饱和器法生产硫酸铵回收氨

《饱和器法生产硫酸铵回收氨》由会员分享，可在线阅读，更多相关《饱和器法生产硫酸铵回收氨（47页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、煤化工运用生产技术中，炼焦是应用最早的工艺，并且至今仍然是煤化工工业的重要构成部分。炼焦重要产品是生产炼铁用焦炭，同步生产焦炉煤气、苯、萘、蒽、沥青以及碳素材料等产品。在炼焦过程中，煤中的氮有1.2%1.5%与芳香烃发生化合反映生产吡啶盐基。其生成量重要取决于煤中氮含量及炼焦温度。一般在煤气初冷器后煤气含吡啶盐基约为0.40.6 g/m3，其中轻吡啶盐基约占75%85%。回炉煤气中吡啶盐基含量约0.020.05 g/m3，即回收率达90%95%。本设计采用饱和器法生产硫酸铵回收氨。对于饱和器法生产硫酸铵的工艺，煤气经鼓风机和电捕焦油器之后进入预热器，然后进入饱和器。煤气穿过饱和器在除酸器分离出

2、液滴后，去脱硫或粗苯回收段。结晶母液用泵从饱和器底部送至结晶槽，沉淀出结晶后满流母液回到饱和器。结晶经分离器，干燥器成为硫酸铵成品。目录第一章 总 论61.1 概述61.2 文献综述61.2.1 用硫酸回收氨的生产工艺原理71.2.2 从硫酸铵母液中制取粗轻吡啶工艺原理81.3 设计条件及规定101.4 工艺流程的拟定11第二章 回收氨的工艺流程12第三章 硫酸铵生产的影响因素及其控制143.1 母液酸度143.2 母液温度153.3 母液搅拌163.4 离心分离和水洗163.5 杂质183.6 晶比19第四章 回收氨时物料平衡和热量平衡的计算204.1 物料衡算204.1.1氨的平衡及硫酸用

3、量的计算和硫酸铵产量的计算204.1.2 水平衡及母液温度的拟定214.2 热量衡算234.2.1输入热量234.2.2 输出热量26第五章 硫酸铵生产的主设备计算285.1 饱和器285.2 除酸器305.3 干燥器325.4 结晶槽37第六章 中和器法提取粗轻吡啶工艺流程39第七章 影响粗轻吡啶生产的因素及其控制417.1 吸取阶段417.2 中和及粗轻吡啶分离阶段42第八章 中和器的物料平衡工艺计算438.1 母液解决量438.2 分凝器后氨气分派给中和器的质量分数44第九章 回收粗轻吡啶的重要设备计算459.1 中和器459.2 冷凝冷却器469.3 沉淀槽46第十章 设计一览表47参

4、照文献48设计体会与收获49道谢50第一章 总论1.1概述炼焦化学产品在国民经济中占有重要的地位，炼焦化学工业是国民经济的一种重要部门，是钢铁联合公司的重要构成部分之一，是煤炭的综合运用工业。煤在炼焦时，除有75%左右变成焦炭外，尚有25%左右生成多种化学产品及煤气。在高温炼焦过程中，炼焦煤中所含的氮有10%12%转变为氮气，约60%残留于焦炭中，有15%20%生成氨，有1.2%1.5%转变为吡啶盐基。所生成的氨与赤热的焦炭反映则生成氰化氢。在煤气通过集气管和初冷气冷却后，吡啶盐基发生重新分派，一部分高沸点的吡啶盐基溶于煤焦油氨水，沸点较低的吡啶盐基几乎所有留在煤气中。氨则分派在煤气和剩余氨水

5、中，初冷器后煤气中含氨约46 g/m3。纯态的硫酸铵为无色长菱形晶体，焦化厂生产的硫酸铵，因混有杂质而呈现浅的绿色、蓝色、灰色，多为片状、针状甚至粉末状结晶。硫酸铵的密度1766kg/cm3(20oC)，其结晶热为10.87kJ/mol。硫酸铵易吸潮结块，易溶于水，其水溶液呈弱酸性，1%的溶液pH为5.7。粗煤气中氨氮占煤种氮的15%20%，吡啶盐基氮占煤中氮的1.2%1.5%。无水氨重要用于制造氮肥和复合肥料，还可用于制造硝酸，多种含氮的无机盐，磺胺药，聚氨酯，聚酰胺纤维及丁靑橡胶等，此外还常用做制冷剂。1.2文献综述在氨及粗轻吡啶的回收工艺中，用硫酸吸取焦炉煤气中的氨生产硫酸铵按煤气中氨与

6、硫酸母液接触的方式不同，分有三种：半直接法、间接法和直接法，其中应用最广泛的是半直接法。半直接法：将焦炉煤气一方面冷却至2535，经鼓风机加压后，再经电捕焦油器除去煤焦油雾，然后进入硫酸铵饱和器内与硫酸母液充足接触生成硫酸铵，同步将初冷时生产的剩余氨水进行蒸馏，蒸出的氨也通如饱和器内与硫酸接触，氨被硫酸吸取生成硫酸铵。间接法：经初冷器后的煤气在洗氨塔内用水冼氨，将得到的稀氨水与冷凝工段来的剩余氨水一起送入蒸氨塔蒸馏，蒸出的氨气所有进入饱和器被硫酸吸取生成硫酸铵。此法消耗大量的蒸汽，并且蒸馏设备较庞大，生产上应用受到一定的限制。直接法：由集气管来的焦炉煤气经初冷器冷却到6070，进入电捕焦油器除

7、去煤焦油雾。然后进入饱和器，煤气中的氨被硫酸吸取而生成硫酸铵。煤气离开饱和器后，再冷却到合适的温度进入鼓风机。硫酸铵生产按采用的设备不同有饱和器法和酸洗塔法。饱和器法是生产硫酸铵的重要措施，过去多采用鼓泡式饱和器，目前新建和改建焦化厂多采用喷淋式饱和器。1.2.1用硫酸回收氨的生产工艺原理硫酸铵生成的化学原理，硫酸吸取煤气中的氨是迅速的不可逆的化学反映， 实际热效应与母液酸度和温度有关，其值较上述值约不不小于10%。如氨与酸度为7.8%的硫酸铵饱和母液互相作用，其反映热效应如下：温度/47.766.676.1硫酸铵热效应/（J/mol）240883245878249208硫酸过量时，则生成酸式

8、盐： 用适量被氨饱和的限度，酸式盐又可转变为中式盐 溶液中酸式盐和中式盐的比例取决与母液中游离硫酸的含量，这种含量以质量分数表达，称之为酸度。当酸度为1%2%时，重要时中式盐。酸度升高时，酸式盐的含量也随之提高。饱和器中同步存在两种盐时，由于酸式盐较中式盐易溶于水或稀硫酸中，故在酸度不大的状况下，从饱和溶液中析出的只有硫酸铵结晶。由硫酸铵和硫酸氢铵在不同含量的硫酸溶液（60）内的溶解度比较可知，在硫酸不不小于19%时，析出的固体结晶为硫酸铵；当酸度不小于19%而不不小于34%时，则析出的是硫酸铵和硫酸氢铵两种盐的混合物；当酸度不小于34%时，得到的固体结晶全为硫酸氢铵。1.2.2从硫酸铵母液中

9、制取粗轻吡啶工艺原理吡啶是粗轻吡啶中含量最多，沸点最低的组分，故以吡啶为例来论述回收的基本原理。吡啶具有弱碱性，与酸发生中和反映生成相应的盐。在饱和器或酸洗塔中，吡啶与母液中的硫酸作用生成酸式盐或中式盐，发生的化学反映分别为：生成酸式盐 生成中式盐 当提高母液酸度时，有助于生成硫酸吡啶的反映，会有更多的吡啶被吸取下来。硫酸吡啶吡啶不稳定，在母液中重要以酸式硫酸吡啶形式存在，此盐在温度升高时极易离解，并与硫酸铵反映而生成游离吡啶，化学反映如下： 当母液温度提高或母液中硫酸铵含量增多，均能促使酸式硫酸吡啶发生离解，使吡啶游离出来。在一定温度下母液液面上总有相应压力的吡啶蒸汽，使吡啶被煤气带走而形成

10、损失。只有当母液面上的吡啶蒸汽压不不小于煤气中吡啶分压时，煤气中的吡啶才会被母液吸取下来。这两个分压之差越大，吸取反映就进行得越好，则随煤气损失的吡啶就越少。因此，只有持续提取母液中的吡啶，使母液中吡啶含量低于煤气中吡啶分压相平衡的含量，才干使吸取过程不断进行。由以上分析可知，吸取过程好坏重要取决于母液液面上吡啶蒸汽压的大小，母液的酸度，温度及其中吡啶含量等。由表1.1所列数据分析可知，当母液中吡啶含量和母液酸度一定期，母液面上的吡啶蒸汽压随温度升高而增大。当母液温度高于60时，吡啶蒸汽压急剧上升；当母液酸度增长时，吡啶蒸汽压则减少；当母液中吡啶含量增长时，吡啶蒸汽压明显增长。还应指出的是，在

11、分析粗轻吡啶回收时，不要忘掉粗轻吡啶是与硫酸铵工艺净化煤气中的氨同步进行的，而硫酸铵工艺中必须考虑温度对水平衡的影响。因此，温度、酸度等的可调范畴不是很大。表1.1 吡啶蒸汽压与温度等因素的关系母液酸度/%温度/母液中吡啶含量/(g/l)吡啶蒸汽压/母液面上的煤气中的吡啶含量/(g/m3)44444405060708010101010100.5870.6931.8805.79917.7420.0100.0240.0650.2100.61755555405060708010101010100.1470.4271.2263.53210.5440.0050.0150.0430.1230.336根据表

12、1.1数据，经整顿后饱和器母液中粗轻吡啶的最大浓度可按下式估算：式中 -母液酸度，取为6%；-饱和器后煤气中吡啶盐基最大含量。按设计规定，取为0.04 g/m3；t-饱和期内母液温度，取t=55.将有关数据带入上式，即可求得为了保证吸取过程的推动力，需按饱和器后煤气中吡啶盐基的实际含量为的50%来计算，则母液中吡啶容许含量为 当上述计算中其她条件不变时，在不同母液温度下，母液中粗轻吡啶容许含量见表 1.21.3 设计条件及规定设计任务：回收焦炉煤气中氨及粗轻吡啶工艺参数：氨回收：焦炉气解决量m3/h45000氨的产率/%0.3初冷器后煤气温度/30剩余氨水量（t/h）12剩余氨水含氨量(g/L

13、)3.0蒸氨塔废水含氨量(g/L)0.05每蒸馏1m3稀氨水用直接蒸汽/kg100分凝后氨气温度/95硫酸质量分数/%74设计目的：饱和器后煤气含氨量 0.03g/ m31.4工艺流程的拟定用硫酸吸取焦炉煤气中氨生产硫酸铵的措施有半直接法、间接法和直接法，结合这三种措施的长处和缺陷，经和教师讨论，我拟定了运用半直接法即饱和器法生产硫酸铵的措施回收氨。饱和器法生产硫酸铵的措施有鼓泡式饱和器和喷淋式饱和器，鉴于鼓泡式饱和器法比较成熟，教师建议我选用鼓泡式饱和器法生产硫酸铵。第二章 饱和器法回收氨的工艺流程鼓泡式饱和器法硫酸铵生产工艺流程如图2.1所示。煤气经鼓风机和电补焦油之后进入煤气预热器，预热

14、到6070，目的是蒸出饱和器中水分，避免母液稀释。煤气由饱和气的中央管经泡沸伞穿过母液层鼓泡而出，其中的氨被硫酸吸取，形成硫酸氢铵和硫酸铵，在母液中含量分别为40%45%和6%8%。在吸取铵的同步吡啶碱也被吸取下来。 煤气穿过饱和器，在除酸器分理出携带的液滴后，去脱硫或粗苯回收工段。饱和器后煤气含氨量一般规定不不小于0.03g/m3。 饱和器中母液经水管入满溜槽，由此用泵打回到饱和器的底部，这样构成母液循环系统，并在器内形成上升的母液流，进行搅拌。 硫酸铵结晶沉于饱和器的锥底部，用泵将浆液送到结晶槽，在此从浆液中沉淀出硫酸铵结晶，结晶槽满流母液回到饱和器，部分母液送去回收吡啶装置。 含量为72

15、%78%的硫酸自高位槽加入饱和器。除酸器液滴经满流槽泵送至饱和器。 硫酸铵结晶浆液在离心机分出结晶，结晶含水分1%2%，于干燥器中脱水后送去仓库。饱和器的壁上会沉结细的晶盐，增长煤气流动阻力。为此，饱和器需定期用热水和借助于大加酸进行洗涤。第三章 饱和器法回收氨的影响因素及控制3.1母液酸度氨吸取设备内母液的酸度，重要影响硫酸铵结晶的粒度和氨与吡啶盐基的回收率。母液酸度对硫酸铵结晶成长有影响，随着母液酸度的提高，结晶平均粒度下降，晶形也从长宽比小的多面颗粒变为有胶结趋势的细长六角棱柱形，甚至称针形状。这是由于当其她条件不变时，母液的介稳区随着酸度增长而减少，不能保持有助于晶体成长所必须的过饱和

16、度所致。其中介稳区是指晶核在溶液中的溶解度曲线和超溶解度曲线之间的区域。此外，母液酸度对黏度也有影响，其关系图如3.1所示。由该关系图可知，随着酸度的提高，母液黏度增大，增长了硫酸铵分子扩散阻力，阻碍来晶体正常成长。图3.1 母液酸度和黏度的关系但是，母液酸度也不适宜过低。否则，除了氨和吡啶的吸取率下降外，还易导致饱和器堵塞。特别是当母液搅拌不充足或酸度波动时，也许在母液中浮现局部中性区甚至碱性区，从而导致母液中的铁、铝离子形成及等沉淀，进而生成亚铁氰化物，使晶体着色并阻碍晶体成长。此外，酸度过低容易产生泡沫，使操作条件恶化。母液酸度的控制，依所采用的工艺不同而异。饱和器正常操作时的母液酸度为

17、4%6%；喷淋式饱和器正常操作是的母液酸度为3%4%；酸洗塔正常操作的母液酸度为2.5%3%。3.2母液温度母液温度影响晶体成长速度。一般晶体的成长速度随母液温度的升高而增大，且由于晶体各棱面的平均速度比晶体沿长向成长速度增大较快，故提高温度有助于减少长宽比而形成较好晶体。同步，由于晶体增长速度叶变快，故可将溶液的过饱和限度控制在较小范畴内，减小了晶核生成。但是温度也不易过高，温度过高时，虽然因母液黏度减少而增长了硫酸铵分子向晶体表面的扩散速率，有助于晶体长大，但也易因温度波动而形成局部过饱和限度过高现象，促使大量晶核形成。事实上，母液温度是根据器内的水平衡拟定的。如果初冷器后煤气温度较高，硫

18、酸铵洗涤用水量偏大等，为保持器内水平衡，必将提高母液温度。这样不仅影响氨和吡啶盐基的回收率，并且设备的腐蚀加剧，同步影响硫酸铵质量。母液液面上的水蒸气分压取决于母液的酸度、硫酸铵的浓度和温度等因素。酸度为4%和8%的母液温度与母液液面上水蒸气压的关系曲线如图3.2所示，提高母液酸度和母液中硫酸铵的含量以及减少母液的温度时，均会使母液液面上水蒸气压减少。图3.2 酸度4%和8%的母液温度与母液液面上水蒸气压的关系曲线饱和器内母液液面上水蒸气分压与煤气中水蒸气分压相平衡时的母液温度为母液最低温度。但由于煤气在饱和器中停留时间短不也许达到平衡。因此在饱和器内母液合适温度应比最低温度高。一般母液液面上

19、水蒸气分压相称于煤气中水蒸气分压的1.31.5倍，此值称为偏离平衡系数，于此相适应的母液温度即为母液的合适温度。合适的母液温度是在保持在保证母液不被稀释的条件下，采用较低的操作温度，并使其保持稳定均匀。一般母液温度控制在5055.3.3 母液搅拌母液搅拌的目的在于使母液酸度、浓度、温度均匀，并硫酸铵结晶在母液中呈现悬浮状态，以延长其在母液中的停留时间，这有助于硫酸铵分子向结晶便面扩散，对生产大颗粒硫酸铵是有利的，此外也起到了减轻设备内堵塞的作用。国内大部分焦化厂广泛采用木业循环进行搅拌。鼓泡式饱和器用循环泵将满流口排出的木业打入饱和器内的喷射器从而实现搅拌，木业循环量应不不不小于鼓泡式饱和器内

20、母液容积的23倍。几种措施的母液循环量见表3.1.指标鼓泡型饱和器喷淋式饱和器酸洗塔对煤气的液器比23.8156对结晶系统的循环量/结晶抽出（或供应）量约841.6145表3.1 几种措施的母液循环3.4 离心分离和水洗离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量影响很大。规定放入离心机的料浆和料浆的结晶浓度保持稳定，否则离心机转鼓内料层厚度不容易均匀，否则将影响分离效果。洗水温度对产品游离酸含量有影响，见图3.3所示，有图可见，提高离心机的洗水温度，可以提高离心分离效率。用热水洗涤能更好地从结晶表面去油类杂质，并能避免离心机筛网被细小油珠堵塞。因此洗水温度在70以上为宜。图3.3 洗水温度对产

21、品游离酸含量的影响离心机的洗水量对产品质量也有明显影响，影响状况见图3.4所示。有图可见，洗水量应不不小于硫酸铵量的12%。图3.4 离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量的影响3.5 杂质母液中具有可溶性和不溶性杂质。硫酸铵母液内的杂质得种类和含量，取决于硫酸铵生产工艺流程、硫酸质量、工业用水质量、脱吡啶母液得解决限度、设备腐蚀状况及操作条件等。母液中的杂质不仅影响硫酸铵警惕的成长和晶型，并且还使在单位时间内晶体体积总增长量不不小于同一时间内在饱和器中形成的硫酸铵量，引起母液的过饱和限度增长，这不仅使硫酸铵晶体强度减少，同步还会形成大量针状晶核，迅速布满溶液中，破坏正常操作。杂质对晶体成

22、长速率有明显影响，其影响曲线如图3.5所示。在一定的过饱和度下，杂质较多地对生长起克制作用；在极端的状况下，可完全克制晶面的生长。杂质对晶体生长机制的影响有如下几种状况：晶面吸附了杂质或离子后被毒化，不再是生长的活性点，柱型结晶变成针型；吸附看杂志后，晶体生长时需要排除杂质，导致速率下降，晶粒小；杂质的存在使介稳区缩小，导致生成大量晶核。图3.5 母液中的杂质对晶体成长速率的影响母液中的可溶性杂质重要是由酸和水腐蚀产生的铁、铝、铜、铬、铅、锑及砷等的盐类。其多半来自硫酸、腐蚀设备或工业用水带入；此外，随煤气带入的煤焦油雾，优势也会与母液形成稳定的乳浊液附着在晶体表面，制止晶体的成长。不溶性杂质

23、重要是由煤气带入的焦油雾、煤尘等。这些杂质既阻碍硫酸铵结晶的长大，又使硫酸铵着色。 在生产中必须采用措施，减少母液中的杂质，从而才干得到色泽好、粒度大、晶型好的硫酸铵产品。 3.6 晶比晶比系统指悬浮于母液中的硫酸铵结晶的体积对母液与结晶总体积的比例。晶比太大，相应减少氨与硫酸反映所需的容积，不利于氨的吸取；母液搅拌阻力增长，导致搅拌不良；同步晶体间的摩擦机会多，大颗粒结晶易破裂成小颗粒；并且晶比太大也会使堵塞状况加剧。晶比太小，则不利于晶体长大。一般鼓泡型饱和器晶比控制在40%50%,在离心机停车时，晶比也不适宜不不小于20%。喷淋式饱和器晶比控制在35%40%，在正常操作条件下，晶比达到2

24、5%，即启动结晶泵，晶比降至4%停止抽取；酸洗塔结晶器中平均母液结晶质量浓度在45%50%。第四章 回收氨时物料衡算和热量衡算通过氨平衡计算可以拟定硫酸用量和硫酸铵产量;通过水平衡计算可以拟定饱和器母液的合适温度；通过热平衡计算可以拟定饱和器操作过程与否需要补充热量，从而规定煤气预热温度或母液预热温度。计算如下：工艺参数：氨回收：焦炉气解决量/（m3/h）45000煤气发生量/（m3/t干煤）340焦炉干煤装入量/（t/h）45000/340=132.353氨的产率/%0.3初冷器后煤气温度/30剩余氨水量（t/h）12剩余氨水含氨量(g/l)3.0蒸氨塔废水含氨量(g/l)0.05每蒸馏1m

25、3稀氨水用直接蒸汽/kg100分凝后氨气温度/95硫酸质量分数/%74设计目的：饱和器后煤气含氨量（g/ m3）0.03。4.1 物料衡算4.1.1 氨的平衡及硫酸用量和硫酸铵产量的计算煤气带入饱和器的氨量：等于炼焦生成的总氨量与剩余氨水中总氨量之差。 1000*132.353*0.3饱和器后随煤气带走的含量： 由蒸氨塔带入饱和器的氨量： 饱和器内被硫酸吸取的氨量： 硫酸铵的产量（干质量）：式中 132-硫酸铵的相对分子质量； 17-氨的相对分子质量含量为74%的硫酸消耗量： 式中 98-硫酸的相对分子质量氨损失率 4.1.2 水平衡及母液温度的拟定为了使饱和器母液不不被稀释或浓缩，应使进入饱

26、和器的水分所有呈蒸汽状态杯煤气带走。由于煤气通过母液时速度太快，接触时间太短以及接触表面局限性，因此饱和器蒸发水分能力很差。这就更加突出饱和器维持水平衡的重要性。1） 带入饱和器的总水量： 式中 35.2-在30时，1干煤气被水汽饱和后其中水汽的质量，g。氨分凝器后氨气带入的水量： 式中 10%-相称于分缩器后温度为98的氨气浓度硫酸带入的水量： 洗涤硫酸铵水量：取硫酸铵量的8%，离心后硫酸铵的含水2%，故带入的水量为： 冲洗饱和器和除酸器带入的水量：饱和器的酸洗和水洗是定期进行的，洗水量因各厂操作制度不同而异，现取平均200kg/h,则带入饱和器的总水量为：2）饱和器的出口煤气中的水蒸汽分压

27、：带入饱和器的总水量，均由煤气带走，则饱和器的1煤气应带走的水量为： 相应地，1煤气中水蒸气的体积为：混合气体中水汽所占的体积为： 取饱和器后煤气表压为11.77kPa,则水蒸气分压为： 3）母液最低温度的拟定： 根据母液液面上的水蒸气分压等于煤气中的水蒸气分压，运用图可直接查的。若使煤气带走这些水分，必须使母液液面上的水蒸气分压不小于煤气中的水蒸气分压，使之产生蒸发推动力，即。此外，还由于煤气在饱和器中停留的时间短，不也许达到平衡，因此，事实上母液液面上的水蒸气分压应为： 式中 K为平衡偏离系数，其值为1.31.5。当取1.5时，查图3.4得，当母液酸度为4%和8%时，与相相应的母液合适温度

28、分别为51及57时，当酸度为6%时，可取其平均值为54.在实际生产操作中，当吡啶装置不生产时，母液温度为5055；当吡啶装置生产时，母液温度为5560。4.2热量衡算（热平衡以0为基准）4.2.1输入热量热平衡以0为基准，计算假定吡啶装置未投入生产1、输入热量1）煤气带入的热量a干煤气带入的热量： 式中 1.465干煤气比热容， t煤气预热温度，b水蒸气带入的热量：式中 1.8340-80间水蒸汽比热容，。 2491水在0时的蒸发热，。c氨带入的热量： 式中 2.106氨的比热容，。煤气中所含的苯族烃，硫化氢等组分含量少，在饱和器的前后引起的热量变化甚微，故可忽视不计。又因吡啶装置未生产，吡啶

29、基在饱和器中被吸取的很少，也不予考虑。煤气带入饱和器的总热量为： 2）氨气带入的热量： 水蒸气带入热： 则 3）硫酸带入的热量 式中 1.959质量分数为74%硫酸在20时的比热容， 4）洗涤水带入的热量 式中 4.17760时水的比热容，。5）结晶槽回流母液带入的热量 取回流母液温度为45，母液量为硫酸铵产量的10倍，则： 式中 2.676母液的比热容，。6）循环母液带入的热量 取循环母液温度为50，母液量为硫酸铵产量的60倍，则： 式中 2.676母液的比热容，。7）化学反映热a硫酸稀释热（由74%稀释到6%）每硫酸稀释热计算公式： 式中 ，分别为稀释后和稀释前水与酸的物质的量之比： (硫

30、酸质量分数为6%) (硫酸质量分数为74%)则 b.稀与氨气反映生成水溶液的反映热： 式中 195524稀硫酸与氨气反映生成硫酸铵水溶液的反映热J/molc.硫酸铵结晶热 式中 10886硫酸铵结晶热J/mol综上 总输入热量 4.2.2 输出热量1） 煤气带出的热量a 干煤气带出的热量b水蒸气带出的热量 2）结晶母液带出的热量 3）循环母液带出的热量 4）和器散失的热量 式中 a结晶系数，取20.9; F饱和器表面积，（当直径为5m时，F200）； 饱和器壁温度，取45； 大气温度，取-20则：总输出热量 根据热平衡关系则： 得 t69.6实际操作中煤气预热温度控制在6070以上的热平衡计算

31、数据如表4.1所列表4.1热平衡数据表（热平衡以0为基准）热 收 入热 支 出项 目数值项 目数值煤气带入热量3507328+61849.7t煤气带出热量9346889氨气带入热量855108.5结晶母液带出热量2206022硫酸带入热量53563循环母液带出热量12032848洗涤水带入热量70614.7饱和器散失热量271700结晶槽回流母液带入热量1640843循环母液带入热量10938953化学反映热2488881.7合计19555291.9+61849.7t合计23857459第五章 硫酸铵生产的主设备计算5.1 饱和器饱和器用钢板焊制，具有可拆卸的顶盖和锥底，材质最佳采用耐酸不锈钢

32、，否则内壁需衬以防酸层。防酸层可用石油沥青、油毡纸，耐酸瓷砖等规定砌衬。饱和器顶盖内表面及中央煤气管外表面及下段内表面，由于常常接触酸雾和酸液，均需焊铅板衬层。在中央煤气管下端装有煤气泡沸伞，沿泡沸伞整个圆周焊有弯成一定弧度的导向叶片，构成了弧形管道，使煤气均匀分布而出并泡沸穿过母液，以增大气液相接触面积，并使饱和器内上层母液剧烈旋转。泡沸伞浸入母液深层（或称浸没深度）是指泡沸伞煤气出口上缘至饱和器满流口下缘的垂直距离。一般状况下，泡沸伞的浸没深度不不不小于200mm。煤气通过饱和器的阻力重要同浸没深度有关。泡沸伞可用硬铅（85%铅和15%锑合金）浇铸，也可用用镍铬钛不锈钢焊制，或用石棉酚醛树

33、脂制作。为了增大结晶的粒度，采用母液强化循环的措施。液体的搅拌器是作为饱和期的一种构成部分示出的，由供料管和喷嘴构成。饱和器的工作介质是由泵通过液体搅拌器压送的。饱和器的设计定额：煤气进口速度1215m/s；中央管内煤气速度78m/s；环形空间煤气速度0.70.9m/s;泡沸伞煤气出口速度78m/s；根据上述设计定额，针对一定的煤气解决量便可以拟定饱和器尺寸：原始数据：煤气流量45000饱和器前煤气压力17.3kPa饱和器阻力5.53kPa（56 kPa）煤气预热器后煤气温度70(7080)饱和器后煤气温度露点温度50饱和器后煤气温度65除冷器后煤气温度301) 预热器后煤气实际体积V1 式中

34、 1.195-1煤气（标态）在30时为水蒸气饱和后的体积。2) 中央煤气管直径d1取中央煤气管道内煤气流速为u=7m/s。由公式：（出自煤焦化化学产品回收与运用）式中 煤气进口管直径， 实际煤气流速， 选用的煤气温度，则： 3) 煤气进口管直径d2取煤气进口速度为v=12m/s由公式：（出自煤焦化化学产品回收与加工）式中 -煤气进口管直径，m； -实际煤气流量， v-选用的煤气速度，m/s4) 饱和器后煤气的实际体积V2式中 1.348-1 m3煤气（标态）在50为水蒸气饱和后的体积。5) 饱和器直径d3 取饱和器的内环截面上煤气流速为0.8m/s，则环形面积为：饱和器的总截面积为：饱和器的直

35、径为： 6) 饱和器的高度：由煤气规划设计手册可知：煤气在饱和器内的停留时间大概为10S饱和器内的煤气的体积为：； 饱和器内的母液高度始终保持的高度饱和器的总高度为： 7）饱和器的壁厚：设计壁厚按下式计算：采用单面对接焊缝100%探伤考虑钢板厚度负偏差及冲压减薄量，圆整后取厚的钢板作封头，因此塔体壁厚和封头壁厚均取校核罐体与封头水压实验强度的计算由下式式中 mm径向应力MPa则因此水压实验满足强度规定。5.2 除酸器除酸器的作用是捕集饱和器后煤气中挟带的酸滴。旋风式除酸器用钢板焊制，内衬以防酸层。构造图如图5.1。除酸器的设计定额：煤气进口速度不不不小于25m/s；煤气在环形空间旋转运动速度为

36、进口速度的；煤气进口长边与短边之比为2；环形空间宽度等于煤气进口宽度；酸雾颗粒直径为时在环形空间停留时间，根据理论计算需 图5.1 除酸器1、除酸器煤气进口尺寸：取进口煤气速度为25m/s，则煤气进口截面积为： 煤气进口长为b对短边之比为1：2 则，将F值代入得： 2、进口管直径： 进口的、管的煤气速度可取48m/s，现取8m/s，则出口管直径为： 出口管外径为： 式中 0.08壁厚mm 0.005防腐层厚度mm3、除酸器的内径： 除酸器环形空间宽度与煤气进口宽度相等，则除酸器的内径为： 4、出口管在器内部分的高度： 煤气在环形空间旋转运动速度为进口速度的，现取则得： 煤气中酸雾最小颗粒的直径

37、取为，为将其捕集下来，煤气在酸内流过的长度为： 则煤气在器内的回转周数为：当煤气通路宽为0.52m，为20m/s时，则煤气通路的高度为： 出口管在器内部的高度为： 5.3 干燥器沸腾干燥器的作用是将离心机出来的含水质量约2%的硫酸铵水分降至0.2%如下，以防结块，给包装和施肥带来困难。沸腾干燥器如下图，其上部是扩大的圆筒形装置，下部是由隔板提成的加热室。各室均由带孔眼的气体分布板分为为上下两部分。在气体分布板上装有六角形排列的风帽，在风帽间隙中铺有一层直径约为20mm的石英石，其厚度与风帽平。风帽数量因设备大小而异，需能保持热风均匀喷出并形成良好的沸腾状态。对解决能力为3t/h硫酸铵的沸腾干燥

38、器，前室装有39各风帽，后室装有228个，每个风帽上钻有直径为6mm的孔眼6个。湿硫酸铵由螺旋输送机经加料斗送入前室，受到由风帽喷出的热空气作用，立即沸腾分散开开，同步被迅速加热干燥。前室的物料在沸腾分散过程中不断被抛入后室，在后室中进一步沸腾干燥。所蒸发的水分的水分混淆空气进入上部扩大部分后减速，以减少所夹带的细粒结晶，再由抽风机抽出，经旋风分离，将细粒结晶回收，湿空气排入大气。整个沸腾干燥器过程可用于2530s内完毕，干燥效率达95%，产品水分可降至0.1%。沸腾干燥器的设计定额：床面生产强度22.5 ；溢流出口高度400500mm；沸腾层上部空气流速（颗粒平均直径0.40.6mm）1.0

39、1.4m/s；每解决1t硫酸铵需要空气量（空气温度5，相对湿度84%，硫酸铵含水分2%，温度不低于15）1900kg/h。图5.3 沸腾干燥器干燥器的重要尺寸按流态化原理在密相流化床上的应用加以拟定。原始数据：硫酸铵产量1362.8kg/h每天操作时间15h/d进干燥器的硫酸铵含水2%出干燥器的硫酸铵含水0.1%进干燥器的硫酸铵温度15出干燥器的硫酸铵温度68空气温度5空气相对湿度84%加热器后空气温度140（130140）出干燥器的空气温度70（7080）1、 沸腾床最低流态化速度的拟定：当热空气通过干燥器硫酸铵颗粒床层的流速大到使所有颗粒刚好进入悬浮状态时，颗粒与气体间的摩擦力与其质量相平

40、衡，且通过此床的任一截面的压降大体等于在该截面上颗粒和流体的质量，则可觉得床层刚刚流化，并称之为处在临界流化状态的床层。此时最低流态化速度可按下列通用方程式计算： 式中 -固体颗粒平均直径，m。 -气体密度，。 -固体密度，。 -气体黏度，。上式合用的条件是雷诺数，若，则必须对计算进行校正。上式中各项数据计算如下：1）的拟定：设硫酸铵的筛分组分如下表：表5.1 硫酸铵的筛分组分各颗粒直径d/mm2.01.00.50.30.20.1筛分构成x/%0.14234221.00.9 2)的拟定在干燥器内气体的平均温度为，设气流操作压力为3.43KPa，则空气流在实际操作状态下的密度为： 3）硫酸铵结晶

41、真密度 为。4）空气黏度u为。 将上述各值带入式得： 由于Re10，故计算成果不必校正。2、干燥器直径的拟定 干燥器内径气流实际操作速度： 干燥器内平均操作温度及压力下的湿空气体积：按设计定额，干燥器每解决1t硫酸铵（干基）需温度为10，相对湿度为84%的空气1900kg。干燥器的解决负荷（按15h/d）为： 原料含水量： 干燥后残留在硫酸铵中的水量： 则需蒸发的水量：因此：在干燥器内湿空气的体积为： =4399干燥器的沸腾床面积： 3、干燥器溢流口高度的拟定根据计算，固定床物料层高度可取为200mm，则沸腾床层高度（即溢流口高度）为：式中 为固定床空隙率： 为沸腾床空隙率,取0.75则 溢流

42、口高度是控制沸腾床层高度及物料停留时间的重要参数。5.4 结晶槽结晶槽的作用是对具有硫酸铵的母液进行水力选粒。饱和器制取硫酸铵采用的结晶槽型式见图5.1。结晶槽用钢板焊制，内壁衬以防酸层。结晶槽设有伸入设备的选料装置，它由杯形件构成。杯形件内装有向下扩宽的供料管，供料管通入固定在杯形件下端的漏斗。具有结晶的悬浮液沿供料管进入，从漏斗折回，上升到选粒截面。较大的晶粒，图5.4 结晶槽其沉降速度不小于升向选粒截面的液流速度，使经环形件和漏斗之间的环形缝隙排入结晶槽的下部，由此进入离心机。含小粒结晶的母液沿环形杯件上升，经溢流管排入饱和器，使结晶继续长大。选粒截面上的上升流速度是悬浮液中古香含量不不

43、小于30%的流体计算拟定的，约为5cm/s。第六章 中和器法提取粗轻吡啶工艺流程母液从饱和器结晶槽持续不断流至母液沉淀槽中，在此母液进一步析出硫酸铵结晶，并除去浮在母液液面上的煤焦油，然后进入母液中和器。同步从蒸氨分凝器来的10%12%的氨汽，进行中和器泡沸穿过母液层，与母液接触而分解出吡啶。由于大量化学反映放热以及氨气冷凝的冷凝热、氨熔解热等，使中和器内母液温度升高至9599。在此温度下，吡啶蒸汽、氨气、硫化氢、氰化氢、二氧化碳、水汽以及少量油气和酚等从中和器逸出，进入冷凝冷却器，冷却至30左右。冷凝液进入油水分离器，上层粗吡啶流入计量槽，然后放入储槽，下层的分离水则返回中和器。中和器所消耗

44、的氨并未损失，而以硫酸铵的形式随脱吡啶母液由中和器满流而出，经母液净化妆置净化后回到饱和器母液系统。由于吡啶的溶解度比其同系物大得多，故分离水中重要含的是吡啶。分离水返回反映器，既可增大水溶液中铵盐浓度，又可减少吡啶损失。吡啶蒸汽有毒，并具有硫化氢、氰化氢等有毒物质，故提取吡啶系统要在负压下进行。吡啶盐基易溶于水，其因此能与分离水分开，是由于分离水中溶有大量的硫酸铵使分离水呈碱性，具有使吡啶盐基从水中盐析出来的作用，并使分离水与粗轻吡啶的密度差增大。因此，分离水必须返回中和器。图6.1 中和器法提取粗轻吡啶工艺流程图第七章 影响粗轻吡啶生产的因素及控制从焦炉煤气中回收并制取粗轻吡啶的过程，涉及

45、吸取、中和分离两个阶段。7.1 吸取阶段1、饱和器内母液温度 当饱和器内吡啶浓度及母液酸度一定期，母液液面上吡啶的蒸汽压将随温度升高而增大。当温度高于60 oC时，吡啶蒸汽压急剧上升，随之急剧减少了吡啶吸取过程的推动力。因此，饱和期内母液温度不应高于60 oC.还应考虑水平衡与硫酸铵生产互相兼顾。 2、饱和器内母液温度 增大饱和期内母液酸度，有助于生成硫酸吡啶中性盐及母液液面上吡啶蒸汽压下降，吡啶的回收率可得到提高。但母液酸度过大，将影响硫酸铵的粒度和质量。因此，母液酸度的控制应服从硫酸铵生产的需要。3、饱和器母液中吡啶含量及母液解决量的拟定如前所述。55 oC母液中吡啶的最大含量不不小于15

46、.2g/l.如上述条件下，需从饱和器系统引出的母液解决量为 式中 应从煤气中回收的吡啶数量，kg/h. 因此，当母液温度高于55oC时，母液中容许的吡啶含量将随之减少，母液解决量随之增大，用于中和其中游离酸的氨气量也相应增多。在设计中，应装设窥视镜和转子流量计以控制进入中和器的母液量；当母液管道架设露天或其上设有转子流量计时，除保温外，还需设立套管加热器。为了避免结晶随母液进入中和器，母液在进入中和器前必须通过沉淀槽。4、回流母液的碱度回流母液的碱度按游离酸含量来拟定。一般控制在0.350.8g/l,最佳低于0.5 g/l。因母液碱度过大时，可引起母液中形成硫氰化物，强烈腐蚀设备并形成铁盐，致

47、使硫酸铵着色，但母液碱度也不适宜低与0.2 g/l，否则会引起硫酸吡啶不能完全分解。当氨气所有加入中和器时，以调节母液解决量来控制和稳定母液碱度。7.2 中和及粗轻吡啶分离阶段1氨气温度和氨气含量控制氨气分凝器后的氨气温度不不小于或等于98，从而将氨气含量控制在10%-12%。温度的控制除采用自动调节阀外，在分凝器给水管道的设计上，还应考虑人工调节的也许；生产中如氨气浓度过低时，则因带入中和器的水汽量增多，而使从中和器出来的吡啶蒸汽中含量不小于水汽，增大了冷凝水量。这将增长粗轻吡啶产品中的含水量。同步会冲淡分离水中的铵盐浓度，从而使分离操作恶化。故在操作中应严格控制氨分缩器后的氨气浓度。2、中

48、和器的操作温度和压力中和器内溶液温度和操作压力，对生产操作分常重要，这可从中和器出口吡啶蒸汽温度反映出来。此温度一般控制在98-100 。当温度过低时阐明回流母液碱度过大。过高时阐明回流母液碱度过低。因此生产操作中，要常常注意检查并及时进行调节就可使中和器的操作正常稳定。3、吡啶油水分离器的操作及分离水的解决 吡啶易溶于水，吡啶之因此能在吡啶油水分离器中与分离水分开。是由于分离水中溶解了大量的硫酸铵。增大了分离水与吡啶的密度差，产生了吡啶盐基从水溶液中盐析出来的作用。为增大分离水中铵盐的浓度并减少的吡啶的损失，需将分离水返回中和器。因吡啶的溶解度比其同系物大得多，因此分离水中重要含的是吡啶。可

49、见分离水返回中和器后，除可增大挥发性铵盐在水溶液中的浓度外，还可减少吡啶的损失。4、吡啶装置的工作压力 吡啶蒸汽有毒，此外尚有硫化氢，氰化氢等有毒气体，故吡啶回收系统操作均应在负压下进行生产。中和器内吸力保持在500-Pa.负压的产生是靠设备的放散管集中一起链接到鼓风机前的负压煤气管道上形成的。为避免管道被碳酸盐类赌塞，各设备放散管和放散主管除保温外，还需定期用蒸汽打扫。有条件时，可设立空喷水洗装置，将放散气体中盐类洗除。为保持负压和避免放散管堵塞使各设备内部压力不一致，影响正常生产，进入吡啶装置各设备的管道应设立水封。第八章 中和器的物料平衡工艺计算通过输入的吡啶盐基量和输出的吡啶盐基的量，

50、拟定出每小时母液解决量，进一步由公式求出氨气的分派给中和器的质量分数，计算如下：工艺参数：吡啶回收：煤气流量45000 m3/h饱和器前煤气中吡啶盐基含量0.5g/ m3饱和器后煤气中吡啶盐基含量0.03g/m3剩余氨水量12m3/h剩余氨水中吡啶盐基含量0.3 g/l蒸氨沸水中吡啶盐基含量0.1g/l硫酸铵中吡啶盐基含量0.04%8.1 母液解决量的计算1输入的吡啶盐基量：1) 随焦炉煤气带入的吡啶盐基量为 2) 随氨水带入的吡啶盐基量2输出的吡啶盐基量1) 由煤气带走的吡啶盐基量为2) 由蒸氨废水带走的吡啶盐基量为3) 由硫酸铵带走的吡啶盐基量为从反映器回收的吡啶盐基量为 当饱和器内母液中

51、吡啶盐基量含量为15 g/l，回流母液中吡啶盐基量为0.05-0.06 g/l，则每小时母液解决量为8.2 分凝器后氨气分派给中和器的质量分数可由下式求得：式中 氨气的分派给中和器的质量分数，%； 回收的吡啶盐基量，； 氨气中的氨量，； 氨气中吡啶盐基量，。从蒸氨分凝器来的10%12%的氨-汽进入中和器，取11% 系数按下式计算 式中 母液的游离酸度，取为6%； 母液中吡啶盐基含量，取15 g/l 母液密度，取1.27 g/l则 的计算成果表白，95.7%的氨气需送入中和反映器。第九章 回收粗轻吡啶的重要设备计算9.1 中和器炼焦化学产品回收与加工中简介，国内焦化厂常用的3.5 m3/h的母液

52、中和器规格为：直径1800 mm，全高2604 mm，筒体高1790 mm，设备质量2366 kg，保温面积13.3m2. 则 由于 因此常用操作时间每小时母液解决量 由于筒体高和直径大体相似因此 即筒体高为1220 mm，全高为 因此h=1775mm.查化工机械基本附录12可知：当 时椭圆表面积 公称直径DN/mm曲面高度h/mm直边高度h2/mm内表面积A/容积V/1200300251650255401710272501750283因此保温面积 （0.012为设备壁厚）钢的密度为： 设备质量： 9.2 冷凝冷却器由于NH3、H2S、HCN、CO2等有较强的腐蚀作用，因此一般采用埋入式铸铁冷

53、凝器，其冷却面积按每小时解决1母液需25计算。冷凝液出口温度为3040。温度过高会增长吡啶由放散管的损失，并使油水分离较差，温度过低，则由于冷凝水中溶有大量铵盐，易析出结晶导致堵塞冷凝器。9.3 沉淀槽 沉淀槽是用钢板焊制的带锥底的直立圆槽，槽内衬铅并铺以耐酸瓷砖或用衬玻璃钢。第十章 设计成果一览表项 目 数 值单位硫酸铵产量1362.6kg/h硫酸消耗量1367.1kg/h氨损失率0.54%带入饱和器总水量1408kg/h饱和器出口煤气中水蒸气分压7.75kPa母液最低温度54煤气预热温度T69.6饱和器中央煤气管直径d11530mm煤气进口管直径d21090mm饱和器直径d35000mm饱

54、和器高度H7740mm饱和器壁厚5mm除酸器进口管外径D11660mm除酸器直径D22720mm除酸器出口管在器内部分高度H24150mm干燥器的沸腾床面积F0.778干燥器直径D31000mm干燥器溢流口高度H3388mm从反映器回收的吡啶盐基量18.355kg/h母液解决量1087.29l/h氨气的分派给中和器的质量分数95.7%中和器直径D41220mm中和器筒体高度H41220mm中和器总高H51775mm保温面积S7.97设备质量m756.03kg参照文献1. 邓渊. 煤气规划设计手册北京：中国建筑工业出版社，19922贺永德现代煤化工技术手册北京：化学工业出版社,3何建平炼焦化学产品回收与加工北京：化学工业出版社，.5 4郭树才煤化工工艺学 北京：化学工业出版社，19955国家医药管理局上海医药设计院编化工工艺设计手册上册北京：化学工业出版社，1996.66陈声宗化工设计北京：化学工业出版社，.17陈国桓化工机械基本北京：化学工业出版社，.18潘国昌，郭庆丰化工设备设计基本北京：清华大学出版社1996 设计体会与收获 时间过的真快，转眼间两个月的的毕业设计就要结束了。回忆起刚从宋教师那里接到任务书那一刻，我一点思路都没有，盲目，不懂得该怎么做。请教教师，借阅资料，上网查找资料，不久的，