合成氨脱硫工艺设计

1、1.5 万吨/年合成氨脱硫工艺设计目录1 总论总论.11.1 概述概述.11.2 文献综述文献综述.21.2.1 合成氨原料气净化的现状.21.2.2 改良 ada 的简述.21.2.3 ada 的理化性质.31.2.4 ada 脱硫的优缺点.31.2.4.1 优点.31.2.4.2 缺点.32 生产流程或生产方案的确定生产流程或生产方案的确定.33 生产流程说明生产流程说明.43.1 反应机理反应机理.43.2 主要操作条件主要操作条件.53.2.1 溶液组分.53.2.1.1 碱度.53.2.1.2 navo3 含量.53.2.1.3ada 浓度.53.2.2 温度对 ada 的影响.53

2、.2.3 co2的影响.63.2.4 溶液 ph 的影响 .73.3 工艺流程工艺流程.73.4 主要设备介绍主要设备介绍.83.4.1 填料塔.83.4.2 氧化槽.83.4.3 硫泡沫槽.93.4.4 过滤器.93.4.5 熔硫釜.104 工艺计算书工艺计算书.104.1 原始数据原始数据.104.1.1 焦炉煤气组分.104.1.2 脱硫液组分.104.1.3 设计工艺参数.104.2 物料衡算物料衡算.124.2.1 h2s 脱除.124.2.2 溶液循环量.134.2.3 生成 na2s2o3消耗 h2s 的量.134.2.4 na2s2o3生成量.134.2.5 理论硫回收量.13

3、4.2.6 理论硫回收率.134.2.7 生成 na2s2o3消耗纯碱的量.134.2.8 硫泡沫生成量.134.2.9 入熔硫釜硫膏量.134.2.10 回收率.144.3 热量衡算热量衡算.144.3.1 冷却塔热量衡算.144.3.1.1 冷却塔热负荷.144.3.1.2 冷却水消耗量.154.3.2.1 硫泡沫槽热负荷.154.3.2.2 蒸汽消耗量.154.3.3.1 熔硫釜热负荷.154.3.3.2 蒸汽消耗量.165 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.165.1 主要设备的工艺尺寸主要设备的工艺尺寸.165.1.1.1 塔径.165.1.1.2 填料层高度

4、计算.175.1.1.3 压降的计算.185.1.2.1 槽体.195.1.2.2 喷射器.205.2 辅助设备的选型辅助设备的选型.226 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.236.1 壁厚的计算壁厚的计算.236.2 机械强度的校核机械强度的校核.246.2.2.1 风载荷的计算.266.2.2.2 风弯矩的计算.277 设计体会与收获设计体会与收获.288 参参考考文献文献.299 附录附录.3010 附图附图.3411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

5、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

6、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

7、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21.2 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

8、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

9、，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

10、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

11、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

12、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

13、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

14、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

15、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

16、副反应：2nahs+2o2=na2s2o3+h2ona2co3+co2+h2o=2nahco3na2co3+2hcn=2nacn+h2o+co2nacn+s=nacns2nacns+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

17、 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。 53.2 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

18、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

19、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0.423513.2.2 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a

20、da 的溶解度呈反比关系。据资料介绍从20 上升到100 , 62, 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

21、,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

22、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。6060801.50.52.50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

23、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。60120.750.251.256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

24、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。834561489111213107181716151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

25、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

26、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

27、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

28、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

29、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

30、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

31、，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

32、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/%28.2610.0038.6721.741.030.304.1.2 脱硫液组分11组分na2co3nahco3adanavo3g/l52531.54.1.3 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

33、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

34、汽的汽化热 r1 = 2202.26 kj/kg0.4mpa 蒸汽的汽化热 r2 = 2135.2 kj/kgh2s 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 = 1412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

35、 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/kmol56.26k

36、mol=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 nm3vco=28.2621.74vn2=1590.01nm3vh2=38.6721.74vn2=2175.69nm3vo2=0.3021.74vn2=16.88nm3vch4=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

37、换算成 150kpa、35时的体积v0v0=101.3255626.32(273.15+35)/(150273.15) m3=4287.57m313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

38、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/tnh34.2.2 溶液循环量 lt = = 25.60 / 0.1 =256m3/h=78.12kg/tnh3sg1式中 s 溶液硫容量，kg/m3，s = 0.1 kg (h2s)/m34.2.3 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

39、.048 kg/h=0.625kg/tnh34.2.4 na2s2o3生成量g3 = =2.048158/234 =4.76 kg/h=2.51kg/tnh3shosnammg232222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= 86.6144.2.7 生成 na2s2o3消耗纯碱的量g5 = g3m na2co3/ m

40、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%.121ccc 4.3 热量衡算热量衡算4.3.

41、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 2pqgcttwiw i 式中入冷却塔焦炉煤气量，kmol/(tnh3)；0g焦炉煤气平均

42、等压比热容，kj/( kmol. )；pc7.20/ (.)30.15kj/ kmolpckcalkmol 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 w15 查得 120.784/,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 i12, i i12619/2591.63/,619.6/2564.83/ikcal kgkj kg ikcal kgkj kg 代入公式计算得 1132.5830.44 50350.784 2591.632564.83q 43132.58 (3

43、0.44 150.784 26.8)6.33 10/kj tnh4.3.1.2 冷却水消耗量 1131000qtw式中 冷却水温升，,此处取。1toc15otc 43336.33 1017.6 1000 50.72/wmtnh4.3.2 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)

44、；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/h4.3.2.2 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/kg4.3.3 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 + 16412.5692（135-79）= 475097.48 kj/釜式中 g8 每一釜硫膏量

45、，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 m2t6 入釜硫膏温度，oc，t3= 79 0ct5 釜内加热终温, oc ，t4 = 135 o c 0.5 硫膏中含硫量 504 熔 1 釜所需时间（工作周期） ，hs 硫膏密度，kg/m3，s

46、= 1500 kg/m34.3.3.2 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10112480.23ftvvlgllvluawlakgw 0.2041148326 10501.051.7513888.9 1.051050 =-1.4214 30.20.0379 9.81 0.927105

47、0114 1.05 0.8fu1.6480.851.401/fuum s1713888.94436001.8733.14 1.401svdmu圆整得， d 2.0m塔的横截面积 s= 223.14 23.1444d式中 -泛点气速, fu/m s 流体质量流速，kg/(h.l) ， = ltl = 3261050 = lwlw342300kg/(h.l)； 气体质量流速，kg/(h.l) ， = g0g = 13888.91.05 = vwvw14583.345kg/(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，

48、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 6kg = 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

49、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 pmpm = (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 = 0.0023atmp2 吸收塔出口气相 h2s 分压 ，atm ；p2 = pic222.4/m h2

50、s = 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，max8 15,

51、6hhmmd取,则8hd8 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 0.5glglww0.5326 10501.0513888.9 1.051050 24.7 0.03 0.742 纵坐标为 20.220.29981.051.401890.8105010509.81gllug 0.01719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，lg3/kg m液体粘度，lamp s ,液体，气体的质量流量，lwgw/kg s查图得/4

52、0/ap zpm填料层压降为 40 10400app 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 lwlw=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 =

53、 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 iaag785. 0326 2.40.785 150圆整：d1 = 3 m 式中 d1 槽体直径，mai 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/m

54、2，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 m21785. 0dlt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 mh3 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

55、= 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 miiwl785. 02000.785 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 ，mdi =3di = 30.0532 =0.160 m 喷嘴入口收缩段长度，l5，mm21 l5 = = 0.160-0.0532/2tg（14/2）= 0.434 m2/21tgddil式中 1 喷嘴入口收缩角，1 = 14喷嘴喉管长度 l6 ，ml6 = 3mm喷嘴总长度

56、 l7 ，ml7 = l5 + l6 = 0.434 + 0.003 = 0.437 m(2) 混合管的计算混合管直径 dm ，mdm = 1.13 = 1.13= 0.155 m2785. 0imd20.785 8.5 0.0532式中 m 喷射器形状系数，取 m = 8.5选 1685 的管混合管长度 l3 ，ml3 = 25dm = 250.155 =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= 199mmaagwn326 2.43.5 8选 2456.5 的管wa 管内空气流速，m/s，取 wa =3.5 m/s

57、；吸气室直径 dm ，mm dm = = = 350 mm21 . 3ad23.1 199选 3997.5 的管吸气室高度 l1 取 l1=350mm吸气室收缩长度 l2l2 = = 350-158/2tg（30/2）= 358.2 mm2/22tgddmm式中 2 吸气室收缩角，取 2 = 30 尾管直径的计算 de =18.8= 18.8（200/1）0.5 = 266 mmeiwl22选 299 7.5 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 mm2/23tg

58、ddme式中 l4 扩张管长度，mm ；3 扩张角，取 3 = 75.2 辅助设备的选型辅助设备的选型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 溢流分布器尺寸喷淋槽分配槽液体负荷范围塔径(mm)外径（mm）数量中心距（mm）数量中心距（mm）（m3/h）2000d-207200290030600槽宽 120mm，高度 420mm5.2.2 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）200019902835217206405.2.3 填料支承板采用

59、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）200029627235203050支承板采用塑料材料，板厚 6mm，最大液体负荷 200m3/m2h，最大跨度231600mm5.2.4 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）200010005017.99.02 塔的总高：h = 10000+5700+5000+1000=2170

60、0mm5.2.6 裙座 选 5m5.2.7 人孔，手孔人孔选用 600，手孔选用标准尺寸 dn2505.2.8 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 壁厚的计算壁厚的计算6.1.1 塔体壁厚 22cidtcpdcp选用查表得235qc125tmp0.139cpmp1.0双面腐蚀取 42c 0.139 2000278445.112 125 1 0.139249.861dmm 考虑钢板厚度负偏差及冲压减薄量，圆整后取厚的钢板10nmm235qc24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1.0设计壁厚按下式计算1d 2