合成氨脫硫工藝設計.doc

第一章 緒論1.1 我國脫硫技術發(fā)展的回顧1.1.1濕法脫硫 20世紀70年代，特別是70年代后期，我國生產(chǎn)氮肥上采用的脫硫方法開始多樣化。由于一批有經(jīng)驗的專家進入氣體凈化隊伍，并且有大量小化肥廠作為方便的生產(chǎn)實驗場所，研究出較多別具特色的濕法脫硫方法，如MSQ（鄭州大學）、栲膠法（廣西化工研究所）、FD法（福州大學）、茶酚法（浙江化工研究所）和EDTA絡合鐵法（鄭州大學工學院），并且在生產(chǎn)中得到了應用。同時，還對傳統(tǒng)的ADA法和醇胺法也開始了更為深入的研究。80年代以來，除了ADA、MSQ等方法外，PDS（酚氰鈷，東北師范大學開發(fā)）法和栲膠法1是絡合催化、酚酞催化兩大類方法的典型代表，各具特色，應用最廣。他們對防止塔內(nèi)結垢和硫堵都有很好的效果。此外，PDS還有一定脫初有機硫的能力。1.1.2階段研究的鮮明特點 研究具有深度及理論特色剖析了ADA的多種異夠化合物，提出了用于脫硫的主要活性體?？疾炝藵穹摿虻目刂贫?，提出了其傳質過程的數(shù)學模型。理論和實踐結合緊密在傳質量研究的基礎上，提出了旋流板塔、噴旋塔等新型脫硫裝置以及噴射再生工藝。深入的調(diào)查研究通過查定，揭示和運用了氮肥廠整個生產(chǎn)鏈中硫的變化規(guī)律。碳化系統(tǒng)加鐵二次脫硫（太原理工大學）、無硫氨水脫硫（江蘇如皋化肥廠）的新方法就是在此基礎上誕生的。脫硫技術體現(xiàn)了全方位開發(fā)研究的內(nèi)容不僅涉及到催化劑，還包括了脫硫再生設備和工藝條件的優(yōu)化，以及分析手段的改進。廣西大學、浙江大學和上?；ぱ芯吭涸谶@方面做了突出的貢獻。大力宣傳國外脫硫新技術對國外脫硫最新動態(tài)的情報研究及宣傳，為我國開發(fā)脫硫技術提供了很好的借鑒。中國科技情報研究所重慶分所在這方面做的工作對我國當時的脫硫技術的發(fā)展起到了很重要的作用。1.1.3干法脫硫70年代濕法脫硫在氮肥凈化系統(tǒng)幾乎占到統(tǒng)治地位。當時化工生產(chǎn)還比較粗放，小化肥廠尤其如此。人們對干法脫硫的認識也較膚淺，直到70年代后期，鄭州大學采用廉價煤種為原料制出RS型活性炭并用于化肥廠煤氣粗放硫和原料氣二次脫硫；太原理工大學開辟新的原料資源，制備TC系列成型/粉狀氧化鐵脫硫劑應用于燃氣（煤氣、沼氣等）的粗脫硫及化工原料氣的脫硫；西南化工研究院利用貴州錳礦資源2，制備MF型鐵錳復合中溫脫硫劑并用于天然氣凈化，在全國干法脫硫技術上邁出了新的一步。干法脫硫開始形成鋅-鐵-碳-錳四元并存的新格局。它們在化工生產(chǎn)中發(fā)揮了越來越大的作用，也逐步改變了干法脫硫在人們心目中的地位。1.1.4干法脫硫和濕法脫硫的比較 干法脫硫凈化度高，并能脫除絕大多數(shù)的有機硫。但是脫硫劑或者不能再生或者再生非常困難，并且周能周期性操作，設備龐大，勞動強度高，因而干法脫硫僅僅適用于氣體含硫量較低和凈化度要求高的場合。濕法脫硫有ADA法、氨水中和法、栲膠法、PDS法等。它們具有吸收速率快、生產(chǎn)能力大，同時脫硫劑還可以再生循環(huán)使用，能夠實現(xiàn)連續(xù)操作。目前，對于生產(chǎn)氮肥采用煤以及含硫量較高的重油、天然氣為原料的的制氨流程中，因為含硫量都相對較高，絕大多數(shù)原料氣凈化脫硫系統(tǒng)仍采用濕法脫硫。當氣體凈化度要求很高時，可在濕法脫硫系統(tǒng)之后串聯(lián)干法脫硫，使脫硫在工藝和經(jīng)濟上都更為合理。目前較多采用ADA法和栲膠法脫硫。由于此次工藝設計工作是在安陽化學工業(yè)集團有限公司（以下簡稱安陽化肥廠）合成一車間凈化ADA脫硫工段基礎上進行研究的，所以此次脫硫設計采用ADA法，對其他的研究方法就不再介紹。1.1.5早期ADA法的缺點 硫容低。HS轉化成元素硫反映取決于稀堿溶液中所溶解的氧，而氧在脫硫液中的溶解度很小，在保證沒有Na2S2O3生成的前提下溶液的硫容只能控制在106級。這就必然要以很大的溶液循環(huán)量來提供反映所需的氧量，從而增加了動力消耗。脫硫設備龐大。由于HS氧化成元素硫反映速度慢，為使反映進行完全，必須建立體積龐大的脫硫設備，以提供足夠的反映時間和空間。要增設脫碳工序。由于化肥廠原料氣中總是含有相當多的CO2，因而，為了維持脫硫反應快速進行所需要的pH值，必須另設一套脫碳工序將部分脫硫液抽出進行脫碳處理。1.1.6 ADA法的改進 為了克服上述這些缺點，人們通過在ADA脫硫液中加入偏釩酸鈉、酒石酸鉀鈉和少量EDTA等助劑將其進行改良并獲得成功。實際上這是改變了原先ADA法的脫硫機理。原法HS是直接靠氧化態(tài)ADA（醌式）來氧化HS單體硫的，而還原態(tài)的ADA（氫醌式）是用空氣中的氧來氧化再生的。對于這樣的脫硫反應速度太慢。而現(xiàn)今HS氧化改用了偏釩酸鈉。后者被還原成亞四釩酸鈉后，則由醌式ADA把它重新氧化成偏釩酸鈉。而被還原成醌式ADA，再在再生塔（槽）被空氣中氧重新氧化成醌式ADA，從而完成了一個整體上的氧化還原過程。由于偏釩酸鈉氧化HS以及醌式ADA氧化亞四釩酸鈉的速度很快，這就大大加快了總體的脫硫過程的速度。顯然，在此過程中，ADA僅僅是作為一種載氧劑，將氧傳遞給釩酸鹽。這就要求溶液中的ADA用量應與氣相中的硫化氫含量相匹配，以能滿足下列方程式的要求： 2H2SO22S2H2O (1.1)經(jīng)過這樣改良后，ADA的硫容量由原來的40100ml/m3提高到5001000 ml/m3。1.2 我國脫硫技術存在的問題 1.2.1濕法脫硫的硫回收和塔內(nèi)硫堵問題 全國化肥化工廠的脫硫設備每年承擔著凈化氣體的重要任務，同時也將大量的硫化氫轉變?yōu)閱钨|硫，但這一硫資源的回收率不高，不少被排放流失。而且塔內(nèi)易形成硫堵，也嚴重的影響生產(chǎn)。硫回收和硫堵，二者看是不同，但有內(nèi)在的聯(lián)系。凡是過細的硫顆粒，不易過濾回收，對填料和器壁的附著力也很強。這些都跟晶種的生成與長大的競爭機制和在非瘤硫材料上的吸附機理密切相關。深入的調(diào)查研究其原因，使硫粒子盡量變粗，脫硫液中懸浮硫盡量減少，將有助于該問題的徹底解決。此次工藝設計工作將針對安陽化肥廠合成一車間凈化脫硫工段中的硫堵問題將給予作者詳細的觀點和改進方案，對其他的相關脫硫技術問題只做簡單的介紹。1.2.2合成氨生產(chǎn)鏈中硫化物的變化規(guī)律問題3 氨廠氣體中的硫化氫和有機硫從前到后都在不斷的變化，因此了解和掌握它們在整個流程中的變化規(guī)律，對指導生產(chǎn)至關的重要，但是目前，我們對硫化氫的變化了解較多，而對羥基硫、二硫化碳的變化規(guī)律了解很少。有機硫的脫除實際撒謊能夠包括兩個方面：一是努力發(fā)揮現(xiàn)有的工藝對有機硫的凈化功能，二是增添必要的精脫硫裝置。通過對安陽化肥廠合成車間整個凈化系統(tǒng)的變換、碳化、銅洗等工序硫的考察研究，發(fā)現(xiàn)有機硫，除了在變換中水解轉化而大幅度的減低外，在后面的銅氨液或液氮同氣體的接觸工程中，都不同程度的被脫除，尤其對羥基硫更為顯著。在碳化階段對有機硫同樣也存在著二氧化碳的“排代”作用。主塔出口的有機硫，和硫化氫一樣，濃度不斷的增長。由于低溫和氣液接觸良好，氫氣對羥基硫更具有優(yōu)異的脫除能力。氨催化劑硫中毒可能更的多是由于二硫化碳所引起的。通過調(diào)查還發(fā)現(xiàn)，在變換的熱水飽和系統(tǒng)，少量硫化氫會進一步深入氧化而生成硫酸鹽，影響到食品碳酸的生產(chǎn)。但這些只是初步工作，要揭示這個生產(chǎn)鏈中的硫化物的變化規(guī)律，還需要做很多的工作。1.2.3濕法脫硫、脫碳和干法脫硫的合理選擇及優(yōu)化組合問題 目前在化肥廠中脫硫、脫碳的方法很多。甲醇洗、NHD、MDEA、HS等方法有同時脫硫、脫碳的能力。如果使用得當，可將H2S、CO2及有機硫一并脫除至很低的濃度，這樣的事例在當前的大氮肥廠已有不少。但在中小氮肥廠使用煤制氣的裝置，因為氣體中含有氧的緣故，情況就變的很復雜。于是就出現(xiàn)了脫硫和脫碳、濕法和干法如何合理選擇、優(yōu)化組合的問題。因此，以費用最小為目標函數(shù)，如何優(yōu)化凈化工藝，還有許多工作要做。1.3脫硫技術的展望 回顧我國脫硫技術的發(fā)展為我國的化肥事業(yè)進一步深入發(fā)展奠定了堅實的理論基礎，并得到了寶貴的經(jīng)驗財富。我們有理由相信：只要堅持創(chuàng)新，不斷的調(diào)查研究，發(fā)現(xiàn)和解決問題，我國的脫硫領域將會出現(xiàn)一個更加繁榮的局面：濕法脫硫和干法脫硫將全面優(yōu)化，脫硫技術軟硬并舉。即擁有高質量的硬件（催化凈化劑），也擁有高水平的軟件。不論脫硫技術還是應用基礎研究，都將在國際氣化凈化領域占有重要的位置。第二章 改良ADA法的反應原理和工藝操作條件的影響2.1 改良ADA法ADA法也稱蒽醌二磺酸鈉法，ADA是蒽醌二磺酸鈉的英文Anthraquinone Disulphonic Aniline的縮寫。最初的ADA法所用的吸收溶液，是含有少量2，6（或2，7）蒽醌二磺酸鈉的碳酸鈉水溶液。但其硫容量（指單位體積或單位質量脫硫劑可以吸收硫的數(shù)量）低，反應速度慢，設備體積龐大，應用范圍受到很大的限制。后來在溶液中添加適量的偏釩酸鈉、酒石酸鉀鈉及三氯化鐵，取的了良好的效果。改良后的ADA法，也稱為改良ADA法，常壓和加壓脫硫均能適用。一般可將硫化氫脫至0.5cm3/m3,或更低?；厥盏牧蚧羌兌瓤蛇_到99.9%。目前在國內(nèi)外得到了廣泛的應用。 2.1.1 改良ADA法的反應機理 ADA法脫硫的反應過程如下： 在脫硫塔中，根據(jù)安陽化肥廠合成一車間凈化脫硫工段中稀純堿溶液PH為8.59.0，吸收硫化氫，生成硫氫化物：Na2CO3H2SNaHSNaHCO3 (2.1) 在液相中，硫氫化物與偏釩酸鹽反應，生成還原性焦釩酸鹽，并析出元素硫：2NaHS4NaVO3H2ONa2V4O94NaOH2S (2.2) 還原性焦釩酸鹽與氧化態(tài)ADA反應，生成還原態(tài)ADA，而焦釩酸鹽則被ADA氧化，再生成為偏釩酸鹽：Na2V4O92ADA（氧化態(tài)）2NaOHH2O4NaVO32ADA（還原態(tài)） (2.3)反應(2.2)、(2.3)是在脫硫塔和富液槽中同時進行的，并析出硫磺。因此脫硫塔下部一般不裝填料，為空塔，防止硫磺堵塞填料。由脫硫塔排出的溶液，進入反應槽，停留一段時間，以便(2.2)、(2.3)反應完全，然后再送到再生塔進行脫硫液的再生。 在再生塔中，還原態(tài)ADA被空氣中的氧氧化成氧化態(tài)ADA2ADA（還原態(tài)）O22ADA（氧化態(tài)）2H2O (2.4)再生后的溶液用貧液泵送到脫硫塔循環(huán)使用。式(2.1)反應中所消耗的碳酸鈉，由式(2.2)生成的氫氧化鈉得到補償：NaOHNaHCO3Na2CO3H2O (2.5)溶液中硫氫化物被ADA氧化的速度是很緩慢的，而被偏釩酸鹽氧化的速度是很快的，因而在溶液中加入偏釩酸鹽后加快了反應速度。由(2.2)生成的焦釩酸鹽不能被空氣直接氧化，但能被氧化態(tài)ADA氧化，而還原態(tài)ADA能被空氣直接氧化再生。因此，在脫硫過程中，ADA起了載氧體的作用，偏釩酸鈉起了促進劑的作用。 副反應當原料氣中含有氧、二氧化碳、氰化氫時，還會發(fā)生下列副反應：2NaHS2O2Na2S2O3H2O (2.6)Na2CO3H2OH2O2NaHCO3 (2.7)Na2CO32HCN2NaCNH2OCO2 (2.8)NaCNSNaCNS (2.9)2NaCNS5O2Na2SO4CO2SO2N2 (2.10)副反應消耗了碳酸鈉，降低了溶液的脫硫能力，因此生產(chǎn)中應盡量降低原料氣中氧及氰化氫的含量。當NaCNS或Na2SO4積累到一定程度后，為維持正常生產(chǎn)必須廢棄部分溶液，并補加相應數(shù)量新鮮溶液。2.2工藝操作條件的影響及選擇2.2.1溶液的組成 改良ADA脫硫液5由碳酸鈉、偏釩酸鈉、ADA、酒石酸鉀鈉（KNaC4H4O6）、三氯化鐵及EDTA組成。此外，還含有反應生成的碳酸氫鈉、硫酸鈉等成分。溶液的組成和各組分的含量對脫硫和再生過程都很大。 總堿度總堿度2指溶液中NaHCO3和Na2CO3的含量之和，工業(yè)上通常以物質的量濃度表示總堿度和純堿濃度是吸收反應的主要影響因素。吸收總傳質系數(shù)、硫容、凈化度都隨著純堿濃度的增加而增加。安陽化肥廠采用煤為原料制取的半水煤氣中約含10%的CO2，其量遠大于H2S的含量（視煤質不同一般在0.3%以下），因而在脫硫的同時脫硫液也會吸收相當數(shù)量的CO2，相應溶液的PH值下降而影響脫硫效率。為了使溶液PH值不致變化過大，由于NaHCO3和Na2CO3本身就是一種緩沖溶液，若能使脫硫塔中吸收的CO2與再生塔中解吸的CO2平衡，那么溶液中的NaHCO3和Na2CO3含量和PH值，也就可以穩(wěn)定在某一數(shù)值。但若液相中的NaHCO3/Na2CO3（摩爾比）過高時，則應抽取總溶液量的1%2%去脫碳工序，將溶液加熱到90以上，以使CO2解吸出來。但在大多數(shù)情況下，借助于提高空塔速度到0.51m/s，以及維持吸收液較低的PH值等方法，這樣也可以減少溶液中CO2干擾的影響。在生產(chǎn)中經(jīng)常補充純堿是必要的，但堿量不宜過大。若堿量遠超過脫除HS所需要時，按Na2CO3H2OH2O2NaHCO3反應，將會生成大量溶解度較小的NaHCO3，從溶液中結晶出來，常會堵塞泵和閥門。此次設計采用安陽化肥廠的理論數(shù)據(jù)總堿度為0.40.6mol/L，相應的NaHCO3/Na2CO3（摩爾比）6，根據(jù)生產(chǎn)實踐調(diào)查表明，總堿度控制在這一范圍是符合生產(chǎn)要求的。當脫除高含量硫時，總堿度要相應的提高，視情況來控制總堿度范圍。 pH提高溶液的pH值，能加快吸收硫化氫的速率，提高溶液的硫容量，從而提高氣體的凈化度。但pH值過高，降低了釩酸鹽與硫氫化物的反應速率，加快了副反應的速率，吸收CO2量增多，容易析出碳酸氫鈉結晶；反應生成的Na2S2O3也會劇增；且對ADA/釩酸鹽溶液將HS氧化成單質硫也不利。安陽化肥廠的實際生產(chǎn)中脫硫液的PH值選取在8.59.0范圍內(nèi)。 NaVO3的含量溶液中的NaVO3濃度增加，硫氫化物氧化速度加快；脫硫液中的NaVO3濃度過低，釩含量不足，易析出釩-氧-硫沉淀；并且使析硫反應速率減慢，進入再生塔的HS生成的Na2S2O3副反應速率加快。該廠根據(jù)生產(chǎn)的需要理論計算把NaVO3的含量控制在1.52.5g/L. ADA的濃度6ADA的作用是將V4+氧化為V5+。經(jīng)過對該廠調(diào)查研究發(fā)現(xiàn)，作為脫硫用的ADA，以2，7-ADA為主。在對脫硫塔發(fā)生硫堵時曾對塔內(nèi)填料上的沉積物取樣分析，發(fā)現(xiàn)該沉積物中ADA占有相當?shù)谋壤?，其中絕大部分為2，6-ADA，因其溶解度在操作溫度下遠比2，7-ADA小。據(jù)相關研究報導，2，6-ADA在20%的Na2S2O3溶液中的溶解度比在水中的溶解度低60%，據(jù)此可以可知，當脫硫液中有大量的Na2S2O3積累時，2，6-ADA更容易從溶液中析出。但這對2，7-ADA并沒有明顯影響。該廠脫硫液中ADA含量控制在2.55 g/L。 酒石酸鉀鈉的用量加入酒石酸鉀鈉的作用是為防止生成釩-氧-硫沉淀，其用量應與釩的濃度成正比，目前該廠酒石酸鉀鈉的用量大約為1g/L。 三氯化鐵及EDTA含量為了加快還原態(tài)ADA的氧化速度和改善副產(chǎn)硫磺的顏色，需要加入三氯化鐵，濃度一般為0.050.10g/kg。為了保持Fe3+穩(wěn)定，防止生成Fe(OH)3沉淀，加入鰲合劑EDTA，其濃度大約為2.7g/kg。2.2.2 溫度 升高溫度可加快吸收和再生反應速率，但溫度過高，也使生成Na2S2O3的副反應速率加快；若溫度太低，會使NaHCO3、ADA、NaVO3溶解度降低而從溶液中沉淀出來，并且再生速率慢，生成的硫磺過細，難以分離。為了使吸收和再生過程較好的進行，該廠將脫硫液溫度維持在45。2.2.3 壓力 改良ADA法脫硫對壓力并不敏感，壓力由常壓到7.0MPa均可適用。該廠變脫壓力為2.0MPa，符合生產(chǎn)工藝要求。壓力高，可使吸收傳質系數(shù)增大，吸收設備容積小。但壓力高，CO2溶入脫硫液的數(shù)量增大，而在減壓再生時CO2很容易閃蒸出來，因而可使溶液中的NaHCO3/Na2CO3(摩爾比)保持低水平。這說明加壓脫硫時CO2的干擾要比常壓時小，也即加壓脫硫對CO2具有更好的適應性。當然，加壓脫硫時溶液中所加各組分的濃度都會相應的增大。2.2.4 氧化停留時間 再生塔內(nèi)通入空氣主要是將還原態(tài)ADA氧化為氧化態(tài)ADA，并使溶液中的懸浮硫以泡沫狀浮在溶液表面，以便回收。氧化反應速率除受PH值和溫度影響外，還受再生停留時間的影響。再生時間長，對氧化反應有利，但時間過長會使設備龐大；時間過短，硫磺分離不完全，溶液中懸浮硫增多，形成硫堵，使溶液再生不完全。根據(jù)對安陽化肥廠該工段的調(diào)查研究，高塔再生氧化停留時間一般控制在2530min，噴射再生一般為510 min。在此次的工段設計工作中，將會在后面的章節(jié)中根據(jù)生產(chǎn)的任務來確定氧化停留時間的理論計算方法。2.2.5 CO2的影響 原料氣中的CO2與溶液中的Na2CO3反應生成NaHCO3。當氣體中的CO2含量高時，溶液中的NaHCO3量增大，而Na2CO3量減少，影響對H2S的吸收。因此根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)驗可將溶液（約1%2%）引出塔外加熱至90脫除CO2后再返回系統(tǒng)。第三章 物料衡算和熱量衡算3.1 生產(chǎn)工藝示意圖 生產(chǎn)工藝流程圖見圖3.1，據(jù)此進行物料衡算和熱量衡算。圖3.1的流程簡述如下：壓力為 2.0MPa，H2S含量為 3.25的半水煤氣，進入下部為空塔，上部有一段填料的脫硫塔，與塔頂噴淋下來的ADA溶液逆流接觸，H2S被溶液吸收，脫硫后后的凈化氣中H2S的含量降至5mg/m3。經(jīng)分離器除去液滴后送往脫碳工序。脫硫后的溶液由塔底經(jīng)過富液泵本身所具有的壓力高速通過噴射的噴嘴，與自吸進入的空氣充分混合，使脫硫液再生，然后由噴射器下部進入浮選槽，在浮選槽內(nèi)硫磺泡沫浮在溶液表面，然后溢流至硫泡沫槽，經(jīng)過泡沫泵送入熔硫釜，加入的蒸汽對其進行提取高純度的單質硫。由浮選槽出來的貧液被送入循環(huán)槽，然后經(jīng)過貧液泵送往脫硫塔循環(huán)使用。 圖3.1 噴射再生法脫流工藝流程示意圖Figure 3.1 Spray regeneration process flow diagram of delinking3.2 小時生產(chǎn)能力按年工作日300天，合成氨設計裕量10%計算，損失是微量的，相對可以忽略不計。合成氨小時生產(chǎn)能力為kg/h3.3 物料衡算和熱量衡算 3.3.1 變脫塔的物料衡算和熱量衡算 計算依據(jù)a. 合成氨產(chǎn)量 kg/h，即kmol/hb. 原料氣組成（體積分數(shù)）表3.1 原料氣組成 Table 3.1 Feed gas composition原料氣組分 H2 CO2 CO N2 Ar(H2S)體積分數(shù)（） 50.25 3 27.8 15.8 3.25c. 操作壓力 變脫塔系統(tǒng)操作壓力2.0MPa，變脫壓差小于20kPad. 在脫硫塔內(nèi)全部H2S被脫流液吸收，生成Se. 新鮮Na2CO3吸收劑每月總用量約為1000kgf. 變脫塔進口氣體溫度40，出口溫度43；液相進口溫度為37，出口溫度為40g. 進脫硫塔的原料配比：H2CO2CON2Ar(H2S)16.759.315.31.1h. 進口脫硫液的組成表3.2 進口脫硫液組成Table 3.2 Composition of imports desulfurization組成 V Na2CO3 NaHCO3 S SO4-2 Na2S2O3g/L 1.4 1.3 35 20 0.5 5.5物料衡算圖3.2 脫硫塔局部流程圖Figure 3.2 Desulfurizer partial flow charta. 反應器進口原料氣中各組分的流量H2 kmol/hkg/hCO2 kmol/hkg/hCO kmol/hkg/hN2 kmol/hkg/hAr(H2S) kmol/hkg/hb. 反應器出口混合氣中各組分的流量出塔氣體各組分的量和反應器入口氣體相同H2 kmol/hkg/hCO2 kmol/hkg/hCO kmol/hkg/hN2 kmol/hkg/hc. 根據(jù)進口脫硫液的組成和流量計算進塔熱水的量為 260（1001.41.335200.55.5）kg/h9438kg/h524.3kmol/h出口富液中水的量為： （9438547.1）kg/h8890.9kg/h494kmol/hd. 排出富液S的液體流量及其組成進塔氣中含有1094.2kg/h的H2S，在塔內(nèi)被脫硫液吸收生成單質硫，其反應的方程式如下：Na2CO3H2SNaHSNaHCO3 (3.1)2NaHS4NaVO3H2ONa2V4O94NaOH2S (3.2)硫的生成量，即需要連續(xù)排出的含硫液體流量為：kg/hkmol/h排出的富液流量為1860.14/0.53720.28kg/h，其中硫的含量為50e. 需要補充的新鮮吸收劑（Na2CO3）的量為：kg/hf. 反應器中物料平衡表 表3.3 反應器物料平衡表Table 3.3 Reactor material balance反應器進口反應器出口kmol/hkg/h%（mol）%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)H2497.6995.232.833.45497.6995.232.933.42CO2 275.312113.218.1641.98275.312113.218.2241.67CO29.7831.82.02.8829.7831.82.02.86N2156.54380.610.3315.18156.54380.610.3615.07H2S32.21094.22.123.790000S000058.131860.143.856.40H2O524.3943834.6032.714948890.932.6930.58合計1515.6288531001001511.2329071.84100100 熱量衡算各物質040的質量定壓熱容表3.4 物質質量定壓熱容Table 3.4 Material quality constant pressure heat物質H2CO2CON2H2SArCpkJ/()10.130.6530.7540.7450.3220.804進塔的熱負荷及產(chǎn)生蒸汽量 衡算基準：0氣態(tài)氣體，0液態(tài)水 a. 進口原料氣中各組分所帶入的熱Q1n Cp，mt (3.3)可知Q1（995.210.13）（12113.20.653）（831.80.754）（4380.60.745）（1094.20.322）(400)89104 kJ/hb. 進塔噴淋液所帶入的熱量Q22601003.45（370）332104 kJ/hc. 新鮮吸收劑所帶入的熱Q3 37、Na2CO3的比熱容為1.06kJ/(kgk)Q31.391.06(370) 54.52kJ/hd. 出口氣體所帶出的熱Q4 Q4（995.210.13）（12113.20.653）（831.80.754）（4380.60.745）（430）94.10104 kJ/he. 塔底排放的富液帶出的熱量Q58890.94.184（400）149104 kJ/hf. 塔中化學反應所參與的熱量Q6 Q6434.0kJ/h熱損失取4，則變脫塔裝置的熱負荷為Q（10.04）（Q1Q2Q3Q4Q5Q6）171104 kJ/h變脫塔裝置產(chǎn)生7KPa的飽和蒸汽（飽和溫度為38.8）38.8飽和蒸汽焓steam2566.3 kJ/kg38.8飽和水焓H2O 162.44 kJ/kg則產(chǎn)生的蒸汽為G 711.36 kJ/h3.3.2 再生槽的物料衡算和熱量衡算計算依據(jù)a.此設備按反應器進行物料衡算和熱量衡算b.噴射氧化再生槽中貧液的溫度為40，富液進口溫度為40，貧液的出口溫度為40c.自吸空氣的進口溫度為20，相對濕度80，組成及含量：表3.5 空氣組成及含量Table 3.5 Composition and content of the air組成O2N2（體積）7921d.硫泡沫的出口溫度為40，出口液體硫泡沫的含量為80e.貧液出口液體的組成： 表3.6 出口液體的組成Table 3.6 Liquid component exports 組成Na2CO3NaHCO3Na2S2O3SO4-2總硫g/L1.5340.84.515f.富液進口液體的組成：表3.7 進口液體的組成Table 3.7 Imports the composition of the liquid組成Na2CO3NaHCO3Na2S2O3SO4-2總硫g/L1.8320.66.040g.假設變脫塔富液出口流量和進入再生槽頂部的富液流量相同物料衡算 圖3.3 噴射再生槽局部示意圖Figure 3.3 Spray tank local renewable Sketcha. 進口自吸空氣的各組分流量根據(jù)反應方程2H2SO22S2H2O (3.4)求得需要O2的量為kg/h17.1kmol/h進口的空氣流量為547.1/0.212605.24kg/h進口N2的流量為2605.240.792058kg/h73.5kmol/h查的常溫下相對濕度80時空氣濕含量為0.022 kg水氣/kg干空氣，因此，進口空氣帶入的水蒸氣量為kg/hb.進口富液中各組分的流量S 3720.28401488.11kg/h46kmol/hH2O3720.2820744kg/h41.33kmol/hNa2CO3 3720.281.867kg/h0.63kmol/hNaHCO3 3720.28321190kg/h14.17kmol/hNa2S2O3 3720.280.622.32kg/h0.14kmol/hc.貧液出口液體中各組分的流量假設貧液出口的流量占進口富液總量的百分比為，根據(jù)進口硫的含量和出口硫的含量相等的原則，則有 (3.5) 0.62即貧液出口液體的流量為 3720.28622289kg/hNa2CO3 22891.534kg/h0.32kmol/hNaHCO3 228934778kg/h9.27kmol/hNa2S2O3 22890.818.31kg/h0.12kmol/hS 228915343.35kg/h10.7kmol/hH2O 228943984.3kg/h54.7kmol/hd.硫泡沫出口液體中各組分的流量為硫泡沫出口液體流量3720.28（162）1413.7kg/hS 1413.7801131kg/h35.3kmol/hH2O 1413.720282.7kg/h15.7kmol/he.噴射再生槽的物料平衡表表3.8 物料平衡表Table 3.8 Material balance反應器進口反應器出口kmol/hkg/h%（mol）%(wt)kmol/hkg/h%（mol）%(wt)O217.1547.18.78.860000N273.520583733.3373.5205836.8236.56S461488.1123.4624.1461474.3523.0426.19H2O44.5801.3222.712.9870.4126735.2722.5Na2CO30.63670.321.190.32340.160.6NaHCO314.1711907.2319.279.277784.6413.82合計196.046173.84100100199.615629.66100100 熱量衡算 熱衡算基準：0氣態(tài)空氣，0液態(tài)水a(chǎn).常溫下進口空氣帶入的熱量Q120蒸汽焓值為2531.8kJ/kg,干空氣在020的平均比熱容Cp1.004 kJ/(kgK)Q12605.241.004(200)(57.322531.8) 1.9105kJ/hb.40進口富液帶入的熱量Q2Q23720.284.184（400）6.2105 kJ/hc.出口硫泡沫液體所帶出的熱量Q3Q31413.73.68（400）2.1105 kJ/hd.出口貧液所帶出的熱量為Q4Q422894.184（400）3.8105 kJ/he.氧氧化還原態(tài)ADA所參與的熱量Q5此反應為吸熱反應，因參與的反應溫度較低，假設熱量損失忽略不計，根據(jù)熱量守恒定律有Q1Q2Q3Q4Q5 (3.6)Q52.2105 kJ/h第四章 主要設備的工藝計算4.1 填料吸收塔4.1.1計算依據(jù)a.進塔空氣的組成和流量表4.1 進塔空氣的組成和流量Table 4.1 Into the tower and the composition of the air traffic組分H2CO2CON2H2S合計kmol/h497.6275.329.7156.532.2991.3kg/h995.212113.2831.84380.61094.219415b.出塔空氣的組成和流量表4.2 出塔空氣的組成和流量Table 4.2 On the composition and tower air traffic組分H2CO2CON2合計kmol/h497.6275.329.7156.5959.1kg/h995.212113.2831.84380.618320.8c.塔頂噴淋液量260m3/h，溫度為37d.塔底排出液量3720.28kg/h，溫度為40e.入塔氣溫度40，出塔氣溫度為43f.變脫塔進口和出口操作壓力均取2.0MPa，變脫壓差小于20kPa，計算忽略壓差的影響g.填料用50501.5塑料鮑爾環(huán)（規(guī)整）4.1.2塔徑的確定 塑料塑料鮑爾環(huán)填料的泛點氣速計算公式為： (3.7)式中，泛點空塔氣速，m/s； 重力加速度，9.8m/s2； 干填料因子，； 氣相和液相密度，kg/m3； L,G氣相和液相流量，kg/h； 液體的粘度，mPas(cP)。 5050塑料鮑爾環(huán)的干填料因子為82。a.塔頂處 kg/m3 100 kg/m3 26000 kg/h 18320.8 kg/h 0.8 mPas(cP)把數(shù)據(jù)帶入(3.7)式： 解得：1.13m/s 泛點率取70，則氣體空塔速度為：0.71.130.8m/s出塔操作條件下的氣量：1259.6m3/h0.35m3/s根據(jù)公式 (3.8)計算塔徑為 mb.塔底處 kg/m3 100kg/m3 3720.28kg/h 19415kg/h 0.9mPas(cP)把數(shù)據(jù)帶入式： 解得 1.24m/s氣體空塔速度為0.71.240.868m/s入塔氣在操作條件下的氣量：1289.48 m3/h0.36m3/s塔徑為 m結合實際情況整圓塔徑取1.0m。4.1.3填料的高度a.吸收過程傳質系數(shù)KG的計算： (3.9) = 200（0.8）1.3（1.3）0.1（3）-0.01= 155.31Kg/m2hMPa式中 KG 傳質系數(shù)，kg/m2hMPa ； A 經(jīng)驗數(shù)，A =200； 氣體空塔速度；CNa溶液中Na2CO3的含量，CNa= 1.3g/L； B吸收過程液氣比，B=L/G =260/800003L/m3b.吸收過程平均推動力Pm： (3.10) 0.17310-6MPa式中 吸收塔入口氣相H2S分壓 ，MPa ； ； 吸收塔出口氣相H2S分壓，MPa ； ； 吸收塔入口壓力 ，2MPa ； 吸收塔出口壓力 ，2MPa； ，吸收塔入、出口氣相H2S平衡分壓，因溶液中H2S量很低，可以忽略，即0c.所需傳質面積的計算: (3.11) 1094/4.3=254.4md. 填料層高度的計算 (3.12) 31.46m結合實際情況整圓取32m 。4.2 噴射再生糟4.2.1槽體計算依據(jù)a.進塔氣體的組成和流量表4.3 進塔空氣的組成和流量Table 4.3 Into the tower and the composition of the air traffic組分O2N2H2O合計kmol/h17.173.53.293.8kg/h547.1205857.322662.42b.噴射壓力為0.6MPa,再生槽在常壓下操作c.進口塔頂富液流量為3720.28kg/h，溫度為40d.塔底排出液量3702.7kg/h，溫度均為40e.再生槽內(nèi)部無填料，采用空槽設計4.2.2塔徑的確定 (3.13)按塔底情況計算，進口氣體體積流量為m3/h0.1m3/s液泛氣速為0.1/0.785320.01m/s因物系易發(fā)泡，取操作空塔氣速等于液泛氣速的50，即：0.010.50.005m/s故塔徑為m根據(jù)實際情況整圓取3.0m 。4.2.3再生槽高度計算 H1 =67.246/0.7851.8260=2.64m 整圓取2.7m式中， H1為再生槽有效高度，m；HT = H1 + H2 + H3 = 2.7 + 1.5 + 0.5 = 4.7mHT 再生槽高度，m；H2 噴射器出口到槽底距離，m，H2 取0.5m；H3 擴大部分高度，m，H3 取1.5m 。4.2.4噴嘴的計算 n = LT/Li = 67.24/40 = 1.68個圓整：n = 2個n噴嘴個數(shù)；Li 每個噴射器溶液量，m3/h，取Li = 40m3/h ；LT，其中為空氣量，m3/h；為噴射器抽吸系數(shù)，m3/m2；設Ci=2.4m3/m2第五章 工藝設備一覽表表5.1 工藝設備一覽表Table 5.1 Process equipment list序號名稱設備規(guī)格單位數(shù)量材料1變脫塔填料塔，塔徑1000，內(nèi)裝50501.5的塑料鮑爾環(huán)，填料共分兩層，兩層填料間設液體分布再分布器，總高3.2m臺1不銹鋼2噴射再生槽無填料空槽，槽體塔徑3000，槽體有效高度4.7 m，噴嘴2個，噴射器11枚均勻分布3貧液泵耐腐蝕離心泵