煤化工课程设计.doc

1 设计任务书 1
2 工艺流程简介 2
3 工艺流程中主要发生的化学反应 3
4 脱硫塔的设计 4
4.1 物料衡算 4
4.1.1入塔的煤气质量 4
4.1.2出塔气体组成及流量 5
4.1.3 全塔物料衡算 6
4.2 热量衡算 6
4.2.1 入塔脱硫煤气带入的热量 6
4.2.2 补充的水汽带入的热量 7
4.2.3 出脱硫塔的煤气带走的热量 8
4.2.4 脱硫过程中发生的溶解热和反应热 9
4.2.5 总的热量衡算 9
4.3 设备计算 10
4.3.1 选择填料 10
4.3.2 塔径计算 10
4.3.3传质面积和填料高度 12
参考文献： 13

1 设计任务书
1.1 设计题目
干煤气量为54292（70000，90000）Nm3/h的炼焦煤气的脱硫的工艺流程设计。

入口煤气
出口煤气
温度/℃
34
36
压力（表压）/Pa
17000
15000
煤气中H2S含量/g/Nm3
5.99
≤0.1
入口煤气中杂质的含量 ：
组分
焦油
苯
H2S
HCN
NH3
萘
水汽
含量(g/Nm3)
微量
28.45
5.99
1.57
8.37
0.4
23.97

剩余氨水：12470Kg/h,t=75℃,P=0.45MPa,氨的质量分数10%。
NH3
H2S
CO2
HCN
挥发氨
24Kg/h
97% NH3
0.18g/L
1.3g/L
0.04g/L
固定氨
18Kg/h
90% NH3

1.2 设计内容
（1）脱硫工艺的选择与工艺流程介绍；
（2）脱硫塔的物料衡算；
（3）脱硫塔的工艺尺寸计算；
（4）绘制脱硫塔装配图和工艺流程图；
（5）对设计过程的评述和有关问题的讨论。

1.3主要设计参数
P0=96400Pa
脱硫塔空塔气速：0.5～0.7m/s
脱硫效率：99%
脱硫液硫容量：0.18～0.22(H2S)/m3
脱硫塔传质系数K：15～20kg/(m2·h·atm)
脱硫塔液气比：>16L/m3
脱硫塔溶液喷淋密度：>27.5m3/(m2·h)
H2S转化为盐的转化率：3～4%
HCN吸收率:90%
干煤气组成：
煤气成分
H2
CH4
CO
N2
CO2
CmHn
O2
摩尔质量(g/mol)
2
16
28
28
34
30
32
V%
56.7
26
6
5
3
2.5
0.8

2 工艺流程简介
焦炉煤气经捕除焦油雾后，先进入中间煤气冷却器由约500C冷却到360C。中间煤气冷却器由预冷段、洗萘段，终冷段三段空喷塔组成。在塔下部的预冷段，煤气由约500C被直接冷却到不析出萘的温度，即约380C.在塔中部的洗萘段，用含萘约5%的洗油喷洒，使煤气中的含萘量降至约0.36g/m3,这一含量可保证煤气在终冷段无萘析出。洗萘富油的一部分送往粗苯工序处理。煤气最后在塔上部的终冷段被冷却至360C，然后进入脱硫塔。
因中间煤气冷却器循环喷洒的氨水中含有萘、焦油雾及渣子等，所以需将其中一部分送至氨水澄清槽，再从氨水储槽送来补充氨水。
脱硫塔为填料塔，焦炉煤气从塔的下部进入，与从塔顶喷洒的吸收液对流接触，煤气中的H2S、HCN、NH3即被吸收液吸收。出塔的焦炉煤气送往硫酸铵工序。从塔底排出的吸收液用循环泵送入再生塔底部。再生塔为鼓泡塔、吸收液与空气并流流动，液中的硫氢根离子在催化剂作用下氧化而生成前述的各种铵盐和硫黄。
经过氧化再生的溶液具有吸收H2S的能力，使之从再生塔顶部自流返回脱硫塔顶部循环使用。为了保持各种铵盐及硫黄在吸收液中不大于一定的浓度，部分吸收液需自再生塔顶部自流至希罗哈克斯装置，将硫黄及含硫铵盐湿式氧化为硫酸铵。
从再生塔顶部排出的空气送入第一洗净塔，用硫铵工序来的硫酸铵母液洗涤以吸收废气中的氨，吸氨后的母液再送回硫酸铵工序。自第一洗净塔出来的废气再进入第二洗净塔，以此用过滤水喷洒除去母液酸雾后，放入大气中。洗涤水自塔底排出送往活性污泥装置进行处理。

3 工艺流程中主要发生的化学反应

在吸收塔中，煤气中的氨首先溶解生成氨水。

4 脱硫塔的设计
4.1 物料衡算
4.1.1入塔的煤气质量
干煤气量
干煤气组成表
煤气成分
H2
CH4
CO
N2
CO2
CmHn
O2
摩尔质量（g/mol）
2
16
28
28
34
30
32
V%
56.7
26
6
5
3
2.5
0.8
其中因为煤气中烃类的分子量一般都比较小，所以把CmHn当成C2H6来计算
干煤气的平均分子质量为：入口干煤气量为54292Nm3/h，其质量流量为
其他煤气中组分的量的衡算
以苯为例：
根据设计要求54292Nm3/h的煤气中有28.45g/m3的苯，则苯的质量流量为
kg/h
其在340C时的体积为
m3/h
用同样的方法可以得到硫化氢，氰化氢，氨气，萘，水蒸气的体积流量和质量流量，列表如下：

组分
g/Nm3
Nm3/h
Kg/h
干煤气
464
54292
2519.2
焦油
微量
0
0
苯
28.45
427.4
1544.8
H2S
5.99
160.7
433.9
HCN
1.57
70.5
110.7
NH3
8.37
598.8
454.5
萘
0.4
3.8
21.7
水蒸气
23.97
1618.2
1301.6
入口煤气的总质量为：
m1=2519.2+1544.8+433.9+110.7+454.5+21.7+1301.6=28848.5kg/h
入口煤气总体积为：
V1=54292+427.4+160.7+70.5+598.8+3.8+1618.2=57199.3m3/h
其平均密度为
塔中的反应消耗情况
根据要求硫化氢要从入口的5.99g/Nm3降至100mg/Nm3以下，因此除H2S总量为：
kg/h
HCN须有90%被吸收，因此除HCN量应为：%=90.63kg
除H2S和HCN的反应为：
NH4OH+H2S→NH4HS+H2O
NH4OH+HCN→NH4CN+H2O
H2S和NH4OH反应按1：1的物质的量比反应，消耗NH3的量：
按质量流量算为/h
HCN和NH4OH反应按1：1的物质的量比来反应，消耗NH3的量：
因此消耗的氨量为42.88+214.2=254.2kg/h
由剩余氨水能带入NH3为
剩余不足的须从氨气中补充
反应完后气体氨剩余551.4+39.48-234.05=387.1kg/h 由煤气带出脱硫塔

焦油、苯、萘质量变化不大，须补充氨254.2kg/h即补充10%氨水质量流量2542kg/h

4.1.2出塔气体组成及流量
出口中焦油、苯、萘质量同入口几乎相同，NH3为387.1kg/h（合338.7m3/h)
H2S剩余100mg/m3即（合）
由于入塔水蒸气未饱和但在塔中传热传质后水蒸气得以饱和
查得在360C下煤气中饱和水蒸气量为50.28g/m3
因此出塔煤气中含水分

仅煤气中须有2729.8-1301.6=1428.6kg 水蒸气进行补充
在此塔顶气体总质量为
m3=25196.5+1544.9+21.72+2730.2+5.43+8.53+387.6=29893.5kg/h
总体积为
V3=341.3+338.7+3.6+5.8+442.7+3.8+54292=58507.4m3/h
其密度为
4.1.3 全塔物料衡算
入口脱硫液的量
脱硫液容量为0.2kg(H2S)/m3 ，因为吸收量不大，因此对液体密度影响不大，可取350C时水的密度993.95kg/m3
脱硫液的质量为
根据物料守恒应有 m1+m2=m3+m4
即
因吸收H2S前后对脱硫液密度影响不大，因此可按计算

脱硫塔的液气比为>，因此脱硫塔的液气比符合要求。
4.2 热量衡算
4.2.1 入塔脱硫煤气带入的热量
因脱硫液质量流量很大，而且接触时间比较短，加之煤气与之传热后煤气温度变化不大，脱硫液吸收煤气及溶解盐后质量变化也不大，因此可以认为脱硫液进出吸收塔前后的温度不变。查得干煤气的比热为0.73kcal/(kg·0C),又因为1kcal=4186J,所以干煤气由于温度变化带走的热量为
干煤气需补充的热量为
硫化氢被吸收达到平衡后出脱硫塔煤气中含有硫化氢的量为100mg/Nm3
即有的硫化氢随煤气出脱硫塔
硫化氢的比热为0.24kcal/(kg·0C)
硫化氢从340C升温到360C吸收热量为
氨气的平衡摩尔热容为35.5kJ/(kmol·K)
吸收完硫化氢和氰化氢的出脱硫塔煤气中的氨的流量为167.9kg/h，这部分氨在塔中吸热为

氰化氢被氨吸收后随煤气出塔的剩余量为5.55kg/h,氰化氢的比热为0.28kcal/(kg·0C)
这部分氰化氢会吸收热量
苯的
在350C下，
苯需要吸收的热量为
萘的
在350C时，
萘从340C升温到360C需吸收热量
硫化氢的溶解热为-19.3kJ/mol
所有参加反应的硫化氢均需要溶解，这部分硫化氢溶解时放出的总热量为

总溶解的氨的量为170.9-43.88=128.1kg/h
这部分氨溶解放热
所有参加反应的氰化氢均需要溶解，全部溶解的氰化氢的量为
氰化氢溶解吸热
4.2.2 补充的水汽带入的热量
经查得1000C的饱和水蒸气热量为2677.23kJ/kg
360C的饱和水蒸气热量为2559.1kJ/kg
360C的液体水的热量为146.55kJ/kg
出塔气体温度为360C，在这样的温度下每立方米的干煤气中饱和水蒸气为50.28g
出塔的饱和水蒸气的质量为
进入吸收塔的煤气中带有的水分为847.4kg/h,因此仅气态中需要补充水蒸气的量为1777.5-847.4=930.1kg/h，这部分水蒸气能放的热量为
其他的热量靠水蒸气液体为360C的液态水来提供，每千克的水液化能提供热量2677.2-146.55=2530.65kJ/kg
总的需要补充的水蒸气的量为
m补充水=1366.1kg/h
生成的盐和液化成的水全部进入液相，从脱硫液富液离开脱硫塔，但是由于其质量相对于脱硫液的量很小，因此进出脱硫塔的液体的量可以看似不变。

4.2.3出脱硫塔的煤气带走的热量
（1） 干煤气带走的热量：干煤气的比热=0.73kcal/(㎏·℃)。

（2） 苯带走的热量：苯的比热=0.30kcal/(㎏·℃)。

(3) H2S带走的热量：H2S的比热=0.25kcal/(㎏·℃)。

（4） NH3带走的热量：NH3的比热=0.54kcal/(㎏·℃)。

(5) 萘带走的热量：萘的比热=0.31kcal/(㎏·℃)。

（6） 水汽带走的热量：36℃的水蒸气的焓=612.08kcal/kg。

所以煤气带走的总热量：
Q煤气出=（662050.2+16681.4+9.72+6636.2+243.3+1670825.6）kcal/h
=2357084.5kcal/h
4.2.4脱硫过程中发生的溶解热和反应热
（1） H2S的熔解热，查表得它的熔解热为-19.3kJ/mol

所以，熔解热为243.2 (-135.67)kcal/h=-32996kcal/h
（2） NH3的熔解热，查表得它的熔解热为-34.7kJ/mol

所以，熔解热为（454.4-449.2） (-487.84)kcal/h=-2564.1kcal/h
（3）H2S与NH3的反应热，
△H=-11kcal/g=-0.011kcal/kg
所以，反应热为243.2kg/h×(-0.011kcal/kg)=-2.7kcal/h
（4）HCN与NH3的反应热，
△H=-100.4kcal/g=-0.10kcal/kg
所以，反应热为85.23kg/h×90%×(-0.10kcal/kg)=-7.68kcal/h
（5）总的溶解热和反应热为：
△H总=-（32996+2564.1+2.7+7.68）kcal/kg=-35571kcal/h
4.2.5总的热量恒算

由于在整个过程中脱硫液质量变化不大，温度基本不变，所以可以近似认为

所以，
即639.85m补充水=2357084.5-1447018-35571
所以，m补充水=1366.7kg/h。
4.3主要设备计算
4.3.1选择填料
因为散装填料有折装麻烦，传质不均匀，性能不好等诸多不足，因此在此选择规整填料，因为设备中介质较复杂而且有H2S、HCN等本性气体，以及易堵塞填料的苯、萘等物料，因此在此AX不锈钢孔板波网填料能满足生产要求。
此填料比表面积 a=250m2/m3 空隙率 ε=95% 出塔时为0.51kg/m3
4.3.2塔径计算
平均密度==0.505kg/m3
平均温度=0C
平均表压为kpa,（绝压117.325kpa)
kg/m3
故
kg/h

根据 lg=
为泛点气速，
为重力加速度，取

（350C水）

塔内煤气平均质量流量：
塔内煤气密度为：
泛点气速为lg=
解得 =4.12m/s
对于填料塔，操作气速为泛点气速的0.5到0.8倍，当操作气速为泛点气速的0.5倍时
空塔气速为 ，
塔径：。
当操作气速为泛点气速的0.8倍时,，空塔气速为
塔径：
所以塔径圆整到4。

塔截面积为
实际空塔气速：
在0.5—0.7m/s的范围内符合要求，则脱硫塔脱硫液的喷淋密度为
>27.5，因此此设计符合实际生产要求。

4.3.3传质面积和填料高度
1．吸收推动力

式中 为塔下部吸收推动力（kpa）
为塔上部吸收推动力（kpa）
塔下部吸收推动力为
式中 为入塔粗气中硫化氢分压（kpa）
为出塔富油面上硫化氢的蒸气压（kpa）
入塔硫化氢的分压=
为出塔富液硫化氢分压kpa

塔上部吸收推动力为
式中 为塔出口粗气中粗苯分压（kpa）
为入塔贫油面上粗苯蒸气压（kpa）

由此求得=0.0072-0=0.0072kpa
根据以上计算结果，求得吸收推动力
传热面积的计算

式中 A——吸收面积（）
为吸收推动力（kpa）
G为吸收硫化氢的质量，取G=394.5
K为总传质系数（）
总传质系数取为18。
所以传质面积为

2．填料层体积

填料高度：
因此应该设计两座吸收塔来吸收硫化氢即可满足生产要求，平时生产时两座塔都开，当一座发生故障时另一座足以满足生产任务。

参考文献：
《煤气设计手册》编写组。煤气设计手册。北京：中国建筑工业出版社。1983
《炼焦化产理化常数》编写组。炼焦化产理化常数。北京：冶金工业出版社。1980
刘乃鸿主编。工业塔新型规整填料应用手册。天津大学出版社。1993
《焦化设计参考资料》编写组。焦化设计参考资料。北京：冶金工业出版社。1980
郭树才主编。煤化工工艺学。北京：化学工业出版社。2006
陈钟秀等主编。化工热力学。北京：化学工业出版社。2006
柴诚敬主编。化工原理（上.下册）。天津：高等教育出版社。2007
12