硫酸铵毕业设计(共59页).docx

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1、精选优质文档-倾情为你奉上设计说明对于这次的设计，对焦炉煤气的处理采用半负压操作系统，煤气的初冷采用的是横管式间接初冷器。首先，概述了煤气初步冷却的目的意义，介绍了鼓风冷凝工段的工艺流程，常用的初冷工艺及工艺流程中的常用设备，并对鼓冷工段进行了物料衡算和热量衡算。通过热量衡算和物料衡算确定了设备的选型。其次，采用喷淋式饱和器生产硫酸铵的工艺，并以饱和器母液生产粗轻吡啶。最后，对脱硫和苯回收工艺作说明。同时也对介绍了用硫酸法吸收氨制取硫酸铵的工艺，并对硫酸吸收氨的工艺原理及注意事项做了一些说明，以及对硫酸铵生产工艺的物料衡算和热量衡算，硫酸铵生产的主设备及辅助设备的设计计算。回收轻吡啶的中和器的

2、物料衡算也进行了相应的设计。关键词：横管式初冷器 物料衡算 硫酸铵 饱和器专心-专注-专业Design descriptionIn this design, the coke oven gas treatment using a vacuum operating system, the gas primary cooling is used in horizontal pipe type indirect cooling device. First, an overview of the gas primary cooling purpose and meaning, introduced t

3、he blast condensation process flow, commonly used primary cooling process and process used in the equipment, and the drum cooling section for the material balance and heat balance. By heat balance and material balance calculation to determine the selection of equipment. Secondly, using the spray typ

4、e saturator for ammonium sulfate production process, and to the saturator liquor production of light pyridine. Finally, on the desulfurization and benzene recovery process for. At the same time also introduced by sulfuric acid method for preparing ammonium sulfate of ammonia absorption process, and

5、the sulfuric acid to absorb ammonia process principle and matters needing attention are described, as well as for ammonium sulfate production process of the material balance and heat balance, ammonium sulfate production of main equipment and auxiliary equipment design. Recovery of pyridine neutraliz

6、er material balance has also made the corresponding design.Key words: cross tube primary cooling device for material balance calculation for ammonium sulfate Saturator绪论 炼焦化学品的回收工艺在近几十年里得到了迅猛的发展，产品越来越多，品种越来越丰富，环保设计日趋成熟，虽然由于石油和天然气的化学加工和合成技术的发展，炼焦化学品受到竞争。但我国是煤炭利用大国，焦炭仍然是重要的工业产品，随着能源危机的近一步扩展以及环境保护的压力，炼

7、焦化学品的回收成为煤炭工业关注的重要对象，为了获得实际的经济回报，各企业不断优化设备，加强环境保护，提倡能源充分利用，使炼焦产品的回收与加工水平迅速提高，更快的实现了煤的高效利用。炼焦化学品种类很多，如炼焦车间的荒煤气，经冷却和吸收处理，可以提取出焦油，氨、萘、硫化氢及粗苯等产品，并且得到净焦炉煤气。煤气的初步冷却：来自焦炉的荒煤气与焦油和氨水沿吸煤气管道至气液分离器，气液分离后荒煤气进入横管初冷器分两段冷却。上段用循环水，下段用低温水将煤气冷却至2122。由横管初冷器下部排出的煤气，进入电捕焦油器，除掉煤气中夹带的焦油雾后，再由煤气鼓风机压送至下一个工段为了保证初冷器的冷却效果，在上段和下段

8、连续喷洒焦油氨水混合液，在其顶部用热氨水不定期进行冲洗，以清除管壁上沉积的焦油和萘等杂质。初冷器上段排出的冷凝液经水封槽流入上段冷凝液槽，用泵将其送入初冷器上段进行喷洒，多余部分送到机械化氨水澄清槽。初冷器下段排出的冷凝液经水封槽流入下段冷凝液槽，加兑一定量焦油和氨水后，用泵将其送入初冷器下段进行喷洒，多余部分流入上段冷凝液槽。焦炉煤气中的氨可以用于制取硫铵，无水氨和浓氨水，硫酸铵是重要的农用肥料，市场有较大的需求量，所以现今大部油和氨水都采用硫酸铵工段来回收煤气中的氨。喷淋包和器分为上下两段，上段为吸收室，下段为结晶室。由上个工段来的煤气进入喷淋包和器的上段，分成两路沿包和器水平方向流动。每

9、股煤气均经过数个喷头，用含游离酸的母液喷洒，以吸收煤气中的氨 。两股煤气汇合后从切线方向进入饱和器中心旋风分离部分，除去夹带的酸雾滴，从上部中心出口管离开到下一个工段。喷淋包和器分为上下两段，上段为吸收室，下段为结晶室。由上个工段来的煤气进入喷淋包和器的上段，分成两路沿包和器水平方向流动。每股煤气均经过数个喷头，用含游离酸的母液喷洒，以吸收煤气中的氨 。两股煤气汇合后从切线方向进入饱和器中心旋风分离部分，除去夹带的酸雾滴，从上部中心出口管离开到下一个工段。饱和器的上段与下段以降液管连通，喷洒吸收氨后的母液从降液管流至结晶室底部，不断搅拌母液，使硫铵晶核长大。带有小颗粒的母液上升至结晶室上部，大

10、部分至母液循环泵，少部分至母液加热器，用蒸汽加热使母液温度升高。一方面溶解母液中的小颗粒结晶，减少晶核数量，另一方面保持饱和器内的水平衡（或用煤气预热器维持水平衡），混合后的两部分母液进入大的母液循环泵，送经饱和器的上段进行循环、喷洒。饱和器的上段设满流管，保持液面并封住煤气，使其不能进入下段，母液在上段与下段之间不断循环，使母液中的晶核不断长大，沉降在结晶室底部，用结晶泵抽至结晶槽，经离心分离，干燥后得成品硫铵。虽然吸收与结晶分开，但仍在一个设备内，虽然操作条件不能分别控制，但结晶颗粒的长大，一方面依靠母液的大量循环搅拌，促使结晶颗粒增大，另一方面结晶室的容积较大，有利于晶核的长大，通过自然

11、分级从结晶室的底部可抽出较大的颗粒的硫铵结晶。第一章 焦炉煤气初冷工艺煤气的初步冷却分两步进行：第一步是在集气管及桥管中用大量循环氨水喷洒，使煤气冷却到80-90；第二步再在煤气初冷器中冷却。可将煤气冷却到25-65。煤气的初冷，输送及初步净化，是炼焦化学产品回收工艺过程的基础。其操作运行的好坏，不仅对回收工段的操作有影响，而且对焦油蒸馏工段及炼焦炉的操作也有影响。因此，对这部分工艺及设备的研究都很重视。1.1 煤气的间接冷却工艺煤气在桥管和集气管内的冷却，是用表压为0.15-0.2MPa的循环氨水通过喷头强烈喷洒进行的，当细雾状的氨水与煤气充分接触时，由于煤气温度很高而湿度又很低，故氨水吸收

12、煤气显热并大量蒸发，两者间快速进行着热和质的传递。传热过程取决于煤气与氨水的温度差，煤气将热量传给氨水得以冷却，所传递的热量为显热，约占煤气冷却所放出总热量的10%-15%。传质过程的推动力是循环氨水液面上的水汽分压与煤气中水汽分压之差，氨水部分蒸发，煤气温度急剧降低，以供给氨水蒸发所需的潜热，此部分热量约占煤气冷却所放出总热量的75%80%。另有约占所放出总热量10%的热量由集气管表面散失。由此可见，煤气在集气管内的冷却，主要是靠循环氨水的蒸发通过上述冷却过程，煤气温度由650750降至8286，同时有60%左右的焦油汽冷凝下来。荒煤气在上升管内经氨水喷洒冷却所能达到的最低温度，理论上是其露

13、点温度。在实际生产上，煤气温度高于露点温度1-3。 图1-1上升管、桥管和集气管1集气管；2氨水喷嘴，3无烟装煤用蒸汽入口；4桥管；5上升管盖；6水封阀翻板；7上升管1.2 初冷器冷却初冷器冷却的方法有间接初冷法、直接初冷法和间接-直接初冷法三种。间接初冷法的煤气冷却和净化效果好，为世界各国广泛采用；直接初冷法，冷却水和煤气直接接触，有较好的净化效果，但因设备较多，投资较大，应用不如间接初冷器普遍；间接-直接初冷法是70年代后发展的初冷方法，煤气初冷和净化效果好，但设备多，投资大，未能广泛采用。1.2.1 间接初冷法间接初冷法的工艺流程如图1-2所示。图1-2间接初冷法工艺流程1气液分离器；2

14、间接初冷器；3焦炉煤气鼓风机；4电捕焦油器；5冷凝液槽；6冷凝液液下泵；7、8水封槽；9焦油氨水分离器；10氨水中间槽；11事故氨水槽；12焦油贮槽；13焦油中间槽；14-冷凝液中间槽该流程在我国得到广泛采用。粗煤气与喷洒氨水冷凝焦油等沿吸煤气主管首先进入气液分离器，煤气与焦油、氨水、焦油渣等在此处分离。分离下来的焦油、氨水和焦油渣一起进入焦油氨水澄清槽，经过澄清分成三层：上层为氨水，中层为焦油，下层为焦油渣。沉淀下来的焦油渣由刮板输送机连续刮送至漏斗处排出槽外。焦油则通过液面调节器流至焦油中间槽，由此用泵送至焦油贮槽，经初步脱水后，再用泵送往焦油车间。氨水由澄清槽的上部满流到氨水中间槽，再用

15、循环氨水泵送回焦炉集气管喷洒以冷却粗煤气。这部分氨水称为循环氨水。经气液分离后的煤气进入数台并联的立管式间接初冷器内用水间接冷却。煤气走管间，冷却水走管内。煤气与冷却介质不直接接触，气液两相只是间接传热而不发生传质过程。在初冷器内，煤气中焦油气、水气和萘大部分都冷凝下来，煤气中一部分氨、硫化氢和氰化氢等溶解于冷凝液中，煤气则被净化。粗煤气通过间接初冷器，温度从8085降至2535，经鼓风机送入电捕焦油器除去煤气中的焦油雾后，送往煤气净化的后续工艺装置。由初冷器、焦炉煤气鼓风机和电捕焦油器排出的冷凝液以及由气液分离器下来的焦油氨水和冷凝液，在焦油氨水分离器中沉降分层后所碍的氨水，作为循环氨水送回

16、集气管，剩余氨水送溶剂脱酚装置；煤焦油送入焦油贮槽；焦油渣回配入装炉煤。冷却后的煤气中焦油含量降至1.52g/m3，经鼓风机和电捕焦油器进一步分离后，最终降至0.05g/m3。间接初冷法的主要设备是间接式初冷器。间接初冷器是一种列管式固定管板换热器。在初冷器内，煤气走管外，冷却水走管内。两者逆流或错流通过管壁间接换热，使煤气冷却。间接初冷器有立管式和横管式两种。立管式初冷器如图1-3所示。其换热器竖直放置，壳体截面有圆形、长圆形和方形。换热器管径有38mm、45mm、57mm和76mm几种。折流板与管子同向，折流板间距由热端至冷端逐渐减小，以使煤气流速基本不变。水箱隔板与折流板对应放置，构成图

17、1-3立管式初冷器冷却水与煤气逆流间接换热。上水箱敞开，冷却水自流通过冷却器。这种初冷器结构简单，管内结的水垢便于清扫；但冷却水流速低，传热效果差，煤气中萘的净化不好。图1-3立管式初冷器横管式初冷器如图1-4所示。其换热管与水平面成3角横放，壳体截面为矩形。管板外侧管箱与冷却水管连通，构成冷却水通道，可分两段或三段供水。两段供水是供低温水和循环水，三段供水则供低温水、循环水和采暖水。煤气自上而下通过初冷器。冷却水由每段下部进入，低温水供入最下段，以提高传热温差，低煤气出口温度。在冷却器壳程各段上部，设置喷洒装置，连续喷洒含煤焦油的氨水，以清洗管外壁集结的焦油和萘，同时可以从煤气中吸收一部分萘

18、。横管式初冷器结构复杂，管内积结的水垢难于清扫；但冷却水流速高，传热效率好，冷却后的煤气含萘低，净化好。图 1-4 横管式初冷器1.3 煤气的直接冷却工艺煤气的直接冷却，是在直接式煤气初冷塔内由煤气和冷却水直接接触传热完成的。我国小焦化大都用此流程。由煤气主管来的80-85的煤气，经过气液分离器进入并联的直接式煤气初冷塔，用氨水喷洒冷却到25-28，然后由鼓风机送至电捕焦油器，电捕除焦油雾后，将煤气送往回收氨工段。由气液分离器分离出的氨水，煤焦油和焦油渣，经过焦油盒分离出焦油渣后流入焦油氨水澄清池，从澄清池出来的氨水用泵送回集气管喷洒冷却煤气。澄清槽底部的煤焦油流入煤焦油池，然后用泵抽送到煤焦

19、油槽中，再送往煤焦油车间加工处理。煤焦油盒底部的煤焦油渣人工捞出。初冷塔底部流出的氨水和冷凝液经水封槽进入初冷氨水澄清池，与洗氨塔来的氨水混合并在澄清池与煤焦油进行分离。分离出来的煤焦油与上述煤焦油混合。澄清后的氨水则用泵送入冷却器冷却后，送至初冷塔循环使用。剩余氨水则送去蒸氨或脱酚。从初冷塔流出的氨水，由氨水管路上引出支管至煤焦油氨水澄清池，以补充焦炉用循环氨水的蒸发损失。煤气直接冷却，不但冷却了煤气，而且具有净化煤气的良好效果。据某厂实测生产数据表明，在直接式煤气初冷塔内，可以洗去90%以上的煤焦油，80%左右的氨，60%以上的萘，以及50%的硫化氢和氰化氢。这对后面洗氨洗苯过程及减少设备

20、腐蚀都有好处。煤气的直接冷却是在直接冷却塔内，由煤气和冷却水直接接触传热而完成的。此法不仅冷却了煤气，且具有净化煤气的良好、设备结构简单、造价低及煤气阻力小等优点。但直接初冷工艺流程较复杂，动力消耗大，循环氨水冷却器易腐蚀易堵塞，各澄清池污染也严重，大气环境恶劣等缺点。综上我采用横管式间接初冷器对煤气进行初冷的设计。第二章 初冷工艺的计算2.1 集气管的物料平衡和热计算2.1.1 物料平衡1.物料衡算选用JN60-6型230孔的4.22米焦炉，年设计能力30万吨，炭化室有效容积25.1m3焦炉生产能力的计算式中 36524全年工作时间n每个焦炉组的焦炉个数N每座焦炉的炭化室个数h炭化室的有效装

21、煤高度 ml炭化室的有效装煤长度 mb炭化室的有效装煤宽度 m装煤煤干基堆密度 t(干煤)/一般0.720.75,本设计取0.75 运转周期 取设计结焦时间25hK干煤全焦率，%。一般0.730.77，本设计取0.75K考虑到炭化室检修等原因的减产系数，取0.95全焦含水量（取6%），%。2.煤气总量令其为装煤干煤量，取煤气发生量Mg=25(干煤)则煤气发生量Q=1.07Mg =22.591.0725 =604.281.07焦炉紧张操作系数3、剩余氨水量 1）原始数据 装入湿煤量 配煤水分 10% 化合水 2% 煤气发生量 25(干煤) 煤气初冷器后煤气温度 一般为25-40本设计取30 30

22、时1煤气经过蒸汽饱和后水汽含量0.0351Kg/2)计算 根据煤气初冷系统中的水平衡，可得剩余氨水 t/h= 式中 煤气带入集气管中水量 t/h 初冷器后煤气带走的热量 t/h =341.6410% 341.64（110%）2% =2.96t/h =341.64（1-10%）3400.0351=19.8227 Kg/h=0.0198t/h =2.942t/h2.1.2集气管的热计算通过集气管的热平衡计算已确定蒸发水量M及煤气出口的露点温度。原始数据产品产率（对干煤质量）焦炉煤气 14水分（化合水2.2，配煤水分7.8） 10焦油 4.0粗苯 1.0氨 0.3硫化氢 0.3焦炭 34.7操作指标

23、冷凝焦油质量(占焦油总质量) 60进入集气管的煤气温度 650离开集气管的煤气温度 82焦炉煤气 1.591水汽 2.010苯族烃 1.842氨 2.613硫化氢 2.093焦油的平均气化潜热（KJkg） 331水在80时的汽化潜热（KJkg） 2308循环氨水量的计算以1t干煤作计算基准，煤气在集气管内进行冷却时放出的总热量，可按如下计算求得：煤气放出的显热 27805KJ焦油气放出的显热 焦油器放出的冷凝热 水汽放出的显热 苯族烃放出的显热 氨放出的显热 硫化氢放出的显热 则放出的总热量为：根据热平衡得：KJ因循环氨水蒸发所吸收的热量，所以蒸发水量为：因氨水升温所吸收的热量，则循环氨水量为

24、：所以，以每吨干煤计的循环氨水总量为：70+2572.1=2642.1kg氨水蒸发量占循环氨水总量为：煤气露点温度的确定进入集气管的气态炼焦产品体积为：式中 18,200,83,17,34分别为水，焦油，苯族烃，氨及硫化氢的相对分子质量。集气管内冷凝的焦油气体积为：集气管内蒸发的氨水汽体积为：如果无烟装煤采用喷射蒸汽的方法，则蒸汽量对干煤的质量分数为：单集气管1.5；双集气管3.0。现按双集气管的喷射蒸汽量求得体积为：则离开集气管的蒸汽总体积为：离开集气管的煤气总体积为：集气管出口煤气中蒸汽分压为：由各种温度下焦炉煤气中水蒸气的体积，焓和含量表查得相应的露点温度为81.9.2.2 横管初冷器热

25、量和物料衡算本塔采用三段冷却流程，第一段煤气从82.9冷却到65；第二段从65冷却到45；第三段从45冷却到33。第一段采用58-68的采暖循环水，第二段采用30-42的循环水，第三段采用18的低温冷却水，升温至25。 横管冷却器的计算查表得在82及30时，1m3干煤气经蒸汽饱和后所含蒸汽克数分别为832.8及35.2，因此可求得冷凝的蒸汽量为：416671 从横管初冷器内移走的热量煤气放出的显热：41667式中1.424焦炉煤气在相应温度区间的平均比热容，kJ（m3K）蒸汽放出的显热：2491水的蒸发潜热，kJkg；1.834、1.825水蒸气在相应温度时的比热容，kJ（kgK）。焦油气放出

26、热量（设有85焦油气冷凝下来）：进入横管初冷器的焦油气量为：式中368.4焦油的气化潜热，kJkg；155装煤量（湿煤），th；1.407、1.369焦油蒸气在相应温度时的比热容，kJ（kgK）；8.5配煤水分，。对其余组分及散热损失均略而不计，则放出的总热量为：2 冷却水用量。设冷却水用量为W，则： 每小时1000m3煤气的冷却水用量为：3 传热面积的计算。所需传热面积按下式计算：F=Q/（K）式中，传热系数K按下式计算：现对式中各项意义及对传热系数的影响讨论如下：是由煤气至管外壁的对流给热系数，其值同煤气混合物中蒸汽含量有关，随着蒸汽的冷凝及混合物中煤气所占比例的增加，值迅速下降。在近似计

27、算中，可按下式计算: 上式中的x是煤气混合物中的水蒸气含量（体积百分数）。查表得在82及55时每m3饱和煤气中的蒸汽含量分别为316.2gm3及30.4gm3，即可求相应的平均蒸汽含量为：将求得的x值代入上式，得：是管内壁至冷却水对流传热系数 J/SK (由于水被加热故n取0.4)换热管252.5，设管内水流速为0.7冷却水进口温度,冷却水出口温度，因此平均温度下冷却水物性： 比热：C=4.174kJ/Kgk 导热系数：=0.619动力黏度：=6.04710pa 密度：=995.4 kg/ m则：R= =23045p=4.08故 =0.023R (由于水被加热故n取0.4) =3961J/SK

28、是钢管壁的热阻，=是管内壁水垢层热阻，则传热系数：=581煤气与冷却水之间的平均温度差为：22.9则冷却面积F=Q/（K）=7190煤气1000所需的冷却面积为：，传热面积=1997则冷却水管的总内截面面积 S=0.5 每根水管的内截面面积=3.14=3.14=0.0006需要水管根数n= =833.3 取848根第三章 硫酸铵制取工艺 第三章 硫酸铵制取工艺焦化厂生产的硫酸铵是浓硫酸和氨气在饱和器内发生如下化学反应而生成硫铵的。反应方程式：上述反应是放热反应,当用硫酸吸收炼焦煤气中的氨时, ,实际所得的热效应和硫酸铵母液的酸度及温度有关，其值约比理论反应放出的热量少10%左右。 由上述反应方

29、程式可以看出产品硫酸铵既存在着正盐又存在着酸式盐，它们分别以各自的形式存在于生产硫铵的溶液中，而溶液中酸式盐还是正盐各自所占的比主要由溶液的酸度决定，溶液的酸度可以用加入硫酸的数量多少来调节。在饱和器内的酸度控制在1-2%时，生成的硫铵产品主要为正盐当酸度升高时，随酸度的提高而酸式盐含量则提高，饱和器内酸度控制（指母液的酸度）在4-8%时饱和器和母液中同时存在着正盐又存在着酸式盐。但酸式盐比正盐更容易溶于水和稀硫酸，因此，在溶解度达到极限时，在喷淋式饱和器的酸度范围内从溶液中首先析出的是（NH4）2SO4，而-则次出或不出。在喷淋式饱和器内硫酸铵从母液中形成晶体要经历两个阶段：首先是细小的结晶

30、中心-晶核的形成，而后是晶核（或晶体）的长大。通常两个过程同时进行的。即在一定的条件下结晶，若晶核形成的速率大于晶体成长的速率，得到的是小粒结晶。反之，则得到大粒结晶。显然，如控制好此速率，便可控制晶体颗粒的大小，从而可以得到较满意的产品硫酸铵颗粒粒度。由于饱和器内氨和硫铵不断的反应生成硫铵，当硫铵与硫酸达到一定的过饱和程度时，即形成晶核。晶核的成长速度和溶液的洁净程度，溶液的酸度以溶质由液相向固相的传质速率有关，在纯净的母液中，硫铵晶体的生长速度最快，母液中的可溶性杂质对结晶的成长速度和晶核均有不利的影响。传质速率是由硫铵分子从晶体表面上移走晶体热的速率所决定的，而在饱和器内充分搅拌使使母液

31、受到充分的混合，以提高传质速率，同时还可以使饱和器内的母液的酸度和温度均匀，且使洗粒晶体的母液中呈悬浮状态和延长其在母液中的停留时间，均有利于结晶长大。母液内晶体的生长速度随着温度的提高而显著增大。由于晶体各棱面的平均生长速度比晶体沿生长长向速度增长的速度较快，温度的提高还有助于降低晶体的长宽比和形成较好的晶形。同时，由于体积生长的速度随结晶的温度的提高有很大的增长，因而在适当的提高温度的情况下，可把溶液的过饱和程度控制在教小的范围内，从而大大减少针形晶核的形成，但是不是把温度提高的太高，否则会适得其反，饱和器母液的酸度对硫铵结晶的成长也有一定的影响。随着母液酸度的提高（从0到10%的范围内）

32、，大颗粒结晶的产率下降，同时结晶的形状也发生变化，从长宽比小的多面颗粒多数转变为有胶结趋势的细长六角形棱柱形，甚至变形针状。这是因为当其他条件不变的时候母液的介稳区随着酸度的增加而减少，因而不保持有利于晶体成长所必须的过饱和程度。同时，随着酸度的提高，母液的黏度将增大。因而增加了硫铵分子向晶体表面扩散的阻力，阻碍了晶体正常的生长。可见，硫铵晶体的平均粒度是随着母液酸度的提高而减少的。但是，从生产的操作来看，母液的酸度过低也是不允许的。这是因为除了使氨和吡啶吸收不完全外，还同时易使饱和器堵塞，此外，当酸度低于2.5-3.5%时，因母液比重的下降，还易于使泡沫产生，导致操作条件恶化。其流程见图3-

33、1。图3-1喷淋式饱和器法生产硫铵工艺喷淋式饱和器的结构有如下特点：。第一，喷淋式饱和器除氨，充分吸收煤气中氨气，明显解决了氨气对环境污染问题。由于在喷淋室上部没有多个螺旋扇面喷头，形成一定喷角，使喷洒出的硫氨母液均朝向煤气流动方向，通过良好的气液接触，充分吸收煤气中的氨，大大减少了煤气中的氨的含量，明显降低了氨气向自然界的排放，从而收到了保护自然环境的良好效果。第二，设备阻力小，大大降低了风机能耗，明显地增加了经济效益。有效地降低了煤气鼓风机的系统阻力，不仅使风机的运行更加可靠平稳，而且大大降低了风机的能耗，明显增加经济效益。第三，。喷淋式饱和器将吸氨和除酸巧妙地结合在一起，使设备结构更加紧

34、凑，减少了设备重量及占地面积，给基础设施和设备安装检修提供了极大方便。第四，喷淋式饱和器底部带结晶室，有利于硫铵结晶的解决，增大了结晶颗粒，提高了硫铵产品质量和产量，增加了经济效益。第五，喷淋式饱和器采用SUS316L耐酸不锈钢材料制作，设备防腐性能好，使用寿命长，大大延长设备更换周期，减少停产次数，从而明显提高了经济效益。第六，提高了硫铵产品的质量，降低了成本，增加经济效益。下面列举某焦化厂2001年硫铵工段的生产数据，可明显看出质量显著提高。喷淋式饱和器结构见图3-2。图3-2喷淋式饱和器结构图从上述可以看出，喷淋式饱和器的技术性能远远优于其它形式饱和器技术性能。因此，应该加大其开发研制的

35、资金投入，进一步加快研制的进度，尽快投入批量生产，满足国际国内市场的需求第四章 硫酸铵工艺计算4.1物料衡算原始数据焦炉干煤装入量 t/h22.59煤气发生量Mg (干煤)25氨的产率（挥发氨） %0.3初冷器后煤气温度t 30剩余氨水量 t/h2.942蒸氨废水中含氨量 g/l0.05剩余氨水中含氨量 g/l3.5直接用蒸汽量（每蒸馏1稀氨水） kg/250分缩器后氨气温度 t 98饱和器后煤气含氨量 g/0.03硫酸浓度 Wt %78炼焦煤含水量 %124.1.1氨平衡及硫酸用量的计算总氨N饱 和 器N1煤气带入氨N2剩余氨水带入氨N5饱和器耗氨N3饱和器带出氨N4蒸氨废水带出氨由平衡知

36、N = N1N2 = N3N4N5则总氨量 N =0.3%=22.590.3%=0.06777 t/h=67.77kg/h剩余氨水带入氨 N2 =3.5 = 2.9423.5=10.297kg/h干馏煤气带入氨 N1 = NN1=67.7710.298=57.473kg/h干馏煤气带出氨 N3 = 22.59250.3/1000=0.kg/h蒸氨废水带出氨L = 2.+2.0.25=3.67747kg/hN4 = 3.677471000 =0.18387kg/h饱和器耗氨量 N5 = NN3N4 = 67.770.016940.18387=67.57 kg/h由反应原理 硫酸吸收氨反映式：21

37、7 98 13267.569 y x硫氨产量 kg/h硫酸理论耗量 kg/h换算成 98% 硫酸耗量 =194.76/ 78% = 249.69kg/h4.1.2水平衡及母液温度的确定饱和器内的水分主要是煤气和氢气带来的。其余有硫酸带入的水分以洗涤水氨分缩器后氨汽浓度为10%.。洗涤硫氨用水占硫氨质量总重的6%，冲洗饱和器和除酸器带入的水量平均取200kg/h， 饱和器水平衡如下：输入方 输出方 饱 和 器洗涤硫铵水煤气带入水氨气带入水硫铵带入水冲洗水煤气带出水Wt硫铵产品带出水1)带入饱和器的总水量初冷后煤气温度是30起水汽含量为0.0351kg/ m3煤气带入水量 =22.59250.03

38、51=19.82kg/h氨汽带入水量 又N2N4=（N2 N4）10% 得kg/h硫酸带入水 =194.76(1-78%)=42.85kg/h硫酸洗涤用水（扣除硫铵产品带出水）：=249.696%=14.98kg/h冲洗水量 =50kg/h则带入饱和器总水量为Wt= =19.8291.0242.8514.9850 =218.65kg/h2)饱和器煤气分压以上求得的带入饱和器的总水量均应由煤气带走，则由饱和器出去的1煤气应带走的水量为：=0.3872kg/相应的1的煤气中的水汽的体积为=0.4818故混合气中水汽所占的体积比为=32.5 %取饱和器后煤气表压为0.12 MPa，其绝对压力为1.1

39、2 MPa则水蒸气分压为 1.1232.5%=0.364MPa=273mmHg （注：1mmHg=133.322Pa）3）饱和器母液温度的确定饱和器内母液的适宜温度可按母液的最低温度乘以平衡偏离系数来确定。当母液液面上的水汽分压与母液液面上煤气中的水汽分压Pg相平衡即PL = Pg = 54.00mmHg.取母液酸度为6%，由焦化工艺学（中国矿业大学出版社）图9-3可得，饱和器的最低温度为40。因母液内水的蒸发需要推动力（P=Pl-Pg），还由于煤气饱和器中停留时间短，气液两相的水汽分压不可能达到平衡，所以实际上母液液面上的蒸汽分压为 PL = KPg式中 K平衡偏离系数（其值为1.31.5）

40、 当K=1.5时 PL = 1.5273=409mmHg由PL=81 mmHg由焦化工艺学（中国矿业大学出版社）图9-3可知，酸度为9 %，其适宜的操作温度为54。在实际生产中，母液温度为50554.2热平衡及煤气预热器出口温度的计算为了确定是否需要向饱和器补充热量和煤气的预热温度，须对饱和器进行热平衡计算。 饱和器平衡如下：输入方 输出方饱 和 器循环母液带入热量反应热回流母液热量洗涤水带入母液硫酸带入热量氨汽带入热量煤气带入热量煤气带出热量结晶母液带出热量循环母液带出热量热损失1)输入热量煤气带入饱和器的热量，由煤气带入热量，水汽带入热量和氨带入热量三部分组成。干煤气带入的热量= Mg 1

41、.47t=22.59251.47t=830.18tKJ/h式中 干煤气带入热量 KJ/h 1.47干煤气的比热 KJ/h t 煤气的预热温度 水汽带入热量=（2491.31.83t） =19.82(2491.31.83t) =49377.56636.27t式中 水汽带入的热量 KJ/h 24913水在0时蒸汽潜热 KJ/Kg 18308间的比热 KJ/(KgK)氨带入热量 =2.11=57.4732.11t=121.27t式中 氨带入的热量 KJ/h 211氨的比热 KJ/(KgK)煤气中所含的苯族烃，硫化氢及其它组成所带入的热量，可忽略不计，至于吡啶碱类，当吡啶装置未生产时，在饱和器中被吸收

42、的量极少，也不予考虑。则煤气带入饱和器的总热量为= =830.18t49377.56636.27t121.27t=49377.56+987.7t2)氨汽带入的热量 氨汽带入的热量由氨带入的热量和水汽带入的热量两部分组成。氨带入的热量=（N2-N4）2.1398 =(10.297-0.18387)2.1398 =2111.027KJ/h式中 2.1398时氨的比热 KJ/(KgK)水汽带入的热量=(2491.31.8398) =91.02(2491.31.8398) =.65KJ/h则氨汽带入的热量= =.92KJ/h3)硫酸带入的热量=1.88E=249.691.8820=9388.344KJ

43、/h式中 1.88浓度为78%硫酸的比热E硫酸的平均温度4）洗涤水带入的热量（包括洗涤结晶和冲洗设备的水，水温为60）Q4=(W4+W54.1860) =(14.9850)4.1860=16296.98KJ/h式中 4.1860时水的比热 KJ/(KgK)5）回流母液带入的热量 回流母液带入的热量即结晶槽和离心机返回母液带入的热量，回流母液温度应不低于饱和器内温度10左右。一般为45，回流母液量为硫铵产量的10倍，则=2.684510X=2.684510262.33=.98KJ/(KgK)6)循环母液带入的热量取硫酸铵产量的50倍母液温度取50。Q6=2.685050X=2.685050262.33=KJ/h7）化学反应热硫酸的中