毕业设计-栲胶法脱硫

1、毕 业 设 计 题 目： 30000m3 /h煤气化煤气湿法脱工艺设计 系 别： 化学与化学工程系专 业： 化学工程与工艺姓 名： 设 计 说 明硫化物在气化煤气中含量不高，但对生产却危害极大。本设计的任务是将原料气（气化煤气）中的硫含量由10.0g/m3脱降到0.3 g/m3（0.05MPa,45）以下，设计采用模拟实验的方法。我国目前用于气化煤气脱硫的工艺主要有栲胶法、改良ADA法、氨水液相催化法等，本设计通过工艺评选，采用综合经济效益高的栲胶法。栲胶法属湿法脱硫，气化煤气从脱硫塔底部进入，与自上面流下的栲胶液逆向接触，以吸收混合气中硫化物。脱硫后的气化煤气去下一工段，吸收了硫化物的富液去

2、再生系统。本设计计算包括：物料衡算、能量衡算、主塔设备工艺计算以及附属设备的计算。由设计任务给出的气化煤气流量为30000m3/h,由设计基础数据计算出，栲胶液循环量为2910m3/h，副产品硫产量为252.0kg/h，设计出的脱硫塔直径3.5m，塔高25.0m，填料层高15.0m，阶梯环填料填料用量566.8m3。再生槽直径11.3m，再生槽高度7.0m。关键词： 气化煤气 脱硫 栲胶法 工艺设计Design elucidationSulfide in the feed gas in the ammonia content is not high, but production is ext

3、remely harmful. The task is to design the raw material ammonia gas (semi-water gas) in the sulfur content from 10 g/m3 dropped from 0.3 g/m3 (0.05MPa, 45 ) below, design a simulation method. Chinas current water-gas desulfurization for the semi-main extract of the law, improving the ADA law, by law,

4、 such as liquid ammonia, through the design selection process, a comprehensive economic benefits of high extract. Extract of a wet desulfurization, semi-water gas desulfurization tower from the bottom of entry, and down from above the liquid extract reverse, with a mixture of sulfides in absorption.

5、 Desulfurization after the semi-water gas to transform Section, the absorption of the sulfide-rich liquid to the regeneration system. This design calculation include: materials calculation, energy calculation, the main tower equipment process calculation and ancillary equipment calculation. From des

6、ign data calculated based, semi-water gas flow to 30000 m3 / h, to extract liquid cycle of 2910m3 / h, sulfur by-product production of 252.0 kg / h, designed to desulfurizer diameter3.5m, high25.0m, Packing layer 15.0m，Ladder ring filler amount of 566.8m3。Regeneration tank diameter 11.3 m, regenerat

7、ed slot height 7.0 m.Keywords： Gasification gas Desulfurization Extract Law Process Design目 录 TOC o 1-3 h z u 设 计 说 明 PAGEREF _Toc294379597 h IDesign elucidation PAGEREF _Toc294379598 h II重要符号一览表 PAGEREF _Toc294379599 h iv引 言 PAGEREF _Toc294379600 h 11.脱硫工艺评选 PAGEREF _Toc294379601 h 31.1 国内当前常用脱硫工艺

8、PAGEREF _Toc294379602 h 31.1.1 氨水液相催化法 PAGEREF _Toc294379603 h 31.1.2 改良ADA法 PAGEREF _Toc294379604 h 41.1.3 栲胶脱硫工艺 PAGEREF _Toc294379605 h 41.1.4 FD法脱硫 PAGEREF _Toc294379606 h 61.1.5 PDS法脱硫 PAGEREF _Toc294379607 h 71.1.6 KCA法脱硫 PAGEREF _Toc294379608 h 81.2 脱硫工艺评选 PAGEREF _Toc294379609 h 91.2.1 工艺评选

9、PAGEREF _Toc294379610 h 91.2.2 工艺确定 PAGEREF _Toc294379611 h 111.3 栲胶脱硫工艺条件确定 PAGEREF _Toc294379612 h 121.3.1 栲胶溶液的预处理 PAGEREF _Toc294379613 h 121.3.2 温度 PAGEREF _Toc294379614 h 131.3.3 压力 PAGEREF _Toc294379615 h 131.3.4 溶液因素 PAGEREF _Toc294379616 h 131.3.5 反应机理 PAGEREF _Toc294379617 h 152.工艺计算 PAGER

10、EF _Toc294379624 h 172.1 物料衡算 PAGEREF _Toc294379625 h 172.1.1 H2S脱除，G1，kg/h PAGEREF _Toc294379626 h 172.1.2 溶液循环量LT，m3/h PAGEREF _Toc294379627 h 182.1.3 生成Na2S2O3消耗H2S的量G2, Kg/h PAGEREF _Toc294379628 h 182.1.4 Na2S2O3生成量，G3，Kg/h PAGEREF _Toc294379630 h 182.1.5 理论硫回收量G4，kg/h PAGEREF _Toc294379633 h 1

11、82.1.6 理论硫回收率， PAGEREF _Toc294379635 h 182.1.7 生成Na2S2O3消耗纯碱的量G5，Kg/h PAGEREF _Toc294379636 h 182.1.8 硫泡沫生成量G6，m3/h PAGEREF _Toc294379638 h 182.1.9 入熔硫釜硫膏量G7 PAGEREF _Toc294379639 h 192.2 能量衡算 PAGEREF _Toc294379641 h 192.2.1 脱硫塔热量衡算（按1mol硫化氢计算） PAGEREF _Toc294379642 h 192.2.2 冷却塔热量衡算 PAGEREF _Toc294

12、379643 h 202.2.3. 硫泡沫槽热量衡算 PAGEREF _Toc294379646 h 212.2.4 熔硫釜热量衡算 PAGEREF _Toc294379651 h 212.3 脱硫塔工艺计算 PAGEREF _Toc294379655 h 222.3.1 塔径计算： PAGEREF _Toc294379656 h 222.3.2 填料高度计算： PAGEREF _Toc294379657 h 242.3.3 填料层高度的计算 PAGEREF _Toc294379658 h 252.3.4 塔高计算： PAGEREF _Toc294379659 h 252.4 喷射再生槽工艺计

13、算 PAGEREF _Toc294379660 h 262.4.1 槽体计算： PAGEREF _Toc294379661 h 262.4.2 喷嘴计算： PAGEREF _Toc294379662 h 262.4.3 混合管计算： PAGEREF _Toc294379663 h 272.4.4 吸气室计算： PAGEREF _Toc294379664 h 272.5 辅助设备的选择 PAGEREF _Toc294379665 h 292.5.1 液体分布装置 （喷淋装置） PAGEREF _Toc294379666 h 292.5.2 液体再分布器 PAGEREF _Toc294379667

14、 h 292.5.3 填料支承板 PAGEREF _Toc294379668 h 302.5.4 封头 PAGEREF _Toc294379669 h 302.5.5 裙座 PAGEREF _Toc294379670 h 302.5.6 人孔，手孔 PAGEREF _Toc294379671 h 312.5.7 补强圈 PAGEREF _Toc294379672 h 312.6 设备稳定性及机械强度校核计算 PAGEREF _Toc294379673 h 312.6.1 壁厚的计算 PAGEREF _Toc294379674 h 312.6.2 封头壁厚 PAGEREF _Toc2943796

15、75 h 312.7 机械强度的校核 PAGEREF _Toc294379676 h 322.7.1 质量载荷 PAGEREF _Toc294379677 h 322.8 风载荷 PAGEREF _Toc294379678 h 332.8.1 风载荷的计算设备 PAGEREF _Toc294379679 h 332.8.2 风弯矩的计算 PAGEREF _Toc294379682 h 353投资成本估算 PAGEREF _Toc294379683 h 373.1 建设成本估算 PAGEREF _Toc294379684 h 373.1.1 单元设备价格估算 PAGEREF _Toc294379

16、685 h 373.1.2 辅助材料成本 PAGEREF _Toc294379686 h 383.1.3 安装费用 PAGEREF _Toc294379687 h 393.2 生产成本估算(以天为单位计算） PAGEREF _Toc294379688 h 393.2.1 直接生产成本 PAGEREF _Toc294379689 h 393.2.2 固定费用 PAGEREF _Toc294379690 h 40设 计 结 果 PAGEREF _Toc294379691 h 42参 考 文 献 PAGEREF _Toc294379692 h 46附 录 PAGEREF _Toc294379693

17、h 48致 谢 PAGEREF _Toc294379694 h 49重要符号一览表符号 名称 单位C1 焦炉煤气中H2S初始含量 g/m3C2 净化气中 H2S含量 g/m3 G0 入吸收塔焦炉煤气气量 m3/h P0 入吸收塔焦炉煤气压力 Mpa Pi 出吸收塔焦炉煤气压力 Mpa P 吸收塔的操作压力 Mpa t0 入吸收塔焦炉煤气温度 oC S 硫容 g（H2S）/m3S1 硫泡沫中硫含量 Kg/m3t1 硫泡沫槽溶液初始温度 0C；t2 硫泡沫槽溶液终温 0C；t3 熔硫釜硫膏初始温度 0Ct4 熔硫釜加热终温 o CS 硫膏密度 Kg/m3f 硫泡沫密度 Kg/m3Cf 硫泡沫比热容

18、 KJ/(KgK)；Vr 常用熔硫釜全容积 m3Cs 硫膏的比热容 KJ/(KgK) Ch 硫膏的熔融热 KJ/Kg 熔硫釜周围空间的散热系数 KJ/(mh0C)r1 0.2MPa蒸汽的汽化热 KJ/KgG H2S气体密度 Kg/m3 ；G 脱硫液液体密度 Kg/m3F 熔硫釜表面积 m2Wi 喷射再生槽溶液流速 m/s1 喷射再生槽喷嘴入口收缩角 L6 喷射再生槽喷嘴喉管长度 mm2 喷射再生槽吸气室收缩角 WA 喷射再生槽管内空气流速 m/s ；3 喷射再生槽尾管直径扩张角 L4 扩张管长度 mmde 尾管直径 mmWe 尾管中流体速度 m/s ；L2 吸气室收缩长度 mmL1 吸气室高度

19、 mmWA 管内空气流速 m/s ；dM 吸气室直径 mmda 空气入口管直径 mmL3 混合管长度 mm 喷射器形状系数dm 混合管直径 mL7 喷嘴总长度 mL6 喷嘴喉管长度 mN 喷嘴个数 个Li 每个喷射器溶液量 m3/hdi 喷嘴孔径 mWi 喷射处溶液流速 m/s dL 溶液入口管直径 mL5 喷嘴入口收缩段长度 mH1 再生槽有效高度 m； 溶液在再生槽内的停留时间 minHT 再生槽高度 m；H2 喷射器出口到槽底距离 mH3 扩大部分高度 mD2 再生槽扩大部分直径的计算 mH1 再生槽高度 mD1 再生槽直径 mAi 吹风强度 m3 /(hm2)GA 空气量 m3/h C

20、i 喷射器抽吸系数 m3/m2A 系数B 系数 系数K1 空气动力系数De 塔设备的直径 m hi 塔设备的高度 m Pm 吸收过程平均推动力 MpaP1 吸收塔入口气相H2S分压 Mpa ；P2 吸收塔出口气相H2S分压 Mpa ；P1 吸收塔入口气相H2S平衡分压 MpaP2 吸收塔出口气相H2S平衡分压 Mpa AP 所需传质面积 m2HP 填料层高度L 液体的喷淋密度 m3/m 2h LW 填料的润湿率 m3/m 2.hA 塔截面积， m2 D 塔径 mN 填料个数 个/m3D 填料尺寸 m 常数Ht 总持液量 m3液体/m3料 L 液相流率 m3/m2h ；de 填料直径 mKG 吸

21、收过程传质系数 Kg/m2hMpa A 经验数 u 操作气速 m/s ；CNa 溶液中Na2CO3的含量 g/L；B 吸收过程液气比 L/m3L 流体质量流量 Kg/h G 气体质量流量 Kg/h 填料比表面积 m2/m3 填料孔隙率 m3/ m3L 溶液粘度 mPas 湿填料的填料因子 m-1 G 气体密度 Kg/m3 L 液体密度 Kg/m3 重力加速度 m/s2 GF 泛点质量流速 Kg/m2su 操作气速 m/s Pf 压降 Pa/m D 吸收塔直径 mP 吸收塔操作压力 MpaG8 每一釜硫膏量 m3/熔硫釜 Vr 常用熔硫釜全容积 m3Cs 硫膏的比热容 KJ/(KgK) Ch 硫

22、膏的熔融热 KJ/Kg 熔硫釜周围空间的散热系数 KJ/(mhc) W2 蒸汽消耗量 Kg/釜LT 溶液循环量 m3/h G2 生成Na2S2O3消耗H2S的量 Kg/hMNa2S2O3 Na2S2O3分子量M H2S H2S分子量G4 理论硫回收量 kg/h MS 硫的分子量 理论硫回收率 G5 生成Na2S2O3消耗纯碱的量 Kg/hM Na2CO3 碳酸钠的分子量；G6 硫泡沫生成量 m3/hG7 入熔硫釜硫膏量 Kg/h 回收率 Q1 硫泡沫槽热负荷 KJ/hVf 硫泡沫体积 m3f 硫泡沫密度 Kg/m3Cf 硫泡沫比热容 KJ/(KgK)W1 蒸汽消耗量 Kg/h 引 言煤气化是一

23、个热化学过程。以煤或煤焦为原料，以氧气（空气、富氧或纯氧）、水蒸气或氢气等作气化剂，在高温条件下通过化学反应将煤或煤焦中的可燃部分转化为气体燃料的过程。煤的气化类型可归纳为五种基本类型：自热式的水蒸气气化、外热式水蒸气气化、煤的加氢气化、煤的水蒸气气化和加氢气化结合制造代用天然气、煤的水蒸气气化和甲烷化相结合制造代用天然气。煤气中的硫来源于气化用煤，主要以H2S形式存在，气化用煤中的硫约有80转化成H2S进入煤气，假如，气化用煤的含硫量为1，气化后转入煤气中形成H2S大约2-3g/Nm3左右，而陶瓷、高岭土等行业对煤气含硫量要求为20-50mg/Nm3；假如煤气中的H2S燃烧后全部转化成SO2

24、为2.6g/m3左右，比国家规定的SO2的最高排放浓度指标高出许多。所以，无论从环保达标排放，还是从保证企业最终产品质量而言，煤气中这部分H2S都是必须要脱除的。其硫化氢含量与装炉煤料的全硫量有关。煤气中的硫化氢是非常有害的，在空气中含有0.1%的H2S就能使人致命。当煤气最终用做燃料时，硫化氢及其燃烧产物二氧化硫均有毒，会严重破坏周围环境，影响人类健康。因而焦炉煤气中的硫化氢必须予以脱除。煤气中的H2S危害有以下几个方面： 1） 腐蚀设备管 含有硫化氢的原料气，在水分存在时，就形成硫氢酸（H2S）而合成氨所用的设备管道大都是钢材，这样就存在下面化学反应： H2S + Fe FeS + H2其

25、腐蚀程度随硫化氢含量增高而加剧，这大大缩短了设备管道的使用寿命，为了降低成本，气化煤气必须首先脱硫。2） 硫化物对脱碳、铜洗过程的影响 硫化氢进入碳酸丙烯酯脱碳系统，空气气提过程中生成硫磺，特别是系统中有铁时，能加速硫化氢氧化成硫的反应。硫磺附着在玻璃液面计上影响液面观察，硫磺和油渍杂质结成垢层附着在管内壁上，影响传质，堵塞管道。硫磺沉积在填料表面上造成填料堵塞。硫磺垢层异常坚硬、难溶，很难用常规方法清除。活化热钾碱脱碳系统统用钒做缓蚀剂时，要求操作溶液中五价钒与四价钒的比值维持在一定范围内，当硫化氢进入该溶液中时，能导致溶液中五价钒含量下降，四价钒含量上升，造成溶液防腐性能减弱，同时造成碳钢

26、腐蚀加剧，引起溶液发泡，钒耗量增加。铜氨液吸收硫化氢生成硫化铜沉淀，这种沉淀物颗粒很细，悬浮在溶液中导致溶液粘度增大，发泡性增强，铜耗上升，破环铜洗系统的正常运行。3）使催化剂中毒失活中温变换催化剂 硫化氢能与中温变换催化剂的活性组分Fe3O4产生如下可逆化学反应： Fe3O4 + H2S + H2 FeS + 4H2O通常，硫化氢含量越高，催化剂活性越低，硫化铁活性为四氧化三铁活性的4070。催化剂活性温度的不同对硫的敏感程度也不同，在硫含量不高的情况下，350以上的变换率仍在90以上，而320时的变换率还不到70，可见硫化氢对低温活性的影响是相当严重的。低温变换催化剂 硫化氢与铜基低温变换

27、催化剂中的组分发生如下不可逆反应： CuO + H2S = CuS + H2O ZnO + H2S = ZnS + H2O即使气相硫的浓度低于1ppm也会被催化剂吸收，逐渐积累起来而使催化剂寿命缩短。催化剂吸硫越多，活性丧失越厉害。若以未吸硫的催化剂活性为100，吸硫0.1后活性降低到80，吸硫0.2后活性可降低到65。甲醇合成催化剂 硫对铜锌系甲醇合成催化剂的毒害作用与铜锌低温变换催化剂相同，而对催化剂的寿命影响更为显著。据中南大学教研组在两个容积为1L的装置内，用气化煤气做脱硫与不脱硫的联醇催化剂寿命影响实验，结果表明，脱硫与不脱硫相比催化剂的寿命大四倍以上。烃化催化剂 硫是烃化催化剂最重

28、要的毒物，据研究在100以上至800，无论何种形态的硫化物都会对镍催化剂产生毒害，其原因是硫化物的自由电子对与催化剂中过渡金属（Ni，Co，Fe）的d键形成配价键，致使催化剂中毒。硫化物与镍还能产生下面化学反应： 3Ni + 2H2S = Ni3S2 + 2H2该反应在催化剂的活性中心进行得非常快，比纯金属快100倍。氨合成催化剂 硫化物能破坏氨合成催化剂中的-Fe的活性中心，使催化剂迅速失活： Fe + H2S = FeS + H2 Fe + COS = FeS + CO 2Fe + CS2 = 2FeS + C合成催化剂的硫中毒是永久性的。综合以上各因素，目前国内硫含量净化值是以确保各工段

29、催化剂不中毒为标准规定的。1.脱硫工艺评选1.1 国内当前常用脱硫工艺由煤制得的气化煤气，含硫量相对于天然气和重油而言比较高，通常在0.05（体积分数）左右。而干法脱硫设备机组庞大，反应速率慢，在脱硫剂使用后期，脱硫效率和阻力变化大，脱硫剂再生困难，仅适用于脱除低硫或微量硫。因此当前国内煤气脱硫大都使用湿法，湿法脱硫脱硫效率高，可使净化后的气体含硫量低于10ppm，可将H2S进一步转化为单质硫，无二次污染，它既可在常温下操作，又可在加压下操作，大多数脱硫剂可以再生，运行成本低。现将气化煤气各脱硫工艺介绍如下：1.1.1 氨水液相催化法 氨水液相催化法以氨水作为配制脱硫液的碱液，对苯二酚作催化剂

30、，氨水吸收硫化氢： NH3 + H2O + H2S = NH4HS + H2O NH4HS NH4+ + HS-副反应：NH3 + HCO3- = NH4+ + CO3-NH3 + H2O + CO2 = NH4+ + HCO3-NH3 + H2O + HCN = NH4 CN + H2O2NH4HS + 2O2 = (NH4)2S2O3 + H2ONH4 CN + S = NH4CNS2NH4CNS + 5O2 = (NH4)2SO4 + 2CO2 + SO2 + N24H2O2 + HS- = 5H2O + S2O32-NH3 + HCO3- = NH2COO- + H2O来自气化炉的气化

31、煤气，经罗茨鼓风机先进入冷却塔，再进入脱硫塔进行脱硫。脱硫后合格的煤气经清洗塔，静电除焦油器，送往压缩机和下一工段。由脱硫塔出来的脱硫液（富液）进入富液槽，由泵送入位于喷射氧化再生槽顶部的喷射器中。自吸空气进行溶液初级再生。而后气液从喷射器微管出来同进再生槽底部，并流向上，进一步进行再生。再生好的贫液送往贫液槽。再生时浮选出来的硫泡沫，聚集于槽顶，利用位差自动溢入地下槽。硫泡沫也可直接进入离心机分离出硫膏，炼成硫磺。滤液返回贫液槽，与贫液一并由泵送入脱硫塔脱硫。1.1.2 改良ADA法ADA是 Anthraqninone Dislphonic Acicd 的缩写，中文名为蕙醌二磺酸，分子式常见

32、有两种：20时，2-7ADA在水中的溶剂度30%以上，2-6ADA为3%左右。脱硫反应机理，碱性水溶液吸收硫化氢：Na2CO3 + H2S = NaHCO3 + NaHSADA和V5 +氧化HS-析出硫单质：2HVO42- + 2HS- = HV2O5- + 2S + 3OH- + 2e还原态ADA（蕙氢醌）遇氧生成蕙醌，同时产生双氧水。双氧水将V4+氧化成V5+： HV2O5- + H2O2 +OH- = 2HVO42- + 2H+双氧水与HS-的反应：H2O2 + HS- = H2O + S + OH-4H2O2 + 2HS- = 5H2O + S2O32-副反应：Na2CO3 + CO2

33、 + H2O = 2NaHCO3Na2CO3 + 2HCN = 2NaCN + H2O + CO2NaCN + S = NaCNSNaCNS + 5O2 = Na2SO4 + 2CO2 + SO2 + N2NaHS + 2O2 = Na2S2O3 + H2O气化煤气进吸收塔，与塔顶喷淋下的脱硫液逆流接触，脱硫后的净化气从塔顶引出经气液分离器后送往变换工序。吸收了H2S的富液从塔底引出，经液封进入溶液循环槽，富液泵通过加热器（夏季为冷却）后送入再生塔，与塔底送入的空气自下而上并流氧化再生。在再生塔上部引出的贫液经液位调节器返回吸收塔循环使用。再生过程中生成的硫磺被送入的空气浮选至塔顶扩大部分，溢

34、流至硫泡沫槽，经加热搅拌澄清分层，清液返回循环槽，硫泡沫至真空过滤机过滤，滤饼放入熔硫釜，滤液返回循环槽。虑饼经硫膏漏斗放入熔硫釜熔硫，熔融硫放入硫磺铸模，自然冷却后得到副产物硫磺，溶硫废液回收至地下槽。1.1.3 栲胶脱硫工艺 栲胶是由植物的皮、果、叶和水萃取熬制而成，栲胶的主要成分是丹宁。随着植物的来源不同，栲胶组成可以差异很大，常见的分子量为3001000，因而它们的外观也不尽一致多为呈浅黄或暗红色的粉末。栲胶可分为水解型和缩合型两种，作为脱硫剂以水解型为好，不管何种栲胶都是由多羟基芳香族化合物组成的。目前脱硫用的栲胶多为橡椀栲胶，主要有栗木素、栗木橡椀宁酸、橡栗精酸等基团组成。它们的分

35、子结构单元中含有众多的酚式结构的多羟基，易被空气氧化成醌式结构，这些就是栲胶能脱硫的根本原因。脱硫反应机理，碱性水溶液吸收硫化氢：Na2CO3 + H2S = NaHCO3 + NaHSV5 +氧化HS-析出硫磺：2V5+ + HS- = 2V4+ + S + H+醌态栲胶氧化HS-，析出硫磺，醌态栲胶被还原成酚态栲胶：TQ + HS- = THQ + S醌态栲胶氧化V4+配合离子，使钒离子获得再生：TQ + V4+ + 2H2O = V5+ + THQ + OH-空气中的氧氧化酚态栲胶，使栲胶获得再生，同时生成双氧水：2O2 + THQ = TQ + H2O2双氧水氧化V4+和HS-H2O2

36、 + HS- = H2O + S + OH-副反应：Na2CO3 + CO2 + H2O = 2NaHCO3Na2CO3 + 2HCN = 2NaCN + H2O + CO2NaCN + S = NaCNSNaCNS + 5O2 = Na2SO4 + 2CO2 + SO2 + N2NaHS + 2O2 = Na2S2O3 + H2O来自气化炉的气化煤气经过除尘洗涤，进入气化煤气脱硫塔底部，在塔内自下而上与塔顶喷淋而下的栲胶溶液逆流接触，在填料段脱除气化煤气中大部分的硫化氢，脱硫以后的气化煤气从脱硫塔顶部出来，进入塔后分离器，分离出夹带的栲胶液后，由上部出去，进入洗涤塔，在洗涤塔中煤气自下而上经

37、喷淋水洗涤后，经静电除尘器进口水封进入除尘器底部，经气体分布板向上进入电场空间，除去其中的焦油粉尘等微粒，后经电除尘出口水封送至煤气气柜，经煤气气柜缓冲，同时沉降出气体中部分粉尘后，经出口水封送往下一工序。脱硫塔底部出来的脱硫栲胶富液进入富液槽，由富液泵加压后送往再生槽喷射器，喷射器溶液的压力自吸入空气，空气和栲胶溶液一起进入喷射器的喉管及扩散管中剧烈混合反应，然后液汽一起进入喷射再生槽，进行栲胶液氧化再生和硫泡沫的浮选，再生后的贫液经液位调节器流入贫液槽，由贫液泵和溶液循环泵分别送往煤气脱硫塔进行逆流接触脱除其中的硫化氢，溶液流程如此循环进行，脱硫出来的栲胶富液利用余压直接进入再生槽喷射器，

38、实现氧化再生。141.1.4 FD法脱硫基本原理：FD法脱硫是以磺基水杨酸配合铁盐作为催化剂的脱硫过程。磺基水杨酸（以Ssal表示）与Fe3+，Fe2+能形成配合物。随着pH的改变而改变的配位体，显现出不同的颜色，具有不同的稳定性。Fe3+，Fe2+被磺基水杨酸配合后，氧化还原电位显著降低。配合铁型的FD脱硫液的点位pH曲线落在H2SO2点位曲线的中间，表明FD脱硫液既能氧化HS-又能直接被氧氧化再生。脱硫反应机理，碱性水溶液吸收硫化氢：Na2CO3 + H2S = NaHCO3 + NaHS析硫反应：Fe3+(配合态) + HS- = Fe2+（配合态） + S + H+固硫反应：Fe2+（

39、配合态）= Fe2+ + SsalFe2+ + HS- = FeS + H+再生反应：4Fe2+（配合态）+ O2 + 2H2O = 4 Fe3+(配合态) + 4OH-2FeS + O2 + 2H2O = 2Fe2+（配合态）+ 2S + 4OH-副反应：NH3 + HCO3- = NH4+ + CO3-NH3 + H2O + CO2 = NH4+ + HCO3-NH3 + H2O + HCN = NH4CN + H2O2NH4HS + 2O2 = (NH4)2S2O3 + H2ONH4CN + S = NH4CNS2NH4CNS + 5O2 = (NH4)2SO4 + 2CO2 + SO2

40、 + N24H2O2 + HS- = 5H2O + S2O32-NH3 + HCO3- = NH2COO- + H2O络合铁溶液的制备反应： 通常，由磺基水杨酸和硫酸亚铁制备配合铁溶液：Fe2+ + Ssal = Fe2+（配合态） 再生空气氧化：4Fe2+（配合态）+ O2 + 2H2O = 4Fe3+(配合态) + 4OH-FD法脱硫工艺流程与改良ADA法工艺流程基本相同。31.1.5 PDS法脱硫PDS是脱硫催化剂的商品名称，该催化剂是钛箐钴磺酸盐系化合物，它的主要成分是钛箐钴磺酸盐.吸收反应，碱性水溶液吸收硫化氢：Na2CO3 + H2S = NaHCO3 + NaHSNaHS + N

41、a2CO3 + (x-1)S = Na2Sx + NaHCO3RHS + Na2CO3 = RSNa + NaHCO3COS + 2NaOH = Na2CO2S + H2O再生反应：NaHS + 02 = 2S + 2NaOHH2O + Na2Sx + 0.5O2 = xS + 2NaOHRSNa + 0.5O2 + H2O = RSSR + 2NaOHNa2CO2S + 0.5O2 = Na2CO3 + SNa2CO2S + O2 = Na2CO3 + 2S副反应：NH3 + HCO3- = NH4+ + CO3-NH3 + H2O + CO2 = NH4+ + HCO3-NH3 + H2O

42、 + HCN = NH4CN + H2O2NH4HS + 2O2 = (NH4)2S2O3 + H2ONH4CN + S = NH4CNS2NH4CNS + 5O2 = (NH4)2SO4 + 2CO2 + SO2 + N24H2O2 + HS- = 5H2O + S2O32-NH3 + HCO3- = NH2COO- + H2OH2O2 + HS- = H2O + S + OH-4H2O2 + 2HS- = 5H2O + S2O32-Na2CO3 + CO2 + H2O = 2NaHCO3Na2CO3 + 2HCN = 2NaCN + H2O + CO2NaCN + S = NaCNSNaC

43、NS + 5O2 = Na2SO4 + 2CO2 + SO2 + N2NaHS + 2O2 = Na2S2O3 + H2OPDS法脱硫工艺流程与改良ADA法工艺流程基本相同。1.1.6 KCA法脱硫KCA是脱硫催化剂的商品代号，KCA是用野生植物为原料经特殊制备的聚酚类物质KC与少量金属混配而成的棕色粉末状物质，将其溶解于氨水或纯碱中便成为脱硫液。KCA法从KC的制备到脱硫过程，都酷似栲胶法。原料气中的硫化氢被碱液吸收，生成NH4HS或NaHS:NH3 + H2O + H2S = NH4HS + H2ONa2CO3 + H2S = NaHCO3 + NaHSNH4HS或NaHS被氧化态金属离子

44、Mox氧化成单质硫，同时Mox被还原成Mre：NH4HS + Mox + 2OH- = Mre + S + NH4OH + H2ONaHS + Mox + 2OH- = Mre + S + NaOH + H2O醌态聚酚物质KCq将Mre氧化成Mox，本身被还原为酚态KCf：KCq + Mre = KCf + MoxKCq将HS氧化成单质硫：KCq + NH4HS + OH- = KCf + NH4OH + SKCq + NaHS + OH- = KCf + S + NaOH式中：Mox氧化态金属配合离子； Mre还原态金属配合离子； KCq氧化态KCA； KCf还原态KCAKCf转化为KCq时

45、生成的双氧水将Mre氧化成Mox：Mre + H2O2 + 2OH- = Mox + 2H2O双氧水将HS-氧化成单质硫：H2O2 + 2HS- = S + 2H2OKCf被空气中的氧氧化成KCq，同时生成双氧水：KCf + O2 = KCq + H2O2副反应：NH3 + HCO3- = NH4+ + CO3-NH3 + H2O + CO2 = NH4+ + HCO3-NH3 + H2O + HCN = NH4CN + H2O2NH4HS + 2O2 = (NH4)2S2O3 + H2ONH4CN + S = NH4CNS2NH4CNS + 5O2 = (NH4)2SO4 + 2CO2 +

46、SO2 + N24H2O2 + HS- = 5H2O + S2O32-NH3 + HCO3- = NH2COO- + H2OH2O2 + HS- = H2O + S + OH-4H2O2 + 2HS- = 5H2O + S2O32-Na2CO3 + CO2 + H2O = 2NaHCO3Na2CO3 + 2HCN = 2NaCN + H2O + CO2NaCN + S = NaCNSNaCNS + 5O2 = Na2SO4 + 2CO2 + SO2 + N2NaHS + 2O2 = Na2S2O3 + H2OKCA法脱硫工艺流程与改良ADA法工艺流程基本相同。1.2 脱硫工艺评选1.2.1 工

47、艺评选根据2007年煤气脱硫调查报告统计,中原地区300多家中化工厂有112家使用栲胶法脱硫，占总数的35%，有91家使用改良ADA法脱硫，占总数的29%，有70家使用氨水液相催化法脱硫，占总数的23%，这三种脱硫方法技术成熟，规范化程度高，技术经济指标较好。在全国节能委员会的调查报告中查得，各脱硫方法的技术经济指标比较见下表：表1.2.1脱硫方法的技术经济指标比较项目改良ADA法栲胶法氨水液相催化法KCA法PDS法FD法处理气量（m3/h）36000500003600010000120002700027000入塔气H2S(g/m3)242.3524581.32.23.0出塔气H2S(g/m3

48、)10155101015小于70小于43.3小于70脱硫温度（）304035503542304030402060再生温度（）305030504042304530402060再生时间（min）20253040101510158151015再生空气比（m3/m3）4.05.53.54.54.54.0溶液循环量（m3/h）480480780400200300200300脱硫液浓度（mg/L）4000300035001000300200脱硫效率（%）9697949799939998硫磺回收率（%）90859060709090有机硫脱除率（%）50603040副反应生成率（%）3579较少多多多硫容（k

49、g/m3）0.360.150.20.3750.20.51.20.751.15堵塔情况常堵不堵不易堵不堵不堵不堵腐蚀情况（mm/a）0.60.460.32不不不脱硫成本比较（以改良ADA为1.0）1.00.891.640.450.610.75由全国节能委员会的报告资料可知，KCA法、PDS法和FD法脱硫，它们共同的特点是硫化氢达到反应平衡时，平衡浓度较高，硫化物出塔浓度太大，满足不了工艺设计要求，尽管其拥有成本较低、不堵塔、不腐蚀等优点，大多数氮厂不用此法，市场占有率不到20%，故本设计不选用这三种方法。栲胶法与氨水液相法各指标对比：对苯二酚氧化硫氢根离子的反应速度较慢，当反应时间不足时，大量硫

50、氢根离子进入再生器时，氧化生成硫代硫酸盐，造成反应率高，硫回收率低；栲胶法不存在此问题。对苯二酚的稳定性较差，苯环上的氢易与双氧水反应生成腐蚀酸，使氧化能力迅速下降。对苯二酚易自己聚合而造成损失，因而脱硫液中对苯二酚含量不宜过高，因此氨水液相催化法的硫溶比栲胶法低，这就加大溶液循环量，增加了生产成本。氨水液相催化法脱硫效率没栲胶法高，特别是气相中C02分压高时，溶液碳化度升高而使脱硫效率下降，氨易挥发导致脱硫液碱度波动，生产不易控制，而栲胶法没有此弊端。合成氨厂用氨配制脱硫液供应方便，且可以利用废氨水，从而降低脱硫运行费用；但是栲胶需要到市场上购买。栲胶法与改良ADA法各指标对比：从材料中可以

51、看出，栲胶法几乎拥有改良ADA法所有的优点。除此之外，在众多湿法脱硫中硫堵是个难题，尤其是改良ADA法，硫堵特别严重。而栲胶法没有此弊端。拷胶脱硫与改良ADA法相比，栲胶法可节约成本，降低原材料消耗，综合效益好。在无机化学报中有报导显示，改良ADA法改为拷胶脱硫的中、小型氮肥厂，大多数厂都取得了显著的经济效益。1.2.2 工艺确定本设计采用栲胶脱硫工艺，工艺草图如下：与众多脱硫工艺相比，栲胶法特点总结如下：1） 栲胶脱硫效率在97%，由于脱硫后气化煤气中硫化氢含量低，避免了后续工段催化剂中毒，延长催化剂使用寿命。2） 栲胶脱硫无硫堵问题，很多厂在改为栲胶脱硫后，原塔内填料粘附积存的硫磺被溶液冲

52、刷下来，塔阻力明显下降，同时槽低积硫也明显减少，无硫堵问题。3） 无毒性，拷胶主要成分为单宁，属无毒物质，经氧化降解后，部分可能成为酚类物质，但因量小，且经常处于较稳定的醒态，可认为拷胶液属无毒范围。各厂在长期生产过程中，未见操作人员有中毒症状，同时环境污染正在好转。4） 栲胶易得，价廉，它既是中间载氧体，又兼为钒的络合剂，省去了酒石酸钾钠等原料。拷胶脱硫副反应小，碱耗低，所以原料消耗费用比其它方法要低15%左右。5） 拷胶脱硫溶液硫容较高，操作简便。当总碱度为0.4N，总钒为15g/L，拷胶为 2g/L左右时，溶液硫容一般在0.15一0.2g/ L。即使原料气量或硫化氢含量发生较大变化，脱硫

53、效率一般也能控制在指标之内。一般情况下，不必经常调整操作条件，就能保证脱硫效率；6） 栲胶法腐蚀轻。经验证明，溶液中硫酸钠含量高是造成腐蚀的主要原因。栲胶脱硫硫酸钠含量在40g/L以下，所以设备腐蚀很轻，很少见因设备腐蚀穿孔而影响生产。7） 硫回收率高，在正常情况下，副反应小，硫泡沫易过滤分离，相应硫磺增产。1.3 栲胶脱硫工艺条件确定1.3.1 栲胶溶液的预处理栲胶水溶液的胶粘性和易发泡性对脱硫和硫回收的操作是不利的，它能造成熔硫和过滤困难，致使脱硫液悬浮硫含量增高，副反应加剧，消耗增加，脱硫液活性下降。所以栲胶溶液使用前必须处理，以消除上述负影响。常用的处理方法是：按照一定组成配制的碱性栲

54、胶水溶液，在操作条件下通入空气氧化，消除溶液的胶粘性及发泡性，并将其中的酚态栲胶氧化成醌态栲胶。根据胶体溶液双电子层结构的性质，当溶液的pH值升高时，氢离子浓度降低，吸附层中正离子进入扩散层，促使颗粒解散，溶液的粘性被破坏；当溶液加热并通入空气氧化时，丹宁发生降解反应，大分子变小，表面活性物质变为表面非活性物质，溶液的胶粘性变弱至消失；氧化过程中丹宁的酚态结构变为醌态结构，使溶液具有活性。在栲胶溶液氧化过程中，伴随着吸光性的变化，当溶液充分氧化后其光密度（消光值）稳定在某一数值附近，此时溶液能满足脱硫要求，因而可以根据溶液的光密度变化判断预处理的进程。表1.3.1栲胶溶液与处理条件处理物质栲胶

55、浓度碱度氧化温度空气量溶液消光值碳酸钠1030g/L1.02.5g/L7090不外翻为准0.45左右氢氧化钠3050g/L1.02.0g/L6090不外翻为准0.45左右1.3.2 温度温度高对硫化氢的吸收不利，但可以加速脱硫反应速度，对醌态栲胶的氧化再生有利，但温度大于60时，溶液中Na2S2O3的生成量将成线性剧增。而且，此时浮集于再生槽顶部的硫泡沫易破裂，形成悬浮硫积累于循环液中。积累量越多，诱发硫堵的可能性也越大。因悬浮硫分散度大，反应的相对活性高，易被氧所氧化，这也是Na2S2O3高的重要原因之一。工业上一般脱硫塔的操作温度以40以下为宜，再生槽的温度以不超过45为宜，这时硫磺的粒度

56、较大，有利于离心分离。1.3.3 压力栲胶脱硫对压力并不敏感，压力由常压到7.0MPa均可适用。压力高，可使吸收传质系数增大，吸收设备容积小；但是压力高，二氧化碳溶于脱硫液的数量增大，在减压再生时二氧化碳很容易闪蒸出来，使溶液中的NaHCO3/Na2CO3（摩尔比）保持在低水平。说明加压脱硫时二氧化碳的干扰比常压时小，也即加压脱硫时二氧化碳具有更好的适应性。当然，加压脱硫时溶液中所加的各组分的浓度都相应增大。1.3.4 溶液因素总碱度 总碱度是指溶液中碳酸氢钠和碳酸钠的含量之和，工业上通常以物质的量浓度表示。总碱度是吸收反应的主要影响因素，吸收总传质系数、硫容、净化度都随着总碱度的增加而增加。

57、由于气化煤气中大约含10%的二氧化碳，其量远大于硫化氢，因而在脱硫的同时脱硫液也吸收相当数量的二氧化碳，随使溶液的pH值下降而影响脱硫效率。为使溶液pH值不致变化过大，又由于碳酸氢钠和碳酸钠溶液本身就是一种缓冲溶液，若能使脱硫塔中吸收的二氧化碳与再生塔中解吸的二氧化碳平衡，那么溶液中的碳酸氢钠与碳酸钠含量和pH值也就可以稳定于某一数值。但若液相中的NaHCO3/Na2CO3（摩尔比）过高时，则应抽取总溶液量的12%去脱碳工序，将溶液加热到90以上，以使二氧化碳解吸出来。但在大多数情况下，借助于提高空塔速度到0.51m/s，以维持吸收液较低的pH值，这样可以减少溶液中二氧化碳的干扰。生产中经常补

58、充纯碱时必要的，但碱量不宜过大。若碱量远超于脱除HS-所需要时，会发生下面反应： Na2CO3 + CO2 + H2O = 2NaHCO3大量的碳酸氢钠会从溶液中结晶出来，会堵塞泵和阀门。工业上一般总碱度在0.30.5mol/L范围，相应的碳酸钠34g/L，碳酸氢钠2529g/L左右。当脱除高含硫量时，总碱度可提高到1 mol/L.pH值 研究证明，对于硫化氢的吸收，溶液的pH值高时有利的，但是pH值过高，会使副反应生成Na2S2O3剧增，且对矾酸盐溶液氧化HS-也不利。在实际生产中综合各因素结果，一般脱硫的pH值都选取在8.59.2范围内。NaVO3 由脱硫反应的化学计量学可知：每氧化1mo

59、l硫化氢要2mol矾酸钠。然而，脱硫反应随着矾酸钠用量的加大而趋于完全，但矾酸盐的加入尚需考虑多种因素。按国内经验，推荐NaVO3：栲胶：HS-三者以1：（13）:(13)为宜。矾酸盐通常可以按矾酸铵、矾酸钠或偏矾酸钠的形式加入。12栲胶浓度 栲胶用量和浓度取决于脱硫负荷。栲胶法脱硫的消耗指标通常在0.15kg/t（氨）。表1.3.4设计生产中工艺控制条件总碱度0.4 mol/L碳酸钠浓度0.1 mol/L碳酸氢钠浓度0.3 mol/L栲胶1.02.0g/L矾酸钠1.01.5 g/LpH值8.59.0溶液硫容量约0.1 g/L入脱硫塔气体温度3040再生温度3540脱硫塔溶液温度高于气体温度3

60、5硫泡沫槽内溶液温度6580熔硫釜加热温度130150吸收压力常压2.0MPa再生压力常压原料气中硫化氢13g/m3净化气中硫化氢小于50mg/m3熔硫釜内压力小于0. 8MPa 再生塔内溶液停留时间2530min喷射再生槽内溶液停留时间510min再生塔吹风强度80120m3/（m2*h）喷射再生槽吹风强度70120 m3/（m2*h）喷射再生槽喷射器喷嘴液速1520m/s1.3.5 反应机理反应机理是脱硫的根本，也是整个脱硫过程中的核心部分。以下是栲胶法脱硫的反应机理。（1）碱性水溶液吸收H2SNa2CO3+H2SNaHS+NaHCO3（2）五价钒络合物离子氧化HS-析出硫磺，五价钒被还原