净化脱硫工段设计.doc

15万吨/年合成氨原料气净化脱硫工段设计

1 总 论
1.1概述
合成氨原料气中的硫是以不同形式的硫化物存在的，其中大部分是以硫化氢形式存在的无机硫化物，还有少量的有机硫化物。具体来说作为原料气的半水煤气中都含有一定数量的硫化氢和有机硫化物(主要有羰基硫、二硫化碳、硫醇、硫醚等)，能导致甲醇、合成氨生产中催化剂中毒，增加液态溶剂的黏度，腐蚀、堵塞设备和管道,影响产品质量。硫化物对合成氨的生产是十分有害的，燃烧物和工业装置排放的气体进入大气，造成环境污染，危害人体健康。硫也是工业生产的一种重要原料。因此为了保持人们优良的生存环境和提高企业最终产品质量，对半水煤气进行脱硫回收是非常必要的。
1.2文献综述
1.2.1合成氨原料气净化的现状
合成氨原料气(半水煤气)的净化就是清除原料气中对合成氨无用或有害的物质的过程，原料气的净化大致可以分为“热法净化”和“冷法净化”两种类型，原料气的净化有脱硫，脱碳，铜洗和甲烷化除杂质等，在此进行的气体净化主要是半水煤气的脱硫的净化。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。改良ADA法相比以前合成氨生产中采用毒性很大的三氧化二砷脱硫，它彻底的消除了砷的危害。
基于此，在合成氨脱硫工艺的设计中我采用改良ADA法工艺。
1.2.2ADA的理化性质
ADA是蒽醌二磺酸(Anthraqinone Disulphonic Acid)的缩写。作为染料中间体，它有几种主要的异构体。

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
1.2.3.1优点
(1) 栲胶资源丰富、价格低廉、无毒性、脱硫溶液成本低，因而操作费用要比改良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，且脱硫过程没有硫黄堵塔问题。
(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
设备较多，工艺操作也较复杂，设备投资较大。
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 = 60000m3/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，0.04MPa(表)
设计目标：
半水煤气中H2S浓度≤0.003%

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
根据栲胶主组分的分子结构，按醌（酚）类物质，变价金属络合物两元氧化还原体系的反应模式，栲胶法脱硫的反应过程如下：
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。
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
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
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。国内有些直径为5～6m大型塔，填料用聚丙烯的塑料鲍尔环（大小为 ø76mm×76mm×2.5mm），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。
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 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，为了防腐，在吸收塔、再生器的内表面可用适当的涂料涂刷。中国常用大漆、环氧树脂作涂料。中国介绍，用玻璃纤维加强聚酯涂料，在液体浸湿到的部位涂刷1.5～2.0mm厚。溶液泵的主要部分要用不锈钢制作，卧式再生槽的喷射器也用不锈钢，泵的密封用机械密封，以减少溶液的漏损。

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 = 2.5g/m3
净化气中 H2S含量C2 = 0.05g/m3
入吸收塔焦炉煤气气量G0 = 60000m3/h
入吸收塔焦炉煤气压力P0 = 0.039 Mpa
出吸收塔焦炉煤气压力Pi = 0.037 Mpa
入吸收塔焦炉煤气温度，t0=35oC
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 = =60000×（2.5-0.05）/ 1000 = 147Kg/h=8.35 Kg/tNH3
4.2.2溶液循环量LT，m3/h
LT = = 147 / 0.1 = 1470m3/h=83.52 Kg/tNH3
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 = 147×8﹪ = 11.76 Kg/h=0.67Kg/tNH3
4.2.4Na2S2O3生成量，G3，Kg/h
G3 = = 11.76×158/2×34 = 27.32 Kg/h=3.59 Kg/tNH3
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 = （147-11.76）×32/34 = 127.28 Kg/h=7.23 Kg/tNH3
式中 MS — 硫的分子量
4.2.6理论硫回收率φ，﹪
φ= G4/ G1 = 127.28/147 = 86.6 ﹪
4.2.7生成Na2S2O3消耗纯碱的量G5，Kg/h
G5 = G3M Na2CO3/ M Na2S2O3 =27.32×106 / 158 = 18.33 Kg/h=1.04 Kg/tNH3
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 = 127.28/30 =4.24 m3/h =0.24 m3/tNH3
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 = 127.28/0.2 = 636.4 Kg/h =36.16Kg/tNH3
式中 S2 — 硫膏含量，此处取S2=20%；
4.2.10回收率η，﹪
η = = （2.5-0.05）/ 2.5 =98﹪
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) = 4.24/17.6×1100×3.68×（80-40）
= 39008 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 = 39008/2202.26 =17.71 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
Q2 =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）
= 978270.6 KJ/釜
式中G8 － 每一釜硫膏量，m3/熔硫釜，G8=0.75Vr = 0.75×1.6 = 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 = 458.148 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 填料吸收塔计算
5.1.1.1 塔径
利用贝恩-霍根关联式计算[10]

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 = 10×(1.375)1.3×(5)0.1×(24.5)-0.01 =17.21 kg/m2·h·MPa
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
吸收过程平均推动力ΔPm
ΔPm = (P1-P1*)-(P2-P2*)/ [㏑(P1-P1*)/ (P2-P2*)]
= 0.0023-0.000045/㏑（0.0023÷0.000045）
=0.57×10-3atm ；
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
所需传质面积的计算
AP = G1/ KG△Pm = 147/17.21×0.57×10-3 =14985 m2
填料层高度的计算
HP = AP/0.785D2α=14985/0.785×42×114 = 10.47 m
取填料层高度:HP =11 m
对于阶梯环填料，
取,则

计算得填料层高度为11000mm,故无需分段
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，气体的质量流量，
查图得
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。
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=0.192 m3/m 2·h > 0.08 m3/m 2.h 合适
式中 α－ 填料的比表面积，m2/m3 ；
塔截面积A=0.785D2=0.785×42=12.56m2
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(1470/0.05)0.6 =68.60m3液体/m3填料【1】
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 = = = 5.47 m
圆整：D1 = 6 m
式中 D1 — 槽体直径，m
Ai — 吹风强度，m3 /(h·m2)，Ai = 150 m3 /(h·m2)
GA — 空气量，m3/h ，GA =LtCi = 1470×2.4 = 3528 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 +6 =6.4 m
再生槽高度计算
H1 = = 1470×8/0.785×62×60 = 6.94 m
圆整：H1 = 7 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 = 7 + 1.5 + 0.5 = 9 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 = 1470/200 =7.35个
圆整：n = 8个
式中 Li — 每个喷射器溶液量，m3/h，取Li =200 m3/h ；
喷嘴孔径，di，m
di = = = 0.0532 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
di =3di = 3×0.0532 =0.160 m
喷嘴入口收缩段长度，L5，mm
L5 = = 0.160-0.0532/2tg（14/2）= 0.434 m
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 = 0.434 + 0.003 = 0.437 m
(2) 混合管的计算
混合管直径dm ，m
dm = 1.13 = 1.13×= 0.155 m
式中 m — 喷射器形状系数，取m = 8.5
选φ168×5的管
混合管长度L3 ，m
L3 = 25dm = 25×0.155 =3.875 m
圆整：L3 =4 m
(3) 吸气室的计算
空气入口管直径da ，mm
da = 18.8= 18.8×= 211 mm
选φ245×6.5的管
WA — 管内空气流速，m/s，取WA =3.5 m/s ；
吸气室直径dM ，mm
dM = = = 408 mm
选φ426×9的管
吸气室高度L1 取L1=350mm
吸气室收缩长度L2
L2 = = 408-158/2tg（30/2）= 466.5 mm
式中 α2 — 吸气室收缩角，取α2 = 30°
尾管直径的计算
de =18.8= 18.8×（200/1）0.5 = 266 mm
选φ2997.5的管
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
L4 = = 284-158/ 2tg（7/2）= 1030 mm
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）
4000
D-25
8
375
2
1350
30～600
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）
4000
2962
2835
28
9
20～820
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）
4000
2962
9
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1600mm
5.2.4填料压板
采用床层限制板，限制板外径比塔径小25mm，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（m3）
4000
1000
50
17.9
9.02
塔的总高：H = 11000+5700+5000+1000=22700m
5.2.6裙座 选5m
5.2.7人孔，手孔
人孔选用φ600，手孔选用标准尺寸DN250
5.2.8加强圈
加强圈选用6个，每3.75m一个

6 设备稳定性及机械强度校核计算
6.1壁厚的计算
6.1.1塔体壁厚[1]

选用查表得

双面腐蚀取4

考虑钢板厚度负偏差及冲压减薄量，圆整后取厚的钢板作筒体
6.1.2封头壁厚
采用标准椭圆形封头，双面对接焊缝100%探伤
设计壁厚按下式计算[1]

考虑钢板厚度负偏差及冲压减薄量，圆整后取厚的钢板作封头，所以塔体壁厚和封头壁厚均取
校核罐体与封头水压试验强度的计算由下式[1]

式中

径向应力
则

所以水压试验满足强度要求
6.2 机械强度的校核
6.2.1 质量载荷
塔设备的质量包括塔体，裙座体，内构件，保温材料，扶梯和平台及各种附件等的质量，还包括在操作，停修或水压试验等不同工况时的物料或充水质量。
设备操作时的质量

式中 塔体和裙座质量，kg
内件质量，kg
保温材料质量，kg
平台，扶梯质量，kg
操作时塔内物料质量，kg
人孔，接管，法兰等附件质量,kg
偏心质量，kg
其中

取笼式扶梯

所以

6.2.2 风载荷
6.2.2.1风载荷的计算
根据塔高将其分五段，分别为2.7m,5m,5m,5m,5m.如下图所示：

两相邻计算截面间的水平压力为[1]

式中 －水平风力，N
－基本风压，查表但均不应小于250N/ m2 ,取400N/m
－第 段计算长度，mm
－风压高度变化系数，按表选取0.8
－ 体型系数，圆柱直立设备取0.7
－ 塔设备各计算段的有效直径，mm
－风振系数
风振系数K2i：
K2i = 1 + miζ
式中 mi－ 脉动系数,；
ζ－