焦炉煤气湿法脱硫工艺设计初样.docx

1 绪 论
1.1概述
焦炉煤气粗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，焦炉煤气中含硫化氢8～15g/m3，此外还含0.5～1.5g/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/nm3。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。
1.2焦炉煤气净化的现状
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，在焦炉煤气脱硫工艺的设计中我采用湿式栲胶法脱硫工艺。
1.3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20～33g/l，Na2CO3380～133g/l的栲胶谁溶液直接通蒸汽与空气，在80～90°C的条件下氧化10～24h，破坏其胶性。然后加及软水或稀氨水，配制成含栲胶1.0～2.6g/l，Na2CO3 22.3g/l，3.24 g/l, 2～2.5g/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。通常制备栲胶溶液的预处理条件列举在表1中：
表1 制备栲胶溶液的与处理条件
方法
项目
用Na2CO3配制溶液
栲胶浓度∕(g·L-1)
10～30
碱度∕N
1.0～2.5
氧化温度∕℃
70～90
空气量
溶液不翻出器外
消光值
稳定在0.45
将纯碱溶液用蒸汽加热，通入空气氧化，并维持温度80～90℃，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。
H2SH2S1.4 栲胶法脱硫的优缺点
1.4.1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。
1.4.2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）1.4.3硫化物对作为原料气生产工艺过程有何危害
21.4.4粗煤气脱硫系统的正常开车操作要点1.4.5脱硫后硫化氢含量高的主要原因1.4.6脱硫后硫化氢含量高的处理方法1.5 设计任务的依据
工艺参数：
粗煤气入吸收塔时H2S的含量，C1=10 g/m3
净化气中H2S的含量，C2=0.15 g/m3
入吸收塔焦炉煤气量，G0 = 24000m3/h
入冷却塔焦炉煤气温度，t1=50 ℃
出冷却塔入吸收塔焦炉煤气温度，t2=35 ℃
入吸收塔焦炉煤气压力，1.39atm(表)
设计目标：
净化煤气中H2S浓度≤0.15 g/m3

2 生产流程及方案的确定
焦炉煤气的净化主要是要脱除煤气中的H2S，脱硫的方法有两种：干法脱硫、湿法脱硫。
干法脱硫既可以脱除无机硫，又可以脱除有机硫，而且能脱至极精细的程度，但脱硫剂再生较困难，需周期性生产，设备庞大，不宜用于含硫较高的煤气，一般与湿法脱硫相配合，作为第二级脱硫使用。
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。

3 生产流程说明
3.1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。
3.1.1碱性水溶液吸收H2S
Na2CO3+H2S→NaHS+NaHCO3
3.1.2五价钒络合物离子氧化HS-析出硫磺，五价钒被还原成四价钒
2V5++HS1-→2V4++S+H1+
3.1.3 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++2H2O→THQ（酚态）+V5++2OH-
2THQ+O2→2TQ+H2O2
3.1.4 H2O2氧化四价钒和HS-
H2O2+V4+→V5++2OH-
H2O2+HS-→H2O+S+OH-
3.1.5 当被处理气体中有CO2、HCN、O2时产生如下副反应：
NaCO3+CO2+H2O→2NaHCO3
Na2CO3+2HCN→2NaCN+H2O+CO2
NaCN+S→NaCNS
2NaCNS+5O2→Na2SO4+CO2+SO2+N2
2NaHS+2O2→Na2S2O3+H2O
3.2主要操作条件
3.2.1溶液组分
溶液的主要组分是碱度、NaVO3、栲胶。
3.2.1.1 碱度
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8.5~9.0。碱度过高，副反应加剧。
3.2.1.2 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1.3～1.5左右。
3.2.1.3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1.1～1.3左右。工业生产中使用的溶液组成见下表2：
表2 工业生产使用的栲胶溶液组成
溶液类别
总碱度∕N
Na2CO3∕(g·L-1)
栲胶∕(g·L-1)
NaVO3∕(g·L-1)
稀溶液
0.4
3～4
1.8
1.5
浓溶液
0.8
6～8
8.4
7.0
3.2.2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30～40℃。
3.2.3 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。
3.3 工艺流程
脱硫及再生反应过程如下：
（1） 吸收：在吸收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)：

1－分离器；2－脱硫塔；3－水封；4－循环槽；5－溶液泵；6－液位调节器；
7－再生槽；8－硫泡沫槽；9－真空过滤机；10－熔硫釜；11－空气压缩机；
图1 湿法栲胶脱硫工艺流程简图
3.4主要设备介绍
3.4.1填料塔
填料塔用于要求高的H2S脱除效率。用作脱硫的填料塔每段填料间设有人孔，以供检查用。（φ50mm×25 mm×1.5mm）的乱堆填料，这种填料塑料的表面较光滑，所以不易被硫堵塞，用这种填料同时有很高的脱硫效率。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。
3.4.2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①要求的空气流量；②氧化器的直径；③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25～30m3/(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。
3.4.3反应槽
内有隔板以块。主要作用是增加脱硫液的反应时间。
3.4.4贫液泵
完成对贫液的升压与输送任务。H=54m,10SH-6A,Q=468 m3/h。
3.4.5硫泡沫槽
硫泡沫槽是一锥形底的钢制圆筒，槽顶设有15～25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3～6h的硫泡沫存量计算。
3.4.6 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60～80kg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。
中国最近使用戈尔膜过滤器来过滤硫泡沫。该过滤元件是由多振过滤薄膜袋组成，多孔膜的材料是聚四氟乙烯薄膜，可根据工作负荷的大小调整过滤薄膜袋的数量和膜的孔径，以达到良好的过滤效果，单台过滤器的膜面积为22.5～50m2。
戈尔薄膜滤料由于表面有一层致密而多孔的薄膜，不需要传统滤料的初始滤饼层，一开始过滤就是有效过滤，当经过一段时间后滤饼层积累到一定厚度，同样也影响过滤流量，这时可以给滤料一个以秒计的反向推动力，将滤料表面全部的滤饼迅速而轻松地从滤料表面推卸下来，称为反清洗。由于聚四氟乙烯自身的化学特性，它与任何物质均不粘连，因而所有的滤饼均可被清洗下来，滤料又恢复新滤料的过滤能力，这样过滤，反清洗，再过滤，再反清洗，一次又一次循环。这一工艺可在同样的时间内达到传统过滤器5～20倍的过滤流量，而用传统的过滤材料是无法实现这种频繁的反清洗工艺的。
戈尔过滤器是由罐体、管路、花板、滤芯、气动挠性阀、自动控制系统等组成。戈尔膜过滤器一般安装在硫泡沫槽后。泡沫液经1#阀进入过滤器，空气经3#阀排放后关闭3#阀，溶液经上腔进入贮槽。过滤一段时间后滤饼达到定值时，控制系统进入反冲状态，1#、2#、4#阀自动切换，反冲清膜，滤饼脱离袋沉降到锥底部，系统重新进入过滤状态。滤饼达到一定量时，开6#阀排硫膏，去熔硫釜熔成硫磺或脱水生成硫膏出售。
使用戈尔膜过滤器，可将硫泡沫高度净化，如进过滤器前悬浮硫含量为8g/L，出膜过滤器清液悬浮硫含量8mg/L，取出的硫是硫膏，水分含量低，缩短了熔硫釜的熔硫时间，并节省蒸汽。
3.4.7 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3～4h。
脱硫主要设备都用碳钢制作，因为其价格低廉，同时在许多的场合其性能可以满足使用的要求。为了防止设备被腐蚀，除选择适当的耐腐蚀材料制造设备外，还可以采用防腐措施对设备进行防腐。如在吸收塔，再生器的内表面可适当的涂覆保护层。或添加缓蚀剂等。而泵的密封采用机械密封，以减少溶液的漏损。机械密封是一种功耗小，泄漏率低，密封性能可靠，使用寿命长的转轴密封，被广泛地应用于各个技术领域中。以减少溶液的漏损。机械用适当的涂料涂刷为了防腐，在吸收塔、再生器的表面可用适当的涂料涂刷。

4 工艺计算书
4.1原始数据
4.1.1焦炉煤气组分：
组分
CO
CO2
H2
N2
O2
CH4
Ar
体积/%
26.97
10.13
39.82
20.93
0.39
1.3
0.49
4.1.2脱硫液组分：
组分
Na2CO3
NaHCO3
栲胶
NaVO3
浓度∕g/L
22.3
3.24
2.1
2.3
4.1.3设计工艺参数
焦炉煤气中H2S初始含量C1 = 10g/m3
净化气中 H2S含量C2 = 0.15g/m3
入吸收塔焦炉煤气气量G0 = 24000m3/h
入吸收塔焦炉煤气压力P0 = 1.39atm
出吸收塔焦炉煤气压力Pi = 1.37atm
入冷却塔焦炉煤气温度，t1=50 ℃
出冷却塔入吸收塔焦炉煤气温度，t2=35 ℃
硫容量 S = 0.2 Kg（H2S）/m3
熔硫釜的工作周期4h
熔硫釜的操作压力0.4Mpa
硫泡沫中硫含量S1 = 30 Kg/m3
硫膏含量 S2=20%
煤气平均等压比热容 =30.44 KJ/kmol
硫泡沫槽溶液终温t3 = 800C；
硫泡沫槽溶液初温t4 = 400C；
熔硫釜硫膏终温t5 = 15 0C
熔硫釜加热初温t6 = 135 0C
入熔硫釜硫膏初始含水率80﹪
出熔硫釜硫膏含水率50﹪
硫膏密度ρS = 1500 Kg/m3
硫泡沫密度ρf =1100Kg/m3
硫泡沫比热容,Cf =3.68 KJ/(Kg·0C)；
常用熔硫釜全容积为Vr = 1.6m3
熔硫釜装填系数为70﹪～75%
硫膏的比热容Cs = 1.8 KJ/(Kg·0C)
硫膏的熔融热Ch=38.69 KJ/Kg
熔硫釜周围空间的散热系数λ= 12.56 KJ/(m·h·0C)
0.2MPa蒸汽的汽化热r1 = 2202.26 KJ/Kg
0.4MPa蒸汽的汽化热r2 = 2135.2 KJ/Kg
H2S气体密度ρG = 1.05 Kg/m3 ；
脱硫液液体密度ρL = 1050 Kg/m3
熔硫釜表面积F = 9.2 m2
喷射再生槽溶液流速Wi = 25 m/s通常Wi = 18～28 m/s
喷射再生槽喷嘴入口收缩角α1 = 14°
喷射再生槽喷嘴喉管长度L6 = 3mm
喷射再生槽吸气室收缩角α2 = 30°
喷射再生槽管内空气流速取WA =3.5 m/s ；
喷射再生槽尾管直径扩张角取α3 = 7°
尾管中流体速We = 1 m/s
焊接接头系数
由于焦炉煤气气量大及H2S含量多，因此采用两个吸收塔并联，则：
G0′= G0/2=24000/2=12000 m3/h
4.2物料衡算〔1〕
4.2.1 H2S脱除，G1，kg/h
G1 = = G0′×(10－0.15)/1000=12000×（10-0.15）/ 1000 = 118.2Kg/h
4.2.2溶液循环量LT，m3/h
LT = = 118.2 / 0.2 = 591m3/h
式中 S — 溶液硫容量，kg/m3，S = 0.2 Kg (H2S)/m3
4.2.3生成Na2S2O3消耗H2S的量G2, Kg/h
取Na2S2O3的生成率为脱除量的8﹪，则：
G2 = G1×8﹪=118.2×8﹪ = 9.46 Kg/h
4.2.4Na2S2O3生成量，G3，Kg/h
G3 = =9.46×158/2×34 = 21.98 Kg/h
式中M Na2S2O3 — Na2S2O3分子量
M H2S — H2S分子量
4.2.5理论硫回收量G4，kg/h
G4 =（G1－G2）MS/ M H2S = （118.2-9.46）×32/34 =102.34 Kg/h
式中 MS — 硫的分子量
4.2.6理论硫回收率φ，﹪
φ= G4/ G1 =102.34/118.2×100﹪=86.58﹪
4.2.7生成Na2S2O3消耗纯碱的量G5，Kg/h
G5 = G3M Na2CO3/ M Na2S2O3 =21.98×106 / 158 = 14.75Kg/h
式中 M Na2CO3 — 碳酸钠的分子量；
4.2.8硫泡沫生成量G6，m3/h
G6 = G4/S1 =102.34/30 =4.41m3/h
式中 S1 — 硫泡沫中硫含量，此处取S1=30㎏/m3；
4.2.9入熔硫釜硫膏量G7
G7 = G4/S2 = 102.34/0.2=511.7 Kg/h
式中 S2 — 硫膏含量，此处取S2=20%；
4.2.10回收率η，﹪
η = = （10-0.15）/ 10×100﹪=98.5%
4.2.11硫膏的理论产量
W理论=32V C1η/34=32×24000×10×0.985/34=222.49 Kg/h
式中 W理论—硫化氢的原子量
V — 焦炉煤气气量，m3 （标）/ h
C1 —脱硫前半水煤气中硫化氢含量，g/m3 （标）
η —脱硫效率，﹪
32 —硫的原子量
4.3热量衡算
4.3.1冷却塔热量衡算
4.3.1.1冷却塔热负荷，，KJ·m3/ kmol·h

式中—入冷却塔焦炉煤气量，Kmol/(tNH3)；
—焦炉煤气平均等压比热容，KJ/( kmol.0C),
=30.44 KJ/kmol；
—入、出冷却塔焦炉煤气温度；
—入、出冷却塔焦炉煤气温含水量，Kg/Kmol.
查得
—入，出冷却塔条件下水蒸气的焓，Kcal/Kg, 查表知 代入公式计算得
=24000×〔30.44×（50-35）+0.784×（2591.63-2564.83）〕
=11462640 KJ·m3/ kmol·h
4.3.1.2冷却水消耗量，，m3 / h

式中 ——冷却水温升，,此处取。
=11462640/1000×5=2292.52 m3 / h
4.3.2硫泡沫槽热量衡算
4.3.2.1硫泡沫槽热负荷Q2，KJ/h
Q2 = Vf PfCf (t3-t4) = 3.41×1100×3.68×（80-40）
= 552147.2KJ/h
式中 Vf — 硫泡沫体积，m3，Vf =G6；
ρf — 硫泡沫密度，Kg/m3 , ρf = 1100Kg/m3；
Cf — 硫泡沫比热容，KJ/(Kg·K),Cf=3.68 KJ/(Kg·K)；
t3— 槽中硫泡沫终温，t3 = 800C；
t4 —槽中硫泡沫初温，t4 = 400C；
4.3.2.2蒸汽消耗量，W4,Kg/h
W4 = Q2/r1 =552147.21/2202.26 =250.72 Kg/h3
式中 r1 － 0.2MPa蒸汽的汽化热，r1 = 2202.26 KJ/Kg
4.3.3熔硫釜热量衡算
4.3.3.1熔硫釜热负荷Q3,KJ/釜
Q3=G8Csρs(t5-t6)+0.5G8ρsCh +4λF(t5-t6)
= 1.2×1.8×1500×（135-15）+ 0.5×1.2×1500×38.69 + 4×12.56×9.2×（135-15）
= 49085.96 KJ/釜
式中G8 － 每一釜硫膏量，m3/熔硫釜，G8=0.75Vr = 0.75×1.6, G8= 1.2 m3/釜
Vr － 常用熔硫釜全容积为1.6m3
0.75 － 熔硫釜装填系数为75%
Cs — 硫膏的比热容,KJ/(Kg·K), Cs =1.8 KJ/(Kg·K)
Ch — 硫膏的熔融热，KJ/Kg ，Ch=38.69 KJ/Kg
λ — 熔硫釜周围空间的散热系数，KJ/(m·h·0C)，λ= 12.56 KJ/(m·h·0C)
F — 熔硫釜表面积，F = 9.2 m2
t5－ 入釜硫膏终温，oC，t5= 135 0C
t6 — 釜内加热初温, oC ，t6 = 15 o C
0.5 — 硫膏中含硫量50﹪
4 — 熔1釜所需时间（工作周期），h
ρS— 硫膏密度，Kg/m3，ρS = 1500 Kg/m3
4.3.3.2 蒸汽消耗量W2，Kg/釜
W2 = Q3 /r2 =479085.96 /2135.27= 224.37 KJ/釜
式中 r2 — 0.4MPa蒸汽汽化热，r2 = 2135.27KJ/Kg

5 主要设备的工艺计算和设备选型
5.1主要设备的工艺尺寸
5.1.1填料吸收塔设计计算
5.1.1.1塔径的确定
塔径可以采用泛点速度计算关联图计算〔2〕
横坐标为：
=
查图得：

则

圆整得，
式中 -泛点气速,,
L － 流体质量流速，Kg/(h.L) ，L = LTρL
G－ 气体质量流速，Kg/(h.L) ， G = G0ρG
α－ 填料比表面积，m2/m3，选用φ50mm×25 mm×1.5mm聚丙烯阶梯环，α= 114 m2/m3 ；
ε－ 填料孔隙率，m3/ m3，ε= 0.927 m3/ m3；
μL－ 溶液粘度，m·Pa·s，μ= 0.8 m·Pa·s ；
ρG－ 气体密度，Kg/m3，ρv = 1.05 Kg/m3 ；
ρL－ 液体密度，Kg/m3，ρL = 1050 Kg/m3 ；
ɡ － 重力加速度，m/s2 , ɡ = 9.81 m/s2
D － 吸收塔直径，m ；
0.7-泛点气速系数。
5.1.1.2填料层高度计算
吸收过程传质系数KG的计算 [3]
KG = A∙u1.3CNa0.1B-0.01
式中 KG － 传质系数，kg/m2·h·atm；
A － 经验数，A = 20；
u － 操作气速，m/s ；
CNa－ 溶液中Na2CO3的含量，CNa= 22.3 g/L；
B－ 吸收过程液气比，B = LT / G0 ‵ =591/12000=0.049
则KG = A∙u1.3CNa0.1B-0.01
= 20×(0.7)1.3×(22.3)0.1×(0.049)-0.01
=17.68 kg/m2·h·atm
吸收过程平均推动力ΔPm
ΔPm = (P1-P1*)-(P2-P2*)/ [㏑(P1-P1*)/ (P2-P2*)]
式中 P1－ 吸收塔入口气相H2S分压 ，atm ；
P1 = P0C1×22.4/M H2S =1.39×10×22.4/34×1000 = 0.0092 atm
P2－ 吸收塔出口气相H2S分压 ，atm；
P2 = PiC2×22.4/M H2S = 1.37×0.05×22.4/34×1000 = 0.00014 atm；
P0－ 吸收塔入口压力 ，atm，P0 = 1.39 atm ；
Pi－ 吸收塔出口压力 ，atm ，Pi = 1.37 atm ；
P1*，P2*－ 吸收塔入，出口气相H2S平衡分压 ，atm ，溶液中H2S含量很低，可以忽略。P1*= P2*=0
则 ΔPm = (P1-P1*)-(P2-P2*)/ [㏑(P1-P1*)/ (P2-P2*)]
= 0.0092-0.00014/㏑（0.0092/0.00014）
=0.0022 atm；
所需传质面积的计算
AP = G1/ KG△Pm =118.2/17.68×0.0022=3038.87 m2
填料层高度的计算
HP = AP/0.785D2α=3038.87/0.785×2.82×114 = 4.3 m
考虑到计算公式的偏差
实际取填料高度为：HP =5 m
对于阶梯环填料，
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，每段填料层高度为它径的3倍，对于鲍尔环及鞍形填料为5～10倍，为3液位分布良好，两段之间液体再分布装置。
5.1.1.3压降的计算
采用Eckert通用关联图计算填料层压降[4]
横坐标为
=
纵坐标为

－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，
查图得
填料层压降为

塔径与填料尺寸之比：2800/50=56 > 10
所以填料选择正确。
查得：液体的喷淋密度 l = 22m3/m 2·h
填料的润湿率LW
LW=l/α = 22/114=0.193 m3/m 2·h > 0.08 m3/m 2.h
所以填料选择合适。
式中 α－ 填料的比表面积，m2/m3 ；
塔截面积A=0.785D2=0.785×2.82=6.15 m2
式中 A －塔截面积，m2
D － 塔径，m ；
填料个数N =αd-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 ；
α－ 常数，α = 0.77 ；
持液量的计算：
Ht = 0.143(L/de)0.6 = 0.143(591/0.05)0.6 =39.71 m3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 ；
5.1.2喷射再生槽的计算5.1.2.1槽体
再生槽直径D1的计算
D1 = = = 5.48 m
圆整：D1 = 5.6 m
式中 D1 — 槽体直径，m
Ai — 吹风强度，m3 /(h·m2)，Ai = 120 m3 /(h·m2)
GA — 空气量，m3/h ，GA =LtCi = 2×591×2.4 m3/h
Ci — 喷射器抽吸系数，m3/m2，设Ci=2.4m3/m2
再生槽扩大部分直径D2的计算
D2 = 0.4 + D1 = 0.4 +5.6 =6 m
再生槽高度计算
H1 = = 2×591×8/0.785×5.62×60 = 6.4 m
圆整：H1 = 6.5 m
式中 H1 － 再生槽有效高度，m；
τ－ 溶液在再生槽内的停留时间，min，τ取 8min；
HT = H1 + H2 + H3 = 6.5 + 0.5 + 1.5 =8.5 m
式中 HT － 再生槽高度，m；
H2 － 喷射器出口到槽底距离，m，H2 取0.5 m
H3 － 扩大部分高度，m，H3 取1.5m；
5.1.2.2喷射器
(1) 喷嘴的计算
喷嘴个数，n个
n = LT/Li
式中 Li — 每个喷射器溶液量，m3/h，取Li =40 m3/h ；
则：n = LT/Li = 1182/40=29.55个/ m2
圆整：n = 30 个/ m2
喷嘴孔径，di，m
= = 0.024 m
式中 Wi — 喷射处溶液流速，m/s， Wi = 25 m/s
溶液入口管直径，di ，m
=3di = 3×0.024 =0.0.072m
喷嘴入口收缩段长度，L5，mm

式中 α1 — 喷嘴入口收缩角，α1 = 14°
喷嘴喉管长度L6 ，m
L6 = 3mm
喷嘴总长度L7 ，m
L7 = L5 + L6 = 0.20+ 0.003= 0.203m
(2) 混合管的计算
混合管直径dm ，m
dm = 1.13 = 1.13×= 0.07 m
式中 m — 喷射器形状系数，取m = 8.5
混合管长度L3 ，m
L3 = 25dm = 25×0.07=1.75m
圆整：L3 =1.8 m
(3) 吸气室的计算
空气入口管直径da ，mm
da = 18.8= 18.8×
〔7〕
WA — 管内空气流速，m/s，取WA =3.5 m/s ；
吸气室直径dM ，mm
dM = =
〔7〕
吸气室高度，L1，取L1=330mm
吸气室收缩长度L2

式中 α2 — 吸气室收缩角，取α2 = 30°
尾管直径的计算
de =18.8= 18.8×= 118.90 mm
式中 de — 尾管直径，mm ；
We— 尾管中流体速度，m/s，取We = 1 m/s ；
扩张管长度的计算

式中 L4— 扩张管长度，mm ；
α3— 扩张角，取α3 = 7°
5.2辅助设备的选型5.2.1液体分布装置
采用溢流槽式布液器，具体尺寸如下表5.1：
表5.1 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）
（m3/h）
2700~2900
D-25
8
300
2
950
23～640
槽宽140mm，高度340mm
5.2.2液体再分布器
采用梁型再分布器，具体尺寸如下：
表5.2 梁型再分布器尺寸
塔径（mm）
盘外径（mm）
螺栓圆直径（mm）
分块数
升气管数
液体负荷范围（m3/h）
2800
2762
2635
25
8
19～720
5.2.3填料支承板
采用梁型气体喷射式支承板，具体尺寸如下：
表5.3梁型气体喷射式支承板尺寸
塔径（mm）
板外径（mm）
梁的条数
承载能力（Pa）
近似重量（N）
2000
2962
7
23520
3050
支承板采用塑料材料，板厚6mm，最大液体负荷200m3/m2·h，最大跨度1200mm。
5.2.4填料压板
采用床层限制板，限制板外径比塔径小30mm，用塑料制品。
5.2.5封头
选用椭圆型封头，具体尺寸如下：
表5.4椭圆型封头尺寸
椭圆型封头内径（mm）
曲面高度(mm)
直边高度(mm)
内表面积（m2）
容积