產焦炭萬噸焦化廠回收車間硫銨工段的工藝設計

1、課程設計說明書專業(yè)班級學生姓名課程名稱設計名稱年產70萬噸焦化廠硫銨工段的初步設計設計周數(shù)指導教師設計任務主要設計參數(shù)剩余氨水含氨量 g/L 3.5焦爐濕煤裝入量 t/h 105（70萬噸時為105） 配煤水分 % 8.0化合水 % 2.0煤氣發(fā)生量 Nm3/t干煤 330初冷器后煤氣溫度 30剩余氨水含氨量 g/L 3.5氨的產率（揮發(fā)氨） % 0.29（按部分混合氨水系統(tǒng)計）飽和器后煤氣含氨量 g/Nm3 0.03硫酸濃度 % 92.5預熱器前煤氣溫度 55預熱器后煤氣溫度 67預熱器內煤氣平均壓力 mmHg 872飽和器前煤氣壓力 H2O 1800飽和器阻力 H2O 600飽和器后煤氣露

2、點溫度 45飽和器煤氣溫度 55每天操作時間 h/d 15進干燥器的硫銨含水 % 2出干燥器的硫銨含水 % 0.1進干燥器的硫銨溫度 15出干燥器的硫銨溫度 68大氣溫度 5相對濕度 % 84出干燥器的空氣溫度 70空氣加熱器后空氣溫度 104設計內容設計要求1. 緒論。其中包括：煤炭的潔凈利用、脫氨簡介、硫銨方法概述、硫銨方法的選擇標準等。文獻綜述 包括課題來源、項目名稱、本課題研究領域的歷史及現(xiàn)狀、前沿發(fā)展情況分析、已有研究成果及文獻清單。2. 化工技術部分。主要包括：硫銨工藝的比較與選擇、設備的選擇、設備的平立面布置、整個工段的平面布置、有關專業(yè)要求等。3. 計算部分。主要包括物料衡算、

3、熱量衡算、主要設備的計算等。4. 綜合技術部分5. 經濟技術部分6. 其它主要參考資 料1.煤化工工藝學 化學工業(yè)出版社 1992.52.化工原理（上、下冊） 天津科學出版社 1983.113.煤氣設計手冊（中） 中國建筑工業(yè)出版社 1986.124.煤炭氣化工程 機械工業(yè)出版社 1992. 75.化工工藝設計手冊（上） 化學工業(yè)出版社 1989.126.焦化廠化產生產問答 冶金工業(yè)出版社 1992.57.貴州化肥廠技術可行性報告 貴州省化工設計院編 1992.128.化工設備機械基礎 華東化工學院出版社 1991.129.化工過程設計與經濟 上海科學技術出版社 1989.4學生提交歸檔文件年

4、產70萬噸焦化廠硫銨工段的初步設計課程設計說明書一本硫銨工段生產工藝流程圖一套（手工繪制）2#圖紙主要設備結構圖噴淋式飽和器裝配圖一套（CAD繪制）2#圖紙課程設計任務書注：1.課程設計完成后，學生提交的歸檔文件應按照：封面任務書說明書圖紙的順序進行裝訂上交（大張圖紙不必裝訂） 2.可根據(jù)實際內容需要續(xù)表，但應保持原格式不變。指導教師簽名： 日期： 摘要 本設計為年產焦炭70萬噸焦化廠回收車間硫銨工段的工藝設計。本設計內容包括:生產原理、工藝流程、計算及設備的選型等。本設計采用噴淋式飽和器中半直接法來回收煤氣中的氨，工藝流程如下：從冷凝工段來得煤氣首先進入煤氣預熱器，然后進入飽和器，在飽和器內

5、，煤氣中的氨與硫酸反應生產硫銨，硫銨經后續(xù)操作分離，從飽和器出來的煤氣經除酸器后送往粗苯工段。工藝計算包括飽和器的物料和熱量平衡計算，通過計算來確定母液的適宜溫度和煤氣預熱溫度。通過對主要設備如飽和器、除酸器、煤氣預熱器、沸騰干燥器、蒸氨塔、循環(huán)泵、結晶泵等的計算，確定了設備尺寸計算與選型。設計圖紙部分包括主要設備噴淋式飽和器結構的CAD圖，手工繪制的硫銨工段工藝流程圖。關鍵字：煤氣、硫銨回收、物料衡算、熱量衡算。 ABSTRACT In this paperThis design for an annual output of 700000 tons of coke plant recycl

6、ing technology design of ammonium sulphate section in the workshop. This design content includes: the production principle and process flow, calculation and equipment selection, etc. This design adopts the spray-type saturator in half a direct method for recovery of ammonia gas, the process flow is

7、as follows: first comes from the condensation section in gas into the gas preheater, and then enter the saturator, within the saturator, gas ammonia reaction with sulfuric acid production in the ammonium sulphate, ammonium sulphate by subsequent separation operation, out of the saturator gas after d

8、eacidification device to the crude benzol section. Process calculation including the saturator material and heat balance calculation, through calculation to determine the suitable temperature and gas preheating temperature of mother liquor. Through to the main equipment such as saturator, except for

9、 the acid, gas preheater, boiling dryer, steamed ammonia tower, circulating pump, the calculation of crystallization pumps, determine the size calculation and selection of equipment. Design drawing part includes the main equipment of spray type saturator structure CAD drawings, hand-painted thiamin

10、section process flow diagram. Key words: gas, thiamin, recycling, material balance, heat balance. IV 目 錄課程設計任務書摘要 .IIABSTRACT.III一、緒 論1 1、概述1 2、回收氨方法概述2 2.1、水洗氨法2 2.2、硫酸吸氨法2 2.3、磷酸吸氨法3 3、硫銨的生產方法3 3.1、直接法3 3.2、間接法3 3.3、半直接法3二、化 工 技 術 部 分4 1、硫銨工段流程簡介4 2、飽和器的物料平衡和熱平衡5三、硫銨工段的設備計算及選型6四、硫銨工段工藝布置25五、對其他專業(yè)要

11、求26六、經 濟 技 術 部 分27七、綜 合 技 術 部 分27 1、廠址選擇27 2、外部條件30八、硫銨工段設備一覽表33九、結 束 語35十、主要參考資料35 一、緒 論 1、概述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

12、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、回收氨方法概述2.1、水洗氨法 是以軟水為吸收液回收煤氣中的氨，同時使焦爐氣得到凈化?；厥盏陌敝瞥傻驶蜻M行分解。這類方法有：制濃氨水法、間接法、聯(lián)堿法和氨分解法。制濃氨水法以軟水為吸收液回收焦爐氣中的氨，氨水經蒸餾得到濃氨水。間接法以軟水為吸收液回收煤氣中的氨，氨再經蒸氨制取硫銨。聯(lián)堿法是以焦化廠生產的濃氨水為原料，用氯化銨與堿的聯(lián)合生產的方法將濃氨水

13、加工成氯化銨。氨分解法是以軟水為吸收液回收煤氣中的氨，并在高溫和催化劑等作用下將氨分解為氮和氫。水洗氨法的優(yōu)點是產品可按市場需要調整，適應性大；缺點是，流程長，設備多，占地面積大。2.2、硫酸吸氨法 以硫酸為吸收液回收煤氣中的氨，同時制成硫酸銨。硫酸吸氨法回收氨有飽和器法和酸洗塔法。飽和器法以硫酸為吸收液，在飽和器中吸收煤氣中的氨，生成硫酸銨。酸洗塔法以硫酸為吸收液，在噴淋式酸洗塔中吸收煤氣中的氨，再將母液移入蒸發(fā)結晶器中濃縮結晶，生產大顆粒結晶硫酸銨。硫酸吸氨法的優(yōu)點是工藝流程比較簡單；缺點是，所用原料硫酸消耗量大，成本高，生產硫酸銨的經濟效益低，設備腐蝕比較嚴重，漏酸、漏母液不易解決，對環(huán)

14、境污染嚴重，此法逐步被淘汰。根據(jù)我廠情況，本設計將對此法進行計算。2.3、磷酸吸氨法 以磷酸溶液為吸收液回收煤氣中的氨，使煤氣凈化同時回收的氨制成磷肥的磷酸氫二銨法或是將回收的氨經解吸、精餾制取無水氨的弗薩姆法。此法目前在國際上被認為是回收氨的最佳方法。 3、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。3.1、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，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

15、推廣。3.2、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。3.3、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： （1）需處理一定量的氨水。 （2）結晶顆粒較小

16、。 （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。 二、化 工 技 術 部 分 1、硫銨工段流程簡介自冷鼓工段來的焦爐氣，經預熱，從飽和器中央煤氣管進入，經分配傘穿過母液層鼓泡而出，焦爐氣中的氨即被硫酸吸收生成硫酸銨。焦爐氣出飽和器后，入除酸器，分離出所夾帶的酸霧后，被送往兩苯車間。飽和器中的硫酸銨呈過飽和狀態(tài)時就有結晶析出，沉積于飽和器底部，由結晶泵連同一部分母液送至結晶槽，較大顆粒的結晶沉淀下來，放入離心機洗滌，離心分離，最后經沸騰干燥

17、器干燥后，裝袋入庫即為產品。結晶澄清的母液及離心機洗滌液一起返回飽和器。飽和器所需硫酸由硫酸高位槽加入飽和器內。母液從溢流口溢出，由循環(huán)泵打入飽和器循環(huán)，以保證器內溫度、酸度、粒度均勻。 2、飽和器的物料平衡和熱平衡進行飽和器的物料平衡和熱平衡的計算，對分析飽和器的操作及制定硫銨工段的正常操作有重要意義。水平衡是飽和器物料平衡中最主要的一項，可以決定飽和器內母液的適宜溫度。通過熱平衡計算則可以確定飽和器操作過程中是否需要補充熱量，從而確定煤氣的預熱溫度?，F(xiàn)計算如下：其中煉焦按每天出112爐計，平均每小時裝濕煤量為102 t/h。原始數(shù)據(jù)：焦爐濕煤裝入量 t/h 105煤氣發(fā)生量 Nm3/t干煤

18、 330初冷器后煤氣溫度 30剩余氨水含氨量 g/L 3.5氨的產率（揮發(fā)氨） % 0.29（按部分混合氨水系統(tǒng)計）飽和器后煤氣含氨量 g/Nm3 0.03硫酸濃度 % 92.5配煤水分 % 8.0化合水分 % 2.0預熱器前煤氣溫度 55預熱器后煤氣溫度 60預熱器內煤氣平均壓力 mmHg 872飽和器前煤氣壓力 mmH2O 1800飽和器阻力 mmH2O 600飽和器后煤氣露點溫度 45飽和器煤氣溫度 55每天操作時間 h/d 15進干燥器的硫銨含水 % 2出干燥器的硫銨含水 % 0.1進干燥器的硫銨溫度 15出干燥器的硫銨溫度 68大氣溫度 5相對濕度 % 84出干燥器的空氣溫度 70空

19、氣加熱器后空氣溫度 104三、硫銨工段的設備計算及選型 1、飽和器內氨的平衡及硫酸用量的計算： 1.1、煤氣發(fā)生量 1.570=105 V=105（18%）330=31878Nm3/h 式中 105焦爐濕煤裝入量（t/h） 8%配煤水分 330干煤的煤氣發(fā)生量（Nm3/t） 1.2、氨產量：M= 105（18%）0.29%=0.280/h或280/h式中 0.29%氨的產率（揮發(fā)氨） （按部分混合氨水系統(tǒng)計） 1.3、剩余氨水揮發(fā)氨量： 8.4+1.932=10.332先計算生產剩余氨水量 式中 2%化合水分35.2/10630時，煤氣中飽和水蒸汽含量（g/ Nm3）。 31878煤氣發(fā)生量（

20、Nm3/h） 剩余氨水中的揮發(fā)氨總量： 式中3.5單位體積剩余氨水含氨量（g/L） 1.4、煤氣帶入飽和器的氨量： 28032.24=247.76/h 式中 280單位時間氨總產量（/h） 32.24剩余氨水中揮發(fā)氨總量（/h） 1.5、飽和器后隨煤氣帶走的氨量： 式中 31878煤氣發(fā)生量（Nm3/h） 0.03飽和器后煤氣含氨量（g/Nm3） 1.6、飽和器內被硫酸吸收的氨量： 247.760.96=246.79/h 式中 247.76進飽和器的煤氣含氨量（/h） 0.96出飽和器的煤氣含氨量（/h） 1.7、硫銨產量（干重）： 式中 132硫銨的摩爾質量(g/mol) 17氨的摩爾質量(

21、g/mol) 1.8、硫酸（100%）的消耗量： 式中 98硫酸的摩爾質量(g/mol) 21mol的硫酸可吸收2mol的氨 17氨的摩爾質量(g/mol) 100%的硫酸換算成92.5%的硫酸為 1.9、氨的損失率： 式中 0.89出飽和器的煤氣含氨量（/h） 230.07進飽和器的煤氣含氨量（/h）依上述各項列出氨的物料平衡，如下表所示輸 入輸 出項 目/h%項 目/h%煤氣帶入的氨247.76100硫酸吸收的氨246.7999.61煤氣帶走的氨0.890.39合 計247.76100合 計247.76100 2、飽和器內水的平衡及母液溫度的確定： 飽和器內的水分主要是煤氣和硫酸帶來的水分

22、，以及離心機、飽和器和除酸器的洗滌水等。為了保持飽和器的水平衡，防止母液被稀釋，破壞正常操作，這些水分應全部呈蒸汽狀態(tài)被煤氣帶走。 2.1、帶入飽和器的總水量： 煤氣帶入的水量： 式中 31878煤氣發(fā)生量（Nm3/h） 35.230時，煤氣中飽和水蒸汽含量（g/ Nm3）。 硫酸帶入的水量：711.34（192.5%）=53.35/h 式中 711.34硫酸消耗量（/h） 92.5%硫酸濃度 洗滌硫銨的水量：取硫銨重量的8%，而出離心機的硫銨帶相當硫銨量2%的水分，故帶入的洗滌水量為：式中 958.13硫銨產量（/h）沖洗飽和器和除酸器帶入的水量：飽和器的酸洗和水洗是定期進行的，可取洗水量為

23、平均200/h。則帶入飽和器的總水量為以上四項的總和，即：1122.11+53.35+57.49+200=1432.95/h 2.2、飽和器出口煤氣中的水蒸氣分壓Pg： 帶入飽和器的總水量，均應有煤氣帶走，則由飽和器出去的每標方煤氣應帶走的水量為： 或44.95g/Nm3 式中 31878煤氣發(fā)生量（Nm3/h） 相應的每標方煤氣中水汽的體積為： 式中 18水的摩爾質量（g/mol） 則：1 Nm3混合氣體中所另外攜帶的水汽所占的體積百分比為： 取飽和器后煤氣表壓為1200mmH2O，則絕對壓力為： 7601200/13.6=848mmHg 式中 7601標準大氣壓的毫米汞柱 13.6毫米汞柱

24、與毫米水柱的換算系數(shù) 則混合氣體中水蒸氣分壓Pg： Pg=8485.91%=50.12mmHg 2.3、飽和器內母液適宜溫度的確定：飽和器內母液的適宜溫度，可按飽和器內母液的最低溫度乘以平衡偏移系數(shù)來確定。飽和器內母液的最低溫度，是根據(jù)飽和器母液面上的水蒸汽分壓PL和母液面上煤氣中的水蒸汽分壓Pg的大小關系來確定。母液上面水蒸氣分壓PL取決于母液溫度和母液中游離酸及硫銨的含量，可按下式計算（出自煉焦化學產品回收與加工）：PL=P0（10.002350.004s）mmHg 式中 P0在規(guī)定溫度下水的飽和蒸汽壓，mmHg 母液中硫銨的含量，g/100g母液 s游離酸含量，g/100g母液 當母液中

25、硫銨總含量為46%，可得相應的=85.2 g/100g母液，s=11.1 g/100g母液。（出自煉焦化學產品回收與加工） 則PL=P0（10.0023585.20.00411.1）mmHg=0.755 P0P0與母液溫度有關，此最低溫度應使PL=Pg，則求得：查飽和水蒸汽表得其溫度為43.3，這就是飽和器母液所需的最低溫度。實際上飽和器母液溫度應比最低高，因母液內水的蒸發(fā)需要蒸發(fā)推動力，即P=PLPg。此外，還由于煤氣在飽和器中停留時間短，不可能達到平衡。所以實際上母液面上的水蒸氣分壓：PL=KPg 式中 K平衡偏離系數(shù)，其值約為1.31.5 當K=1.5時，則PL=1.5 Pg=1.545

26、.28=67.92 mmHg查飽和水蒸汽表得其溫度為52，此即飽和器母液的適宜溫度，此值是符合生產實際情況的。實際操作中，吡啶裝置不生產時，母液溫度為50-55，生產時，母液溫度為55-60 。 3、飽和器內的熱平衡： 為了確定是否需要向飽和器補充熱量和煤氣的預熱溫度，必須對飽和器進行熱量平衡計算（假設吡啶未生產）。輸入熱量： 3.1、煤氣帶入的熱量 Q1： 干煤氣帶入的熱量318780.35t=11157.3tkcal/h 式中 29601煤氣發(fā)生量（Nm3/h） 0.35干煤氣比熱（kcal/m3） t煤氣預熱溫度水汽帶入的熱量（煤氣中的水分）：1122.11（5950.438t）=667

27、655.45491.48t kcal/h 式中 1211.11水煤氣中帶入的水量（/h） 0.438水汽比熱（kcal/） 595水在0時的蒸發(fā)熱（kcal/） t煤氣預熱溫度（）氨帶入的熱量：247.760.503t=124.62t kcal/h 式中 247.76進飽和器的煤氣含氨量（/h） 0.503氨的比熱（kcal/kg） t煤氣預熱溫度（）煤氣中的苯族烴、硫化氫及其它組分，在飽和器雖未被吸收，但由于含量少，在飽和器前后引起的熱量變化甚微，可忽略不記。至于吡啶堿類，由于吡啶裝置未生產，在飽和器內吸收的極少，也不予考慮。則煤氣帶入飽和器的總熱量以上3項之和，即：Q1=11157.3t（

28、667655.45491.48t）124.62t =667655.4511773.4t kcal/h 3.2、硫酸帶入的熱量Q2：Q2=711.340.3520=4977.98 kcal/h 式中 711.34硫酸消耗量（/h） 0.35濃度為92.5%硫酸的比熱（kcal/kg ） 20硫酸的溫度（） 3.3、洗滌水帶入的熱量（包括洗滌結晶和沖洗設備的水）Q3：Q3=（20057.49）0.99960=15434 kcal/h 式中 200沖洗設備的平均水量（/h） 57.49洗滌硫銨結晶的水量（/h） 0.99960水的比熱（kcal/kg） 60洗滌水溫度（） 3.4、結晶槽回流母液帶入

29、的熱量Q4：回流母液溫度約低于飽和器內溫度910，可取45，回流母液量為硫銨產量的10倍，則Q4=9258.13100.6445=275941.44 kcal/h 式中 958.13硫銨產量（/h） 0.64母液的比熱（kcal/） 3.5、循環(huán)母液帶入的熱量Q5：循環(huán)母液量取硫銨產量的60倍，其溫度約低于飽和器內溫度57，可取為50，則Q5=958.13600.6450=1839609.6 kcal/h 式中 958.13硫銨產量（/h） 0.64母液的比熱（kcal/） 3.6、化學反應熱Q6： 中和熱q1 2NH3+H2SO4 （NH4）2SO4已知： NH3的生成熱11000 kcal

30、/kmol H2SO4的生成熱210800 kcal/kmol （NH4）2SO4的生成熱279500kcal/kmol 則中和熱為：q1=958.13（211000338974.78）=46700 kcal/kmol 式中 958.13硫銨的產量（kg/h） 132硫銨摩爾的質量（kg/kmol） 結晶熱q2硫銨的結晶熱為19.7 kcal/，則每kmol的結晶熱為：q2=19.7958.13=18971 kcal/kmol 式中 958.13硫銨的質量（kg/h） 4、輸出熱量： 4.1、飽和器中煤氣帶出的熱量Q1*： 設飽和器后煤氣溫度為55，則 干煤氣帶出的熱量105（18%）3300

31、.3555=613652 kcal/h 式中 105焦爐濕煤裝入量（t/h） 8%配煤水分 330干煤的煤氣發(fā)生量（Nm3/t） 0.35干煤氣比熱（kcal/m3） 水汽帶出的熱量 1344.89（5950.43855）=832607.95 kcal/h 式中 1344.89輸出煤氣的總含水量（kg/h） 595水在0時的蒸發(fā)熱（kcal/） 0.438水汽比熱（kcal/）Q1*=613652887125.02=1500777.02 kcal/h 4.2、結晶母液帶出的熱量Q2*： 設結晶母液溫度為55Q2*=958.13（110）0.6455=37098.94 kcal/h 式中 958

32、.13硫銨產量（/h） 10結晶母液中水與硫銨的質量比 0.64結晶母液的比熱（kcal/） 4.3、循環(huán)母液帶出的熱量Q3*：設循環(huán)母液溫度為55Q3*=958.13600.6455=2023570.6 kcal/h 式中 958.13硫銨產量（/h） 60循環(huán)母液與硫銨的質量比 0.64結晶母液的比熱（kcal/） 4.4、飽和器散失的熱量Q4*： 設其相當于循環(huán)母液熱損失的25%。循環(huán)母液溫度在循環(huán)過程中降低5，則Q4*=958.13600.64525%=45990.24 kcal/h 式中 958.13硫銨產量（/h） 60循環(huán)母液與硫銨的質量比 0.64結晶母液的比熱（kcal/）

33、5進入相比降低5輸 入輸 出項目Q1667655.45+11773.4t項目Q1*1500777.02Q24977.98Q2*370987.94Q315434Q3*2023570.6Q4275941.44Q4*45990.24Q51839609.6Q6357945.78合 計31615642.3+11773.4t合 計3941325.8輸出熱量Q出總計為： Q出= Q1* Q2 *Q3*Q4* =3941325.8 kcal/h飽和器的熱平衡，列表如下： 根據(jù)熱平衡關系，則Q入= Q出31615642.3+11773.4t=3941325.8 t=70 與我們廠操作溫度比較接近。 硫銨工段的設

34、備計算及選型 設備選用原則 1、飽和器機組設置備機，備用率10%100%。 2、飽和器內的泡沸傘分左、右兩種導流形式，應根據(jù)回流母液在器內有較長的流動路線而定。 3、滿流槽內液封的高度應大于鼓風機全壓。 4、為了維持生產及檢修飽和器，設置兩個母液貯槽。 5、除酸器宜用旋流板除酸器，也可選用旋風除酸器。 6、硫銨結晶槽應采用選擇分離式，也可用重力沉降式。 7、硫銨結晶的分離應采用耐腐蝕的連續(xù)離心機，并設置備機。 8、硫銨干燥宜采用沸騰干燥器。 9、預熱器宜采用立式，以利于焦油流動。 10、應設置除塵、粉塵捕集裝置。 1、飽和器 飽和器是硫銨工段的主體設備，大型焦化常用的是外部除酸式飽和器。對飽和

35、器的計算主要是針對一定的煤氣處理量確定其直徑。 原始數(shù)據(jù)：煤氣流量 Nm3/h31878飽和器前煤氣壓力 mmH2O1800飽和器阻力 mmH2O600預熱器后煤氣溫度67飽和器后煤氣露點溫度 45飽和器煤氣溫度 55初冷器后煤氣溫度301.1、預熱器后煤氣實際體積 式中 31878煤氣流量（Nm3/h） 1.1581Nm3煤氣在30時水汽飽和后的體積。 7601標準大氣壓的毫米汞柱 1800飽和器前煤氣壓力（mmH2O） 13.6毫米汞柱與毫米水柱的換算系數(shù) 273冰水混合物的絕對溫度（K） 70預熱器后煤氣溫度（） 30初冷器后煤氣溫度（）1.2、中央煤氣管斷面積 取中央煤氣管道內煤氣流速

36、7.0m/s，則其斷面為：31878/3600/7.0=1.27m21.3、飽和器后煤氣的實際體積 ： 式中 1.2861Nm3煤氣在35水汽飽和后的體積。 1200飽和器后煤氣表壓（mmH2O） 55飽和器煤氣溫度（） 45飽和器后煤氣露點溫度（）1.4、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0.75 m/s。1.5、飽和器直徑 飽和器的總截面積 14.031.27=15.30 m2 2、除酸器除酸器的作用是捕集飽和器后煤氣中所夾帶的酸滴，本硫銨工段用的是旋風式除酸器，本體用鋼板焊制，內襯以耐酸磚或輝綠巖磚，中央煤氣管內外表面均需做防腐處理。旋風除酸器的尺寸可按下述計算確定：原始數(shù)

37、據(jù)出飽和器煤氣實際體積 37886m3/h煤氣中酸霧最小顆粒 16m2.1、除酸器進口的尺寸 進口煤氣速度不得低于25m/s，現(xiàn)取為26 m/s，則煤氣進口截面積為：煤氣進口采用矩形，長邊a對短邊b之比取為a/b=1.94，則F=1.94b2=0.40 b=0.4541m a=0.88m2.2、出口管的直徑： 出口管的煤氣流速可取為48m/s，現(xiàn)取為4m/s。則出口管內徑為： 出口管用厚8mm的鋼板制成，內外壁均做5mm厚的防腐層，則外緣直徑為： D1*=1.83（0.0080.0052）2=1.866m2.3、除酸器的內徑： 除酸器內環(huán)形截面寬度與煤氣進口寬度相等，則內徑為：D2=1.866

38、0.45412=2.77mDm= D1*D2=1.596+2.77=4.636m 2.4、出口管在器內部分高度 出口管在器內部分的高度為有效分離高度。煤氣在器內的旋轉運動速度為進口煤氣線速度的6270%，現(xiàn)在取70%則 W=2670%=18.2m/s當煤氣中酸霧最小顆粒的直徑為16m，為將其捕集下來，煤氣在環(huán)形空間停留的時間T應為0.945s，這樣煤氣流過的長度： L=WT=18.20.945=17.2m煤氣在器內的回轉周數(shù)為： 當環(huán)形通道寬b=0.4541m，旋轉速度為W=18.2m/s時，則煤氣通路的高度為： 出口管在器內部分的高度為： H=hn=1.32.36=3.07m 3、煤氣預熱器

39、 煤氣預熱器為單層列管式換熱器，用法蘭聯(lián)接在煤氣管道上，煤氣走管程，加熱用的低壓蒸汽走殼程。其總傳熱系數(shù)為90100Kcal/m2.h.，對每1000Nm3/h煤氣需加熱面積3m2。原始數(shù)據(jù)煤氣流量 Nm3/h 31878預熱器前煤氣溫度 55預熱器后煤氣溫度 67預熱器內煤氣平均壓力 mmHg872（絕壓）3、1、進入預熱器的煤氣體積 煤氣的平均溫度，平均壓力為872 mmHg，故實際體積為：式中 7601標準大氣壓的毫米汞柱 273冰水混合物的絕對溫度（K）依經驗得加熱面積為： 4、干燥器 經離心機分離出來的硫銨結晶含有約2%的水分，須經干燥降至0.2%以下。硫銨干燥裝置主要有振動式干燥機

40、和沸騰床式干燥器兩種。沸騰床式干燥器具有體積小、干燥速度快、生產大、容積干燥強度大、工作環(huán)境好、操作簡便等優(yōu)點。本工段用的是沸騰床式干燥器。4.1、干燥器主要尺寸的確定： 原始數(shù)據(jù) 硫銨產量（干基）/h958.13 每天操作時間h/d15 進干燥器的硫銨含水 %2 出干燥器的硫銨含水%0.1 進干燥器的硫銨溫度15 出干燥器的硫銨溫度68 大氣溫度5 相對濕度 %84 出干燥器的空氣溫度70 空氣加熱器后的空氣溫度 1044.2、沸騰床最低流態(tài)化速度的確定當熱空氣流通過沸騰床干燥器硫銨顆粒床層的流速大到使全部顆粒剛好進入懸浮狀態(tài)時，顆粒與氣體間的摩擦力與其重量平衡，且通過此床層的任一截面的壓降

41、大致等于在該截面上顆粒和流體的重量，則可認為床層剛剛流化，并稱之為處于臨界流化狀態(tài)的床層。在臨界流化狀態(tài)時的表現(xiàn)速度即為最低流態(tài)化速度的10倍。最低流態(tài)化速度可按下式計算（煉焦化學產品回收與加工）：G臨流=5.010-2dp1.82g（sg）0.94/Z0.88/hm2 式中 dp固體顆粒的平均直徑（mm） g氣體密度（/m3） s固體密度，為硫銨結晶的真比重（/m3） Z氣體粘度（厘泊，用Cpa表示）上式適用的條件是雷諾數(shù)是Re=0.000278 dp G臨流/Z10，若大于10，則另對計算結果進行校正。上式各項數(shù)值計算如下：dp的確定式中x篩分組成，% d每級顆粒直徑，mm若硫銨的篩分組成

42、為：d，mm2.01.00.50.30.20.1x，%0.14234221.00.9則g的確定 在沸騰床干燥器內氣體的平均溫度為，取操作壓力為350mmH2O，則空氣在實際操作狀態(tài)下的密度為： 式中 1.29空氣在標準狀態(tài)下的重度，/m3s硫銨結晶的真比重1770/m3Z為空氣的粘度0.021 Cpa將上述各值代入得 G臨速=485/m2h或0.135/m2s將重量流速換算成線速度 因Re10 故計算結果不須校正。4.3、干燥器主要尺寸的確定沸騰床干燥器內氣體流速取最低流態(tài)化速度的10倍： 在干燥器內平均操作溫度及壓力下的濕空氣體積： 干燥器的處理負荷（按一晝夜工作15小時計）式中 958.1

43、3硫銨產量（干基）/h 15每天操作時間h/d原料含水量：式中 2%進干燥器的硫銨含水干燥后殘留在硫銨中的水量：式中 0.1%出干燥器的硫銨含水則需蒸發(fā)的水量： M=31.29-1.55=29.74/h按設計定額，干燥器每處理1t硫銨（干基）需溫度為5，相對濕度為84%的空氣1500kg，每公斤空氣含水4.63克，則隨熱風帶入的水分為因此，在干燥器內濕空氣的體積為： 式中 1.29空氣在標準狀態(tài)下的重度，/m3 18水的摩爾質量，kg/kmol 22.4標準狀態(tài)下每摩爾氣體體積，m3/kmol 105干燥器內氣體的平均溫度，4.4、所需干燥器的總截面積及前、后室直徑：干燥器所需的總截面積為： 式中 1.41氣體流速，m/s后室與前室的截面積比取為6.25，則則前室直徑： 后室直徑： 四、硫銨工段工藝布置 1、工藝布置原則 硫銨工段由硫銨、酸堿庫組成，應考慮鐵路和公路運輸?shù)姆奖銥橹匾獥l件。 硫銨倉庫宜布置在主廠房一側。 酸堿庫宜單獨布置。 2、飽和器系統(tǒng)設備布置原則飽和器中心與主廠房外墻的距離710m。飽和器中心線距離9m。飽和器錐形底距防腐地坪應不小于400。滿流槽布置在靠近母液槽一側。當滿流槽基礎標高低于防腐地坪標高時，應將基礎設在坑內。水封槽的液封高度應不小于風機全壓。酸泵應成組集中布置。泵基礎周圍應設置帶蓋板的小地溝以引漏液至集液坑。加酸管上應設視鏡和調節(jié)性能較好的