煤气脱硫课程设计.doc

河南城建学院本科毕业设计
1 绪 论

1.1概述
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。有机硫化物再 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6~8g/m3，此外，含0.5~1.5g/m3氰化氢。
硫化氢再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，再空气中含有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文献综述
1.2.1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。
煤气干法脱硫技术应用较早，最早应用于煤气的干法脱硫技术是以沼铁矿为脱硫剂的氧化铁脱硫技术，之后，随着煤气脱硫活性炭的研究成功及其生产成本的相对降低，活性炭脱硫技术也开始被广泛应用。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。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，在合成氨脱硫工艺的设计中我采用湿式栲胶法脱硫工艺。
1.2.2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。气主要成分为丹宁，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，由于其含有窘多叫活泼的烃基，所以具有很强的吸氧能力，再脱硫过程中起着载氧的作用。碱性栲胶脱硫液是由栲胶，碳酸钠及偏钒酸钠灯主要成分构成的水溶液。栲胶水溶液再空气中易被氧化，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谁溶液进行熟化预处理。即将含栲胶20~33g/l380~133g/l的栲胶谁溶液直接通蒸汽与空气，再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11g/l 10g/l， 54.5G/L, 6.5g/ld 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。
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，经过滤加压后进入系统的裂脱塔，吸收气体中的H2S，由裂脱塔出来的溶液进入裂脱再生塔，再生好的溶液由塔底流到溶液循环槽，经过滤加压循环使用；脱硫溶液从循环槽出来后经过滤加压送到变脱塔，吸收气体中的H2S，由变脱塔出来的溶液进入变脱溶液再生塔，再生好的溶液由变脱再生塔出来，进入变脱溶液循环槽，再经过滤加压，如此循环使用。
1.2.3 栲胶法脱硫的优缺点
1. 1.2.3.1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，且具有补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。
1.2.3.2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。
1.2.3.3硫化物对合成氨生产工艺过程有何危害？
（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，接触人的呼吸道粘膜后，即分解成Na2S，加之本身的酸性对人体的呼吸道粘膜有明显的刺激作用。
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使非常必要的。
1.2.3.4半水煤气脱硫系统的正常开车操作要点是：
（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）开启各气体冷却塔和清洗塔进水阀，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。
1.2.3.5脱硫后硫化氢含量高的主要原因是：
（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；
1.2.3.6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；
（6）检查清理脱硫塔喷头及填料，确定气液分布均匀。
1.3 设计任务的依据
工艺参数：
半水煤气中H2S，C1=0.16%
净化气中H2S，C2=0.003%
入吸收塔半水煤气量，G0 = 55000m3/h
入冷却塔半水煤气温度，t1=50 ℃
出冷却塔入吸收塔半水煤气温度，t2=35 ℃
入吸收塔半水煤气压力，0.05MPa(表)
设计目标：
半水煤气中H2S浓度≤0.005%

2 生产流程或生产方案的确定

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
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。填料塔结构简单，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。而填料是填料塔的核心部作分，填料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，我选用的是聚丙烯塑料鲍尔环（大小为 ø76mm×76mm×2.5mm）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。
3.4.4 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。
传统的硫回收装置，是将硫泡沫经真空过滤机过滤成硫膏，硫膏再送入熔硫釜中熔融。
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。
3.4.5 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
g/L
5.53
25
2.03
1.12
4.1.3设计工艺参数
焦炉煤气中H2S初始含量C1 = 3.2g/m3
净化气中 H2S含量C2 = 0.05g/m3
入吸收塔焦炉煤气气量G0 = 55000m3/h
入吸收塔焦炉煤气压力P0 = 0.050 Mpa
出吸收塔焦炉煤气压力Pi = 0.037 8Mpa
入吸收塔焦炉煤气温度，t0=34oC
出吸收塔焦炉煤气温度，t1=36 oC
硫容S = 0.416 Kg（H2S）/m3
氨产量17.6 t/h
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
硫泡沫槽溶液初始温度t1 = 400C；
硫泡沫槽溶液终温t2 = 800C；
熔硫釜硫膏初始温度t3 = 15 0C
熔硫釜加热终温t4 = 135 o C
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·K)；
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·K)
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ρG = 1050 Kg/m3
熔硫釜表面积F = 92 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 ；

4.2物料衡算
4.2.1H2S脱除，G1，kg/h
G1 = =55000×（23.2-0.05）/ 1000 = 173.25Kg/h
4.2.2溶液循环量LT，m3/h
LT = = 147 / 0.1 = 1732.5m3/h
式中 S — 溶液硫容量，kg/m3，S = 0.1 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﹪=173.25×8﹪ = 13.96 Kg/h
4.2.4Na2S2O3生成量，G3，Kg/h
G3 = =13.86×158/2×34 = 32.20 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 = （173.25-13.86）×32/34 =150.01 Kg/h
式中 MS — 硫的分子量
4.2.6理论硫回收率φ，﹪
φ= G4/ G1 =150.01/173.25×100﹪=86.58﹪
4.2.7生成Na2S2O3消耗纯碱的量G5，Kg/h
G5 = G3M Na2CO3/ M Na2S2O3 =32.20×106 / 158 = 21.60Kg/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 =150.01/30 =5.00m3/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 = 150.01/0.2 5= 6000.04 Kg/h
式中 S2 — 硫膏含量，此处取S2=25%；
4.2.10回收率η，﹪
η = = （3.2-0.05）/ 3.2×100﹪=98.4%
4.2.11.硫膏的理论产量
W理论=32V C1η/34=32×55000×3.2×0.984/34=1.63×105g/tNH3
式中 W理论—硫化氢的原子量
V — 焦炉煤气气量，m3 （标）/ g/tNH3
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/t NH3

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)；
—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

4.3.1.2冷却水消耗量，，

式中 ——冷却水温升，,此处取。

4.3.2硫泡沫槽热量衡算
4.3.2.1硫泡沫槽热负荷Q2，KJ/t NH3
Q2 = Vf PfCf (t3-t4) = 5.00/17.6×1100×3.68×（80-40）
= 46000 KJ/t NH3
式中 Vf — 硫泡沫体积，m3，Vf =G6/17.6 ；
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)；
T4 — 槽中硫泡沫初温，t1 = 400C；
T3 — 槽中硫泡沫终温，t2 = 800C；
17.6— 小时氨产量，t/h
4.3.2.2蒸汽消耗量，W4,Kg/t NH3
W4 = Q2/r1 =46000/2202.26 =2202.26 Kg/t NH3
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 + 4×12.56×92×（135-15）
= 978270.6KJ/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 = 92 m2
T6 － 入釜硫膏温度，oC，t3= 15 0C
t5 — 釜内加热终温, oC ，t4 = 135 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 = 978270.6 /2135.27= 458.15 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
塔径可以用下式计算

圆整得，
式中 -泛点气速,,
－ 流体质量流速，Kg/(h.L) ， = LTρL = 1470×1050 = 1543500 Kg/(h.L)；
－ 气体质量流速，Kg/(h.L) ， = G0ρG = 60000×1.05 = 63000 Kg/(h.L)；
α－ 填料比表面积，m2/m3，选用φ50mm×25 mm×1.5mm塑料阶梯环，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 ；
ρv－ 气体密度，Kg/m3，ρv = 1.05 Kg/m3 ；
ρL－ 液体密度，Kg/m3，ρL = 1050 Kg/m3 ；
A.K-关联常数，查相关数据表得A=0.204,K=1.75
ɡ － 重力加速度，m/s2 , ɡ = 9.81 m/s2
D － 吸收塔直径，m ；
5.1.1.2填料层高度计算
吸收过程传质系数KG的计算 [6]
KG = A∙u1.3CNa0.1B-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 3
则
KG = A∙u1.3CNa0.1B-0.01 = 20×(1.001)1.3×(5)0.1×(31.5)-0.01 =22.72kg/m2·h·MPa

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 =1.39×2.5×22.4/34×1000 = 0.0023atm
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 = 0.000045 atm；
P0－ 吸收塔入口压力 ，atm ，P0 = 1.39atm ；
Pi－ 吸收塔出口压力 ，atm ，Pi = 1.37atm ；
P1*，P2*－ 吸收塔入，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
则
ΔPm = (P1-P1*)-(P2-P2*)/ [㏑(P1-P1*)/ (P2-P2*)]
= 0.0029-0.00005/㏑（0.0029÷0.00005）
=7.02×10-4atm ；

所需传质面积的计算
AP = G1/ KG△Pm =173.25/17.21×7.02×10-4 =10862.45 m2
填料层高度的计算
HP = AP/0.785D2α=10862.45/0.785×4.52×114 = 5.99 m
考虑到计算公式的偏差
实际取填料高度为：HP =6 m
对于阶梯环填料，
取,则

计算得填料层高度为6000mm
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[10]
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