目前，在濕式氧化法脫硫中，對于吸收塔的選擇大多仍是采用了傳統的填料塔。填料塔是以塔內的填料作為氣液兩相間接觸構件的傳質設備。液體在初始分布后，經填料層向下流動時，有逐漸向塔壁集中的趨勢，使得塔壁附近的液流量逐漸增大，這種現象稱為壁流。壁流效應造成氣液兩相在填料層中分布不均，從而使傳質效率下降。因此，當填料層較高時，需要進行分段，中間設置再分布裝置。上層填料流下的液體經液體再分布器，重新分布后噴淋到下層填料上。這是克服液體的不良分布現象，保證全塔效率，解決填料塔放大效應的唯一途徑。

 

化肥廠的脫硫塔填料段間液體分布器以前比較少見，現在隨著化肥生產規模不斷的擴大，脫硫塔也越建越大。對溶液在塔內的初始分布及再布提出了更高的要求。為了避免脫硫塔內溶液偏流壁流，塔內填料段之間都安裝了液體分布器，這樣雖然克服了溶液偏流壁流影響脫硫效率的弊端，但不少廠也形成新的問題，主要是液體分布器使用不當致使溶液產生氣阻，造成脫硫塔阻力升高的現象。筆者在很多廠都遇到過這樣的問題，現用一個廠的實例進行闡述和分析。

 

2 半水煤氣脫硫工藝設備概況

 

山西一個600kt/a尿素的大型化肥廠，半水煤氣量128km3/h，脫硫塔直徑6,600mm，塔內裝三段Φ76階梯環，填料段之間裝有液體分布器，該分布器液體淋降點直徑為Φ18，個數2954個，升氣管為Φ108，個數380個。再生槽直徑Φ7,000mm，配置Φ30噴射器26支，其中常開15支。脫硫與再生泵各兩臺，流量均為420m3/h，另公共備用一臺相同流量的泵。入口H2S 0.6g/m3左右，出口要求H2S為 100 mg/m3～120mg/m3。以Na2CO3水溶液為吸收劑，采用栲膠+礬脫硫催化劑，濕式氧化法脫硫，噴射再生工藝。

 

3 存在的主要問題

 

該廠為新建裝置，于2008年底開車，脫硫效率在低堿度(堿度0.2mol/L左右)情況下就能完全滿足工藝需要。但是有一個致命弱點，就是堵塔嚴重。塔壓差上升很快，開車不久，就因塔阻力增長過快而不得不停車清洗。脫硫塔檢修清塔后不到一個月塔壓差就從2 KPa上升至12KPa，最高時脫硫塔阻力高達21 KPa，嚴重影響了全廠的正常生產。開車不到一年的時間里，先后對該塔處理了三次，但效果都不理想。

 

4 處理過程

 

曾于2009年五六月份去過該廠，發現設計存在缺陷。因變換系統為全低變，出口H2S不能太低，必須控制在一定范圍內，這么大的脫硫塔沒有配煤氣副線(即煤氣入出口近路)，調節H2S只能用增減溶液循環量進行，溶液循環量又很小，只有800m3/h左右，即認定堵塔原因是溶液噴淋密度過小造成的。建議其增配煤氣副線，用煤氣付線來調節控制H2S，不要用減少溶液循環量來調控。該廠增配了Φ426mm的煤氣副線，仍然沒有解決塔壓差上升很快的問題。

 

2009年11月，東獅公司的技術人員第二次去了該廠，建議試用“888”脫硫催化劑，利用888脫硫催化劑特有的清塔降阻能力進行處理。并再次認定溶液循環量過小是造成堵塔的主要原因(按照當時泵的運行情況，考慮到兩臺泵并聯時泵的出力效率、泵出口ф426總管上因加裝流量計配有一段長度5米的ф273細管、泵揚程與塔高相差不多等因素，并參考噴射器型號及開啟支數，可以確定當時的溶液循環量約為700 m3/h，那么，其噴淋密度僅為20m3/m2.h，液氣比為5.6L/m3，遠不能滿足填料塔對噴啉密度35～50 m3/m2.h和液氣比≥12L/m3的基本要求)，建議增設一臺貧液泵來加大溶液循環量。并與該廠生產管理人員一起，集思廣益，共同研究探討，決定在未加泵之前先臨時用那臺公用的備用泵抽富液打入脫硫塔，暫不考慮溶液成分，強制加大溶液循環量，并配合頻繁調節煤氣副線，不斷破壞塔內氣液相平衡，使塔內氣流速度發生變化。同時，在888脫硫催化劑的加入方法和形式，再生溫度等方面也采取了一些措施。經過大家的共同努力，結果在使用888脫硫催化劑的第四天上午，脫硫塔壓差在幾分鐘之內從12KPa降至2.8KPa，脫硫液中的懸浮硫從0.1g/L增至3.27g/L，說明脫硫塔被處理通了。技術人員和該廠人員皆大歡喜。隨后規定每個班都用以上方法沖塔兩小時，因頻繁開停備用泵和調節噴射器太麻煩，改變用備用泵打富液自我循環，不再調節噴射器，溶液循環量不再減少，溶液循環量從700m3/h增至1150 m3/h，每班僅用兩小時開關煤氣副線沖塔，一直到新增了貧液泵，開啟三臺富液泵和三臺泵貧液泵，溶液循環量雖沒有改變，但溶液質量改變了，全部成了再生好的貧液。