产量30万吨液氨脱硫工段工艺设计毕业论文.doc

年产量30万吨液氨脱硫工段工艺设计The Process Design of Ammonia Desulfurization Section For 300000 tons per year目 录摘要：IAbstractII引 言1第一章 概 述21.1半水煤气净化的现状21.2栲胶的认识21.3 栲胶法脱硫的优缺点31.3.1优点31.3.2缺点41.3.3硫化物对作为原料气生产工艺过程的危害41.3.4半水煤气脱硫系统的正常开车操作要点41.3.5脱硫后硫化氢含量高的主要原因51.3.6脱硫后硫化氢含量高的处理方法5第二章 生产流程说明62.1反应机理62.2主要操作条件62.3 工艺流程72.4主要设备介绍82.4.1脱硫塔82.4.2氧化槽92.4.3反应槽92.4.4贫液泵92.4.5硫泡沫槽102.4.6过滤器102.4.7 熔硫釜10第三章 工艺计算113.1 物料衡算113.1.1 基础数据113.1.2 计算原料气的体积及流量113.2 热量衡算（以0为计算基准）143.2.1 基础数据143.2.2 换热器热量衡算173.2.3 熔硫釜热量衡算17第四章 主要设备的工艺尺寸和选型194.1填料脱硫塔设计计算194.1.1塔径的确定194.1.2填料层高度计算204.1.3压降的计算214.2 辅助设备的计算选型234.2.1 液体分布装置（喷淋装置）234.2.2液体再分布器234.2.3填料支承板234.2.4封头244.2.5裙座244.2.6 人孔，手孔25第五章 机械强度校核计算265.1壁厚的计算265.1.1塔体壁厚265.1.2封头壁厚265.2 机械强度的校核275.2.1质量载荷27第六章 设计结果29致 谢30参考文献31附 录33年产量30万吨液氨脱硫工段工艺设计摘要：本设计对半水煤气净化脱硫工艺进行了设计计算，着重设计计算了脱硫过程的物料衡算，热量衡算，脱硫塔尺寸的计算及辅助设备的选取，并对主要设备进行了机械强度校核。本设计采用栲胶法脱除半水煤气中的硫化氢，设计中进入脱硫塔气体中的H2S含量为2.4g/m3，净化后H2S含量为0.05 g/m3。在进行物料衡算时，由115463.685m3/h的原料气进入脱硫塔，计算得脱硫量为271.35kg/h，脱硫液循环量为2984.73m3/h。另外分别对换热器和熔硫釜进行了热量衡算，算得换热器的热负荷2.73×106KJ/h，冷却水消耗量为130.00m3/h；熔硫釜的热负荷为479155.94 KJ/釜，蒸汽消耗量为2420.04Kg/釜。计算得塔径为4.0m，塔高14.8m，填料层高度5.2m，压降为550Pa。本设计共绘制两张图，分别为脱硫塔设备图、工艺流程图。关键词：栲胶法；半水煤气；工艺计算The Process Design of Ammonia Desulfurization Section For 300000 tons per yearAbstract：The design calculation in design of coke oven gas purification desulfurization technology, focus on design calculation of the desulfurization process of key equipment, including material balance, heat balance, the packed tower reactor size calculation and selection of ancillary equipment, and probes into the main equipment mechanical intensity. The material balance the extract method, removing the hydrogen sulfide in coke oven gas desulfurization tower in the design of H2S in the gas content is 2.4 g/m3, after purifying H2S content is 0.05 g/m3. When carries on the material balance, by 115463.685m3/h of the feed gas into the desulfurization tower, the calculated amount of desulfurization is 271.35kg/h, the desulfurization liquid circulation volume of 2420.04m3 / h. The heat balance for washing tower, sulfur foam tank and the sulfur melting kettle has carried on the heat balance, calculate the heat load of washing tower is 2.73×106KJ/h, 130.00m3/ h cooling water consumption; The heat load of the sulfur melting kettle is 479155.94 KJ , steam consumption is 2420.04 Kg.Intensity tower body wall thickness is 12 mm, the head thickness is 12 mm. The wind load level with maximum sustained winds of 27216 Pa for checking.Calculated the tower diameter is 4.0 m, 14.8m high tower, packing layer height is 5.2m, the pressure drop of 490.5Pa.The design is to draw two pictures, were packed tower equipment, process flow diagram.Keywords: extract method; coke oven gas; process calculation引 言半水煤气中硫化物按其化合态可分为两类：无机硫化物，主要是硫化氢（H2S），有机硫化物，如二硫化碳（），硫氧化碳（COS），硫醇（）和噻吩（）等。有机硫化物在温度下进行变换时，几乎全部转化为硫化氢。所以煤气中硫化氢所含的硫约占煤气中硫总量的90%以上，因此，煤气脱硫主要是指脱除煤气中的硫化氢，半水煤气中含硫化氢815g/m3，此外还含0.51.5g/m3氰化氢。硫化氢在常温下是一种带刺鼻臭味的无色气体，其密度为1.539kg/m3。硫化氢及其燃烧产物二氧化硫（）对人体均有毒性，在空气中含有0.1%的硫化氢就能致命。煤气中硫化氢的存在会严重腐蚀输气管道和设备，如果将煤气用做各种化工原料气，如合成氨原料气时，往往硫化物会使催化剂中毒，增加液态溶剂的黏度，影响产品的质量等。因此，必须进行煤气的脱硫。第一章 概 述1.1半水煤气净化的现状煤气的脱硫方法从总体上来分有两种：热煤气脱硫和冷煤气脱硫。在我国，热煤气脱硫现在仍处于试验研究阶段，还有待于进一步完善，而冷煤气脱硫是比较成熟的技术，其脱硫方法也很多。冷煤气脱硫大体上可分为干法脱硫和湿法脱硫两种方法，干法脱硫以氧化铁法和活性炭法应用较广，而湿法脱硫以砷碱法、ADA、改良ADA和栲胶法颇具代表性。湿法脱硫可以处理含硫量高的煤气，脱硫剂是便于输送的液体物料，可以再生，且可以回收有价值的元素硫，从而构成一个连续脱硫循环系统。现在工艺上应用较多的湿法脱硫有氨水催化法、改良蒽醌二磺酸法（A.D.A法）及有机胺法。其中改良蒽醌二磺酸法的脱除效率高，应用更为广泛。但此法在操作中易发生堵塞，而且药品价格昂贵，近几年来，在改良A.D.A的基础上开发的栲胶法克服了这两项缺点。它是以纯碱作为吸收剂，以栲胶为载氧体，以为氧化剂。基于此，在半水煤气脱硫工艺的设计中我采用湿式栲胶法脱硫工艺。1.2栲胶的认识栲胶是由植物的皮，果，茎及叶的萃取液熬制而成的。其主要成分为丹宁，约占66%，以栲胶来配制脱硫液效果最佳。栲胶的主要成分为多种水解丹宁，是有许多结构相似的酚类衍生物所组成的多酚基化合物，由于其含有许多活泼的烃基，所以具有很强的吸氧能力，在脱硫过程中起着载氧的作用。碱性栲胶脱硫液是由栲胶，碳酸钠及偏钒酸钠等主要成分构成的水溶液。栲胶水溶液在空气中易被氧化，即丹宁中较活泼的羟基易被空气中的氧氧化，生成醌态化合物。特别是当溶液的PH值大于9的时候，丹宁的氧化特别显著。由于栲胶水溶液在较高浓度时成为典型的胶体溶液，并且在较低温度时容易出现及沉淀，因此在配制脱硫液前必须对栲胶水溶液进行熟化预处理。即将含栲胶2033g/l，Na2CO3380133g/l的栲胶谁溶液直接通蒸汽与空气，在8090°C的条件下氧化1024h，破坏其胶性。然后加及软水或稀氨水，配制成含栲胶1.02.6g/l，Na2CO3 22.3g/l，3.24 g/l, 22.5g/l 脱硫液，送入脱硫液储存槽，稀释后使用。脱硫过程中，酚类物质经空气再生氧化成醌态，因其具有较高电位，故能将低价钒氧化成高价钒，进而使吸收在溶液中的硫氢根氧化、析出单质硫。同时丹宁能与多种金属离子（如钒、铬、铝等）形成水溶性络合物；在碱性溶液中丹宁能用与铁、铜反应并在其材料表面形成丹宁酸性薄膜，因而具有防腐蚀作用。由于栲胶水溶液是胶体溶液，在将其配制成脱硫液之前，必须对其进行预处理，以消除共胶体性和发泡性，并使其由酚态结构氧化成醌态结构，这样脱硫溶液才具有活性。在栲胶溶液氧化过程中，伴随着吸光性能的变化。当溶液充分氧化后，其消光值则会稳定在某一数值附近，这种溶液就能满足脱硫要求。将纯碱溶液用蒸汽加热，通入空气氧化，并维持温度8090，恒温10h以上，让丹宁物质发生降解反应，大分子变小，表面活性物质变成非表面活性物质，达到预处理目的。1.3 栲胶法脱硫的优缺点1.3.1优点栲胶法脱硫是目前工业化生产中应用较多的湿式脱硫方法，它本身有许多优越之处，但是与此同时，也存在着许多的不足。栲胶是聚酚类（丹宁）物质，可替代ADA作为载氧体，价格低廉，栲胶本身还是良好的络合剂，不需要添加酒石酸钾钠的络合剂。此法的吸收效果与ADA相近，且具有不容易堵塞脱硫塔填料，栲胶资源丰富，价格便宜以及脱硫液活性好，性能稳定，腐蚀性小等优点。此外，脱硫效率大于98，所析出的硫容易浮选和分离。栲胶法脱硫整个脱硫和再生过程为连续在线过程，脱硫与再生同时进行，不需要设置备用脱硫塔。煤气脱硫净化程度可以根据企业需要，通过调整溶液配比调整，适时加以控制，净化后煤气中H2S含量稳定。（1）栲胶资源丰富、价格低廉、无毒性、脱硫溶液成本低，因而操作费用要改良ADA法低。（2）脱硫溶液的活性好、性能稳定、腐蚀性小。栲胶本身既是氧化剂，又是钒的络合剂，脱硫溶液的组成比改良ADA法简单，且脱硫过程没有硫磺堵塔问题。（3）脱硫效率大于98%，所析出的硫容易浮选和分离。（4）栲胶法脱硫整个脱硫和再生过程为连续在线过程，脱硫与再生同时进行，不需要设置备用脱硫塔。（5）煤气脱硫净化程度可以根据企业需要，通过调整溶液配比调整，适时加以控制，净化后煤气中H2S含量稳定。1.3.2缺点（1）配制脱硫液和往系统中补加时都要经过加热溶化制备过程。（2）设备较多，工艺操作也较复杂，设备投资较大。1.3.3硫化物对作为原料气生产工艺过程的危害（1）对催化剂的危害 硫使甲烷化催化剂，高（中）温变换催化剂，甲醇合成催化剂何氨合成催化剂的主要毒物之一，能使它们的活性和寿命降低；（2）对产品质量的危害 碳铵生产过程中，当变换气中硫化氢含量高时，在碳化母液中积累增高。使母液粘度增大，碳铵结晶变油，不仅造成分离困难，同时，由于生成FeS沉淀致使碳铵颜色变黑；（3）在尿素生产过程中，硫化氢进入尿素合成塔时会生成硫脲，污染尿素产品，降低产品质量；（4）对铜洗操作的危害 铜氨液吸收硫化氢生成CuS沉淀，这种沉淀物颗粒很细，悬浮在溶液中导致溶液粘度增大，发泡性增强，铜耗上升，破坏铜洗系统的正常运行；（5）对金属腐蚀 硫化氢能使碳钢设备及管线发生失重腐蚀，应力腐蚀，氢脆和氢鼓泡，使设备及管线寿命减短；（6）对人体的毒害 硫化氢是强烈的神经毒物，硫化氢经呼吸系统进入血液中来不及氧化时就会引起会全身中毒反应，随硫化氢浓度的增加会造成呼吸麻痹，窒息以致停止呼吸而死亡。因此，为了提高企业最终产品质量和保持人们优良的生存环境，对半水煤气进行脱硫是非常必要的。1.3.4半水煤气脱硫系统的正常开车操作要点（1）检查各设备，管道，阀门，分析取样及电器，仪表等，必须正常完好。（2）检查系统内所有阀门的开关位置，应符合开车要求；（3）与供水，供电，供气部门及造气，压缩工段联系，作好开车准备；（4）将脱硫液成分调整在工艺指标范围内；（5）氨规程进行系统吹净，清洗，试漏和置换工作（系统未经检修处于保压状况下对的开车，不进行该项工作）；（6）调净气柜出口水封积水；（7）开启各气体换热器和清洗塔进水阀，并调节好水量及各塔液位；（8）开启贫液泵进口阀，启动贫液泵，向脱硫塔打入脱硫液，并调节好液位；（9）开启富液泵进口阀，启动富液泵，向再生槽送液；（10）根据脱硫液循环量和再生液槽液位，调节好贫液泵，富液泵的打液量，并控制好贫液槽，富液槽液位计流量；（11）开启罗茨鼓风机，并调节好半水煤气流量；（12）根据半水煤气流量大小，调节好液气比。适当开启清洗塔，放空阀，半水煤气脱硫合格后，与压缩工段联系，并关闭放空阀，向压缩机一段送气；（13）根据再生槽的硫泡沫形成情况，调节液位调节器，保持硫泡沫的正常溢流；（14）分析半水煤气中氧含量合格后，开启静电除焦油塔。1.3.5脱硫后硫化氢含量高的主要原因（1）进入系统的半水煤气中硫化氢含量过高，或进塔半水煤气气量过大；（2）脱硫液循环量小；（3）脱硫液成分不当；（4）脱硫液再生效率低或悬浮硫含量高；（5）进脱硫塔的半水煤气或贫液温度高；（6）脱硫塔内气液偏流，影响脱硫效率；1.3.6脱硫后硫化氢含量高的处理方法（1）联系造气工段更换含硫量低的煤炭，降低进脱硫系统半水煤气中的硫化氢含量或适当减少半水煤气气量；（2）适当加大脱硫液循环量；（3）把脱硫液成分调整扫工艺指标要求范围内；（4）检修喷射再生器或适当提高溶液进再生器的压力，增加自吸空气量，提高溶液的再生凶案绿；检修离心机滤网，减少漏泡沫量，增加再生槽硫泡沫的溢流量，减少溶液中悬浮硫含量；（5）加大气体冷却器的冷却水，降低进系统半水煤气温度；第二章 生产流程说明2.1反应机理反应机理是脱硫的根本，也是整个脱硫过程中的核心部分。以下是栲胶法脱硫的反应机理。（1）碱性水溶液吸收H2SNa2CO3+H2SNaHS+NaHCO3（2）五价钒络合物离子氧化HS-析出硫磺，五价钒被还原成四价钒（3）醌态栲胶氧化四价钒成五价钒，空气中的氧氧化酚态栲胶使其再生，同时生成H2O2。TQ（醌态）+V4+2H2OTHQ（酚态）+V5+2OH-2THQ+O22TQ+H2O2（4）H2O2氧化四价钒和HS-H2O2+V4+V5+2OH-H2O2+HS-H2O+S+OH-（5）当被处理气体中有CO2、HCN、O2时产生如下副反应。NaCO3+CO2+H2O2NaHCO3Na2CO3+2HCN2NaCN+H2O+CO2NaCN+SNaCNS2NaCNS+5O2Na2SO4+CO2+SO2+N22NaHS+2O2Na2S2O3+H2O2.2主要操作条件溶液的主要组分是碱度、NaVO3、栲胶。溶液的总碱度与其硫容量成线性关系，因而提高总碱度是提高硫容量的有效途径，一般处理低硫原料气时，采用的溶液总碱度为0.4N，而对高硫含量的原料气则采用0.8N的总碱度。PH值再8.59.0。碱度过高，副反应加剧。NaVO3含量 NaVO3的含量取决于脱硫液的操作硫容，即与富液中的HS-浓度符合化学计量关系。应添加的理论浓度可与液相中HS-的摩尔浓度相当，但在配制溶液时往往要过量，控制过量系数在1.31.5左右。栲胶浓度：作为氧载体，栲胶浓度应与溶液中钒含量存在着化学反应的计量关系。从络合作用考虑，要求栲胶浓度与钒浓度保持一定的比例，同时还应满足栲胶对碳钢表面缓蚀作用的含量要求。目前还无法有化学反应方程计算所需的栲胶浓度，根据实践经验，比较适宜的栲胶与钒的比例为1.11.3左右。工业生产中使用的溶液组成见表2.2表2.2 工业生产使用的栲胶溶液组成溶液类别总碱度NNa2CO3(g·L-1)栲胶(g·L-1)NaVO3(g·L-1)稀溶液0.4341.81.5浓溶液0.8688.47.0温度：操作温度低，再生效果差；温度过高，副反应加剧，生成大量硫代硫酸钠灯盐类，常温范围内，H2S、CO2脱除率及Na2S2O3生成率与温度关系不敏感。再生温度在45以下，Na2S2O3的生成率很低，超过45时则急剧升高。通常吸收与再生在同一温度下进行，约为3040。CO2的影响：栲胶脱硫液具有相当高的选择性。在适宜的操作条件下，它能从含99的CO2原料气中将200mg/m3（标）的H2S脱除至45mg/m3（标）以下。但由于溶液吸收CO2后会使溶液的PH值下降，使脱硫效率稍有降低。2.3 工艺流程来自除尘工段的半水煤气从脱硫塔底部进入，与塔顶上喷淋下来的栲胶脱硫液逆流接触，再极短时间内完成吸收硫化氢的反应。脱除硫化氢的半水煤气由塔顶出来，经旋流板，分离器分离掉所夹带的液滴后去压缩工段。脱硫后的富液由塔底出来去脱硫塔液封槽，液封槽出来进入富液槽，然后又再生泵加压送到喷射器，在喷射器内自吸空气并在喉管及扩散管内进行反应，然后液气一起进入在再生槽，由底部经筛板上翻，进行栲胶溶液的氧化再生和硫泡沫浮选，再生后的贫液流入贫液槽，再生脱硫泵分别送往脱硫塔，循环使用。喷射再生槽顶浮选出来的硫泡沫自动溢流入中间泡沫槽，再由泡沫泵抽硫泡沫到上泡沫槽，经加温，搅拌，静止分层后，排去上清液，该上清液流入富液槽内，硫泡沫经真空过滤机过滤，滤液流入地下槽，硫膏进入熔硫釜进行熔硫，熔融硫流入铸模，待冷却成型后即成为副产品，硫膏。拟设计栲胶法脱硫及再生反应过程如下：（1） 吸收：在脱硫塔内原料气与脱硫液逆流接触硫化氢与溶液中碱作用被吸收；（2） 析硫：在反应槽内硫氢根被高价金属离子氧化生成单质硫；（3）再生氧化：在喷射再生槽内空气将酚态物氧化为醌态；以上过程按顺序连续进行从而完成气体脱硫净化，湿法脱硫和再生工艺流程如下(见图)：图2.3 湿法栲胶脱硫工艺流程简图2.4主要设备介绍2.4.1脱硫塔脱硫塔用于要求高的H2S脱除效率。用作脱硫的脱硫塔每段填料间设有人孔，以供检查用。脱硫塔结构简单，造价低廉，制造方便。这种塔体，喷淋装置，填料再分布器，栅板以及气，液的进出口等部件组成。而填料是脱硫塔的核心部作分，脱硫塔操作性能的好坏与所选的填料有很大的关系，选择填料应当遵循一下原则：单位体积填料的表面积大，气液相接触的自由体积大；填料空隙率要大，气相阻力小；重量轻，机械强度高；耐介质腐蚀，经久耐用，价格低廉。而填料的类型，尺寸和堆积方式决定于所处理的介质的性质。气液流量的大小和允许的压力降。本次设计，我选用的是塑料阶梯环的乱堆填料，这种填料使填料再床层中以点接触为主，床层均匀，空隙率大，气流阻力小，利于下流液体的聚集及分散，利于液膜的表面更新，故传质效率高，通常较鲍尔环提高10%，压降减少25%。填料的作用是完成对脱硫液及气体的再分布，同时为气液分布提供较大的相界面。脱硫液从塔顶经分布器均匀喷淋在填料上，再填料表面形成液膜，并向下流动，与经填料空隙上升的气体接触，完成对H2S的吸收。2.4.2氧化槽 世界上使用最多的是有空气分布板的垂直槽，圆形多孔板安装于氧化槽的底部，孔径一般为2mm，空气压力必须克服氧化槽内溶液的压头与分布板的阻力，空气在氧化器的截面均匀的鼓泡，液体与空气并流向上流动，硫泡沫在槽顶部的溢流堰分离，分离硫后的清液在氧化槽顶部下面一点引出。这种形式的氧化槽需要鼓风机将空气压入。中国很多工厂使用一种自吸空气喷射型的氧化槽，不需要空气鼓风机。液体加压从喷嘴进入，空气从文丘里的喉管吸入。氧化槽是一大直径的圆槽，槽内放置多支喷射器。氧化槽目前使用最佳的是双套筒二级扩大式，脱硫液通过喷射再生管道反应，氧化再生后，经过尾管流进浮选筒，在浮选筒进一步氧化再生，并起到硫的浮选作用。由于再生槽采用双套筒，内筒的吹风强度较大，不仅有利于氧化再生，而且有利于浮选。内筒上下各有一块筛板，板上有正方形排列的筛孔，直径15mm，孔间距20mm，开孔率44%。内筒吹风强度大，气液混合物的重度小，而内外筒的环形区基本上无空气泡，因此液体重度大。在内筒和环形空间由于重度不同形成循环。氧化槽的设计有如下三个基本参数要求的空气流量；氧化器的直径；有效的液体容积。空气流量正比于硫的产量、反比于液体在氧化器内的有效高度，比值可按氧化器内每米有效液面高度氧利用率为0.6%0.7%来计算。氧化器直径正比于空气流量与空气比重的平方，为了得到良好的硫浮选，空气流速一般选2530m3/(min·m2)截面。液体在氧化器的停留时间正比于液体流量，要求的停留时间与氧化器数量有关，当用一个氧化器时，停留时间约45min，用两个氧化器停留时间不超过30min，多级氧化器有较高的气液传质效率，第一个氧化器出来的液体供给第二个氧化器，硫泡沫从第二个氧化器顶部分离，第一个氧化器的空气流量大，增大湍流使传质加快。第二个氧化器空气流量较小，使硫浮选。2.4.3反应槽内有隔板以块。主要作用是增加脱硫液的反应时间。2.4.4贫液泵完成对贫液的升压与输送任务。H=54m,10SH-6A,Q=468 m3/h。2.4.5硫泡沫槽硫泡沫槽是一锥形底的钢制圆筒，槽顶设有1525转/min的搅拌机一个，以保持槽内硫泡沫经常呈悬浮状态。此槽容积可按存放36h的硫泡沫存量计算。2.4.6过滤器工业上常用连续作业的鼓形真空过滤机，所需过滤面积可按每1m2过滤面积于1h内能滤过干燥硫磺6080kg计算。通常采用的真空过滤机，当过滤面积为10m2时，其直径为2.6m，长为1.3m。2.4.7 熔硫釜熔硫釜是一个装有直接蒸汽和间接蒸汽加热的设备，其操作压力通常为0.4MPa。其容积按能充满70%75%计算，而放入的硫泡沫含有40%50%的水分。对于直径1.2m，有效高度2.5m的熔硫釜，每次熔化所需的时间约为34h。第三章 工艺计算3.1 物料衡算3.1.1 基础数据（1）半水煤气成分组分COCO2H2N2O2CH4Ar体积/%27.539.3139.5320.500.861.780.49（2）脱硫液成分组分Na2CO3NaHCO3总碱总矾栲胶浓度（g/L）5.050.626.80.61.5（3）半水煤气中H2S，C1=2.4g/m3（4）入换热器半水煤气温度，t1=55（5）出换热器入脱硫塔半水煤气温度，t2=40 （6）入脱硫塔半水煤气压力，0.04MPa（表压）3.1.2 计算原料气的体积及流量以每年330个工作日，每天工作24小时连续生产，则每小时生产合成氨为：300000÷（330×24）=37.87t/h考虑到在合成时的损失，则以每小时生产37.92吨计算为基准，所以Kmol/h则合成NH3所需要N2的物质的量为 Kmol/h考虑到半水煤气经过洗涤、脱硫、变换等工序到合成的过程中氨气的损失，则损失率以1%计，则半水煤气中氮气的物质的量为Kmol所以原料气中的体积为： 根据原料气中各气体的体积比，则其他气体的体积为：根据气体方程，将0、101.325KPa下的体积换算成55、0.04MPa（表压）下的体积为：则进入脱硫塔的气体的流量G=115463.685 根据气体中H2S的含量计算H2S的质量入脱硫塔中H2S的质量： 根据设计要求，出塔气体中的H2S含量为0.05g/m3，则塔的脱硫效率是=（2.4-0.05）/2.4=97.92%由于原料气中H2S的含量低，故在脱硫的过程中原料气进入脱硫塔和出脱硫塔的体积流量视为不变，则出塔气体的流量所以出塔气中H2S的质量为故在脱硫塔中吸收的H2S的质量为 脱硫液循环量的计算取脱硫液中硫容量为S=100g/m3根据液气比L/G=(C1-C2)/S式中： C1为进脱硫塔气体中硫化氢的含量，g/m3C2为出脱硫塔气体中硫化氢的含量，g/m3S为硫容量，g/m3L为脱硫液的循环量，m3/hG为进脱硫塔气体的流量，m3/h则液气比为L/G=(C1-C2)/S=（2.4-0.05）/100=0.0235脱硫液的循环量因脱硫液在循环中有损失及再生率为95%，去损失率为10%则液体的循环量为 生产Na2S2O3消耗的H2S的质量G2，kg/h取Na2S2O3的生成率为H2S脱除量的8%，则 G2 =271.335×8%=21.7068 Kg/h Na2S2O3的生成量G3，kg/h2H2SNa2S2O3式中：Na2S2O3的分子量H2S的分子量 G3 =20.7068×158/（2×34）=50.43Kg/h 理论硫回收量G4，kg/h式中：硫的分子量 G4=（271.33521.7068×32/34=234.945Kg/h理论硫回收率，=G4/G1=86.59% 生成Na2S2O3消耗的纯碱量G5，kg/h式中：Na2CO3的分子量 G5=50.43×106÷158=33.84Kg/h 硫泡沫生成量G6，kg/m3式中：S1硫泡沫中硫含量，kg/m3,取S1=30kg/m3 入熔硫釜硫膏量式中：S2硫膏中硫含量，kg/m3,取S1=20%（质量分数）表3.1 物料衡算表（以每小时计）入脱硫塔气体流量115463.685m3出脱硫塔气体流量115463.685m3脱硫塔循环量2984.73 m3硫泡沫生成量7.8315 m3硫化氢吸收量271.335Kg硫膏量1174.725kg消耗的纯碱量33.84kg硫代硫酸钠生成量50.43kg3.2 热量衡算（以0为计算基准）3.2.1 基础数据半水煤气的平均式量半水煤气的密度：半水煤气的质量流量脱硫液密度计算用公式脱硫液入脱硫塔时的温度，则入脱硫塔脱硫液的质量流量脱硫液出脱硫塔时的温度出脱硫塔脱硫液的质量流量 平均比热容的计算根据比热容的计算式 将半水煤气中的各组分的a、b、c值列于表中表3.2 摩尔定压热容与温度关系物质COH2CO2N2O2CH4a26.53726.8826.7527.3228.1714.15b/10-37.68314.34742.2586.2266.29775.496c/10-6-1.172-0.3265-14.25-0.9502-0.7494-17.9955的比热容同理的40的比热容故半水煤气在55的比热容半水煤气在40的比热容脱硫液的比热容CP，J/（g）脱硫液的进口温度为35，则进口时的比热容脱硫液的出口温度约为35，则出口时的比热容3.2.2 换热器热量衡算 换热器热负荷Q1，KJ/h式中：G0入换热器半水煤气量 冷却水消耗量W3，m3/h式中：冷却水温升，取=5，CH2O=4.2KJ/（Kg）, =1000Kg/m33.2.3 熔硫釜热量衡算 熔硫釜热负荷 Q3,KJ/釜式中：G8每一釜硫膏量，m3/釜，设全容积为1.6m3,熔硫釜装填系数为75%，则G8=1.6 0.75=1.2m3/釜Cs硫膏比热容，,Cs=1.8硫膏密度，kg/m3, =1500kg/m3加热终温， =135入釜温度， =80硫膏的熔融热，KJ/kg, =28.69 KJ/kg熔硫釜向周围空间的散热系数，熔硫釜表面积，m2, 熔硫釜所需时间，h硫膏中含硫膏50%表示硫膏温升吸收热量；表示硫膏熔融吸收热量；表示向环境散热量 蒸汽消耗量，W5，KJ/釜 式中：130蒸汽的液化热，第四章 主要设备的工艺尺寸和选型4.1填料脱硫塔设计计算4.1.1塔径的确定塔径可以用下式计算由贝恩霍根关联式得=-1.457圆整得， 5.3m 塔径考虑到脱硫塔的塔径过大，本设计采用两个脱硫塔，原料气流量和脱硫液流量变成二分之一，通过上述公式计算出D =3.75m圆整后D =4m式中：泛点气速,流体质量流速，气体质量流速， 填料比表面积，m2/m3，选用50mm×25 mm×1.5mm塑料阶梯环，= 114 m2/m3 ； 填料孔隙率，m3/m3，溶液粘度，m·Pa·s， ；气体密度，Kg/m3，= 1.04Kg/m3 ；液体密度，Kg/m3， = 1046.26Kg/m3 ；关联常数，查相关数据表得A=0.204,K=1.75； 重力加速度，m/s2 , = 9.81 m/s2； D 脱硫塔直径，m ；4.1.2填料层高度计算吸收过程传质系数KG的计算 6KG = Au1.3CNa0.1B-0.01 式中 KG 传质系数，kg/m2·h·MPa ；A 经验数，A = 10；u 操作气速，m/s ；CNa 溶液中Na2CO3的含量，CNa= 5 g/L；B 吸收过程液气比，B = LT / G0 =，则吸收过程平均推动力Pm式中：P1 脱硫塔入口气相H2S分压 ，atm ；P1 = P0C1×22.4/M H2S =1.4×2.5×22.4/34×1000 =0.00221atmP2 脱硫塔出口气相H2S分压 ，atm ；P2 = PiC2×22.4/M H2S =1.37×0.05×22.4/34×1000 =0.0000451 atm；P0 脱硫塔入口压力 ，atm ，P0 = 1.40atm ；Pi 脱硫塔出口压力 ，atm ，Pi = 1.37atm ；P1*，P2* 脱硫塔入，出口气相H2S平衡分压 ，Mpa ，溶液中H2S含量很低，可以忽略。P1*= P2*=0（表压）则，所需传质面积的计算AP=G1/KGPm =271.3355/(18.71×0.000556) =13041.5m2填料层高度HP=AP/0.785D2=13041.5/(0.785×5.32×114 )=5.2m考虑到计算公式的偏差实际取填料高度为：HP =5.2说明：填料高度根据所需的传质单元理论板数来推算出。算出的高度太大则分成若干段，每段一般不宜超过6m，或按推荐的倍数来选定，对于拉西环，每段填料层高度为塔径的3倍，对于鲍尔环及鞍形填料为510倍，为3液位分布良好，两段之间液体再分布装置。4.1.3压降的计算采用Eckert通用关联图计算填料层压降10横坐标为： 纵坐标为：式中：空塔气速，m/s重力加速度，9.81m/s2填料因子，m-1液体密度校正系数，=/,液体,气体的密度，液体粘度，,液体，气体的质量流量，查附图1得填料层压降为塔径与填料尺寸之比：4000/50=80> 10 所以填料选择正确。最小润湿速率取为：查附录知最小喷淋密度：操作喷淋密度： 塔截面积：A=0.785D2=0.785×42=12.56m2式中：A塔截面积，m2D塔径，m ；填料个数N =d-3 = 0.77×（0.05）-3= 6160 个/m3式中：N单位体积内填料的个数，个/m3 ；d填料尺寸，m ；常数，=0.77 ；持液量的计算：Ht = 0.143(L/de)0.6 = 0.143×(1492.36/0.05)0.6 =69.23m3液体/m3填料式中：Ht总持液量，m3液体/m3填料 ；L液相流率，m3/m2·h ；de填料直径,m ；4.2 辅助设备的计算选型4.2.1 液体分布装置（喷淋装置）喷淋装置的作用是使液体的初始分布尽可能地均匀。液体喷淋装置设计不合理，将导致液体分布不量，减少填料的润湿面积，增加沟流和壁流现象，直接影响填料的处理能力和分离效率。液体喷淋装置的结构设计要求：能使整个截面的填料表面很好的润湿，均匀法分散液体，通过不易堵塞，结构简单，制造维修方便等。本次设计采用溢流型槽式分布器。这种分布器适应性能较好，特别适宜大流量操作。采用溢流槽式布液器，具体尺寸如表4.1表4.1 溢流分布器尺寸塔径(mm)喷淋槽分配槽液体负荷范围外径（mm）数量中心距（mm）数量中心距（mm）（m