年产18万吨合成氨脱硫工段工艺设计

2007届 本 科生 毕业论文 毕业论文答辩ppt模板下载毕业论文ppt模板下载毕业论文ppt下载关于药学专业毕业论文临床本科毕业论文下载 存档编号 届 本 科生毕业论文 存档编号 520131419860826 学 院 毕 业 论 文（设 计） 论文（设计）题目: 年产18万吨合成氨脱硫工段工艺设计 English Topic: The year produces 180,000 tons to synthesize an ammonia to take off sulphur work a segment a technological design 系 别： 化学与生物科学系 专 业： 化学 工程 路基工程安全技术交底工程项目施工成本控制工程量增项单年度零星工程技术标正投影法基本原理 与工艺 班 级： 学 生： 指导老师： 200年5月20日 前 言 本设计是年产18万吨合成氨脱硫工段的工艺设计。对合成氨和脱硫工艺的发展概况进行了概述。着重详细介绍了脱硫工段的工艺流程、工艺条件、生产流程、技术指标、热量衡算及物料衡算以及设备计算和选型等内容。就脱硫车间的工艺生产流程，着重介绍化工设计的基本原理、标准、 规范 编程规范下载gsp规范下载钢格栅规范下载警徽规范下载建设厅规范下载 、技巧和经验。本书内容是根据化工股份有限公司脱硫车间的生产实际情况而编著的，一些工艺参数都是以工厂实际生产为准。 编写本设计总的指导思想是：理论联系实际、简明易懂、经济实用。 本书在编写过程中得到老师的指导，在此表示衷心感谢。 由于编者自身的知识水平和认识水平的有限，书中错误与不妥之处，恳请读者批评指正。 编者200年5月 于 目 录 TOC \o "1-3" \h \z \u 2.2栲胶脱硫法的理论依据 12 2.3 工艺流程方框图 13 3. 生产流程的简述 14 3.1 简述物料流程 14 3.1.1气体流程 14 3.1.2溶液流程 14 3.1.3硫磺回收流程 14 3.2 工艺的化学过程 14 3.3 反应条件对反应的影响 15 3.3.1 影响栲胶溶液吸收的因素 15 3.3.2 影响溶液再生的因素 17 3.4 工艺条件的确定 18 3.4.1 溶液的组成 18 3.4.2喷淋密度和液气比的控制 18 3.4.3 温度 19 3.4.4再生空气量 19 4.2 热量衡算 23 5. 设备计算及选型 27 5.1 脱硫塔的设计计算 27 5.1.1塔径计算 27 5.1.2填料高度计算 28 5.2 喷射再生槽的计算 29 5.2.1 槽体计算 29 34 7. 三废治理及利用 35 7.1 废水的处理 35 7.1.1废水的来源及特点 35 7.1.2废水处理工艺 35 7.2 废渣的处理 35 7.2.1废渣的来源 35 7.2.2废渣的处理工艺 35 HYPERLINK \l "_Toc169076018" 参考文献 36 附 录 37 工艺流程图 37 脱硫塔装配图 37 车间平面布置图 37 致 谢 38 年产18万吨合成氨脱硫工段工艺设计 学生姓名： 指导老师： 摘 要： 年产18万吨合成氨脱硫工段工艺设计是由指导老师指定产量确定的生产规模，结合生产实习中收集的各类生产技术指标而设计的。本设计所采用的是栲胶脱硫法，其主要原料是半水煤气和脱硫液。本设计详细的介绍了合成氨脱硫工段的生产原理、工艺流程、工艺参数、热量衡算、物料衡算，以及设备选型、厂房布置和三废处理。本设计在脱硫效率和再生率方面的研究有所突破。 [关键词]：栲胶脱硫法 脱硫液 脱硫塔 The year produces 180,000 tons to synthesize an ammonia to take off sulphur work a segment a technological design Name of stendent: Director: Abstract With an annual output of 180,000 tons of synthetic ammonia Desulfurization Process design is specified by the teacher determine the scale of production output, with production internship in the collection of various production technologies designed to target. This design is used by the desulfurization extract, its main raw materials and semi-water gas desulfurization liquid. The detailed design of the Section on the production of ammonia desulfurization principle, process, technology parameters, the heat balance, the material balance and the selection of equipment, plant layout and waste treatment. The design of the desulfurization efficiency and renewable rate of a breakthrough. [Keyword]: tannin extract to take off a sulphur method take off a sulphur liquid take off sulphur tower 1. 总 论 1.1 概 述[1] 氨是重要的化工产品之一，用途很广。在农业方面，以氨为主要原料可以生产各种氮素肥料，如尿素、硝酸铵、碳酸氢氨、氯化铵等，以及各种含氮复合肥料。液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用。目前，世界上氨产量的85%—90%用于生产各和氮肥。因此，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。合成氨工业对农业的作用实质是将空气中游离氮转化为能被植物吸收利用的化合态氮，这一过程称为固定氮。 氨也是重要的工业原料，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含氮无机盐等工业。将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要原料。生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。此外，氨还是常用的冷嘲热讽冻剂。 合成氨的工业的迅速发展，也促进了高压、催化、特殊金属材料、固体燃料气化、低温等科学技术的发展。同时尿素的甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是在合成氨工业的基础上发展起来的。所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。 在合成氨工业中，脱硫倍受重视。合成氨所需的原料气，无论是天然气、油田气还是焦炉气、半水煤气都人含有硫化物，这些硫化物主要是硫化氢（H2S）、二硫化碳（CS2）、硫氧化碳（COS）、硫醇（R—SH）和噻吩（C4H4S）等。其中硫化氢属于无机化合物，常称为“无机硫”。 天然气中硫经物的含量（标准状态）一般在0.5—15g/ m3的范围内，有机硫以硫醇为主，在气田经过粗脱磙处理后的天然气，硫化物的含量（标准状态）在20—100mg/ m3左右。 合成氨在生产原料气中硫化物虽含量不高，但对生产的危害极大。 ①腐蚀设备、管道。含有H2S的原料气，在水分存在时，就形成硫氢酸（HSH），腐蚀金属设备。其腐蚀程度随原料气中H2S的含量增高而加剧。 ②使催化剂中毒、失活。当原料气中的硫化物含量超过一定指标时，硫化物与催化剂活性中心结合，就能使以金属原子或金属氧化物为活性中心的催化剂中毒、失活。包括转化催化剂、高温变换催化剂、低温变换催化剂、合成氨催化剂等。 脱硫的任务是除去原料气中的各种硫化物，同时硫是一种重要的资源，应加以回收和利用。因此，无论原料来源如何，合成氨原料必须首先脱硫。 1.1.1　栲胶的组成及性质 栲胶是由植物的皮（如栲树，落叶松）、果（如橡椀）、叶（如漆树）和干（如坚木、栗木）的水淬液熬制而成。栲胶的主要成分是丹宁，丹宁是化学结构十分复杂的化合物组成的混合物。含有大量邻二或邻三羟基酚。多元酚的羟基受电子云的影响，间位羟基比较稳定，而连位或邻位羟基则很活泼，容易被空气中的氧氧化。用于脱硫的栲胶属于水解类热溶栲胶，在碱性溶液中更容易氧化成醌类；已氧化的栲胶在还原过程中氧取代基又被还原为羟基。 虽然丹宁各组分的分子结构相当悬珠，但它们都是具有酚式结构的多羟基化合物，有的还含有醌式结构，这就是栲胶能用于脱硫过程的原因。 1.1.2栲胶脱硫的反应机理 栲胶法脱硫属于湿法脱硫 ,是利用碱性栲胶[T(OH)O2]的水溶液吸收半水煤气中的 H2S，然后借助栲胶和矾作为载体和催化剂将吸收的H2S转化为单质硫，发生吸收反应后的栲胶溶液利用空气在溶液再生槽中进行再生，然后进入溶液循环槽重复循环使用。其脱硫反应机理如下: 1) 碱性溶液吸收 H2S 的反应 ： Na2CO3 + H2S = NaHS + NaHCO3 NaHCO3+H2S＝NaHS+CO2+H2O 2) NaHS与偏钒酸钠反应生成焦钒酸钠：硫氢化钠与偏钒酸钠反应生成焦钒酸钠，析出单质硫。 2NaHS + 4NaVO3 + H2O = Na2V4O9 + 4NaOH + 2S 3) 将 Na2V4O9 氧化成偏钒酸钠：醌态栲胶氧化四价钒络离子为五价钒络离子使钒络离子恢复活性而醌态栲胶被还原为酚态栲胶失去活性。 4) 还原态栲胶的氧化：酚态栲胶被氧化获得再生，同时生成H2O2。 H2O2+NaHS＝H2O+S+NaOH 1.1.3生产中副产品硫磺的应用 硫磺是一种重要的化工原料，肥料工业是硫的最大用户， 硫磺的其它用途包括炸药、钢铁酸洗、医药食品工业、安全剥离、水处理、橡胶、电解工业、催化剂、颜料、化学品、硫磺胶泥、硫磺混凝土、醇类、黏合剂、农药、黑色火药、鞭炮等。作为易燃固体，硫磺主要用于制造硫酸、染料和橡胶制品，也应用于医药、农药、火柴、火药和工业陶瓷、建材制品辅助材料等工业部门。 1.2 文献综述 由于生产合成氨的各种燃料中含有一定的硫，因此所制备出来的合成氨原料气中，都含有硫化物，其中大部分是无机硫化物硫化氢（H2S），其次还含有少量的的机硫化物，如二硫化碳（CS2）、硫氧化碳（COS）、硫醇（R—SH）和噻吩（C4H4S）等。原料气中硫化物的含量取决于气化所用燃料中硫的含量。以煤为原料制得的煤气中一般含硫化氢1—6g/ m3 ，有机硫化物0.1—0.8g/ m3 。用高硫煤作原料时，硫化氢高达20—30g/ m3 。天然气、轻油及重油中硫化物含量，因产地不同，差别很大。 原料气中的硫化物，对合成氨生产危害很大，不仅能腐蚀设备和管道，而且能使合成氨生产过程所用的催化剂中毒而失去活性。例如，天然气蒸汽所用镍催化剂，要求原料烃中总硫含量小于0.5cm3 / m3 ，铜锌系低变催化剂要求原料气中总硫含量小于1mg/ m3 ，若硫含量超过上述标准，催化剂将中毒而失去活性。此外，硫是一种很重要的化工原料，应予以回收。因此，原料气中的梳化物，必须脱除干净。脱除原料气中硫化物的过程，称为脱硫。 目前原料气脱硫的 方法 快递客服问题件处理详细方法山木方法pdf计算方法pdf华与华方法下载八字理论方法下载 很多，据统计达四五十种。随着石油化工的发展，还会开发出新的脱硫方法。按脱硫剂的物理形态分为干法（脱硫剂为固态）和湿法（脱硫剂为液态）两大类。 干法脱硫又分为吸附法——以活性炭、分子筛为脱硫剂；接触反应法——以氧化锌、氧化铁等为脱硫剂；加氢转化法——以钴钼为催化剂，先将有机硫转化为H2S，再脱除。干法脱硫具有郊率高、设备简单、操作简单、维修方便等优点。但脱硫反应速度慢，脱硫过程是间歇操作，设备庞大；在脱硫剂使用后期，脱硫效率和阻力变大，脱硫剂阻力变大，脱硫剂再行困难。因此，大型合成厂广泛将此法用于业精细脱硫。 湿法脱硫又分为化学吸收法（按脱硫溶液与H2S发生的反应，又分为中和法如乙醇胺法和氧化法如ADA法、氨水催化法等）、物理吸收法（如低温甲醇洗涤法等）和物理化学吸收法（如环丁砜法等）。湿法脱硫有着明显的优点，即脱硫剂是便于输送的液体、可以再生并能回收硫磺，构成一个连续的脱硫系统。但此法净化度不高，出口含硫量在20——100 cm3 / m3 。当原料气含硫较高时，宜先采用湿法脱去大量的硫，然后串联干法精脱，以达到工艺上和经济上都合理的要求。 这么多湿式氧化法的脱硫方法，如果对它们之间的优缺点都进行比较，是很困难的。传统的中型氮肥厂，以前对改良ADA法和栲胶法用的比较多；对小型氮肥厂，以前对苯二酚法用得较多。对氮肥厂来说，采用什么方法，它有多种因素决定，有半水煤气硫含量高低的问题，有操作费用的问题，有习惯性的问题，有改造资金的问题等等。因此即便有一种方法有明显的优势，他也不一定就很快采用。 1.3 设计任务的依据 本课题是指导老师为提高毕业生设计能力而选定的。 2. 流程 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 的确定 2.1 各脱硫方法对比[2~5] 脱硫方法很多，按脱硫剂物理形态可分为干法和湿法两大类，前者所用脱硫剂为固体，后者为溶液。当含硫气体通过这些脱硫剂时，硫化物被固体脱硫剂所吸附，或被脱硫溶液所吸收而除去。 湿法脱硫主要用于脱除原料气中硫化氢。根据脱硫溶液吸收过程性质的不同，湿法脱硫又可分为化学吸收法，物理吸收法和物理化学吸收法三种。 化学听收法 在化学吸收法中，脱硫溶液与硫化氢发生了化学反应。按反应不同，化学吸收法分为中和法和湿式氧化法。中合法，用弱碱性溶液为吸收济，与原料气中的酸性气体硫化氢进行中和反应，生成硫氢化物而除去。吸收了硫化氢的溶液，在减压、加热的条件下，使硫氢化物分解放出硫化氢，溶液再生后循环使用。中和法主要有烷基醇胺法、氨水法和碳酸法等。湿式氧化法，用弱碱性溶液吸收原料气中的硫化氢，生成硫氢化物，再借助溶液中载氧体（催化剂）的氧化作用，将硫氢化物氧化成元素硫，同时获得副产品硫磺，然后还原载氧体，再被空气氧化成氧化态的载氧体，使脱硫溶液得到再生后循环使用。根据所用载氧体的不同，湿式氧化法主要有蒽醌二磺酸钠法（简称ADA法）、氨水对苯二酚催化法、铁氨法、硫酸锰-水杨法、硫酸锰-水杨酸-对苯二酚法（简称MSQ法）、改良砷碱法和栲胶法等。与中和法相比，湿式氧化法脱硫的优点是反应速度快，净化度高，能直接回收硫磺。目前国内中、小氨厂绝大部分采用湿式氧化法脱硫，因此原料气中有机硫含量高时，变换后气体中硫化氢含量增加，需要经过二次脱硫。 物理吸收法 是依靠吸收剂对硫化物的物理溶解作用进行脱硫的。当温度升高、压力降低时，硫化物解吸出来，使吸收剂再生，循环使用。吸收剂一般为有机溶剂，如甲醇、聚乙二醇二甲醚、碳酸丙烯酯等。这类方法除了能脱硫化氢外，还能脱除有机硫和二氧化碳。生产中往往用这些溶剂，同时脱除原料气中的酸性气体硫化物和二氧化碳。 物理化学吸附法 用环丁砜的烷基醇的混合溶液，脱除原料气中硫化物的过程，属于物理化学吸收过程，称为环丁砜法。溶液中的环丁砜是物理吸收剂，烷基醇胺为化学吸收剂。我国有少数中型氨厂采这种方法脱硫。 干法脱硫是用固体脱硫剂，脱除原料气中硫化物。优点是既能脱除硫化氢，又能脱除在机硫，净化度高，可将气体中硫化物脱除至1cm3/m3以下。缺点是再生比较麻烦或者难以再生，回收硫磺比较困难，设备体积较大，有些为间歇操作，一般只作为脱除有机硫和精细脱硫的手段。在气体中含硫量高的情况下，应先采用湿法除去绝大部分的硫化氢，再采用干法脱除有机硫的残余硫化氢。常用的干法脱硫有氧化锌法、钴钼加氢法、活性炭法、分子筛法等。 目前我国以天然气的轻油为原料的大型氨厂，通常先采用烷基醇胺等湿法，除去天然气或轻油中大部分硫化物。以煤和重油为原料的大型氨厂，用甲醇洗法脱除原料气中的硫化物和二氧化碳等酸性气体。绝大部分中小型氨厂，均采用湿式氧化法脱除原料气中的硫化物，部分厂采用氧化锌等干法脱除残余的硫化物，有铜洗的氨厂，经过湿式氧化法脱硫后不再设置干法脱硫，因为铜洗过程可以除去残余的硫化氢。但近年来，有铜洗的氨厂，在湿法脱硫之后，也串接了干法脱硫，这样可以降低铜洗过程中的铜消耗和防止氨合成催化剂中毒。 本课题是采用湿法对水气煤脱硫，主要是采用栲胶脱硫法，栲胶法是我国特有的脱硫技术，是目前国内使用较多的脱硫方法之一。该法主要有矸性栲胶脱硫（以栲胶和偏钒酸钠作催化剂）和氨法栲胶（以氨代替矸）两种。栲胶是由植物的果皮、叶和干的水淬液熬制而成。主要成分是丹宁，由于来源不同，丹宁组分也不同，但都是化学结构十分复杂的多羟基芳香烃化合物组成，具有酚式或醌式结构。 栲胶法有如下优点：（1）栲胶资源丰富，价廉易得，运行费用比改良ADA低。（2）基本上无硫堵塔的问题。（3）栲胶既是氧化剂又是钒的配合剂，溶液的组成比改良ADA法简单。（4）栲胶脱硫液腐蚀性小。（5）栲胶需要熟化预处理，栲胶质量及其配制方法得当与否是决定栲胶法使用效果的主要因素。 2.2 栲胶脱硫法的理论依据 栲胶脱硫是利用碱性栲胶水溶液从气体中脱除硫化氢 ,属于二元氧化还原过程。栲胶是有酚式结构的多羟基化合物,是一种良好的载氧体,又能对多种重金属离子起络合作用。其脱硫反应机理如下: 1) 碱性溶液吸收 H2S 的反应 ： Na2CO3 + H2S = NaHS + NaHCO3 NaHCO3+H2S＝NaHS+CO2+H2O 2) NaHS与偏钒酸钠反应生成焦钒酸钠：硫氢化钠与偏钒酸钠反应生成焦钒酸钠，析出单质硫。 2NaHS + 4NaVO3 + H2O = Na2V4O9 + 4NaOH + 2S 3) 将 Na2V4O9 氧化成偏钒酸钠：醌态栲胶氧化四价钒络离子为五价钒络离子使钒络离子恢复活性而醌态栲胶被还原为酚态栲胶失去活性。 4) 还原态栲胶的氧化：酚态栲胶被氧化获得再生，同时生成H2O2。 H2O2+NaHS＝H2O+S+NaOH 此外 ,在生产中还有生成硫代硫酸钠的副反应: 2NaHS + 2O2 = Na2S2O3 + H2O 2Na2S2O3 + 3O2 = 2Na2SO4 + 2SO2 4H2O2+2NaHS＝5H2O+Na2S2O3 2NaOH+Na2S2O3+4H2O2＝2Na2SO4+5H2O 2.3 工艺流程方框图 3. 生产流程的简述 3.1 简述物料流程 3.1.1气体流程 半水煤气从造气车间出来后，经过洗涤塔除尘、降温，水封后，从脱硫塔的底部进入塔内，脱硫液从塔顶喷淋而下，水煤气与碱性栲胶溶液在塔内逆向接触，其中的大部分硫化氢气体被溶液吸收，脱硫后的气体从塔顶出来至气柜。 3.1.2溶液流程 从脱硫塔顶喷淋下来的溶液，吸收硫化氢后，称为富液，经脱硫塔液封槽引出至富液槽（又称缓冲槽）。在富液槽内未被氧化的硫氢化钠被进一步氧化，并析出单质硫，此时，溶液中吸收的硫以单质悬浮状态存在。出富液槽的溶液用再生泵加压后，打入再生槽顶部，经喷射器高速喷射进入再生槽，同时吸入足够的空气，以达到氧化栲胶和浮选硫膏之目的。再生后的溶液称为贫液，贫液经液位调节器进入贫液槽，出贫液槽的贫液用脱硫泵打入脱硫塔顶部，经喷头在塔内喷淋，溶液循环使用。再生槽浮选出的单质硫呈泡沫悬浮于液面上，溢流至硫泡沫槽内，上部清液回贫液槽循环使用，沉淀出的硫膏入熔硫釜生成副产品硫磺。 3.1.3硫磺回收流程 再生槽中溢出的硫泡沫经泡沫槽后在离心机分离，得到硫膏，硫膏放入熔硫釜，用夹套蒸汽加热精制，放出做成98%纯度的硫磺锭，离心分离出的母液至富液槽回系统中使用。 3.2工艺的化学过程 水煤气经过洗涤塔进入脱硫塔，脱硫液从塔顶喷淋下来，气液两相在塔里充分接触后,硫化氢被脱硫液吸收，吸收硫化氢的脱硫液在再生槽中氧化再生后解析出单质硫。 栲胶脱硫的反应过程如下： （1）碱性水溶液吸收气相中的H2S，生成HS- Na2CO3+H2S＝NaHS+NaHCO3 2—1 NaHCO3+H2S＝NaHS+CO2+H2O 2—2 （2）硫氢化钠与偏钒酸钠反应生成焦钒酸钠，析出单质硫 2NaHS +4NaVO3 +H2O = Na2V4O9 + 4NaOH ＋2S↓ 2—3 此反应过程中五价钒被还原成四价钒，但是这个反应不能用吹空气的方法倒转回去使钒再生，必须靠氧化态栲胶将四价钒氧化成五价钒，而还原态栲胶则可利用吹空气再生，这便是栲胶脱硫的根本所在。 （3）醌态栲胶氧化四价钒络离子为五价钒络离子使钒络离子恢复活性而醌态栲胶被还原为酚态栲胶失去活性。 2—4 （4）酚态栲胶被氧化获得再生，同时生成H2O2 2—5 2H2O2+2NaOH+Na2V4O9＝4NaVO3+3H2O 2—6 H2O2+NaHS＝H2O+S+NaOH 2—7 式中 ——醌态栲胶 ——酚态栲胶 气体中含CO2、O2及溶液中的H2O2引起的副反应 Na2CO3+CO2+H2O＝2NaHCO3 2—8 2NaHS+2O2＝Na2S2O3+H2O 2—9 4H2O2+2NaHS＝5H2O+Na2S2O3 2—10 2NaOH+Na2S2O3+4H2O2=2Na2SO4+5H2O 2—11 3.3 反应条件对反应的影响 3.3.1 影响栲胶溶液吸收的因素 Ⅰ、溶液组分浓度的影响 栲胶法中含有Na2CO3 、 NaVO3 、 T(OH)O2 ，此外还有生成物S、NaHCO3、Na2S2O3 等，上述组分均影响溶液的吸收。 (1) 溶液中Na2CO3：若Na2CO3过低则吸收H2S不完全，脱硫效果差;若过高则副反应加剧、碱耗大、浪费严重，一般Na2CO3浓度控制在 3～5g/L。 (2) 溶液中NaVO3：若溶液中NaVO3浓度高，析硫快、颗粒小、难分离 ,且碱耗增大;若浓度低，则副反应加剧，Na2S2O3的生成速度加快，易析出矾-氧-硫沉淀。其浓度一般控制在 0.75～1.0g/ L 。 (3) 溶液中T(OH)O2：若T(OH)O2 过少，则脱硫效率低、胶性差、硫颗粒易沉淀、碱矾消耗大、副反应快；T(OH)O2 过多，溶液胶性过强硫粒细、出硫差，一般控制在 1.5～2.0g/L。 (4) 溶液的pH值：溶液的 pH 值过低，不利H2S 的吸收和栲胶的氧化，并降低了氧的溶解度，溶液再生差;pH值过高，则析硫较慢，副反应加快，一般控制在 8.15～9.12。 (5) 总碱度：溶液中的碱度较高时，可提高溶液吸氧能力，有利于再生氧化；但过量的碱不仅增加副反应的发生，同时会使硫的回收困难，硫磺产量下降。故碱度应控制在21.3~31.8g/L。 (6) 溶液中NaHCO3：若溶液中NaHCO3 浓度高，将使pH值升高，对再生吸氧和析硫都不利。 (7) 悬浮硫的影响 溶液中悬浮硫浓度越低越好，若过高则易发生沉淀从而堵塞管道设备，还会影响吸收再生，同时伴有副反应发生。 Ⅱ、吸收塔喷淋密度的影响 　喷淋密度是指吸收塔内单位截面积的溶液循环量。适当提高喷淋密度，不但利于提高气体净化度，还有利于对填料表面和空隙中硫的冲刷；但喷淋密度过高，则会使溶液质量下降，还会导致系统阻力上升。 Ⅲ、液气比的影响 　液气比增加，溶液的循环量增加，可提高气体的净化度，防止H2S过高，易产生矾-氧-硫沉淀；如液气比小，溶液的循环量小，对气体的净化度有影响，同时产生的硫颗粒易沉积在填料环、管道、设备中，时间长易造成脱硫塔塔阻上涨。但液气比过高则溶液在反应罐和再生槽内的停留时间短，不利于析硫和溶液再生。一般液气比控制稍大些即可。 Ⅳ、温度的影响 (1) 半水煤气入塔温度的影响：若半水煤气入塔温度偏低，则煤气中夹带水分分离得好；对栲胶溶液各组分浓度影响小，但温度过低，加剧了气体与溶液的热量交换，会使溶液浓度急剧下降。若半水煤气入塔温度过高，则会使煤气中夹带水分混入溶液，溶液稀释，且易产生溶液夹带，因此，半水煤气的入塔温度应严格控制在 30～35 ℃之间。 (2) 循环系统溶液温度的影响：若循环系统溶液的温度过高 ,则气体的溶解度降低，不利于吸氧和栲胶液的再生，且副反应加剧;若循环系统温度低则H2S 的吸收和析硫反应速度降低，脱硫效率差，因此，溶液温度应控制在38～50℃为宜。 Ⅴ、液位的影响 (1) 脱硫塔底部液位的影响 　脱硫塔底部液位应以系统中的溶液量及循环量为依据，若脱硫塔底液位过低，则易造成气泡夹带，使富液泵不打量;若塔底液位过高，则塔底部空间过小，影响脱硫效果，且易造成满液，因此，应将塔底部液位控制在液位显示的 50 %～60 %为宜。 (2) 循环槽液位的影响 　循环槽液位可根据循环系统中的溶液量及再生槽和脱硫塔等设备内的液位，溶液循环量进行控制，一般情况下以不低于液位显示的 50 %及不高于循环槽放空管口为宜，以保证贫液泵正常工作及避免循环槽内形成真空。 3.3.2 影响溶液再生的因素 溶液的再生是将富液(吸收H2S后的栲胶溶液)变成贫液 (再生后的栲胶溶液) 的过程，主要是T(OH)3被O2氧化成T(OH)O2过程。影响栲胶再生的主要因素有再生温度 ,再生压力，再生槽液位，再生空气量及再生时间。 Ⅰ、温度的影响 　温度高再生速度加快，但副产物增多，硫泡沫发粘，不易分离，且氧溶解度降低，所以应控制溶液温度在 35 ±5 ℃。 Ⅱ、再生压力的影响 　再生槽溶液喷射压力是根据再生槽内硫泡沫的形成和栲胶的氧化情况进行控制的。喷头的开关个数决定了喷射压力的高低，喷射压力越高则空气吸入越多，栲胶再生效果越好，泡沫越易形成，一般不应低于 0.13MPa。另外要注意将所开喷头分散开，尽量保证喷射均匀，以增大反应面积。 Ⅲ、再生槽液位的影响 　再生槽液位是根据再生槽硫泡沫层的厚度和循环系统的液位来进行控制的，通过调节再生槽上液位调节器平衡管的高度调节液位高低。若液位过高 ,则会出现溶液溢流过多，跑液严重，影响正常生产；若液位调节过低 ,则硫泡沫无法溢流 ,随溶液一起进入脱硫塔内，使塔阻升高，不能正常生产。通常以硫泡沫能均匀溢流、泡沫层厚度适宜为基准进行调节。 Ⅳ、再生时间与再生空气量 　再生时间长，则再生空气量大，有利于将还原态栲胶氧化成氧化态栲胶。但是再生时间过长，溶液循环量要减小，有可能导致吸收不好，使脱硫塔出口气体H2S超标 (H2S ≤2mg/ m3)，同时再生空气多，副反应加快，一般可根据煤气量相应地调节再生时间与空气量。 3.4 工艺条件的确定 3.4.1 溶液的组成 根据反应机理、吸收速度以及硫负荷来看，主要由碱液浓度和钒酸盐浓度决定，也就是由栲胶浓度决定，一般都是根据钒酸盐的变化和硫化氢的脱除效率来调整溶液组分和pH值。碱度过高吸收硫化氢过多，钒可能会过度还原。实际上V4+不可能被栲胶降解及时氧化成V5+，当pH>9时，可能会造成V4+的沉淀，引起钒的损失，因此总碱度不宜过高。 pH值对硫化氢吸收和其氧化成元素硫有着相反影响。过高PH值会加大生成硫代硫酸的反应速度。实验证实，脱硫传质过程中，当pH>9时，认为传质过程为气膜控制，pH在8.6~8.9之间时，液膜阻力很明显，pH<8.6时，液膜阻力更加增大，因此pH值宜控制在8.5~9.0之间，栲胶脱硫和ADA一样，在氧化反应中是有氢离子参加的，氢离子的浓度对氧化反应还原电位是有很大影响的，在不同pH条件下，栲胶的氧化还原性能可能是不相同的，因此必须严格控制溶液的pH值。 由于栲胶脱硫溶液是多种氧化还原物质的混合体，电位值又是该混合体氧化还原性的综合体现。因此测量溶液电位尤为重要。溶液电位除与测量溶液的标准电极电位有关外，主要与溶液中各种氧化态和还原态物质的浓度有关。溶液的电位表明溶液的氧化还原能力的大小，反映溶液再生系统溶液再生的好坏，一般控制溶液的电位值在－180mV左右。 3.4.2 喷淋密度和液气比的控制 实验证明在pH较高条件下，加大脱硫塔内的气流速度即增加气量可提高传质系数。而pH值较低时加大溶液量即增大喷淋密度可明显增加脱除硫化氢量。当负荷较低时，喷淋密度影响较小，说明液气比对吸收效果是有影响的，因此，根据生产过程的气量，及时调节溶液循环量，控制喷淋密度和液气比在适宜范围内是非常必要的。适当的液气比一方面可保证气体净化度，防止溶液中NaHS浓度过高而产生硫—氧—钒沉淀，另一方面是使其动力消耗不会增得过高，而致提高生产成本，适宜的液气比在设计中已经确定。 3.4.3 温度 提高反应温度可加快反应速度，对吸收和再生都有利，冬天温度过底生成硫磺的粒子细，硫泡沫很难捕集，所以在喷射再生槽前设有溶液加热器调节溶液温度。但是温度过高，大于50℃就会加快硫代硫酸盐的生成，造成溶液对设备管道的腐蚀。温度超过60℃以后，硫代硫酸盐的生成速度急剧上升。 为使吸收、再生和析硫三者都能顺利进行，溶液温度宜控制在35～45℃。 3.4.4再生空气量 空气的作用是供氧和形成捕集硫粒的气泡。按2H2S+O2=2H2O+S计算，每公斤硫需要1.67M3空气，采用喷射再生的空气量可能要少一些，主要是在喉管中气液接触好，反应激烈，接触时间也少得多，一般再生时间需要30min以上，由于采用喷射再生，12min就满足了工艺要求，但吹风强度大，达到136m3/(㎡·h)。故空气量不宜过大，过大会招致空气中的O2与溶液反应，生成硫代硫酸盐和硫酸盐，使碱耗增加，硫酸盐的积累会造成溶液酸性，导致对设备及管道的腐蚀。 4. 物料衡算和热量衡算 4.1 物料衡算[6-10] 1 基础数据 表4.1 半水煤气成分 组分 N2 CO2 CO H2 O2 体积/％ 19.55 8.77 27.82 43.45 0.4 表4.2 脱硫液成分 组分 Na2CO3 NaHCO3 总碱 总钒 栲胶 浓度（g/L） 5.0 50.6 26.8 0.6 1.5 ⑶ 半水煤气中硫化氢含量 C1=711 mg/m3 ⑷ 净化气中硫化氢含量 C2=1.5mg/m3 ⑸ 入洗涤塔的半水煤气的温度 t1=60℃ ⑹ 出洗涤塔入脱硫塔的半水煤气的温度 t2=45℃ ⑺ 出脱硫塔半水煤气的温度 t3=41℃ ⑻ 入脱硫塔半水煤气的压力 P=0.125MPa（绝压） 2 计算原料气的体积及流量 以每年300个工作日，每天工作24小时，则每小时生产合成氨为： 180000÷（300×24）=25 t/h 考虑到在合成时的损失，则以每小时生产25.5吨计算为基准，所以 nNH3=25500 Kg÷17Kg/Kmol=1500Kmol 则合成NH3所需要N2的物质的量为 nN2= nNH3÷2=750 Kmol 考虑到半水煤气经过洗涤、脱硫、变换等工序到合成的过程中氮气的损失，则损失率以1%计，则半水煤气中氮气的物质的量为 nN2 =750 ×（1+1%）=757.5 Kmol 所以原料气中N2的体积为 VN2=22.4Nm3/Kmol×757.5 Kmol=16968 Nm3 根据原料气中各气体的体积比，则其它气体的体积为 VCO2=8.77÷19.55×VN2= 7611.73 Nm3 VCO=27.82÷19.55×VN2=24145.77 Nm3 VH2=43.45÷19.55×VN2=37711.49 Nm3 VO2=0.4÷19.55×VN2=347.17 Nm3 则总气体的体积V= VN2 +VCO2 +VCO +VH2 +VO2 =16968Nm3+7611.73Nm3+24145.77Nm3+37711.49Nm3+347.17 Nm3 =86784.16Nm3 根据气体方程，将0℃、101.325KPa下的体积换算成125KPa、45℃时的体积V0 V0=101.325×86784.16×(273.15+45)/(125×273.15) m3=81936.57m3 则进入脱硫塔的气体的流量为G=81936.57m3/h 3 根据气体中 H2S的含量计算H2S的质量 入脱硫塔中H2S的质量：m1=711mg/m3×81936.57m3 =58.26Kg 根据设计要求，出塔气体中H2S的含量为1.5~2mg/m3,取出塔气中H2S的含量为1.5 mg/m3，则塔的脱硫效率是η=（711－1.5）/711×100%=99.8.%. 由于原料气中H2S的含量低，故在脱硫的过程中原料气进入脱硫塔和出脱硫塔的体积流量视为不变，则出塔气体的流量W0≈81936.57m3/h 所以出塔气中H2S的质量为m2 =1.5mg/m3×81936.57m3 =0.123 Kg 故在脱硫塔中吸收的H2S的质量为G1= m1－m2=58.26－0.123=58.137Kg 4 脱硫液循环量的计算 取脱硫液中硫容量为S=100g/m3,根据液气比L/G=(C1-C2)/S 式中：C1为进脱硫塔气体中硫化氢的含量，g/m3 C2为出脱硫塔气体中硫化氢的含量，g/m3 S为硫容量，g/m3 L为脱硫液的循环量，m3/h G为进脱硫塔气体的流量，m3/h 则液气比为L/G=(0.711－0.0015)/100=0.0071 脱硫液的循环量L=0.0071×81936.57=581.75m3/h 因脱硫液在循环中有损失及再生率为95%，取损失率为10% 则液体的循环量为LT=L（1+10%）=581.75×（1+10%）=639.93m3/h 5 生成Na2S2O3消耗的H2S的质量G2，Kg/h 取Na2S2O3的生成率为H2S脱除量的8%，则 G2 =58.137×8%= 4.65 Kg/h 6 Na2S2O3的生成量G3，Kg/h 2H2S~ Na2S2O3 G3 = G2MNa2S2O3/(2MH2S) 式中MNa2S2O3 ——Na2S2O3的分子量 MH2S ——H2S的分子量 G3 =4.65×158/（2×34）=10.8 Kg/h 7 理论硫回收量G4，Kg/h G4=（G1-G2）× MS/MH2S 式中MS ——硫的分子量 G4=（58.137－4.65）× 32/34=50.34 Kg/h 理论硫回收率，ψ=G4/G1 ψ=50.34/58.137×100%=86.58% 8 生成Na2S2O3消耗的纯碱量G5，Kg/h G5=G3MNa2CO3/MNa2S2O3 式中MNa2CO3——Na2CO3的分子量 G5=10.8×106÷158=7.25Kg/h 9 硫泡沫生成量G6，Kg/m3 G6=G4/S1 式中S1——硫泡沫中硫含量，kg/m3,取S1=30kg/m3 G6=50.34kg/h÷30kg/m3=1.67m3/h 10 入熔硫釜硫膏量 G7=G4/S2 式中 S2——硫膏含硫量，取S2=98%（质量分数） G7=50.34÷98%=51.37Kg/h 表4.3 物料衡算表（以每小时计）： 入脱硫塔气体流量 81936.57m3 出脱硫塔气体流量 81936.57m3 脱硫液循环量 581.75m3 硫泡沫生成量 1.67m3 硫化氢吸收量 58.137Kg 硫膏量 51.37Kg 消耗的纯碱量 7.25Kg 硫代硫酸钠生成量 10.8Kg 4.2 热量衡算（以0℃为计算基准） 1 基础数据 ①半水煤气的平均式量 M=(28×19.55%)+(44×8.77%)+(28×27.82%)+(2×43.45%)+(32×0.4%)=18.1kg/kmol 半水煤气的密度： ρg=PM / TR=1.25×18.1×102/[(273.15+40)×8.314]=0.869kg/m3 半水煤气的质量流量G0=V0ρg =81936.57×0.869kg/h=71202.88kg/h ② 脱硫液密度计算 用公式：ρL=1.0641－0.000446T（g/cm3） 脱硫液入脱硫塔时的温度T =45℃，则 ρ =1.0641－0.000446×45=1.04403g/cm3=104403kg/m3 入脱硫塔脱硫液的质量流量 W =581.75ρ =607364.45kg/h 脱硫液出脱硫塔是的温度T ≈45℃，则 ρ出L≈ρ 出脱硫塔脱硫液的质量流量 W出L≈W ③ 平均比热容的计算 根据比热容的计算式 Cp=a+bT+cT2，J/(mol·K) 将半水煤气中的各组分的a、b、c值列于表中 物质 CO H2 CO2 N2 O2 a 26.537 26.88 26.75 27.32 28.17 b/10－3 7.6831 4.347 42.258 6.226 6.297 c/10－6 －1.172 －0.3265 －14.25 －0.9502 －0.7494 表4 例如在60℃的比热容： CO: Cp=26.537+7.6831×10-3×(273.15+60)－1.172×10-6×(273.15+60)2=28.967KJ/(kmol·K) H2: CP=26.88+4.347×10-3×(273.15+60)-0.3265×10-6×(273.15+60)2=28.292 KJ/(kmol·K) CO2: CP=26.75+42.258×10-3×(273.15+60)-14.25×10-6×(273.15+60)2=40.832 KJ/(kmol·K) N2: CP=27.32+6.226×10-3×(273.15+60)-0.9502×10-6×(273.15+60)2=29.289 KJ/(kmol·K) O2: CP=28.17+6.297×10-3×(273.15+60)-0.7494×10-6×(273.15+60)2=30.275KJ/(kmol·K) 平均比热容 Cpm=ΣYi×Cpi 式中 Yi​——各气体的体积分数 Cpi——各气体的比热容 故半水煤气在60摄氏度的比热容 C60 P=29.78KJ/(kmol·K) 同理： 半水煤气在45摄氏度的比热容 C45 P=29.30KJ/(kmol·K) 半水煤气在41摄氏度的比热容 C41 P=29.30KJ/(kmol·K) ④脱硫液的比热容CP，J/(g℃) CP=3.839+0.00352T 脱硫液的进口温度为41℃，则进口时的比热容 Cp1=3.839+0.00352×41=3.9833J/(g·℃)=3.983 KJ/(kg·℃) 脱硫液的出口温度约为41℃,则出口时的比热容 Cp2≈Cp1 2 洗涤塔热量衡算 ①洗涤塔热负荷Q1，KJ/h Q1=G0(C60 Pt1－C45 Pt2) 式中 G0——入洗涤塔半水煤气量 Q1=71202.88/18.1×（29.78×60－29.30×40）=2.394×106KJ ②冷却水消耗量W3，m3/h W3=Q1/（CH2O·Δt） 式中 Δt——冷却水温升，取Δt=5℃, CH2O=4.2KJ/(Kg℃), ρ=1000Kg/m3 W3=2.394×106/（4.2×1000×5）=114m3/h 3 硫泡沫槽热量衡算 ①硫泡沫槽热负荷，KJ Q2=VFρFCF（t3－t4） 式中 VF——硫泡沫体积，m3，VF=G6=1.67m3 ρF——硫泡沫密度，kg/m3, ρF =1100kg/m3 CF——硫泡沫比热容，KJ/（kg·℃）, CF=3.68 KJ/（kg·℃） t3——槽中硫泡沫末温，℃， t3=64.5℃ t4——槽中硫泡沫初温，℃， t4=41℃ Q2=1.67×1100×3.68×（64.5－41）=1.588×105KJ ②蒸汽消耗量W4，kg/h W4=Q2/r1 式中 r1——130℃蒸汽的液化热，KJ/kg，r1=2177.6KJ/kg W4=Q2/r1=1.588×105/2177.6=72.92kg 4 熔硫釜热量衡算 ① 熔硫釜热负荷Q3，KJ/釜 Q3=G8CSρS(t5－t6)+0.98G8ρSCh+4λF6(t5－t6) 式中 G8——每一釜硫膏量，m3/釜，设全容积为3m3，熔硫釜装填系数为75%，则G8=3×0.75=2.25m3 CS——硫膏比热容，KJ/（kg﹒℃），CS=1.8KJ/（kg﹒℃） ρS——硫膏密度，kg/m3，ρS=1770kg/m3 t5——加热终温，℃，t5=150℃ t6——入釜温度，℃，t6=64.5℃ Ch——硫膏的熔融热，KJ/kg，Ch=49.8 KJ/kg λ——熔硫釜向周围空间的散热系数，KJ/（m2·h·℃)，λ=12.56 KJ/（m2·h·℃） F6——熔硫釜表面积，m2，F6=10m2 4——熔一釜所需时间，h 0.98——硫膏中含硫膏98% G8CSρS(t5－t6)表示硫膏升温吸收热量；0.98G8ρSCh 表示硫膏熔融吸收热量；4λF6(t5－t6)表示向环境散热量。 Q3=2.25×1.8×1770×(150－64.5)+0.98×2.25×1770×49.8+4×12.56×10×(150－64.5) =850223.88KJ/釜 ②蒸汽消耗量，W5，KJ/釜 W5=Q3/r2 式中 r2——130℃蒸汽的液化热，KJ/kg， r2=2177.6KJ/kg W5=850223.88/2177.6=390 Kg/釜 表4.4 热量衡算表： 收入KJ/kg 支出KJ/kg 洗涤塔 (/h) 半水煤气带入的热量G0C60 Pt1 7.02×106 半水煤气带出的热量 4.626×106 冷却水吸收的热量 2.394×106 总 和 7.02×106 总和 7.02×106 硫泡沫槽(/h) 脱硫液带入的热量 2.77×105 脱硫液带出的热量 4.35×105 蒸汽冷凝放出的热量 1.588×105 总和 4.35×105 总和 4.35×105 熔硫釜/（釜） 硫膏带入的热量 4.624×105 硫膏带出的热量 1.302×106 蒸汽冷凝放出的热量 8.502×105 环境吸收的热量 0.107×105 总和 1.3126×106 总和 1.3126×106 5. 设备计算及选型 5.1 脱硫塔的设计计算[11-19] 脱硫吸收塔采用填料塔，填料为 76×76×2.6聚丙烯鲍尔环，公称直径为76cm，空隙率为ε=0.92，比表面积为α=72.2m2/m3,采用乱堆的方式。 5.1.1 塔径计算 （a）利用泛点速度计算图求液泛速度 　首先根据液体质量流速（L，Kg/h）、气体质量流速（G，Kg/h）、气体密度（ρg，Kg/m3）、液体密度（ρL，Kg/m3），用泛点速度计算图横座标的式子算出数据，以此数据查出“泛点速度计算图”的纵座标上的数据，再用纵座标上的式子，求解出泛点速度W0（m/s）。 HYPERLINK "file:///F:\\脱硫\\脱硫方法.files\\200569155958121.gif" \o "点击图片看全图" \t "_blank" INCLUDEPICTURE "F:\\简历\\My Documents\\temp\\Temporary Internet Files\\Content.IE5\\DU7L257C\\脱硫\\脱硫方法.files\\200569155958121.gif" \* MERGEFORMAT 图一 图中 W0——液泛速度，m/s； L——液体质量流速，kg/h； G——气体质量流速，kg/h； ρL——液体密度，kg/m3 ρg——气体密度，kg/m3； α——填料比表面积，m2/m3 ε——填料空隙率，%； μ——液体粘度，mPa·S，μ=0.837 mPa·S g——重力加速度，m/s2 对于本系统： （L/G）1/4（ρg/ρL）1/8 =[(484.13×1044.03)/(0.869×61988.94)]1/4(0.871/1045.81)1/8=0.72123 由图可读出对应纵坐标为0.0664 即：W2 0/g(α/ε3)( ρg /ρL ) μ0.2 =0.0664 所以,W0=[0.0664g(ε3/α)(ρL/ρg)/ μ0.2]1/2=[0.0664×9.81×（0.923/72.2）×（1044.03/0.869）/0.8370.2]1/2=2.957m/s （b）利用泛点速度W0，算出操作气速W1，m/s 取空塔气速为泛点速度的45%，则实际空速为u=0.45W0=.1.331m/s泛据 （c）根据操作态的每小时气体处理量算出塔径D，m 　　 D = 　　 式中：D——吸收塔直径，m； 　　　　 VS——气体的体积流量，m3/s D=[4×61988.94÷3600÷(3.14×1.331)]1/2=4.06m 圆整后D取4.2m 5.1.2 填料高度计算 （a）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A=20； 　　　　 W——吸收塔操作气速，m/s； Na——溶液中Na2CO3含量，g/L； 　　　　　 B——吸收过程液气比，L/m3。 KG=20×1.3311.3×5.00.1×（484130/61988.94）﹣0.01=33.38Kg /（m2·h·atm） （b）计算吸收过程平均推动力ΔPM, atm 　　　　 ΔPM=[（P1－ P1*）－（P2－P2*）] / ln[（P1－P1*）/（P2－P2*）] 　　式中：P1——吸收塔入口气相H2S分压，atm； 　　　　　P2——吸收塔出口气相H2S分压，atm； P1 =（40.92/34）/（53868.39/18.1）×1.25=5.055×10-4 atm P2 =（0.086/34）/（53868.39/18.1）×1.25=1.062×10-6 atm 　　 P1*，P2*——吸收塔入、出口H2S分压，atm，溶液中H2S含量很低，可以忽略， P1* = P2* =0。 ΔPM =（5.055×10-4 －1.062×10-6 ）/ ln[（5.055×10-4）/（1.062×10-6）] = 8.182×10-5 atm （c）计算传质面积FP，m2 　　　 FP= G1 /（KG×ΔPM） 　　式中：G1—— H2S脱除量，Kg/h； 　　　　　KG——传质系数，Kg /（m2·h·atm）; 　　　　 ΔPM——吸收过程平均推动力，atm。 　 FP= 43.98/（33.38×8.182×10-5）=16103.097m2 （d） 根据以上数据计算出填料高度 　　 HP= FP / (0.785D2×a)   　　式中 a——填料比表面面积  　 HP= 16103.097 / (0.785×4.22×72.2)=16.1m 取HP=17m 填料分两段，上段8㎝下段9㎝. 5.2喷射再生槽的计算　　 5.2.1 槽体计算 （a）再生槽直径计算 　　再生槽直径计算可用下式计算： 　　　 D1=（GA / 0.75Ai）1/2 　　式中: Ai——吹风强度，m3/（h·m2），取Ai =70 m3/（h·m2）； 　　　　 D1——槽体直径，m； 　　　　 GA——空气量，m3/h。 　　而空气量用下式计算： 　　　 GA=LT×Ci 　　式中: Ci——喷射器抽吸系数，m3/ m3；Ci=2.4 m3/ m3 　　　　　 LT——溶液循环量，m3/h。 　　　 GA=484.13×2.4=1162 m3/h 　 D1=（1162/ 0.75×70）1/2=4.70m 　（b）计算再生槽扩大部分直径D2，m 　　　　　 D2=0.4+D1 　 D2=0.4+4.70=5.10m 　（c）计算再生槽高度HT，m HT= H1 + H2 + H3 　　 H1 ——再生槽有效高度，m； 　　　 H2 ——喷射器出口到槽底距离，取H2 =0.5m; 　　　 H3 ——扩大部分高度，取H3=1.5m; 　　 再生槽有效高度H1下式计算: 　　　 H1 =(LT×τ)/（0.785D12×60） 　　 式中: τ——溶液在再生槽内停留时间，min，一般取τ=13min； 　　　　 LT——溶液循环量，m3 / h； 　　　　 D1——槽体直径，m 0.785—— /4 再生槽有效高度H1 =(484.13×13)/（0.785×4.702×60）=6.05m 再生槽高度HT= 6.05+ 0.5 +1.5=8.05m 5.2.2 喷射器计算 （a）喷嘴计算 　　 喷嘴个数（n）确定： 　　　 n= LT / Li 　　 式中：Li——每个喷射器溶液量，m3/h，取Li =40m3 / h; 　　　　　 LT——溶液循环量，m3 / h。 n= 484.13/