焦炉煤气作为炼焦过程中产生的副产物，已经被广泛的应用于燃料、化工原料等方面。但未经净化的焦炉煤气中含有多种气体组分，尤其是含有焦油、萘、氰化氢、硫化氢及多种结构复杂的有机硫，使得焦炉煤气脱硫工作复杂而艰难。硫化氢的存在不仅会引起设备和管路腐蚀、催化剂中毒，而且更严重地威胁人身安全，必须消除或控制环境污染物。

　　1、焦化厂化产车间的脱硫工艺：

　　化产车间由冷凝鼓风工段、脱硫工段、硫铵工段、蒸氨工段、粗苯工段、油库工段、生化工段等组成。来自82～83℃的荒煤气，带着焦油和氨水沿吸煤气管道至气液分离器，气液分离后荒煤气进入横管初冷器，在此分两段冷却：上段采用32℃循环水、下段采用16℃制冷水将煤气冷却至22℃。冷却后的煤气进入煤气鼓风机加压后进入电捕焦油器，除掉其中夹带的焦油雾后煤气被送至脱硫工段。

　　粗焦炉煤气脱硫工艺有干法和湿法脱硫两大类。干法脱硫多用于精脱硫，对无机硫和有机硫都有较高的净化度。不同的干法脱硫剂，在不同的温区工作，由此可划分低温（常温和低于100℃）、中温（100℃～400℃）和高温（>400℃）脱硫剂。干法脱硫由于脱硫催化剂硫容小，设备庞大，一般用于小规模的煤气厂脱硫或用于湿法脱硫后的精脱硫。

　　湿法脱硫又分为“湿式氧化法”和“胺法”。湿式氧化法是溶液吸收H2S后，将H2S直接转化为单质硫，分离后溶液循环使用。目前我国已经建成（包括引进）采用的具有代表性的湿式氧化脱硫工艺主要有TH法、FRC法、ADA法和HPF法。胺法是将吸收的H2S经再生系统释放出来送到克劳斯装置，再转化为单质硫，溶液循环使用，主要有索尔菲班法、单乙醇胺法、AS法和氨硫联合洗涤法。湿法脱硫多用于合成氨原料气、焦炉气、天然气中大量硫化物的脱除。当煤气量标准状态下大于3000m3/h时，主要采用湿法脱硫。

　　HPF法脱硫工艺流程：

　　来自煤气鼓风机后的煤气首先进入预冷塔，与塔顶喷洒的循环冷却液逆向接触，被冷却至25℃～30℃；循环冷却液从塔下部用泵抽出送至循环液冷却器，用低温水冷却至23℃～28℃后进入塔顶循环喷洒。来自冷凝工段的部分剩余氨水进行补充更新循环液。多余的循环液返回冷凝工段。预冷塔后煤气并联进入脱硫塔A、脱硫塔B，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触，以吸收煤气中的硫化氢（同时吸收煤气中的氨，以补充脱硫液中的碱源）。

　　一但出现事故或停产时，反应槽内脱硫液经脱硫循环泵送入事故槽，或直接进入脱硫液放空槽，待检修完毕或停产开工再打回系统中，严禁将脱硫液直接排入下水道。

　　2、脱硫系统存在的主要问题

　　2.1、脱硫系统的碱源供应主要是由蒸氨后的浓氨水，在冬季生产过程中，由于温度低，氨水中的萘细晶造成管道堵塞，以及DS催化剂和对苯二酚的添加量，都影响蒸氨系统和脱硫系统的稳定运行。

　　2.2、再生塔压缩空气是由1根d100mm总管自调后再分配到两座再生塔使用，实际运行过程中，两座再生塔的实际流量经常发生相互波动干扰，分布不均匀，使得产生硫泡沫效果差，从而引起脱硫液组分变化，降低脱硫效率，脱硫液的再生效果不仅影响系统的硫回收率和硫磺产量，更重要的是在长期运行后，脱硫液的组分中悬浮硫的沉积对整个系统管道和脱硫塔的堵塞。

　　2.3、硫回收系统中，原设计的管线复杂，经常将管道堵塞；熔硫釜在使用中，硫泡沫的分离效果差，而且釜内的蒸汽盘管常常发生腐蚀泄露，釜底部的放硫口极易堵塞，不仅增大了维修工作，还对周围的设备腐蚀严重，现场操作环境恶劣，严重影响操作工人的健康。

　　3、脱硫系统的改造及脱硫系统改造后的运行情况

　　3.1脱硫碱源系统

　　在剩余氨水处理系统上增加F—2401型焦油浮选器。不仅能连续除去剩余氨水表面悬浮的焦油及煤粉，而且可将剩余氨水中与之重度相近的油滴及固体煤粉颗粒悬浮到液体表面进一步除去，除焦油率达90%以上。

　　3.2煤气预冷塔

　　将蒸氨塔塔顶氨汽管沿支架敷设直接引入预冷塔，经过工艺计算和类比同类企业的工艺参数，确定在现有2台各为60m2换热器的基础上增加2台换热面积为120m2的螺旋板换热换热器（一开一备），增加预冷塔的冷却能力，使进入脱硫塔的煤气温度降至30℃左右，以满足脱硫塔的工艺要求。

　　3.3再生塔

　　为解决再生工段空气流量相互干扰的问题，从空压站重新敷设一根压缩空气管至再生塔，形成2管独立供气系统，消除再生塔的空气流量相互波动干扰，稳定脱硫效率。压缩空气管长500m，管径为100mm，材质为镀锌钢管，敷设于现有管架。同时在再生塔顶部增加超声波液位自调装置通过液位调节控制进入再生塔的空气流量，防止脱硫液溢流。

　　3.4硫回收系统

　　在对硫泡沫的处理中，国内主要采用的技术为戈尔膜过滤、熔硫和板框压滤。在使用过程中，戈尔膜过滤经常发生故障，板框压滤初期使用效果不错，但在使用一段时间后，设备的腐蚀、现场环境的恶劣等缺点导致无法使用。新型内分式连续熔硫釜与目前正在使用的熔硫釜相比，溶液分离完全，清液中悬浮硫质量浓度不大于0.8g/L，由于形成了较好的温度梯度，因而生产的硫磺质量好，同时蒸汽消耗可以减少40%，设备使用寿命长。

　　3.5脱硫废液的处理

　　本次技改确定从反应槽至煤场加一根长2500m，DN100mm不锈钢管，用废液泵将脱硫废液打入煤场现煤泥沉淀池后，煤场新增一套脱硫废液喷洒系统，废液经加压泵加压后进行煤场均匀喷洒，不再用槽车拉运脱硫废液。

　4、脱硫系统改造后运行情况

　　脱硫系统改造后，来自蒸氨塔的氨蒸汽不再经过蒸氨塔顶部的分缩器冷却，以气态形式与煤气混合后直接进入预冷塔冷却，冷却后的氨蒸汽作为脱硫碱源和煤气一起进入脱硫塔，不再向反应槽内加浓氨水。煤气预冷塔在现有2台各为60m2换热器的基础上增加2台换热面积为120m2的螺旋板换热换热器，增加预冷塔的冷却能力，使进入脱硫塔的煤气温度降至28℃左右，满足了脱硫塔的工艺要求。

　　5、NH3碱PDS湿法脱硫与同类工艺比较

　　5.1与同类HPF法脱硫工艺相比较

　　HPF的脱硫效率93%。一般脱硫后煤气中的H2S含量200mg/m3，不能满足城市煤气硫化氢低于20mg/m3标准。我厂现脱硫效率高达99.87%以上，效果显着。

　　5.2与ADA法脱硫工艺相比较ADA法在生产过程中不仅要用ADA，还要用V2O5和碱等，其生产成本高、工艺复杂、投资高、操作难度大，虽脱硫效率可达98%，但对有机硫的脱除率仅为20%，对氰化物无脱除率，副反应多，脱硫废液需要回收处理，回收处理工艺亦是很复杂，耗能量大，经济效益差。

　　6、结论

　　在生产实践过程中我们对脱硫工艺参数进行调整：适当增加了溶液温度、增大了液气比、提高溶液循环量和再生空气量、仅PDS一种催化剂达不到高的脱硫效率，必须配以对苯二酚为助催化剂才能取得高的脱硫效率，根据脱硫情况及时调整PDS催化剂和对苯二酚的添加量，其次，要求操作人员严格按操作工艺稳定脱硫系统的运行。