年产55万t焦炭荒煤气脱硫工段说明书

目录1设计任务书22工艺流程简介43工艺流程中主要发生的化学反应54脱硫塔的设计541物料衡算5411入塔的煤气质量5412出塔煤气的变化量7413M3的计算9414M4的计算1042热量衡算10421入塔脱硫煤气带入的热量10422出脱硫塔的煤气带走的热量11423脱硫过程中发生的溶解热和反应热13424总的热量衡算1343设备计算14431选择填料14432塔径计算14433传质面积和填料高度155脱硫塔工艺设计结果表1751总表1752煤气入塔物质汇总表1753出塔物质汇总表1854其他数据18致谢信19参考文献201设计任务书11设计题目干煤气量为37702NM3/H的炼焦煤气的脱硫的工艺流程设计。入口煤气出口煤气温度/3436压力（表压）/PA1700015000煤气中H2S含量/G/NM3450002入口煤气中杂质的含量组分焦油苯H2SHCNNH3萘水汽含量/G/NM3微量2845450157837042397剩余氨水12470KG/H,T75,P045MPA,氨的质量分数10。NH3H2SCO2HCN挥发氨24KG/H97变NH3固定氨18KG/H90变NH3018G/L13G/L004G/L12设计内容（1）脱硫工艺的选择与工艺流程介绍；（2）脱硫塔的物料衡算；（3）脱硫塔的工艺尺寸计算；（4）绘制脱硫塔装配图和工艺流程图；（5）对设计过程的评述和有关问题的讨论。13主要设计参数1太原地区大气压P090000PA2脱硫塔空塔气速0507M/S3脱硫效率994脱硫液硫容量018022KGH2S/M35脱硫塔传质系数K1520KG/M2HATM6脱硫塔液气比16L/M37脱硫塔溶液喷淋密度275M3/M2H8H2S转化为盐的转化率349HCN吸收率9010干煤气组成煤气成分H2CH4CON2CO2CMHNO2摩尔质量/G/MOL2162828343032V5672665325082工艺流程简介焦炉煤气经捕除焦油雾后，先进入中间煤气冷却器由约500C冷却到360C。中间煤气冷却器由预冷段、洗萘段，终冷段三段空喷塔组成。在塔下部的预冷段，煤气由约500C被直接冷却到不析出萘的温度，即约380C在塔中部的洗萘段，用含萘约5的洗油喷洒，使煤气中的含萘量降至约036G/M3,这一含量可保证煤气在终冷段无萘析出。洗萘富油的一部分送往粗苯工序处理。煤气最后在塔上部的终冷段被冷却至360C，然后进入脱硫塔。因中间煤气冷却器循环喷洒的氨水中含有萘、焦油雾及渣子等，所以需将其中一部分送至氨水澄清槽，再从氨水储槽送来补充氨水。脱硫塔为填料塔，焦炉煤气从塔的下部进入，与从塔顶喷洒的吸收液对流接触，煤气中的H2S、HCN、NH3即被吸收液吸收。出塔的焦炉煤气送往硫酸铵工序。从塔底排出的吸收液用循环泵送入再生塔底部。再生塔为鼓泡塔、吸收液与空气并流流动，液中的硫氢根离子在催化剂作用下氧化而生成前述的各种铵盐和硫黄。经过氧化再生的溶液具有吸收H2S的能力，使之从再生塔顶部自流返回脱硫塔顶部循环使用。为了保持各种铵盐及硫黄在吸收液中不大于一定的浓度，部分吸收液需自再生塔顶部自流至希罗哈克斯装置，将硫黄及含硫铵盐湿式氧化为硫酸铵。从再生塔顶部排出的空气送入第一洗净塔，用硫铵工序来的硫酸铵母液洗涤以吸收废气中的氨，吸氨后的母液再送回硫酸铵工序。自第一洗净塔出来的废气再进入第二洗净塔，以此用过滤水喷洒除去母液酸雾后，放入大气中。洗涤水自塔底排出送往活性污泥装置进行处理。3工艺流程中主要发生的化学反应在脱硫塔内的主要反应OHCNHONS24423在再生塔内的主要反应OHSNOHHSNSCS24242432442521）（4脱硫塔的设计41物料衡算411入塔的煤气质量（1）干煤气量干煤气组成表煤气成分H2CH4CON2CO2CMHNO2摩尔质量/G/MOL2162828343032V567266532508其中因为煤气中烃类的分子量一般都比较小，所以把CMHN当成C2H6来算干煤气的平均分子质量为MOLGM/41008325034052862016572干煤气入口干煤气量37702NHM/3其质量流量为HKG/1750402137332煤气中杂质的质量焦油微量，忽略不计。苯HKGNMKGH/621907/104528/N37033368MKG苯查表得MVN/862973H2SHKGKGH/651/1054/37023332S/15K2G查表得/2/2693SH22HCNHKGNMKGHM/15/1057/N370333HCN/24L/OLLHHV/84/1933HCS2NH3HKGNMKGM/561/1087/703N33H6/24L/OLG3LHHV/2415/07631533N3萘KGNMKGHM/08/4/72333/725L/OL189GL萘HHMV/63/N57203水汽HKGNMKG/72903/1097/38/24L/OL18GL水汽HMHMV/N65129/08937233列表如下组分G/NM3NM3/HKG/H焦油微量00苯2845122110726219H2S79911162169659HCH38374152315565萘0426361508水蒸气239711296590372（3）入塔煤气的总质量M1HKGMM/79620432NHCSH1N/3VVV3S132在34，压力P29017KPA107KPA得实际煤气体积HMHVTP/4169/207394157013302煤气实际进入1/46497NMKGM412出塔煤气的变化量1干煤气量保持不变，M干煤气17505KG/HV干煤气37702NM3/H2煤气中杂质的质量焦油微量，忽略不计。苯保持不变HKGM/621907，HMV/N213H2SHKGKG/905168/0/370/5333脱硫效率HMHMMVSHSH/N281/243168905933222HCNHCN的吸收率为90，所以KG/3590590CNHHMV164/2733HS产率及耗氨量AS产率反应方程式SN423OHSNO2H23244设H2S消耗量为吸收量的35HKGHKGMS/915/9051682CN43CS44NH3CN完全参加反应HKGHMMSHCN/0376/3N275SH22实际生成SHKGMMSSHS/312903491250168222S产率86922SSSMYB耗氨量每成产1吨S耗氨05HKGMSNH/1564/30/3NMV/09217542333C补氨量HNMMMVKGNH/021541783942/03333萘保持不变HKG/50，V/6水汽出塔时煤气中的水达到饱和，查表得30时水的饱和蒸汽KPAP247140时水的饱和蒸汽压PAP2736时KAP064924610/247）（水出塔后除水蒸汽外气体总体积VHNMVNHHCS/28394021591641071332HNMPVOH/879450692159428332）（水总水KGM/8740522（3）出塔煤气的总质量水HKGMMNHOH/520834839156423590168407964322HCNS12HO/73V3H22413M3的计算脱硫液的硫容取02KGH2S/M3HNMMSH/5840916233/102MKGOHLHKGM/845233414M4的计算由全塔物料衡算得HKGM/27684352084579620314415脱硫塔的液气比3385/1/,96LLLMV液气符合液化气比要求其中，V气为入塔煤气的体积,M3。L液为入塔脱硫液的体积,L。42热量衡算421入塔脱硫煤气带入的热量（1）干煤气带入的热量干煤气Q干煤气的比热干煤气C073KCAL/KG。175034/347QMCTKALHKCAL干煤气干煤气干煤气（2）苯带入的热量苯苯的比热苯0257KCAL/KG。HKCALKLT/57932/27692苯苯苯3H2S带入的热量SHQ2H2S的比热SHC20234KCAL/KG。HKCALHKCALTM/81349/34065922（4）HCN带入的热量HCNHCN的比热HCNC0317KCAL/KG。HKCALHKCALTMQHCNHCN/52637/3417059（5）NH3带入的热量3NHNH3的比热3NHC0503KCAL/KG。HKCALHKCALT/7956/45061333NH6萘带入的热量萘Q萘的比热萘025KCAL/KG。HKCALHKCALTM/182/34250萘萘萘（7）水汽带入的热量水汽34的水蒸气的焓水汽H61117KCAL/KG。HKCALHKCALQ/5236/1762903H水汽水汽水汽8所以煤气带入的总热量Q煤气入434474937257134981637525396791281855232655KCAL/H100368542KCAL/H422出脱硫塔的煤气带走的热量（1）干煤气带走的热量干煤气Q干煤气的比热干煤气C073KCAL/KG。HKCALHKALTMQ/46031/367015干煤气干煤气干煤气（2）苯带走的热量苯苯的比热苯0257KCAL/KG。3H2S带走的热量SHQ2H2S的比热SHC20234KCAL/KG。HKCALHKCALTMQSHSH/3526/362409516851692（4）HCN带走的热量CNQHCN的比热0317KCAL/KG。HKCALHKCALTHCNHCN/5067/36170235159（5）NH3带走的热量3NH3的比热3NHC0503KCAL/KG。HKCALKCLTMQH/25714/36504839561333NNH6萘带走的热量萘萘的比热萘025KCAL/KG。HKCALHKCALTMQ/72135/362508萘萘萘（7）水汽带走的热量水汽Q36的水蒸气的焓水汽H61166KCAL/KG。HKCALHKCAL/5261/086125410H水汽水汽水汽8所以煤气带走的总热量Q煤气出（4600314992390635267505714251357262771252）KCAL/H1103591642KCAL/H423脱硫过程中发生的溶解热和反应热1熔解热熔解热Q（1）H2S的熔解热，查表得它的熔解热为193KJ/MOLKGCALKGCALMOLKJ/67135/1034929/394HLKLQSH/2/6751682（2）NH3的熔解热，查表得它的熔解热为347KJ/MOLKGCALKGCALMOLKJ/847/10739234/744HLKLQNH/926/8915633总的熔解热为32NHS熔解热2568432KCAL/H2反应热反应热（1）H2S的反应热，查表得它的反应热为11KCAL/MOLHKCALQ/74561034916832（2）HCN的反应热，查表得它的反应热为1004KCAL/MOLKCLHCN/829533总的反应热为HALQHCNS/562142反应热424总的热量衡算由于在整个过程中脱硫液质量变化不大，温度基本不变，所以可以近似认为反应热熔解热脱硫液出煤气出补充水脱硫液入煤气入QQQQ，脱硫液出脱硫液入QHKCAL/46228073256842184103851359熔解热反应热煤气入煤气出补充水即63985M补充水补充水Q所以，M补充水3902KG/H。43设备计算431选择填料因为散装填料有折装麻烦，传质不均匀，性能不好等诸多不足，因此在此选择规整填料，因为设备中介质较复杂而且有H2S、HCN等本性气体，以及易堵塞填料的苯、萘等物料，因此在选用CY不锈钢孔板波网填料能满足生产要求。此填料比表面积A700M2/M3，空隙率95。432塔径计算由贝恩霍根公式即可计算泛点气速LG202LVFAG81417519LVG其中，为泛点气速，SM/G为重力加速度，取2/9SMG32/0,AA取为填料塔比表面积095为填料空隙率，取为气体密度，VVK4753LLKG/为脱硫液密度，SLLP31脱硫液黏度，HKGM/92脱硫液流量，KG5861煤气流量，解得F158M/S对于填料塔，操作气速为泛点气速的0507倍，（1）当操作气速为泛点气速的05倍时空塔气速为HMUF/284360510塔径VD284394。（2）当操作气速为泛点气速的07倍时,空塔气速为HMUF/6398105170塔径VD463984所以塔径圆整到D45M塔截面积为22215MAT实际空塔气速HVUTS/4063949在0507M/S的范围内符合要求。则脱硫塔脱硫液的喷淋密度为HMHMAVT232357159284液因此设计符合实际生产要求。433传质面积和填料高度（1）吸收推动力P出入出入LN式中入P为入塔前H2S吸收推动力（ATM）出为出塔后H2S吸收推动力（ATM）ATM035134501373）（）（入TP4623）（）（出AT06280145LNLN出入出入（2）总传质系数K在1520KG/M3HATM取K18KG/M3HATM（3）传热面积的计算23061490628ATMHKG/18/956MATKGPKGA式中A吸收面积（2）为吸收推动力（ATM）G为吸收H2S的质量KG/HK为总传质系数（ATMHKG2/）（4）填料高度填料层体积349160249AAV填料高度MZT53圆整后Z8M因此应该设计两座吸收塔来吸收硫化氢即可满足生产要求，平时生产时两座塔都开，当一座发生故障时另一座足以满足生产任务。5脱硫塔工艺设计结果表51总表项目数值及说明备注塔径D,M空塔气速U,M/S填料填料高度，M脱硫效率,450063CY不锈钢孔板波网8099整齐堆放脱硫液硫容量,KGH2S/M3脱硫塔传质系数K/KG/M2HATM脱硫塔液气比,L/M3脱硫塔溶液喷淋密度,M3/M2HH2S转化为盐的转化率,HCN吸收率,02018204586359052煤气入塔物质汇总表入塔干煤气37702NM3/H，温度为34OC,压力为17000PA组分G/NM3NM3