100万吨焦化厂硫铵工段设计(课程设计)

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1、 课程设计科目：煤化工工艺目 录1 绪论 12 硫酸铵的用途及生产方法 2 2.1 硫酸铵的生产方法.23硫酸铵的生产原理和工艺流程 3 3.1 硫酸铵的生产原理.3 3.1.1 硫酸铵生产的化学原理3 3.1.2 硫酸铵生产的结晶原理4 3.2 硫酸铵结晶的影响因素及控制. 44工艺计算与主要设备的选型 7 4.1 基础数据的计算 8 4.1.1 装煤量的计算 8 4.1.2 煤气发生量Q 9 4.1.3 剩余氨水的计算 9 4.2 饱和器的有关计算及选型 10 4.2.1 原始数据 10 4.2.2 氨平衡及硫酸用量的计算 10 4.2.3 水平衡及母液温度的确定 11 4.2.4 热平衡

2、及煤气预热器出口温度的计算 12 4.2.4.1 输入热量 13 4.2.4.2 输出热量 14 4.2.5 饱和器基本尺寸 16 4.3 除酸器的计算及选型 17 4.3.1 煤气进口尺寸 17 4.3.2 煤气出口直径 17 4.3.3 除算器内径 17 4.3.4 出口管内部分的高度 17 4.4 离心机的计算与选型 17 4.5 沸腾床干燥器的计算与选型 20 4.5.1 原始数据 20 4.5.2 沸腾床最低流态速度G的计算 21 4.5.3 干燥器直径的确定与选型 21 4.6 煤气预热器的计算与选型 21 4.7 蒸氨塔及附属设备的计算 22 4.7.1 蒸氨塔的计算. 22 4

3、.7.1.1 基本数据的确定 22 4.7.2 物料恒算 225 硫铵工段设备一览表 56参考文献 59致谢 601绪论 煤炭作为我国的主要能源之一，由于其储藏量有限，单纯作为燃料不仅浪费很大，而且会造成严重的环境污染，随着现代科技和化学工业的发展对煤炭的利用范围已大大扩展，煤炭的综合利用已被列为我国煤炭行业的三大支柱。 高温炼焦化学工业是煤炭的综合利用中历史最久，工业最完善，技术最成熟，应用最广泛的行业。由于煤炭的自身组成特殊性，在炼焦同时产生的煤气中，含有多种可供回收利用的成分，其中氨作为生产过程中的有害成分之一，其含量虽少但由于其水溶液具有腐蚀设备和管路，生成的铵盐会引起堵塞，燃烧产生的

4、氮氨化物污染大气，所以有必要将其回收，并加以利用。 硫铵的生产不仅达到了除去煤气中氨的目的，而且硫铵作为化肥应用于农业中可以提高农作物的单位面积产量，对农业的发展起着重要作用2. 硫酸铵的用途及生产方法硫酸铵(NH4)2SO4，含氮约20，简称硫铵，俗称肥田粉，是我国使用和生产最早的一个氮肥品种，目前约占我国氮肥总产量的0.7。氮素形态是铵离子(NH4+)，属氨态氮肥。硫酸铵的制取是用合成氨或炼焦、炼油、有机合成等工业生产中的副产品回收氨，再用硫酸中和，反应式为： 2NH3+H2SO4(NH4)2SO4 硫铵产品一般为白色产品，若产品中混有杂质时带黄色或灰色，物理性质稳定，分解温度高(大于28

5、0)，不易吸湿，但结块后很难打碎。硫铵易溶于水，20时溶解度为70，水中呈中性反应，由于产品中往往有游离酸存在，也呈现微酸性。 硫铵除含氮外，还含有25的硫，也是一种重要的硫肥。 硫铵的分子中含有阴离子SO4-，难以被土粒吸附，作物对铵离子的吸收较多而使SO4-残留土壤，故硫铵是一种典型的生理酸性肥料。硫铵在富含碳酸钙的石灰性土壤上施用，与CaCO3形成难溶的硫酸钙，不会明显的影响土壤的PH值。但对中性和酸性土壤，残留的SO4-将与H+结合降低土壤的pH值，酸化土壤，需要采用配施石灰等措施来防止酸化。 在淹水条件下，SO4-会还原成H2S，引起稻根变黑，影响根系吸收养分。应结合排水晒田，改善通

6、气条件，避免产生黑根。 硫铵可做基肥、追肥和种肥。在用作种肥时一定要注意用量不宜多。硫铵在石灰性土壤中与碳酸钙起作用生成氨气跑掉；在酸性土壤中，如果硫酸铵施在水田通气较好的表层，铵态氮易经硝化作用而转化生成硝态氮，转入深层后因缺氧又经反硝化作用，生成氮气和氧化氮气体跑到空气中。所以，无论在水田还是旱田，硫铵都要深施。2.1硫铵的生产方法 硫铵的生产方法有：饱和器法和非饱和器法。饱和器法有分直接法和半直接法。 直接法 热的煤气从焦炉中出来经过煤气冷凝器冷却再经电捕焦油器清洁净化后进入饱和器，在饱和器内，煤气中的氨同硫酸结合生成硫铵。直接法由于对电捕焦油器等净化装置要求较高以保硫酸铵产品质量。因此

7、，在工业上应用比较困难，所以此法在工业上得不到广泛应用，难以推广。 间接法 煤气中的氨在氨洗塔中用冷水吸收，所得氨水从蒸馏柱进入饱和器同浓硫酸反应制成硫酸铵。由于这方法需要的设备庞大，投资大，消耗掉大量的蒸汽，耗能大，经济效果也不好。因此，此法在工业上应用很少，很难推广，特别是在现代化工业生产中应用更少。 半直接法： 由焦炉出来的煤气经过冷却，所得的冷凝氨水通过氨蒸馏柱蒸出氨水并和煤气中的氨共同进入饱和器，穿过母液层和硫酸溶液相互作用生成酸式硫酸铵。半直接法生产硫酸铵由于生产流程简单，产品成本较低，工艺技术及管理较成熟，因此在工业生产上应用较广，但它也不是十全十美，也有它的缺点，主要有下列几点

8、：（1）需处理一定量的氨水。（2）结晶颗粒较小。（3）煤气通过饱和器阻力较大，因而能量消耗大。因此半直接法生产硫铵的工业等有待进一步改进，以适应现代工业生产的需要，尽管如此，由于它的生产工艺管理等方面均较直接法和间接法先进，因此工业生产上应用较广。本设计选择半直接法。3 硫酸铵生产原理及工艺流程3.1 硫酸铵的生产原理3.1.1 硫酸铵生产的化学原理 氨与硫酸发生的中和反应为 2NH3 + H2SO4 （NH4）2SO4 H = -275kJ/mol 上述反应是不可逆放热反应，当用硫酸吸收煤气中的氨时，实际的热效应较小。通过实验得知，如氨和游离酸度为7.8%的硫酸饱和母液相互作用时，其反应热效

9、应为温度/47.466.376.1硫酸铵热效应/(kJ/mol)240.9245.9249.2 用适量的硫酸和氨进行反应时，生成的是中式盐（NH4）2SO4，当硫酸过量时，则生成酸式盐NH4HSO4 ,其反应为 NH3 + H2SO4 NH4HSO4 H=-165kJ/mol 随溶液被氨饱和的程度，酸式盐又可转变为中式盐 NH4HSO4 + NH3 （NH4）2SO4 溶液中酸式盐和中式盐的比例起决于母液中游离硫酸的含量，这种含量以质量分数表示，称之为酸度。当酸度为本1%2%时，主要生成中式盐。酸度升高时，酸式盐的含量也随之提高。 饱和器中同时存在两种盐时，由于酸式盐较中式盐易溶于水或稀硫酸中

10、，故在酸度不大的情况下，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 C）内的溶解度比较可知，在酸度小于19%时，析出的固体结晶为硫酸铵；当酸度大于19%而小于34%时，则析出的是硫酸铵和硫酸氢铵两种盐的混合物；当酸度大于34%时，得到的固体结晶全为硫酸氢铵。 饱和器中被硫酸铵和硫酸氢铵所饱和的硫酸溶液称为母液。正常生产情况下母液的大致规格为： 密度/（kg/L） 1.2751.30 w(NH4)2SO4/% 4060 游离硫酸含量/% 46 w(NH4HSO4)/% 1015 NH3含量/（g/L） 150180 母液的密度是随母液的酸度增加而增大。3.1

11、.2 硫酸铵生成的结晶原理 在饱和器内硫酸铵形成晶体需经过两个阶段：第一阶段是在母液中细小的结晶中心-晶核的形成；第二阶段是晶核（或小晶体）的长大。通常晶核的形成和长大是同时进行的。在一定的结晶条件下，若晶核形成速率大于晶体成长速率，当达到固液平衡时，得到的硫酸铵晶体粒度较小；反之，则可得到大颗粒结晶体。显然，如能控制这两种速率，便可控制产品硫酸铵的粒度。 溶液的过饱和度既是硫酸铵分子由液相向结晶表面扩散的推动力，也是硫酸铵晶核生成的推动力。当溶液的过饱和度低时，这两个过程都进行的很慢，晶核生成的速率相对更慢些，故可得到大颗粒硫酸铵。当过饱和度过大时，这的是小颗粒硫酸铵。因此，为了制得大颗粒硫

12、酸铵，必须控制溶液的过饱和度在一定范围内，并且要控制足够长的结晶时间使晶体长大。图4-1表示了晶核在溶液中自发形成与溶液温度、浓度之间的关系。 由图4-1可见，AB溶解度曲线与CD超溶解度曲线大致平行。在AB曲线的右下侧，因溶液未达到饱和，在此区域内不会有硫酸铵晶核形成，称之为稳定区或不饱和区。AB和CD间区域称为介稳区，在此区域内晶核不能自发形成。在CD曲线的左上侧为不稳区，此区域内能自发形成大量晶核。在饱和器内，母液温度可认为是不变的。如母液原浓度为E，由于连续进行的中和反应，母液中硫酸铵分子不断增多，其浓度逐渐增致F，硫酸铵达到饱和。此时理论上可以形成结晶，但实际上还缺乏必要的过饱和度而

13、无晶核形成。当母液浓度提高到介稳区时，溶液虽已处于过饱和状态，但在无晶种的情况下，仍形不成晶核。只有当母液浓度提高至G点后才能形成大量晶核，母液浓度也随之降至饱和点F。在上述过程中，晶核的生成速率远比其成长速率大，因而所得晶体很小。在饱和器刚开工生产和在大加酸后易出现这种情况。 实际生产中，母液中总有细小结晶和微量杂质存在，即存在着晶种，此时晶核形成所需的过饱度远较无晶核时为低，因此在介稳区内，主要是晶体在长大，同时亦有新晶核形成。因此，为生产粒度较大的硫酸铵结晶，必须控制适宜的过饱和度使母液处于介稳区内。 硫酸铵晶体长大的过程属于硫酸铵分子由液相向固相扩散的过程，其长大的推动力由溶液的过饱和

14、度决定，扩散阻力主要是晶体表面上的液膜阻力。故增大溶液的过饱和度和减少扩散阻力，均有利于晶体的长大。但考虑到过饱和度高会促使晶核形成速率过大，所以溶液过饱和度必须控制在较小的（介稳区）范围内。 正常操作条件下，硫酸铵结晶的介稳区很小。对酸度为5%的硫酸铵溶液的过饱和度，在搅拌情况下所得的实验数据如图解4-2所示。由图可见，母液的结晶温度比其饱和温度平均降低3.4。在温度为3070的范围内，温度每变化1时，盐的溶解度约变化0.09%。所以，溶液的过饱和度即0.09%3.4=0.306%。也就是说，在母液内结晶的生成区域（即介稳区）是很小的。在控制介稳区很小的情况下，当母液中结晶的生成速率与反应生

15、成的硫酸铵量相平衡时，晶核的生成量最少，即可得到大的结晶颗粒。3.2 喷淋式饱和器法生产硫酸氨工艺流程 喷淋式饱和器分为上段和下段，上段为吸收室，下段为结晶室。 由脱硫工序来的煤气经煤气预热器预热至6070，或更高温度，目的是为了保持饱和器水平衡。 煤气预热后，进入喷淋式饱和器2的上段，分成两股沿饱和器水平方向沿环形室做环形流动，每股煤气均经过数个喷头用含游离酸量3.5%4%的循环母液喷洒，以吸收幕液中的氨，然后两股煤气汇成一股进入饱和器的后室，用来自小母液泵6（也称二次喷洒泵）的母液进行二次喷洒，以进一步除去煤气中的氨。煤气在以切线方向进入饱和器内的除酸器，除去煤气中夹带的酸雾液滴，从上部中

16、心出口管离开饱和器再经捕雾器3捕集下煤气中的微量酸雾后到终冷洗苯工段。喷淋式饱和器后煤气含氨一般小于0.05g/m3。 饱和器的上段与下段以降液管联通。喷洒吸收氨的母液从降液管流到结晶室的底部，在此晶核被饱和母液推动向上运动，不短地搅拌母液，使硫酸氨晶核长大，并引起颗粒分级。用结晶泵将其底部的浆液送至结晶槽14。含有小颗粒的母液上升至结晶室的上部，母液循环泵从结晶室上部将母液抽出，送往饱和器上段两组喷洒箱内进行循环喷洒，使母液在上段和下段之间不断循环。 饱和器的上段设满流管，保持液面并封住煤气，使煤气不能进入下段。满流管插入满流槽7中也封住煤气，使煤气不能外逸。饱和器满流口溢出的母液流入满流槽

17、内的液封槽，再溢流到满流槽，然后用小母液泵送至饱和器的后室喷洒。冲洗和加酸时，母液经满流槽至母液储槽，再用小母液泵送至饱和器。此外，母液储槽还可供饱和器检修时储存母液之用。 结晶槽的浆液经静置分层，底部的结晶排入到离心机不可失15，经分离和水洗的硫酸氨晶体由胶带输送机16送至振动式流化床干燥器材17，并用被空气热风机场24、25加热的空气干燥，再经冷风冷却后进入硫酸氨储斗。然后称量、包装送入成品库。离心机滤出的母液与结晶槽满流出的母液一同自流回饱和器的下段。干燥硫酸氨的尾气经旋风分离器后由排风机排至大气。为了保证循环母液一定的酸度，连续从母液循环泵入口或满流管处加入质量分数为何90%93%的浓

18、硫酸，维持正常母液酸度。 由油库送来的硫酸送至硫酸储槽，再经硫酸泵抽出送到硫酸高置槽内，然后自流到满流槽。喷淋式饱和和器法生产硫酸氨工艺，采用的喷淋式饱和器，材质为不锈钢，设备使用寿命长，集酸洗吸收、结晶、除酸、蒸发为一体，具有煤气系统阻力小，结晶颗粒大，平均直径在0.7mm，硫酸氨质量好，工艺流程短，易操作等特点。 饱和器法的工艺流程1煤气预热器；2饱和器；3除酸器；4结晶槽；5离心机；6螺旋输送机；7沸腾干燥器；8送风机；9热风器；10旋风分离器；11排风机；12溢流槽；13母液贮槽；14硫酸铵贮斗；15细粒硫酸铵贮斗；16硫酸铵包装机；17皮带机；18硫酸高置4 工艺计算与设备选型4.1

19、 基础数据的计算4.1.1 装煤量的计算 选用JN60-6型260孔焦炉，主要尺寸如下：炭化室有效容积全长（mm）全高(mm)平均宽(mm) 结焦时间(h)38.515980600045019.5焦炉生产能力的核算式中 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 T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0.76k考虑到炭化室检修等原因的减产系数，取0.97 全焦含水量（取6%）G=4.1

20、.2 煤气发生量Qth其为装煤干煤量，取煤气发生量Mg=360(干煤),紧张系数为1.07则煤气发生量Q=1.07Mg =177.661.07360 =684354.1.3 剩余氨水量(1) 原始数据 装入湿煤量 G/(1-10%)=177.66/(1-10%)=197.4t/h 配煤水分 10% 化合水 2% 煤气发生量 360(干煤) 煤气初冷器后煤气温度 30 30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 = 197.410% 177.66(1-10%)2%

21、 = 22.94 t/h = 684350.0351 = 2402.0685 Kg/h = 2.402 t/h则剩余氨水量为： = =22.942.402= 20.89t/h4.2 饱和器的有关计算及选型4.2.1 原始数据焦炉干煤装入量 t/h177.66煤气发生量Mg (干煤)360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/h20.54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 %124.2.2氨平衡及硫酸用量的

22、计算 饱和器的平衡 N总氨饱 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 N = + N+ 则总氨量 N = 0.3% = 177.66 0.3% = 532.89 kg/h 剩余氨水带入氨 N =3.5 = 20.89 3.5 = 71.89 kg/h 干馏煤气带入氨 N1 = NN2= 532.98 71.89=461.09kg/h 干馏煤气带出氨 N= 177.66 360 0.03/1000 =1.92 kg/h 蒸氨废水带出氨 L = 20.89 20.89 0.25 = 25.68 t/h N= 25.681000 = 1.28

23、 /h 饱和器耗氨量 N =N = 532.98 1.92 1.28 =529.78kg/h 由反应原理 硫酸吸收氨反映式：217 98 132532.98 y x 硫氨产量 x=529.98132/(217)=2057.6 kg/h 硫酸理论耗量 y=529.9898/(217) =1527.6kg/h 换算成 78% 硫酸耗量 =1527.6/ 78% = 1958.4kg/h4.2.3 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及洗涤水等。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120kg/h，氨分缩器后氨汽浓度为1

24、0%. 饱和器水平衡如下： 饱 和 器洗涤硫铵水煤气带入水氨气带入水硫酸带入水冲洗水煤气带出水Wt硫铵产品带出水Wp(1) 带入饱和器的总水量(2) 初冷后的煤气温度为30，其水汽含量为0.0351/所以： 1）煤气带入水量 =177.66 360 0.0351 = 2244.9kg/h 2）氨汽带入水量 又N2N4=（N2 N4）10% 得kg/h 3)硫酸带入水 = 1958.4(1-78%) = 430.8kg/h 4)硫铵洗涤用水（扣除硫铵产品带出水）：= 2056.7 6% = 123.4 kg/h 5)冲洗水量 = 120kg/h 则带入饱和器总水量为W= = 2244.9+635

25、.5+123.4+430.7+120 = 3554.7 kg/h(2) 饱和器出口的煤气中水蒸气分压(3) 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： = 0.056kg/ 相应的1的煤气中的水汽的体积为 = 0.0697 故混合气中水汽所占的体积比为100%= 6.52%取饱和器后煤气表压为0.12MPa，其绝对压力为1.12 Mpa。则水蒸气分压为: 1.12 6.52% =0.07302 MPa = 55.5 mmHg(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

26、中的水汽分压Pg相平衡时，即Pl = Pg = 55.5 mmHg. 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水蒸汽分压为 Pl = KPg式中 K平衡偏离系数（其值为1.31.5）当K=1.5时 Pl = 1.5 55.5= 83.29mmHg由Pl=83.25mmHg由焦化工艺学（中国矿业大学出版社）图9-3可知， 当酸度为5% ，其适宜的操作温度为51。 在实际生产中，母液温度为5055（本设计未考虑对吡啶

27、的回收）4.2.4 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。 饱和器内平衡如下：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4.2.4.1输入热量(1) 煤气带入的饱和器的热量, 煤气带入饱和器的热量，由于煤气带入热量，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 1.47t = 177.66 360 1.47t = 94017.7t KJ/h 式中 干煤气带入热量 KJ/h 1.47干煤气的比

28、热 KJ/h t 煤气的预热温度 汽带入的热量=（2491.31.83t） = 2244.9(2491.31.83t) = (55927194108.2t) KJ/h 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) 氨带入的热量 =2.11t=461.092.11t=972.9t KJ/h 式中 氨带入的热量 KJ/h 2.11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，在饱和器中被吸收的量极少，也不予考虑。则煤气带入饱和器的总热量为= = (55927

29、1999098.8t) KJ/h(2) 氨汽带入的热量(3) 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=（-）2.1398 = ( 71.89 1.28 ) 2.13 98 = 14739.1 KJ/h式中 2.1398时氨的比热 KJ/(KgK) 水汽带入的热量= (2491.31.8398) = 635.5(2491.31.8398) = 1697191.72KJ/h 则氨汽带入的热量= = 14739.1+1697191.72=1711930.82 KJ/h 硫酸带入的热量 =1.88E=1958.41.8820= 73635.8 KJ/h 式中 1.88浓度

30、为78%硫酸的比热 E硫酸的平均温度，取20 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）=（）4.1860 = (123.5120)4.1860 = 61069.8KJ/h 式中4.1860时水的比热KJ/(KgK) 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 = 2.6845102057.6=2481465.6 KJ/h 循环母液带入的热量 循环母液取硫铵产量的50倍，其温度比饱和器母液温度约低于5，取为50。则= 2.685050X

31、 = 2.6850502057.6=13785920 KJ/h 化学反应热 化学反应热包括中和热、结晶热和稀释热硫酸的中和热（1 Kgmol的硫酸的中和热为195533 KJ/h） = (2057.6/132)195533=3047944.77 KJ/h硫铵的结晶热 （1 Kgmol的硫铵但是结晶热为10886 KJ/h） =(2057.6/132) 10886=169689.6 KJ/h硫酸的稀释热（100%硫酸的稀释热为38792.6 KJ/Kgmol） = (1527.6/98) 38792.6=604689.54 KJ/h 化学反应热共计= q1 + q2 + q3 =3046611.

32、5+169615.4+604689.54=3820639.4 KJ/h饱和器总的输出热量为=(27529064.86 99098.8t) KJ/h4.2.4.2输出热量Q出 (1) 煤气从饱和器带出的热量 煤气饱和器带出由于干煤气和水汽所组成饱和器后煤气温度为60则 干煤气带出的热量 = 177.663601.46560=5621873.04KJ/h 水汽带走热量 = Wt(2491.3+1.8360)=3554.7(2491.3+1.8360)=9246130.2 KJ/h 煤气从饱和器带出热量= q1+ q2= 5621873.04+9246130.2=14868003.24 KJ/h（2

33、）结晶母液带出热量 (母液温度为55) = (10+1)X2.6855=(1+10)2057.62.6855=33352406.64 KJ/h（3）循环母液带出热量 = 50X2.6855=502057.62.6855=15164512 KJ/h（4）饱和器热损失饱和器热损失相当于循环母液热损失的20%25%,本设计取25%,循环母液循环过程中降低6左右. = 502057.62.6825%6=413577.6 KJ/h总上 Q出= + =14868003.24+3352406.64+15164512+413577.6=33798499.48 KJ/h 所以：27529064.86+99098

34、.8t=33798499.48 则 t = 63.26 即煤气预热器后的煤气温度为704.2.5 饱和器的基本尺寸 饱和器结构基本已定,通过计算主要确定直径,取饱和器前煤气压力为0.118MPa饱和器阻力为0.006 Mpa，（约600H2O）煤气预热器温度为70,饱和器后煤气露点温度为50,饱和器后煤气温度为60.煤气初冷器后煤气温度为35 (1)预热器后煤气实际体积 177.663601.195=72130.9 式中 1.1951Nm3煤气在35时,为水汽饱和器后的体积(2)饱和器后煤气实际体积177.663601.348 式中 1.3481的煤气在50时为水汽饱和后的体积(3)中央煤气管

35、内断面积，取中央煤气管内煤气流速为7.0m/s则断面面积： F=(4)饱和器外环形截面积，取饱和器内环形截面上煤气流速为5m/s，则环 形截面积为：F=设入口为正方形边长为a则 F=4=4 a=1(5)饱和器内环形截面积，取饱和器内环形截面上煤气流速为4m/s，则环形截面积为：（6）内筒总截面积为5.51+3.149=8.66m 则饱和器内筒直径D=3.32m 所以饱和器上部的直径=3.32+1=4.32m 故 圆整后取 D=4.3m 根据计算选喷淋式饱和器 DN5000/DN3800mm，H=11600mm，共二台， 一开一备，其主要参数如下：DN5000DN3800（mm） H=11600

36、（mm）设 计压 力 0.03工 作 压 力 Mpa0.025处理煤气能力m3/h53000设 计 温 度 100工 作 温 度 50-60操 作 压力 Mpa0.025物 料 名 称煤气、硫氨母液主 要 材 料SUS316L操 作 温 度 50-65焊 缝 系 数0.85腐 蚀、裕 度1大 小 循 环 母 液 m3/h860504.3除酸器的计算及选型除酸器用钢板焊制，内壁及中央煤气出口管的内外表面均衬以防酸层。4.3.1煤气进口尺寸如上述算饱和器后煤气流量为79360.7，进口煤气速度不宜低于25m/s现取27m/s则煤气进口截面积为： F=煤气进口采用矩形，设边长为b ，短边 为a且b=

37、2a，则：F=ab=2a=0.8165 a=0.639m b=2a=1.278m4.3.2煤气出口直径出口管的煤气速度采用48m/s，本设计采用6m/s，则出口的内径为： D= 若出口管用8mm厚的钢板制成，内外表面各衬以5mm酚醛玻璃钠其外径为： D=2.163+(0.008+0.005)2=2.189m4.3.3除酸器内径 除酸器内环形截面宽度取与煤气进口宽度相等，则除酸器内径为 2.189+20.639=3.467m4.3.4出口管内部分的高度 为计算此高度，应先确定煤气在环形空间的旋转运动速度,及其在饱和器内的环形空间内的停留时间，根据理论计算需0.945s 气流的旋转运动速度应比进口

38、流速小2/73/8 据此可求： =27(1-2/7)=19.3m/s此时，煤气流过的长度为L=t=19.30.945=18.3m煤气的回转数为n=当煤气通路宽为0.639m及为19.3m/s时，则煤气流通路的高度为： 所以，出口在器内部分的高度为:H=nh=1.7872.07=3.70m根据以上计算，选用的旋风式除酸器的尺寸如下： 外壳（mm）： D=3520 H=4500 内壳（mm）： D=2200 H=38004.4离心机计算及选型 H型活塞式离心机，用于分离固体颗粒0.25mm，固体颗粒30%的结晶块悬浮物，该机加料分离洗涤等操作同时连续进行滤渣由一个反复运动的活塞推动脉动的推送出去，

39、这种离心机具有处理量大，单位产量耗电量少等优点，现在大量应用于化肥，化工等工业部分，尤其是用在N,()S和尿素生产 要求处理能力:Xt/h根据化工工艺设计手册，选用卧式单击活塞推料离心机型号为WH-800B，其主要参数为：转鼓内径长度：800mm400mm 转速：700r/min推料次数： 030次/min 推料行程：40mm生产能力： 4.56t/h 分离因数：219 外形尺寸长宽高： 2270mm1660mm1400mm电动机：主要电动机 Y180M4B3 功率 18.5KW油泵 Y160L-6-V 功率 11KW4.5沸腾干燥器的计算与选型4.5.1原始数据 硫铵产量(干基)2057.6

40、kg/h每日操作时间15 h给料不均匀系数1.2进干燥器硫铵含水量2%出干燥器硫铵含水量0.1%进干燥器硫铵温度15出干燥器硫铵温度68大气温度50大气相对湿度84%出干燥器空气温度70热风器后空气温度140通过沸腾层空气平均压力3500pa 4.5.2沸腾床最低流化态速度G的计算 kg/(h)式中 dp固体颗粒平均直径 Pq固体密度 Pg气体密度 Z气体粘度 厘泊dp的确定 式中 X筛分组成 % d每级颗粒直径 硫铵筛分分组d1 ()21.00.50.30.20.1X1 (%)0.14234221.00.9 Pg的确定在沸腾干燥器内气体温度为105，并假设操作压力3500Mpa，则空气流在实

41、际操作状态下密度为 =0.964 式中 1.29空气在标准状态下密度Pg为硫铵结晶比重取1770 Z为空气粘度,取0.021 厘泊综上,将上述各值带入公式得： =0.132将重量换算成线速度：V=G/Pg=0.132/0.964=0.137 m/s4.5.3干燥器直径的确定与选型 (1) 在沸腾干燥器内气流实际操作速度,根据生产实践,可取最底流态化速度V的10倍,即 V=10V=100.137=1.37 m/s(2) 干燥器内平均操作温度及压力下湿空气体积计算如下干燥器处理负荷 2056.71.224/15 = 3950.59 kg/h原料含水量 干燥器后残留在硫铵中的水量为 需蒸发水分为 8

42、0.6 3.95 = 76.65kg/h干燥器每处理1t硫铵(干基)需温度50,相对湿度84%的干空气1900 kg，每千克空气含水量4.63kg随空气带入干燥器的水分则湿空气体积为: =8002.2m/h所需干燥器沸腾床面积 F=根据焦化设计参考资料选用DN1740定型沸腾干燥器一台,沸腾床面积2.1 4.6煤气预热器的计算与选型为蒸发饱和器中的多余水分，保持饱和器中的水平衡，防止母被稀释，在饱和器前必须加煤气预热器，常用的为列管式换热设备，煤气走管内，低压蒸气走管间，煤气预热器有立式和卧式两种安装方式，立式需设置焦油排出装置，卧式不便于安装和检修，且管内容易积存焦油，影响传热效率，本设计采

43、用立式安装方式。4.7蒸氨塔及附属设备的计算4.7.1 蒸氨塔的计算4.7.1.1 基本数据的确定 原始数据：进料温度 50 分凝器后产品浓度 10% 塔顶温度 102 塔顶压力 14.7MPa 塔底温度 105 塔底压力 34.3MPa 回流温度 90 进料量 20.89t/h 废水浓度 0.05g/h 进料浓度 3.5 g/h进料量F及浓度XF F = 20.89 t/h 参考炼焦化学品回收与加工附表5，得氨水在水溶液里及液面上蒸汽内的含量为Y1 = 3.5% 氨分缩器后成品氨气浓度的确定 XD = 10%,设在蒸氨塔里的氨回收率99%，则氨为: 99%20.893.510/100072.

44、38kg/h 或95.38氨气混合物 D = 72.38 10% = 723.8 kg/h水蒸汽的量 723.8(1-10%) = 651.42kg/h 或 810.66 考虑到氨气中H2S和CO2,设占氨气体积的5%，则取分缩器后氨气操作压力为850mmH2O,则氨气在气体混合物中的分压为: PS = 850810.66/953.73 = 722.49 mmHO分缩器后回流液含氨浓度的确定出成品氨的浓度为10% 即XD = 10% 查炼焦化学品回收与加工中附表5得,回流液浓度为XR = 1.2%。则进料热状况:q = 将1Kmol进料变为饱和蒸汽所需的热量/原料液的Kmol汽化热即: Rmi

45、n= =2.06一般取R=(1.12) Rmin 现取 R=1.5Rmin=3.094.7.2 物料恒算(1)输入物料进料量 F = 20.89t/h含氨量 = 20.89100.35% = 73.12 kg/h设蒸氨塔中氨的回收率为99%则： D=73.1299%/10%=723.8 kg/h回流量 L = RD = 3.09723.8 = 2236.5 kg/h(2)输出物料塔顶蒸汽量 V = (R+1)D = 4.09723.8 = 2960.3kg/h废水量 W = F-D+G = 20890 723.8 +G = 20166.2+ G kg/h(3)热量恒算确定直接蒸汽量G输入热量进

46、料带入热量 q = 20890501.00744.187= 4405685 kJ/h回流带入热量 q= 2236.5901.0054.187= 846994.2 kJ/h直接蒸汽带入热量q = 2738G kJ/h式中 G 蒸气量 27384Kg/cm（绝压）时水蒸气热焓， 2741 表压为0.3时,水蒸汽热焓 kJ/Kg= q+ q+ q = 4405684.1 + 846994.2 + 2738G = 5252678.3+ 2738G kJ/h输出热量塔顶蒸汽带出热量q = 2960.33.5%1022.131 + 2960.3(1-3.5%)2678.84 = 7675135.1 kJ/

47、h式中 2.131 氨的比热 KJ/(Kg) 3.5% 含氨量 2678.84 102时水的热焓 kJ/kg氨解析吸收的热量 q = 2960.33.5%4914.187= 213004 kJ/h废水带出的热量 q = (20166.2+G)1051.00894.187 = 8944672+ 443.5G kJ/h散热损失 q = q32% = 2738G0.02 = 57.46G kJ/h= q + q + q+ q=7675135.1+213004+8944672.7+433.5G+54.76G=16832811.8+488.26 kJ/h由 = 得：5252678.3 + 2738G =

48、 16832811.8 + 488.26G直接蒸汽量G =5147.3 kg/h1吨氨水所用蒸汽量 g = G/F = 5147.3/20.89 = 246.4kg/t废水量 W = 20166.2 + G = 25313.5kg/h = 25.31 t/h4.7.3蒸氨塔设备的计算（1） 塔板层数的确定作全塔的物料平衡：废水量W=20166.2+5147.3=25.31t/h=2513.5kg/h废水含氨量X=直接蒸汽加热时，提镏段的操作线方程为 Y式中：W废水量， 25313.5kg/h G直接蒸汽耗量，5147.3kg/h即Y以进料含氨量浓度 XF=0.35% 按炼焦化学品回收与加工附表

49、5中数据采用逐板计算法计算提馏段理论板数.X % 0.35 0.17 0.0811 0.0374 0.0159 0.00536 0.000176Y % 1.70 0.811 0.374 0.159 0.0536 0.00176提馏段需理论板数为7对于精馏段由于塔顶气相浓度不高于和进料平衡的气相浓度,所以只需要一块理论板,则全塔理论板数为8块.本设计采用浮阀塔,总板效率取0.5,则实际板数为8/0.5=16块（2） 塔径的计算VV 用塔底气体积确定塔径 Vs= =3788.11原料汽化热取水的热量为 1500kJ/kg 平均温度(98+50)/2 = 74l= 974.8 /m3 V=0.661

50、 /m3 查化工原理（天大版） 附表7 水的比热为4.2 kJ/()q = =1.13 = L+QF = 2236.5+ 1.1320890 = 25842.2 /h = V+(q-1)F = 2960.3+0.1320890 = 5076 /h= 0.179塔板间距取45，板上液层高度取0.07m则： HT-Hl = 0.38 m查化工原理（天大版）下册P160， 史密斯关系图得C20 = 0.062校正 C = C20 = 0.062=0.031Umax=C=0.031= 1.19 m/s通常取 U = 0.60.8Umax 现取安全系数 0.7则U = 0.65 1.19 = 0.774

51、 m/s则D = 1.315 m圆整取 D = 1400 mm塔截面面积 AT= 1.538(3) 塔高的计算 1）该塔有效高度 Z=(N-1)HT=(16-1)0.45=6.75 m 2）塔顶辅助高度取1m 3）塔底辅助高度取1.5m(塔底最后一块塔板到塔底封头切线的距离) 4）塔底裙座高度取2 m 5）人孔,人孔的设计应便于进入任何一层塔板,但设置过多会使制造时塔体弯曲度难以达到要求,所以本塔设置一个人孔,位置在自上面算起第8块塔板处,此处塔板间距设计为600,另外,塔裙处应设计两个人孔直径为450. 综上该塔实际高度 H=6.75+1+1.5+2+(0.6-0.45)=11.4m4.7.4氨分凝器 （1）物料平衡进入物料由蒸氨塔带来的氨气 V = 2960.3/h 含氨量为 103.6 /h输出物料出分凝器浓氨水 D = 723.8 /h 含氨量 723.810%=72.38/h分凝器至蒸氨塔的回流 L = 2236.5 /h 含氨量 2236.51.2% = 26.838 /h（2）热平衡输入热量Q1塔顶氨蒸汽带入热量 q1 = 7675135 kJ/h回流液中氨的溶解热 q2 = 2683.84914.187 = 55174 kJ/h故 Q1 = q1 + q2 = 7730309 kJ/h输出热量Q2成品浓