目录1.设计任务 (3)2.脱硫方法的选择 (4)3.工艺流程 (5)4.物料衡算 (8)5.热量衡算 (12)6.设备尺寸计算 (15)7.主要设备及其工艺参数 (20)8.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：4000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80~200mg/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。

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。

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：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CO 2在常压中解吸,减少CO 2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4000吨合成氨来计算，即每小时氨产量为0.91吨。

（2）半水煤气中H2S ，2g/m 3，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CO 2成分的变化。

（4）计算基准：1吨氨 2.已知条件（1）半水煤气的组成（干）H 2S 含量=0.002×3460.394=6.921kg ≈0.204kmol （2）再生气组成（干）（3）混合煤气组成（干）=半水煤气（干）+再生气（干）（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250mmH 2O （8）混合煤气经罗茨风机后压力3500mmH 2O （9）混合煤气出脱硫塔压力3100mmH 2O （10）混合煤气去压缩机一段压力3000mmH 2O （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m 3 脱硫液的用量=3592.382×4.5=16.2 m 3 出脱硫塔稀氨水中硫化氢含量：按硫平衡计算 塔顶进液H 2S 含量=0出脱硫塔稀氨水中H 2S 含量= 3(2.00.1)3592.3821016.2--⨯⨯=0.4231kg/m 3≈0.01236kmol/m 3出脱硫塔气体中H 2S 、NH 3平衡含量 出口气相中H 2S 的平衡分压22*1()H SS P A S K =- 式中A ，S ——分别为溶液中总氨、总H 2S 的含量， K ——平衡常数1log 0.089K S α=+α——常数；t=20℃, α=-1.1;t=40℃, α=-1.7进塔溶液温度33℃，α=-1.491log 1.490.0890.01236 1.4889K =-+⨯=-212*0.03240.012360.01984(0.250.01239)0.0324H SK P ===-⨯ 出塔气相中H 2S 的平衡含量0.0198413.61100%0.00202%3100102410.002023410000.030722.4100⨯⨯==+⨯⨯≈=⨯出塔气相中H 2S 的平衡含量31mg/标准m 3，小于要求出脱硫塔的H 2S100mg/标准m 3，净化率可以达到。

出塔气相氨平衡分压[]*333NH NH NH P H=式中3NH H——氨的亨利系数，kmol/m 3·mmHg 查氨在纯水中的亨利系数表，33℃时，H 0=0.0608kmol/m 3·mmHg[]3NH =A-S=0.25-0.01236-0.2376 kmol/m 333*3log0.0250.23760.06030.0595kmol/m3?mmHg 0.23763.99mmHg0.0595NH NH NH HH P -=⨯=== 出塔气相氨的平衡含量= 33.9913.61100%0.407%3100+102410.407100017 3.09/22.4100g m ⨯⨯=⨯⨯≈=⨯标准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NH 3与H 2S 浓度都为低，所以计算得出的气相平衡NH 3与H 2S 含量偏高些。

（3）氨平衡 进项① 精炼再生气中含有氨量14.8811711.3022.4⨯= ② 合成贮槽放空补充氨 x kg 合计 11.30+ x kg 出项① 脱硫塔排出稀氨水中含氨0.251716.268.85⨯⨯=Kg ② 出脱硫塔气体中带出氨：已出塔气相平衡氨含量计算3592.382 3.0911.10⨯=kg合计79.95kg 平衡11.30+x=79.95 x=68.65kg即没生产一吨氨，脱硫消耗用氨79.95kg ，除精炼回收外。