年產量30萬噸液氨脫硫工段工藝設計

TheProcessDesignofAmmoniaDesulfurizationSectionFor

300000tonsperyear

目錄

摘要：..........................................................?

Abstract....................................................................................................................................II

引言1

第一章概述2

半水煤氣凈化的現狀2

榜膠的認識2

楞膠法脫硫的優缺點3

優點3

缺點4

硫化物對作為原料氣生產工藝過程的危的4

半水煤氣脫硫系統的正常正車操作要點4

脫硫后硫化氫含量高的主要原因5

脫硫后硫化氫含量高的處理方法5

第二章生產流程說明6

反響機理6

主要操作條件6

工藝流程7

主要設備介紹8

脫硫塔8

氧化槽9

反響槽9

貧液泵9

硫泡沐槽10

過淀器10

熔硫釜10

第三章工藝計算11

物料衡算11

根底數據11

計算原料氣的體積及流量11

3.2熱量衡算（以0℃為計算基準〕14

根底數據14

換熱器熱量衡算17

熔硫釜熱量衡算17

第四章主要設備的工藝尺寸和選型19

填料脫硫塔設計計算19

塔徑確實定19

填料層高度計算20

壓降的計算21

輔助設備的計算選型23

J液體分布裝置（噴淋裝置）23

.2液體再分布器23

.3填料支承板23

.4封頭24

.5裙座24

.6人孔，手孔25

第五章機械強度校核計算26

5.1壁厚的計算26

塔體壁厚26

封頭壁厚26

機械強度的校核27

質量載荷27

第六章設計結果29

致謝30

參考文獻31

附錄33

年產量30萬噸液氨脫硫工段工藝設計

摘要：本設計對半水煤氣凈化脫硫工藝進行了設計計算，著重設計計算了脫硫過程的物料衡算，熱量

衡算，脫硫塔尺寸的計算及輔助設備的選取，并對主要設備進行了機械強度校核。本設計采用楮膠法

脫除半水煤氣中的硫化氫，設計中進入脫硫塔氣體中的H2s含量為3,凈化后H2S含量為0.05g/m\在

進行物料衡算時.，由3/h的原料氣進入脫硫塔，計算得脫硫量為，脫硫液循環量為3小。另外分別對換

熱器和熔硫釜進行了熱量衡算，算得換熱器的熱負荷冷卻水消耗量為3/h；熔硫釜的熱負荷

為479155.94KJ/釜，蒸汽消耗量為釜。計算得塔徑為，塔高m,填料層高度m,壓降為55()Pa。本設計

共繪制兩張圖，分別為脫班塔設備圖、工藝流程圖。

關鍵詞：松膠法；半水煤氣；工藝計算

TheProcessDesignofAmmoniaDesulfurizationSectionFor300000

tonsperyear

Abstract：Thedesigncalculationindesignofcokeovengaspurificationdesulfurizationtechnology,focuson

designcalculationofthedesulfurizationprocessofkeyequipment,includingmaterialbalance,heatbalance,

thepackedtowerreactorsizecalculationandselectionofancillaryequipment,andprobesintothemain

equipmentmechanicalintensity.Thematerialbalancetheextractmethod,removingthehydrogensulfidein

cokeovengasdesulfurizationtowerinthedesignofH2sinthegascontentis2.4g/m\afterpurifyingH2s

contentis0.05g/mu"/hcoolingwaterconsumption;Theheatloadofthesulfurmeltingkettleis479155.94

KJ,steamconsumptionis2420.04Kg.Intensitytowerbodywallthicknessis12mm,(heheadthicknessis12

mm.Thewindloadlevelwithmaximumsustainedwindsof27216Paforchecking.Calculatedthetower

diameteris4.0m,mhightower,packinglayerheightisni,(hepressuredropof490.5Pa.Thedesignistodraw

twopictures,werepackedtowerequipment,processflowdiagram.

Keywords:extractmethod;cokeovengas;processcalculation

引言

半水煤氣中硫化物按其化合態可分為兩類：無機硫化物，主要是硫化氫（H?S）,有機硫化物，如

二硫化碳（CS2）,硫氧化碳（COS）,硫醇（Cz&SH）和噬吩（C4H4S）等。有機硫化物在溫度

下進行變換時，幾乎全部轉化為硫化氫。所以煤氣中硫化氫所含的硫約占煤氣中硫總量的90%以上，

因此,煤氣脫硫主要是指脫除煤氣中的硫化氫，半水煤氣中含硫化氫8-15g/m\此外還含0.5?L5g/m?

斷化氫。

3。硫化氫及其燃燒產物二氧化硫（SOJ對人體均有毒性，在空氣中含有0.1%的硫化氫就能致

命。煤氣中硫化氫的存在會嚴重腐蝕輸氣管道和設備，如果將煤氣用做各種化工原料氣，如合成氨原

料氣時，往往硫化物會使催化劑中毒，增加液態溶劑的黏度，影響產品的質量等。因此，必須進行煤

氣的脫硫。

第一章概述

半水煤氣凈化的現狀

煤氣的脫硫方法從總體上來分有兩種：熱煤氣脫硫和冷煤氣脫硫。在我國，熱煤氣脫硫現在仍處

于試驗研究階段，還有待于進一步完善，而冷煤氣脫硫是比擬成熟的技術，其脫硫方法也很多。冷媒

氣脫硫大體上可分為干法脫硫和濕法脫硫兩種方法，干法脫硫以氧化鐵法和活性炭法應用較廣，而濕

法脫硫以神堿法、ADA、改進ADA和楮膠法頗具代表性。

濕法脫硫可以處理含端量高的煤氣，脫硫劑是便于輸送的液體物料，可以再生，且可以回收有價

值的元素硫，從而構成一個連續脫硫循環系統。現在工藝上應用較多的濕法脫硫有氨水催化法、改進

慈醍二磺酸法（A.D.A法）及有機胺法。其中改進蔥醍二磺酸法的脫除效率高，應用更為廣泛。但此

法在操作中易發生堵塞，而且藥品價格昂貴，近幾年來，在改進A.D.A的根底上開發的榜股法克服了

這兩項缺點。它是以純堿作為吸收劑，以榜膠為載氧體，以NaVO2為氧化劑。基于此，在半水煤氣

脫硫工藝的設計中我采用濕式楞膠法脫硫工藝。

榜膠的認識

榜膠是由植物的皮，果，莖及葉的萃取液熬制而成的。其主要成分為丹寧，約占66%,以榨膠來

配制脫硫液效果最正確。楮胺的主要成分為多種水解丹宇，是有許多結構相似的酚類衍生物所組成的

多酚基化合物，由于其含有許多活潑的燃基，所以具有很強的吸氧能力，在脫硫過程中起著載氧的作

用。堿性松膠脫硫液是由松膠，碳酸鈉及偏帆酸鈉等主要成分構成的水溶液。榜膠水溶液在空氣中易

被氧化，即丹寧中較活潑的羥基易被空氣中的氧氧化，生成醍態化合物.特別是當溶液的PH值大于

9的時候，丹寧的氧化特別顯著。由于楮膠水溶液在較高濃度時成為典型的膠體溶液，并且在較低溫

度時容易出現NaVO3及NaHCO3沉淀，因此在配制脫疏液前必須對將膠水溶液進行熱化預處理。即

將含松膠20?33g/l,Na2CO3380-133g/l的楮膠誰溶液直接通蒸汽與空氣，在80?90?的條件下氧化

1()?24h,破壞其膠性.然后加NaV€)3及軟水或稀氨水，配制成含楮膠1。?2.6g/l,Na2CO322.3g/l,

NaHCO33.24g/1,NaVO32?2.5g/l脫硫液，送入脫硫液儲存槽，稀釋后使用。

脫硫過程中，酚類物質經空氣再生氧化成醍態，因其具有較高電位，故能將低價銳氧化成高價帆,

進而使吸收在溶液中的硫氫根氧化、析出單質硫。同時丹寧能與多種金屬離子(如帆、鋁、鋁等)形

成水溶性絡合物；在堿性溶液中丹寧能用與鐵、銅反響并在其材料外表形成丹寧酸性薄膜，因而具有

防腐蝕作用。

由于楮膠水溶液是膠體溶液，在將其配制成脫硫液之前，必須對其進行預處理，以消除共膠體性

和發泡性，并使其由酚態結構氧化成醍態結構，這樣脫硫溶液才具有活性。在榨膠溶液氧化過程中，

伴隨著吸光性能的變化。當溶液充分氧化后，其消光值那么會穩定在某一數值附近，這種溶液就能滿

足脫硫要求。將純堿溶液用蒸汽加熱，通入空氣氧化，并維持溫度8()?90C,恒溫1Oh以上，讓丹寧

物質發生降解反響，大分子變小，外表活性物質變成非外表活性物質，到達預處理目的。

1.3楮膠法脫硫的優缺點

優點

榜膠法脫硫是目前工業化生產中應用較多的濕式脫硫方法，它本身有許多優越之處，但是與此同

時，也存在著許多的缺乏，

楮膠是聚酚類(丹寧)物質，可替代ADA作為載氯體，價格低廉，榜膠本身還是良好的絡合劑,

不需要添加酒石酸鉀鈉的絡合劑。此法的吸收效果與ADA相近，且具有不容易堵塞脫硫塔填料，榜

膠資源豐富，價格廉價以及脫硫液活性好，性能穩定，腐蝕性小等優點。此外，脫硫效率大于98%,

所析出的硫容易浮選和別離。楮膠法脫硫整個脫硫和再生過程為連續在線過程，脫硫與再生同時進行,

不需要設置備用脫硫塔。煤氣脫硫凈化程度可以根據企業需要，通過調整溶液配比調整，適時加以控

制，凈化后煤氣中H2s含量穩定。

(1)榜膠資源豐富、價格低廉、無毒性、脫硫溶液本錢低，因而操作費用要改進ADA法低。

(2)脫硫溶液的活性好、性能穩定、腐蝕性小。榜膠本身既是氧化劑，乂是鈾的絡合劑，脫硫溶液的

組成比改進ADA法簡單，且脫硫過程沒有硫磺堵塔問題。

13)脫硫效率大于98%,所析出的硫容易浮選和別離。

(4)楮膠法脫硫整個脫硫和再生過程為連續在線過程，脫硫與再生同時進行，不需要設置備用脫硫塔。

(5)煤氣脫硫凈化程度可以根據企業需要，通過調整溶液配比調整，適時加以控制，凈化后煤氣中

H2s含量穩定。

缺點

(I)配制脫硫液和往系統中補加時都要經過加熱溶化制備過程。

(2)設備較多，工藝操作也較復雜，設備投資較大。

硫化物對作為原料氣生產工藝過程的危害

(1)對催化劑的危害硫使甲烷化催化劑，高(中)溫變換催化劑，甲醇合成催化劑何氨合成催化劑

的主要毒物之一，能使它們的活性和壽命降低；

(2)對產品質量的危害碳鉉生產過程中，當變換氣中硫化氫含量高時，在碳化母液中積累增高。使

母液粘度增大，碳錢結晶變油，不僅造成別離困難，同時，由于生成FeS沉淀致使碳鉉顏色變

黑；

(3)在尿素生產過程中，硫化氫進入尿素合成塔時會生成硫胭，污染尿素產品，降低產品質量；

(4)對銅洗操作的危害銅氨液吸收硫化氫生成CuS沉淀，這種沉淀物顆粒很細，懸浮在溶液中導

致溶液粘度增大，發泡性增強，銅耗上升，破壞銅洗系統的正常運行；

(5)對金屬腐蝕硫化氫能使碳鋼設備及管線發生失重腐蝕，應力腐蝕，氫脆和氫鼓泡，使設備及管

線壽命減短；

(6)對人體的毒害硫化氫是強烈的神經毒物，硫化氫經呼吸系統進入血液中來不及氧化時就會引起

會全身中毒反響，隨硫化氫濃度的增加會造成呼吸麻痹，窒息以致停止呼吸而死亡。因此，為了

提高企業最終產品質量和保持人們優良的生存環境，對半水煤氣進行脫硫是非常必要的。

半水煤氣脫硫系統的正常開車操作要點

(1)檢查各設備，管道，閥門，分析取樣及電器，儀表等，必須正常完好。

(2)檢查系統內所有閥門的開關位置，應符合開車要求；

(3)與供水，供電，供氣部門及造氣，壓縮工段聯系，作好開車準備;

(4)將脫硫液成分調整在工藝指標范圍內;

(5)氨規程進行系統吹凈，清洗，試漏和置換工作1系統未經檢修處于保壓狀況下對的開車，不進行

該項工作)；

(6)調凈氣柜出口水封積水；

(7)開啟各氣體換熱器和清洗塔進水閥，并調節好水量及各塔液位；

(8)開啟貧液泵進口閥，啟動貧液泵，向脫硫塔打入脫硫液，并調節好液位；

(9)開啟富液泵進口閥，啟動富液泵，向再生槽送液；

(10)根據脫硫液循環量和再生液槽液位，調節好貧液泵，富液泵的打液量，并控制好貧液槽，富液

槽液位計流量；

(II)開啟羅茨鼓風機，并調節好半水煤氣流量；

(12)根據半水煤氣流量大小，調節好液氣比。適當開啟清洗塔，放空閥，半水煤氣脫硫合格后，與

壓縮工段聯系，并關閉放空閥，向壓縮機一段送氣；

(13)根據再生槽的硫泡沫形成情況，調節液位調節器，保持硫泡沫的正常溢流；

(14)分析半水煤氣中氯含量合格后，開啟靜電除焦油塔。

脫硫后硫化氫含量高的主要原因

(1)進入系統的半水煤氣中硫化氫含量過高，或進塔半水煤氣氣量過大；

(2)脫硫液循環量小;

(3)脫硫液成分不當；

14)脫硫液再生效率低或懸浮硫含量高；

(5)進脫硫塔的半水煤氣或貧液溫度高；

(6)脫硫塔內氣液偏流，影響脫硫效率；

脫硫后硫化氫含量高的處理方法

(1)聯系造氣工段更換含硫阜低的煤炭，降低進脫硫系統半水煤氣中的硫化氫含旱或適當減少半水煤

氣氣量；

(2)適當加大脫硫液循環量;

(3)把脫硫液成分調整掃工藝指標要求范圍內：

(4)檢修噴射再生器或適當提高溶液進再生器的壓力，增加自吸空氣量，提高溶液的再生兇案綠：檢

修離心機濾網，減少漏泡沫量，增加再生槽硫泡沫的溢流量，減少溶液中懸浮硫含量；

(5)加大氣體冷卻器的冷卻水，降低進系統半水煤氣溫度;

第二章生產流程說明

反響機理是脫硫的根本，也是整個脫硫過程中的核心局部，以下是楮膠法脫硫的反響機理。

(1)堿性水溶液吸收H2s

NazCCh+H2s-NaHS+NaHCCh

(2)五價鋼絡合物離子氧化HS-析出硫磺，五價鈕被復原成四價機

(3)醍態楮膠氧化四價機成五價帆，空氣中的氧氧化酚態楮膠使其再生，同時生成H2O2。

TQ(釀態)十V"+2H2O—THQ(酚態)+V<i++2OH

2THQ+O2->2TQ+H2O2

(4)H2O2氧化四價機和HS-

4+5+

H2O2+V->V+2OH-

H2O2+HS1H2O+S+OIT

(5)當被處理氣體中有CO2、HCN、02時產生如下副反響。

NaCO3+CO2+H2O->2NaHC03

Na2co3+2HCNT2NaCN+HQ+CO2

NaCN+S—NaCNS

2NaCNS+5O2->Na2sO4+CO[+SO2+N2

2NaHS+2Ch-Na2s2O3+H2O

主要操作條件

溶液的主要組分是堿度、N2VO3、榜膠。

溶液的總堿度與其硫容量成線性關系，因而提高總堿度是提高硫容量的有效途徑，一般處理低硫原

料氣時，采用的溶液總堿度為0.4N,而對高硫含量的原料氣那么采用0.8N的總堿度。PH值再8.5~9.0。

堿度過高，副反響加劇。

NaVCh含量NaV。；的含量取決于脫硫液的操作硫容，即與富液中的HS-濃度符合化學計量關系。

應添加的理論濃度可與液相中HS-的摩爾濃度相當，但在配制溶液時往往要過量，控制過量系數在1.3?

1.5左右。

楊膠濃度：

表2.2工業生產使用的榜膠溶液組成

溶液類別總堿助NazCCMgL」)榜隕g?L“)NaVOytgL1)

稀溶液3?4

濃溶液6?8

溫度；操作溫度低，再生效果差；溫度過高，副反響加劇，生成大顯硫代硫酸鈉燈盆類，常溫范圍

內，H2S>C02脫除率及Na2s2O3生成率與溫度關系不敏感。再生溫度在45c以下，Na2s2O3的生成率很

低，超過45℃時那么急劇升高。通常吸收與再生在同一溫度下進行，約為30?40℃。

CO2的影響：榜膠脫硫液具有相當高的選擇性。在適宜的操作條件下，它能從含99%的CO?原料氣

中將200mg/m3(標)的H2s脫除至45mg/n?(標)以下。但由于溶液吸收CO2后會使溶液的PH值下降,

使脫硫效率稍有降低。

2.3工藝流程

來自除塵工段的半水煤氣從脫硫塔底部進入，與塔頂上噴淋下來的榜膠脫硫液逆流接觸，再極短時

間內完成吸收硫化氫的反響。脫除硫化氫的半水煤氣由塔頂出來，經旋流板，別離器別離掉所夾帶的液

滴后去壓縮工段。

脫硫后的富液由塔底出來去脫硫塔液封槽，液封槽出來進入富液槽I然后又再生泵加壓送到噴射器,

在噴射器內自吸空氣并在喉管及擴散管內進行反響，然后液氣一起進入在再生槽，由底部經篩板上翻，

進行核膠溶液的氧化再生和硫泡沫浮選，再生后的貧液流入貧液槽，再生脫硫泵分別送往脫硫塔，循環

使用。

噴射再生槽頂浮選出來的硫泡沫自動溢流入中間泡沫槽，再由泡沫泵抽硫泡沫到上泡沫槽，經加溫,

攪拌，靜止分層后，排去上清液，該上清液流入富液槽內，硫泡沫經真空過濾機過濾，濾液流入地下槽,

硫膏進入熔硫釜進行熔硫，熔融硫流入鑄模，待冷卻成型后即成為副產品，硫哥。

擬設計榜膠法脫硫及再生反響過程如下：

(1)吸收：在脫硫塔內原料氣與脫硫液逆流接觸硫化氫與溶液中堿作用被吸收：

(2)析硫：在反響槽內硫氫根被高價金屬離子氧化生成單質硫；

(3)再生氧化：在噴射再生槽內空氣將酚態物氧化為醍態：

以上過程按順序連續進行從而完成氣體脫硫凈化，濕法脫疏和再生工藝流程如下(見圖)：

圖2.3濕法榨膠脫硫工藝流程簡圖

脫硫塔,,產..I

r,?,0U*,

脫硫塔用于要求高的H2s'脫除效率。用作脫硫的脫硫塔每段填料間，設有人孔，以供檢查用。脫硫塔

」].JAL.一

結構簡單，造價低廉，制造方便。這種塔體；噴淋裝置，填料再分布器，柵板以及氣，液的進出口等部

vi<n

件組成。而填料是脫硫塔的核心部麻分，脫硫塔操作性能的好壞與所選的填料有很大的關系，選擇填料

應當遵循一下原那么：單位體積填料的外表積大，氣液相接觸的自由體積大；填料空隙率要大，氣相阻

力小;」重量輕，機械強度高；耐介質腐蝕，經久耐用，價格低廉。喃填料的類型，尺寸和堆積方式決定

火MI,弋!vt?t__\\

于所處理的介面的桂質。氣液流量的大小和允許的壓力降。本次設計，我選出的是塑料階梯環的亂堆填

.I---------Jvm“I

料，這種填料使填料再床層中以點接觸為主,-床層均勻，箜隙率大，氣流阻力小，利于下流液體的聚集

及分散，利于液膜的外表更新，故傳質效率高，通常較鮑爾環提高10%,壓降減少25%。填料的作用是

完成對脫硫液及氣體的再分布，同時為氣液分布提供較大的相界面。脫硫液從塔頂經分布器均勻噴淋在

填料上，再填料外表形成液膜，并向卜流動，與經填料空隙上升的氣體接觸，完成對H2s的吸收。

氧化槽

世界上使用最多的是有空氣分布板的垂直槽，圓形多孔板安裝于氧化槽的底部，孔徑一般為2mm,

空氣壓力必須克服氧化槽內溶液的壓頭與分布板的阻力，空氣在氧化器的截面均勻的鼓泡，液體與空氣

并流向上流動，硫泡沫在槽頂部的溢流堰別離，別離硫后的清液在氧化槽頂部下面一點引出。這種形式

的氧化槽需要鼓風機將空氣壓入。中國很多工廠使用一種自吸空氣噴射型的氧化槽，不需要空氣鼓風機。

液體加壓從噴嘴進入，空氣從文丘里的喉管吸入。

氧化槽是一大直徑的圓槽，槽內放置多支噴射器。氧化槽目前使用最正確的是雙套筒二級擴大式，

脫硫液通過噴射再生管道反響，氧化再生后，經過尾管流進浮選筒，在浮選筒進一步氧化再生，并起到

硫的浮選作用。由于再生槽采用雙套筒，內筒的吹風強度較大，不僅有利于氧化再生，而且有利于浮選。

內筒上下各有一塊篩板，板上有正方形排列的篩孔，直徑15mm，孔間距20mm,開孔率44%。內筒吹風

強度大，氣液混合物的重度小，而內外筒的環形區根本上無空氣泡，因此液體重度大。在內筒和環形空

間由于重度不同形成循環。

氧化槽的設計有如卜三個根本參數①要求的空氣流量；②氧化器的直徑；③有效的液體容積。空氣

流量正比于硫的產量、反比于液體在氧化器內的有效高度，比值可按氧化器內每米有效液面高度氧利用

率為0.6%?0.7%來計算。氧化器直徑正比于空氣流量與空氣比重的平方，為了得到良好的硫浮選，空氣

流速一般選25?30m3/(mimm2)截面。液體在氧化器的停留時叵正比于液體流量，要求的停留時間與氧化

器數量有關，當用一個氧化器時，停留時間約45min,用兩個氧化器停留時間不超過30min,多級氧化器

有較高的氣液傳質效率，第一個氧化器出來的液體供應第二個氧化器，硫泡沫從第二個氧化器頂局部禽，

第一個氧化器的空氣流量大，增大湍流使傳質加快。第二個氧化器空氣流量較小，使硫浮選,

反響槽

內有隔板以塊。主要作用是增加脫硫液的反響時間。

貧液泵

完成對貧液的升壓與輸送任務。H=54mJ0SH-6A,Q=468n?/h。

硫泡沫槽

硫泡沫槽是一錐形底的鋼制圓筒，槽頂設有15?25轉/min的攪拌機一個，以保持槽內硫泡沫經常呈

懸浮狀態。此槽容積可按存放3?6h的硫泡沫存量計算。

過濾器

工業I：常用連續作業的鼓形真空過濾機，所需過濾面積可按每Inf過濾面積于ih內能濾過枯燥硫磺

60?80kg計算。通常采用的真空過濾機，當過濾面積為10m?時，其直徑為2.6m,長為1.3m。

熔硫釜

熔硫釜是一個裝有直接蒸汽和間接蒸汽加熱的設備，其操作壓力通常為0.4MPa.其容積按能充滿

70%?75%計算，而放入的硫泡沫含有40%?50%的水分。對于直徑1.2m,有效高度2.5m的熔硫釜，每

次熔化所需的時間約為3?4h。

第三章工藝計算

3.1物料衡算

根底數據

(1)半水煤氣成分

組分HAr

coco22N2O2CH4

體積/%

(2)脫硫液成分

組分Na2cO3NaHCOj總堿總研樣股

濃度(g/L)

(3)半水煤氣中H?S,C/

(4)入換熱器半水煤氣溫度，L=55℃

(5)出換熱器入脫硫塔半水煤氣溫度，12=40℃

(6)入脫硫塔半水煤氣壓力，0.04MPa(表壓)

計算原料氣的體積及流量

以每年330個工作日，每天工作24小時連續生產，那么每小時生產合成氨為：

300000;(330x24

考慮到在合成時的損失，那么以每小時生產37.92噸計算為基準，所以

氏/=379204-17=2230.59Kmol/h

那么合成N%所需要N2的物質的量為

%,=nNHy4-2=2230.59+2=1115.295Kmol/h

考慮到半水煤氣經過洗滌、脫硫、變換等工序到合成的過程中氨氣的損失，那么損失率以1%計，那么半

水煤氣中氮氣的物質的量為

〃科=1115.295x1.1=1226.82Kmvl

所以原料氣中乂的體積為：

①根據原料氣中各氣體的體積匕，那么其他氣體的體積為：

根據氣體方程，將0℃、101.325KPa下的體積換算成55℃、0.04MPa［表壓)下的體積為:

273.15+55101.325

V=134053.02xx-----------------=115463.685/rr

273.15101.325+40

②根據氣體中H2s的含量計算H2s的質量

入脫硫塔中H2s的質量：

根據設計要求，出塔氣體中的H2s含量為g/nR那么塔的脫硫效率是

q=(2.4-0.05)24=97.92%

由于原料氣中H2s的含量低，故在脫硫的過程中原料氣進入脫硫塔和出脫硫塔的體積流量視為不變，那

么出塔氣體的流量叱)。115463.685//〃

2

所以出塔氣中H2S的質量為m=0.05x10-3x115463.685=5.775kg/h

故在脫硫塔中吸收的H2s的質量為G1=加-〃/=177.11-5.775=271.335奴

③脫硫液循環量的計算

取脫硫液中硫容量為S=100g/m3根據液氣比L/G=(CI-C2)/S

式中：G為進脫硫塔氣體中硫化氫的含量，g/m3

C2為出脫硫塔氣體中硫化氫的含量，g/m3

S為硫容量，g/m3

L為脫硫液的循環量，m'/h

G為進脫硫塔氣體的流量，nWh

那么液包比為L/G=(C「C2

脫硫液的循環量￡=0.0235x115463.685=2713.395〃//〃

因脫硫液在循環中有損失及再生率為95%,去損失率為10%

那么液體的循環量為=￡(1+10%)=2713.395x(l+l0%)=2984.73///?

④生產Na2s2O3消耗的H2s的質量G2,kg/h

取Na2s2O3的牛.成率為H2s脫除量的8%,那么

=271.335x8%=21.7068Kg/h

⑤Na2s2O3的生成量G3,kg/h

2H2s?Na2s2O3

式中：/N“SO——Na2s2。3的分子量

MHS——H2S的分子量

G

@理論硫回收量G4，kg/h

式中：M—硫的分子量

G，

理論硫回收率，\|/=G4/G,

甲=86.59%

⑦生成Na2s2O3消耗的純堿量G5,kg/h

式中：MNa?——Na2c。3的分子量

Gs

⑧硫泡沫生成展G6，kg/m5

式中：Si-----硫泡沫中硫含量，kg/m',取Si=30kg/m3

@入熔硫釜硫膏量

式中：Sa-----硫膏中硫含量，kg；m）取Si=20%（質量分數）

表物料衡算表（以每小時計）

入脫硫塔氣體流量3出脫硫塔氣體流量3

脫硫塔循環量n?硫泡沫生成量n?

硫化氫吸收量硫膏量

消耗的純堿量硫代硫酸鈉生成量

3.2熱量衡算（以0℃為計算基準）

根底數據

半水煤氣的平均式量

M=28x0.2753+44x0.0931+2x0.3953+28x0.205+32x0.0086+18x0.0178+40xO.（X）49,,

半水

=19.127依/ktnol

煤氣的密度：

半水煤氣的質量流量Go=Vop^=1.04x115463.685=1200X2.23煙/h

脫硫液密度計算

用公式心=1.0641—0.000446穴g/cm3）

脫硫液入脫硫塔時的溫度/入=40℃,那么

入脫硫塔脫硫液的質量流量

脫硫液出脫硫塔時的溫度T出工45℃,貝ijp：="?

出脫硫塔脫硫液的質量流量

平均比熱容的計算

2

根據比熱容的計算式Cp=a+bT+cT

將半水煤氣中的各組分的a、b、c值列于表中

表3.2摩爾定壓熱容與溫度關系

物質

COH2co2N2o2CH4

a

b/lO3

c/10-6

55℃的比熱容

同理的40C的比熱容

故半水煤氣在55℃的比熱容CA55r=29.80ATJ/(Kmol-K)

半水煤氣在40℃的比熱容C?4()r=29.56K//(Kmol?K)

脫硫液的比熱容Cp,J/(g℃)

脫硫液的進口溫度為35℃,那么進口時的比熱容

脫硫液的出口溫度約為35℃,那么出口時的比熱容

換熱器熱量衡算

①換熱器熱負荷Qi,KJ/h

式中：Go—入換熱器半水煤氣量

6

0,=Go(C55r,-C4Or2)/M=l15463.685(29.80x55-29.56x40)/19.127=2.73x10KJ②冷

卻水消耗量W.“m3/h

式中：At冷卻水溫升，取At=5℃,GDC=4.2KJ/(Kg℃),p=IOO()Kg/m3

3.2.3熔硫釜熱量衡算

①熔硫釜熱負荷Q%KJ/釜

式中：Gx—每一釜硫音量，nr%熔硫釜裝填系數為75%,那么Gg=1.6x，隆

Cs——硫膏比熱容，KJKKg」C〉KJMKgJC)

3

pi----硫膏密度，kg/nr\Ps=1500kg/m

t5——加熱終溫，°C,t5=135℃

r6——入釜溫度，℃,%=80℃

Ch——硫膏的熔融熱，KJ/kg,Ch=28.69KJ/kg

義一熔硫釜向周圍空間的散熱系數，ATJ/(!!?-/?.℃),

F6——熔硫釜外表積，n^,入=9.2m2

4——熔硫釜所需時間，h

0.5——硫膏中含硫膏50%

GxCsP,&-幻表示硫育溫升吸收熱量；0.5G8x?sCh表示硫膏熔融吸收熱量；

44介“$-，6)——表示向環境散熱量

2,=1.2x1.8x1500x(135-15)+0.5x1.2x1500x38.69+4x12.56x9.2x(135-15)小=*

②蒸汽

=479155.94KJ/釜

消耗量，W5,KJ/釜

式中：弓——130℃蒸汽的液化熱，6=220226KJIKg

嗎=。3%=479155.94/2202.26=217.57心/釜第四章主要設備的工藝尺寸和選型

脫硫塔設計計算

塔徑確實定

塔徑可以用下式計算

由貝恩-霍根關聯式得

圓整得，D=

塔徑考慮到脫硫塔的塔徑過大，本設計采用兩個脫硫塔，原料氣流量和脫硫液流量變成二分之一，

通過上述公式計算出

D

圓整后D=4m

式中：----泛點氣速,，〃/S

%——流體質量流速，Kg/(h-L)，

wv—氣體質量流速，Kg/(h-L)?叫=G()/9G

a---填料比外表積，m2/m\選用(p50mmx25mmx1.5mm塑料階梯環，

a=114nr/m3；

￡——填料孔隙率，n?/m3,”0.927m3m3

氏----溶液粘度，mPa$〃L=0.8m-Pa-s；

p、----氣體密度，Kg/m\0V3；

3

PL----液體密度，Kg/m\pL；

A-K——關聯常數，查相關數據表得A=0.204.K=1.75：

g---重力加速度，m/s2,g=9.81m/s2；

D-脫硫塔直徑，m；

填料層高度計算

吸收過程傳質系數KG的計算網

001

KG=AuCNaB

式中KG一傳質系數，kg/m2-h-MPa；

A—經驗數，A=10；

u-操作氣速，m/s；

CNa-溶液中Na2cO3的含量，CNa=5g/L：

B-吸收過程液氣比，B=LT/GO=那么

115463.685,

兒二Ad3c“°」B-°e?=lOx(L467)"x(5)°」x(%23)-o°"=18.71kg/mtf-MPa吸收過

115463.685

程平均推動力APm

式中：Pl-脫硫塔入口氣相H2s分壓，atm：

P|=P()C1H2S

P2一脫硫塔出口氣相H2s分壓，atm；

P2=PiC2H2s=1.37x().()5x22.4/34x1(X)()=0.00()0451atm；

Po—脫硫塔入口壓力，atm,P()=1.40atm；

PL脫硫塔出口壓力，alm,Pi=1.37atm；

Pj，P2-脫硫塔入，出匚氣相H2S平衡分壓，Mpa,溶液中H2s含量很低，可以忽略。Pi=P2*=0

(表壓)

ppp_p

H"An(i-j-|22)0.00221-0.0000451.in_4

那么'AP^=-一(p._P；)-^^00221-----=556X1°atm；

In._p)00.0000451

所需傳質面積的計算

AP=GI/KGAPm=271.3355/(18.71x0.000556)=nr

填料層高度

Hp=Ap2a=2x]]4)=m

考慮到計算公式的偏差

實際取填料高度為：HP=

說明：填料高度根據所需的傳質單元理論板數來推算出。算出的高度太大那么分成假設干段，每段一般

不宜超過6m,或按推薦的倍數來選定，對于拉西環，每段填料層面度為塔徑的3倍，對于鮑爾環及鞍形

填料為5~10倍，為3液位分布良好，兩段之間液體再分布裝置。

壓降的計算

采用Eckert通用關聯圖計算填料層壓降“3

橫坐標為：

縱坐標為：

式中：u—空塔氣速，m/s

g2

0—填料因子，m1

液體密度校正系數，W=PQP液

0,々一液體，氣體的密度，依

人一液體粘度，mpas

Wr,—液體，氣體的質量流量，kgIs

查附圖1得△P/Z=505/，〃

填料層壓降為A/7=50xll=550p”

塔徑與填料尺寸之比：4(K)0/50=80>1()

所以填料選擇正確。

最小潤濕速率取為：(/1v),nin=008〃///?h

查附錄知a,=1i4/?r/nr

最小噴淋密度:Umin=(4)*4=008x114=9.12加3/(一/)

操作噴淋密度：u==八二廿,=114-3/(/?〃)>umin

A0.785x4"

2=0.785x4”

式中：A----塔截面積，m2

D----塔徑，m；

填料個數N=ad$=0.77x(0.05)-3=6160個/n?

式中：N一單位體積內填料的個數，個/n?；

d——填料尺寸，m；

a——常數，a=0.77；

持液量的計算：

H.=0.143(L/dc)=0.143x(1492.36/0.05)3液體/n?填料

式中：Ht——總持液量，n?液體/nP填料；

L---液相流率，mOnFh；

de填料宜徑,m；

4.2輔助設備的計算選型

4.2.1液體分布裝置(噴淋裝置)

噴淋裝置的作用是使液體的初始分布盡可能地均勻。液體噴淋裝置設計不合理，將導致液體分布不

量，減少填料的潤濕面積，增加溝流和壁流現象，直接影響填料的處理能力和別離效率。液體噴淋裝置

的結構設計要求：能使整個截面的填料外表很好的潤濕，均勻法分散液體，通過不易堵塞，結構簡單，

制造維修方便等。

本次設計采用溢流型槽式分布器。這種分布器適應性能較好，特別適宜大流量操作。

表4.1溢流分布器尺寸

噴淋槽分配槽液體負荷范圍

塔徑

中心距

(mm)

外徑(mm)數量中心距(mm)數量(mVh)

(mm)

4000D-2593753199047?740

槽寬>120mm，高度0350mm

取槽寬140mm,高度340mm

4.2.2液體再分布器

當液體流經填料層時，液體有流向器壁造成“壁流”的傾向。亂堆填料的阻力較大，填料層較高時更

高容易流向塔壁的彌散現象，使液體分布不均勻，降低了脫硫塔的效率，嚴重時可使塔中的填料不能潤

濕而成“干堆"。為消除此現象，常將填料分段填裝，層間設置液體再分布器以便在整個角度內填料都得

到均勻噴淋。

表4.2梁型再分布器尺寸

塔徑盤外徑(mm)螺栓圓直徑分塊數升氣管數液體負荷范圍(m3/h)

(mm)(mm)

40002962283528920~820

4.2.3填料支承板

填料壓緊裝置分為填料壓板和床層限制板兩大類。本次設計采用的是床層限制板。因為床層限制板適

用于金屬，塑料等制成的不易破碎的散裝填料。限制板通常由螺栓［或支耳)固定于塔壁。要求：限制

板外徑比塔徑小25mm,用塑料制品。

塔徑(mm)板外徑(mm)梁的條數承載能力(Pa)近似重量(N)

400029627235203050

支承板采用塑料材料，板厚6mm,最大液體負荷200n13/n】2.h,最大跨度1600mm

4.2.4封頭

容器封頭是化工容器殼體的主要組成局部，容器封頭又稱端蓋。本次設計采用的是凸形封頭的橢圓形封

頭。

橢圓型封頭內徑(mm)曲面高度(mm)直邊高度(n】ni)內外表積容積(m3)

(n?)

4000104050

4.2.5裙座

Dj>800nun時裙座人孔寬度B=500mm

裙座選用Q235-A,厚度取16mm,高度取30(X)n】m。

圓形檢查孔選取裙座直徑為4000mm的數據如下：

裙座直徑(mm)數量直徑D(mm)M中心高H(mm)

<7001250150—

1450200900

800-900

1000-28002450250900

30(X)-46002500250950

?60()26002501(X)0

裙座直徑為4000mm時地腳螺栓最少取24個最多取36個

塔上部空間高度，可取為2.5m。液體再分布器空間高度約為1.2m,塔底液相停留時間按三分鐘考慮,

那么塔釜液所占空間高度為

考慮到氣相接管所占空間高度，氣體擴散空間，支撐板厚發，底部空間高度可取3.9m,所以塔附屬

高度可以2.5+1.2+3.9=7.6m,裙座取3m。

塔的總高：H=10400+2000+7600=20000mm

4.2.6人孔，手孔

查詢國標HG/T21515-2005后選擇(p600的常壓全平面FF人孔。

墊片使用石棉橡膠墊片，密封面用全平面密封。

緊固件用六角螺栓。

常壓全平面FF手孔選用標準尺寸DN250

第五章機械強度校核計算

塔體壁厚

選用。23,一c查表得『-25Mp

c2----雙面腐蝕取4

考慮鋼板厚度負偏差及沖壓減薄量，取5

圓整后取功=8〃芹〃，根據GB_T25198-2O23JE力容器封頭設計要求4000SDNV5000,可a12nlm，取12mm

厚的。235一。鋼板作筒體

封頭壁厚

采用標準橢圓形封頭，雙面對接焊縫100%探傷。=1.0

設計壁厚當按下式計算

考慮鋼板厚度負偏差及沖壓減薄量，圓整后取&=12〃〃〃厚的。235一。鋼板作封頭，所以塔體壁厚和封

頭壁厚均取&=11mm

校核罐體與封頭水壓試驗強度的計算由下式⑴

式中：=1.25〃=1.25x0.14=0.75M?

徑向應力4=235MP

所以水壓試驗滿足強度要求。

5.2機械強度的校核

質量載荷

塔設備的質量包括塔體，裙座體，內構件，保溫材料，扶梯和平臺及各種附件等的質量，還包括在

操作，停修或水壓試驗等不同工況時的物料或充水質量。

設備操作時的重量：

式中：町----塔體和裙座質量，kg

加2----封頭質量，kg

"4保溫材料質顯，kg

w4------平臺，扶梯質量，kg

叫——操作時塔內物料質量，kg

，見——人孔，接管，法蘭等附件質量,kg

2

其中：W]-D2)XHxp

查表DN=4000mm的筒節，每米質量為%=2850kg/m所以

因此，=27720.66+5700+1114+200000=234834.66Kg

第六章設計結果

?Vh,焦爐半水煤氣中H2s的含量為：G=2.4g/nf;凈化氣中H2s的含量，C2=O.O5g/m\在整個設計

工藝計算中包括：物料衡算、熱量衡算、脫硫塔的工藝計算、輔助設備的工藝計算和設備穩定性和機械

強度的校核。脫硫塔塔徑：D=4.0m,塔高：H=14800mo經過計算繪制了兩個Aut。CAD圖：主設備填

料脫硫塔圖、工藝流程圖。

工藝計算結果一賢表:

半水煤氣中H2s初始含量Ci3

凈化氣中含量c=3

H2S2

3

入脫硫塔半水煤氣氣量G0/h

H2s脫除量Gi

3

溶液循環量LT/h

主設備及輔助設備尺寸一覽表:

設備名稱直徑(mm)高發(mm)

脫硫塔(兩個)400014800

壁厚/12

封頭40001040

裙座40003000

人孔600/