目前，在湿式氧化法脱硫中，对于吸收塔的选择大多仍是采用了传统的填料塔。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。液体在初始分布后，经填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。上层填料流下的液体经液体再分布器，重新分布后喷淋到下层填料上。这是克服液体的不良分布现象，保证全塔效率，解决填料塔放大效应的唯一途径。
化肥厂的脱硫塔填料段间液体分布器以前比较少见，现在随着化肥生产规模不断的扩大，脱硫塔也越建越大。对溶液在塔内的初始分布及再布提出了更高的要求。为了避免脱硫塔内溶液偏流壁流，塔内填料段之间都安装了液体分布器，这样虽然克服了溶液偏流壁流影响脱硫效率的弊端，但不少厂也形成新的问题，主要是液体分布器使用不当致使溶液产生气阻，造成脱硫塔阻力升高的现象。笔者在很多厂都遇到过这样的问题，现用一个厂的实例进行阐述和分析。
2 半水煤气脱硫工艺设备概况
山西一个600kt/a尿素的大型化肥厂，半水煤气量128km3/h，脱硫塔直径6,600mm，塔内装三段Φ76阶梯环，填料段之间装有液体分布器，该分布器液体淋降点直径为Φ18，个数2954个，升气管为Φ108，个数380个。再生槽直径Φ7,000mm，配置Φ30喷射器26支，其中常开15支。脱硫与再生泵各两台，流量均为420m3/h，另公共备用一台相同流量的泵。入口H2S 0.6g/m3左右，出口要求H2S为 100 mg/m3～120mg/m3。以Na2CO3水溶液为吸收剂，采用栲胶+矾脱硫催化剂，湿式氧化法脱硫，喷射再生工艺。
3 存在的主要问题
该厂为新建装置，于2008年底开车，脱硫效率在低碱度(碱度0.2mol/L左右)情况下就能完全满足工艺需要。但是有一个致命弱点，就是堵塔严重。塔压差上升很快，开车不久，就因塔阻力增长过快而不得不停车清洗。脱硫塔检修清塔后不到一个月塔压差就从2 KPa上升至12KPa，最高时脱硫塔阻力高达21 KPa，严重影响了全厂的正常生产。开车不到一年的时间里，先后对该塔处理了三次，但效果都不理想。
4 处理过程
曾于2009年五六月份去过该厂，发现设计存在缺陷。因变换系统为全低变，出口H2S不能太低，必须控制在一定范围内，这么大的脱硫塔没有配煤气副线(即煤气入出口近路)，调节H2S只能用增减溶液循环量进行，溶液循环量又很小，只有800m3/h左右，即认定堵塔原因是溶液喷淋密度过小造成的。建议其增配煤气副线，用煤气付线来调节控制H2S，不要用减少溶液循环量来调控。该厂增配了Φ426mm的煤气副线，仍然没有解决塔压差上升很快的问题。
2009年11月，东狮公司的技术人员第二次去了该厂，建议试用“888”脱硫催化剂，利用888脱硫催化剂特有的清塔降阻能力进行处理。并再次认定溶液循环量过小是造成堵塔的主要原因(按照当时泵的运行情况，考虑到两台泵并联时泵的出力效率、泵出口ф426总管上因加装流量计配有一段长度5米的ф273细管、泵扬程与塔高相差不多等因素，并参考喷射器型号及开启支数，可以确定当时的溶液循环量约为700 m3/h，那么，其喷淋密度仅为20m3/m2.h，液气比为5.6L/m3，远不能满足填料塔对喷啉密度35～50 m3/m2.h和液气比≥12L/m3的基本要求)，建议增设一台贫液泵来加大溶液循环量。并与该厂生产管理人员一起，集思广益，共同研究探讨，决定在未加泵之前先临时用那台公用的备用泵抽富液打入脱硫塔，暂不考虑溶液成分，强制加大溶液循环量，并配合频繁调节煤气副线，不断破坏塔内气液相平衡，使塔内气流速度发生变化。同时，在888脱硫催化剂的加入方法和形式，再生温度等方面也采取了一些措施。经过大家的共同努力，结果在使用888脱硫催化剂的第四天上午，脱硫塔压差在几分钟之内从12KPa降至2.8KPa，脱硫液中的悬浮硫从0.1g/L增至3.27g/L，说明脱硫塔被处理通了。技术人员和该厂人员皆大欢喜。随后规定每个班都用以上方法冲塔两小时，因频繁开停备用泵和调节喷射器太麻烦，改变用备用泵打富液自我循环，不再调节喷射器，溶液循环量不再减少，溶液循环量从700m3/h增至1150 m3/h，每班仅用两小时开关煤气副线冲塔，一直到新增了贫液泵，开启三台富液泵和三台泵贫液泵，溶液循环量虽没有改变，但溶液质量改变了，全部成了再生好的贫液。
