河南城建学院本科毕业设计 2.工艺计算
=（3832.95×44×0.224% + 1533.18×91×0.224% + 2299.77×33×0.224%）×1000
= 84324.9 + 69759.7 + 37946.2 = 860298.0kJ/mol 脱硫塔热负荷Q0, Q0 = 860298.0 kJ/mol
在使混合物升温过程中，设有10%能量传入空气中。 Cp液 = 4300kJ/（kmol·℃） Cp气 = 30.44 kJ/（kmol·℃） 由 Δt = Q/（ρVCp）
Δt = 860298.0×90%×1000/（1631×1000×4300） = 10.8℃ ×
×
注示：该计算以反应热的90%用以使脱硫液和气化煤气升温，实际生产中，
脱硫液和气化煤气温度并未达到平衡。通常，气化煤气出口比进口温度高5℃左右，而脱硫液进出口温度几乎一样。
2.2.2冷却塔热量衡算
2.2.2.1冷却塔热负荷，Q1，KJ/h
Q1?G0??CP?t1?t2??W1i1?W2i2??
式中G0—入冷却塔气化煤气量，Kmol/h；
CP—焦炉煤气平均等压比热容，KJ/( kmol.0C)；
CP?7.20Kcal/(Kmol.0c)?30.15kJ/ kmol
t1,t2—入、出冷却塔气化煤气温度；
W1,W2—入、出冷却塔气化煤气含水量，Kg/Kmol. 查得 W1?0.784Kg/Kmol,W2?0.784Kg/Kmol
i1,i2—入，出冷却塔条件下水蒸气的焓，Kcal/Kg, 查表知i1,i2
i1?619Kcal/Kg?2591.63kJ/Kg,i2?619.6Kcal/Kg?2564.83kJ/Kg 代入公式计算得
Q1=G0[CP(t1-t2)+w1i1-w2i2]
=1339[30.15(45-36)+0.784(2591.63-2564.83)] =391471.6KJ/h
2.2.2.2冷却水消耗量，W3，m3/H2O
1W3?1000QCP?t1
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式中 ?t1——冷却水温升，OC,此处取?t1?5OC。水的热熔
CP=4.2KJ/Kg·0C
W3?3914671.6??4.2?1000?5??186.4m3/h
2.2.3.硫泡沫槽热量衡算
2.2.3.1硫泡沫槽热负荷Q2，KJ/h
Q2 = Vf PfCf (t3-t4) = 8.4/9.5×1100×3.68×（80-40）） = 143169.66 KJ/h
式中 Vf — 硫泡沫体积，m3，Vf =G6/9.5=0.8842 ；
ρf — 硫泡沫密度，Kg/m3 , ρf = 1100Kg/m3； Cf — 硫泡沫比热容，KJ/(Kg·K),Cf=3.68 KJ/(Kg·K)；
T4 — 槽中硫泡沫初温，t1 = 400C；
T3 — 槽中硫泡沫终温，t2 = 800C； 2.2.3.2蒸汽消耗量，W4,Kg/h
W4 = Q2/r1 =1413169.66/2202.26 =65.01Kg/h 式中 r1 － 0.2MPa蒸汽的汽化热，r1 = 2202.26 KJ/Kg
2.2.4熔硫釜热量衡算
2.2.4.1熔硫釜热负荷Q3,KJ/釜
Q3=G8Csρs(t5-t6)+0.5G8ρsCh +4λF(t5-t6)
= 1.2×1.8×1500×（135-15）+ 0.5×1.2×1500×38.69 + 4×12.56×92×（135-15） = 978270.6KJ/釜
式中G8 － 每一釜硫膏量，m3/熔硫釜，G8=0.75Vr = 0.75×1.6 ,G8= 1.2 m3/釜 Vr － 常用熔硫釜全容积为1.6m3
0.75 － 熔硫釜装填系数为75%
Cs — 硫膏的比热容,KJ/(Kg·K), Cs =1.8 KJ/(Kg·K)
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Ch — 硫膏的熔融热，KJ/Kg ，Ch=38.69 KJ/Kg
0
λ — 熔硫釜周围空间的散热系数，KJ/(m·h·C)，λ= 12.56 KJ/(m·h·0C)
F — 熔硫釜表面积，F = 92 m2 T6 － 入釜硫膏温度，oC，t3= 15 0C t5 — 釜内加热终温, oC ，t4 = 135 o C 0.5 — 硫膏中含硫量50﹪
4 — 熔1釜所需时间（工作周期），h ρS— 硫膏密度，Kg/m3，ρS = 1500 Kg/m3
2.2.4.2 蒸汽消耗量W2，Kg/釜
W2 = Q3 /r2 = 978270.6 /2135.27= 458.15 Kg/釜 式中 r2 — 0.4MPa蒸汽汽化热，r2 = 2135.27KJ/Kg
表2.2-1热量衡算汇总
项目
脱硫塔热负荷（反应放热） 气化煤气升温（经验值）
冷却塔热负荷 冷却水消耗量 硫泡沫槽热负荷 蒸汽消耗量 熔硫釜热负荷 蒸汽消耗量
计算理论值 1152184.8 kJ/h
5℃ 391471.6kJ/h 186.4m3/h 143169.66kJ/h 65.01 kg/h 978270.6kJ/釜 458.15kg/釜
2.3 脱硫塔工艺计算
2.3.1塔径计算：
先利用泛点速度计算图求出液泛速度
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（L/G）0.25(ρ1/ρ2)0.125 ＝1.34
[W02·α·ρ2/（g·ξ3·ρ1）]× μ0.18＝0.020 式中 W0 液泛速度，m/s；
L 液体质量流速，kg/（h·l） = LT·ρ1 = 2910×1050 G 气体质量流速，kg/（h·G） = G0·ρ = 30000×1.05 ρ1 气体密度，kg/m3，计算结果1.05 kg/m3 ρ2 液体密度，kg/m3，取1050 kg/m3 g 重力加速度，m/s2，取9.81 m/s2
α 填料比表面积，m2/m3，此处选用φ50×25×1.5聚丙烯阶梯环，α取114 m2/m3。
ξ 填料空隙率，%，取0.927 μ 溶液粘度，mPa·s，取0.8 mPa·s
W0 = [0.027×9.81×0.9273×1050/（114×1.05×0.80.16）]0.5 W1 = 0.5W0
式中，W1操作气速，m/s; W1 = 0.75×1.34 = 1.001m/s
D = [G0（t2 + 273）/（0.785×W1×3600×P×273）]0.5 式中，D 脱硫塔直径，m
P 吸收塔操作压力，P = 1.46kg/cm2
D = [30000×（273 + 35）/1.39×273×3600×0.785×0.69]0.5 = 3.3m 圆整得， D?3.5m
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2.3.2填料高度计算：
吸收过程传质系数KG计算: KG = AW1.3Na0.1B-0.01
式中，KG 传质系数，kg/（m2·h·atm） A 经验数，取20
W 吸收塔操作气速，1.001m/s Na 溶液中碳酸钠含量，Na = 5g/L B 吸收过程液气比。
2910000?97l3 B = LT / G0 =
m30000KG = A·u1.3CNa0.1B-0.01
= 20×(1.001)1.3×(5)0.1×(97)-0.01 =22.47kg/m2·h·MPa 吸收过程平均推动力ΔPm
ΔPm = (P1-P1×)-(P2-P2×)/ [㏑(P1-P1×)/ (P2-P2×)]
式中 P1－ 吸收塔入口气相H2S分压 ，atm ；
P1 = P0C1×22.4/M H2S =（0.5×10×22.4）/（34×1000）= 0.0033atm P2－ 吸收塔出口气相H2S分压 ，atm ；
P2 = PiC2×22.4/M H2S = （0.3×0.3×22.4）/（34×1000）= 0.000059
atm；
P0－ 吸收塔入口压力 ，atm ，P0 = 0.5atm ； Pi－ 吸收塔出口压力 ，atm ，Pi = 0.3atm ；
P1×，P2×－ 吸收塔入，出口气相H2S平衡分压 ，Mpa ，溶液
中H2S含量很低，可以忽略。P1×= P2×=0
则
ΔPm = (P1-P1×)-(P2-P2×)/ [㏑(P1-P1×)/ (P2-P2×)]
= （0.0033-0.000059）/㏑（0.0033÷0.000059） =8.05×10-4atm ；
所需传质面积的计算
AP = G1/ KG△Pm =291/（22.47×8.05×10-4 ）=16087.7m2
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