合成氨脱硫工艺设计.doc

1.5 万吨/年合成氨脱硫工艺设计 目录 1 总论总论1 1.1 概述概述1 1.2 文献综述文献综述2 1.2.1 合成氨原料气净化的现状.2 1.2.2 改良 ada 的简述2 1.2.3 ada 的理化性质.3 1.2.4 ada 脱硫的优缺点.3 1.2.4.1 优点3 1.2.4.2 缺点3 2 生产流程或生产方案的确定生产流程或生产方案的确定.3 3 生产流程说明生产流程说明.4 3.1 反应机理反应机理4 3.2 主要操作条件主要操作条件5 3.2.1 溶液组分.5 3.2.1.1 碱度.5 3.2.1.2 navo3 含量5 3.2.1.3ada 浓度.5 3.2.2 温度对 ada 的影响5 3.2.3 co2的影响.6 3.2.4 溶液 ph 的影响 .7 3.3 工艺流程工艺流程.7 3.4 主要设备介绍主要设备介绍8 3.4.1 填料塔.8 3.4.2 氧化槽8 3.4.3 硫泡沫槽9 3.4.4 过滤器9 3.4.5 熔硫釜10 4 工艺计算书工艺计算书10 4.1 原始数据原始数据10 4.1.1 焦炉煤气组分.10 4.1.2 脱硫液组分.10 4.1.3 设计工艺参数.10 4.2 物料衡算物料衡算12 4.2.1 h2s 脱除.12 4.2.2 溶液循环量.13 4.2.3 生成 na2s2o3消耗 h2s 的量.13 4.2.4 na2s2o3生成量13 4.2.5 理论硫回收量.13 4.2.6 理论硫回收率.13 4.2.7 生成 na2s2o3消耗纯碱的量.13 4.2.8 硫泡沫生成量.13 4.2.9 入熔硫釜硫膏量.13 4.2.10 回收率.14 4.3 热量衡算热量衡算14 4.3.1 冷却塔热量衡算.14 4.3.1.1 冷却塔热负荷14 4.3.1.2 冷却水消耗量15 4.3.2.1 硫泡沫槽热负荷15 4.3.2.2 蒸汽消耗量15 4.3.3.1 熔硫釜热负荷15 4.3.3.2 蒸汽消耗量.16 5 主要设备的工艺计算和设备选型主要设备的工艺计算和设备选型16 5.1 主要设备的工艺尺寸主要设备的工艺尺寸16 5.1.1.1 塔径.16 5.1.1.2 填料层高度计算17 5.1.1.3 压降的计算.18 5.1.2.1 槽体.19 5.1.2.2 喷射器.20 5.2 辅助设备的选型辅助设备的选型22 6 设备稳定性及机械强度校核计算设备稳定性及机械强度校核计算23 6.1 壁厚的计算壁厚的计算23 6.2 机械强度的校核机械强度的校核.24 6.2.2.1 风载荷的计算26 6.2.2.2 风弯矩的计算.27 7 设计体会与收获设计体会与收获.28 8 参参考考文献文献29 9 附录附录.30 10 附图附图.34 1 1总论总论 1.1 概述概述 我国合成氨工业的生产始于 20 世纪 50 年代，但生产规模都很小，合成氨 单系列装置的生产能力最大仅为 4 万吨/年，氨加工产品主要为碳酸氢铵，产量 满足不了市场的需求。为了满足市场快速增长的需求，70 年代，我国建设了一 批中型氮肥生产装置，合成氨单系列装置的生产能力达到 6-12 万吨/年，主要 氨加工产品为尿素或硝酸铵，大部分装置采用我国开发的以无烟煤为原料的固 定层气化技术。随着现代农业的快速发展，高浓度化肥的市场需求不断增加， 为了满足需求，增加生产能力，我国先后引进了 30 套以油、天然气和煤为原料 的 30 万吨/年合成氨装置。除此之外，我国还自行研究设计制造了以轻油为原 料的生产能力为 30 万吨/年的合成氨生产装置。 随着合成氨工业的发展，氨的生产要求越来越严格，比如氨原料的提取， 氨原料气的净化，氨后续工艺的要求等等。各种原料制取的粗原料气，都含有 一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合 成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用 以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是 否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采 用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法 (rectisol)、聚乙二醇二 甲醚法(selexol)等。在此我们主要研究合成氨原料气的脱硫。 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 2 1.2 文献综述文献综述 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、蒽醌二磺酸法（a.d.a 法）及有机胺 法。其中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。 1.2.2 改良 ada 的简述 ada 法是英国西北煤公司与克莱顿胺公司共同开发的, 于1959 年在英国 建立了第一套处理焦炉气的中间试验装置, 1961 年初用于工业生产。但由于此 方法析硫的反应速度慢, 需要庞大的反应槽, 并且为防止hs- 进入再生塔引起 副反应, 溶液中hs- 的浓度必须控制在(50 100) 10- 6之间, 溶液的硫容量很 低, 因而使ada 法的应用受到限制。为此, 研究者对ada 法进行了改进, 在 ada 溶液中添加了适量的偏钒酸钠、酒石酸钾钠。偏钒酸钠在五价钒还原成 四价钒的过程中提供氧, 使吸收及再生的反应速度大大加快, 提高了溶液的硫容 量, 使反应槽容积和溶液循环量大大减少。酒石酸钾钠的作用是防止钒形成“钒- 氧- 硫”态复合物, 沉淀析出, 导致脱硫液活性下降, 这样使ada 法脱硫工艺更 3 趋于完善, 从而提高气体的净化度和硫的回收率, 经改进的ada 法被称为改良 ada 法。 1.2.3 ada 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。ada 的这几种异构体中，在产品中一般含量较高 的是 1.52ada , 1.82ada , 2.62ada , 2.72ada。其中 2.62ada 与 2.72ada 的 脱硫活性较好, 而 2.72ada 又优于 2.62ada , 特别在溶解度上,2.72ada 在 100 克水中的溶解度为: 20 时 3015 g, 100 时 10 g; 2.62ada 在 100 克水中 的溶解度 3 g (20 )。两者在水中溶解度相差约一个数量级, 实际溶液中由于 h2s 反应不彻底和伴生的副反应, 溶液中存在 na2so4、nacns 和 na2s2o3 等 副产品, 这些副反应产物随着脱硫生产操作的运行, 在脱硫液中逐渐积累, 当达 到相当含量时, 会使 2.62ada 和 2.72ada 溶解度快速下降, 影响脱硫效果, 而 且析出的 ada 伴随硫磺夹带出脱硫系统, 增加 ada 消耗。 1.2.4 ada 脱硫的优缺点 1.2.4.1 优点 (1) ada 作为染料中间体，它有多种主要的异构体。ada 的这几种异构体中， 在产品中一般含量较高，便于提取。 (2) 脱硫溶液的活性好、性能稳定、腐蚀性小。 (3) 脱硫效率很高，所析出的硫容易浮选和分离。 (4) ada 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。 1.2.4.2 缺点 蒽醌二磺酸法脱硫在生产过程中存在一点问题。反应速度太慢，需时 30min 以上，这就需要庞大的反应槽并使副反应加重，同时此法在操作中易发 生堵塞，而且药品价格有些昂贵。 2 生产流程或生产方案的确定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 4 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。 3 生产流程说明生产流程说明 3.1 反应机理反应机理 改良ada 的脱硫反应历程： 最新的研究表明, 改良 ada 法反应历程如下。 碱液吸收硫化氢 2na2co3+ 2h2s= 2nahs+ 2nahco 3 (1) 氧化析硫 2nahs+ 4n avo 3+ h2o = na2v4o 9+ 4naoh+ 2s (2) 焦钒酸钠被氧化 na2v4o9+ 2h2o2+ 2naoh+ ada (氧化态) = 4navo3+ 3h2o + ada (还原态) (3) 碱液再生 2naoh+ 2nahco 3= 2na2co 3+ 2h2o (4) ada 再生 ada (还原态) + o 2= ada (氧化态) + h2o2 (5) 当气体中有氧、二氧化碳、氰化氢存在时还产生如下副反应： 2nahs+2o2=na2s2o3+h2o na2co3+co2+h2o=2nahco3 na2co3+2hcn=2nacn+h2o+co2 nacn+s=nacns 2nacns+5o2=na2so4+2co+so2+n2 从上述反应历程来看, 要使 h2s 较彻底地还原为单质硫, 偏钒酸钠(navo 3) 是否足量是个重要的因素, 而要使偏钒酸钠浓度高, 焦钒酸钠较完全转化为偏钒 酸钠是反应的关键。而在这一反应中 h2o2 浓度起着决定性的作用, 如 h2o2 浓 度低, 就容易造成焦钒酸钠转化不彻底, 使溶液中有效偏钒酸钠浓度降低, 从而 使溶液中 hs- 含量上升, na2s2o 3、nacns 等副产物增加, 加大了碱和钒的消 耗, 而且反应所需的 h2o2 是在 ada 再生过程中生成的反应式(5) , 故操作中 一定要保持 ada 有一定浓度和足够的再生空气。二者不足均会使溶液中氧 化态的 ada 浓度降低,h2o2 的生成量减少, 最终造成物耗上升。 5 3.2 主要操作条件主要操作条件 3.2.1 溶液组分 溶液的主要组分是碱度、navo3、ada。 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 1n 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。从反应机理可知，硫化氢首先被碱液吸收生成硫化物后再与 ada 钒酸盐溶液反应 3.2.1.3ada 浓度 反应式（2）在氧的存在下进行是迅速的，但还原态焦钒酸盐不能为空气直 接氧化再生，而必须依赖与反应（2） ，由 ada 将它氧化而恢复活性，因此要 求溶液中 ada 与偏钒酸钠的化学当量比，按化学反应的当量计溶液中 ada 含 量必须等于或大于偏钒酸钠含量的 1.69 倍，工业上实际采用 2 倍以上。表 3 是 工业上采用的两种溶液组，组成（一）适用于含高硫化氢含量与加压情况下的 原料气脱硫，组成（二）适用于含低硫化氢含量与常压情况下的原料气脱硫， 但也有使用低浓度的 ada 溶液来脱硫。 表 3 工业生产使用的 ada 溶液组成 溶液类别总碱度nna2co3(gl-1)ada(gl-1)nakc4h4o6(gl-1) 含高硫化氢 与加压情况 15102 含低硫化氢 与常压情况 0.42351 3.2.2 温度对 ada 的影响 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。为了保证 主要反应进行所需要的条件，又尽可能的抑制硫代硫酸盐的生成，适宜的吸收 温度为 2030。 同时温度与ada 的溶解度呈反比关系。据资料介绍从20 上升到100 , 6 2, 72ada 在水中的溶解度将下降3 倍以上。这一点容易被人们忽视。由于传 统习惯, 一般ada 和na2co3 同时添加,而na2co3 的溶解度与温度呈正比关系, 提高温度对na2co3 溶解有利, 故在加料时, 采用了蒸汽加热直接搅拌的方法, 这样对na2co3 溶解速度提高有利, 但对ada 的溶解能力起到了很大的抑制作 用。从我们溶解釜的情况看, 溶解釜有效容积约为850 l。在加热到近100 时, 经粗略估算, 2.72ada 能溶解85 kg, 而2.62ada 约为815 kg, 如我们采用不定 期、大剂量添加的方法,则2.62ada 因达饱和而无法溶解, 造成消耗上升。还有 对脱硫液的温度控制, 对ada 消耗同样很重要。从表1 可以看出, ada 在有副 产物的溶液中溶解度下降很快, 再加上温度的升高使ada溶解度下降, 双重作 用将使ada 结晶析出。特别是对2.62ada 多的脱硫剂, 这一现象将更加明显, 加入量再多也无法提起溶液中ada 浓度。我们曾经使用过某厂的ada , 在使 用中溶液浓度始终达不到要求, 且通过加大ada 投放量的方法也无法改变这一 现状, 通过全面检查我们在回收的硫磺中发现了一层异样物, 经分析ada达 4%。这部分就是ada 结晶析出物。另外, 氧化还原反应对温度比较敏感, 脱硫 液温度升高, 反应速度明显加快, 析硫反应在脱硫塔内快速进行, 将会造成硫堵。 温度升高, 还加快了副反应, 见图1。故从溶解度和反应来说,温度过高对消耗下 降不利。 6060 80 1.5 0.5 2.5 0 温度 硫代硫酸盐 图 1 温度对硫代硫酸盐生成的影响 3.2.3 co2的影响 当气体中二氧化碳存在时，一部分碳酸钠转化成碳酸氢钠，但碱度对二氧 化碳的吸收速度大大慢于对硫化氢的吸收速度，当脱硫塔中吸收的二氧化碳与 7 再生塔中解析的二氧化碳达到平衡时，溶液中碳酸氢钠的含量达到一定的平衡 值，此平衡数值与气体中的二氧化碳有关。同时有 co2的存在后会使溶液的 ph 值下降，使脱硫效率稍有降低。 3.2.4 溶液 ph 的影响 ph 值的适宜为 8.5 左右，以下是 ph 值对硫代硫酸钠生成的影响。 6012 0.75 0.25 1.25 6 溶液的ph值 硫代硫酸盐 3.3 工艺流程工艺流程 蒽醌二磺酸钠法可用于常压与加压条件下煤气、焦炉气、天然气等原料气 的脱硫。 图 2 所示是加压条件下蒽醌二磺酸于钠溶液脱出煤气中硫化氢的工艺流程图， 操作压力为 1.8mpa 左右，进口气体中硫化氢含量 25 g/m3，出口气体中硫化氢 含量小于 10m g/m3。煤气进入一个下部为空塔，上部有一段填料结构的脱硫塔， 净化的气体经分液罐分离液滴后排出入后工序。由吸收塔出来的溶液进入反应 槽中，在此，仅 hs 离子与 navo3 的反应全部完成，并开始将还原态的钒酸钠 用蒽醌二磺酸进行氧化。溶液出反应槽后减压流入再生塔，空气通入再生塔内， 仅还原状态的蒽醌二磺酸钠氧化；单体硫磺浮集在氧化塔顶，使其溢流入稠厚 桶，经过滤机分离而得到副产硫磺。溶液则由塔上部经液位调节器后进入溶液 循环槽，然后用泵将压力升至 2.0mp 左右，仍送入吸收塔应用。 8 3 4 5 6 14 8 9 111213 10 7 18 17 16 15 1吸收塔；2分液罐；3再生塔；4液位调节器；5硫泡沫槽；6温水槽； 7反应槽；8循环槽；9溶液过虑器；10，11循环泵；12地下槽；13-溶碱槽； 14-过滤机；15-空气压缩机；16-空气冷却机；17-空气缓冲器；18-空气过滤器 图 2 湿法 ada 脱硫工艺流程简图 3.4 主要设备介绍主要设备介绍 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 56m 大型塔，填料用聚丙烯的塑料鲍尔环 （大小为 76mm76mm2.5mm） ，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 9 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要求的空气流量；氧化器的直径； 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 2530m3/(minm2)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 1525 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 36h 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 6080kg 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 22.550m2。 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， 10 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 520 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 34h。 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 1.52.0mm 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 工艺计算书工艺计算书 4.1 原始数据原始数据 4.1.1 焦炉煤气组分 组分coco2h2n2ch4o2 体积/% 28.2610.0038.6721.741.030.30 4.1.2 脱硫液组分 11 组分na2co3nahco3adanavo3 g/l52531.5 4.1.3 设计工艺参数 焦炉煤气中 h2s 初始含量 c1 = 2.06g/m3 净化气中 h2s 含量 c2 = 0.07g/m3 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 = 0.038 mpa 入吸收塔焦炉煤气温度，t0=35 硫容 s = 0.416 kg（h2s）/m3 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 = 40； 硫泡沫槽溶液终温 t2 = 79； 熔硫釜硫膏初始温度 t3 = 15 熔硫釜加热终温 t4 = 135 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 s = 1500 kg/m3 硫泡沫密度 f =1100kg/m3 硫泡沫比热容,cf =3.68 kj/(kgk)； 常用熔硫釜全容积为 vr = 1.6m3 熔硫釜装填系数为 7075% 硫膏的比热容 cs = 1.8 kj/(kgk) 硫膏的熔融热 ch=38.69 kj/kg 熔硫釜周围空间的散热系数 = 12.56 kj/(mh) 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 g = 1.05 kg/m3 ； 脱硫液液体密度 g = 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 = 1828 m/s 喷射再生槽喷嘴入口收缩角 1 = 14 12 喷射再生槽喷嘴喉管长度 l6 = 3mm 喷射再生槽吸气室收缩角 2 = 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 3 = 7 尾管中流体速 we = 1 m/s ； 4.2 物料衡算物料衡算 4.2.1 h2s 脱除 (1) 计算原料气的体积及流量 以每年 330 个工作日，每天工作 24 小时，则每小时生产合成氨为： 15000（33024）=1.894 t/h 考虑到在合成时的损失，则以每小时生产 1.894 吨计算为基准，所以 nnh3=1894 kg17kg/kmol=111.41kmol 则合成 nh3所需要 n2的物质的量为 nn2= nnh32=55.71kmol 考虑到半水煤气经过洗涤、脱硫、变换等工序到合成的过程中氮气的损失，则 损失率以 1%计，则半水煤气中氮气的物质的量为 nn2 =55.71（1+1%）=56.26kmol 所以原料气中 n2的体积为 vn2=21.74nm3/kmol56.26kmol=1223.16 nm3 根据原料气中各气体的体积比，则其它气体的体积为 vco2=10.0021.74vn2=562.63 nm3 vco=28.2621.74vn2=1590.01nm3 vh2=38.6721.74vn2=2175.69nm3 vo2=0.3021.74vn2=16.88nm3 vch4=1.0321.74vn2=57.95 nm3 则总气体的体积 v= vn2 +vco2 +vco +vh2 +vo2+ vch4 =1223.16+562.63+1590.01+2175.69+16.88+57.95nm3 =5626.32nm3 根据气体方程，将 0、101.325kpa 下的体积换算成 150kpa、35时的体积 v0 v0=101.3255626.32(273.15+35)/(150273.15) m3=4287.57m3 13 则进入脱硫塔的气体的流量为 g0=4287.570m3/h (2) 根据气体中 h2s 的含量计算 h2s 的质量 入脱硫塔中 h2s 的质量：m1=2.06g/m34287.57m3 =8.83kg 根据设计要求，出塔气体中 h2s 的含量为0.07g/m3,取出塔气中 h2s 的含 量为 0.07 mg/m3，则塔的脱硫效率是 =（2.060.07）/2.06100%=96.60%. 由于原料气中 h2s 的含量低，故在脱硫的过程中原料气进入脱硫塔和出脱硫塔 的体积流量视为不变，则出塔气体的流量 w04287.57m3/h 所以出塔气中 h2s 的质量为m2 =0.07g/m34287.57m3 =0.30kg 故在脱硫塔中吸收的 h2s 的质量为 g1= m1m2=26.497160.900389 kg =25.60kg=6.144 kg/tnh3 4.2.2 溶液循环量 lt = = 25.60 / 0.1 =256m3/h=78.12kg/tnh3 s g1 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 取 na2s2o3的生成率为脱除量的 8，则： g2 =25.608 =2.048 kg/h=0.625kg/tnh3 4.2.4 na2s2o3生成量 g3 = =2.048158/234 =4.76 kg/h=2.51kg/tnh3 sh osna m mg 2 322 2 2 式中 m na2s2o3 na2s2o3分子量 m h2s h2s 分子量 4.2.5 理论硫回收量 g4 =（g1g2）ms/mh2s = （25.62.048）32/34 = 22.17 kg/h=11.71kg/tnh3 式中 ms 硫的分子量 4.2.6 理论硫回收率 = g4/ g1 = 22.17/25.6= 86.6 14 4.2.7 生成 na2s2o3消耗纯碱的量 g5 = g3m na2co3/ m na2s2o3 =4.76106 / 158 = 3.19 kg/h=1.68 kg/tnh3 式中 m na2co3 碳酸钠的分子量； 4.2.8 硫泡沫生成量 g6 = g4/s1 =22.17/30 =0.74m3/h =0.39m3/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 = g4/s2 = 28.23/0.2 = 141.15kg/h =74.52kg/tnh3 式中 s2 硫膏含量，此处取 s2=20%； 4.2.10 回收率 = = （2.060.07）/2.06100%=96.60%. 1 21 c cc 4.3 热量衡算热量衡算 4.3.1 冷却塔热量衡算 4.3.1.1 冷却塔热负荷 半水煤气的平均式量 m=(280.2826)+(440.1)+(20.3867)+(280.2174) +(180.0103)+ (320.003)=19.5kg/kmol 半水煤气的密度： g=pm / tr=1.519.5102/(273.15+35)8.314=1.142kg/m3 半水煤气的质量流量 g0=v0g =4287.571.142kg/h=4896.40kg/h=2585.21 kg/tnh3=132.58 kmol/(tnh3) 10121 12 2p qgcttwiw i 式中入冷却塔焦炉煤气量，kmol/(tnh3)； 0 g 焦炉煤气平均等压比热容，kj/( kmol. )； p c 7.20/ (.)30.15kj/ kmol p ckcalkmol 入、出冷却塔焦炉煤气温度； 12 ,t t 入、出冷却塔焦炉煤气温含水量，kg/kmol. 12 ,w w 15 查得 12 0.784/,0.784/wkg kmol wkg kmol 入，出冷却塔条件下水蒸气的焓，kcal/kg, 查表知 12 , i i 12 , i i 12 619/2591.63/,619.6/2564.83/ikcal kgkj kg ikcal kgkj kg 代入公式计算得 1 132.5830.44 50350.784 2591.632564.83q 4 3 132.58 (30.44 150.784 26.8) 6.33 10/kj tnh 4.3.1.2 冷却水消耗量 1 1 31000 q t w 式中 冷却水温升，,此处取。 1 t oc 1 5otc 43 33 6.33 1017.6 1000 50.72/wmtnh 4.3.2 硫泡沫槽热量衡算 4.3.2.1 硫泡沫槽热负荷 q2 = vf pfcf (t3-t4) =0.74/1.89411003.68（79-40） = 6.17104kj/nh3 式中 vf 硫泡沫体积，m3，vf =g6/1.894； f 硫泡沫密度，kg/m3 , f = 1100kg/m3； cf 硫泡沫比热容，kj/(kgk),cf=3.68 kj/(kgk)； t4 槽中硫泡沫初温，t1 = 400c； t3 槽中硫泡沫终温，t2 = 790c； 1.894 小时氨产量，t/h 4.3.2.2 蒸汽消耗量 w4 = q2/r1 =6.17104/2202.26 =28.01 kg 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 =g8css(t5-t6)+0.5g8sch +4f(t5-t6) = 1.21.81500（135-79）+ 0.51.2150038.69 + 16 412.5692（135-79） = 475097.48 kj/釜 式中 g8 每一釜硫膏量，m3/熔硫釜，g8=0.75vr = 0.751.6 = 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/(kgk), cs =1.8 kj/(kgk) ch 硫膏的熔融热，kj/kg ，ch=38.69 kj/kg 熔硫釜周围空间的散热系数，kj/(mh0c)，= 12.56 kj/(mh0c) f 熔硫釜表面积，f = 92 m2 t6 入釜硫膏温度，oc，t3= 79 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 s 硫膏密度，kg/m3，s = 1500 kg/m3 4.3.3.2 蒸汽消耗量 w2 = q3 /r2 = 475097.48/2135.27 = 222.50 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 11 2 48 0.2 3 f tvvl gl lvl u aw lak gw 0.204 11 48 326 10501.05 1.75 13888.9 1.051050 =-1.4214 3 0.2 0.0379 9.81 0.9271050 114 1.05 0.8 f u 1.648 0.851.401/ f uum s 17 13888.9 4 4 3600 1.873 3.14 1.401 s v dm u 圆整得， d 2.0m 塔的横截面积 s= 2 2 3.14 2 3.14 44 d 式中 -泛点气速, f u/m s 流体质量流速，kg/(h.l) ， = ltl = 3261050 = l w l w 342300kg/(h.l)； 气体质量流速，kg/(h.l) ， = g0g = 13888.91.05 = v w v w 14583.345kg/(h.l)； 填料比表面积，m2/m3，选用 50mm25 mm1.5mm 塑料阶 梯环，= 114 m2/m3 ； 填料孔隙率，m3/ m3，= 0.927 m3/ m3； l 溶液粘度，mpas，= 0.8 mpas ； v 气体密度，kg/m3，v = 1.05 kg/m3 ； l 液体密度，kg/m3，l = 1050 kg/m3 ； a.k-关联常数，查相关数据表得 a=0.204,k=1.75 重力加速度，m/s2 , = 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 = au1.3cna0.1b-0.01 = 10(1.401)1.3(5)0.1(23.5)-0.01 =17.64 kg/m2hmpa 式中 kg 传质系数，kg/m2hmpa ； 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 pm pm = (p1-p1*)-(p2-p2*)/ (p1-p1*)/ (p2-p2*) 18 = 0.0023-0.000045/（0.00230.000045） =0.5710-3atm ； 式中 p1 吸收塔入口气相 h2s 分压 ，atm ； p1 = p0c122.4/m h2s =1.392.522.4/341000 = 0.0023atm p2 吸收塔出口气相 h2s 分压 ，atm ； p2 = pic222.4/m h2s = 1.370.0522.4/341000 = 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/ (kgpm )=25.6/17.640.5710-3 =2546.1 m2 填料层高度的计算 hp = ap/(0.785d2)=2546.1/0.78522114 = 7.112 m 取填料层高度:hp =10m 对于阶梯环填料， max 8 15,6 h hmm d 取,则8 h d 8 200016000hmm 计算得填料层高度为 10000mm。 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 0.5 gl gl w w 0.5 326 10501.05 13888.9 1.051050 24.7 0.03 0.742 纵坐标为 20.2 2 0.2 9981.05 1.401890.8 10501050 9.81 g l l u g 0.017 19 空塔气速，m/su 重力加速度，9.81m/s2g 填料因子，m-1 液体密度校正系数，=/水液 ,液体,气体的密度， l g 3 /kg m 液体粘度， l a mp s a ,液体，气体的质量流量， l w g w/kg s 查图得/40/ a p zpm 填料层压降为 40 10400 a pp 塔径与填料尺寸之比：2000/50=40 10 所以填料选择正确。 查得：液体的喷淋密度 l = 22m3/m 2h 填料的润湿率 lw lw=l/ = 22/114=0.192 m3/m 2h 0.08 m3/m 2.h 合适 式中 填料的比表面积，m2/m3 ； 塔截面积 a=0.785d2=0.78522=3.14m2 式中 a 塔截面积，m2 d 塔径，m ； 填料个数 n =d-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 ； 常数， = 0.77 ； 持液量的计算： ht = 0.143(l/de)0.6 = 0.143(326/0.05)0.6 =27.79m3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/m2h ； de 填料直径,m ； 5.1.2 喷射再生槽的计算 5.1.2.1 槽体 20 再生槽直径 d1的计算 d1 = = = 2.59 m i a a g 785 . 0 326 2.4 0.785 150 圆整：d1 = 3 m 式中 d1 槽体直径，m ai 吹风强度，m3 /(hm2)，ai = 150 m3 /(hm2) ga 空气量，m3/h ，ga =ltci = 3262.4 =782.4m3/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 +3=3.4 m 再生槽高度计算 h1 = =3268/0.7853260 = 6.15 m 2 1 785 . 0 d lt 圆整：h1 = 7 m 式中 h1 再生槽有效高度，m； 溶液在再生槽内的停留时间，min， 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 = 326/200 =1.63 个 圆整：n = 2 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 i i w l 785 . 0 200 0.785 3600 25 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 = 30.0532 =0.160 m 喷嘴入口收缩段长度，l5，mm 21 l5 = = 0.160-0.0532/2tg（14/2）= 0.434 m 2/2