1、 課程設計科目：煤化工工藝目 錄1 緒論 12 硫酸銨的用途及生產方法 2 2.1 硫酸銨的生產方法.23硫酸銨的生產原理和工藝流程 3 3.1 硫酸銨的生產原理.3 3.1.1 硫酸銨生產的化學原理3 3.1.2 硫酸銨生產的結晶原理4 3.2 硫酸銨結晶的影響因素及控制. 44工藝計算與主要設備的選型 7 4.1 基礎數(shù)據(jù)的計算 8 4.1.1 裝煤量的計算 8 4.1.2 煤氣發(fā)生量Q 9 4.1.3 剩余氨水的計算 9 4.2 飽和器的有關計算及選型 10 4.2.1 原始數(shù)據(jù) 10 4.2.2 氨平衡及硫酸用量的計算 10 4.2.3 水平衡及母液溫度的確定 11 4.2.4 熱平衡

2、及煤氣預熱器出口溫度的計算 12 4.2.4.1 輸入熱量 13 4.2.4.2 輸出熱量 14 4.2.5 飽和器基本尺寸 16 4.3 除酸器的計算及選型 17 4.3.1 煤氣進口尺寸 17 4.3.2 煤氣出口直徑 17 4.3.3 除算器內徑 17 4.3.4 出口管內部分的高度 17 4.4 離心機的計算與選型 17 4.5 沸騰床干燥器的計算與選型 20 4.5.1 原始數(shù)據(jù) 20 4.5.2 沸騰床最低流態(tài)速度G的計算 21 4.5.3 干燥器直徑的確定與選型 21 4.6 煤氣預熱器的計算與選型 21 4.7 蒸氨塔及附屬設備的計算 22 4.7.1 蒸氨塔的計算. 22 4

3、.7.1.1 基本數(shù)據(jù)的確定 22 4.7.2 物料恒算 225 硫銨工段設備一覽表 56參考文獻 59致謝 601緒論 煤炭作為我國的主要能源之一，由于其儲藏量有限，單純作為燃料不僅浪費很大，而且會造成嚴重的環(huán)境污染，隨著現(xiàn)代科技和化學工業(yè)的發(fā)展對煤炭的利用范圍已大大擴展，煤炭的綜合利用已被列為我國煤炭行業(yè)的三大支柱。 高溫煉焦化學工業(yè)是煤炭的綜合利用中歷史最久，工業(yè)最完善，技術最成熟，應用最廣泛的行業(yè)。由于煤炭的自身組成特殊性，在煉焦同時產生的煤氣中，含有多種可供回收利用的成分，其中氨作為生產過程中的有害成分之一，其含量雖少但由于其水溶液具有腐蝕設備和管路，生成的銨鹽會引起堵塞，燃燒產生的

4、氮氨化物污染大氣，所以有必要將其回收，并加以利用。 硫銨的生產不僅達到了除去煤氣中氨的目的，而且硫銨作為化肥應用于農業(yè)中可以提高農作物的單位面積產量，對農業(yè)的發(fā)展起著重要作用2. 硫酸銨的用途及生產方法硫酸銨(NH4)2SO4，含氮約20，簡稱硫銨，俗稱肥田粉，是我國使用和生產最早的一個氮肥品種，目前約占我國氮肥總產量的0.7。氮素形態(tài)是銨離子(NH4+)，屬氨態(tài)氮肥。硫酸銨的制取是用合成氨或煉焦、煉油、有機合成等工業(yè)生產中的副產品回收氨，再用硫酸中和，反應式為： 2NH3+H2SO4(NH4)2SO4 硫銨產品一般為白色產品，若產品中混有雜質時帶黃色或灰色，物理性質穩(wěn)定，分解溫度高(大于28

5、0)，不易吸濕，但結塊后很難打碎。硫銨易溶于水，20時溶解度為70，水中呈中性反應，由于產品中往往有游離酸存在，也呈現(xiàn)微酸性。 硫銨除含氮外，還含有25的硫，也是一種重要的硫肥。 硫銨的分子中含有陰離子SO4-，難以被土粒吸附，作物對銨離子的吸收較多而使SO4-殘留土壤，故硫銨是一種典型的生理酸性肥料。硫銨在富含碳酸鈣的石灰性土壤上施用，與CaCO3形成難溶的硫酸鈣，不會明顯的影響土壤的PH值。但對中性和酸性土壤，殘留的SO4-將與H+結合降低土壤的pH值，酸化土壤，需要采用配施石灰等措施來防止酸化。 在淹水條件下，SO4-會還原成H2S，引起稻根變黑，影響根系吸收養(yǎng)分。應結合排水曬田，改善通

6、氣條件，避免產生黑根。 硫銨可做基肥、追肥和種肥。在用作種肥時一定要注意用量不宜多。硫銨在石灰性土壤中與碳酸鈣起作用生成氨氣跑掉；在酸性土壤中，如果硫酸銨施在水田通氣較好的表層，銨態(tài)氮易經硝化作用而轉化生成硝態(tài)氮，轉入深層后因缺氧又經反硝化作用，生成氮氣和氧化氮氣體跑到空氣中。所以，無論在水田還是旱田，硫銨都要深施。2.1硫銨的生產方法 硫銨的生產方法有：飽和器法和非飽和器法。飽和器法有分直接法和半直接法。 直接法 熱的煤氣從焦爐中出來經過煤氣冷凝器冷卻再經電捕焦油器清潔凈化后進入飽和器，在飽和器內，煤氣中的氨同硫酸結合生成硫銨。直接法由于對電捕焦油器等凈化裝置要求較高以保硫酸銨產品質量。因此

7、，在工業(yè)上應用比較困難，所以此法在工業(yè)上得不到廣泛應用，難以推廣。 間接法 煤氣中的氨在氨洗塔中用冷水吸收，所得氨水從蒸餾柱進入飽和器同濃硫酸反應制成硫酸銨。由于這方法需要的設備龐大，投資大，消耗掉大量的蒸汽，耗能大，經濟效果也不好。因此，此法在工業(yè)上應用很少，很難推廣，特別是在現(xiàn)代化工業(yè)生產中應用更少。 半直接法： 由焦爐出來的煤氣經過冷卻，所得的冷凝氨水通過氨蒸餾柱蒸出氨水并和煤氣中的氨共同進入飽和器，穿過母液層和硫酸溶液相互作用生成酸式硫酸銨。半直接法生產硫酸銨由于生產流程簡單，產品成本較低，工藝技術及管理較成熟，因此在工業(yè)生產上應用較廣，但它也不是十全十美，也有它的缺點，主要有下列幾點

8、：（1）需處理一定量的氨水。（2）結晶顆粒較小。（3）煤氣通過飽和器阻力較大，因而能量消耗大。因此半直接法生產硫銨的工業(yè)等有待進一步改進，以適應現(xiàn)代工業(yè)生產的需要，盡管如此，由于它的生產工藝管理等方面均較直接法和間接法先進，因此工業(yè)生產上應用較廣。本設計選擇半直接法。3 硫酸銨生產原理及工藝流程3.1 硫酸銨的生產原理3.1.1 硫酸銨生產的化學原理 氨與硫酸發(fā)生的中和反應為 2NH3 + H2SO4 （NH4）2SO4 H = -275kJ/mol 上述反應是不可逆放熱反應，當用硫酸吸收煤氣中的氨時，實際的熱效應較小。通過實驗得知，如氨和游離酸度為7.8%的硫酸飽和母液相互作用時，其反應熱效

9、應為溫度/47.466.376.1硫酸銨熱效應/(kJ/mol)240.9245.9249.2 用適量的硫酸和氨進行反應時，生成的是中式鹽（NH4）2SO4，當硫酸過量時，則生成酸式鹽NH4HSO4 ,其反應為 NH3 + H2SO4 NH4HSO4 H=-165kJ/mol 隨溶液被氨飽和的程度，酸式鹽又可轉變?yōu)橹惺禁} NH4HSO4 + NH3 （NH4）2SO4 溶液中酸式鹽和中式鹽的比例起決于母液中游離硫酸的含量，這種含量以質量分數(shù)表示，稱之為酸度。當酸度為本1%2%時，主要生成中式鹽。酸度升高時，酸式鹽的含量也隨之提高。 飽和器中同時存在兩種鹽時，由于酸式鹽較中式鹽易溶于水或稀硫酸中

10、，故在酸度不大的情況下，從飽和溶液中析出的只有硫酸銨結晶。 由硫酸銨和硫酸氫銨在不同含量的硫酸溶液（60 C）內的溶解度比較可知，在酸度小于19%時，析出的固體結晶為硫酸銨；當酸度大于19%而小于34%時，則析出的是硫酸銨和硫酸氫銨兩種鹽的混合物；當酸度大于34%時，得到的固體結晶全為硫酸氫銨。 飽和器中被硫酸銨和硫酸氫銨所飽和的硫酸溶液稱為母液。正常生產情況下母液的大致規(guī)格為： 密度/（kg/L） 1.2751.30 w(NH4)2SO4/% 4060 游離硫酸含量/% 46 w(NH4HSO4)/% 1015 NH3含量/（g/L） 150180 母液的密度是隨母液的酸度增加而增大。3.1

11、.2 硫酸銨生成的結晶原理 在飽和器內硫酸銨形成晶體需經過兩個階段：第一階段是在母液中細小的結晶中心-晶核的形成；第二階段是晶核（或小晶體）的長大。通常晶核的形成和長大是同時進行的。在一定的結晶條件下，若晶核形成速率大于晶體成長速率，當達到固液平衡時，得到的硫酸銨晶體粒度較小；反之，則可得到大顆粒結晶體。顯然，如能控制這兩種速率，便可控制產品硫酸銨的粒度。 溶液的過飽和度既是硫酸銨分子由液相向結晶表面擴散的推動力，也是硫酸銨晶核生成的推動力。當溶液的過飽和度低時，這兩個過程都進行的很慢，晶核生成的速率相對更慢些，故可得到大顆粒硫酸銨。當過飽和度過大時，這的是小顆粒硫酸銨。因此，為了制得大顆粒硫

12、酸銨，必須控制溶液的過飽和度在一定范圍內，并且要控制足夠長的結晶時間使晶體長大。圖4-1表示了晶核在溶液中自發(fā)形成與溶液溫度、濃度之間的關系。 由圖4-1可見，AB溶解度曲線與CD超溶解度曲線大致平行。在AB曲線的右下側，因溶液未達到飽和，在此區(qū)域內不會有硫酸銨晶核形成，稱之為穩(wěn)定區(qū)或不飽和區(qū)。AB和CD間區(qū)域稱為介穩(wěn)區(qū)，在此區(qū)域內晶核不能自發(fā)形成。在CD曲線的左上側為不穩(wěn)區(qū)，此區(qū)域內能自發(fā)形成大量晶核。在飽和器內，母液溫度可認為是不變的。如母液原濃度為E，由于連續(xù)進行的中和反應，母液中硫酸銨分子不斷增多，其濃度逐漸增致F，硫酸銨達到飽和。此時理論上可以形成結晶，但實際上還缺乏必要的過飽和度而

13、無晶核形成。當母液濃度提高到介穩(wěn)區(qū)時，溶液雖已處于過飽和狀態(tài)，但在無晶種的情況下，仍形不成晶核。只有當母液濃度提高至G點后才能形成大量晶核，母液濃度也隨之降至飽和點F。在上述過程中，晶核的生成速率遠比其成長速率大，因而所得晶體很小。在飽和器剛開工生產和在大加酸后易出現(xiàn)這種情況。 實際生產中，母液中總有細小結晶和微量雜質存在，即存在著晶種，此時晶核形成所需的過飽度遠較無晶核時為低，因此在介穩(wěn)區(qū)內，主要是晶體在長大，同時亦有新晶核形成。因此，為生產粒度較大的硫酸銨結晶，必須控制適宜的過飽和度使母液處于介穩(wěn)區(qū)內。 硫酸銨晶體長大的過程屬于硫酸銨分子由液相向固相擴散的過程，其長大的推動力由溶液的過飽和

14、度決定，擴散阻力主要是晶體表面上的液膜阻力。故增大溶液的過飽和度和減少擴散阻力，均有利于晶體的長大。但考慮到過飽和度高會促使晶核形成速率過大，所以溶液過飽和度必須控制在較小的（介穩(wěn)區(qū)）范圍內。 正常操作條件下，硫酸銨結晶的介穩(wěn)區(qū)很小。對酸度為5%的硫酸銨溶液的過飽和度，在攪拌情況下所得的實驗數(shù)據(jù)如圖解4-2所示。由圖可見，母液的結晶溫度比其飽和溫度平均降低3.4。在溫度為3070的范圍內，溫度每變化1時，鹽的溶解度約變化0.09%。所以，溶液的過飽和度即0.09%×3.4=0.306%。也就是說，在母液內結晶的生成區(qū)域（即介穩(wěn)區(qū)）是很小的。在控制介穩(wěn)區(qū)很小的情況下，當母液中結晶的生成

15、速率與反應生成的硫酸銨量相平衡時，晶核的生成量最少，即可得到大的結晶顆粒。3.2 噴淋式飽和器法生產硫酸氨工藝流程 噴淋式飽和器分為上段和下段，上段為吸收室，下段為結晶室。 由脫硫工序來的煤氣經煤氣預熱器預熱至6070，或更高溫度，目的是為了保持飽和器水平衡。 煤氣預熱后，進入噴淋式飽和器2的上段，分成兩股沿飽和器水平方向沿環(huán)形室做環(huán)形流動，每股煤氣均經過數(shù)個噴頭用含游離酸量3.5%4%的循環(huán)母液噴灑，以吸收幕液中的氨，然后兩股煤氣匯成一股進入飽和器的后室，用來自小母液泵6（也稱二次噴灑泵）的母液進行二次噴灑，以進一步除去煤氣中的氨。煤氣在以切線方向進入飽和器內的除酸器，除去煤氣中夾帶的酸霧液

16、滴，從上部中心出口管離開飽和器再經捕霧器3捕集下煤氣中的微量酸霧后到終冷洗苯工段。噴淋式飽和器后煤氣含氨一般小于0.05g/m3。 飽和器的上段與下段以降液管聯(lián)通。噴灑吸收氨的母液從降液管流到結晶室的底部，在此晶核被飽和母液推動向上運動，不短地攪拌母液，使硫酸氨晶核長大，并引起顆粒分級。用結晶泵將其底部的漿液送至結晶槽14。含有小顆粒的母液上升至結晶室的上部，母液循環(huán)泵從結晶室上部將母液抽出，送往飽和器上段兩組噴灑箱內進行循環(huán)噴灑，使母液在上段和下段之間不斷循環(huán)。 飽和器的上段設滿流管，保持液面并封住煤氣，使煤氣不能進入下段。滿流管插入滿流槽7中也封住煤氣，使煤氣不能外逸。飽和器滿流口溢出的母

17、液流入滿流槽內的液封槽，再溢流到滿流槽，然后用小母液泵送至飽和器的后室噴灑。沖洗和加酸時，母液經滿流槽至母液儲槽，再用小母液泵送至飽和器。此外，母液儲槽還可供飽和器檢修時儲存母液之用。 結晶槽的漿液經靜置分層，底部的結晶排入到離心機不可失15，經分離和水洗的硫酸氨晶體由膠帶輸送機16送至振動式流化床干燥器材17，并用被空氣熱風機場24、25加熱的空氣干燥，再經冷風冷卻后進入硫酸氨儲斗。然后稱量、包裝送入成品庫。離心機濾出的母液與結晶槽滿流出的母液一同自流回飽和器的下段。干燥硫酸氨的尾氣經旋風分離器后由排風機排至大氣。為了保證循環(huán)母液一定的酸度，連續(xù)從母液循環(huán)泵入口或滿流管處加入質量分數(shù)為何90

18、%93%的濃硫酸，維持正常母液酸度。 由油庫送來的硫酸送至硫酸儲槽，再經硫酸泵抽出送到硫酸高置槽內，然后自流到滿流槽。噴淋式飽和和器法生產硫酸氨工藝，采用的噴淋式飽和器，材質為不銹鋼，設備使用壽命長，集酸洗吸收、結晶、除酸、蒸發(fā)為一體，具有煤氣系統(tǒng)阻力小，結晶顆粒大，平均直徑在0.7mm，硫酸氨質量好，工藝流程短，易操作等特點。 飽和器法的工藝流程1煤氣預熱器；2飽和器；3除酸器；4結晶槽；5離心機；6螺旋輸送機；7沸騰干燥器；8送風機；9熱風器；10旋風分離器；11排風機；12溢流槽；13母液貯槽；14硫酸銨貯斗；15細粒硫酸銨貯斗；16硫酸銨包裝機；17皮帶機；18硫酸高置4 工藝計算與設

19、備選型4.1 基礎數(shù)據(jù)的計算4.1.1 裝煤量的計算 選用JN60-6型2×60孔焦爐，主要尺寸如下：炭化室有效容積全長（mm）全高(mm)平均寬(mm) 結焦時間(h)38.515980600045019.5焦爐生產能力的核算式中 365×24全年工作時間n每個焦爐組的焦爐個數(shù)N每座焦爐的炭化室個數(shù)h炭化室的有效裝煤高度 ml炭化室的有效裝煤長度 mb炭化室的有效裝煤寬度 m裝煤煤干基堆密度 t(干煤)/一般0.720.75,本設計取0.75 T運轉周期 取設計結焦時間25hK干煤全焦率，%。一般0.730.77，本設計取0.76k考慮到炭化室檢修等原因的減產系數(shù)，取0.

20、97 全焦含水量（取6%）G=4.1.2 煤氣發(fā)生量Qth其為裝煤干煤量，取煤氣發(fā)生量Mg=360(干煤),緊張系數(shù)為1.07則煤氣發(fā)生量Q=×1.07×Mg =177.66×1.07×360 =684354.1.3 剩余氨水量(1) 原始數(shù)據(jù) 裝入濕煤量 G´/(1-10%)=177.66/(1-10%)=197.4t/h 配煤水分 10% 化合水 2% 煤氣發(fā)生量 360(干煤) 煤氣初冷器后煤氣溫度 30 30時1煤氣經過蒸汽飽和后水汽含量0.0351K g/(2)計算 根據(jù)煤氣初冷系統(tǒng)中的水平衡，可得剩余氨水t/h= 式中 煤

21、氣帶入集氣管中水量t/h 初冷器后煤氣帶走的熱量t/h = 197.4×10% 177.66×(1-10%)×2% = 22.94 t/h = 68435×0.0351 = 2402.0685 Kg/h = 2.402 t/h則剩余氨水量為： = =22.942.402= 20.89t/h4.2 飽和器的有關計算及選型4.2.1 原始數(shù)據(jù)焦爐干煤裝入量 t/h177.66煤氣發(fā)生量Mg (干煤)360氨的產率（揮發(fā)氨） %0.3初冷器后煤氣溫度t 30剩余氨水量 t/h20.54蒸氨廢水中含氨量 g/l0.05剩余氨水中含氨量 g/l3.5直接用蒸汽量（

22、每蒸餾1稀氨水）kg/ 250分縮器后氨氣溫度t 98飽和器后煤氣含氨量 g/0.03硫酸濃度 Wt %78煉焦煤含水量 %124.2.2氨平衡及硫酸用量的計算 飽和器的平衡 N總氨飽 和 器N1煤氣帶入氨N2剩余氨水帶入氨N5飽和器耗氨N3飽和器帶出氨N4蒸氨廢水帶出氨 由平衡知 N = + N+ 則總氨量 N = ×0.3% = 177.66× 0.3% = 532.89 kg/h 剩余氨水帶入氨 N =×3.5 = 20.89× 3.5 = 71.89 kg/h 干餾煤氣帶入氨 N1 = NN2= 532.98 71.89=461.09kg/h 干

23、餾煤氣帶出氨 N= 177.66 ×360× 0.03/1000 =1.92 kg/h 蒸氨廢水帶出氨 L = 20.89 20.89× 0.25 = 25.68 t/h N= 25.68××1000 = 1.28 /h 飽和器耗氨量 N =N = 532.98 1.92 1.28 =529.78kg/h 由反應原理 硫酸吸收氨反映式：2×17 98 132532.98 y x 硫氨產量 x=529.98×132/(2×17)=2057.6 kg/h 硫酸理論耗量 y=529.98×98/(2×

24、17) =1527.6kg/h 換算成 78% 硫酸耗量 =1527.6/ 78% = 1958.4kg/h4.2.3 水平衡及母液溫度的確定 飽和器內的水分主要是煤氣和氫氣帶來的。其余有硫酸帶入的水分以及洗滌水等。洗滌硫氨用水占硫氨質量總重的6%，沖洗飽和器和除酸器帶入的水量平均 取120kg/h，氨分縮器后氨汽濃度為10%. 飽和器水平衡如下： 飽 和 器洗滌硫銨水煤氣帶入水氨氣帶入水硫酸帶入水沖洗水煤氣帶出水Wt硫銨產品帶出水Wp(1) 帶入飽和器的總水量(2) 初冷后的煤氣溫度為30，其水汽含量為0.0351/所以： 1）煤氣帶入水量 =177.66 × 360 ×

25、 0.0351 = 2244.9kg/h 2）氨汽帶入水量 又N2N4=（N2 N4）×10% 得kg/h 3)硫酸帶入水 = 1958.4×(1-78%) = 430.8kg/h 4)硫銨洗滌用水（扣除硫銨產品帶出水）：= 2056.7 × 6% = 123.4 kg/h 5)沖洗水量 = 120kg/h 則帶入飽和器總水量為W= = 2244.9+635.5+123.4+430.7+120 = 3554.7 kg/h(2) 飽和器出口的煤氣中水蒸氣分壓(3) 以上求得的帶入飽和器的總水量均應由煤氣帶走，則由飽和器出去的1煤氣應帶走的水量為： = 0.056kg

26、/ 相應的1的煤氣中的水汽的體積為 × = 0.0697 故混合氣中水汽所占的體積比為×100%= 6.52%取飽和器后煤氣表壓為0.12MPa，其絕對壓力為1.12 Mpa。則水蒸氣分壓為: 1.12 × 6.52% =0.07302 MPa = 55.5 mmHg(3) 飽和器母液溫度的確定 飽和器內母液的適宜溫度可按母液的最低溫度乘以平衡偏離系數(shù)來確定。當母液液面上的水汽分壓與母液液面上煤氣中的水汽分壓Pg相平衡時，即Pl = Pg = 55.5 mmHg. 取母液酸度為6%，由焦化工藝學（中國礦業(yè)大學出版社）圖9-3可得，飽和器的最低溫度為40。 因母液內

27、水的蒸發(fā)需要推動力（P=Pl-Pg），還由于煤氣飽和器中停留時間短，氣液兩相的水汽分壓不可能達到平衡，所以實際上母液液面上的水蒸汽分壓為 Pl = K·Pg式中 K平衡偏離系數(shù)（其值為1.31.5）當K=1.5時 Pl = 1.5 × 55.5= 83.29mmHg由Pl=83.25mmHg由焦化工藝學（中國礦業(yè)大學出版社）圖9-3可知， 當酸度為5% ，其適宜的操作溫度為51。 在實際生產中，母液溫度為5055（本設計未考慮對吡啶的回收）4.2.4 熱平衡及煤氣預熱器出口溫度的計算 為了確定是否需要向飽和器補充熱量和煤氣的預熱溫度，須對飽和器進行熱平衡計算。 飽和器內平衡

28、如下：輸入方 輸出方飽 和 器循環(huán)母液帶入熱量反應熱回流母液熱量洗滌水帶入母液硫酸帶入熱量氨汽帶入熱量煤氣帶入熱量煤氣帶出熱量結晶母液帶出熱量循環(huán)母液帶出熱量熱損失4.2.4.1輸入熱量(1) 煤氣帶入的飽和器的熱量, 煤氣帶入飽和器的熱量，由于煤氣帶入熱量，水汽帶入熱量和氨帶入熱量三部分組成。 干煤氣帶入的熱量= × Mg × 1.47t = 177.66× 360 ×1.47t = 94017.7t KJ/h 式中 干煤氣帶入熱量 KJ/h 1.47干煤氣的比熱 KJ/h t 煤氣的預熱溫度 汽帶入的熱量=×（2491.31.83t） =

29、2244.9×(2491.31.83t) = (55927194108.2t) KJ/h 式中 水汽帶入的熱量 KJ/h 24913水在0時蒸汽潛熱 KJ/Kg 18308間的比熱 KJ/(Kg·K) 氨帶入的熱量 =×2.11t=461.09×2.11t=972.9t KJ/h 式中 氨帶入的熱量 KJ/h 2.11氨的比熱 KJ/(Kg·K) 煤氣中所含的苯族烴，硫化氫及其它組成所帶入的熱量，可忽略不計，至于吡啶堿類，當吡啶裝置未生產時，在飽和器中被吸收的量極少，也不予考慮。則煤氣帶入飽和器的總熱量為= = (559271999098.8t

30、) KJ/h(2) 氨汽帶入的熱量(3) 氨汽帶入的熱量由氨帶入的熱量和水汽帶入的熱量兩部分組成。氨帶入的熱量=（-）×2.13×98 = ( 71.89 1.28 ) × 2.13 × 98 = 14739.1 KJ/h式中 2.1398時氨的比熱 KJ/(Kg·K) 水汽帶入的熱量= ×(2491.31.83×98) = 635.5×(2491.31.83×98) = 1697191.72KJ/h 則氨汽帶入的熱量= = 14739.1+1697191.72=1711930.82 KJ/h 硫酸帶入的

31、熱量 =×1.88×E=1958.4×1.88×20= 73635.8 KJ/h 式中 1.88濃度為78%硫酸的比熱 E硫酸的平均溫度，取20 洗滌水帶入的熱量（包括洗滌結晶和沖洗設備的水，水溫為60）=（）×4.18×60 = (123.5120)×4.18×60 = 61069.8KJ/h 式中4.1860時水的比熱KJ/(Kg·K) 回流母液帶入的熱量 回流母液帶入的熱量即結晶槽和離心機返回母液帶入的熱量,回流母液溫度應不低于飽和器內溫度10左右。一般為45，回流母液量為硫銨產量的 10倍，則 =

32、 2.68×45×10·X = 2.68×45×10×2057.6=2481465.6 KJ/h 循環(huán)母液帶入的熱量 循環(huán)母液取硫銨產量的50倍，其溫度比飽和器母液溫度約低于5，取為50。則= 2.68×50×50·X = 2.68×50×50×2057.6=13785920 KJ/h 化學反應熱 化學反應熱包括中和熱、結晶熱和稀釋熱硫酸的中和熱（1 Kg·mol的硫酸的中和熱為195533 KJ/h） = (2057.6/132)×195533=3047

33、944.77 KJ/h硫銨的結晶熱 （1 Kg·mol的硫銨但是結晶熱為10886 KJ/h） =(2057.6/132) ×10886=169689.6 KJ/h硫酸的稀釋熱（100%硫酸的稀釋熱為38792.6 KJ/Kg·mol） = (1527.6/98) ×38792.6=604689.54 KJ/h 化學反應熱共計= q1 + q2 + q3 =3046611.5+169615.4+604689.54=3820639.4 KJ/h飽和器總的輸出熱量為=(27529064.86 99098.8t) KJ/h4.2.4.2輸出熱量Q出 (1) 煤

34、氣從飽和器帶出的熱量 煤氣飽和器帶出由于干煤氣和水汽所組成飽和器后煤氣溫度為60則 干煤氣帶出的熱量 ´= 177.66×360×1.465×60=5621873.04KJ/h 水汽帶走熱量 ´= Wt×(2491.3+1.83×60)=3554.7×(2491.3+1.83×60)=9246130.2 KJ/h 煤氣從飽和器帶出熱量= q1´+ q2´= 5621873.04+9246130.2=14868003.24 KJ/h（2）結晶母液帶出熱量 (母液溫度為55) = (10+

35、1)·X×2.68×55=(1+10)×2057.6×2.68×55=33352406.64 KJ/h（3）循環(huán)母液帶出熱量 = 50·X×2.68×55=50×2057.6×2.68×55=15164512 KJ/h（4）飽和器熱損失飽和器熱損失相當于循環(huán)母液熱損失的20%25%,本設計取25%,循環(huán)母液循環(huán)過程中降低6左右. = 50×2057.6×2.68×25%×6=413577.6 KJ/h總上 Q出= + =14868003

36、.24+3352406.64+15164512+413577.6=33798499.48 KJ/h 所以：27529064.86+99098.8t=33798499.48 則 t = 63.26 即煤氣預熱器后的煤氣溫度為704.2.5 飽和器的基本尺寸 飽和器結構基本已定,通過計算主要確定直徑,取飽和器前煤氣壓力為0.118MPa飽和器阻力為0.006 Mpa，（約600H2O）煤氣預熱器溫度為70,飽和器后煤氣露點溫度為50,飽和器后煤氣溫度為60.煤氣初冷器后煤氣溫度為35 (1)預熱器后煤氣實際體積 177.66×360×1.195×=72130.9 式中

37、 1.1951Nm3煤氣在35時,為水汽飽和器后的體積(2)飽和器后煤氣實際體積177.66×360×1.348× 式中 1.3481的煤氣在50時為水汽飽和后的體積(3)中央煤氣管內斷面積，取中央煤氣管內煤氣流速為7.0m/s則斷面面積： F=(4)飽和器外環(huán)形截面積，取飽和器內環(huán)形截面上煤氣流速為5m/s，則環(huán) 形截面積為：F=設入口為正方形邊長為a則 F=4=4 a=1(5)飽和器內環(huán)形截面積，取飽和器內環(huán)形截面上煤氣流速為4m/s，則環(huán)形截面積為：（6）內筒總截面積為5.51+3.149=8.66m 則飽和器內筒直徑D=3.32m 所以飽和器上部的直徑=3

38、.32+1=4.32m 故 圓整后取 D=4.3m 根據(jù)計算選噴淋式飽和器 DN5000/DN3800mm，H=11600mm，共二臺， 一開一備，其主要參數(shù)如下：DN5000DN3800（mm） H=11600（mm）設 計壓 力 0.03工 作 壓 力 Mpa0.025處理煤氣能力m3/h53000設 計 溫 度 100工 作 溫 度 50-60操 作 壓力 Mpa0.025物 料 名 稱煤氣、硫氨母液主 要 材 料SUS316L操 作 溫 度 50-65焊 縫 系 數(shù)0.85腐 蝕、裕 度1大 小 循 環(huán) 母 液 m3/h860504.3除酸器的計算及選型除酸器用鋼板焊制，內壁及中央煤氣

39、出口管的內外表面均襯以防酸層。4.3.1煤氣進口尺寸如上述算飽和器后煤氣流量為79360.7，進口煤氣速度不宜低于25m/s現(xiàn)取27m/s則煤氣進口截面積為： F=煤氣進口采用矩形，設邊長為b ，短邊 為a且b=2a，則：F=ab=2a=0.8165 a=0.639m b=2a=1.278m4.3.2煤氣出口直徑出口管的煤氣速度采用48m/s，本設計采用6m/s，則出口的內徑為： D= 若出口管用8mm厚的鋼板制成，內外表面各襯以5mm酚醛玻璃鈉其外徑為： D=2.163+(0.008+0.005)×2=2.189m4.3.3除酸器內徑 除酸器內環(huán)形截面寬度取與煤氣進口寬度相等，則除

40、酸器內徑為 2.189+2×0.639=3.467m4.3.4出口管內部分的高度 為計算此高度，應先確定煤氣在環(huán)形空間的旋轉運動速度,及其在飽和器內的環(huán)形空間內的停留時間，根據(jù)理論計算需0.945s 氣流的旋轉運動速度應比進口流速小2/73/8 據(jù)此可求： =27×(1-2/7)=19.3m/s此時，煤氣流過的長度為L=t=19.3×0.945=18.3m煤氣的回轉數(shù)為n=當煤氣通路寬為0.639m及為19.3m/s時，則煤氣流通路的高度為： 所以，出口在器內部分的高度為:H=nh=1.787×2.07=3.70m根據(jù)以上計算，選用的旋風式除酸器的尺寸如

41、下： 外殼（mm）： D=3520 H=4500 內殼（mm）： D=2200 H=38004.4離心機計算及選型 H型活塞式離心機，用于分離固體顆粒0.25mm，固體顆粒30%的結晶塊懸浮物，該機加料分離洗滌等操作同時連續(xù)進行濾渣由一個反復運動的活塞推動脈動的推送出去，這種離心機具有處理量大，單位產量耗電量少等優(yōu)點，現(xiàn)在大量應用于化肥，化工等工業(yè)部分，尤其是用在N,()S和尿素生產 要求處理能力:Xt/h根據(jù)化工工藝設計手冊，選用臥式單擊活塞推料離心機型號為WH-800B，其主要參數(shù)為：轉鼓內徑×長度：800mm×400mm 轉速：700r/min推料次數(shù)： 030次/m

42、in 推料行程：40mm生產能力： 4.56t/h 分離因數(shù)：219 外形尺寸長×寬×高： 2270mm×1660mm×1400mm電動機：主要電動機 Y180M4B3 功率 18.5KW油泵 Y160L-6-V 功率 11KW4.5沸騰干燥器的計算與選型4.5.1原始數(shù)據(jù) 硫銨產量(干基)2057.6kg/h每日操作時間15 h給料不均勻系數(shù)1.2進干燥器硫銨含水量2%出干燥器硫銨含水量0.1%進干燥器硫銨溫度15出干燥器硫銨溫度68大氣溫度50大氣相對濕度84%出干燥器空氣溫度70熱風器后空氣溫度140通過沸騰層空氣平均壓力3500pa 4.5.2沸

43、騰床最低流化態(tài)速度G的計算 kg/(h·)式中 dp固體顆粒平均直徑 Pq固體密度 Pg氣體密度 Z氣體粘度 厘泊dp的確定 式中 X篩分組成 % d每級顆粒直徑 硫銨篩分分組d1 ()21.00.50.30.20.1X1 (%)0.14234221.00.9 Pg的確定在沸騰干燥器內氣體溫度為105，并假設操作壓力3500Mpa，則空氣流在實際操作狀態(tài)下密度為 =0.964 式中 1.29空氣在標準狀態(tài)下密度Pg為硫銨結晶比重取1770 Z為空氣粘度,取0.021 厘泊綜上,將上述各值帶入公式得： =0.132將重量換算成線速度：V=G/Pg=0.132/0.964=0.137 m

44、/s4.5.3干燥器直徑的確定與選型 (1) 在沸騰干燥器內氣流實際操作速度,根據(jù)生產實踐,可取最底流態(tài)化速度V的10倍,即 V=10·V=10×0.137=1.37 m/s(2) 干燥器內平均操作溫度及壓力下濕空氣體積計算如下干燥器處理負荷 2056.7×1.2×24/15 = 3950.59 kg/h原料含水量 干燥器后殘留在硫銨中的水量為 需蒸發(fā)水分為 80.6 3.95 = 76.65kg/h干燥器每處理1t硫銨(干基)需溫度50,相對濕度84%的干空氣1900 kg，每千克空氣含水量4.63kg隨空氣帶入干燥器的水分則濕空氣體積為: =8002

45、.2m/h所需干燥器沸騰床面積 F=根據(jù)焦化設計參考資料選用DN1740定型沸騰干燥器一臺,沸騰床面積2.1 4.6煤氣預熱器的計算與選型為蒸發(fā)飽和器中的多余水分，保持飽和器中的水平衡，防止母被稀釋，在飽和器前必須加煤氣預熱器，常用的為列管式換熱設備，煤氣走管內，低壓蒸氣走管間，煤氣預熱器有立式和臥式兩種安裝方式，立式需設置焦油排出裝置，臥式不便于安裝和檢修，且管內容易積存焦油，影響傳熱效率，本設計采用立式安裝方式。4.7蒸氨塔及附屬設備的計算4.7.1 蒸氨塔的計算4.7.1.1 基本數(shù)據(jù)的確定 原始數(shù)據(jù)：進料溫度 50 分凝器后產品濃度 10% 塔頂溫度 102 塔頂壓力 14.7MPa

46、塔底溫度 105 塔底壓力 34.3MPa 回流溫度 90 進料量 20.89t/h 廢水濃度 0.05g/h 進料濃度 3.5 g/h進料量F及濃度XF F = 20.89 t/h 參考煉焦化學品回收與加工附表5，得氨水在水溶液里及液面上蒸汽內的含量為Y1 = 3.5% 氨分縮器后成品氨氣濃度的確定 XD = 10%,設在蒸氨塔里的氨回收率99%，則氨為: 99%×20.89×3.5×10/100072.38kg/h 或95.38氨氣混合物 D = 72.38÷ 10% = 723.8 kg/h水蒸汽的量 723.8×(1-10%) = 65

47、1.42kg/h 或 810.66 考慮到氨氣中H2S和CO2,設占氨氣體積的5%，則取分縮器后氨氣操作壓力為850mmH2O,則氨氣在氣體混合物中的分壓為: PS = 850×810.66/953.73 = 722.49 mmHO分縮器后回流液含氨濃度的確定出成品氨的濃度為10% 即XD = 10% 查煉焦化學品回收與加工中附表5得,回流液濃度為XR = 1.2%。則進料熱狀況:q = 將1Kmol進料變?yōu)轱柡驼羝璧臒崃?原料液的Kmol汽化熱即: Rmin= =2.06一般取R=(1.12) Rmin 現(xiàn)取 R=1.5Rmin=3.094.7.2 物料恒算(1)輸入物料進料量

48、 F = 20.89t/h含氨量 = 20.89×10×0.35% = 73.12 kg/h設蒸氨塔中氨的回收率為99%則： D=73.12×99%/10%=723.8 kg/h回流量 L = RD = 3.09×723.8 = 2236.5 kg/h(2)輸出物料塔頂蒸汽量 V = (R+1)D = 4.09×723.8 = 2960.3kg/h廢水量 W = F-D+G = 20890 723.8 +G = 20166.2+ G kg/h(3)熱量恒算確定直接蒸汽量G輸入熱量進料帶入熱量 q = 20890×50×1.0

49、074×4.187= 4405685 kJ/h回流帶入熱量 q= 2236.5×90×1.005×4.187= 846994.2 kJ/h直接蒸汽帶入熱量q = 2738G kJ/h式中 G 蒸氣量 27384Kg/cm（絕壓）時水蒸氣熱焓， 2741 表壓為0.3時,水蒸汽熱焓 kJ/Kg= q+ q+ q = 4405684.1 + 846994.2 + 2738G = 5252678.3+ 2738G kJ/h輸出熱量塔頂蒸汽帶出熱量q = 2960.3×3.5%×102×2.131 + 2960.3×(1-3.5%)×2678.84 = 7675135.1 kJ/h式中 2.131 氨的比熱 KJ/(Kg·) 3.5% 含氨量 2678.84 102時水的熱焓 kJ/kg氨解析吸收的熱量 q = 2960.3×3.5%×491×4.187= 213004 kJ/h廢水帶出的熱量 q = (20166.2+G)×105×1.0089×4.187 = 8944672+ 443.5G kJ/h散熱損失 q = q3×2% = 2738G×0.02 = 57