统湿法脱硫时析出的膏状单质硫采用间歇式熔硫釜熔硫回收工艺。近年来，我公司针对脱硫系统的工艺与设备存在的种种不足，进行了相应技术改造。现总结如下。
1 半水煤气加压脱硫人改为常压脱硫
1.1 改造概况
我公司半水煤气的脱硫一直采用加压A.D.A法脱硫。加压A.D.A脱硫塔采用的是喷洒型全空塔，由于使用时间长，塔内壁腐蚀严重，所以加压A.D.A脱硫塔当时无论是脱硫效率还是生产安全保障均较差。特别是脱硫效率在90%以下，当进口半水煤气中H2S>1000mg/m3时，出口H2S含量即高达100 mg/m3以上，严重制约了我公司生产，给中变及粗醇触媒造成极大危害。为解决这一问题，我公司决定利用改扩建机会将半水煤气加压A.D.A脱硫改为常压栲胶脱。
改造后的常压栲胶脱硫的工艺流程见图1。来自造气厂电除尘后的半水煤气，经鼓风机升压至9000Pa后送栲胶溶液脱硫塔脱硫，脱硫后的半水煤气送压缩机一段出口。常压栲胶脱硫塔采用两台D N5500×31930填料塔。
图1，半水煤气常压栲胶脱硫工艺流程示意
常压栲胶脱硫正常投运后，与加压A.D.A脱硫相比显示出如下优点：①脱硫效率较高。正常生产情况下，常压栲胶脱硫的脱硫效率可达95%以上。常压栲胶脱硫与加压A.D.A脱硫的脱硫率见表1；②减小氨合成原料气净化系统阻力。加压A.D.A脱硫改常压栲胶脱硫后，由于半水煤气脱硫从压缩机三段出口改到压缩机一段进口前，使压缩机三段出口和四段进口间的阻力减小，压差减小0.06MPa左右；③提高了压缩机打气量。常压栲胶脱硫采用煤气鼓风升压，从而提高了压缩机一段进口半水煤气压力，使压缩机打气量大为改观。
加压A.D.A脱硫改常压栲胶脱硫取得的经济效益主要有：①与加压A.D.A脱硫相比，常压栲胶脱硫增加了煤气鼓风机和溶液再生泵，整个半水煤气胶硫的能耗增加了。但是，增设煤气鼓风机使压缩机一段进口压力增加，同时，将半水煤气从压缩机三段出口改至一段进口前，减小了压缩机三出和四进间的压差，提高了压缩机的打气量，从而提高了压缩机的运行效率，降低高压机功消耗。加压A.D.A脱硫改常压栲胶脱硫后，压缩机的打气量提高了1%左右；②常压栲胶脱硫的脱硫效率比加压A.D.A脱硫高得多，加压A.D.A改常压脱硫后，半水煤气中H2S含量在4000mg/m3 ，脱硫后H2S也能降至50mg/m3以下（即控制在工艺指标之内）。而加压A.D.A脱硫时，当进口半水煤气H2S含量在3000mg/ m3内，出口H2S含量将达到600 mg/m3。所以，采用常压栲胶脱硫后，CO中变炉进口半水煤气中H2S含量较低，使中变触媒使用寿命延长。同时，可使造气厂对原料煤的选择上在硫含量指标上放宽，为我公司日后采用硫含量较高的贵州块煤造气提供了较好的基础条件；③栲胶在价格上比A.D.A便宜得多。A.D.A每吨价两万元，而栲胶每吨价3400元，以每年消耗A.D.A或栲胶12吨计，采用栲胶脱硫比采用A.D.A脱硫每年减少成本近20万元。
1.2 存在的问题和对策
常压栲胶脱硫投运后，脱硫效率较高，半水煤气中H2S含量在5000 mg/m3以下时，脱硫后H2S含量在50mg/m3 发下，脱硫率在99%以上与加压A.D.A脱硫相比，脱硫效率大为改观。但是根据全国同类型厂家的经验，常压栲胶脱硫投运初期其硫膏很难从溶液中分离出来，溶液中悬浮硫较高，大部分公司常压栲胶脱硫投运半年以后系统尚无法稳定，并且一直找不到原因。我公司常压栲胶脱硫投运后也遇到同样的问题。投运初期，溶液发泡严重，硫膏粘度大，过滤困难，溶液中悬浮硫较高，最高时达1500mg/1，整个系统硫堵严重，生产难以为继。因此必须认真研究解决。
经分析，产生栲胶脱硫后系列现象的原因是：①栲胶脱硫溶液发泡严重，主要是溶液中含有大量发泡物质，造成这种情况的原因我们分析是因为系统属于新安装设备，在原始开车前的系统吹除和水洗，不可能将系统彻底吹除干净，残存在系统中的各种杂质在系统投入运行后进入溶液中，使溶液遭受污染。这些杂质在溶液中形成永久性泡沫，致使溶液发泡严重；②硫膏粘度大，过滤困难，我们认为是因为栲胶制备时熟化不完全，一次性投入栲胶太多，溶液中生栲胶含量较高，造成溶液胶性较大所至。栲胶制备时栲胶和碱度之比应该是1：4。但由于栲胶制备采用的是蒸汽直接加热熟化，在熟化过程中，大量蒸汽冷凝液进入栲胶溶液，使溶液稀释而碱度降低。熟化时间越长，冷凝的蒸汽变越多，溶液的碱度也就越低，由于受制备槽体积的限制，栲胶熟化时间不能太长，只好在栲胶熟化到一定程度后便投入系统，造成栲胶熟化不完全；③溶液中悬浮硫含量较高，同时我们测得溶液的电位偏低，证明溶液再生效果不好。但根据再生器容积和溶液循环量计算，溶液在再生槽内的停留时间已足够长。所以我们分析造成溶液再生效果不好的原因是进入再生槽内的空气量不足。在水联动试车时我们就发现有溶液从再生喷射器空气吸入管口冒出。经拆开喷射器检查，发现其存在诸多制造方面的缺陷。通过现场测定、核算发现，喷射器空气口吸入空气流速0.7-0.8m/s远远不能满足生产需要。
据此我公司相应采取了下述措施：①针对栲胶熟化不完全，我们对原栲胶熟化工艺进行了改造，它具有两个优点：第一，由于空气从熟化槽底环管下部吹出，槽底不会象以前那样有一层生栲胶熟化不到；第二，改栲胶熟化过程中的蒸汽直接加热为间接加热、自动补水装置的应用，避免了蒸汽冷凝液进入溶液，保证熟化过程中的液位、温度、栲胶液碱度不变，同时保证栲胶的熟化时间，从而保证栲胶的完全熟化；②针对再生空气量不足问题，我们对再生喷射器进行了改造，将喷射器喉管的长度从1000mm增加到2000mm，同时缩短了扩散管长度。经过改造，使喷射器空缺吸入管口的空气流速达到2一3m/s,满足了生产需要；③对于溶液发泡严重，则采取泡沫溢流排地沟，一次性将大量永久性泡沫从溶液中排走；④经过一段时间的摸索，我们发现栲胶液总碱度对硫膏溢流和过滤的影响较大，进而找出栲胶液最佳碱度为0.7N左右，当总碱度在0.7N时，硫膏过滤情况较好，系统基本稳定。
经过采取以上对策，该系统在投运半个月后基本稳定了下来，在如此短的时间里使系统稳定，满足了生产需要，这在国内同类型厂家中是少见的。该系统经过一年多生产考验，运行基本正常，这证明当时的原因分析是准确的，采取的对策也是正确的。现在，常压栲胶脱硫运行基本正常，但栲胶脱硫液电位无论是富液还是贫液均偏高，一方面足见栲胶脱硫再生效果好，另一方面分析产生这种现象的原因可能是再生槽容积过大，溶液在再生槽内停留时间过长，有利于副反应的发生，这一问题尚有待于今后继续摸索解决。
图2，填料—旋流板复合脱硫塔结构示意
1-喇叭阻液管；2-旋流除雾板；3-宝塔型喷头；
4-塑料阶梯环；5-新型填料栅板； 6-锥形引液圈；
7-带溢流锥旋流板；8-多孔筛液板；9-气体进口分布
2 新型变换气脱硫塔的改造应用
原1、2#变脱塔(Φ2.6m、H24m，内装Φ75阶梯环，高3m)，已运行多年，经检测发现有大量裂纹，整个塔腐蚀严重，公司决定更换新塔。我公司针对原塔存在脱硫效率低、容易硫堵的现象，以及新塔现场场地要求，设计了新型填料-旋流板组合脱硫塔，新塔高仍为24m，塔径缩减至2.2m，变脱塔上段装填料2.5m，下段增设三层锥旋流板，进变脱溶液管直径由Φ273降至Φ219。
改造后的填料-旋流板组合脱硫塔结构如图2所示。塔底层气体进口管上设有新型气体分布筒，切向进气；并在其上设置筛液板，增加气液接触，提高效率；中部为双程叶片传质旋流板及锥形溢流装置，共三层；塔上部设有2.53m高塑料环填料层；塔顶分别为喷淋装置、单块单程旋流板除沫器、喇叭型阻液气体出口管组成。
新型填料-旋流板组合脱硫塔主要结构特点如下：①传质旋流塔板采用了双程叶片结构。单程旋流板随着塔板直径的加大，延伸到塔壁的叶片间距也随着增加，同时旋流板的开缝也随着塔板直径的加大，离心力变弱。为此采用了双程叶片结构。外程叶片数比内程增加一倍，同时间距也缩小了，开孔均匀度大大提高，能取得气液分布均匀和接触良好的效果；②溢流装置采用新型的带螺旋叶片结构。我们参照江氨的经验，设计了带螺旋叶片结构溢流装置，它比溢流管好，回流效率高，又增加了气、液接触的机会，提高了脱硫效率。由于溢流所占区域属于气、液接触无作用区，这样也就提高了塔板的空间利用率（相当于增加了0.5块塔板）。为保证旋流板边缘区有一定的液封又不致积液，必须有合适的溢流间隙，为此我们取溢流间隙为溶液入口截面管的1.6-1.7倍，通过生产实践证明是符合要求的；③塔上部设置了2.53m高填料层。利用填料脱硫效率高的优势，强化脱硫效率。同时又可减轻旋流板负荷，提高了整个塔的操作弹性和脱硫效率；④对塔顶层的喷淋装置及气体出口优化设计。塔顶脱硫溶液进口采用易检修又防堵的宝塔型喷头，取代了阻力大、易堵又分布不均的螺旋喷头。与塔中部的传质旋流板相比，较大幅度地提高了塔顶旋流除雾板动能穿孔因子F0，从而提高除雾效果，防止硫堵；此外，为防止带液，吸取南化经验，采用了喇叭阻液管，它们大大减轻了塔后分离器的负担，对后续工序的生产积极有利；⑤塔底部气体进口结构特殊设计。改造中采用了新型气体分布筒和筛液板，使得切向进入的气体沿圆锥向上发散，均匀通过筛液板，气液分布均匀，接触好，有利于提高脱硫效果。
更新改造的新变脱塔投产后的主要效果为：①设备生产能力得到大大提高。变换气处理量由原来的30000m3/h提高到34000m3/h，如系统提压后可提高到41000m3/h；②塔阻力降低，大大延长了运行周期。最高阻力由原来的25kPa下降到4.0kPa。原来每年需停车检修清洗2～4次，而改造后运行两年尚可不进行检修，这是少见的效果；③节约了停车检修费用，大大减轻了工人劳动强度；④不积硫，不堵塔。新型塔投入系统运行1年后，趁系统停车时打开检查，未发现塔板上有积硫现象。只上部填料段有少量积硫，也不曾有带液现象；⑤脱硫效率较高。在生产负荷相近，吸收溶液组分相近，泵电流相同状况下，脱硫效率明显提高，新旧脱硫塔脱硫效率的具体比较见表2。
3 脱硫液高塔再生改为喷射再生
原脱硫液再生塔直径Φ3m，H42.3m，它已使用多年，存在诸多问题：塔身多处腐蚀穿孔，扩大部分腐蚀更厉害，严重影响硫泡沫的分离、溶液的再生；高塔检修劳动强度大，危险性高；高塔再生需空压机空气，能耗高。我公司根据半水煤气常压脱硫，喷射再生的经验，设计了一台变脱喷射再生槽，取代原两台高再生塔。
脱硫液高塔再生改喷射再生后变脱系统工艺流程见图3。与高塔比较制造费用节省30%。变脱喷射再生槽经过试车后投入生产，又经过完善，现变脱喷射再生槽运行良好。而且硫回收操作工由2人减少到1人。在节电方面，效益也非常突出，每年可节省电费20余万元。
图3，脱硫液高塔再生改喷射再生后变脱系统工艺流程示意
1、2、7-变脱塔，3、8-脱硫泵，4、6-循环槽，5-喷射再生槽
加压变脱，常压喷射再生，两者压力相差1.3MPa，这种流程中氮厂很少采用，无参考资料，试车过程中出现一个比较棘手的问题：脱硫液流量最大只能加到65%，即使再生槽调节器全部调下，硫泡沫带溶液溢流也非常快，由于流量不能加，H2S经常超标。经分析摸索，认为主要原因有：①再生槽出口溶液管径太小；②喷射器数量少；③变脱液含较多的CO2气，此气在再生槽释放，使再生槽液位升高；④喷射器自吸空气量远远大于所需空气量，这些多余的空气不但占去再生槽相当一部分容积，而且造成溶液在再生槽内停留时间短。
为此采取了相应的措施：增加溶液副线，增加了喷射器数量(原8个现10个)，在喷射器每个空气吸入口增加一个孔盲板，每个孔盲板上只开两个Φ1cm的孔，此举既降低了空气量60%左右，又使在停车过程中，喷射器反喷溶液造成损失大大减少。改进后，溶液流量调节自如，再生槽溢流平稳，再生效果也好于高塔再生，开车几年来，再没出现其它问题。3年后大修时检查，排完再生槽溶液，里面很干净，无需清洗。
4 熔硫釜的结构改进
净化脱硫系统原有2台相同型号的间歇式熔硫釜，它们将系统脱硫而析出的膏状单质硫熔融成硫磺产品。原设计利用硫膏在140～180℃的熔融状态下，其杂质可以悬浮分离的特性，将低压蒸汽（P≤0.4MPa，T≈150℃）作为热源，引入到熔硫釜内，熔炼硫磺。两台设备在此条件下安全、正常运行了7年多。由于热媒温度与硫膏下限温度接近，致使熔炼时间较长，并且易造成杂质分离不彻底。为此，用户将热媒改造为过热蒸汽（P=0.5MPa，T≈250℃）。改革后，釜内温度可达180℃，熔融时间大为缩短，同时产品质量明显改善。
但不巧的是，热源改造后，熔硫釜上封头部位却突然逐渐变形：入料口接管在与上封头结合处呈喇叭形向外扩张，并伴有封头鼓涨。后来因变形相当严重而不得不停用。
在排除了设计、制造、安装环节的过失而引起熔硫釜失效后，根据计算得知，引起上封头屈服失效的压力最小值为2.6MPa，故操作条件的更改也不是失效因素（180℃的蒸汽压约为1.0MPa）。那么，如此高的破坏性压力源自何处呢？
经过调查、分析，发现失效的原因在于热源改造后的满釜操作，即硫膏原料充满容器。因为满釜操作下，不断加热的硫磺膨胀所需的体积有时会大于间歇排汽所留下的体积，这种情况一旦发生，釜内物料体积不断增大和膨胀，将有可能形成大于2.6MPa的膨胀压，从而引起釜体屈服失效。由于釜体上封头部位存在最大开孔（Dg400），且依靠封头壁厚补强，因此该最薄弱部位首先失效。同时热媒改革前熔硫效率低不会满釜操作，不产生超压，故能安全运行。更新改造后的熔硫釜参见图4。为确保熔硫釜的安全运行，改造中做了下列结构设计：①新设料位自限装置。从分析可知，要防止熔硫釜的屈服变形，必须禁止满釜操作，即必须有效控制物料的加入量。为此，特别设计了如图4上封头部位的料位自限装置。其工作原理是：进料时，打开管口f排气，硫膏从管口d进入；当料位到达A-A面时，其上部空间被空气占领，液位不再上升，如果此时熔硫釜原料贮斗内还剩有物料，它将由d管口流入f管口，直至排出。这样，实现了物料加入量的自动限定；熔硫时，关闭d、f管口，随着温度升高，釜内压力增加，适时打开f管口排气。只要限位空间（即料位高度）设计适当，因空气和部分水的排出而留下的空间，将足以包容硫膏膨胀所增长的体积，以避免超压失效，从而确保设备安全运行；②配合设置溢流装置。在A-A面配对设置溢流排放口，当釜内料位处于A-A临界面时，打开溢流口，可迅速排料到位，并能消除f管口积料堵管； ③设置压力、温度指示。该设计在进料时若管口k、p等密封失效，而出现假料位自动控制的危险工况时，作用更大；④增设安全阀，成为熔硫釜最后一道安全屏障。
图4 新型熔硫釜结构示意
a.夹套蒸汽入口，b.盘管蒸汽入口，c.盘管蒸汽出口，d.人孔、硫膏加料口，e.夹套排气口，f.釜体排气口，g.冷凝液出口，h.融熔硫、杂质出口，k.压力表接口，m.溢流口，p.安全阀接口，t.温度计接口
此外，还做了以下改造设计：①借鉴原熔硫釜成功之处。原1、2#熔硫釜曾成功运行多年，说明在工艺设计上较为可行。同时用户曾对该装置进行了技术改造，使其产品产量和质量均有较大提高，因此本设计取其长，补其短。釜体大小不变，原有的管口大小及方位不变，工艺条件按用户改进后工况设计。由于设置了膨胀空间，为保持原产量，釜体适当加高，相应地，增加釜体的换热面积。为最大限度地提高设备材料的利用率，做到既安全，又经济，我们利用SW6过程强度计算软件对釜体各受压元件进行了优化设计，工作时，应力水平达到了材料许用压力的0.85倍；②材质改为全不锈钢结构。根据原装置中部分部件采用碳钢材料腐蚀严重的状况，改为全不锈钢结构，以确保设备的长周期运行；③方便熔硫釜制造的措施。原设计中，h管口(融熔硫、杂质出口)采用Y型接头+接管焊接的结构,这种型式制造不便。本设计中，取消Y型接头，将其改为接管焊接的方式。此外，原设计夹套与釜体的联接为带折边的锥形封头结构，加工不便，成本高。本设计改为圆环板分别与釜体圆筒体和夹套圆筒体焊接的方式，结构简单，制造方便；④满足设备安装、检修的要求。考虑到设备安装方便的需要，设计时将大部分接管一分为二，一段焊于釜体，一段待设备定位后再焊接。在图4中，为保持原料进口a的人孔功能，设置了检修短节,方便进料管的取、装，同时，管口b设计了直通结构，以便清堵。
新型安全熔硫釜于投入系统使用后，该装置运行正常，操作简便，彻底消除了安全隐患，不仅硫磺质量良好，而且熔硫效率较高，达到了用户设计要求。原熔硫釜月产硫磺50t左右，新装置平均月产70 t，最高时达100 t，同时硫磺产品的一、优等品率也有所提高。
