1、武漢理工大學畢業設計（論文）年產年產 1818 萬噸合成氨脫硫工段工藝設計萬噸合成氨脫硫工段工藝設計 學院（系）： 網絡繼續教育學院 專業班級： 化學工程與工藝 12 春 學生姓名： 劉釗 指導教師： 楊保霞 1 目目 錄錄摘 要 .3關鍵詞 .31 緒 論 .41.1 概 述.41.1.1栲膠的組成及性質 .51.1.2 栲膠脫硫的反應機理 .61.1.3 生產中副產品硫磺的應用 .61.2 文獻綜述 .71.3 設計任務的依據 .82 流程方案的確定 .92.1 各脫硫方法對比 .92.2 栲膠脫硫法的理論依據 .112.3 工藝流程方框圖 .123 生產流程的簡述 .123.1 簡述物料

2、流程 .123.1.1 氣體流程 .123.1.2 溶液流程 .133.1.3 硫磺回收流程 .133.2 工藝的化學過程 .133.3 反應條件對反應的影響 .143.3.1 影響栲膠溶液吸收的因素 .143.3.2 影響溶液再生的因素 .163.4 工藝條件的確定 .173.4.1 溶液的組成 .173.4.2 噴淋密度和液氣比的控制 .173.4.3 溫度 .183.4.4 再生空氣量 .184 物料衡算和熱量衡算 .18 2 4.1 物料衡算 .184.2 熱量衡算（以 0為計算基準）.215 設備計算及選型 .255.1 脫硫塔的設計計算11-19.255.1.1 塔徑計算 .255

3、.1.2 填料高度計算 .275.2 噴射再生槽的計算 .285.2.1 槽體計算 .285.2.2 噴射器計算 .296 車間布置說明 .317 三廢治理及利用 .327.1 廢水的處理 .327.1.1 廢水的來源及特點 .327.1.2 廢水處理工藝 .327.2 廢渣的處理 .337.2.1 廢渣的來源 .337.2.2 廢渣的處理工藝 .338 結論 .33參考文獻 .35致 謝 .36 3 年產 18 萬噸合成氨脫硫工段工藝設計摘 要年產 18 萬噸合成氨脫硫工段工藝設計是由指導老師指定產量確定的生產規模，結合生產實習中收集的各類生產技術指標而設計的。本設計所采用的是栲膠脫硫法，其

4、主要原料是半水煤氣和脫硫液。本設計詳細的介紹了合成氨脫硫工段的生產原理、工藝流程、工藝參數、熱量衡算、物料衡算，以及設備選型、廠房布置和三廢處理。本設計在脫硫效率和再生率方面的研究有所突破。關鍵詞栲膠脫硫法 脫硫液 脫硫塔 4 1 緒 論1.1 概 述氨是重要的化工產品之一，用途很廣。在農業方面，以氨為主要原料可以生產各種氮素肥料，如尿素、硝酸銨、碳酸氫氨、氯化銨等，以及各種含氮復合肥料。液氨本身就是一種高效氮素肥料，可以直接施用。目前，世界上氨產量的 85%90%用于生產各和氮肥。因此，合成氨工業是氮肥工業的基礎，對農業增產起著重要的作用。合成氨工業對農業的作用實質是將空氣中游離氮轉化為能被

5、植物吸收利用的化合態氮，這一過程稱為固定氮。氨也是重要的工業原料，廣泛用于制藥、煉油、純堿、合成纖維、合成樹脂、含氮無機鹽等工業。將氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生產炸藥、染料等產品的重要原料。生產火箭的推進劑和氧化劑，同樣也離不開氨。此外，氨還是常用的冷嘲熱諷凍劑。合成氨的工業的迅速發展，也促進了高壓、催化、特殊金屬材料、固體燃料氣化、低溫等科學技術的發展。同時尿素的甲醇的合成、石油加氫、高壓聚合等工業，也是在合成氨工業的基礎上發展起來的。所以合成氨工業在國民經濟中占有十分重要的地位，氨及氨加工工業已成為現代化學工業的一個重要部門。在合成氨工業中，脫硫倍受重視。合成氨所需的原料氣，無論是天然

6、氣、油田氣還是焦爐氣、半水煤氣都人含有硫化物，這些硫化物主要是硫化氫（H2S） 、二硫化碳（CS2） 、硫氧化碳（COS） 、硫醇（RSH）和噻吩（C4H4S）等。其中硫化氫屬于無機化合物，常稱為“無機硫” 。 5 天然氣中硫經物的含量（標準狀態）一般在 0.515g/ m3的范圍內，有機硫以硫醇為主，在氣田經過粗脫磙處理后的天然氣，硫化物的含量（標準狀態）在 20100mg/ m3左右。合成氨在生產原料氣中硫化物雖含量不高，但對生產的危害極大。腐蝕設備、管道。含有 H2S 的原料氣，在水分存在時，就形成硫氫酸（HSH） ，腐蝕金屬設備。其腐蝕程度隨原料氣中 H2S 的含量增高而加劇。使催化劑

7、中毒、失活。當原料氣中的硫化物含量超過一定指標時，硫化物與催化劑活性中心結合，就能使以金屬原子或金屬氧化物為活性中心的催化劑中毒、失活。包括轉化催化劑、高溫變換催化劑、低溫變換催化劑、合成氨催化劑等。脫硫的任務是除去原料氣中的各種硫化物，同時硫是一種重要的資源，應加以回收和利用。因此，無論原料來源如何，合成氨原料必須首先脫硫。1.1.1栲膠的組成及性質栲膠是由植物的皮（如栲樹，落葉松） 、果（如橡椀） 、葉（如漆樹）和干（如堅木、栗木）的水淬液熬制而成。栲膠的主要成分是丹寧，丹寧是化學結構十分復雜的化合物組成的混合物。含有大量鄰二或鄰三羥基酚。多元酚的羥基受電子云的影響，間位羥基比較穩定，而連

8、位或鄰位羥基則很活潑，容易被空氣中的氧氧化。用于脫硫的栲膠屬于水解類熱溶栲膠，在堿性溶液中更容易氧化成醌類；已氧化的栲膠在還原過程中氧取代基又被還原為羥基。雖然丹寧各組分的分子結構相當懸珠，但它們都是具有酚式結構的多羥 6 基化合物，有的還含有醌式結構，這就是栲膠能用于脫硫過程的原因。1.1.2 栲膠脫硫的反應機理栲膠法脫硫屬于濕法脫硫 ,是利用堿性栲膠T(OH)O2的水溶液吸收半水煤氣中的 H2S，然后借助栲膠和礬作為載體和催化劑將吸收的 H2S 轉化為單質硫，發生吸收反應后的栲膠溶液利用空氣在溶液再生槽中進行再生，然后進入溶液循環槽重復循環使用。其脫硫反應機理如下: 1) 堿性溶液吸收 H

9、2S 的反應 ： Na2CO3 + H2S = NaHS + NaHCO3NaHCO3+H2SNaHS+CO2+H2O2) NaHS 與偏釩酸鈉反應生成焦釩酸鈉：硫氫化鈉與偏釩酸鈉反應生成焦釩酸鈉，析出單質硫。2NaHS + 4NaVO3 + H2O = Na2V4O9 + 4NaOH + 2S 3) 將 Na2V4O9 氧化成偏釩酸鈉：醌態栲膠氧化四價釩絡離子為五價釩絡離子使釩絡離子恢復活性而醌態栲膠被還原為酚態栲膠失去活性。332942)(242)(2OHTNaVONaOHOOHTOVNa 4) 還原態栲膠的氧化：酚態栲膠被氧化獲得再生，同時生成 H2O2。 222232)(22)(2OH

10、OOHTOOHT OHNaVOOVNaNaOHOH23942223422H2O2+NaHSH2O+S+NaOH 7 1.1.3 生產中副產品硫磺的應用硫磺是一種重要的化工原料，肥料工業是硫的最大用戶， 硫磺的其它用途包括炸藥、鋼鐵酸洗、醫藥食品工業、安全剝離、水處理、橡膠、電解工業、催化劑、顏料、化學品、硫磺膠泥、硫磺混凝土、醇類、黏合劑、農藥、黑色火藥、鞭炮等。作為易燃固體，硫磺主要用于制造硫酸、染料和橡膠制品，也應用于醫藥、農藥、火柴、火藥和工業陶瓷、建材制品輔助材料等工業部門。1.2 文獻綜述由于生產合成氨的各種燃料中含有一定的硫，因此所制備出來的合成氨原料氣中，都含有硫化物，其中大部分

11、是無機硫化物硫化氫（H2S） ，其次還含有少量的的機硫化物，如二硫化碳（CS2） 、硫氧化碳（COS） 、硫醇（RSH）和噻吩（C4H4S）等。原料氣中硫化物的含量取決于氣化所用燃料中硫的含量。以煤為原料制得的煤氣中一般含硫化氫 16g/ m3 ，有機硫化物0.10.8g/ m3 。用高硫煤作原料時，硫化氫高達 2030g/ m3 。天然氣、輕油及重油中硫化物含量，因產地不同，差別很大。原料氣中的硫化物，對合成氨生產危害很大，不僅能腐蝕設備和管道，而且能使合成氨生產過程所用的催化劑中毒而失去活性。例如，天然氣蒸汽所用鎳催化劑，要求原料烴中總硫含量小于 0.5cm3 / m3 ，銅鋅系低變催化劑

12、要求原料氣中總硫含量小于 1mg/ m3 ，若硫含量超過上述標準，催化劑將中毒而失去活性。此外，硫是一種很重要的化工原料，應予以回收。因此，原料氣中的梳化物，必須脫除干凈。脫除原料氣中硫化物的過程，稱為脫硫。 8 目前原料氣脫硫的方法很多，據統計達四五十種。隨著石油化工的發展，還會開發出新的脫硫方法。按脫硫劑的物理形態分為干法（脫硫劑為固態）和濕法（脫硫劑為液態）兩大類。干法脫硫又分為吸附法以活性炭、分子篩為脫硫劑；接觸反應法以氧化鋅、氧化鐵等為脫硫劑；加氫轉化法以鈷鉬為催化劑，先將有機硫轉化為 H2S，再脫除。干法脫硫具有郊率高、設備簡單、操作簡單、維修方便等優點。但脫硫反應速度慢，脫硫過程

13、是間歇操作，設備龐大；在脫硫劑使用后期，脫硫效率和阻力變大，脫硫劑阻力變大，脫硫劑再行困難。因此，大型合成廠廣泛將此法用于業精細脫硫。濕法脫硫又分為化學吸收法（按脫硫溶液與 H2S 發生的反應，又分為中和法如乙醇胺法和氧化法如 ADA 法、氨水催化法等） 、物理吸收法（如低溫甲醇洗滌法等）和物理化學吸收法（如環丁砜法等） 。濕法脫硫有著明顯的優點，即脫硫劑是便于輸送的液體、可以再生并能回收硫磺，構成一個連續的脫硫系統。但此法凈化度不高，出口含硫量在 20100 cm3 / m3 。當原料氣含硫較高時，宜先采用濕法脫去大量的硫，然后串聯干法精脫，以達到工藝上和經濟上都合理的要求。這么多濕式氧化法

14、的脫硫方法，如果對它們之間的優缺點都進行比較，是很困難的。傳統的中型氮肥廠，以前對改良 ADA 法和栲膠法用的比較多；對小型氮肥廠，以前對苯二酚法用得較多。對氮肥廠來說，采用什么方法，它有多種因素決定，有半水煤氣硫含量高低的問題，有操作費用的問題，有習慣性的問題，有改造資金的問題等等。因此即便有一種方法有明顯的優勢， 9 他也不一定就很快采用。1.3 設計任務的依據本課題是指導老師為提高畢業生設計能力而選定的。2 流程方案的確定2.1 各脫硫方法對比脫硫方法很多，按脫硫劑物理形態可分為干法和濕法兩大類，前者所用脫硫劑為固體，后者為溶液。當含硫氣體通過這些脫硫劑時，硫化物被固體脫硫劑所吸附，或被

15、脫硫溶液所吸收而除去。濕法脫硫主要用于脫除原料氣中硫化氫。根據脫硫溶液吸收過程性質的不同，濕法脫硫又可分為化學吸收法，物理吸收法和物理化學吸收法三種。化學聽收法 在化學吸收法中，脫硫溶液與硫化氫發生了化學反應。按反應不同，化學吸收法分為中和法和濕式氧化法。中合法，用弱堿性溶液為吸收濟，與原料氣中的酸性氣體硫化氫進行中和反應，生成硫氫化物而除去。吸收了硫化氫的溶液，在減壓、加熱的條件下，使硫氫化物分解放出硫化氫，溶液再生后循環使用。中和法主要有烷基醇胺法、氨水法和碳酸法等。濕式氧化法，用弱堿性溶液吸收原料氣中的硫化氫，生成硫氫化物，再借助溶液中載氧體（催化劑）的氧化作用，將硫氫化物氧化成元素硫，

16、同時獲得副產品硫磺，然后還原載氧體，再被空氣氧化成氧化態的載氧體，使脫硫溶液得到再生后循環使用。根據所用載氧體的不同，濕式氧化法主要有蒽醌二磺酸 10 鈉法（簡稱 ADA 法） 、氨水對苯二酚催化法、鐵氨法、硫酸錳-水楊法、硫酸錳-水楊酸-對苯二酚法（簡稱 MSQ 法） 、改良砷堿法和栲膠法等。與中和法相比，濕式氧化法脫硫的優點是反應速度快，凈化度高，能直接回收硫磺。目前國內中、小氨廠絕大部分采用濕式氧化法脫硫，因此原料氣中有機硫含量高時，變換后氣體中硫化氫含量增加，需要經過二次脫硫。物理吸收法 是依靠吸收劑對硫化物的物理溶解作用進行脫硫的。當溫度升高、壓力降低時，硫化物解吸出來，使吸收劑再生

17、，循環使用。吸收劑一般為有機溶劑，如甲醇、聚乙二醇二甲醚、碳酸丙烯酯等。這類方法除了能脫硫化氫外，還能脫除有機硫和二氧化碳。生產中往往用這些溶劑，同時脫除原料氣中的酸性氣體硫化物和二氧化碳。物理化學吸附法 用環丁砜的烷基醇的混合溶液，脫除原料氣中硫化物的過程，屬于物理化學吸收過程，稱為環丁砜法。溶液中的環丁砜是物理吸收劑，烷基醇胺為化學吸收劑。我國有少數中型氨廠采這種方法脫硫。干法脫硫是用固體脫硫劑，脫除原料氣中硫化物。優點是既能脫除硫化氫，又能脫除在機硫，凈化度高，可將氣體中硫化物脫除至 1cm3/m3以下。缺點是再生比較麻煩或者難以再生，回收硫磺比較困難，設備體積較大，有些為間歇操作，一般

18、只作為脫除有機硫和精細脫硫的手段。在氣體中含硫量高的情況下，應先采用濕法除去絕大部分的硫化氫，再采用干法脫除有機硫的殘余硫化氫。常用的干法脫硫有氧化鋅法、鈷鉬加氫法、活性炭法、分子篩法等。目前我國以天然氣的輕油為原料的大型氨廠，通常先采用烷基醇胺等濕法，除去天然氣或輕油中大部分硫化物。以煤和重油為原料的大型氨廠，用 11 甲醇洗法脫除原料氣中的硫化物和二氧化碳等酸性氣體。絕大部分中小型氨廠，均采用濕式氧化法脫除原料氣中的硫化物，部分廠采用氧化鋅等干法脫除殘余的硫化物，有銅洗的氨廠，經過濕式氧化法脫硫后不再設置干法脫硫，因為銅洗過程可以除去殘余的硫化氫。但近年來，有銅洗的氨廠，在濕法脫硫之后，也

19、串接了干法脫硫，這樣可以降低銅洗過程中的銅消耗和防止氨合成催化劑中毒。2.2 栲膠脫硫法的理論依據栲膠脫硫是利用堿性栲膠水溶液從氣體中脫除硫化氫 ,屬于二元氧化還原過程。栲膠是有酚式結構的多羥基化合物,是一種良好的載氧體,又能對多種重金屬離子起絡合作用。其脫硫反應機理如下: 1) 堿性溶液吸收 H2S 的反應 ： Na2CO3 + H2S = NaHS + NaHCO3NaHCO3+H2SNaHS+CO2+H2O2) NaHS 與偏釩酸鈉反應生成焦釩酸鈉：硫氫化鈉與偏釩酸鈉反應生成焦釩酸鈉，析出單質硫。2NaHS + 4NaVO3 + H2O = Na2V4O9 + 4NaOH + 2S 3)

20、 將 Na2V4O9 氧化成偏釩酸鈉：醌態栲膠氧化四價釩絡離子為五價釩絡離子使釩絡離子恢復活性而醌態栲膠被還原為酚態栲膠失去活性。332942)(242)(2OHTNaVONaOHOOHTOVNa4) 還原態栲膠的氧化：酚態栲膠被氧化獲得再生，同時生成 H2O2。 222232)(22)(2OHOOHTOOHT 12 OHNaVOOVNaNaOHOH23942223422H2O2+NaHSH2O+S+NaOH 此外 ,在生產中還有生成硫代硫酸鈉的副反應: 2NaHS + 2O2 = Na2S2O3 + H2O2Na2S2O3 + 3O2 = 2Na2SO4 + 2SO24H2O2+2NaHS5

21、H2O+Na2S2O3 2NaOH+Na2S2O3+4H2O22Na2SO4+5H2O2.3 工藝流程方框圖水煤氣洗滌塔脫硫塔富液槽再生槽泡沫貯槽熔硫釜硫磺貧液槽至氣柜3 生產流程的簡述3.1 簡述物料流程3.1.1 氣體流程半水煤氣從造氣車間出來后，經過洗滌塔除塵、降溫，水封后，從脫硫 13 塔的底部進入塔內，脫硫液從塔頂噴淋而下，水煤氣與堿性栲膠溶液在塔內逆向接觸，其中的大部分硫化氫氣體被溶液吸收，脫硫后的氣體從塔頂出來至氣柜。3.1.2 溶液流程從脫硫塔頂噴淋下來的溶液，吸收硫化氫后，稱為富液，經脫硫塔液封槽引出至富液槽（又稱緩沖槽） 。在富液槽內未被氧化的硫氫化鈉被進一步氧化，并析出單

22、質硫，此時，溶液中吸收的硫以單質懸浮狀態存在。出富液槽的溶液用再生泵加壓后，打入再生槽頂部，經噴射器高速噴射進入再生槽，同時吸入足夠的空氣，以達到氧化栲膠和浮選硫膏之目的。再生后的溶液稱為貧液，貧液經液位調節器進入貧液槽，出貧液槽的貧液用脫硫泵打入脫硫塔頂部，經噴頭在塔內噴淋，溶液循環使用。再生槽浮選出的單質硫呈泡沫懸浮于液面上，溢流至硫泡沫槽內，上部清液回貧液槽循環使用，沉淀出的硫膏入熔硫釜生成副產品硫磺。3.1.3 硫磺回收流程再生槽中溢出的硫泡沫經泡沫槽后在離心機分離，得到硫膏，硫膏放入熔硫釜，用夾套蒸汽加熱精制，放出做成 98%純度的硫磺錠，離心分離出的母液至富液槽回系統中使用。3.2

23、 工藝的化學過程水煤氣經過洗滌塔進入脫硫塔，脫硫液從塔頂噴淋下來，氣液兩相在塔里充分接觸后,硫化氫被脫硫液吸收，吸收硫化氫的脫硫液在再生槽中氧化再生后解析出單質硫。 14 栲膠脫硫的反應過程如下：（1）堿性水溶液吸收氣相中的 H2S，生成 HS-Na2CO3+H2SNaHS+NaHCO3 21NaHCO3+H2SNaHS+CO2+H2O 22（2）硫氫化鈉與偏釩酸鈉反應生成焦釩酸鈉，析出單質硫2NaHS +4NaVO3 +H2O = Na2V4O9 + 4NaOH 2S 23此反應過程中五價釩被還原成四價釩，但是這個反應不能用吹空氣的方法倒轉回去使釩再生，必須靠氧化態栲膠將四價釩氧化成五價釩，

24、而還原態栲膠則可利用吹空氣再生，這便是栲膠脫硫的根本所在。（3）醌態栲膠氧化四價釩絡離子為五價釩絡離子使釩絡離子恢復活性而醌態栲膠被還原為酚態栲膠失去活性。 24332942)(242)(2OHTNaVONaOHOOHTOVNa（4）酚態栲膠被氧化獲得再生，同時生成 H2O2 25222232)(22)(2OHOOHTOOHT2H2O2+2NaOH+Na2V4O94NaVO3+3H2O 26H2O2+NaHSH2O+S+NaOH 27式中 醌態栲膠2)(OOHT 酚態栲膠3)(OHT氣體中含 CO2、O2及溶液中的 H2O2引起的副反應Na2CO3+CO2+H2O2NaHCO3 282NaHS

25、+2O2Na2S2O3+H2O 294H2O2+2NaHS5H2O+Na2S2O3 2102NaOH+Na2S2O3+4H2O2=2Na2SO4+5H2O 211 15 3.3 反應條件對反應的影響3.3.1 影響栲膠溶液吸收的因素、溶液組分濃度的影響 栲膠法中含有 Na2CO3 、 NaVO3 、 T(OH)O2 ，此外還有生成物 S、NaHCO3、Na2S2O3 等，上述組分均影響溶液的吸收。(1) 溶液中 Na2CO3：若 Na2CO3過低則吸收 H2S 不完全，脫硫效果差;若過高則副反應加劇、堿耗大、浪費嚴重，一般 Na2CO3濃度控制在 35g/L。(2) 溶液中 NaVO3：若溶液

26、中 NaVO3濃度高，析硫快、顆粒小、難分離 ,且堿耗增大;若濃度低，則副反應加劇，Na2S2O3的生成速度加快，易析出礬-氧-硫沉淀。其濃度一般控制在 0.751.0g/ L 。(3) 溶液中 T(OH)O2：若 T(OH)O2 過少，則脫硫效率低、膠性差、硫顆粒易沉淀、堿礬消耗大、副反應快；T(OH)O2 過多，溶液膠性過強硫粒細、出硫差，一般控制在 1.52.0g/L。(4) 溶液的 pH 值：溶液的 pH 值過低，不利 H2S 的吸收和栲膠的氧化，并降低了氧的溶解度，溶液再生差;pH 值過高，則析硫較慢，副反應加快，一般控制在 8.159.12。(5) 總堿度：溶液中的堿度較高時，可提

27、高溶液吸氧能力，有利于再生氧化；但過量的堿不僅增加副反應的發生，同時會使硫的回收困難，硫磺產量下降。故堿度應控制在21.331.8g/L。(6) 溶液中 NaHCO3：若溶液中 NaHCO3 濃度高，將使 pH 值升高，對再生吸氧和析硫都不利。(7) 懸浮硫的影響 溶液中懸浮硫濃度越低越好，若過高則易發生沉淀從而堵塞管道設備，還會影響吸收再生，同時伴有副反應發生。、吸收塔噴淋密度的影響 噴淋密度是指吸收塔內單位截面積的溶液循環量。適當提高噴淋密度，不但利于提高氣體凈化度，還有利于對填料表面和空隙中硫的沖刷；但噴淋密度過高，則會使溶液質量下降，還會導致系統阻力上升。 、液氣比的影響 液氣比增加，

28、溶液的循環量增加，可提高氣體的凈化度，防止 H2S過高，易產生礬-氧-硫沉淀；如液氣比小，溶液的循環量小，對氣體的凈化度有影響，同時產生的硫顆粒易沉積在填料環、管道、設備中，時間長易造成脫硫塔塔阻上漲。但液氣比過高則溶液在反應罐和再生槽內的停留時間短，不利于析硫和溶液再生。一般液氣 16 比控制稍大些即可。 、溫度的影響 (1) 半水煤氣入塔溫度的影響：若半水煤氣入塔溫度偏低，則煤氣中夾帶水分分離得好；對栲膠溶液各組分濃度影響小，但溫度過低，加劇了氣體與溶液的熱量交換，會使溶液濃度急劇下降。若半水煤氣入塔溫度過高，則會使煤氣中夾帶水分混入溶液，溶液稀釋，且易產生溶液夾帶，因此，半水煤氣的入塔溫

29、度應嚴格控制在 3035 之間。(2) 循環系統溶液溫度的影響：若循環系統溶液的溫度過高 ,則氣體的溶解度降低，不利于吸氧和栲膠液的再生，且副反應加劇;若循環系統溫度低則 H2S 的吸收和析硫反應速度降低，脫硫效率差，因此，溶液溫度應控制在 3850為宜。、液位的影響(1) 脫硫塔底部液位的影響 脫硫塔底部液位應以系統中的溶液量及循環量為依據，若脫硫塔底液位過低，則易造成氣泡夾帶，使富液泵不打量;若塔底液位過高，則塔底部空間過小，影響脫硫效果，且易造成滿液，因此，應將塔底部液位控制在液位顯示的 50 %60 %為宜。(2) 循環槽液位的影響 循環槽液位可根據循環系統中的溶液量及再生槽和脫硫塔等

30、設備內的液位，溶液循環量進行控制，一般情況下以不低于液位顯示的 50 %及不高于循環槽放空管口為宜，以保證貧液泵正常工作及避免循環槽內形成真空。 3.3.2 影響溶液再生的因素 溶液的再生是將富液(吸收 H2S 后的栲膠溶液)變成貧液 (再生后的栲膠溶液) 的過程，主要是 T(OH)3被 O2氧化成 T(OH)O2過程。影響栲膠再生的主要因素有再生溫度 ,再生壓力，再生槽液位，再生空氣量及再生時間。、溫度的影響 溫度高再生速度加快，但副產物增多，硫泡沫發粘，不易分離，且氧溶解度降低，所以應控制溶液溫度在 35 5 。 、再生壓力的影響 再生槽溶液噴射壓力是根據再生槽內硫泡沫的形成和栲膠的氧化情

31、況進行控制的。噴頭的開關個數決定了噴射壓力的高低，噴射壓力越高則空氣吸入越多，栲膠再生效果越好，泡沫越易形成，一般不應低于 0.13MPa。另外要注意將所開噴頭分散開，盡量保證噴射均勻，以增大反應面積。 、再生槽液位的影響 再生槽液位是根據再生槽硫泡沫層的厚度和循環系統的液位來 17 進行控制的，通過調節再生槽上液位調節器平衡管的高度調節液位高低。若液位過高 ,則會出現溶液溢流過多，跑液嚴重，影響正常生產；若液位調節過低 ,則硫泡沫無法溢流 ,隨溶液一起進入脫硫塔內，使塔阻升高，不能正常生產。通常以硫泡沫能均勻溢流、泡沫層厚度適宜為基準進行調節。、再生時間與再生空氣量 再生時間長，則再生空氣量

32、大，有利于將還原態栲膠氧化成氧化態栲膠。但是再生時間過長，溶液循環量要減小，有可能導致吸收不好，使脫硫塔出口氣體H2S 超標 (H2S 2mg/ m3)，同時再生空氣多，副反應加快，一般可根據煤氣量相應地調節再生時間與空氣量。3.4 工藝條件的確定3.4.1 溶液的組成根據反應機理、吸收速度以及硫負荷來看，主要由堿液濃度和釩酸鹽濃度決定，也就是由栲膠濃度決定，一般都是根據釩酸鹽的變化和硫化氫的脫除效率來調整溶液組分和 pH 值。堿度過高吸收硫化氫過多，釩可能會過度還原。實際上 V4+不可能被栲膠降解及時氧化成 V5+，當 pH9 時，可能會造成 V4+的沉淀，引起釩的損失，因此總堿度不宜過高。

33、pH 值對硫化氫吸收和其氧化成元素硫有著相反影響。過高 PH 值會加大生成硫代硫酸的反應速度。實驗證實，脫硫傳質過程中，當 pH9 時，認為傳質過程為氣膜控制，pH 在 8.68.9 之間時，液膜阻力很明顯，pH8.6 時，液膜阻力更加增大，因此 pH 值宜控制在 8.59.0 之間，栲膠脫硫和 ADA 一樣，在氧化反應中是有氫離子參加的，氫離子的濃度對氧化反應還原電位是有很大影響的，在不同 pH 條件下，栲膠的氧化還原性能可能是不相同的，因此必須嚴格控制溶液的 pH 值。由于栲膠脫硫溶液是多種氧化還原物質的混合體，電位值又是該混合體氧化還原性的綜合體現。因此測量溶液電位尤為重要。溶液電位除與

34、測量溶液的標準電極電位有關外，主要與溶液中各種氧化態和還原態物質的濃度有關。溶液的電位表明溶液的氧化還原能力的大小，反映溶液再生系統溶液再生的好壞，一般控制溶液的電位值在180mV左右。 18 3.4.2 噴淋密度和液氣比的控制實驗證明在 pH 較高條件下，加大脫硫塔內的氣流速度即增加氣量可提高傳質系數。而 pH 值較低時加大溶液量即增大噴淋密度可明顯增加脫除硫化氫量。當負荷較低時，噴淋密度影響較小，說明液氣比對吸收效果是有影響的，因此，根據生產過程的氣量，及時調節溶液循環量，控制噴淋密度和液氣比在適宜范圍內是非常必要的。適當的液氣比一方面可保證氣體凈化度，防止溶液中 NaHS 濃度過高而產生

35、硫氧釩沉淀，另一方面是使其動力消耗不會增得過高，而致提高生產成本，適宜的液氣比在設計中已經確定。3.4.3 溫度提高反應溫度可加快反應速度，對吸收和再生都有利，冬天溫度過底生成硫磺的粒子細，硫泡沫很難捕集，所以在噴射再生槽前設有溶液加熱器調節溶液溫度。但是溫度過高，大于 50就會加快硫代硫酸鹽的生成，造成溶液對設備管道的腐蝕。溫度超過60以后，硫代硫酸鹽的生成速度急劇上升。為使吸收、再生和析硫三者都能順利進行，溶液溫度宜控制在 3545。3.4.4 再生空氣量 空氣的作用是供氧和形成捕集硫粒的氣泡。按 2H2S+O2=2H2O+S 計算，每公斤硫需要 1.67M3空氣，采用噴射再生的空氣量可能

36、要少一些，主要是在喉管中氣液接觸好，反應激烈，接觸時間也少得多，一般再生時間需要 30min 以上，由于采用噴射再生，12min就滿足了工藝要求，但吹風強度大，達到 136m3/(h)。故空氣量不宜過大，過大會招致空氣中的 O2與溶液反應，生成硫代硫酸鹽和硫酸鹽，使堿耗增加，硫酸鹽的積累會造成溶液酸性，導致對設備及管道的腐蝕。 19 4 物料衡算和熱量衡算4.1 物料衡算1 基礎數據表表 4.1 半水煤氣成分半水煤氣成分組分N2CO2COH2O2體積/19.558.7727.8243.450.4 表表 4.2 脫硫液成分脫硫液成分組分Na2CO3NaHCO3總堿總釩栲膠濃度（g/L）5.050

37、.626.80.61.5 半水煤氣中硫化氫含量 C1=711 mg/m3 凈化氣中硫化氫含量 C2=1.5mg/m3 入洗滌塔的半水煤氣的溫度 t1=60 出洗滌塔入脫硫塔的半水煤氣的溫度 t2=45 出脫硫塔半水煤氣的溫度 t3=41 入脫硫塔半水煤氣的壓力 P=0.125MPa（絕壓）2 計算原料氣的體積及流量以每年 300 個工作日，每天工作 24 小時，則每小時生產合成氨為：180000（30024）=25 t/h考慮到在合成時的損失，則以每小時生產 25.5 噸計算為基準，所以nNH3=25500 Kg17Kg/Kmol=1500Kmol則合成 NH3所需要 N2的物質的量為nN2=

38、 nNH32=750 Kmol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氮氣的損失，則損失率以 1%計， 20 則半水煤氣中氮氣的物質的量為nN2 =750 （1+1%）=757.5 Kmol所以原料氣中 N2的體積為 VN2=22.4Nm3/Kmol757.5 Kmol=16968 Nm3根據原料氣中各氣體的體積比，則其它氣體的體積為VCO2=8.7719.55VN2= 7611.73 Nm3VCO=27.8219.55VN2=24145.77 Nm3VH2=43.4519.55VN2=37711.49 Nm3VO2=0.419.55VN2=347.17 Nm3則總氣體的體積 V

39、= VN2 +VCO2 +VCO +VH2 +VO2=16968Nm3+7611.73Nm3+24145.77Nm3+37711.49Nm3+347.17 Nm3=86784.16Nm3根據氣體方程，將 0、101.325KPa 下的體積換算成 125KPa、45時的體積 V0V0=101.32586784.16(273.15+45)/(125273.15) m3=81936.57m3則進入脫硫塔的氣體的流量為 G=81936.57m3/h3 根據氣體中 H2S 的含量計算 H2S 的質量入脫硫塔中 H2S 的質量：m1=711mg/m381936.57m3 =58.26Kg根據設計要求，出塔

40、氣體中 H2S 的含量為 1.52mg/m3,取出塔氣中 H2S 的含量為 1.5 mg/m3，則塔的脫硫效率是 =（7111.5）/711100%=99.8.%.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，則出塔氣體的流量 W081936.57m3/h所以出塔氣中 H2S 的質量為m2 =1.5mg/m381936.57m3 =0.123 Kg故在脫硫塔中吸收的 H2S 的質量為 G1= m1m2=58.260.123=58.137Kg4 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=(C1-C2)/S式中：C

41、1為進脫硫塔氣體中硫化氫的含量，g/m3C2為出脫硫塔氣體中硫化氫的含量，g/m3 21 S 為硫容量，g/m3L 為脫硫液的循環量，m3/hG 為進脫硫塔氣體的流量，m3/h則液氣比為 L/G=(0.7110.0015)/100=0.0071脫硫液的循環量 L=0.007181936.57=581.75m3/h因脫硫液在循環中有損失及再生率為 95%，取損失率為 10%則液體的循環量為 LT=L（1+10%）=581.75（1+10%）=639.93m3/h5 生成 Na2S2O3消耗的 H2S 的質量 G2，Kg/h取 Na2S2O3的生成率為 H2S 脫除量的 8%，則G2 =58.13

42、78%= 4.65 Kg/h6 Na2S2O3的生成量 G3，Kg/h 2H2S Na2S2O3G3 = G2MNa2S2O3/(2MH2S)式中 MNa2S2O3 Na2S2O3的分子量 MH2S H2S 的分子量 G3 =4.65158/（234）=10.8 Kg/h7 理論硫回收量 G4，Kg/h G4=（G1-G2） MS/MH2S式中 MS 硫的分子量G4=（58.1374.65） 32/34=50.34 Kg/h理論硫回收率，=G4/G1 =50.34/58.137100%=86.58%8 生成 Na2S2O3消耗的純堿量 G5，Kg/hG5=G3MNa2CO3/MNa2S2O3式

43、中 MNa2CO3Na2CO3的分子量G5=10.8106158=7.25Kg/h9 硫泡沫生成量 G6，Kg/m3G6=G4/S1式中 S1硫泡沫中硫含量，kg/m3,取 S1=30kg/m3G6=50.34kg/h30kg/m3=1.67m3/h 22 10 入熔硫釜硫膏量G7=G4/S2式中 S2硫膏含硫量，取 S2=98%（質量分數）G7=50.3498%=51.37Kg/h表表 4.3 物料衡算表（以每小時計）：物料衡算表（以每小時計）：入脫硫塔氣體流量81936.57m3出脫硫塔氣體流量81936.57m3脫硫液循環量581.75m3硫泡沫生成量1.67m3硫化氫吸收量58.137

44、Kg硫膏量51.37Kg消耗的純堿量7.25Kg硫代硫酸鈉生成量10.8Kg4.2 熱量衡算（以 0為計算基準）1 基礎數據半水煤氣的平均式量 M=(2819.55%)+(448.77%)+(2827.82%)+(243.45%)+(320.4%)=18.1kg/kmol半水煤氣的密度：g=PM / TR=1.2518.1102/(273.15+40)8.314=0.869kg/m3半水煤氣的質量流量 G0=V0g =81936.570.869kg/h=71202.88kg/h 脫硫液密度計算用公式：L=1.06410.000446T（g/cm3）脫硫液入脫硫塔時的溫度 T=45，則入=1.0

45、6410.00044645=1.04403g/cm3=104403kg/m3入L入脫硫塔脫硫液的質量流量W=581.75=607364.45kg/h入L入L脫硫液出脫硫塔是的溫度 T45，則出 出 L入L出脫硫塔脫硫液的質量流量 23 W出 LW入L 平均比熱容的計算根據比熱容的計算式Cp=a+bT+cT2，J/(molK)將半水煤氣中的各組分的 a、b、c 值列于表中物質COH2CO2N2O2a26.53726.8826.7527.3228.17b/1037.68314.34742.2586.2266.297c/1061.1720.326514.250.95020.7494表 4例如在 60

46、的比熱容：CO: Cp=26.537+7.683110-3(273.15+60)1.17210-6(273.15+60)2=28.967KJ/(kmolK)H2: CP=26.88+4.34710-3(273.15+60)-0.326510-6(273.15+60)2=28.292 KJ/(kmolK)CO2: CP=26.75+42.25810-3(273.15+60)-14.2510-6(273.15+60)2=40.832 KJ/(kmolK)N2: CP=27.32+6.22610-3(273.15+60)-0.950210-6(273.15+60)2=29.289 KJ/(kmolK

47、)O2: CP=28.17+6.29710-3(273.15+60)-0.749410-6(273.15+60)2=30.275KJ/(kmolK)平均比熱容 Cpm=YiCpi式中 Yi各氣體的體積分數 Cpi各氣體的比熱容故半水煤氣在 60 攝氏度的比熱容 C60 P=29.78KJ/(kmolK)同理：半水煤氣在 45 攝氏度的比熱容 C45 P=29.30KJ/(kmolK)半水煤氣在 41 攝氏度的比熱容 C41 P=29.30KJ/(kmolK)脫硫液的比熱容 CP，J/(g)CP=3.839+0.00352T脫硫液的進口溫度為 41，則進口時的比熱容Cp1=3.839+0.003

48、5241=3.9833J/(g)=3.983 KJ/(kg)脫硫液的出口溫度約為 41,則出口時的比熱容Cp2Cp1 24 2 洗滌塔熱量衡算洗滌塔熱負荷 Q1，KJ/hQ1=G0(C60 Pt1C45 Pt2)式中 G0入洗滌塔半水煤氣量 Q1=71202.88/18.1（29.786029.3040）=2.394106KJ冷卻水消耗量 W3，m3/h W3=Q1/（CH2Ot）式中 t冷卻水溫升，取t=5, CH2O=4.2KJ/(Kg), =1000Kg/m3W3=2.394106/（4.210005）=114m3/h3 硫泡沫槽熱量衡算硫泡沫槽熱負荷，KJQ2=VFFCF（t3t4）式

49、中 VF硫泡沫體積，m3，VF=G6=1.67m3F硫泡沫密度，kg/m3, F =1100kg/m3CF硫泡沫比熱容，KJ/（kg）, CF=3.68 KJ/（kg）t3槽中硫泡沫末溫， t3=64.5t4槽中硫泡沫初溫， t4=41Q2=1.6711003.68（64.541）=1.588105KJ蒸汽消耗量 W4，kg/hW4=Q2/r1式中 r1130蒸汽的液化熱，KJ/kg，r1=2177.6KJ/kgW4=Q2/r1=1.588105/2177.6=72.92kg4 熔硫釜熱量衡算 熔硫釜熱負荷 Q3，KJ/釜Q3=G8CSS(t5t6)+0.98G8SCh+4F6(t5t6)式中

50、 G8每一釜硫膏量，m3/釜，設全容積為 3m3，熔硫釜裝填系數為 75%，則G8=30.75=2.25m3CS硫膏比熱容，KJ/（kg） ，CS=1.8KJ/（kg）S硫膏密度，kg/m3，S=1770kg/m3 25 t5加熱終溫，t5=150t6入釜溫度，t6=64.5Ch硫膏的熔融熱，KJ/kg，Ch=49.8 KJ/kg熔硫釜向周圍空間的散熱系數，KJ/（m2h)，=12.56 KJ/（m2h）F6熔硫釜表面積，m2，F6=10m2 4熔一釜所需時間，h 0.98硫膏中含硫膏 98% G8CSS(t5t6)表示硫膏升溫吸收熱量；0.98G8SCh 表示硫膏熔融吸收熱量；4F6(t5t

51、6)表示向環境散熱量。Q3=2.251.81770(15064.5)+0.982.25177049.8+412.5610(15064.5) =850223.88KJ/釜蒸汽消耗量，W5，KJ/釜W5=Q3/r2式中 r2130蒸汽的液化熱，KJ/kg， r2=2177.6KJ/kgW5=850223.88/2177.6=390 Kg/釜表表 4.4 熱量衡算表：熱量衡算表：收入 KJ/kg支出 KJ/kg半水煤氣帶出的熱量4.626106半水煤氣帶入的熱量G0C60 Pt17.02106冷卻水吸收的熱量2.394106洗滌塔(/h)總 和7.02106總和7.02106脫硫液帶入的熱量2.77

52、105蒸汽冷凝放出的熱量1.588105脫硫液帶出的熱量4.35105硫泡沫槽(/h)總和4.35105總和4.35105硫膏帶入的熱量4.624105 硫膏帶出的熱量1.302106蒸汽冷凝放出的熱量8.502105環境吸收的熱量0.107105熔硫釜/（釜）總和1.3126106總和1.3126106 26 5 設備計算及選型5.1 脫硫塔的設計計算11-19脫硫吸收塔采用填料塔，填料為76762.6 聚丙烯鮑爾環，公稱直徑為 76cm，空隙率為 =0.92，比表面積為 =72.2m2/m3,采用亂堆的方式。5.1.1 塔徑計算（a）利用泛點速度計算圖求液泛速度首先根據液體質量流速（L，K

53、g/h） 、氣體質量流速（G，Kg/h） 、氣體密度（g，Kg/m3） 、液體密度（L，Kg/m3） ，用泛點速度計算圖橫座標的式子算出數據，以此數據查出“泛點速度計算圖”的縱座標上的數據，再用縱座標上的式子，求解出泛點速度W0（m/s） 。圖一圖一圖中 W0液泛速度，m/s； L液體質量流速，kg/h；G氣體質量流速，kg/h； L液體密度，kg/m3 27 g氣體密度，kg/m3； 填料比表面積，m2/m3填料空隙率，%； 液體粘度，mPaS，=0.837 mPaSg重力加速度，m/s2對于本系統：（L/G）1/4（g/L）1/8=(484.131044.03)/(0.86961988.9

54、4)1/4(0.871/1045.81)1/8=0.72123由圖可讀出對應縱坐標為 0.0664即：W2 0/g(/3)( g /L ) 0.2 =0.0664所以,W0=0.0664g(3/)(L/g)/ 0.21/2=0.06649.81（0.923/72.2）（1044.03/0.869）/0.8370.21/2=2.957m/s（b）利用泛點速度 W0，算出操作氣速 W1，m/s取空塔氣速為泛點速度的 45%，則實際空速為 u=0.45W0=.1.331m/s（c）根據操作態的每小時氣體處理量算出塔徑 D，m D = u/ 4Vs 式中：D吸收塔直徑，m； VS氣體的體積流量，m3/

55、sD=461988.943600(3.141.331)1/2=4.06m圓整后 D 取 4.2m5.1.2 填料高度計算（a）吸收過程傳質系數 KG 計算KG=AW1.3Na0.1B-0.01 式中：KG傳質系數，Kg /（m2hatm） ； A經驗數，取 A=20； W吸收塔操作氣速，m/s； Na溶液中 Na2CO3含量，g/L； B吸收過程液氣比，L/m3。KG=201.3311.35.00.1（484130/61988.94）0.01=33.38Kg /（m2hatm）（b）計算吸收過程平均推動力 PM, atm PM=（P1 P1*）（P2P2*） / ln（P1P1*）/（P2P2

56、*） 28 式中：P1吸收塔入口氣相 H2S 分壓，atm；P2吸收塔出口氣相 H2S 分壓，atm； P1 =（40.92/34）/（53868.39/18.1）1.25=5.05510-4 atmP2 =（0.086/34）/（53868.39/18.1）1.25=1.06210-6 atm P1*，P2*吸收塔入、出口 H2S 分壓，atm，溶液中 H2S 含量很低，可以忽略， P1* = P2* =0。PM =（5.05510-4 1.06210-6 ）/ ln（5.05510-4）/（1.06210-6） = 8.18210-5 atm（c）計算傳質面積 FP，m2 FP= G1 /

57、（KGPM）式中：G1 H2S 脫除量，Kg/h；KG傳質系數，Kg /（m2hatm）; PM吸收過程平均推動力，atm。 FP= 43.98/（33.388.18210-5）=16103.097m2（d） 根據以上數據計算出填料高度 HP= FP / (0.785D2a) 式中 a填料比表面面積 HP= 16103.097 / (0.7854.2272.2)=16.1m取 HP=17m填料分兩段，上段 8下段 9.5.2 噴射再生槽的計算5.2.1 槽體計算（a）再生槽直徑計算再生槽直徑計算可用下式計算： D1=（GA / 0.75Ai）1/2式中: Ai吹風強度，m3/（hm2） ，取

58、Ai =70 m3/（hm2） ； D1槽體直徑，m； 29 GA空氣量，m3/h。而空氣量用下式計算： GA=LTCi式中: Ci噴射器抽吸系數，m3/ m3；Ci=2.4 m3/ m3 LT溶液循環量，m3/h。 GA=484.132.4=1162 m3/h D1=（1162/ 0.7570）1/2=4.70m（b）計算再生槽擴大部分直徑 D2，m D2=0.4+D1 D2=0.4+4.70=5.10m（c）計算再生槽高度 HT，m HT= H1 + H2 + H3 H1 再生槽有效高度，m； H2 噴射器出口到槽底距離，取 H2 =0.5m; H3 擴大部分高度，取 H3=1.5m; 再

59、生槽有效高度 H1下式計算: H1 =(LT)/（0.785D1260） 式中: 溶液在再生槽內停留時間，min，一般取 =13min； LT溶液循環量，m3 / h； D1槽體直徑，m 0.785/4再生槽有效高度 H1 =(484.1313)/（0.7854.70260）=6.05m再生槽高度 HT= 6.05+ 0.5 +1.5=8.05m5.2.2 噴射器計算（a）噴嘴計算 噴嘴個數（n）確定： n= LT / Li 式中：Li每個噴射器溶液量，m3/h，取 Li =40m3 / h; 30 LT溶液循環量，m3 / h。 n= 484.13/ 40=12.1取 n=13 噴嘴孔徑（d

60、j） ，m dj=（Li /0.7853600wj）1/2 式中 wj噴嘴處溶液流速，m/s，取 wj =20 m/s。dj=（40 /0.785360020）1/2=0.027m溶液入口管直徑 dL，m dL =3djdL =30.027=0.081m=81mm 取 894 熱軋無縫鋼管；噴嘴入口收縮段長度 L5，m L5=( dL - dj） / 2tan(1/2）式中 1噴嘴入口收縮角，通常取 1=14L5=( 0.081 0.027)/ 2tan(14/2）=0.033m噴嘴喉管長度 L0，m 通常噴嘴喉管長度取 L0=3mm。噴嘴總長度 L，m L=L0+ L5 L=0.003+ 0