3000吨合成氨脱硫系统工艺设计.doc

3000吨型合成氨厂脱硫系统工艺目录1. 设计任务32. 脱硫方法的选择43. 工艺流程54. 物料衡算85. 热量衡算126. 设备尺寸计算157. 主要设备及其工艺参数208. 致谢24合成氨脱硫工艺设计说明书第一节 设计任务 1设计项目：合成氨脱硫工艺设计2年生产能力：3000吨3设计依据：合成氨原料气中，一般总含有不同数量的无机硫化物和有机硫化物，这些硫化物的成分和含量取决于气化所用燃料的性质及其加工的方法。原料气中的硫含量，可以认为于燃料只能跟硫含量成正比。一般说来，以焦碳或无烟煤制的的水煤气或半水煤气中，较高者，硫化氢达4-6克/标准米3,有机硫0.5-0.8克/标准米3（主要为硫氧化碳；其次为二氧化碳，约占百分之十几）；较低者，硫化氢1-2克/标准米3，有机硫0.05-0.2克/标准米3。但是近来有些小合成氨厂用当地高硫煤作原料，制得的煤气中硫化氢含量也有高达20-30克/标准米3，有机硫1-2克/标准米3（主要为二氧化碳。其次为硫氧化碳.硫醇和噻吩）。天然气中硫化氢的含量，则因地区不同有极大的差异，约在0.5-15克/标准米3的范围内变动，有机硫则以硫醇为主。重油.轻油中的硫含量亦因不同的石油产地而有极大的差异。重油部分氧化法的制气过程中，重油只能感的硫分有95%以上转化成硫化氢，只有小部分变成有机硫，其主要组分为硫氧化碳。例如，含硫分0.3-5.5%的重油，气体得到的气体中含硫化氢1.1-2.0克/标准米3和硫氧化碳0.03-0.4克/标准米3。原料气中碳化物的存在，会增加气体对金属的腐蚀并使催化剂中毒。此外，硫本身也是一种重要的资源，应当予以回收。为此。必须对原料气进行脱硫4. 其它：由于本设计为假定的设计，因此有关设计任务书的其它项目，如 进行设计的依据、厂区或厂址、主要经济技术指标、原料的供应、技术规格以及燃料种类、水电汽的主要来源、与其它工业企业的关系、建厂期限、设计单位、设计进度及设计阶段的规定等均从略。第二节 脱硫方法的选择脱硫气体中硫化氢的方法很多，一般可分为湿法与干法两大类。湿法脱硫按溶液的吸收于再生性质，又可分为氧化法，化学吸收法，物理吸收法三类。氧化法是借溶液中载氧体的催化作用，把被吸收的硫化氢氧化成硫磺，使溶液获得再生。主要有葱醌二磺酸纳法.氨水催化法.砷碱法和砷碱法（G-V法）等。化学吸收法系以弱碱性溶液为吸收剂，与硫化氢进行化学反应而形成化合物，当富液温度升高.压力减低时，该化合物即能分解，使硫化氢放出，这类方法中有烷基醇胺法，碱性盐溶液法等。物理吸收法常用有机溶液为吸收剂，其吸收完全是物理过程，当富液降低压力时，硫化氢能放出，如聚乙二醇二甲醚法（Selexol法）和冷甲醇法等，而今年来发展的环丁砜法是属于物理与化学吸收相结合的方法。干法脱硫中最早使用的是氢氧化铁法和活性炭。但今年合成氨工业常用干法脱硫作为脱除有机硫和精细脱硫的手段，如氧化锌脱硫.分子筛脱硫。钴钼催化剂加氢脱硫等。以煤（焦）为原料的合成氨变换气中，H2S含量通常在80200mg/m3之间，为使后继工序稳定、经济地运行，需将其脱除。过去推荐采用干法（氧化铁、活性炭等）脱除变换气中H2S，但多年的生产实践表明，干法变脱存在硫容低、更换频繁和净化度不高等缺点，故越来越多的厂家采用湿法（如栲胶法）脱除变换气中的H2S并取得了较好的经济效益。随着气源中分压升高，H2S在脱硫液中传质率下降，脱硫效率降低。变换气CO2分压较高（变换气中CO2含量近28%，变换气脱硫压力多数厂为0.8MPa，少数为1.6MPa因此，从变换气中脱除H2S有其自身的难度和特点，现有湿法变换气脱硫效率仅60%-80%。国外以天然气（轻油）为原料的醇氨厂，通常在钴钼加氢后用氧化锌脱硫，而以煤（重油）为原料的厂家，则采用低温甲醇洗脱硫，可脱至总硫小于0.1*10-6。第三节 工艺流程3.1工艺流程（1）半水煤气脱硫从造气车间送出来的半水煤气经气柜通过静电除焦器和罗茨鼓风,经冷却后进入脱硫塔,脱硫后的半水煤气再机进入冷却清洗塔的下段净化后的半水煤气送氮氢气压缩机一段入口。半水煤气脱硫流程如图3-1所示。静点除焦器冷却清洗塔下部罗茨鼓风机脱硫塔冷却清洗塔上部压缩 图3-1半水煤气脱硫流程图3.2变换气脱硫从变换送出来的变换气(变换气压力2.1PMa),经二次脱硫清洗塔后进入二次脱硫塔,脱硫后送压缩工段。变换气脱硫流程如图3-2所示。变换气二次脱硫塔二次脱硫清洗塔压缩 图3-2变换气脱硫流程图从图3-1中可以看出:采样管分别取自3台电动给水泵入口门前,最后汇至一根总管去化学采样架,正常时采样门全部处于开启状态,华泽铝电机组运行时保持2台电动给水泵运行,，1台电动给水泵备用。从运行中观察发现备用电动给水泵入口管道处温度低于运行泵入口温度10度-15度,这是由于备用电动给水泵内水不流动,造成入口管道给水被冷却温度逐渐降低。大家知道,热力除氧的原理为:根据道尔顿分压定律, 溶于水中的气体量与气体种类、气体在水面上的分压力以及水的温度有,水温越高,水面上的气体分压力越低,气体的溶解度越小。当水处于关沸腾状态时,水中含氧量约等于零。图3-2说明了在压力不变的情况下, 水中的溶氧随温度的升高而降低。备用电动给水泵入口管道温度低,就可能造成备用电动给水泵入口溶氧局部增大。经过分析,决定关闭备用电动给水泵入口门化学采样手动,进行观察。表2是关闭备用电动给水泵入口采样手动门后的数据。从表2中可以看出锅炉给水溶氧明显达到小于7ug/l的国家标准。说明在除氧器底部靠近备用电动给水入口管道处存在局部溶氧超标现象。防腐措施(1)在电动给水泵停运备用时,及时关闭备用电动给水泵采样手动门,开启运行泵采样手动门,保证采样数据的真实性。(2)加强化学采样流量的监视,保证采样数据真实性。(3)从数据可以看出,除氧器局部溶氧大,与空冷机组凝结水溶氧大,加强凝结水溶氧的分析,在没有具体标准的情况下,参考湿冷机组凝结水溶氧标准和同类型机组比较,使凝结水溶氧保持在较低的水平。(4)在保证给水溶氧合格的情况下,适当关小除氧器排氧门,减少工质损失,提高机组经济性。3.3脱硫液流程在再生槽再生的脱硫液分别经贫液泵及二次脱硫泵从脱硫塔及二次脱硫塔顶部喷淋而下。从脱硫塔底排出的溶液经富液泵压至喷射再生器吸入空气在再生槽再生,析出硫磺后的溶液再循环使用,从二次脱硫塔底的2.1MPa送至脱硫塔进行第二次脱硫,这样既减少贫液量,又能使溶液中吸收的少量CO2在常压下解吸,减少CO2损失。脱硫液流程如图3-3所示： 脱硫液再生槽分液泵脱硫塔二次脱硫泵二次脱硫塔 图3-3脱硫液流程图3.4回收流程硫磺泡沫在再生槽顶部溢流至硫泡沫混合槽,以硫泡沫泵压至硫泡,分离出硫膏,进入熔硫釜,加热熔融后,硫磺呈液态流出冷却成形后作为副产品出售。回收流程如图3-4所示：再生槽硫泡沫混合槽硫泡沫泵硫泡沫高位槽熔硫釜 硫磺 图3-4回收流程图采用变换气脱硫溶液减压到脱硫塔进行第二次脱硫的生产工艺,既,又能使溶液中吸收的少量减轻了贫液泵负荷CO2在常压中解吸,减少CO2损失。第四节 物料衡算下面介绍氨水脱硫塔的物料衡算。1.计算说明（1）原料为炭化煤球，采用铜洗流程，产品为碳酸氢铵。设备能力按年产3000吨合成氨来计算，即每小时氨产量为0.68吨。（2）半水煤气中H2S，2g/m3，用精炼工段来的新鲜氨水进行一次脱硫。稀氨水直接排放，可供工厂附近农田施肥用。（3）为了简化计算起见，不考虑再生气回收氨后其余成分的变化，以及一次脱硫后CO2成分的变化。（4）计算基准：1吨氨2.已知条件成分H2COCO2O2N2CH4合计%39.9023.5414.160.420.81.20100Hm31380.70814.58489.9913.84719.7641.533460.39（1）半水煤气的组成（干）H2S含量=0.0023460.394=6.921kg0.204kmol（2）再生气组成（干）成分H2COCO2N2CH4合计%6.31072.84313.8976.7500.200100Hm38.32996.14418.3428.9090.264131.988（3）混合煤气组成（干）=半水煤气（干）+再生气（干）成分H2COCO2O2N2CH4合计%39.66625.35214.1500.38520.2841.163100标准m31389.026910.721508.33413.841728.67141.7893592.382kmol62.01010.65722.6930.61832.5301.866160.374（4）混合煤气进口温度35（5）混合煤气出脱硫塔温度35（6）冷水温度32进脱硫塔氨水温度33（7）混合煤气进脱硫系统压力250mmH2O（8）混合煤气经罗茨风机后压力3500mmH2O（9）混合煤气出脱硫塔压力3100mmH2O（10）混合煤气去压缩机一段压力3000mmH2O（11）大气压力753mmHg（12）一次脱硫后硫化氢含量0.1g/标准立方米3.物料衡算（1）脱硫液的用量取液气比为4.51/标准m3脱硫液的用量=3592.3824.5=16.2 m3出脱硫塔稀氨水中硫化氢含量：按硫平衡计算塔顶进液H2S含量=0出脱硫塔稀氨水中H2S含量= =0.4231kg/m30.01236kmol/m3出脱硫塔气体中H2S、NH3平衡含量出口气相中H2S的平衡分压式中A，S分别为溶液中总氨、总H2S的含量， K平衡常数常数；t=20, =-1.1;t=40, =-1.7进塔溶液温度33，=-1.49出塔气相中H2S的平衡含量出塔气相中H2S的平衡含量31mg/标准m3，小于要求出脱硫塔的H2S100mg/标准m3，净化率可以达到。出塔气相氨平衡分压式中氨的亨利系数，kmol/m3mmHg查氨在纯水中的亨利系数表，33时，H0=0.0608kmol/m3mmHg=A-S=0.25-0.01236-0.2376 kmol/m3出塔气相氨的平衡含量= 以上计算是将整个塔内溶液成分看成不变，实际上塔顶溶液中NH3与H2S浓度都为低，所以计算得出的气相平衡NH3与H2S含量偏高些。（3）氨平衡进项 精炼再生气中含有氨量 合成贮槽放空补充氨 x kg合计 11.30+ x kg出项 脱硫塔排出稀氨水中含氨Kg 出脱硫塔气体中带出氨：已出塔气相平衡氨含量计算kg出脱硫塔气体带出氨11.10kg出脱硫塔中稀氨水中带出氨68.85kg精炼再生气中含有氨量11.30kg 合成贮槽放空补充氨68.65kg原料气合计79.95kg平衡11.30+x=79.95x=68.65kg即没生产一吨氨，脱硫消耗用氨79.95kg，除精炼回收外。尚需合成贮槽放空补充69.58kg。可见，用氨水直接排放，脱硫效果很好，但氨消耗大。生产厂往往是在保证脱硫净化度合格的前提下，排放一部分，循环一部分，补充些新鲜水，排放的稀氨水可以就地施肥。第五节 热量衡算脱硫塔的热量衡算1. 罗茨鼓风机混合煤气出口温度所以罗茨鼓风机混合煤气出口温度为57.62. 脱硫塔入热（1） 混合煤气带入热 干煤气热容量（057.6平均）由手册附图查得干煤气各组分057.6的平均分子热容，kcal/kmol H2 62.0106.893=427.435 N2 32.5306.97=226.734 CO 40.6576.978=283.705 CO2 22.6938.986=203.919 O2 0.6187.021=4.339 CH4 1.8668.4=15.674合计 1161.806kcal/ 干煤气热含量 1161.806 57.6=66920 kcal=2.802105 KJ进口混合煤气带入水蒸气热含量：由手册附表查得33的饱和蒸汽压力为0.05128kg/cm2 由手册附表2-4-1查得57.6的干饱和蒸汽的焓为622.2kcal/kg 所以混合煤气带入热（2）氨水带入热 （3）硫化氢反应热（4）氨溶解热 式中49520时气态氨在纯水中溶解热，kcal/kg氨（5）合计 730857kcal=3.060106kJ出热（1） 混合煤气带出热干煤气热容量（035平均）：由手册附图1-5-111-5-17查得干煤气各组分035的平均分子热容，kcal/kmolH2 62.0106.875=426.319 N2 32.5306.97=226.734 CO 40.6576.975=283.583 CO2 22.6938.88=201.511 O2 0.6186.955=4.323 CH4 1.8668.23=15.357合计 1157.830kcal/ 干煤气热含量 1157.830 35=40524 kcal=1.697105 KJ出口混合煤气水蒸气量 水蒸气热含量 所以混合煤气带出热（2） 氨水带出热 16200kcal合计 119939+16200tkcal平衡 730857=119939+16200t t=37.7所以氨水出脱硫塔的温度为37.7脱硫塔的热量衡算简图见下图混合煤气带入热混合煤气带出热氨水带入热氨水带出热脱硫塔的热量衡算简图第六节设备尺寸计算一、除尘塔塔径的计算.已知条件(1）处理干气量3592. 3820.68=2442. 82标准rn3/h(2)操作压方31 00mmH2O全塔压力降为100mmH2O(3)操作温度3 4 C（塔内平均温度)(4)计算基准.：每小时产680kgNH32.塔径计算设进塔气体被水蒸气饱和由手册附表2-4-1查得35的饱和水蒸气分压塔气体中水蒸气量操作状态下的气体量按上海东海化工厂、南京化肥厂用湍球塔除尘经验，选用w0=2.5m/s,液体喷淋密度40m3/m2h取塔径D=0.55m则实际空塔气速 0=3. 液体喷淋量液体喷淋密度取40m3/m2h液体用量 W=0.78540=9.5 m3/h二、脱硫塔的计算1.已知条件（1）处理气量2442.82标准m3/h（2）操作压力3500mmH2O全塔压力降为400mmH2O (3)气体进塔温度为57.6，气体出塔温度为35； 平均温度= （4）聚乙烯球径38mm2.气体量计算进塔气体饱和了33时水蒸气，由手册查得33 的饱和蒸汽分压则进塔气体中水蒸气量操作状态下的气体量湿混合煤气成分见下表 湿混合煤气成分成分H2COCO2O2N2CH4H2O合计%37.20124.39113.6410.37119.5151.1193.7891003塔径计算（1）临界气速式中 g重力加速度，9.8m/s2d小球直径，m小球重度,kg/m30气体重度,kg/m3静止床的空隙率0小球阻力系数由手册表11-2-1及表11一2一32分别查得=160 kg/m3,0=12, 取为0.4. 湿混合煤气平均分子量式中 Mi馄合气休中各组份的分子最: yi一一探合气体中各组份的体积百分数。算得湿混合煤气平均千摩尔质量（2） 塔径的计算式中操作气速，m/s系数，1.53=1.5393.078m/s根据生产厂经验，同时也考虑到低负荷生产室，可大于临界气速，取空塔速度为3m/s取D=500mm实际空塔气速 4.静止床层高度及填料球总重量的计算(1)静止床层高度H0为300。分四个吸收段校核符合的条件（2）聚乙烯球用量：每层用球数n，由手册总球数41230=4920个每个球重4.5克，球总重=0. 00454920=22. l4kg5.膨胀高度及塔板间距的计算（1）膨胀高度Hc由手册得式中K常数，取平均K=0.06喷淋密度，m3/m2h 其中l为喷淋量，m3/h m3/m2h(2)板间距Hr 取板间距为1.5米（3） 支撑板结构的确定采用栅板做支撑板，栅班直径0.49米，用20 4扁钢做栅条，栅条中心25mm（缝宽21mm小于2/3球径）所需栅条根树= 根所以取20根栅条自由截面率= 自由截面积比较大，符合喷淋量较大的要求。（4） 压力降p式中P气固液三相流化状态的压力降，mmH2O P1下支撑板的平均压降，mmH2OP2球体湍动引起的压降，mmH2OP3床层持液引起的压降，mmH2OP4上筛板的压降，mmH2OP1由手册得式中支撑板厚度，m栅缝气速，m/s气相重度,kg/m3气相粘度kgs/m2当量直径m支撑板的自由截面率46.3时，湿混合煤气的粘度式中湿混合煤气的平均分子量 湿混合煤气中个组分的分子量 湿混合煤气中各组分的体积百分数 湿混合煤气中各组分的粘度由手册附图查得湿混合煤气46.3时各组分的粘度，算得该温度下湿混合煤气的粘度 由手册第十一章第二节中公式 式中a缝宽，mb栅条长，m（已最长栅条来算）P2:由手册式（11-2-14）得 式中持液阻力系数，0.850.95持液量，升=8.411mmH2O总压降第七节 主要设备及其工艺参数填料一旋流板脱硫塔的设计1. 1变换气脱硫塔改造设计工艺技术参数 变换气成分(体积分数，%):H2:52.0，N2:17.0，CO： 3.2，CO2：2:27，CH4;0.8; H2S含量:塔进口250 mg/m3，要求塔出口15 mg/m3 气体人塔压力:2. 1 MPa; 气体流量:35 00041 000 m3/h 气体温度:40; A. D. A溶液流量:140一150 m3/h; 变脱塔直径:2 200 mm,1. 2填料一旋流板脱硫塔设计计算结果 按照文献资料，新设计填料一旋流板组合的脱硫塔基本设计计算结果如下。 DN2 200脱硫塔塔截面积:A =3. 8 m2; 传质旋流板叶片直径:外程Dx1=1 730 mm,内程Dx2=1 270 mm 传质旋流板盲板直径:Dm=790 mm; 传质旋流板叶片数:外程m1=72，内程m2= 36; 传质旋流板叶片仰角: =21 传质旋流板罩筒高度:外程h1=30 mm，h2=51mm 溢流锥装置;叶片数m=36.叶片导向角45 ，溢流圆锥角2=60 传质旋流板板间距:H=1 800m;塔上部塑料环填料层高度;H=2 530 mm，脱硫塔阻力降:P 14 kPa 1.3新型填料一旋流板复合脱硫塔结构特点 改造设计的填料一旋流板组合脱硫塔技术特性数据参见表1，结构如图1所示。 塔底层气体进口管上设有新型气体分布筒，切向进气;并在其上设置筛液板，增加气液接触，提高效率;中部为双程叶片传质旋流板及锥形溢流装置，共3层;塔上部设有2.53 m高塑料环填料层;塔顶分别为A.D.A喷淋装置、单块单程旋流板除沫器、喇叭型阻液气体出口管组成。新型填料一旋流板组合脱硫塔主结构特点如下。表1变脱塔技术特性数据工作压力/MPa 2. 1 工作温度/ 45设计压力/MPa 2.2 设计温度厂 50工作介质 变换气、改良A. D. A溶液入塔气量 35 00041 000喷淋量/(m3h-1) 140150填料高度/m 2.53 传质旋流板数/块 3全容积/m3 84 容器类别 二类传质旋流塔板采用了双程叶片结构，如图2所示。单程旋流板随着塔板直径的加大，延伸到塔壁的叶片间距也随着增加，同时旋流板的开缝也随着塔板直径的加大，离心力变弱。为此，采用了如图2所示的双程叶片结构。外程叶片数比内程增加1倍，同时间距也