磷酸一铵工业设计计算方法

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1、第一章 概述我国是一个已经拥有十三亿人口的大国，但人均耕地已从几年前的两 亩左右下降到不足一亩，仅为世界人均耕地的一半左右。加上耕地的逐年减 少，人口的逐年增加，而人民的生活水平的不断提高，粮食消费不断上升， 在这种情况下，为了保证粮食的供给，提高粮食单位产量是最有效的措施之农业生产是一个能量和物质的转化和循环的过程。留在农业内部再循环 的部分是很少的，大部分随农产品的收获而转移到社会的各个方面。因此必 需从外部投入必要的能量和物质作为补偿。在能量和物质的投入中，在有机 肥和无机肥相结合的前提下，化肥投入的能量和物质占-左右。对农业增产所起的作用占左右。故试用化肥经常是提高粮食产量的关键。我国

2、土壤含磷元素一般都不满足农作物的需求，这已成为农业增产的大障碍。根据调查，全国J亿亩土地中，严重缺磷的约占亠亿亩Y 口 fYY干丄 中等缺磷的耕地约占jj亿亩Y VYY干“目前施化肥的: Y :_ _ 十.: 十： 。远低于国际平均水平(.J : Y :.:土土: )。造成这种情况的主要原因是因为我国化肥生产中磷肥和含磷高 的复合肥料所占的比例太低，例如磷铵是最受欢迎的高含磷的复合肥。在发 达国家其磷肥产量已占以上。但在我国还不足二。在今后相当长的一 段时间里，为了适应农业增产的需要，磷复合肥应该是我国化肥发展的重点。磷酸铵是用氨中和磷酸制得的高浓度氮磷复合肥料。其主要产品是磷酸一铵(My，产

3、品有.jy .亠和.,Y ._ 两_ _ 类和磷酸二铵，产品有.Y _和.，Y 两类。此外，还可加工硫酸铵(By, .，y .)和硝酸铵十(Y., . _，Y _)等等。r 一第二章 磷铵工业生产工艺流程概述2.1 生产流程被普遍采用的磷铵生产流程是将含 p2O5 大于 40%的磷酸用氨中和 后，再转鼓氨化造粒，或使浓磷酸在管式反应器中直接氨化得到磷铵料浆， 再于转鼓中造粒，最后经干燥而得到产品。这种用浓磷酸生产磷铵的方法 被称为“传统法”。用“传统法”生产磷铵需要大量的优质弄磷酸。而这种浓磷酸需要由 优质磷矿或精选的磷矿来生产的湿法磷酸浓缩得来。世界上的磷矿资源经 过几十年的开采，逐渐趋于贫

4、化，高品位的磷矿资源明显减少。因此，中 低品位的磷矿的应用开发势在必行。我国磷矿的储量仅苏联，美国，摩洛 哥而居世界第四，但富矿很少， 80% 是中低品位的磷矿，其中还有 80% 是难选的磷块矿岩（在我国也称胶磷矿），兼之长期以来对矿山的建设重 视不够，使得我国磷肥工业的发展受到很大的影响。所以，实际生产中运 用的都只是中低品位的磷矿。采用湿法磷酸生产法一般只能生产出 20%左 右的磷酸。显然，用普通的“传统法”来生产磷铵是不行的。鉴于此种情 况，我国从苏联引进了一种生产方法：料浆法。2.2 料浆法以 20%的稀磷酸、气氨为原料，利用中和器或管式反应器将中和料浆 在氨化粒化器中进行涂布造粒，在

5、生产过程中添加部分氮素和钾素以及其 他物质，再经干燥、筛分、冷却而得到 NPK 复合肥产品，这是国内外各 大化肥公司和工厂大规模生产常采用的生产方法。磷酸可由硫酸分解磷矿制取，有条件时也可直接外购商品磷酸，以减 少投资和简化生产环节。该法的优点是既可生产磷酸铵也可生产 NPK 肥 料，同时也充分利用了酸、氨的中和热蒸发物料水份，降低造粒水含量和 干燥负荷，减少能耗，此法的优点是：生产规模大，生产成本较低，产品 质量好，产品强度较高。2.3 工艺流程生产原理主反应： NH3（g）+H3pO4（l，20%）=NH4H2pO4（aq） -46.1 -1291 -1435副反应：1）2 NH3（g）+

6、 H3PO4（l，20%）=（NH4）2HpO4（aq）-2 x 46.11291-15602）2 NH3（g）+ H2SO4（aq）=（NH4）2SO4（aq）-2 x 46.1 907-11733） 2 NH3（g）+ H2SiF6（aq）=（NH4）2 SiF6（aq） 采用料浆法。首先是磷酸和气氨在中和槽中发生中和反应，生成磷铵中和料浆。中和料浆拿来进行干燥而获得产品。但在干燥过程中，所能干燥的 料浆需要先浓缩到一定的浓度，这就涉及到干燥前要先进行浓缩处理。大概 的整个流程就是：中和浓缩干燥。所得的工艺流程图就是整个料浆法生 产磷铵的工艺流程图。2.4 流程方框图2.5 主要设备一览表

7、中和槽双效浓缩蒸发器（带冷疑器）三缸泵空气压缩机锅炉房喷雾干燥塔及转鼓造粒干燥机2.6磷铵外排废水指标项目范围GB1558O-95允许排放限值PH3-86-9氟化物（以F计）（mg/l）10-1020磷酸盐（以P计）（mg/1）10-5050悬浮物（mg/1）30-30150排水量m3/t产品8-121第三章 物热衡算3.1 物 衡 算3.1.1氨中和工序物料衡算NHs 损 失中和系统中和料浆计算基准：1000 千克磷酸。3.1.1.1 进料1） 磷酸量 Jl=1000Kg，组成含量X=20%,即其中含量为jrnKg2）气氨 （氨用量应该是磷铵中杂质与气氨的结合量，磷酸中扣除与杂质的结合量后的

8、结合的气氨的量以及氨损失量三者的集合）（j）磷酸中的游离硫酸中和气氨生成的耗氨量以及生成（.）的量:生成（.）.的量:-j,/ Kg生成（.）二0.一的耗氨量:,- /、j Kg2）氨与磷酸中的 F 反应生成（ NH4） 2SIF6 的耗氨量以及生成的 （ NH4） 2SIF6 的量:生成的（ NH4） 2SIF6 的量: 1000x 1.59% x 178/（ 19x6）= 24.8 Kg生成（ NH4） 2SIF6 的耗氨量:24.8 x （ 2x 17）178 = 4.7 Kg（3 ） 生成FepO4 2H2O的量，以及其结合+*和结合水的量：生成 FepO42H2O 的量：1000x

9、1.04% x ( 182 x 2)/ 160 = 24.31 Kg结合的量：r一 一口 / (十)_ Kg结合水的量：24.3x(2x18)/187 = 4.7 Kg(4 )生成AlpO4 2H2O的量，及其结合和结合水的量：生成 AlpO4 2H2O 的量：1000x2.07%x(158 x 2)/102 = 64.1 Kg结合Y_D的量：, Kg结合水的量：64.1x(2 x 18)/158 = 14.6 Kg(5) 生成MgHpO4 3H2O的量及其耗氨量，结合和结合水 的量：生成 MgHpO4 3H2O 的量:1000 x 1.28% x 174/40 =55.7 Kg结合Y_D的量

10、：r /( _ 十)口亠 Kg结合水的量：0p/ /、人 n C3=153.O Kg浓缩工序的物料平衡衡算表见表 33。表一计算基准口也.g十丁J进料出料序 号项目名称物质质量Jg)百分量序 号项目名称物质质量J g)百分含r干盐A/“蒸发水!-X-所含水分-X-X-产品磷铵A/“/机械损失_合计_合计/ _3.1.4 耗定额以及产品规格的理论计算3.1.4.1 主要原材料消耗定额(以每吨磷铵产品为基准)(1 ) 湿法磷酸4十丄m口/吨吨 产品(十)气氨( 的.)：jajrnjj /口口口口口_吨吨 产品、_产品的规格()磷铵产品的理论组成见表44。( 2) 产品的含氮量：N = 58.4 x

11、 14/ 17 = 48.09 Kg产品含氮的百分比 = 48.09/475.2 = 10.2%(3) 产品的含_!：量由已知，除去机械损失，产品的总含磷量为十一 Kg。产品含十的百分比十一/_丁(_) 产品的规格表达式为:在工业生产中，产品的规格是各不相同的，一些是根据不同的用途而生产的；一些是由于工艺条件的限制而生产出来就是一定的。若原矿等一些条件是一定的，那么，产品的规格由生产时的工艺情况决定。当中和度在十 时产品以磷酸一铵（汩口）为主，产品规格为一 ujm；当中和度在左右时，产品以磷酸二铵（尢为主，产品的规格为 口一二口。但实际的生产中，由于湿法磷酸生产的条件就决定了中和度一般控制在口

12、一左右。且在中和度为左右时，氨的损失小于j。而杂质较大的原因，使得产品的含量较小于理论量，一般就在左右。磷铵产品的理论组成表：3-4表 3-4序 号组成名称物质的质量 （Kg）物质的百分 组成（%）物质的含氮 量（Kg）物质 十含 量（Kg）1217.145.926.4134.0244.09.39.323.73(NH4)2SIF6:24.65.23.84MglPO4 3H2O55.111.622.55A1PO4 -2H2O:63.513.428.56FePO4 -2H2O:24.05.19.17(NH4)2SO440.28.58.68H2O4.71.0合 计473.210048.1217.83

13、.2 各个工序的热量衡算参考温度：0C计算基准：1000 Kg, 20%湿法磷酸。3.2.1 中和工序的热量衡算3.2.1.1 输入热量1. 化学反应热1 )NH3 ( g ) +H3PO4 ( l , 20% ) =NH4H2PO4 ( aq )-46.1 -1291 -1435 Hl = -1435 - (-46.1 - 1291 ) =-97.9 Kj/Mol NH4H2PO42) 2 NH3( g)+ H3PO4( l,20%)=( NH4)2HPO4( aq)-2 x 46.11291-1560 AH2 =-1560- (2x 46.1 1291 ) =176.8 Kj/M)l (N

14、H4) 2HP(43) 2 NH3( g) + H2SO4( aq) =( NH4) 2SO4( aq)-2 x 46.1 -907-1173AH3 =-1173- (-2x 46.1 -907) =-173.8 Kj/Mol - (NH4) 2SO44) 2 NH3( g) + H2SiF6( aq) =( NH4) 2 SiF6( aq)-2x 46.1-2331-2602.H4 =-2602-(-2x46.1-2331)=-178.8 Kj/Mol(NH4) 2 SiF6. 总的反应热为：H = -(97.9 x 2 1 9 3/ 115 + 176.8 x 44.4 / 130 + 1

15、73 . 8x4 0 . 61 3 21 78 . 8 x 2 4. 81 78 ) x 1 00 0 = - 32 5 40 0 KJ2. 气氨带入热设气氨的温度为5C。查得此温度下气氨的比热容为2.065 KJ/Kg K。所以，其带入热为：Q1 = 59.6 x 2.065 x 5 = 615 KJ3. 磷酸的带入热设磷酸的温度为：40C。查得此温度时磷酸的比热容为：3.26 KJ/Kg K。所以，磷酸的带入热为：Q2 = 1000x 3.26x 40 = 130400 KJ所以，输入的热量总计为：Q 输入= 130400+615+325400 = 456400 KJ3.2.1.2 输出热

16、量1. 中和料浆带出热设中和料浆的温度为101C，查得此温度下磷铵的比热容为 2.85 KJ/Kg K。所以，料浆的带出热为：Q3 = 999.6x 2.85x 101 = 287700 KJ2. 水分的蒸发热在101C时，水的蒸发比热容2256 KJ/Kg K。 所以，水分的蒸发热为：Q4 = 59.6x 2256 = 134500 KJ3. 热损失热损失为总的输入热减去中和料浆带出热和水分的蒸发热。Q5=Q 输入- Q3- Q4 =456400- 287700- 134500=34200 KJ 热损失占输入热量的百分率为：34200/ 456400 =7.5%从能量节约和经济角度出发，这一

17、热损失还是较为合理的。说明原假设通入 1KgNH3 即要蒸发 1KgH2O 的假设是比较合理的。因 此，对物，热衡算不再作修正。中和过程所蒸发的水量占料浆含水量的百分率是：59.6 /( 526.2+59.6 ) =10.2%氨中和工序的热量衡算表见表 3-5。表一 口计算基准g 十 .CT输入输出序 号项目名称所含热()百分含量()序 号项目名称所含热()百分含量()反应热一/蒸发水带出-X-气氨带入_-X-中和料 浆带出r亠/ _/磷酸带入/热损失合计_合计二一:_3.2.2 浓缩工序的热量衡算蒸发过程涉及蒸汽的地方甚多，用焓计算较为方便。规定0C水 的焓为零。计算基准： 1000 Kg

18、20%的湿法磷酸。上图中，W蒸发水的总量，KgF中和料浆的进料量，KgX0, XI，X2 分别是中和料浆，第I效溶液，第II效溶 液的百分组成， %D0，DI，D2分别是新鲜蒸汽耗量，第I，第II效的蒸 汽量， Kgt0,tl,t2分别是中和料浆的温度，第I，第II效的溶 液温度 0CH0，Hl，H2分别是新鲜蒸汽的焓，第I，第II效的二 次蒸汽的焓， KJ/KgT0，Tl，T2分别是饱和新鲜蒸汽的温度，第I，第II 效的二次蒸汽的温度， 0Cr0,r1,r2分别是新鲜蒸汽的汽化热，第I，第II效的 二次蒸汽的汽化热， KJ/Kgh0,h1,h2,hw分别是中和料浆的焓，第I，第II效溶液 的

19、焓和水的焓，KJ。c0,c1,c2,cw分别是中和料浆的比热容，第I，第II效溶液的比热容和水的比热容， KJ/KgK。注： 忽略热损失。实际上热损失可以从循环泵的轴功率得到补偿溶液焓由比热容计算。假定二次蒸汽均为饱和蒸汽。3.2.2.1作第II效的焓衡算输入的热量 = F h0+D1 H1输出的热量 = (FD2)h2 + D2 H2+D1hw输入=输出即 F h0+D1 H1= (F-D2 ) h2 + D2 H2+Dlhw ( 4-1 )或 F h0+ D1( H1hw) =( FD2) h2 + D2 H2 ( 4-2) 已知： h0= c0 t0， h2= c2 t2， H1- hw

20、= r1 将之代入式( 4-1)，得F c0 t0+ D1 r1 = ( F- D2) c2 t2+ D2 H2同理3222作第I效的焓衡算输入的热量 = D0 h1+D2H2输出的热量 = ( D0- D1) h1 + D1 H1+D0hw输入=输出即 DO h1+D2 H2= (D0-D1 ) hl + D1 H1+D0hw ( 4-3 )或 D0 h1+ D0( H1- hw) =( D0- D1) h1 + D1H1 ( 4-4) 已知：h1= c1 t1, h2= c2 t2, H1 - hw= r1 将之代入式( 4-4)，得Fc2t2- D2c2t2D0r1= ( F- D1-

21、D2) c1t1+D1H1 又 D1D2 = W联立式(4-2) (4-3) (4-4),可得 DO, D1, D2。然后利 用已知的数据可作出第I,II效的焓平衡表。已知：F =999.6 Kg,查得：r0= 2159 KJ/Kg (生蒸汽为 136 的 饱和蒸汽)；r1=2258 KJ/Kg (假设此二次蒸汽为100 的饱和蒸汽)； H1=2677 KJ/Kg (假设此二次蒸汽为100 的饱和蒸汽)； H2=2638 KJ/Kg (假设此二次蒸汽为79 的饱和蒸汽)； t1=108C;t2=108；t0=90 C；c0=285 KJ/KgK； c1=200 KJ/KgK；c2=245 KJ

22、/KgK；W=3685 Kg 。解得D0 = 2102 Kg, D1 = 1794 Kg, D2= 1891 Kg。3223作第I效的焓衡算1. 第II效完成液带入量：(F-D2 ) h2= ( 999.6 - 189.1 ) x 2.45 x 82 = 162800 KJ2. 新鲜蒸汽汽化热带入的量：D0 r1 = 2159x210.2 = 453800 KJ3. 浓缩料浆完成液带出的量：(F-W)x h1 =(999.6-368.5)x 2.000x 108= 136300 KJ4. 第I效二次蒸汽带出的量：D1 H1 = 2677x 179.4 = 480300 KJ其中， 以上 1，2

23、 项为输出热的量：Q 输入=162800+453800 = 616600 KJ 3，4 项为输入热的量：Q 输出=136300480300 = 616600 KJ 显然， Q 输入= Q 输出第I效蒸发器的焓衡算表见表3-6。表计算基准口M.g 十丁J输入输出序 号项目名称焓()百分含量()序 号项目名称焓()百分含量()第II效完成 液带入量_L浓缩料浆完成 液带出的量-X-新鲜蒸汽汽化 热带入的量-_/-X第I 效二次蒸 汽带出的量_合 计-_合 计-_32.24作第II效的焓衡算1. 中和料浆进料带入量：F h0 = 999.6x 2.85x 90 = 256400 KJ2. 第I效二次

24、蒸汽的汽化热：D1 r1 = 179.4x 2258 = 405100 KJ3. 第II效完成液带出量：(F-D2) h2 = (999.6-189.1)x2.45x82 = 162800 KJ4. 第II效二次蒸汽的带出量：D2 H2 = 189.1 x 2638 = 498700 KJ 其中以上1，2项为输出热：Q 输入=256400+405100 = 661500 KJ3，4 项为输入热的量：Q 输出=162800498700 = 661500 KJ显然，Q 输入= Q 输出第II效蒸发器的焓衡算表见表3-7。计算基准g 十 口输入输出序 号项目名称焓()百分含量()序 号项目名称焓()

25、百分含量()中和料浆 进料带入,第II效完 成液带出_L-X-第效二次 蒸汽汽撚_-X-第II效二次 蒸气带出一合 计/_合 计_干燥工序的热量衡算计算基准： 1000 Kg 20%的湿法磷酸已知条件:序 号物料名称物质的质量(Kg)温度(C)比热容 (KJ/Kg K)1浓缩料浆630.91002.02烟道气W4501.033返料4 x 473.2601.424磷铵产品473.2901.425废气W+ 1531001.03+1. 8创 X153/W3.2.3.1输入的热量(计算公式：Q = 质量x比热容x温度)1. 浓缩料浆带入的热量：630.9x2.00 x100 = 126200 KJ2.

26、 烟道气带入的热量：Wx1.03x 450 = 463.5W KJ3. 返料带入的热量：4 x 473.2 x 60 = 161300 KJ3232输出的热量(计算公式：Q = 质量x比热容x温度)1. 出干燥机的固体物料带出的热量：5x4732x142x90 = 302400 KJ2 废气带出的热量(废气由烟道气和蒸发的水蒸气组成)：Wx103x100 + 153x2677 = 103W+409600 KJ 3 干燥机的热损失为输入热量的 15%。又 T输入=输出287500+463.5W=302400+409600+103W+0.15 x (287500+4635W)解得W=1607 Kg

27、干燥机的焓衡算表见表3-8。计算基准输入输出序 号项目名称焓()百分含量()序 号项目名称焓()百分含量()浓缩料浆带入_C十-固体物料带出_-X-烟道气带入_-X.废气带出亠一/返料带入_/_一干燥机损失- 合 计合 计一般，返料系统的热损失为：4 x 473.2 x 1.42 x( 90 - 60 ) = 80600 KJ 占输出热量的百分率为：806001032300=7.8%包括返料系统的热损失，干燥系统的总的热损失为： ( 154800+80600) =235400 KJ第四章 蒸发器的设计4.1 概述蒸发过程的实质是：传热壁面一侧的蒸汽冷凝与另一侧的溶液沸腾间的 传热过程。溶剂的汽

28、化速率由传热速率控制。故蒸发属于传热过程，但又有 区别于一般传热过程。因为传热过程具有下述特点：1) 传热性质：传热壁一侧为加热蒸汽进行冷凝，另一侧为溶液进行沸腾。 故属于两侧均有相变化的恒温传热过程。2) 溶液性质：有些溶液在蒸发过程中有晶体析出，易结垢和生泡沫，高 温下易分解或聚合。溶液的粘度在蒸发过程中逐渐增大，腐蚀性逐渐 增强。3) 溶液沸点的改变：含有不挥发溶质的溶液，其蒸发压较同温度下溶剂 (即纯水)的底。换而言之，在相同压强下，溶液的沸点高于纯水的 沸点。故当加热蒸汽一定时，蒸发溶液的传热温度要小于蒸发水的传 热温度。溶液浓度越高，这种现象就越显著。4) 泡沫夹带：二次蒸汽中夹带

29、大量液沫，冷凝前必须先除去，否则不但 损失物料，而且污染冷凝设备。5) 能源利用：蒸发时产生大量蒸汽，如何利用它的潜热是蒸发操作中要 考虑的关键问题之一。对于磷铵生产，一般工业上都采用外热式蒸发器。这种蒸发器的加热管较长，其长径之比为50100。由于循环管 中的溶液未受蒸汽加热，其密度较加热管内大。因此形成溶液沿循 环管下降而沿加热管上升的循环运动。其循环速度可达1.5m/s,但 鉴于磷铵工业生产中料浆粘度大，易结垢，特别是生产工业磷铵时， 其有效磷酸一铵的浓度可达 77%以上，故在加热器和蒸发器间加一 个循泵。在单效蒸发器中每蒸发1kg的水要消耗比1kg多一点的加热蒸 汽，工业生产中，蒸发大

30、量的水分必须消耗大量的加热蒸汽。为了 减少加热蒸汽消耗量，可采用多效蒸发操作。多效蒸发时要求后效 的操作压强和溶液的沸点均较前效的为低。因此可引入前效的二次 蒸汽的冷凝器，仅第一效需要消耗生蒸汽。这就是多效蒸发的操作 原理。一般多效蒸发装置的末效或后几效总是在真空下操作，由于 各效(末效除外)的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸汽。故 提高了生蒸汽的利用率，即提高了经济效益。假如单效蒸发或多效 蒸发中所蒸发的水量相等，则前者需要的生蒸汽量远大于后者。例 如，当原料在沸点下进入蒸发器，并忽略热损失，各种温度差损失 及不同压强下汽化热的差别时。理论上，单效的D/W=1,双效的 D/W=1/2，三效

31、的D / W=1/3n效的D / W=1/n。但实际中存 在的各种温度差损失和蒸发器的热损失度，则多效蒸发时便达不到上述经济性。工业生产中常采用自然循环反流加料流程，原料液有末效进 入，完成液有第一效取出。但一般工业上为了能更好地达到工业要 求，常常加一个强制循环泵。反流加料流程的优点是：溶液的浓度沿着流动方向不断提高，同 时温度也不断的上升。因此，各效的浓度较为接近，使得各效的传 热系数也大致相同。反流加料流程的缺点：效间的溶液需要用泵输送，能量消耗较大， 且因各效的进料温度均低于沸点，产生的二次蒸汽量较多。所以，为了能达到较好的效果，工业上就采用浓缩用，连续的， 管式，循环型，反流，真空蒸

32、发，外热式双效蒸发器。4.2 已知条件：1. 由固体磷铵的物，热衡算知，1效加热蒸发水1684. 6 kg/h, 蒸 汽冷疑热为2258 kj/ kgII效的加热新鲜蒸汽量为1973. 8 kg/h,蒸 汽冷疑热为 2159 kj/ kg (136C)。2. I效加热器料浆的平均温度为：108 C。加热用饱和蒸汽温度为： 136 CI效平均传热温差：a) Tm1 = 136108 = 28 C注 ：忽略温差损失等因素。II效加热蒸发器蒸汽温度为：100 C。料浆的平均温度为：82C。I 效平均传热温差：b) Tm2= 10082 =18 C。注：忽略温差损失等因素。3. 中和料浆的浓度 X0=

33、(154%) =46%;完成液的浓度 .X1=(125%)=75%。4. 第I效加热器的传热系数取 K1=680 w / m2 C;第II效加热器的传热系数取 K2=900 w / m2 Co注: 一般来说,加热器的传热系数是需要专门确定的,但在磷铵工业生产中,已有一定的经验值,故在此就取经验平均值。5. 富裕系数取 1.15。6. 原料的流量 F=999.6 kg；温度为82 C。4.3 类型选择：工业生产蒸发器的类型很多。但在磷铵工业生产中，磷铵料浆的 浓度较大时,溶液的粘度也较大，且其随温度的变化较大。并且,由于在 湿法磷酸的生产中就含得有大量的阴、阳离子，尤以Fe,Mg的离子含 量较多

34、，使得生成的料浆极其容易结垢。所以一般选择外热式、反流 加料、自然循环、双效浓缩蒸发器 。但要在循环管和加热器间加一台 循环泵，以增大循环速度，尽量避免结垢，减短因为发生堵塞而造成 的清洗维修周期，增长生产周期。4.4蒸发水的量 W：计算公式:W=F (1X0X1).W=999.6X (10.46/0.75) = 386.5 kg4.5 焓衡算:(注: 1,计算中忽略热损失。实际上热损失可以从循环泵 的轴功率中得到补偿。2,溶液的焓由比热容计算。假设二次蒸汽均为 饱和的蒸汽)由浓缩系统的热衡算知:(1) 第I效的热负荷为：Q1=2159 X 1973.8 = 4260000 kj(2) 传热的

35、基本方程式是：Q=K S tm S = Q / (tm K)= 4260000X1000/ 28X680X3600=62.1 m2(3) 实际所需的传热面积为：S1=62.1X1.15=71.4 m2(4) 第II效的热负荷为：Q2=2258 X 1684.6=3800000 kj(5) 所以,传热面积为：S=3800000X1000/ (900X18X3600)=65.2 m2(6) 实际所需的传热面积为 ：S2=65.2X1.15=75.0 m2由于S1、AS2相近，为了便于制造、安装及维护等，第I 效、第II效取相同的传热面积75.0 m2,结构也完全相同。4.6 加热器(换热器)的设计

36、1) 此处选用最简单的单程列管式换热器。2) 单程列管式换热器的加热管直径一般选择3060 mm,在此选 用32X3型的，且为钼钛钢管。3) 管长一般取 200010000 mm,此取 2000 mm。4) 每个加热器所需的管子数 N 为： 计算公式：N=F(nLD) N = 75/(nX6X0.032) = 124.3 根圆整为 125 根。5) 加热管的排列方式按正三角形错列式排列，因为三形排列较正方形排列更为紧奏。6) 查标准换热器加热管正三角形排列表，应取 127 根。7) 按正三角形排列，则管束中心线上的管数为：计算公式：Nc=1.1 VNNc=1.1 V127 = 13 根8) 所

37、以，查得 管层数为 6 层。9) 加热管的中心距 t：计算公式：t= (1.251.35) Dk, Dk为管子的外径。 一般有如下的表列关系：Dk253857mmt324870mm所以,取管心距为 40 mm。10) 取管束中心线上最外层的中心至壳体内壁的距离B为15d 则加热室的内径为；计算公式： D 内= t(Nc1)2BD 内=40 (13 1)+2X15X32=1440 mm圆整为： 1500 mm11) 加热室的高度 H 查得取加热器的上下封头的高度均为标准封头,高度为 375 mm 所以,加热室的总高度为：H=200+2X1500+120+=5120 mm加热器管子排列图4.7 循

38、环管的设计循环管的大小直接影响溶液的循环速度。根据工业生产中的一般经 验,循环管的截面积取加热管总面积的 80%,即循环管的总截面积为：S = 0.8X NX(n/4) X (0.032 2X0.002) X (0.032 2X 0.002) S=0.8X127X(n/4)X (0.032 2X0.002)X(0.032 2X 0.002) =0.063 m2所以,循环管的直径为：循环管图D=V(4S /n)D = V(4X0.063 /n) =283.22 mm圆整为： 300 mm 循环接管口共为 4 个。4.8 分离室的设计分离室的工业要求为：1. 能良好的分离液沫和液滴；2. 流体的阻

39、力小；3. 不会堵塞和阻塞；4. 所分离的液体能连续的排出；5. 外廓尺寸要小，而且在特殊的情况下，例如安装在塔内的，其建 筑高度要下；6. 金属的消耗量要小，结构简单和造价低廉。 在分离器的几种类型中，根据磷铵生产工业的特殊情况，选用网式 离器。1) 由物、热衡算知：I效的蒸发水量为：1684.6 kg/hon效的蒸发水量为：1775.6 kg/h。与加热室相同，1效，11效的尺寸完全相同，而II效的蒸发 量较大，故取II效来作为设计目。2)取分离室的高径比为：H有效/D内=2.3。分离室的截面蒸发强度为：700 kgH2O / m2 h。则正常 生产时，所需分离室的截面积 A 闪 为；A

40、闪=1775.6/ 700 = 2.54 m2A 闪=(4 A 闪 /n)=V(4X2.54/n)=1.8 m实际生产中，由于开车时料浆的浓度很低，传热系数很大，水分的蒸发量 比正常生产时要大得多，因此，一般将分离室的内径扩大到2 m。所以，分离室的有效高度为：H 有效 = 2.3X A 闪 = 2.3X 2 = 4.6 m分离室是不能也不需要起分离液滴的作用的，所以在蒸发器中，为达到工业要求，一般要装个网式除沫罩。除沫罩一般安装在距离壳顶(0.350.5) D 之处。 此取 d=0.45 X 2=0.9 m 处。左图为网式分离器图，中间的网即为网 式除沫罩。4.9 接管口的设计对此整个双效浓

41、缩蒸发系统共有 18 个 接管口，每个加热器 4个，每个分离室有 5 个。但他们可归为三个类：一是料浆的进出口； 一是加热蒸汽的进口与二次蒸汽的出口； 一是蒸汽冷疑水的出口。 把他们分为此三类是因为方便制造与维修的方便，他们往往是造得尺寸完全一样的。 计算公式：d= V (4Vs /口u)4.9.1 料浆进出口由物、热衡算知，1效的蒸发量小于II效的蒸发量，所以按II效的 蒸发量来确定料浆进出口的尺寸大小。因日产 100吨 产品，则每小时产：100/22.3 = 4.44 吨 。已知工艺指标为：浓缩后的料浆浓度为 1.451.53 g/ml 取浓缩 后的料浆浓度为：1.49g/ml。取 100

42、0 kg 20%的湿法磷酸为计算基准。已知干燥工序中损失 量为 1%，则产品中 P2O5 的尽含量为：1000 X (1 1%) X 20%=198 kg工艺指标： NP2O5H2O：11%46%1%。控制P2O5为46%显然是节约了 N2的。1000 kg 20%的湿法磷酸能产出：198/46%=430.5 吨产品 1000 kg 20%的湿法磷酸约合需要：430.5/4.44=97 个小时进料的流量为：999.6/97=10.33 kg/h由试插法求进料料浆的密度 X：X/(154%)=1.49/(125%)解得 X=0.914 g/ml Vs=10.35/0.914=11.305 m3/

43、h查得,取料浆的流速为： u=8m/s所以，d=V (4X11.035/n 8)=22.4 mm鉴于稳定生产的考虑，一般把料浆的进出口接管圆整扩大到160mm。4.9.2 加热蒸汽进口与二次蒸汽出口因为选择各效的尺寸相同，而II效的蒸汽流量较大，所以取II效 的蒸汽进口与二次蒸汽出口作为设计对象。已知：11效的蒸汽流量为189.1 kg,温度为82C。查得饱和蒸汽的性质如下： (因为假设过程中所涉及的蒸汽均为饱和蒸 汽)温度(C)Vg(m3 / Kg)803.409902.361试插法：(3.409X)/(3.4092.361)= (8082)/(8090)解得 X=4.2474 m3/Kg即

44、 Vg=4.2474 m3 Kg 由 Vs=W Vg 有Vs=189.1974.2474=0.459 m3h取u=25m / s,所以d =7(4X0.459 /n 25)= 152.9 mm查标准接管口表，圆整为160mm。但一般扩大到300 mm4.9.3 冷疑水出口冷疑水的排除一般属于自然流动。I、II效中，显然I效的蒸汽消耗 量较大。所以，取I效的冷疑水出口作为设计对象。已知：1效的蒸汽流量为D0=210.2 Kg,温度为136C。查得温度(C)Vg(m3 / Kg)1300.66811400.5085试插法：(0.6681X)/ (0.66810.5085)= (130136)/ (

45、130140) 解得X=0.59834 m3/ Kg即Vg=0.59834 m3/ Kg由Vs=W/ Vg 有Vs=210.2/ 97/ 0.59834=0.002332 m3/ h取u=0.1m / s,所以d =7(4X0.002332/n 0.1)= 2.9 mm查标准接管口表，圆整为10 mm。但在工业生产中，为了避免发生堵塞等 情况的发生，一般要扩大到 20 mm。流体的适宜流速表(m/s)强制流动的液体自然流动的液体饱和蒸汽、及其他的气体0.8150.080.151520不同效数蒸发装置的蒸发消耗量效 数理论蒸汽消耗量实际蒸汽消耗量本装置若 效可节的蒸汽量 (%)蒸发1kgH2O所

46、需蒸汽量蒸发1kg蒸汽 所1蒸水量蒸发1kgH2O所需蒸汽量蒸发1座蒸汽 所1蒸水量11.011.10.919320.520.571.7543030.3330.42.52540.2540.33.33104.10 附属冷疑器的设计选用多层孔板式蒸汽冷疑器4.10.1 冷疑水量 Vl冷疑水的量由冷疑器的热量衡算来确定。计算公式： Vl=Wl（hCw tk）Cw（tktw）式中， VI h冷疑水量，kg/ h。h 进入冷疑器的二次蒸汽的焓 jkg。 Wl 进入冷疑器的二次蒸汽的流量 kg/ h Cw水的比热容，4187 j/kg C。 tw冷疑水的初始温度，C。tk水和冷疑液的排出温度，C。查得，

47、h=4.987 kj ， Wl=189.1/ 4.44=42.6 kg/ h tw=20 C， tk=50 C。Vl=42.6 （49874187X50）/4187 （50 20）4.10.2 冷疑器的直径 D取二次蒸汽的流速为u=18m/s。若已知进入冷疑器的二次蒸汽的体积流量，即可根据公式求出冷疑器的直径 D。已知：t=82C。Wv=189.1/ 4.44=42.5 kg/ h温度（C）Vg(m3 / Kg)800.0010292900.0010361查得 80 C， 90C 时的饱和蒸汽的性质如表：则由试插法求得Vg=0.001032Vs = 42.5/ 0.001032X3600 =1

48、1.44 m3/ s D = 74X11.44/ 18Xn=0.9 m圆整为 1000 mm4.10.3 淋水板的设计1 查得淋水板板数的选择有如下关系：直径范围（mm）淋水板板数（块）DV500 mm46D500 mm79所以，取 8 块。2 淋水板间距的宽有如下关系：淋水板板数（块）板间距的计算公式46Ln+1= (0.50.7) Ln，L0=D+ (0.150.3)79Ln+1= (0.60.7) Ln，L 末=0.15利用上表饿关系就可以算出各层间的距离。取L末=0.2 m。3 弓型淋水板的宽度一般，最上面一块的宽度为：B=（0.80.9） D。其他各块的宽度为： B= 0.5D+0.05 m。4 淋水板的堰高 h直径范围(mm)淋水板的堰咼(mm)D5005070一般有如下关系所以，取 h=60 mm。5 淋水板的孔径 d 若冷却水的水质较好或冷却水循 环使用时，淋水板的孔径 d 可取 4 一5 mm,反之，则取 6一10 mm。工业上一般都是循环使用水，所以取 d=5 mm6 淋水板的孔数 n 淋水板的淋水孔流速 u 用下式计算：u=n 屮 V 2gh其中 n 淋水孔的阻力系数。n =0.950.98。屮水流收缩系数。屮=0.8