我厂脱硫、变换装置由山东规划院设计，2004年10月投产。规模为12万吨/a合成氨，2万吨/a甲醇。进半脱H2S设计为2.0g/Nm3，最大处理气量56000Nm3/h； 2.1MPa变换，变脱出口H2S≤20mg/Nm3。实际因煤采购及效益原因，我厂半水煤气ΣS一般为1.8-6 g/Nm3。
1 半脱
1.1 半脱工况
半脱塔：Dn5000×31000 ，三层φ76聚丙稀阶梯环，5米/层
半脱再生槽：φ7020×5810
半脱溶液循环量：800-850 m3/h
现溶液组分：Na2CO3+“888”
现半脱出口H2S： 10—40mg/Nm3
1.2 初期运行状况
初期按设计溶液采用Na2CO3+TE(栲胶)+V2O5，硫泡沫大而粘，脱硫率较高，每当悬浮硫高时，就加2-3Kg“888”脱硫剂。2005年4、5月份，因V2O5价格急剧上涨，脱硫成本大大增加，故6月15日起，计划全部改用“888”脱硫剂，按置换方案一周完成。但期间出现了严重问题：喷射器大面积反喷；再生槽局部翻滚厉害，以至翻出围沿，严重时只有1/5的地方出泡沫；半脱出口H2S超过150 mg/Nm3；悬浮硫最高达29g/l，并经常维持在10 g/l以上，溶液既不是栲胶溶液颜色也不是“888”溶液颜色。开始许多人都认为是“888”冲塔的结果，但脱硫塔阻力却迅速由3KPa长至6KPa以上。我们一方面清理喷射器，同时提高再生压力至0.5MPa，局部加高围堰，因压力高时溶液翻腾更加严重，再生压力回至0.4 MPa；另一方面反复尝试加大其中一组分的含量，直到7月下旬，当确定只加并过量加大“888”脱硫剂含量时，情况才基本稳定下来，脱硫塔阻力在8月上旬降至2.0 KPa以下，悬浮硫稳定在2-3 g/l。
1.3 原因分析及改进
（1）组分置换时，有个错误的认识，即减少了的TE和新加进的“888”都在各自发挥自己所占组分的作用，其实，正常溶液浓度下50%TE+50%“888”〈〈100%TE（或100%“888”）！而应迅速将所替换的成分加至正常浓度。
（2）根据以后再生槽的检修结果看，再生槽底部有0.5米厚硫膏（大部分为日积月累，在悬浮硫高时形成更快），吸入的气体上升时必然夹带沉淀下来的部分硫膏上升，堵塞气体分布板孔，气体上升阻力增大，以至于将部分分布板冲开焊缝，分布板失效，气体偏流，造成局部溶液翻滚厉害，形不成硫泡沫。
2 变脱
2.1 变脱工况
变脱塔：Dn2600×29000
变脱再生槽：φ4020×6200
变脱溶液循环量：240—300 m3/h
现溶液组分：Na2CO3+“888”
现变脱出口H2S： ≤2mg/Nm3
2.2 初期运行状况
变脱塔由原苯菲尔脱碳时用的吸收塔改造而成，初期仍使用驼峰式旧塔盘及旧φ52聚丙烯阶梯环。因煤造气工况不稳定，经常大幅度减加气量，运行3个月后，发现NaHCO3含量超过70 g/l，另外出口气体开始带液，塔阻升高，不得不减小溶液循环量，造成变脱出口H2S超过50 mg/Nm3，时常超80 mg/Nm3，形成恶性循环，不得不扒塔。
1.3 原因分析及改进
（1）2.1MPa下变换使CO2在溶液中溶解度更高，Na2CO3水解反应向生成NaHCO3方向进行，因此必须释放出溶液中CO2才有利于脱硫反应。开始想上闪蒸釜，但经计算后就发现：变换气中CO2含量占28.8%，1.9MPa变脱压力下CO2分压为0.55MPa，而再生压力为0.52-0.58MPa，因此闪蒸釜是闪蒸不出CO2气体的。只能考虑从再生槽引出溶液，用旁路加热释放CO2气体的方法。
（2）由于驼峰式塔盘两驼峰之间谷底间隔分布降液孔，驼峰下部各有80mm的坡面无任何孔，填料在谷底聚集，破碎的填料能直接冲刷到降液孔上造成堵塞，且析出的硫易在无孔部分聚集形成硫膏，造成液体偏流，塔阻力高并使溶液循环量逐渐降低，脱硫率下降。我们在扒塔后将驼峰板换成栅板式，填料不与栅板下气体分布板上的降液孔接触，并换新填料，取得成功。
3 运行现状
要使本装置提高脱硫率，在精心管理下，最基本就是在设计条件内，适当加大溶液循环量和提高溶液有效成分浓度。一方面降低再生压力，使泵额定功率下流量增加，另一方面使回收滤液进半脱而不进变脱，用变脱把关。经过近一年的摸索、改造和优化，我厂达到了ΣS 3.0-4.2 g/Nm3，气量49000 Nm3/h时，变脱出口H2S≤2mg/Nm3的脱硫能力。目前溶液悬浮硫半脱≤0.3g/l，塔阻2KPa，未扒过塔；变脱塔盘改造后悬浮硫一直≤0.023 g/l，塔阻0.022MPa。