阅读说明：本技术 一种合成气的脱硫工艺 (Desulfurization process of synthesis gas ) 是由 马倩 潘建波 *** 邱一鑫 熊德芳 吕彬峰 于 2019-11-27 设计创作，主要内容包括：本发明公开一种合成气的脱硫工艺,包括第一湿法脱硫工艺和净化工艺,合成气依次经过第一湿法脱硫工艺和净化工艺,净化工艺为粗脱硫气流经第二脱硫装置,第二脱硫装置包括有一级加氢转化器和二级加氢转化器,一级加氢转化器装载有包括铁钼催化剂,二级加氢转化器装载有包括镍钼催化剂,粗脱硫气流经一级加氢转化器后流经二级加氢转化器,第二脱硫装置还装载有包括氧化锌的脱硫剂,将粗脱硫气中的硫化氢脱除,得到净化气。本发明的脱硫工艺,通过将合成气的硫化氢脱除到含量低于0.1ppm,从而保证后续煤加工工艺的顺利进行,充分利用了低阶煤中宝贵的挥发分和煤质；本发明中的脱硫工艺,运行成本较低,适合工业化生产。(The invention discloses a desulfurization process of synthesis gas, which comprises a first wet desulfurization process and a purification process, wherein the synthesis gas sequentially passes through the first wet desulfurization process and the purification process, the purification process is that crude desulfurization gas flows through a second desulfurization device, the second desulfurization device comprises a first-stage hydrogenation converter and a second-stage hydrogenation converter, the first-stage hydrogenation converter is loaded with a catalyst comprising iron and molybdenum, the second-stage hydrogenation converter is loaded with a catalyst comprising nickel and molybdenum, the crude desulfurization gas flows through the first-stage hydrogenation converter and then flows through the second-stage hydrogenation converter, and the second desulfurization device is also loaded with a desulfurizer comprising zinc oxide, and hydrogen sulfide in the crude desulfurization gas is removed to obtain purified gas. According to the desulfurization process, hydrogen sulfide in the synthesis gas is removed to a content of less than 0.1ppm, so that smooth proceeding of a subsequent coal processing process is ensured, and precious volatile components and coal quality in low-rank coal are fully utilized; the desulfurization process disclosed by the invention is low in operation cost and suitable for industrial production.)

一种合成气的脱硫工艺

技术领域

本发明涉及煤物质清洁利用技术领域，尤其涉及一种合成气的脱硫工艺。

背景技术

在我国已探明的煤炭储量中一半以上为低阶煤，其中蕴藏的挥发分相当于1000亿吨的油气资源。低阶煤主要具有高水分、高挥发性的物质特性，在燃烧时火焰较长且有烟，煤化程度较低，典型煤种为褐煤和长焰煤。我国富煤少油缺气，如何高效利用低阶煤成为当今清洁煤技术的重大课题。然而无论是燃烧发电，还是现代煤化工利用，都因为其高水、高灰和低热值的三大特性使其综合利用的效率极低。

目前低阶煤的利用方式主要是直接燃烧或气化。其中直接燃烧发电是其最常见的利用方式之一，据不完全统计，我国有90％以上的褐煤用于电站锅炉和各种工业锅炉。低阶煤直接燃烧不仅浪费了煤炭中蕴含的丰富油气资源，效率低，而且污染环境，容易造成SOx和NOx等温室气体的大量产生，造成了酸雨等恶劣天气环境。现代煤化工技术以煤气化为技术龙头，通过气化得到化工合成所需的一级原料CO和H₂，但是煤气化技术发展至今，尚未形成成熟大规模商业化低阶煤气化技术。现有技术中将低阶煤气化制备CO和H₂，通常是将低阶煤热解后得到粗制煤气和提质煤，一般热解是在有大量氧气(或空气)的条件下进行的，热解时一部分煤将于氧气反应用于供热并且产生了大量的CO₂。由于CO₂不能燃烧，属于无效气体，并且因为有氧燃烧，粗制煤气中含氮量过高，降低了粗制煤气的能量密度；而且粗制煤气中含有大量包含CH₄的烃类，降低了合成气中CO和H₂的含量，使粗制煤气热值降低，不能作为化工合成的一级原料，除了回炉燃烧外，热解产出混合气体未有其它经济价值，煤炭原料的利用率低；而且并无相关集成设备既能够利用低阶煤连续制气又能够连续化大规模生产。

利用焦炉气或煤制合成气生产合成天然气主要涉及的甲烷合成反应是强放热反应，原料气中1％的CO发生反应，气体温升可达72℃；1％的CO2发生反应，气体温升可达60℃。所以必须将原料气中CO和CO2含量严格控制在规定的工艺指标范围内，以免催化剂烧结失活。另外，甲烷合成催化剂活性好、选择性高，对毒物及其敏感，容易中毒失活，其中硫化物的毒害最为严重。

通常焦炉气或煤制合成气中绝大部分H₂S在湿法脱硫过程中被脱除，而以羰基硫、硫醇、硫醚和噻吩等形式存在的有机硫需要被转化为无机硫之后再除去。

脱除有机硫的方法通常为：利用加氢转化将有机硫氢解为无机硫H₂S，再用吸附剂如氧化锌、活性炭、氧化铁、分子筛等脱硫。有机硫的氢解反应举例如下：

COS+H₂→CO+H₂S

C₂H₅SH+H₂→C₂H₆+H₂S

CH₃SC₂H₅+2H₂→CH₄+C₂H₆+H₂S

C₄H₄S+4H₂→C₄H₁₀+H₂S

目前公开的方法都可以将硫含量脱除到较低的程度，但是都存在工艺复杂、设备投资高、开车投入大时间长、环保性差的缺点。

发明内容

有鉴于此，本发明的目的是针对现有技术的不足，提供一种合成气的脱硫工艺，通过在无氧或微氧条件下将烘干后的低阶煤备成含有CO和H₂的合成气，再利用湿法脱硫工艺和净化工艺，脱除合成气中的硫化氢，从而充分有效地利用了低阶煤。

为解决上述技术问题，本发明提供了如下技术方案：

一种合成气的脱硫工艺，包括第一湿法脱硫工艺和净化工艺，所述合成气依次经过第一湿法脱硫工艺和净化工艺，所述第一湿法脱硫工艺为所述合成气从第一脱硫装置的底部进入，与从第一脱硫装置的顶部喷淋下来的第一脱硫液逆流接触，将所述合成气中的硫化氢脱除，然后流经第一气液分离装置，分离得到粗脱硫气；所述净化工艺为所述粗脱硫气流经第二脱硫装置，所述第二脱硫装置包括有一级加氢转化器和二级加氢转化器，所述一级加氢转化器装载有包括铁钼催化剂，所述二级加氢转化器装载有包括镍钼催化剂，所述粗脱硫气流经所述一级加氢转化器后流经所述二级加氢转化器，所述第二脱硫装置还装载有包括氧化锌的脱硫剂，将所述粗脱硫气中的硫化氢脱除，得到净化气。

本发明的原料低阶煤可以是粉煤也可以是块煤，当低阶煤采用块煤时，对过大块煤可以通过破碎、筛分处理以获得粒度较小的粉煤。通过烘干工艺烘干后的低阶煤进入至气化还原工艺进行反应，为了一进一优化工艺，在烘干后的低阶煤进入气化还原工艺前还可以增设气化进料工艺，以便将烘干后的低阶煤快速进入气化还原工艺，增大物料的表面积，有利于加快气化还原反应。

其中，气化还原工艺是在无氧或微氧条件下对烘干后的低阶煤进行加热的化学反应工艺。烘干后的低阶煤进入气化还原工艺，在烟气等加热介质的加热下，反应过程中无需加入添加剂等其他物质，温度一般为350℃-800℃，压力≤30Kpa下发生复杂化学反应的过程，得到固态的碳和高温的富气，其中，固态的碳即为提质煤，提质煤中的挥发分8-15wt％。高温的富气为包含CO、H₂、CO₂、烃类、煤焦油、萘、卤化物、灰尘和含硫化合物等的多杂质气体。

硫化物容易导致重整转化催化剂和甲烷合成催化剂中毒失活，因此在重整转化工艺前需要除掉净化后的富气中的硫化物。净化后的富气进入粗脱硫工艺处理，将净化后的富气中的H₂S脱除到20mg/Nm³以下。粗脱硫工艺采用湿法粗脱硫，湿法烟气脱硫技术为气液反应，反应速度快，脱硫效率高，一般均高于90％，技术成熟，适用面广。湿法脱硫技术比较成熟，生产运行安全可靠，在众多的脱硫技术中，始终占据主导地位，占脱硫总装机容量的80％以上。因此，湿法脱硫先初步脱掉富气中大量的H₂S脱除。

采用湿法粗脱硫工艺，一般设备无法在一定压力下操作，导致因处理的气量没有压缩流过的气量大，设备占地面积及整套装置也较大。而且粗脱硫后的气体的含硫总量不能满足后续重整转化催化剂和甲烷合成催化剂对硫含量的要求。因此，粗脱硫工艺处理后的气体先通过第一压缩工艺处理提高气体压力，再进入精脱硫工艺，第一压缩工艺的压力为20-25kg，温度为在300～400℃。精脱硫工艺一般为干法脱硫，能在一定压力下操作，使得处理的单位体积中的硫的有效成分增高，硫含量去除率也大大提高，同时可大大缩小精脱硫的装置，同时提高设备的利用率。

因此本发明的净化工艺采用干法工艺，从而使得湿法工艺和干法工艺的结合。

在本发明的湿法工艺中，优选地，所述第一脱硫液含有PDS催化剂，第二脱硫液含有NHD溶剂。优选地于，所述合成气进入所述第一脱硫装置前，经第一压缩装置，加压至20至100kPa。优选地，所述脱硫工艺还包括第二湿法脱硫工艺，所述第二湿法脱硫工艺为所述净化气流经第三脱硫装置，从第三脱硫装置的底部进入，与第三脱硫装置的顶部喷淋下来的第二脱硫液逆流接触，将所述净化气中的硫化氢脱除。优选地，所述合成气从脱硫装置的下部进入，与从所述脱硫装置上部喷淋下来的脱硫液逆流接触，吸收H₂S后的所述脱硫液成为脱硫富液，从所述脱硫装置下部流出，流入喷射再生装置，所述喷射再生装置包括喷射器、喷射器喉管、和吸气室，所述喷射器设置在所述喷射再生槽的顶部，所述脱硫富液从所述喷射器喷出，在吸气室形成负压，大量的空气由空气进口进入喷射器吸气室，并与所述脱硫富液一起高速通过所述喷射器喉管，使得脱硫富液与空气进行传质反应，H₂S氧化成单质硫，从而将所述合成气中的硫化氢脱除。优选地，所述喷射再生装置设置有电极，在所述电极上施加有10KV以上的直流电压。

在本发明的净化工艺中，优选地，所述第二脱硫装置设置有电阻丝，所述电阻丝包括铬和镍，所述粗脱硫气流经所述电阻丝，使得所述粗脱硫气中的H₂S，电离成单质硫。优选地，在所述第二脱硫装置中装载有电极，在所述电极上施加通入高于10KV伏的直流电压，使得所述粗脱硫气中的H₂S，电离成单质硫。优选地，所述粗脱硫气流入第二脱硫装置前，经第二压缩装置，加压至1.0MPa至3.0MPa。进一步，所述第二压缩装置至少包括两个串联的压缩设备。进一步，所述粗脱硫气流入第二脱硫装置前，流经吸附装置，所述吸附装置装载有包括活性炭的吸附材料。优选地，所述净化气流经第三脱硫装置前，经过变换工艺。

基于以上技术方案，本发明中的脱硫工艺，通过在无氧或微氧条件下将烘干后的低阶煤制备成主要包含CO和H2的合成气，通过干法脱硫的方式，将合成气中的硫化氢脱除到含量低于0.1ppm,从而保证后续煤加工工艺的顺利进行，充分利用了低阶煤中宝贵的挥发分和煤质；本发明操作简单可行，多使用现有设备，因此运行成本较低，适合工业化生产。

具体实施方式

下面结合具体实施例来对本发明进行进一步说明，但并不将本发明局限于这些具体实施方式。本领域技术人员应该认识到，本发明涵盖了权利要求书范围内所可能包括的所有备选方案、改进方案和等效方案。

本发明中，若非特指，所采用的原料和设备等均可从市场购得或是本领域常用的。下述实施例中的方法，如无特别说明，均为本领域的常规方法。

本发明中，若非特指，所采用的原料和设备等均可从市场购得或是本领域常用的。下述实施例中的方法，如无特别说明，均为本领域的常规方法。本发明中术语“第一”、“第二”等仅用于区分描述，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

制备例

本发明提供了一种合成气的脱硫工艺，包括第一湿法脱硫工艺和净化工艺，所述合成气依次经过第一湿法脱硫工艺和净化工艺，所述第一湿法脱硫工艺为所述合成气从第一脱硫装置的底部进入，与从第一脱硫装置的顶部喷淋下来的第一脱硫液逆流接触，将所述合成气中的硫化氢脱除，然后流经第一气液分离装置，分离得到粗脱硫气；所述净化工艺为所述粗脱硫气流经第二脱硫装置，所述第二脱硫装置包括有一级加氢转化器和二级加氢转化器，所述一级加氢转化器装载有包括铁钼催化剂，所述二级加氢转化器装载有包括镍钼催化剂，所述粗脱硫气流经所述一级加氢转化器后流经所述二级加氢转化器，所述第二脱硫装置还装载有包括氧化锌的脱硫剂，将所述粗脱硫气中的硫化氢脱除，得到净化气。

本发明的原料低阶煤可以是粉煤也可以是块煤，当低阶煤采用块煤时，对过大块煤可以通过破碎、筛分处理以获得粒度较小的粉煤。优选采用粉煤作为原料，一方面是因为粉煤无需再经破碎、筛分处理，节省工艺步骤，烘干时受热面积大，烘干效率高，另一方面是粉煤相对块煤价格低廉。优选采用粒度小于20mm的粉煤，再进一步优选采用粒度小于6mm的粉煤。

低阶煤中挥发分含量一般为20％-55％，焦油的含量为3％-15％左右，固定碳的含量为30％-60％、水的含量为10％-40％，剩余为灰尘等其他杂质。低阶煤的煤化程度低，但蕴藏丰富的油气资源，低阶煤中富含的挥发分对提取合成气非常有利，因此优选挥发分在30％-55％之间的低阶煤。

通过烘干工艺烘干后的低阶煤输送至气化还原工艺进行反应，在烘干后的低阶煤进入气化还原工艺前还可以增设气化进料工艺，以便将烘干后的低阶煤快速进入气化还原装置，增大物料的表面积，有利于加快气化还原反应。

其中，气化还原工艺是在无氧或微氧条件下对烘干后的低阶煤进行加热的化学反应工艺。烘干后的低阶煤经输送至气化还原工艺，在烟气等加热介质的加热下，反应过程中无需加入添加剂等其他物质，温度一般为350℃-800℃，压力≤30Kpa下发生复杂化学反应的过程，得到固态的碳和高温的油气混合物，其中，固态的碳即为提质煤，，提质煤的温度为350℃-800℃，提质煤中的挥发分为8-15wt％。高温的油气混合物为包含CO、H₂、CO₂、烃类、煤焦油、灰尘和含硫化合物等的多杂质气体。

硫化物容易导致重整转化催化剂和甲烷合成催化剂中毒失活，因此在重整转化工艺前需要除掉净化后的富气中的硫化物。净化后的富气进入粗脱硫工艺处理，将净化后的富气中的H₂S脱除到20mg/Nm³以下。粗脱硫工艺采用湿法粗脱硫，湿法烟气脱硫技术为气液反应，反应速度快，脱硫效率高，一般均高于90％，技术成熟，适用面广。湿法脱硫技术比较成熟，生产运行安全可靠，在众多的脱硫技术中，始终占据主导地位，占脱硫总装机容量的80％以上。因此，湿法脱硫先初步脱掉富气中大量的H₂S脱除。

采用湿法粗脱硫工艺，一般设备无法在一定压力下操作，导致因处理的气量没有压缩流过的气量大，设备占地面积及整套装置也较大。而且粗脱硫后的气体的含硫总量不能满足后续重整转化催化剂和甲烷合成催化剂对硫含量的要求。因此，粗脱硫工艺处理后的气体先通过第一压缩工艺处理提高气体压力，再进入精脱硫工艺，第一压缩工艺的压力为20-25kg，温度为在300～400℃。精脱硫工艺一般为干法脱硫，能在一定压力下操作，使得处理的单位体积中的硫的有效成分增高，硫含量去除率也大大提高，同时可大大缩小精脱硫的装置，同时提高设备的利用率。

因此本发明的净化工艺采用干法工艺，从而使得湿法工艺和干法工艺的结合。

在本发明的湿法工艺中，优选地，所述第一脱硫液含有PDS催化剂，第二脱硫液含有NHD溶剂。优选地于，所述合成气进入所述第一脱硫装置前，经第一压缩装置，加压至20至100kPa。优选地，所述脱硫工艺还包括第二湿法脱硫工艺，所述第二湿法脱硫工艺为所述净化气流经第三脱硫装置，从第三脱硫装置的底部进入，与第三脱硫装置的顶部喷淋下来的第二脱硫液逆流接触，将所述净化气中的硫化氢脱除。优选地，所述合成气从脱硫装置的下部进入，与从所述脱硫装置上部喷淋下来的脱硫液逆流接触，吸收H₂S后的所述脱硫液成为脱硫富液，从所述脱硫装置下部流出，流入喷射再生装置，所述喷射再生装置包括喷射器、喷射器喉管、和吸气室，所述喷射器设置在所述喷射再生槽的顶部，所述脱硫富液从所述喷射器喷出，在吸气室形成负压，大量的空气由空气进口进入喷射器吸气室，并与所述脱硫富液一起高速通过所述喷射器喉管，使得脱硫富液与空气进行传质反应，H₂S氧化成单质硫，从而将所述合成气中的硫化氢脱除。优选地，所述喷射再生装置设置有电极，在所述电极上施加有10KV以上的直流电压。

在本发明的净化工艺中，优选地，所述第二脱硫装置设置有电阻丝，所述电阻丝包括铬和镍，所述粗脱硫气流经所述电阻丝，使得所述粗脱硫气中的H2S，电离成单质硫。优选地，在所述第二脱硫装置中装载有电极，在所述电极上施加通入高于10KV伏的直流电压，使得所述粗脱硫气中的H2S，电离成单质硫。优选地，所述粗脱硫气流入第二脱硫装置前，经第二压缩装置，加压至1.0MPa至3.0MPa。进一步，所述第二压缩装置至少包括两个串联的压缩设备。进一步，所述粗脱硫气流入第二脱硫装置前，流经吸附装置，所述吸附装置装载有包括活性炭的吸附材料。优选地，所述净化气流经第三脱硫装置前，经过变换工艺。

以下通过对比实验，分析得到的脱硫合成气的硫含量分析、每公斤脱硫合成气的能耗分析，从而分析本发明的干法脱硫工艺的技术进步。

实验例1

一种合成气的脱硫工艺，包括第一湿法脱硫工艺和净化工艺，所述合成气依次经过第一湿法脱硫工艺和净化工艺，所述第一湿法脱硫工艺为所述合成气从第一脱硫装置的底部进入，与从第一脱硫装置的顶部喷淋下来的第一脱硫液逆流接触，将所述合成气中的硫化氢脱除，然后流经第一气液分离装置，分离得到粗脱硫气；所述净化工艺为所述粗脱硫气流经第二脱硫装置，所述第二脱硫装置包括有一级加氢转化器和二级加氢转化器，所述一级加氢转化器装载有包括铁钼催化剂，所述二级加氢转化器装载有包括镍钼催化剂，所述粗脱硫气流经所述一级加氢转化器后流经所述二级加氢转化器，所述第二脱硫装置还装载有包括氧化锌的脱硫剂，将所述粗脱硫气中的硫化氢脱除，得到净化气。

在实验例1中，用低阶煤分质利用后得到的富气，作为原料气，富气的组分包括有CH₄含量28-40％，CO含量10-15％，H₂含量25-40％，CO₂含量5-10％，C₂H₆含量2-8％，C₂H₄含量1-4％，C₃H₆含量0.5-3％，C₃H₈含量0.4-2.5％，C₄H₈含量0.2-2％，H₂S含量2000-6000ppm以及NH₃含量300-800ppm，还含有包括萘和焦油的油性可凝物质2000-6000ppm，粉尘2000-6000ppm。

在实验例1中，区外管道送来的合成气经过风机提压至10-100kPa，进入第一脱硫装置的底部，与第一脱硫装置上部喷淋下来的脱硫液逆流接触，将气体中的硫化氢脱除，气体经气液分离器后，送出界区。

在第一脱硫装置发生的主要反应如下：

Na₂CO₃+H₂S＝NaHCO₃+NaHS

Na₂CO₃+2HCN＝2NaCN+H₂O+CO₂

吸收H₂S后的所述脱硫液成为脱硫富液，从所述脱硫装置下部流出，流入喷射再生装置，所述喷射再生装置包括喷射器、喷射器喉管、和吸气室，所述喷射器设置在所述喷射再生槽的顶部，所述脱硫富液从所述喷射器喷出，在吸气室形成负压，大量的空气由空气进口进入喷射器吸气室，并与所述脱硫富液一起高速通过所述喷射器喉管，使得脱硫富液与空气进行传质反应，H₂S氧化成单质硫，从而将所述合成气中的硫化氢脱除。喷射再生装置设置有电极，在所述电极上施加有10KV以上的直流电压。

然后进入压缩工段，压缩工段是将原合成气加压，以满足合成气下一步加工的工艺要求。合成气经往复式压缩机加压至1.0-5.0MPa，输送到净化工段精脱硫工序(原料气压缩一级出口输送至初净化工序，进行脱油脱萘和粗脱硫处理，处理后再返回压缩二级入口)；原料气压缩机拟选往复式压缩机。

所述净化工艺为所述粗脱硫气流经第二脱硫装置，包括合成气初净化和精脱硫两部分内容，所述第二脱硫装置包括有一级加氢转化器和二级加氢转化器。

(1)合成气初净化包括脱油脱萘和粗脱硫两部分。

脱油脱萘和粗脱硫采用物理吸附工艺。采用吸油剂吸收合成气中含有的萘、焦油等可凝杂质，使气体中焦油、萘含量降低。

(2)精脱硫采用加氢转化串中温干法脱硫工艺。

来自压缩工段的合成气温度10-50℃，压力1.0-5.0MPa，首先进入两台可并可串的滤油槽除去合成气中的油，滤油槽出口的合成气依次经第一段间调温器、蒸汽加热器、产品换热器、第二段间调温器加热到200-400℃，依次进入第一预加氢转化器段间调温器、一级加氢转化器，在铁钼催化剂的作用下，合成气中的不饱和烃、有机硫化合物(COS、硫醚、硫醇等)、氧等与氢气发生反应，合成气中的不饱和烃转化为饱和烃、有机硫转化为易于脱除的H₂S，温度升为300-500℃，当温度超过一级加氢转化器床层温度设定值时，冷激调节阀打开降温，必要时减量生产或停车。

典型有机硫转化反应式为：

R-SH+H₂＝RH+H₂S

R-S-R’+2H₂＝R’H+RH+H₂S

COS+H₂＝CO+H₂S

CS₂+4H₂＝2H₂S+CH₄

O₂+2H₂＝2H₂O

自一级加氢转化器出来的气体经第二段间调温器换热后进入两台串并联中温脱硫槽，无机硫被吸收，温度约为300-400℃。

自中温脱硫槽出来的合成气仍然不能满足液化工段对硫含量的要求，需要对其进一步加氢、精脱硫处理。合成气进入二级加氢转化器，在镍钼催化剂作用下进一步加氢转化，温度300-400℃。反应式为：

C₄H₄S+4H₂＝C₄H₁₀+H₂S

二级加氢转化器出口的合成气通过两台串并联的氧化锌脱硫槽将H₂S吸收，反应式为：

Z_nO+H₂S＝ZnS+H₂O(g)

最终出氧化锌脱硫槽的合成气经产品换热器、产品冷却器换热后，温度为10-50℃，压力约为1.0-5.0MPa，净化后的合成气输送至下一工段。

实验例2

实验例2参考实验例1，不同的是，在实验例2的净化工艺中，合成气流经铁钼催化剂，或流经镍钼催化剂，还流经电阻丝，使得在通电情况下，将所述合成气中包含的H₂S电离成单质硫。

实验例3

实验例3参考实验例1，不同的是，在实验例3的净化工艺中，所述合成气流经铁钼催化剂，或流经镍钼催化剂，还流经电极，在所述电极上施加高于10KV伏的直流电压，使得所述合成气中包含的H₂S电离成单质硫。

实验例4

实验例4参考实验例1，不同的是，所述脱硫工艺还包括第二湿法脱硫工艺，所述第二湿法脱硫工艺为所述净化气流经第三脱硫装置，从第三脱硫装置的底部进入，与第三脱硫装置的顶部喷淋下来的第二脱硫液逆流接触，将所述净化气中的硫化氢脱除，所述第一脱硫液含有PDS催化剂，第二脱硫液含有NHD溶剂。

对比例1

低阶煤分质利用的富气制天然气的脱硫方法，包括以下步骤：

(1)通过将低阶煤通过隔绝空气在400-600℃加热，副产兰炭、煤焦油和富气，其中富气的组分包括有CH₄含量28-40％，CO含量10-15％，H₂含量25-40％，CO₂含量5-10％，C₂H₆含量2-8％，C₂H₄含量1-4％，C₃H₆含量0.5-3％，C₃H₈含量0.4-2.5％，C₄H₈含量0.2-2％，H₂S含量2000-6000ppm以及NH₃含量300-800ppm；

(2)通过水洗净化单元2采用的喷淋水洗净化工艺，将预处理后的富气进一步净化，除去富气中的氨气以及硫化物，以降低后续脱硫工序的负荷，得到预脱硫富气；

(3)通过加氢单元3将煤气中的所有不饱和烃转变成对应的饱和烃类，同时将有机硫转变成H₂S，得到加氢富气；加氢单元是在铁钼催化剂的作用下，将所述合成气中包含的不饱和烃、有机硫化合物，与氢气发生反应，所述不饱和烃转化为饱和烃，所述有机硫转化为的H₂S；

(4)通过精脱硫单元4采用干法脱硫工艺，利用固体ZnO脱硫，将原料气中的H₂S含量降低到<0.1ppm，得到脱硫合成气。

表1试验例1-4与对照例1生产的脱硫合成气的成分分析表^*1

组成	实验例1	实验例2	实验例3	实验例4	对照例1
						硫含量	0.06ppm	0.03ppm	0.01ppm	0.01ppm	139.4ppm

表2试验例1-4与对照例1的脱硫合成气的能耗分析分析表

组成	实验例1	实验例2	实验例3	实验例4	对照例1
						能耗/kJ	1032	1048	1002	1046	1086

注：能耗分析截止为脱硫合成气经产品换热器、产品冷却器换热后，温度为20-50℃，压力约为1.5-5.0MPa，净化后的脱硫合成气输送至下一工段前。

由表1和表2的结果，分析生产的脱硫合成气的成分，我们可以得到，首先，由于湿法工艺和干法工艺的结合，能有效降低脱硫合成气中的硫化氢含量以及能耗，硫含量由对比例1的139.4ppm,降为实验例1的0.06ppm，能耗由对比例1的1086kJ降为实验例1的1032kJ；其次，净化工艺中，合成气流经铁钼催化剂，或流经镍钼催化剂，还流经电阻丝，能较为明显降低预脱硫后气体中的硫含量，由实验例1的0.06ppm降为实验例2的0.03ppm,但能耗升为实验例2的1048kJ；第三，净化工艺中，设置有电极，也能较为明显降低预脱硫后气体中的硫含量，由实验例1的0.06ppm降为实验例3的0.02ppm,由于电极基本能耗较低，因此节约能耗显得更为明显，由实验1的1032kJ降为实验例3的1002kJ；第四，所述脱硫工艺还包括第二湿法脱硫工艺，也能较为明显降低预脱硫后气体中的硫含量，由实验例1的0.06ppm降为实验例4的0.02ppm,但能耗升为实验例4的1046kJ。

综上所述，本发明中的合成气的脱硫工艺，通过在无氧或微氧条件下将烘干后的低阶煤中制备成主要包含CO和H₂的合成气，通过本发明的脱硫工艺，将合成气中的硫化氢脱除到含量低于0.1ppm,从而保证后续煤加工工艺的顺利进行，充分利用了低阶煤中宝贵的挥发分和煤质；本发明中的系统，操作简单可行，多为现有设备，运行成本较低，适合工业化生产。

以上所述，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。