《80万吨冶金焦的焦化厂设立硫铵工段的工艺设计.pdf》由会员分享，可在线阅读，更多相关《80万吨冶金焦的焦化厂设立硫铵工段的工艺设计.pdf（20页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、设计任务书一、设计任务为年产80万吨冶金焦的焦化厂设立硫铵工段。二、设计的基础资料 1.地理位置徐州焦化厂位于徐州的西面，用水主要用地下水、自来水和本厂的处理循环水。硫铵工段属于焦化厂的回收车间。它设立在回收车间的冷凝鼓风工段和粗笨工段之间。2.自然气象条件徐州地区位于东经117*18 北纬34*17海拔高度 43米平均气压 1012.5年平均气温 14度极端最高气温 40.1度极端最低气温 -22.6度平均相对湿度 71%年降水量 869.9毫米年降水天数 91.7天最大积雪厚度 25厘米平均风速 3.0米/秒最大风速及风向 16WSW最多风向及频率 C14 ESE 12三、设计的基础数据假
2、设年产80万吨的焦化厂用的是 2 座 63 孔的 TJL4350D 型焦炉。每孔有效容积 26.6 m3结焦时 24 小时，配煤的挥发份为26%，氨产量为加煤的0.3%；剩余氨水的含氨量为3.5g/l；装炉干煤的表面水为7%；煤气在初冷器冷却的温度为30度，进入硫铵工段的温度为45度。焦炉炭化室尺寸：有效长 l=13280m有效高 h=4100m平均宽 b=500m堆积密度干=1.01.15 t(干煤)/m3.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
3、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。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
4、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，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
5、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：（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。.饱和器法生产硫铵原理 2.1.1物理性质（）纯态硫酸氨为无色长棱形结晶体，工业为白色或浅灰色黄色晶体颗粒，晶体密度.。（）结晶热.，结晶区位于硫铵含量较低区域。（）易溶与水，其水溶液呈弱酸性，易吸潮结块。2.1.2
6、硫铵用途长期以来，主要用来做肥料，适用多种土壤和多种作物，还可用于纺织、皮革、医药等方面。食用硫酸铵由工业硫酸铵加入蒸馏水溶解，加入除砷剂、除重金属剂进行溶液净化、过滤、蒸发浓缩、冷却结晶、离心分离、干燥制得。用做食品添加剂，做面团调解剂、酵母养料等。2.1.3生产的工艺流程1.流程选择目前，我国大部分焦化厂均用饱和器法生产硫酸铵，来回收煤气中的氨。国外除趋向于用沸萨姆法生产无水氨外，还有许多焦化厂用饱和器法或酸洗法生产硫酸铵。所以硫酸铵仍是目前焦化厂生产的主要产品之一。用硫酸吸收煤气中的氨是快速不可逆的化学反应，所以可在饱和器或酸洗塔内，使焦炉煤气与适量浓度的硫酸接触以用来回收煤气中的氨。本
7、设计选择半直接法。2.生产工艺流程的原理焦化厂生产的硫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：H2SO4+NH3-（NH4）2SO4（硫酸适量）H2SO4+NH3-NH4HSO4（硫酸过量）NH4HSO4+NH3-（NH4）2SO4上述反应是防热反应,当用硫酸吸收炼焦煤气中的氨时,当用硫铵吸收炼焦煤气中的氨时,实际所得的热效应和硫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。由上述反应方程式可以看出产品硫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
8、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。在饱和器内硫铵从母液中形成晶体要经历两个阶段：首先是细小的结晶中心-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
9、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
10、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），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
11、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。2.1.4原料来源及其选择1.原料来源进入硫铵工段的原料有煤气，剩余氨水和硫酸，其中煤气来自于冷凝鼓风工段，剩余氨水来自于溶剂脱酚工段，硫酸来自酸碱库。2.硫酸的选择焦化生产硫铵一般采用:.浓度
12、为75-78%的塔式酸；.浓度为98%的接触法硫酸；.少量使用精苯的再生酸掺入到新酸中。其中塔式酸一般含有铅、砷及氮的氧化物等杂质。氮的氧化物在操作过程中会转入煤气中，其他杂质会影响硫铵的晶体和颜色，同时不利于获得大颗粒的结晶。此外，还会使饱和器的母液生成泡沫影响安全生产。精苯车间的再生酸对钢材有着强烈的腐蚀作用，其中有的焦油酸和磺酸，在硫铵结晶时严重污染环境，因此应于新酸混合均匀使用。浓硫酸具有含杂质少，带人饱和器的水分也少，且加入饱和器有较高的稀释热。因此可减少煤气预热器的负荷等优点。但浓硫酸价高，且冬季易冻，还会使煤气中的不饱和组分聚合，影响产品的质量。权衡上述利弊，本设计所用的硫酸的浓
13、度为，其中再生酸是再大加酸时加入母液储槽的，在母液储槽分离其所含焦油后，再进入饱和器，选用这样的酸既可以降低煤气预热器的负荷，又可以利用精苯车间的再生酸。2.2硫酸氨的结晶过程某种物质在溶液中结晶时，每一个晶体均经历两个阶段，在饱和器内硫铵从母液中形成晶体要经历两个阶段：首先是细小的结晶中心-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。晶核形成和其成长取决于溶液的过饱和度，使溶液结晶中的物质的
14、浓度维持在过饱和状态，以便在溶液和晶体表面之间建立浓度差，使溶液中的结晶中的物质向晶体表面转移，溶液的过饱和度既为结晶的推动力，推动力越大，则结晶过程速率也越快。晶核形成和溶液的温度和浓度之间有一定关系，见图-。图中线与普通溶解度曲线，线为超溶解度曲线，与线之间为介稳区，在此区域内，晶核不能自发形成。若浓度为的未加晶种的溶液冷至，达到饱和，理论上可以结晶，但实际上过饱和程度还不够，由到冷到，溶液经介稳区已处于过饱和状态，但仍无结晶形成。只有冷到，才有大量晶核急剧形成。溶液浓度迅速降至（饱和点），这样得到的晶体很小。为了控制晶体数目和大小，可在结晶前，溶液中加入晶种，降低晶核形成所需的过饱和度。
15、过饱和度急剧降低时，则生成新晶核的速度小，而晶核成长速度大，过饱和度大，则反之。因此在实际生产中为了得到较大颗粒的硫酸铵结晶，必须使母液处于介稳区和适宜的过饱和度。2.3硫桉结晶影响因素）温度的影响由图-可以看出，硫铵在母液中的溶解度，随着温度升高而增加。但饱和器内母液温度的高低，是取决于饱和器的水平衡。母液温度过高过低都不利于晶体的成长。但母液过高时，虽然由于母液黏度降低而增加了硫铵分子间晶体表面的扩散速度，有利于晶体长大。但母液温度过高时，硫铵在母液中的溶解度很大，当温度波动时，造成局部过饱和现象，促使大量晶核形成，这样就得不到大颗粒晶体。饱和器中的水分是由煤气、氨气和硫酸带人的。为了蒸发
16、饱和器的多余水分，保持饱和器内的水平衡以防止母液被稀释。一般要求进入饱和器的煤气必须预热到-度。而饱和器母液应该在保证不被稀释的条件下，保证较低的操作温度，以度为宜。饱和器内的母液液面上的水蒸气分压与煤气的水汽分压相平衡时的母液温度为最低温度，根据水平衡可求出煤气的露点及煤气中的水汽分压，母液液面上的水汽分压一般为煤气中的水汽分压的.倍，与此相应的母液温度即为母液的适宜温度。母液酸度、温度与母液液面上的水蒸气的关系见图-。提高母液的酸度和其中硫铵的含量以及降低母液的温度都会降低母液上的水蒸气分压。）酸度的影响母液酸度对硫铵结晶影响较大，酸度过大使溶解在母液中的硫铵数量增加，难以获得大颗粒结晶，
17、反之，则可能使氨和吡啶的吸收不完全。母液酸度与硫铵结晶的颗粒大小的关系如图-。一般情况下，母液酸度维持在比较合适。为保持酸度稳定，可采用饱和器连续加酸制度，同时用水和蒸气冲洗，以消除饱和器内沉积的结晶。采取中加酸时母液酸度为，大加酸时为。）杂质的影响在纯净的母液中，硫铵结晶的生长速度最快。母液中的杂质对结晶的成长和晶形均有不利影响。如图-所示，母液中含有的金属离子不同，硫铵晶体的晶形也不同，纯净的母液形成的晶形是扁六方形棱面和锥面复合组成的，强度较高，当母液中含有和时，则生成细长片状的晶体，在生产中这种晶体会被大量粉碎，导致硫铵粒度大为减少。另外，杂质不仅影响晶体的成长和晶形，而且还由于在单位
18、时间内晶体体积的总增长量小于同时间内在饱和器中形成的硫铵量，因而使母液的过饱和程度增加。这不仅会使晶体形状发生变化，降低强度，同时还会形成大量的针状晶核，很快充满溶液的全部体积，因而破坏了正常操作，因此在硫铵生产工艺上，必须采取有效措施，减少母液中的杂质，才能生成晶形较好、粒度较大的硫铵晶体。）搅拌对结晶的影响由结晶理论可知晶核的成长是基于晶核界面上的浓度差，使溶液中溶质分子扩散到晶核表面上，由于晶核表面常有液膜生成，溶质分子不易扩散到晶核表面。同时，有了外加的搅拌，还可以减少饱和器内部各部位温度和浓度不均匀的程度，易于增大硫铵分子的颗粒，加大母液循环也有利于制取大颗粒的硫铵结晶。）结晶浓度的
19、影响母液中的结晶浓度是指母液中所含结晶的体积对母液与结晶总体积的百分比。为有利于氨和吡啶的吸收，减少搅拌阻力和有利于结晶的长大，晶比不宜过大，而晶比太小，则不利于结晶的长大，因此一般控制晶比在。2.4饱和器法生产硫铵的工艺流程来自冷凝鼓风工段的去焦油雾的煤气首先进入煤气预热器，在此煤气被预热到度左右，然后，热煤气与蒸氨塔来得氨气一起进入饱和器的中央煤气管，经分配伞穿过母液层鼓泡而出，其中氨被硫铵吸收，因此饱和器起着吸收设备的作用，煤气出饱和器后进入除酸器，除去所夹带的酸雾，然后送往粗笨车间，在饱和器后煤气的含氨量一般要求低于mg/标m3。饱和器母液中不断有硫酸氨生成，当其呈饱和状态时，就析出硫
20、铵晶体，沉积至饱和器底部。因此，饱和器还起着结晶设备的作用。用结晶泵将晶体连同一部分母液送至结晶槽。沉积在结晶槽底部的硫铵晶体送到离心机内离心分离，滤除母液，并用热水洗涤晶体，以减少晶体表面上的游离酸和杂质。分离出来的母液返回饱和器。离心机卸出的硫铵晶体经干燥后既为产品。饱和器溢出的母液不断通过液封内的满流管流人满流槽，而由循环泵连续送回饱和器。当定期大量加酸，补水并用水冲洗饱和器和除酸器时，所形成的大量母液由满溜槽流至母液储槽暂时储存。而在两次大量加酸之间的正常生产过程中，再将储存的母液用母液泵打回饱和器中。在饱和器内生产的酸焦油可用氨水中和法回收，由满流槽溢出来的酸焦油和母液进入分离槽，在
21、此再压入酸焦油洗涤器。在洗涤器内用来自蒸氨塔前的剩余氨水进行洗涤，然后静止分离。洗涤器下层经中和的焦油放入焦油槽，并用液下泵送往冷凝工段的机械化澄清槽，分离槽在中上层的氨水则放人母液储槽中。此法的优点是能回收焦油，其缺点是氨水带人母液系统的杂质影响硫铵的质量。2.5工段主要控制指标1)预热器后煤气温度 60-70度2)饱和器后煤气温度 55-65度3)饱和器内母液温度 50-55度4)预热器内煤气阻力 500PA5)饱和器内煤气阻力 5000PA6)除酸器内煤气阻力 1000PA7)饱和器后煤气含氮=0.03G/M38)空气预热器后温度 130-140度9)质量指标(二级品)含N(干基)游离酸
22、水10)蒸氨塔顶温度 101-103度11)分缩器后氨气温度 97-98度12)废水冷却器后废水温度40-45度13)废水含量 0.1G/L2.6 主要设备硫铵工段的主要设备硫铵工段的主要设备有煤气预热器、饱和器、离心机、干燥机、除酸器等。而其中饱和器是该工段的主要设备，饱和器的构造型式较多，图为-为常用的外部除酸式。饱和器是用钢板焊制的，具有顶盖和锥底的圆形设备，内壁衬以防酸层。此外，饱和器顶盖内表面及中央煤气管的外表面，由于经常与酸雾接触，均需焊铅扳衬层，近年来，采用环氧玻璃钢衬饱和器顶盖的内表面及中央煤气管表面，也取得了良好的效果。在中央煤气管下端装有煤气泡沸伞，沿泡沸伞整个圆周，焊有一
23、定数量的弯成一定弧度的导向叶片，构成了个弧形通道，煤气均匀的分布，并泡沸穿过母液，同时还促使饱和器中的上层母液剧烈地旋转，从而使母液中的硫酸铵晶体保持一定的悬浮状态，这对于晶体的长大是有利的。泡沸伞的侵没深度是指泡沸伞煤气煤气出口上缘至饱和器满流口下缘的垂直距离。一般情况下，为使饱和器后煤气含氨量小于标，泡沸伞的侵没深度不应小于。煤气通过饱和器的阻力主要有侵没深度所决定。为了减少阻力，煤气通过泡沸伞鼓泡处的速度取-。泡沸伞可用硬铅（铅和合金）浇铸，也有用镍铬钛不锈钢制成。近几年来，有用石棉酚酞玻璃钢制作的。较经济耐用。当回收氨与吡啶同时进行时，由于硫酸吸收氨的反应速度快的多，故在饱和器中同时回
24、收吡啶时，为保证吡啶的回收率，应适当加大液封高度，以增加气液接触和反应时间。3.焦炉选型及设备计算选用 TJL4350D 型捣鼓焦炉 263 孔的，主要尺寸如下：炭化室结焦有效容全长有效长全高有效高 平均宽锥度时间积26.61408013280430041005001024 hm33.1.1 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干装煤煤干基堆密度 t(干煤)/m3一般 1.01.15,本设计取 1T运转周期取设计结焦时间 24 hK干煤全焦率，%本设计取 71%k
25、考虑到炭化室检修等原因的减产系数，取 95%M焦全焦含水量（取 6%）%单孔有效容积 hlb=4.113.280.49=26.6 m34.113.280.4910.95G 3652426371%877807t/a43.1.22410.06煤气总量hlb干26.61 263139.65 t/h令G nNt24其为装煤干煤量，取煤气发生量 Mg=360Nm3/t(干煤)则煤气发生量 Q=G1.07Mg =139.651.07360 =53793Nm3/h式中 1.07焦炉紧张操作系数3.2 剩余氨水量1)原始数据装入湿煤量G/(17%)139.65/(17%)150t/h配煤水分 7%化合水 2%
26、煤气发生量 360(干煤)煤气初冷器后煤气温度 30 30时 1Nm3煤气经过蒸汽饱和后水汽含量 0.0351Kg/Nm3焦化工艺学P82 表 4-22)计算根据煤气初冷系统中的水平衡，可得剩余氨水G3 t/hG3=G1G2式中G1煤气带入集气管中水量 t/hG2初冷器后煤气带走的水量 t/hG1=1507%139.652%=13.293 t/hG2=Q0.03510=537930.0351=1888 Kg/h=1.888 t/hG3=G1G2=11.405 t/h即剩余氨水量 G3=11.405 t/h3.3 饱和器的物料平衡、热平衡和结构尺寸的确定3.3.1 原始数据焦炉干煤装入量G t/
27、h煤气发生量 MgNm3/t(干煤)氨的产率（挥发氨）%初冷器后煤气温度 t剩余氨水量G3 t/h蒸氨废水中含氨量 g/l剩余氨水中含氨量 g/l直接用蒸汽量（每蒸馏 1m3稀氨水）kg/m3分缩器后氨气温度 t饱和器后煤气含氨量 g/Nm3硫酸浓度 Wt%炼焦煤含水量%139.653600.33011.4050.053.5250980.0398123.3.2 氨平衡及硫酸用量的计算总氨NN1 煤气带入氨N5 饱和器耗氨饱N3 饱和器带出氨和器N4 蒸氨废水带出氨N2 剩余氨水带入氨由平衡知 N=N1 N2=N3 N4 N5则总氨量N=G0.3%=139.650.3%=0.41895 t/h=
28、418.95 kg/h剩余氨水带入氨 N2=G33.5=11.405 3.5=39.92 kg/h干馏煤气带入氨 N1=NN1=418.9539.92=379.03 kg/h干馏煤气带出氨 N3=139.653600.03/1000=1.5 kg/h蒸氨废水带出氨L=11.40511.4050.25=14.256 t/hN4=14.2560.051000=0.7128 kg/h1000饱和器耗氨量 N5=NN3N4=418.951.50.7128=416.7372 kg/h由反应原理硫酸吸收氨反映式：2NH3 H2SO4(NH4)2SO4217 98 132416.7372 y x416.73
29、721321617.92 kg/h217416.7372981201.18 kg/h硫酸理论耗量y 217硫氨产量x 换算成 98%硫酸耗量y=1201.18/98%=1225.7 kg/h3.3.3 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 100kg/h，氨分缩器后氨汽浓度为 10%.饱和器水平衡如下：输入方输出方洗涤硫铵水煤气带入水器W4饱煤气带出水 WtW1氨气带入水W2硫铵产品带出水硫铵带入水W3W3冲洗水1.带入饱和器的总水量W5和煤气带入水量W1=139.6
30、5 360 0.0351=1764.6174kg/h氨汽带入水量由N2N4=（W2N2 N4）10%得W2(N2 N4)(110%)9(39.92 0.7128)352.86 kg/h10%硫酸带入水W3=1225.7(1-98%)=24.514 kg/h洗涤硫铵用水量(扣除硫铵产品带出水量)W4=6%1617.92=97.0752 kg/h冲洗水量 Ws=100 kg/h则带入饱和器总水量 Wt=W1+W2+W3+W4+WS=2339 kg/h2.饱和器出口煤气分压以上求得带入饱和器的总水量应均由煤气带走,则由饱和器出去的1Nm3煤气应带走水量为 kg/Nm3相应 1 Nm3煤气中水汽体积为
31、0.04651822.410000.0579 Nm3W总V总1392339.65360 0.0465故混合气体中水汽所占体积百分比为0.057910.05795.5%取饱和器后煤气表压为 0.12 MPa,其绝对压力为 1.12 MPa.则水蒸汽分压为 1.125.5%=0.061 6MPa 3.饱和器内母液适宜温度确定饱和器内母液适宜温度可按最低温度乘以偏离系数来确定,当母液液面上水汽分压 PL 与母液液面煤气中水汽分压 Pg 相平衡时,即 PL=Pg=54.96 H2O取母液酸度为 6%参考化工工艺学(矿大版)查图可得:饱和器母液温度最底41,因为母液内水的蒸发还需要推动力(P=PL-Pg
32、),还由于煤气在饱和器中停留时间短,蒸汽两相水汽分压不可能得到平衡,所以实际上母液液面上的水蒸气分压应为:PL=KPg式中 K平衡偏离系数(1.31.5)当 K=1.5 时,PL=54.961.5=82.44 H2O由图 9-3化工工艺学(矿大版)知:当酸度为 8%时,适宜操作温度 52,实际生产中母液温度一般在 5055.本设计未考虑对吡啶的回收.3.4.热平衡及煤气预热器出口煤气温度计算为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.饱和器热平衡如下图输入方输出方煤气带入热量Q2氨汽带入热量Q硫酸带入热量3洗涤水带入母液Q4回流母液热量Q5Q反应热6循环母液带入热Q
33、量73.4.1 输入热量Q1煤气带出热量饱Q1结晶母液带出热量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。a)干煤气带入的热量Q干煤气=GMg 1.47t=139.65 360 1.47t=73902.78t KJ/h式中Q干煤气干煤气带入热量 KJ/h 1.47干煤气的比热 KJ/h T 煤气的预热温度b)水汽带入的热量Q2循环母液带出热量和Q3热损失器Q4Q水蒸气=W1（2491.31.83t）=1764.6174(2491.31.83t)=4396191.3293229.25t式中Q水蒸气水汽带入的热量 KJ/h 24913水在 0时
34、蒸汽潜热 KJ/Kg 18308间的比热 KJ/(KgK)c)氨带入的热量Q氨=N12.11=379.032.11t=799.7533t式中Q氨氨带入的热量 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，在饱和器中被吸收的量极少，也不予考虑。则煤气带入饱和器的总热量为Q1=Q干煤气Q水蒸气Q氨=73902.78t4396191.3293229.25t 799.7533t=4396191.329 77931.7833t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。a)氨带入的热量Q
35、氨=（N2-N4）2.1398 =(39.920.7128)2.1398 =8184.11 KJ/h式中 2.1398时氨的比热 KJ/(KgK)b)水汽带入的热量(2491.31.8398)=352.86(2491.31.8398)=942362 KJ/h则氨汽带入的热量2Q水汽=WQ2=Q氨Q水汽=950546.14 KJ/hc)硫酸带入的热量Q3=y1.88E=1225.71.3620=33339.04 KJ/h式中1.36浓度为 98%硫酸的比热E硫酸的平均温度，取 20d)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=（W4W5）4.1860 =(97.075210
36、0)4.1860 =49426.46 KJ/h式中 4.1860时水的比热 KJ/(KgK)e)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Q5=2.6845101617.92=1951211.52 KJ/h式中 2.6845时母液的比热 KJ/(KgK)f)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Q6=2.6850501617.92=10840064 KJ/hg)化学反应热化学反应热包括中和热、结晶热和稀释热1.硫酸的
37、中和热（1 Kgmol 的硫酸的中和热为 195533 KJ/h）1617.92195533 2396642 KJ/h1322.硫铵的结晶热（1 Kgmol 的硫铵但是结晶热为 10886 KJ/h）1617.9210886 133429 KJ/h1323.硫酸的稀释热（100%硫酸的稀释热为 38792.6 KJ/Kgmol）1201.1838792.6 475478 kJ/h98化学反应热共计Q7=2396642133429475478 =3005549 KJ/h饱和器总的输出热量为Q入=Q1Q2Q3Q4Q5Q6Q7 =4396191.329 77931.7833t 950546.14 3
38、3339.04 49426.46 1951211.5210840064 3005549 =21226327.4977931.7833t KJ/h3.4.2 输出热量a)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1.干煤气带出的热量 139.653601.4760=4434166.8 KJ/h2.水汽带走热量 2339(2491.3+1.8360)=6083972.9 KJ/h煤气从饱和器带出热量Q1=4434166.8+6083972.9=10518139.7 KJ/hb)结晶母液带出热量(母液温度为 55)Q2=(10+1)1617.922.6855=
39、2623295.488 KJ/hc)循环母液带出热量Q3=501617.922.6855=11924070.4 KJ/hd)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%,循环母液在循环过程中降低 6%左右.Q4=501617.922.6825%6=325201.92 KJ/h总上 Q出=Q1+Q2+Q3+Q4 =25390707.51 KJ/h由能量守恒得 Q 入=Q 出21226327.4977931.7833t=25390707.51则 t=53.43即煤气预热器后的煤气温度为 53.433.5 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
40、饱和器前煤气压力为 1.18Mpa,饱和器阻力为 0.06 Mpa,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 35a)预热器后煤气实际体积 139.653601.195式中 1.1951Nm3 煤气在 35时,为水汽饱和器后的体积,取中央煤气管内煤气流速为 7.0 m/s其断面面积为=2.25 m3b)饱和器后煤气的实际体积56698.6536007.011.187027327335=56698.65 m3/h64047.65139.65 360 1.384 m3/h式中 1.3841 Nm3 煤气在 50时,为水汽饱和后体积c)饱和器内
41、环形截面积,取饱和器内环形截面上煤气流速为 0.911.18 0.06273 60273 5019.77 m/s则d)饱和器直径饱和器总截面积为 2.25+19.77=22.02 64047.650.936005.9 m直径 D=本设计采用喷淋式饱和器选用 DN5000/SN3800 H=11260419.77设计压力 0.03Mpa 设计温度 100.设计两台一开一备.3.6 除酸器除酸器作用是捕捉饱和器后煤气所夹带的酸滴,常用有挡板式和旋风式,现代广泛使用的是旋风式除酸器.除酸器用钢板焊合,内壁及中央煤气出口管的内外表面均衬以防酸层.1.煤气进口尺寸如上计算饱和器后煤气流量为 79360.
42、7 m3,进口煤气速度不宜低于 250.8165 m/s,现取 27 m/s,则煤气进口截面积 F=煤气进口采用矩形,设长边长为 h,短边长为 a,且 b=2a 则F=ab=2a2=0.8165 a=0.639 m b=2a=1.278 m2.煤气出口直径煤气速度可采用 48 m/s,本设计采用 6 m/s,则出口内径为DN=2.163 m若出口管用 8 厚钢板制成,内外表面积各衬以 5 厚的酚醛玻璃钢,其外径为:DW=2.163+(0.008+0.005)2=2.189 m3.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,则除酸器的内径,DN=DW+2a=2.189+20.639=3.
43、467 m4.出口管内部分高度为计算内部分高度,应先确定在环形空间的旋转运动速度,以及其在器内环形空间内停留时间,根据理论计算需 0.945 s气流旋转速度应比进口流量小 2/73/8 WP=27(1-2/7)=19.3 m/s此时气流过长度为 L=WPT=19.30.945=18.3 m煤气回转数为:n=18.33.14onp79360.743600679360.736002718.33.4673.142.1632=2.67当煤气面路宽为 0.639 m 及 WP为 1.93 m/s 时则煤气通路高度为 h=1.787 m所以,出口管在器内部分高度为:H=hn=1.7872.07=3.7 m
44、根据以上计算,选用除酸器尺寸如下:外壳()D=3520 H=4500内壳()D=2200 H=3800本设计采用喷淋式饱和器,不用除酸器,此处仅做计算.79360.736000.63919.33.7 离心机 H 型卧式活塞离心机,用于分离固体颗粒0.25,固体重量30%的结晶块状悬浮液,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地推送出去,这种离心机只有处理量 t 单位产量耗电力有关,已大量应用化肥化工等工业部门,尤其是用在 NH4HCO3、(NH)2SO4和尿素的生产上,要求处理能力:X1.224/15=2056.71.224/15=3948.9 kg/h=3.95
45、 t/h根据化工设计手册选用卧式活塞推料离心机，型号为 WH800BN，其主要参数：转鼓内径长度 800400 转速 700 r/min推料次数 030 次/min推料行程 40 生产能力 4.86 t/h分离因数 219外形尺寸长宽高 227016001400 电动机：主电动机 Y180M4B3功率:18.5KW油泵 Y160L6V1功率:11KW3.8 沸腾干燥器3.8.1 原始数据硫铵产量(干基)2056.7 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 0.01%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 8
46、4%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 3500pa3.8.2沸腾床最底流态化速度 G 计算0.94 G=5102d1.82Pq(PgPq)pZ0.88 kg/(h)式中 dp固体颗粒平均直径 Pq固体密度 kg/m Pg气体密度 kg/m3 Z气体粘度 原油上式中各项数值计算如下1)dp的确定 dp=1ZXd式中 X筛分组成%D每级颗粒直径 硫铵筛分分组 d1()2 1.0 0.5 0.3 0.2 0.1 X1(%)0.1 42 34 22 1.0 0.91100.14234221.o0.9=0.507 dp=021.00.5o.30.20.12)Pg 的确
47、定105在沸腾干燥器内气体温度为并假设操作压力 3500Mpa,则空气流在实际操作状态下密度 Pg=1.29 =0.694 kg/m3式中 1.29空气在标准状态下密度 kg/m33)Pg 为硫铵结晶比重取 1770 kg/m34)Z 为空气粘度,取 0.021 厘泊综上,将上述各值带入公式得 G=51020.5071.820.964(1770964)0.940.0210.881407022732731053500101325101325 =474.7 kg/(m3h)=0.132 kg/(m3s)将重量换算成线速度 V0=G/Pg=0.132/0.964=0.137 m/s3.8.3 干燥器
48、直径的确定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 V0的 10 倍,即 V=10V0=100.137=1.37 m/s2)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 2056.71.224/25=3948.9 kg/h原料含水量3948.912%2%=80.6 kg/h3948.9干燥器后残留在硫铵中的水量为10.1%0.1%=3.95 kg/h需蒸发水分为 80.6-3.95=76.65 kg/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 1900kg,则湿空气体积为:(=7969.8 m3/h3948.910001
49、9001.2976.6534.7418 22.4)70273140227310132510132535003)所需干燥器沸腾床面积 F=1.616 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 7969.836001.373.9 煤气预热器3.9.1 原始数据进煤气预热器内煤气气量 Nm3/h 68435进煤气预热器内煤气温度 45出煤气预热器内煤气温度 70加热蒸汽压力(绝热)MPa 0.2加热蒸汽温度 1203.9.2 热量恒算1)输入热量 Q入a)煤气带入热量 Q1Q干煤气=684351.4745=4526975.3 kJ/h式中 1.47干燥气化热 kJ/(m3k)Q水蒸汽=W1(2491.3+1.8345)=2244.9(2491.3+1.8345)=5777586.9 kJ/h式中 1.83080水汽平均比热 kJ/(k)QH2S=684350.0151.045=46193.6 kJ/h式中 1.0080水汽平均比热 kJ/(k)0.0151Nm3 煤气含 H2S 的量 kg/m3Q苯族烃=684350.041.0345=126878.5 kJ/h式中 1.03080苯族烃平均比热 kJ/(k)