焦炉煤气湿法脱硫基本工艺设计修改过.doc

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，重要是硫化氢（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，几乎所有转化为硫化氢。因此煤气中硫化氢所含硫约占煤气中硫总量90%以上，因而，煤气脱硫重要是指脱除煤气中硫化氢，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，在空气中具有0.1%硫化氢就能致命。煤气中硫化氢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，增长液态溶剂黏度，影响产品质量等。因而，必要进行煤气脱硫。
粗焦炉煤气脱硫工艺有干法和湿法脱硫两大类。干法脱硫多用于精脱硫,对无机硫和有机硫均有较高净化度。不同干法脱硫剂,在不同温区工作,由此可划分低温(常温和低于100 ℃) 、中温(100 ℃～400 ℃) 和高温(> 400 ℃) 脱硫剂。
　　干法脱硫由于脱硫催化剂硫容小,设备庞大,普通用于小规模煤气厂脱硫或用于湿法脱硫后精脱硫。
　　湿法脱硫又分为“湿式氧化法”和“胺法”。湿式氧化法是溶液吸取H2S后,将H2S直接转化为单质硫,分离后溶液循环使用。当前国内已经建成(涉及引进)采用品有代表性湿式氧化脱硫工艺重要有TH法、FRC法、ADA法和HPF法。胺法是将吸取H2S 经再生系统释放出来送到克劳斯装置,再转化为单质硫,溶液循环使用,重要有索尔菲班法、单乙醇胺法、AS法和氨硫联合洗涤法。湿法脱硫多用于合成氨原料气、焦炉气、天然气中大量硫化物脱除。当煤气量原则状态下不不大于3000m3/h 时,重要采用湿法脱硫。
1.2焦炉煤气现状
煤气脱硫办法从总体上来分有两种：热煤气脱硫和冷煤气脱硫。在国内，热煤气脱硫当前仍处在实验研究阶段，尚有待于进一步完善，而冷煤气脱硫是比较成熟技术，其脱硫办法也诸多。冷煤气脱硫大体上可分为干法脱硫和湿法脱硫两种办法，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。
湿法脱硫可以解决含硫量高煤气，脱硫剂是便于输送液体物料，可以再生，且可以回收有价值元素硫，从而构成一种持续脱硫循环系统。当前工艺上应用较多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脱除效率高，应用更为广泛。但此法在操作中易发生堵塞，并且药物价格昂贵，近几年来，在改良A.D.A基本上开发栲胶法克服了这两项缺陷。它是以纯碱作为吸取剂，以栲胶为载氧体，觉得氧化剂。
基于此，在焦炉煤气脱硫工艺设计中我采用湿式栲胶法脱硫工艺。
1.3栲胶结识
早在1960年日本就有单宁及其盐类从气体重脱除H2S并同步回收硫磺小实验报道，但始终未在工业上应用。国内广西化工研究所、百色栲胶厂、广西林业科学研究所等单位合伙于1977年8月完毕栲胶法脱硫小实验后直接在都安氮肥厂，柳州化肥厂和上林氮肥厂进行了工业生产实验。1978年7月通过自治区技术鉴定。依照鉴定会建议，由原化工部关于部门委托北京化工实验厂补做了中间实验并于1979年9月通过了中间实验鉴定。栲胶是由植物皮，果，茎及叶萃取液熬制而成。其重要成分为丹宁，约占66%，以栲胶来配制脱硫液效果最佳。栲胶重要成分为各种水解丹宁，是有许多构造相似酚类衍生物所构成多酚基化合物，由于其具有许多活泼烃基，因此具备很强吸氧能力，在脱硫过程中起着载氧作用。碱性栲胶脱硫液是由栲胶，碳酸钠及偏钒酸钠等重要成分构成水溶液。栲胶水溶液在空气中易被氧化，即丹宁中较活泼羟基易被空气中氧氧化，生成醌态化合物。特别是当溶液PH值不不大于9时候，丹宁氧化特别明显。由于栲胶水溶液在较高浓度时成为典型胶体溶液，并且在较低温度时容易浮现及沉淀，因而在配制脱硫液前必要对栲胶水溶液进行熟化预解决。即将含栲胶20～33g/l，Na2CO3380～133g/l栲胶谁溶液直接通蒸汽与空气，在80～90°C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，因其具备较高电位，故能将低价钒氧化成高价钒，进而使吸取在溶液中硫氢根氧化、析出单质硫。同步丹宁能与各种金属离子（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、铜反映并在其材料表面形成丹宁酸性薄膜，因而具备防腐蚀作用。
由于栲胶水溶液是胶体溶液，在将其配制成脱硫液之前，必要对其进行预解决，以消除共胶体性和发泡性，并使其由酚态构造氧化成醌态构造，这样脱硫溶液才具备活性。在栲胶溶液氧化过程中，随着着吸光性能变化。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规定。普通制备栲胶溶液预解决条件列举在表1中：
表1 制备栲胶溶液与解决条件
办法
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映，大分子变小，表面活性物质变成非表面活性物质，达到预解决目。
栲胶法脱硫工艺，将碱性栲胶溶液打入溶液循环槽，自循环槽出来，通过滤加压后进入系统裂脱塔，吸取气体中H2S，由裂脱塔出来溶液进入裂脱再生塔，再生好溶液由塔底流到溶液循环槽，通过滤加压循环使用。脱硫溶液从循环槽出来后通过滤加压送到变脱塔，吸取气体中H2S，由变脱塔出来溶液进入变脱溶液再生塔，再生好溶液由变脱再生塔出来，进入变脱溶液循环槽，再通过滤加压，如此循环使用。
1.4 栲胶法脱硫优缺陷
1.4.1长处
栲胶法脱硫是当前工业化生产中应用较多湿式脱硫办法，它自身有许多优越之处，但是与此同步，也存在着许多局限性。
栲胶是聚酚类（丹宁）物质，可代替ADA作为载氧体，价格低廉，栲胶自身还是良好络合剂，不需要添加酒石酸钾钠络合剂。此法吸取效果与ADA相近，且具备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，腐蚀性小等长处。此外，脱硫效率不不大于98℅，所析出硫容易浮选和分离。栲胶法脱硫整个脱硫和再生过程为持续在线过程，脱硫与再生同步进行，不需要设立备用脱硫塔。煤气脱硫净化限度可以依照公司需要，通过调节溶液配比调节，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）脱硫溶液活性好、性能稳定、腐蚀性小。栲胶自身既是氧化剂，又是钒络合剂，脱硫溶液构成比改良ADA法简朴，且脱硫过程没有硫磺堵塔问题。
（3）脱硫效率不不大于98℅，所析出硫容易浮选和分离。
（4）栲胶法脱硫整个脱硫和再生过程为持续在线过程，脱硫与再生同步进行，不需要设立备用脱硫塔。
（5）煤气脱硫净化限度可以依照公司需要，通过调节溶液配比调节，适时加以控制，净化后煤气中H2S含量稳定。
1.4.2缺陷
（1）配制脱硫液和往系统中补加时都要通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。
1.4.3硫化物对作为原料气生产工艺过程有何危害
（1）对催化剂危害 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重要毒物之一，能使它们活性和寿命减少；
（2）对产品质量危害 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，不但导致分离困难，同步，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，减少产品质量；
（4）对铜洗操作危害 铜氨液吸取硫化氢生成C uS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，破坏铜洗系统正常运营；
（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）对人体毒害 硫化氢是强烈神经毒物，接触人呼吸道粘膜后，即分解成Na2S，加之自身酸性对人体呼吸道粘膜有明显刺激作用。
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映，随硫化氢浓度增长会导致呼吸麻痹，窒息以致停止呼吸而死亡。因而，为了提高公司最后产品质量和保持人们优良生存环境，对粗煤气进行脱硫是非常必要。
1.4.4粗煤气脱硫系统正常开车操作要点
（1）检查各设备，管道，阀门，分析取样及电器，仪表等，必要正常完好。
（2）检查系统内所有阀门开关位置，应符合开车规定；
（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）将脱硫液成分调节在工艺指标范畴内；
（5）氨规程进行系统吹净，清洗，试漏和置换工作（系统未经检修处在保压状况下对开车，不进行该项工作）；
（6）调净气柜出口水封积水；
（7）启动各气体冷却塔和清洗塔进水阀，并调节好水量及各塔液位；
（8）启动贫液泵进口阀，启动贫液泵，向脱硫塔打入脱硫液，并调节好液位；
（9）启动富液泵进口阀，启动富液泵，向再生槽送液；
（10）依照脱硫液循环量和再生液槽液位，调节好贫液泵，富液泵打液量，并控制好贫液槽，富液槽液位计流量；
（11）启动罗茨鼓风机，并调节好粗煤气流量；
（12）依照粗煤气流量大小，调节好液气比。恰当启动清洗塔，放空阀，焦炉煤气脱硫合格后，与压缩工段联系，并关闭放空阀，向压缩机一段送气；
（13）依照再生槽硫泡沫形成状况，调节液位调节器，保持硫泡沫正常溢流；
（14）分析粗煤气中氧含量合格后，启动静电除焦油塔。
1.4.5脱硫后硫化氢含量高重要因素
（1）进入系统粗煤气中硫化氢含量过高，或进塔粗煤气气量过大；
（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）进脱硫塔粗煤气或贫液温度高；
（6）脱硫塔内气液偏流，影响脱硫效率；
1.4.6脱硫后硫化氢含量高解决办法
（1）联系造气工段更换含硫量低煤炭，减少进脱硫系统粗煤气中硫化氢含量或恰当减少粗煤气气量；
（2）恰当加大脱硫液循环量；
（3）把脱硫液成分调节扫工艺指标规定范畴内；
（4）检修喷射再生器或恰当提高溶液进再生器压力，增长自吸空气量，提高溶液再生凶案绿；检修离心机滤网，减少漏泡沫量，增长再生槽硫泡沫溢流量，减少溶液中悬浮硫含量；
（5）加大气体冷却器冷却水，减少进系统粗煤气温度；
（6）检查清理脱硫塔喷头及填料，拟定气液分布均匀。
1.5 设计任务根据
工艺参数：
粗煤气入吸取塔时H2S含量，C1=10 g/m3
净化气中H2S含量，C2=0.15 g/m3
入吸取塔焦炉煤气量，G0 = 24000m3/h
入冷却塔焦炉煤气温度，t1=50 ℃
出冷却塔入吸取塔焦炉煤气温度，t2=35 ℃
入吸取塔焦炉煤气压力，1.39atm(表)
设计目的：
净化煤气中H2S浓度≤0.15 g/m3

2 生产流程及方案拟定
焦炉煤气净化重要是要脱除煤气中H2S，脱硫办法有两种：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，并且能脱至极精细限度，但脱硫剂再生较困难，需周期性生产，设备庞大，不适当用于含硫较高煤气，普通与湿法脱硫相配合，作为第二级脱硫使用。
湿法脱硫可以解决含硫量高煤气，脱硫剂是便于输送液体物料，可以再生，且可以回收有价值元素硫，从而构成一种持续脱硫循环系统。当前工艺上应用较多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脱除效率高，应用更为广泛。但此法在操作中易发生堵塞，并且药物价格昂贵，近几年来，在改良A.D.A基本上开发栲胶法克服了这两项缺陷。

3 生产流程阐明
3.1反映机理
反映机理是脱硫主线，也是整个脱硫过程中核心某些。如下是栲胶法脱硫反映机理。
3.1.1碱性水溶液吸取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，空气中氧氧化酚态栲胶使其再生，同步生成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 当被解决气体中有CO2、HCN、O2时产生如下副反映：
NaCO3+CO2+H2O→2NaHCO3
Na2CO3+2HCN→2NaCN+H2O+CO2
NaCN+S→NaCNS
2NaCNS+5O2→Na2SO4+CO2+SO2+N2
2NaHS+2O2→Na2S2O3+H2O
3.2重要操作条件
3.2.1溶液组分
溶液重要组分是碱度、NaVO3、栲胶。
3.2.1.1 碱度
溶液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有效途径，普通解决低硫原料气时，采用溶液总碱度为0.4N，而对高硫含量原料气则采用0.8N总碱度。PH值再8.5~9.0。碱度过高，副反映加剧。
3.2.1.2 NaVO3含量
NaVO3含量取决于脱硫液操作硫容，即与富液中HS-浓度符合化学计量关系。应添加理论浓度可与液相中HS-摩尔浓度相称，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映计量关系。从络合伙用考虑，规定栲胶浓度与钒浓度保持一定比例，同步还应满足栲胶对碳钢表面缓蚀作用含量规定。当前还无法有化学反映方程计算所需栲胶浓度，依照实践经验，比较适当栲胶与钒比例为1.1～1.3左右。工业生产中使用溶液构成见下表2：
表2 工业生产使用栲胶溶液构成
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，副反映加剧，生成大量硫代硫酸钠灯盐类，常温范畴内，H2S、CO2脱除率及Na2S2O3生成率与温度关系不敏感。再生温度在45℃如下，Na2S2O3生成率很低，超过45℃时则急剧升高。普通吸取与再生在同一温度下进行，约为30～40℃。
3.2.3 CO2影响
栲胶脱硫液具备相称高选取性。在适当操作条件下，它能从含99℅CO2原料气中将200mg/m3（标）H2S脱除至45mg/m3（标）如下。但由于溶液吸取CO2后会使溶液PH值下降，使脱硫效率稍有减少。
3.3 工艺流程
来自煤气鼓风机后煤气一方面进入预冷塔，与塔顶喷洒循环冷却液逆向接触，被冷却至25℃～30℃；循环冷却液从塔下部用泵抽出送至循环液冷却器，用低温水冷却至23℃～28℃后进入塔顶循环喷洒。来自冷凝工段某些剩余氨水进行补充更新循环液。多余循环液返回冷凝工段。
　　预冷塔后煤气并联进入脱硫塔A、脱硫塔B，与塔顶喷淋下来脱硫液逆流接触，以吸取煤气中硫化氢（同步吸取煤气中氨，以补充脱硫液中碱源）。脱硫后煤气进入下道工序进行脱氨脱苯。
　　脱硫基本反映如下：
　　H2S+NH4OH→NH4HS+H2O　　　2NH4OH+H2S→(NH4)2S+2H2O
　　NH4OH+HCN→NH4CN+H2O　　　NH4OH+CO2→NH4HCO3
　　NH4OH+NH4HCO3→(NH4)2CO3+ H2O
　　吸取了H2S、HCN脱硫液从脱硫塔A、B下部自流至反映槽，然后用脱硫液循环泵抽送进入再生塔再生。来自空压机站压缩空气与脱硫富液由再生塔下部并流进入再生塔A、B，对脱硫液进行氧化再生，再生后溶液从塔顶经液位调节器自流回脱硫塔循环使用。
　　再生塔内基本反映如下：
　　NH4HS+1/2O2→NH4OH+S 　　　　　　　（NH4）2S+1/2O2+ H2O→ 2NH4OH+S
　　（NH4）2Sx+1/2O2+ H2O→2NH4OH+Sx 　　
　　除上述反映外，还进行如下副反映：
　　2NH4HS+2O2→（NH4）2S2O3+ H2O　　　　2（NH4）2S2O3+O2→2（NH4）2SO4+2S
　　从再生塔A、B顶部浮选出硫泡沫，自流入硫泡沫槽，在此经搅拌，沉降分离，排出清液返回反映槽，硫泡沫经泡沫泵加压后送压滤机进行脱水，形成硫膏成品。
　　为了达到脱硫效果及硫泡沫易分离，必要在循环液中加入催化剂，在生产中由于各种消耗，也需定期补充催化剂。将HPF催化剂及新鲜水加入反映槽上部催化剂槽人工搅拌，使催化剂溶解，再均匀滴加到反映槽A、B中。
　　一但浮现事故或停产时，反映槽内脱硫液经脱硫循环泵送入事故槽，或直接进入脱硫液放空槽，待检修完毕或停产开工再打回系统中，禁止将脱硫液直接排入下水道。
拟设计栲胶法脱硫及再生反映过程如下：
（1） 吸取：在吸取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取；
（2） 析硫：在反映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；
以上过程按顺序持续进行从而完毕气体脱硫净化，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重要设备简介
3.4.1填料塔
填料塔用于规定高H2S脱除效率。用作脱硫填料塔每段填料间设有人孔，以供检查用。填料塔构造简朴，造价低廉，制造以便。这种塔体，喷淋装置，填料再分布器，栅板以及气，液进出口等部件构成。而填料是填料塔核心部作分，填料塔操作性能好坏与所选填料有很大关系，选取填料应当遵循一下原则：单位体积填料表面积大，气液相接触自由体积大；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。而填料类型，尺寸和堆积方式决定于所解决介质性质。气液流量大小和容许压力降。本次设计，我选用是聚丙烯阶梯环（φ50mm×25 mm×1.5mm）乱堆填料，这种填料塑料表面较光滑，因此不易被硫堵塞，用这种填料同步有很高脱硫效率。填料作用是完毕对脱硫液及气体再分布，同步为气液分布提供较大相界面。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，与经填料空隙上升气体接触，完毕对H2S吸取。
3.4.2氧化槽
世界上使用最多是有空气分布板垂直槽，圆形多孔板安装于氧化槽底部，孔径普通为2mm，空气压力必要克服氧化槽内溶液压头与分布板阻力，空气在氧化器截面均匀鼓泡，液体与空气并流向上流动，硫泡沫在槽顶部溢流堰分离，分离硫后清液在氧化槽顶部下面一点引出。这种形式氧化槽需要鼓风机将空气压入。中华人民共和国诸多工厂使用一种自吸空气喷射型氧化槽，不需要空气鼓风机。液体加压从喷嘴进入，空气从文丘里喉管吸入。
氧化槽是一大直径圆槽，槽内放置多支喷射器。氧化槽当前使用最佳是双套筒二级扩大式，脱硫液通过喷射再生管道反映，氧化再生后，通过尾管流进浮选筒，在浮选筒进一步氧化再生，并起到硫浮选作用。由于再生槽采用双套筒，内筒吹风强度较大，不但有助于氧化再生，并且有助于浮选。内筒上下各有一块筛板，板上有正方形排列筛孔，直径15mm，孔间距20mm，开孔率44%。内筒吹风强度大，气液混合物重度小，而内外筒环形区基本上无空气泡，因而液体重度大。在内筒和环形空间由于重度不同形成循环。
氧化槽设计有如下三个基本参数①规定空气流量；②氧化器直径；③有效液体容积。空气流量正比于硫产量、反比于液体在氧化器内有效高度，比值可按氧化器内每米有效液面高度氧运用率为0.6%～0.7%来计算。氧化器直径正比于空气流量与空气比重平方，为了得到良好硫浮选，空气流速普通选25～30m3/(min·m2)截面。液体在氧化器停留时间正比于液体流量，规定停留时间与氧化器数量关于，当用一种氧化器时，停留时间约45min，用两个氧化器停留时间不超过30min，多级氧化器有较高气液传质效率，第一种氧化器出来液体供应第二个氧化器，硫泡沫从第二个氧化器顶某些离，第一种氧化器空气流量大，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反映槽
内有隔板以块。重要作用是增长脱硫液反映时间。
3.4.4贫液泵
完毕对贫液升压与输送任务。H=54m,10SH-6A,Q=468 m3/h。
3.4.5硫泡沫槽
硫泡沫槽是一锥形底钢制圆筒，槽顶设有15～25转/min搅拌机一种，以保持槽内硫泡沫经常呈悬浮状态。此槽容积可按存储3～6h硫泡沫存量计算。
3.4.6 过滤器
工业上惯用持续作业鼓形真空过滤机，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。普通采用真空过滤机，当过滤面积为10m2时，其直径为2.6m，长为1.3m。
中华人民共和国近来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构成，多孔膜材料是聚四氟乙烯薄膜，可依照工作负荷大小调节过滤薄膜袋数量和膜孔径，以达到良好过滤效果，单台过滤器膜面积为22.5～50m2。
戈尔薄膜滤料由于表面有一层致密而多孔薄膜，不需要老式滤料初始滤饼层，一开始过滤就是有效过滤，当通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，这时可以给滤料一种以秒计反向推动力，将滤料表面所有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化学特性，它与任何物质均不粘连，因而所有滤饼均可被清洗下来，滤料又恢复新滤料过滤能力，这样过滤，反清洗，再过滤，再反清洗，一次又一次循环。这一工艺可在同样时间内达到老式过滤器5～20倍过滤流量，而用老式过滤材料是无法实现这种频繁反清洗工艺。
戈尔过滤器是由罐体、管路、花板、滤芯、气动挠性阀、自动控制系统等构成。戈尔膜过滤器普通安装在硫泡沫槽后。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，取出硫是硫膏，水分含量低，缩短了熔硫釜熔硫时间，并节约蒸汽。
3.4.7 熔硫釜
熔硫釜是一种装有直接蒸汽和间接蒸汽加热设备，其操作压力普通为0.4MPa。其容积按能布满70%～75%计算，而放入硫泡沫具有40%～50%水分。对于直径1.2m，有效高度2.5m熔硫釜，每次熔化所需时间约为3～4h。
脱硫重要设备都用碳钢制作，由于其价格低廉，同步在许多场合其性能可以满足使用规定。为了防止设备被腐蚀，除选取恰当耐腐蚀材料制造设备外，还可以采用防腐办法对设备进行防腐。如在吸取塔，再生器内表面可恰当涂覆保护层。或添加缓蚀剂等。而泵密封采用机械密封，以减少溶液漏损。机械密封是一种功耗小，泄漏率低，密封性能可靠，使用寿命长转轴密封，被广泛地应用于各个技术领域中。以减少溶液漏损。机械用恰当涂料涂刷为了防腐，在吸取塔、再生器表面可用恰当涂料涂刷。

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
入吸取塔焦炉煤气气量G0 = 24000m3/h
入吸取塔焦炉煤气压力P0 = 1.39atm
出吸取塔焦炉煤气压力Pi = 1.37atm
入冷却塔焦炉煤气温度，t1=50 ℃
出冷却塔入吸取塔焦炉煤气温度，t2=35 ℃
硫容量 S = 0.2 Kg（H2S）/m3
熔硫釜工作周期4h
熔硫釜操作压力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)；
惯用熔硫釜全容积为Vr = 1.6m3
熔硫釜装填系数为70﹪～75%
硫膏比热容Cs = 1.8 KJ/(Kg·0C)
硫膏熔融热Ch=38.69 KJ/Kg
熔硫釜周边空间散热系数λ= 12.56 KJ/(m·h·0C)
0.2MPa蒸汽汽化热r1 = 2202.26 KJ/Kg
0.4MPa蒸汽汽化热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普通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，因而采用两个吸取塔并联，则：
G0′= G0/2=24000/2=1 m3/h
4.2物料衡算〔1〕
4.2.1 H2S脱除，G1，kg/h
G1 = = G0′×(10－0.15)/1000=1×（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量G2，Kg/h
取Na2S2O3生成率为脱除量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消耗纯碱量G5，Kg/h
G5 = G3M Na2CO3/ M Na2S2O3 =21.98×106 / 158 = 14.75Kg/h
式中 M Na2CO3 — 碳酸钠分子量；
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 － 惯用熔硫釜全容积为1.6m3
0.75 － 熔硫釜装填系数为75%
Cs — 硫膏比热容,KJ/(Kg·K)，Cs =1.8 KJ/(Kg·K)
Ch — 硫膏熔融热，KJ/Kg ，Ch=38.69 KJ/Kg
λ — 熔硫釜周边空间散热系数，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 重要设备工艺计算和设备选型
5.1重要设备工艺尺寸
5.1.1填料吸取塔设计计算
5.1.1.1塔径拟定
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 － 吸取塔直径，m ；
0.7-泛点气速系数。
5.1.1.2填料层高度计算
吸取过程传质系数KG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含量，CNa= 22.3 g/L；
B－ 吸取过程液气比，B = LT / G0 ‵ =591/1=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
吸取过程平均推动力ΔPm
ΔPm = (P1-P1*)-(P2-P2*)/ [㏑(P1-P1*)/ (P2-P2*)]
式中 P1－ 吸取塔入口气相H2S分压 ，atm ；
P1 = P0C1×22.4/M H2S =1.39×10×22.4/34×1000 = 0.0092 atm
P2－ 吸取塔出口气相H2S分压 ，atm；
P2 = PiC2×22.4/M H2S = 1.37×0.05×22.4/34×1000 = 0.00014 atm；
P0－ 吸取塔入口压力 ，atm，P0 = 1.39 atm ；
Pi－ 吸取塔出口压力 ，atm ，Pi = 1.37 atm ；
P1*，P2*－ 吸取塔入，出口气相H2S平衡分压 ，atm ，溶液中H2S含量很低，可以忽视。P1*= P2*=0
则 ΔPm = (P1-P1*)-(P2-P2*)/ [㏑(P1-P1*)/ (