河南能源化工集团安化公司20万t/a 乙二醇装置采用煤制原料水煤气，水煤气采用栲胶-888双催化剂脱硫工艺，硫回收系统采用连续熔硫工艺。2012年12月装置试车投产，2013年12月对硫回收系统进行改造，2013年12月中旬硫泡沫板框式压滤机投运；2014年4月间歇熔硫釜改造完成并投运，即硫回收系统由连续熔硫工艺改为了间歇熔硫工艺，以下将硫回收系统的改造情况简介如下。
1.改造前系统存在的问题
（1）脱硫塔压差上涨。连续熔硫工艺中硫泡沫由硫泡沫泵打进熔硫釜，经过蒸汽蒸煮后副产硫磺，由于清液经过高温加热组分发生了变化，造成脱硫溶液黏度增大、副盐增多，回收入系统后形成塔堵。2013年11月系统提负荷，水煤气量达64000 m3/h，后气量稳定在58000 m3/h，常压脱硫塔压差由3.5 kPa逐步涨至12 kPa，且还在持续上涨，最高达18 kPa。
（2）硫回收率及硫磺产量低。大量硫颗粒残留于系统中，硫回收率及硫磺产量低，系统分别于2013年4月、7月、11月3次停车检修，从脱硫塔及再生槽锅底清理出大量硫膏。
（3）残液量大，系统回收残液困难。气量在56000 m3/h时，硫泡沫溢流量为2.8 m3/h，每次连续熔硫产生的残液量约19 m3，而每天系统最多可回收残液9.6 m3；而且系统回收残液时，再生槽内反应剧烈，经常出现冒槽现象，导致清液槽、地下池、泡沫槽等液位常处于高限，再生槽不能实现正常溢流，进而形成恶性循环。
（4）熔硫时间长。每天连续熔硫时间至少13 h，蒸汽耗量大，吨硫磺耗蒸汽达3.46 t。
2.改造措施
（1）工艺流程改造。将连续熔硫工艺改成间歇熔硫工艺，原2台连续熔硫釜改造为间歇熔硫釜，硫泡沫先经板框式过滤机过滤，过滤出的硫膏滤饼再顺着料斗进入熔硫釜熔硫。
（2）栲胶浓度调整。2012年12月装置开车以来，变脱溶液栲胶浓度一直偏低，在0.6 g/L左右，造成氧化再生槽经常浮选不出硫泡沫，硫颗粒沉淀，变脱塔锅底沉积大量硫膏。2013年12月开始慢慢调整变脱溶液栲胶浓度；2015年5月栲胶浓度调整为1.0 g/L左右；2015年8月栲胶浓度再次调整为1.1 g/L左右。调整后再生槽硫泡沫实现正常浮选和溢流。
（3）熔硫釜改造。①割除熔硫釜硫泡沫进口管；②熔硫釜内增加蒸汽加热盘管；③制作1台硫膏进口料斗；④增加1块活动式挡板。
（4）增加1台板框式过滤机。再生槽溢流出的硫泡沫回收至泡沫槽内，通过泡沫泵送至板框式过滤机过滤，过滤机压力达0.4～0.5 MPa后停运泡沫泵，滤出的硫膏滤饼顺着料斗进入间歇式熔硫釜；用蒸汽加热1～2 h熔出硫磺，由放硫阀放到硫磺斗内，冷却得到成品硫磺；滤出的清液接收汇集后分为两路，一路通过溶液泵打入再生槽循环使用，一路通过泵打入富液槽；熔硫后的少许残液经清液冷却槽冷却后排至地下残液池。
改造后，过滤硫膏后的清液不经高温加热，组分未发生变化，因而送往系统后不会形成盐堵；系统平均气量81000 m3/h，每天熔硫产生的残液约2 m3，解决了熔硫残液多、回收困难的问题。
（5）脱硫塔改造。常压脱硫塔直径为4.8 m，塔高46.184 m，全塔共分为4段，上段装填φ50 mm×50 mm的聚丙烯鲍尔环，高度为1.2 m；下面三段填料高度为7 m，采用φ76 mm×76 mm的聚丙烯鲍尔环。2013年11月底系统提负荷，平均气量58000 m3/h，常压脱硫塔压差上涨。2014年4月被迫停车清理填料，在清理填料的过程中发现最下段填料中沉积大量硫膏。结合实际生产情况并进行计算，发现填料装填过多，水煤气在脱硫塔内停留时间过长，大量悬浮硫沉积在填料上，造成塔阻上升。于是将最下段填料抽掉，缩短水煤气在塔内的停留时间，降低堵塔风险。2015年8月系统提负荷，平均气量在81000 m3/h，截至2015年12月，脱硫塔压差稳定，再无堵塔现象发生。
3.改造效果
2013年9月（改造前）日均气量为1320000 m3，系统入口平均H2S含量1100 mg/m3、出口平均H2S含量1.0 mg/m3；应产硫磺1450 kg，实产硫磺870 kg，硫回收率60%；每天熔硫时间13 h，吨硫磺耗蒸汽3.46 t；1# 常脱塔压差8～11 kPa，2# 常脱塔压差7～12 kPa。2015年12月（改造后）日均气量为1923000 m3，系统入口平均H2S含量1398 mg/m3、出口平均H2S含量1.0 mg/m3；应产硫磺2686.3 kg，实产硫磺2605.7 kg，硫回收率97%；每天熔硫时间6 h，吨硫磺耗蒸汽0.76 t；1# 常脱塔压差5 kPa，2# 常脱塔压差6 kPa。
硫回收系统改为间歇熔硫工艺后，熔硫产生的残液量大大减少，蒸汽消耗明显降低；脱硫溶液副盐含量降低，减缓了对设备的腐蚀；硫磺回收率及硫磺产量高；脱硫塔压差大幅降低且维持稳定，保证了脱硫系统的安、稳、长、满、优运行。
（安化 李云）