饱和器法生产硫酸铵回收氨

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摘 要

煤化工利用生产技术中，炼焦是应用最早的工艺，并且至今仍然是煤化工工业的重要组成部分。炼焦主要产品是生产炼铁用焦炭，同时生产焦炉煤气、苯、萘、蒽、沥青以及碳素材料等产品。

在炼焦过程中，煤中的氮有1.2%~1.5%与芳香烃发生化合反应生产吡啶盐基。其生成量主要取决于煤中氮含量及炼焦温度。一般在煤气初冷器后煤气含吡啶盐基约为0.4~0.6 g/m3，其中轻吡啶盐基约占75%~85%。回炉煤气中吡啶盐基含量约0.02~0.05 g/m3，即回收率达90%~95%。

本设计分别采用饱和器法生产硫酸铵回收氨，中和器法提取粗轻吡啶。对于饱和器法生产硫酸铵的工艺，煤气经鼓风机和电捕焦油器之后进入预热器，然后进入饱和器。煤气穿过饱和器在除酸器分离出液滴后，去脱硫或粗苯回收段。结晶母液用泵从饱和器底部送至结晶槽，沉淀出结晶后满流母液回到饱和器。结晶经分离器，干燥器成为硫酸铵成品。对于中和器法提取粗轻吡啶，母液从结晶槽回流入沉淀槽，同蒸氨分凝器来的氨气一起进入中和器。分解出的吡啶蒸汽等进入冷却器，经油水分离器后上层粗吡啶进入计量槽，放入储槽。下层的分离水返回中和器。

硫酸铵产量1362.6kg/h；硫酸消耗量1367.1kg/h；氨损失率0.54%；带入饱和器总水量1408kg/h；饱和器出口煤气中水蒸气分压7.75kPa；母液最低温度54℃；煤气预热温度 69.6℃；饱和器中央煤气管直径1530 mm；煤气进口管直径1090 mm；饱和器直径5000mm；饱和器高度7740 mm；除酸器进口管外径1660 mm；除酸器直径2720 mm；除酸器出口管在器内部分高度4150 mm；干燥器的沸腾床面积0.778㎡；干燥器直径1000 mm；干燥器溢流口高度388 mm；从反应器回收的吡啶盐基量18.355kg/h；母液处理量1087.29l/h；氨气的分配给中和器的质量分数95.7%；中和器直径1220 mm；中和器筒体高度1220 mm；中和器总高1775 mm；保温面积7.97㎡；设备质量756.03kg

关键词：氮；氨；硫酸；饱和器；母液；硫酸铵：结晶：中和器；粗轻吡啶

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Abstract

Use of coal chemical production technology, the coking process is applied first, and the coal chemical industry is still an important part. Coking main product is the production of iron using coke, while production of coke oven gas, benzene, naphthalene, anthracene, carbon materials, asphalt and other products.

In the coking process, coal nitrogen with 1.2% to 1.5% of ammonia production

with the aromatic pyridine base. Its amount depends on the nitrogen content of coal and coke temperature. Usually early in the gas after the gas cooler containing pyridine base is about 0.4 ~ 0.6 g/m3, which accounts for about 75% light pyridinium ~ 85%. Recycled content of gas in the pyridine base is about 0.02 ~ 0.05 g/m3, the recovery rate of 90% to 95%.

The design of devices were used to the production of ammonium sulfate

saturation recovery of ammonia, medium and light crude pyridine extraction device. Saturated ammonium sulfate for the production of process devices, gas and electricity by the blower after the tar into the preheater, then into the saturator. Saturated gas through the separation device in addition to the acid droplet, the last section of desulfurization or benzene recovery. Crystal liquor pump from the bottom of saturated sent to the crystallizer to precipitate out a full stream after crystallization mother liquor back to saturator. Crystallization by the separators, dryers as ammonium sulfate product. And devices for the extraction of light crude pyridine, mother liquor from the crystallization tank back into the settling tank, with the ammonia to the ammonia segregation device and went into the device. Decomposition of pyridine vapor from entering the cooler through the upper crude oil and water separator after the pyridine into the metering tank, into the tank. Lower returns in the separation of water and the device.

Ammonium sulfate production 1362.6kg / h; sulfuric acid consumption 1367.1kg

/ h; ammonia loss rate of 0.54%; the total amount of water into the saturator 1408kg / h; saturated outlet gas in the steam pressure 7.75kPa; liquor minimum temperature

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54 ℃; Gas preheating temperature 69.6 ℃; saturator central gas pipe diameter 1530 mm; gas inlet tube diameter of 1090 mm; saturated with a diameter of 5000mm; saturator height of 7740 mm; addition to acid inlet pipe diameter 1660 mm; addition to acid with a diameter of 2720 mm ; In addition to acid inside the outlet pipe section in the height of 4150 mm; dryer fluidized bed area of 0.778 square meters; dryer diameter of 1000 mm; dryer overflow gate height 388 mm; recovered from the reactor volume of pyridine base 18.355kg / h; liquor handling capacity 1087.29l/ h; ammonia and the device assigned to the mass fraction of 95.7%; in and with a diameter of 1220 mm; in and device cylinder height 1220 mm; in and the device overall height 1775 mm; holding area 7.97 ㎡; equipment quality 756.03kg .

Key words: nitrogen; ammonia; sulfuric acid; saturator law; liquor; ammonium sulfate: crystal: and in devices; pyridine

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目录

第一章 总 论 ..................................... 6 1.1 概述 .............................................. 6 1.2 文献综述 .......................................... 6 1.2.1 用硫酸回收氨的生产工艺原理 .................... 7 1.2.2 从硫酸铵母液中制取粗轻吡啶工艺原理 ............ 8 1.3 设计条件及要求 ................................... 10 1.4 工艺流程的确定 ................................... 11 第二章 回收氨的工艺流程 ............................ 12 第三章 硫酸铵生产的影响因素及其控制 .................. 14 3.1 母液酸度 ......................................... 14 3.2 母液温度 ......................................... 15 3.3 母液搅拌 ......................................... 16 3.4 离心分离和水洗 ................................... 16 3.5 杂质 ............................................. 18 3.6 晶比 ............................................. 19 第四章 回收氨时物料平衡和热量平衡的计算 .............. 20 4.1 物料衡算 ......................................... 20 4.1.1氨的平衡及硫酸用量的计算和硫酸铵产量的计算 ..... 20 4.1.2 水平衡及母液温度的确定 ........................ 21 4.2 热量衡算 ......................................... 23 4.2.1输入热量 ...................................... 23

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4.2.2 输出热量 ...................................... 26 第五章 硫酸铵生产的主设备计算 ....................... 28 5.1 饱和器 ........................................... 28 5.2 除酸器 ........................................... 30 5.3 干燥器 ........................................... 32 5.4 结晶槽 ........................................... 37 第六章 中和器法提取粗轻吡啶工艺流程 .................. 39 第七章 影响粗轻吡啶生产的因素及其控制 ................ 41 7.1 吸收阶段 ......................................... 41 7.2 中和及粗轻吡啶分离阶段 ........................... 42 第八章 中和器的物料平衡工艺计算 ..................... 43 8.1 母液处理量 ....................................... 43 8.2 分凝器后氨气分配给中和器的质量分数 ............... 44 第九章 回收粗轻吡啶的主要设备计算 .................... 45 9.1 中和器 ........................................... 45 9.2 冷凝冷却器 ....................................... 46 9.3 沉淀槽 ........................................... 46 第十章 设计一览表 .................................. 47 参考文献 .......................................... 48 设计体会与收获 ..................................... 49 致谢 .............................................. 50

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第一章 总论

1.1概述

炼焦化学产品在国民经济中占有重要的地位，炼焦化学工业是国民经济的一个重要部门，是钢铁联合企业的主要组成部分之一，是煤炭的综合利用工业。煤在炼焦时，除有75%左右变成焦炭外，还有25%左右生成多种化学产品及煤气。

在高温炼焦过程中，炼焦煤中所含的氮有10%~12%转变为氮气，约60%残留于焦炭中，有15%~20%生成氨，有1.2%~1.5%转变为吡啶盐基。所生成的氨与赤热的焦炭反应则生成氰化氢。

在煤气经过集气管和初冷气冷却后，吡啶盐基发生重新分配，一部分高沸点的吡啶盐基溶于煤焦油氨水，沸点较低的吡啶盐基几乎全部留在煤气中。氨则分配在煤气和剩余氨水中，初冷器后煤气中含氨约4~6 g/m3。

纯态的硫酸铵为无色长菱形晶体，焦化厂生产的硫酸铵，因混有杂质而呈现浅的绿色、蓝色、灰色，多为片状、针状甚至粉末状结晶。硫酸铵的密度1766kg/cm3(20oC)，其结晶热为10.87kJ/mol。硫酸铵易吸潮结块，易溶于水，其水溶液呈弱酸性，1%的溶液pH为5.7。粗煤气中氨氮占煤种氮的15%～20%，吡啶盐基氮占煤中氮的1.2%～1.5%。无水氨主要用于制造氮肥和复合肥料，还可用于制造硝酸，各种含氮的无机盐，磺胺药，聚氨酯，聚酰胺纤维及丁靑橡胶等，此外还常用做制冷剂。

粗轻吡啶是一种具有特殊气味的黄色油状液体，沸点范围为115～160 oC，轻吡啶盐基易溶于水。

粗轻吡啶组成为：吡啶40%～45%；a-甲基吡啶12%～15%；β-甲基吡啶和γ-甲基吡啶10%～15%；2.4-二甲基吡啶5%～10%；中性油15%～20%。粗轻吡啶的质量规格为：粗吡啶盐基含量不小于60%；水分不大于于15%；含酚类为4%～5%；20℃时相对密度不大于1.102 g/cm3。

1.2文献综述

在氨及粗轻吡啶的回收工艺中，用硫酸吸收焦炉煤气中的氨生产硫酸铵按煤气中氨与硫酸母液接触的方式不同，分有三种：半直接法、间接法和直接法，其中应用最广泛的是半直接法。

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半直接法：将焦炉煤气首先冷却至25～35℃，经鼓风机加压后，再经电捕焦油器除去煤焦油雾，然后进入硫酸铵饱和器内与硫酸母液充分接触生成硫酸铵，同时将初冷时生产的剩余氨水进行蒸馏，蒸出的氨也通如饱和器内与硫酸接触，氨被硫酸吸收生成硫酸铵。

间接法：经初冷器后的煤气在洗氨塔内用水冼氨，将得到的稀氨水与冷凝工段来的剩余氨水一起送入蒸氨塔蒸馏，蒸出的氨气全部进入饱和器被硫酸吸收生成硫酸铵。此法消耗大量的蒸汽，而且蒸馏设备较庞大，生产上应用受到一定的限制。

直接法：由集气管来的焦炉煤气经初冷器冷却到60～70℃，进入电捕焦油器除去煤焦油雾。然后进入饱和器，煤气中的氨被硫酸吸收而生成硫酸铵。煤气离开饱和器后，再冷却到适宜的温度进入鼓风机。

硫酸铵生产按采用的设备不同有饱和器法和酸洗塔法。饱和器法是生产硫酸铵的主要方法，过去多采用鼓泡式饱和器，现在新建和改建焦化厂多采用喷淋式饱和器。

1.2.1用硫酸回收氨的生产工艺原理

硫酸铵生成的化学原理，硫酸吸收煤气中的氨是迅速的不可逆的化学反应， 2NH3?H2SO4?(N4H2)S?O,??H4 4J/mol27501实际热效应与母液酸度和温度有关，其值较上述值约小于10%。如氨与酸度为7.8%的硫酸铵饱和母液相互作用，其反应热效应如下： 温度/℃

硫酸铵热效应/（J/mol）

47.7 240883

66.6 245878

76.1 249208

硫酸过量时，则生成酸式盐： NH3?H2SO4?NH?,?H?4HS4O16501 7J/mol用适量被氨饱和的程度，酸式盐又可转变为中式盐 NH4HSO4?N3H? SO(N4H)4 溶液中酸式盐和中式盐的比例取决与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1%~2%时，主要时中式盐。酸度升高时，酸式盐的含量也随之提高。

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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，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℃）内的溶解度比较可知，在硫酸小于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。

粗轻吡啶经精致可得到纯吡啶，a-甲基吡啶，β-甲基吡啶和吡啶溶剂等产品。这些产品是有机合成工业（如医药，农药）的重要原料，如生产磺胺药类、维生素 、雷米封等。此外，粗轻吡啶类产品也是一种优良的溶剂，可以作合成纤维的高级溶剂。

1.2.2从硫酸铵母液中制取粗轻吡啶工艺原理

吡啶是粗轻吡啶中含量最多，沸点最低的组分，故以吡啶为例来阐述回收的基本原理。

吡啶具有弱碱性，与酸发生中和反应生成相应的盐。在饱和器或酸洗塔中，吡啶与母液中的硫酸作用生成酸式盐或中式盐，发生的化学反应分别为：

?H???C?H HSO生成酸式盐 C5H5N2SO45H5N?生成中式盐 2C5H5NH???(5C5HN2?H )2SO4SO当提高母液酸度时，有利于生成硫酸吡啶的反应，会有更多的吡啶被吸收下来。硫酸吡啶吡啶不稳定，在母液中主要以酸式硫酸吡啶形式存在，此盐在温度升高时极易离解，并与硫酸铵反应而生成游离吡啶，化学反应如下：

?HS4O? C5H5NH(NSO??4H2)?424?NH4H?SO5

CHN当母液温度提高或母液中硫酸铵含量增多，均能促使酸式硫酸吡啶发生离解，使吡啶游离出来。在一定温度下母液液面上总有相应压力的吡啶蒸汽，使吡啶被煤气带走而形成损失。只有当母液面上的吡啶蒸汽压小于煤气中吡啶分压时，煤气中的吡啶才会被母液吸收下来。这两个分压之差越大，吸收反应就进行得越好，则随煤气损失的吡啶就越少。因此，只有连续提取母液中的吡啶，使母液中吡啶含量低于煤气中吡啶分压相平衡的含量，才能使吸收过程不断进行。

由以上分析可知，吸收过程好坏主要取决于母液液面上吡啶蒸汽压的大小，

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母液的酸度，温度及其中吡啶含量等。由表1.1所列数据分析可知，当母液中吡啶含量和母液酸度一定时，母液面上的吡啶蒸汽压随温度升高而增大。当母液温度高于60℃时，吡啶蒸汽压急剧上升；当母液酸度增加时，吡啶蒸汽压则降低；当母液中吡啶含量增加时，吡啶蒸汽压显著增加。还应指出的是，在分析粗轻吡啶回收时，不要忘记粗轻吡啶是与硫酸铵工艺净化煤气中的氨同时进行的，而硫酸铵工艺中必须考虑温度对水平衡的影响。因此，温度、酸度等的可调范围不是很大。

表1.1 吡啶蒸汽压与温度等因素的关系

母液酸度/%

4 4 4 4 4 5 5 5 5 5 温度/℃ 40 50 60 70 80 40 50 60 70 80 母液中吡啶含量/(g/l)

10 10 10 10 10 10 10 10 10 10 吡啶蒸汽压/pa

0.587 0.693 1.880 5.799 17.742 0.147 0.427 1.226 3.532 10.544 母液面上的煤气中的吡啶含量/(g/m3) 0.010 0.024 0.065 0.210 0.617 0.005 0.015 0.043 0.123 0.336 根据表1.1数据，经整理后饱和器母液中粗轻吡啶的最大浓度?pmax可按下式估算：

?pmax?0.8

式中 cs-----母液酸度，取为6%；

cs1.85??gmax0.915?10?18?t6.8

?gmax------饱和器后煤气中吡啶盐基最大含量。

按设计要求，?gmax取为0.04 g/m3；

t-----饱和期内母液温度，取t=55℃. 将有关数据带入上式，即可求得

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?pmax1.856?0.04?0.8?36.1(g/l) ?186.80.915?10?55为了保证吸收过程的推动力，需按饱和器后煤气中吡啶盐基的实际含量为?gmax的50%来计算，则母液中吡啶允许含量为

1.856?0.02?p?0.8?15.2(g/l) ?186.80.915?10?55 当上述计算中其他条件不变时，在不同母液温度下，母液中粗轻吡啶允许含量见表 1.2

表 1.2 不同温度下母液中粗轻吡啶允许含量

母液温度℃ 母液中粗轻吡啶含量g/l

50 32.1

55 15.2

60 9.8

65 4.0

上述母液温度及酸度主要是考虑了硫酸铵生产的需要，在此条件下，氨的回收率可达90%以上，而吡啶的回收率仅为70%-80%。为了提高吡啶的回收率，应使母液中粗轻吡啶含量低于16g/l。

为了从母液中提取粗轻吡啶盐基，将氨气通入中和器中，中和母液中的游离酸，使酸式硫酸铵变为中式盐，然后再反应分解硫酸吡啶，反应式如下

2NH3?H2SO4?(NH4)2SO4NH3?NH4HSO4?(NH4)2SO42NH3?C5H5NH?HSO4?(NH4)2SO4?C5H5N2NH3?(C5H5NH)2SO4?(NH4)2SO4?C5H5N

因此，当需回收的粗轻吡啶的数量一定时，母液中粗轻吡啶含量愈高，则需中和的母液量愈少，可有较多的氨用于分解硫酸吡啶。但如前所述，母液温度高时，母液中吡啶盐基含量不能过高，否则回收率将降低。

1.3 设计条件及要求

设计任务：回收焦炉煤气中氨及粗轻吡啶 工艺参数：

氨回收： 焦炉气处理量m3/h 氨的产率/%

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40000 0.3

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初冷器后煤气温度/℃ 剩余氨水量（t/h） 剩余氨水含氨量(g/L) 蒸氨塔废水含氨量(g/L)

每蒸馏1m3稀氨水用直接蒸汽/kg 分凝后氨气温度/℃ 硫酸质量分数/%

30 12 3.0 0.05 100 95 74

设计目标：饱和器后煤气含氨量 ≤0.03g/ m3 吡啶回收：

焦炉气处理量（m3/h） 40000 煤气中吡啶盐基含量

饱和器前（g/ m3） 0.45 饱和器后（g/ m3） 0.03 剩余氨水量（m3/h） 12 剩余氨水中吡啶盐基含量（g/l） 0.3 蒸氨废水中吡啶盐基含量（g/l） 0.1 硫酸铵中吡啶盐基含量/% 0.04 设计目标：饱和器后煤气中吡啶盐基含量 ≤0.03g/m3

1.4工艺流程的确定

用硫酸吸收焦炉煤气中氨生产硫酸铵的方法有半直接法、间接法和直接法，结合这三种方法的优点和缺点，经和老师讨论，我确定了利用半直接法即饱和器法生产硫酸铵的方法回收氨。

饱和器法生产硫酸铵的方法有鼓泡式饱和器和喷淋式饱和器，鉴于鼓泡式饱和器法比较成熟，老师建议我选用鼓泡式饱和器法生产硫酸铵。

从饱和器中回收吡啶制取粗轻吡啶的工艺流程常用的有两种形式，即文氏管反应器法和中和器法。由于文献上介绍文氏管反应器提取粗轻吡啶的内容比较 少，设计的难度过大。因此我选择了中和器法提取粗轻吡啶。

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第二章 饱和器法回收氨的工艺流程

鼓泡式饱和器法硫酸铵生产工艺流程如图2.1所示。

煤气经鼓风机和电补焦油之后进入煤气预热器，预热到60~70℃，目的是蒸出饱和器中水分，防止母液稀释。煤气由饱和气的中央管经泡沸伞穿过母液层鼓泡而出，其中的氨被硫酸吸收，形成硫酸氢铵和硫酸铵，在母液中含量分别为40%~45%和6%~8%。在吸收铵的同时吡啶碱也被吸收下来。

煤气穿过饱和器，在除酸器分理出携带的液滴后，去脱硫或粗苯回收工段。饱和器后煤气含氨量一般要求小于0.03g/m3。

饱和器中母液经水管入满溜槽，由此用泵打回到饱和器的底部，这样构成母液循环系统，并在器内形成上升的母液流，进行搅拌。

硫酸铵结晶沉于饱和器的锥底部，用泵将浆液送到结晶槽，在此从浆液中沉淀出硫酸铵结晶，结晶槽满流母液回到饱和器，部分母液送去回收吡啶装置。 含量为72%~78%的硫酸自高位槽加入饱和器。除酸器液滴经满流槽泵送至饱和器。

硫酸铵结晶浆液在离心机分出结晶，结晶含水分1%~2%，于干燥器中脱水后送去仓库。

饱和器的壁上会沉结细的晶盐，增加煤气流动阻力。为此，饱和器需定期用热水和借助于大加酸进行洗涤。

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酸库来硫酸21煤气354去吡啶装置11氨气21TIPITI107618煤气15FC水蒸汽PI16TC2019812FCFC9131714

图2.1 硫酸铵生产工艺流程图

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第三章 饱和器法回收氨的影响因素及控制

3.1母液酸度

氨吸收设备内母液的酸度，主要影响硫酸铵结晶的粒度和氨与吡啶盐基的回收率。母液酸度对硫酸铵结晶成长有影响，随着母液酸度的提高，结晶平均粒度下降，晶形也从长宽比小的多面颗粒变为有胶结趋势的细长六角棱柱形，甚至称针形状。这是因为当其他条件不变时，母液的介稳区随着酸度增加而减少，不能保持有利于晶体成长所必须的过饱和度所致。其中介稳区是指晶核在溶液中的溶解度曲线和超溶解度曲线之间的区域。

另外，母液酸度对黏度也有影响，其关系图如3.1所示。由该关系图可知，随着酸度的提高，母液黏度增大，增加了硫酸铵分子扩散阻力，阻碍来晶体正常成长。

0.0024051015酸度/%0.00360.0034母0.0032液黏0.0030度/Pa.s0.00280.002620253035图3.1 母液酸度和黏度的关系

但是，母液酸度也不宜过低。否则，除了氨和吡啶的吸收率下降外，还易造成饱和器堵塞。特别是当母液搅拌不充分或酸度波动时，可能在母液中出现局部中性区甚至碱性区，从而导致母液中的铁、铝离子形成及等沉淀，进而生成亚铁氰化物，使晶体着色并阻碍晶体成长。另外，酸度过低容易产生泡沫，使操作条件恶化。母液酸度的控制，依所采用的工艺不同而异。饱和器正常操作时的母液酸度为4%～6%；喷淋式饱和器正常操作是的母液酸度为3%～4%；酸洗塔正常操作的母液酸度为2.5%～3%。

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3.2母液温度

母液温度影响晶体成长速度。通常晶体的成长速度随母液温度的升高而增大，且由于晶体各棱面的平均速度比晶体沿长向成长速度增大较快，故提高温度有助于降低长宽比而形成较好晶体。同时，由于晶体增长速度叶变快，故可将溶液的过饱和程度控制在较小范围内，减小了晶核生成。但是温度也不易过高，温度过高时，虽然因母液黏度降低而增加了硫酸铵分子向晶体表面的扩散速率，有利于晶体长大，但也易因温度波动而形成局部过饱和程度过高现象，促使大量晶核形成。

实际上，母液温度是根据器内的水平衡确定的。如果初冷器后煤气温度较高，硫酸铵洗涤用水量偏大等，为保持器内水平衡，必将提高母液温度。这样不仅影响氨和吡啶盐基的回收率，而且设备的腐蚀加剧，同时影响硫酸铵质量。

母液液面上的水蒸气分压取决于母液的酸度、硫酸铵的浓度和温度等因素。酸度为4%和8%的母液温度与母液液面上水蒸气压的关系曲线如图3.2所示，提高母液酸度和母液中硫酸铵的含量以及降低母液的温度时，均会使母液液面上水蒸气压降低。

102030405060708090 温 度 / ℃1-母 液 的 酸 度 为 4 % ；2- 母 液 的 酸 度 为 8 %水蒸气分压/kPa4 6.74 3.34 0.036.733.330.026.723.320.016.713.310.06.673.3321图3.2 酸度4%和8%的母液温度与母液液面上水蒸气压的关系曲线

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饱和器内母液液面上水蒸气分压与煤气中水蒸气分压相平衡时的母液温度为母液最低温度。但由于煤气在饱和器中停留时间短不可能达到平衡。因此在饱和器内母液适宜温度应比最低温度高。一般母液液面上水蒸气分压相当于煤气中水蒸气分压的1.3～1.5倍，此值称为偏离平衡系数，于此相适应的母液温度即为母液的适宜温度。

适宜的母液温度是在保持在保证母液不被稀释的条件下，采用较低的操作温度，并使其保持稳定均匀。一般母液温度控制在50～55℃.

3.3 母液搅拌

母液搅拌的目的在于使母液酸度、浓度、温度均匀，并硫酸铵结晶在母液中呈现悬浮状态，以延长其在母液中的停留时间，这有利于硫酸铵分子向结晶便面扩散，对生产大颗粒硫酸铵是有利的，另外也起到了减轻设备内堵塞的作用。我国大部分焦化厂广泛采用木业循环进行搅拌。

鼓泡式饱和器用循环泵将满流口排出的木业打入饱和器内的喷射器从而实现搅拌，木业循环量应不小于鼓泡式饱和器内母液容积的2～3倍。

几种方法的母液循环量见表3.1.

指标

鼓泡型饱和器

喷淋式饱和器

酸洗塔

对煤气的液器比/(l/m3)

2～3.8 15 6

对结晶系统的循环量/结晶抽

出（或供给）量

约8 41.6 145

表3.1 几种方法的母液循环

3.4 离心分离和水洗

离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量影响很大。要求放入离心机的料浆和料浆的结晶浓度保持稳定，否则离心机转鼓内料层厚度不容易均匀，否则将影响分离效果。

洗水温度对产品游离酸含量有影响，见图3.3所示，有图可见，提高离心机的洗水温度，可以提高离心分离效率。用热水洗涤能更好地从结晶表面去油类杂质，并能防止离心机筛网被细小油珠堵塞。因此洗水温度在70℃以上为宜。

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硫酸铵中游离酸质量含量/%0.340.320.300.280.260.240.223040506o708090洗水温度/℃

图3.3 洗水温度对产品游离酸含量的影响

离心机的洗水量对产品质量也有显著影响，影响情况见图3.4所示。有图可见，洗水量应不大于硫酸铵量的12%。

硫酸铵中游离酸质量含量/%0.200.180.160.140.120.100.080.060.040.02024681012141618204.03.83.63.43.23.02.82.62.42.22.02426离心机吸水量（对硫酸铵质量的影响）/%1--游离酸；2--水分图3.4 离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量的影响

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3.5 杂质

母液中含有可溶性和不溶性杂质。硫酸铵母液内的杂质得种类和含量，取决于硫酸铵生产工艺流程、硫酸质量、工业用水质量、脱吡啶母液得处理程度、设备腐蚀情况及操作条件等。

母液中的杂质不仅影响硫酸铵警惕的成长和晶型，而且还使在单位时间内晶体体积总增长量小于同一时间内在饱和器中形成的硫酸铵量，引起母液的过饱和程度增加，这不仅使硫酸铵晶体强度降低，同时还会形成大量针状晶核，迅速充满溶液中，破坏正常操作。

杂质对晶体成长速率有明显影响，其影响曲线如图3.5所示。在一定的过饱和度下，杂质较多地对生长起抑制作用；在极端的情况下，可完全抑制晶面的生长。杂质对晶体生长机制的影响有以下几种情况：晶面吸附了杂质或离子后被毒化，不再是生长的活性点，柱型结晶变成针型；吸附看杂志后，晶体生长时需要排除杂质，导致速率下降，晶粒小；杂质的存在使介稳区缩小，导致生成大量晶核。

00.10.20.30.4杂质含量/(mg/mL)增长速度/(um/h)908070605040302010图3.5 母液中的杂质对晶体成长速率的影响

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母液中的可溶性杂质主要是由酸和水腐蚀产生的铁、铝、铜、铬、铅、锑及砷等的盐类。其多半来自硫酸、腐蚀设备或工业用水带入；此外，随煤气带入的煤焦油雾，优势也会与母液形成稳定的乳浊液附着在晶体表面，阻止晶体的成长。 不溶性杂质主要是由煤气带入的焦油雾、煤尘等。这些杂质既阻碍硫酸铵结晶的长大，又使硫酸铵着色。

在生产中必须采取措施，减少母液中的杂质，从而才能得到色泽好、粒度大、晶型好的硫酸铵产品。

3.6 晶比

晶比系统指悬浮于母液中的硫酸铵结晶的体积对母液与结晶总体积的百分比。晶比太大，相应减少氨与硫酸反应所需的容积，不利于氨的吸收；母液搅拌阻力增加，导致搅拌不良；同时晶体间的摩擦机会多，大颗粒结晶易破裂成小颗粒；并且晶比太大也会使堵塞情况加剧。晶比太小，则不利于晶体长大。

一般鼓泡型饱和器晶比控制在40%～50%,在离心机停车时，晶比也不宜小于20%。喷淋式饱和器晶比控制在35%～40%，在正常操作条件下，晶比达到25%，即启动结晶泵，晶比降至4%停止抽取；酸洗塔结晶器中平均母液结晶质量浓度在45%～50%。

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第四章 回收氨时物料衡算和热量衡算

通过氨平衡计算可以确定硫酸用量和硫酸铵产量;通过水平衡计算可以确定饱和器母液的适宜温度；通过热平衡计算可以确定饱和器操作过程是否需要补充热量，从而规定煤气预热温度或母液预热温度。计算如下：

工艺参数： 氨回收： 焦炉气处理量/（m3/h） 煤气发生量/（m3/t干煤） 焦炉干煤装入量/（t/h） 氨的产率/%

初冷器后煤气温度/℃ 剩余氨水量（t/h） 剩余氨水含氨量(g/l) 蒸氨塔废水含氨量(g/l)

每蒸馏1m3稀氨水用直接蒸汽/kg 分凝后氨气温度/℃ 硫酸质量分数/%

40000 340

40000/340=117.648 0.3 30 12 3.0 0.05 100 95 74

设计目标：饱和器后煤气含氨量（g/ m3）≤0.03。

4.1 物料衡算

4.1.1 氨的平衡及硫酸用量和硫酸铵产量的计算

煤气带入饱和器的氨量：等于炼焦生成的总氨量与剩余氨水中总氨量之差。

1000?117.648?0.3%?12?3.0?316.9kg/h 饱和器后随煤气带走的含量：

4000?0

10000.03?1.2kg /h由蒸氨塔带入饱和器的氨量：

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12?3?12?1.?20.0?535.2 8k饱和器内被硫酸吸收的氨量：

316.9?35.28?1.2?350.98kg/h 硫酸铵的产量（干质量）：

132 350.98?2?1362.6kg/h?17式中 132---硫酸铵的相对分子质量；

17---氨的相对分子质量

含量为74%的硫酸消耗量： 350.98?98?1367.1kg/h

2?17?0.74式中 98---硫酸的相对分子质量

1.2?1?21.?20.05?100%?氨损失率

100?0117.?6480.3%

0.5 4%4.1.2 水平衡及母液温度的确定

为了使饱和器母液不不被稀释或浓缩，应使进入饱和器的水分全部呈蒸汽状态杯煤气带走。由于煤气通过母液时速度太快，接触时间太短以及接触表面不足，所以饱和器蒸发水分能力很差。这就更加突出饱和器维持水平衡的重要性。 1）带入饱和器的总水量：

340?117.6?4835.2?1408kg /h1000式中 35.2----在30℃时，1m3干煤气被水汽饱和后其中水汽的质量，g。

氨分凝器后氨气带入的水量：

35.28(1?10%?)10% kg/h317.52式中 10%---相当于分缩器后温度为98℃的氨气浓度

硫酸带入的水量： 1367.?1?1?74%?? kg/h355.45洗涤硫酸铵水量：取硫酸铵量的8%，离心后硫酸铵的含水2%，故带入的水量为：

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1362.6?8?2?81.76kg/h 100冲洗饱和器和除酸器带入的水量：饱和器的酸洗和水洗是定期进行的，洗水量因各厂操作制度不同而异，现取平均200kg/h,则带入饱和器的总水量为：

1408?317.52?355.45?81.76?200?2362.73kg/h

2）饱和器的出口煤气中的水蒸汽分压：

带入饱和器的总水量，均由煤气带走，则饱和器的1m3煤气应带走的水量为：

2362.73?0.0591kg/m3?59.1g/m3

40000相应地，1m3煤气中水蒸气的体积为：

59.1?22.4?0.0735m3

18?1000混合气体中水汽所占的体积为：

0.0735?6.85%

1?0.0735取饱和器后煤气表压为11.77kPa,则水蒸气分压为： (101.33?11.77)?6.85%?7.75kPa 3）母液最低温度的确定：

根据母液液面上的水蒸气分压等于煤气中的水蒸气分压，利用图可直接查的。若使煤气带走这些水分，必须使母液液面上的水蒸气分压大于煤气中的水蒸气分压，使之产生蒸发推动力，即?p?p1?p2。此外，还由于煤气在饱和器中停留的时间短，不可能达到平衡，所以，实际上母液液面上的水蒸气分压应为：

p1?Kpg

式中 K为平衡偏离系数，其值为1.3～1.5。当取1.5时，

p1?1.5?7.75?11.625kPa

查图3.4得，

当母液酸度为4%和8%时，与p1?11.385kPa相对应的母液适宜温度分别为51℃及57℃时，当酸度为6%时，可取其平均值为54℃.

在实际生产操作中，当吡啶装置不生产时，母液温度为50～55℃；当吡啶

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装置生产时，母液温度为55～60℃。

4.2热量衡算（热平衡以0℃为基准）

4.2.1输入热量Q入

热平衡以0℃为基准，计算假定吡啶装置未投入生产 1、输入热量Q入 1）煤气带入的热量Q1 a干煤气带入的热量：

340?141?1.465t?70232tkJ/h 式中 1.465—干煤气比热容，kJ/（m3?k）

t—煤气预热温度，℃ b水蒸气带入的热量：

1408?(2491?1.834t)?3507328?2582.3t

式中 1.834—0-80℃间水蒸汽比热容，kJ/?kg?k?。 2491—水在0℃时的蒸发热，kJ/kg。 c氨带入的热量：

316.?92.1?06t 667. 4式中 2.106—氨的比热容，kJ/?kg?k?。

煤气中所含的苯族烃，硫化氢等组分含量少，在饱和器的前后引起的热量变化甚微，故可忽略不计。又因吡啶装置未生产，吡啶基在饱和器中被吸收的极少，也不予考虑。

煤气带入饱和器的总热量为：

Q?58600t?3507328?2582.3t?667.4t

1 ?350732?82）氨气带入的热量Q2：

35.28?2.062?95?6911kJ/h

96184 23

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水蒸气带入热：

317.52??2491?1.84?98??848197.5kJ/h 则 Q2?6911?848197.5?855108.5kJ/h 3）硫酸带入的热量Q3

Q3?1367.?11.?959?2053 563kJ/h式中 1.959—质量分数为74%硫酸在20℃时的比热容，kJ/?kg?k?

oo0.468kcal/kg?C?0.468?4186?1.959kJ/kg?C

????4）洗涤水带入的热量Q4

Q4?(200?81.76)?4.177?60?70614.7kJ/h

式中 4.177—60℃时水的比热容，kJ/?kg?k?。 5）结晶槽回流母液带入的热量Q5

取回流母液温度为45℃，母液量为硫酸铵产量的10倍， 则：

Q5?1362.6?10?2.676?45?1640843kJ/h

式中 2.676—母液的比热容，kJ/?kg?k?。 6）循环母液带入的热量Q6

取循环母液温度为50℃，母液量为硫酸铵产量的60倍， 则：

Q6?1362.6?60?2.676?50?10938953kJ/h

式中 2.676—母液的比热容，kJ/?kg?k?。 7）化学反应热Q7

a硫酸稀释热q1（由74%稀释到6%） 每1mol硫酸稀释热计算公式：

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式中

q1?74776(n1n2?)

1.7983?n11.7983?n2n1，n2—分别为稀释后和稀释前水与酸的物质的量之比：

9418?85.3963 n1? (硫酸质量分数为6%)

698

n1?7418?1.9129 (硫酸质量分数为74%)

981.91291?367.174%?) 1.798?385.39631.?79831.9129982685.3963q?74776(?则 1?74776(0.9794?0.5154)??358167.51kJ/h

1367.1?74% 98b.稀H2SO4与氨气反应生成?NH4?2SO4水溶液的反应热q2： q2?1362.6?195524=2018341kJ/h 132式中 195524—稀硫酸与氨气反应生成硫酸铵水溶液的反应热J/mol

c.硫酸铵结晶热q3 q3?1362.6?10886=112373.2kJ/h 132式中 10886—硫酸铵结晶热J/mol

Q7?q1?q2?q3?2488881.7kJ/h

综上 总输入热量Q入

Q入?QQ?1?Q2?3

Q?4Q?5?Q6Q

?19555291.9?61849.7tkJ/h4.2.2 输出热量Q出

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? 1） 煤气带出的热量Q1a 干煤气带出的热量

40000?1.465?55?3223000kJ/h

b水蒸气带出的热量

2362.73??2491?1.834?55??6123889kJ/h

??32230?00 Q12）结晶母液带出的热量Q?2

612?3889934 6889kJ/h.?6?1?1?0 Q?2?1362?3）循环母液带出的热量Q?3

2.?676?5522 06022kJ/h?6?60 Q?3?1362.4）和器散失的热量 Q?4 Q?4?aF(t1?t2)

2.?676?55120 32848kJ/h式中 a—结晶系数，取20.9kJ/?m3?h?k?;

F—饱和器表面积，（当直径为5m时，F≈200m2）； t1—饱和器壁温度，取45℃； t2—大气温度，取-20℃ 则：

Q?4?20.9?200??45?20??271700kJ/h

总输出热量

??Q???Q出?Q12?Q3?Q4?23857459kJ/h

根据热平衡关系

则：

得

Q入=Q出

19555291.9?61849.7t?23857459

t≈69.6℃

26

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实际操作中煤气预热温度控制在60~70℃ 以上的热平衡计算数据如表4.1所列

表4.1热平衡数据表（热平衡以0℃为基准）

热 收 入 项 目 煤气带入热量Q1 氨气带入热量Q2 硫酸带入热量Q3 洗涤水带入热量Q4 结晶槽回流母液带 入热量Q5 循环母液带入热量Q6 10938953 化学反应热Q7 合计Q 入热 支 出 项 目 ? 煤气带出热量Q1数值kJ/h 3507328+ 61849.7t 855108.5 53563 70614.7 1640843 数值kJ/h 9346889 结晶母液带出热量Q?2 2206022 12032848 循环母液带出热量Q?3 饱和器散失热量Q?4 —— 271700 —— —— —— 合计Q 出—— —— 23857459 2488881.7 19555291.9+ 61849.7t

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第五章 硫酸铵生产的主设备计算

5.1 饱和器

饱和器用钢板焊制，具有可拆卸的顶盖和锥底，材质最好采用耐酸不锈钢，否则内壁需衬以防酸层。防酸层可用石油沥青、油毡纸，耐酸瓷砖等要求砌衬。饱和器顶盖内表面及中央煤气管外表面及下段内表面，由于经常接触酸雾和酸液，均需焊铅板衬层。

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弯成一定弧度的导向叶片，构成了弧形管道，使煤气均匀分布而出并泡沸穿过母液，以增大气液相接触面积，并使饱和器内上层母液剧烈旋转。泡沸伞浸入母液深层（或称浸没深度）是指泡沸伞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，泡沸伞的浸没深度不小于200mm。煤气通过饱和器的阻力主要同浸没深度有关。泡沸伞可用硬铅（85%铅和15%锑合金）浇铸，也可用用镍铬钛不锈钢焊制，或用石棉酚醛树脂制作。

为了增大结晶的粒度，采用母液强化循环的方法。液体的搅拌器是作为饱和期的一个组成部分示出的，由供料管和喷嘴组成。饱和器的工作介质是由泵通过液体搅拌器压送的。

饱和器的设计定额：煤气进口速度12—15m/s；中央管内煤气速度7—8m/s；环形空间煤气速度0.7—0.9m/s;泡沸伞煤气出口速度7—8m/s；

根据上述设计定额，针对一定的煤气处理量便可以确定饱和器尺寸：

原始数据：

煤气流量

饱和器前煤气压力 饱和器阻力

煤气预热器后煤气温度 饱和器后煤气温度露点温度 饱和器后煤气温度 除冷器后煤气温度

28

40000m3/h 17.3kPa

5.53kPa （5~6 kPa） 70℃ 50℃ 65℃ 30℃

(70~80℃)

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1) 预热器后煤气实际体积V1

01.1?95??462193 m V1?4000?101.32?517.3?27330式中 1.195---1m3煤气（标态）在30℃时为水蒸气饱和后的体积。 2) 中央煤气管直径d1

取中央煤气管道内煤气流速为u=7m/s。 由公式：d?1101.3252?7370V1（出自—《煤焦化化学产品回收与利用》） π3600??u4式中

D—煤气进口管直径，m

qv—实际煤气流速，m/s

v—选用的煤气温度，m/s 则： d?1V146219?1.53m ?3600?π?u3600?π?7443) 煤气进口管直径d2

取煤气进口速度为v=12m/s

4qv由公式：d2?（出自—《煤焦化化学产品回收与加工》）

3600πv式中 d2---煤气进口管直径，m； qv---实际煤气流量，m3/h v---选用的煤气速度，m/s

4qv4?40000d2???1.09m

3600πv3600?3.14?124) 饱和器后煤气的实际体积V2

V2?40000?1.348?101.33273?65??50552m3

101.33?17.3?5.53273?50式中 1.348---1 m3煤气（标态）在50℃为水蒸气饱和后的体积。 5) 饱和器直径d3

取饱和器的内环截面上煤气流速为0.8m/s，

则环形面积为：50552?17.55m2

3600?0.8 29

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饱和器的总截面积为：17.55?π?(1.53)2?19.39m2

4饱和器的直径为： d3?4?19.39?5.0m

π6) 饱和器的高度：

由《煤气规划设计手册》可知：煤气在饱和器内的停留时间大约为10S 饱和器内的煤气的体积为：

V?V140.4250552?7.24m ?10?140.42m3；H1??S19.393600 饱和器内的母液高度始终保持的高度H2?0.5m 饱和器的总高度为：

H?H1?H2?7.24?0.5?7.74m 7）饱和器的壁厚?d：

设计壁厚?d按下式计算：采用单面对接焊缝100%探伤??0.8

?d?PcDi2?????Pct?c2

17.3?5.53??5000?10?3???4?3 2?113?0.8??17.3?5.53?10?4.33mm考虑钢板厚度负偏差及冲压减薄量，圆整后取?n?5mm厚的Q235?A钢板作封头，所以塔体壁厚和封头壁厚均取?n?5mm

校核罐体与封头水压试验强度的计算由下式

?T?PT?Di??e?2?e?0.91?S

0.0?11770 .0145MPap式中 pT?1.25?1.?25?e??n?c?5?4.5?0.5mm c?c1?c2?0.5?4?4.5mm

径向应力?s?235MPa

30

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则?T?PT?Di??e?2?e?0.0145??5000?0.5?2?0.5?72.51MPa

0.91?S?0.91?235?213.85MPa

?T?0.91?S

所以水压试验满足强度要求。

5.2 除酸器

除酸器的作用是捕集饱和器后煤气中挟带的酸滴。旋风式除酸器用钢板焊制，内衬以防酸层。结构图如图5.1。除酸器的设计定额：煤气进口速度不小于25m/s；煤气在环形空间旋转运动速度为进口速度的

5～8；煤气进口长边与短77m在环形

边之比为2；环形空间宽度等于煤气进口宽度；酸雾颗粒直径为时16μ空间停留时间，根据理论计算需t?0.945s

酸液1-煤气入口；2-煤气出口；3-放散口；4-酸液出口；5-入孔

31

煤气煤气

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图5.1 除酸器

1、除酸器煤气进口尺寸： 取进口煤气速度为25m/s， 则煤气进口截面积为：

F?50552?0.562m2

3600?25煤气进口长为b对短边之比为1：2 则F?2a2，将F值代入得：

F?0.562?0.53ma? 22b?2a?2?0.53?1.06m2、进口管直径：

进口的、管的煤气速度可取4～8m/s，现取8m/s， 则出口管直径为： D?150552?1.49m 3600?π?84D1?0.0?8?20.0?052??1.49出口管外径为： ?1.49 ?0.1?60.01?1.66m式中 0.08—壁厚mm 0.005—防腐层厚度mm 3、除酸器的内径：

除酸器环形空间宽度与煤气进口宽度相等，则除酸器的内径为： D2?1.66?0.5?3?2 72m2. 32

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4、出口管在器内部分的高度：

煤气在环形空间旋转运动速度为进口速度的

/sum?25?5?17.86m5～5，现取5

787则得：

7 煤气中酸雾最小颗粒的直径取为16μ过的长度为：

m，为将其捕集下来，煤气在酸内流

L?u?t?17.8? 88m60.9?4516.m则煤气在器内的回转周数为：

Ln?nD?np16.88?2.45

1.66?2.72π?2当煤气通路宽为0.52m，um为20m/s时，则煤气通路的高度为：

h?3600?50552?1.69m

0.464?17.86出口管在器内部的高度为：

H?h?n?1.69?2.45?4.15m

5.3 干燥器

沸腾干燥器的作用是将离心机出来的含水质量约2%的硫酸铵水分降至0.2%以下，以防结块，给包装和施肥带来困难。沸腾干燥器如下图，其上部是扩大的圆筒形装置，下部是由隔板分成的加热室。

各室均由带孔眼的气体分布板分为为上下两部分。在气体分布板上装有六角形排列的风帽，在风帽间隙中铺有一层直径约为20mm的石英石，其厚度与风帽平。风帽数量因设备大小而异，需能保持热风均匀喷出并形成良好的沸腾状态。对处理能力为3t/h硫酸铵的沸腾干燥器，前室装有39各风帽，后室装有228个，

33

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每个风帽上钻有直径为6mm的孔眼6个。湿硫酸铵由螺旋输送机经加料斗送入前室，受到由风帽喷出的热空气作用，立即沸腾分散开开，同时被快速加热干燥。前室的物料在沸腾分散过程中不断被抛入后室，在后室中进一步沸腾干燥。所蒸发的水分的水分混同空气进入上部扩大部分后减速，以减少所夹带的细粒结晶，再由抽风机抽出，经旋风分离，将细粒结晶回收，湿空气排入大气。

整个沸腾干燥器过程可用于25～30s内完成，干燥效率达95%，产品水分可降至0.1%。沸腾干燥器的设计定额：

床面生产强度2～2.5

t(m?h)；溢流出口高度400～500mm；沸腾层上部空

2气流速（颗粒平均直径0.4～0.6mm）1.0～1.4m/s；每处理1t硫酸铵需要空气量（空气温度5℃，相对湿度84%，硫酸铵含水分2%，温度不低于15℃）1900kg/h。

1-加热前室下部；2、9-温度计套筒;3-加热前室上部；4-加料斗；5-锥形胴体；6-上部胴体；7-气体出口；8-挡气板；10-入孔附胴体；11-风帽；12-花板；13-出料斗；14-热空气进口；15-加热后室图5.3 沸腾干燥器

干燥器的主要尺寸按流态化原理在密相流化床上的应用加以确定。 原始数据：

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硫酸铵产量 每天操作时间 进干燥器的硫酸铵含水 出干燥器的硫酸铵含水 进干燥器的硫酸铵温度 出干燥器的硫酸铵温度 空气温度 空气相对湿度 加热器后空气温度 出干燥器的空气温度

1、沸腾床最低流态化速度的确定：

1362.8kg/h 15h/d 2% 0.1% 15℃ 68℃ 5℃ 84%

140℃（130~140℃） 70℃（70~80℃）

当热空气通过干燥器硫酸铵颗粒床层的流速大到使全部颗粒刚好进入悬浮状态时，颗粒与气体间的摩擦力与其质量相平衡，且通过此床的任一截面的压降大致等于在该截面上颗粒和流体的质量，则可认为床层刚刚流化，并称之为处于临界流化状态的床层。此时最低流态化速度可按下列通用方程式计算：

1.820.092c3pd?s?(?g v1?80.66u0.8?g0.94)m/s ?

式中 dcp---固体颗粒平均直径，m。

?g---气体密度，kg/m3。

?s---固体密度，kg/m3。

dcpv1?g?10，若Re?10，则必须对计算进u u---气体黏度，Pa?s。 上式适用的条件是雷诺数Re?行校正。

上式中各项数据计算如下： 1）dcp的确定：dcp?1 x?d设硫酸铵的筛分组分如下表：

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表5.1 硫酸铵的筛分组分

各颗粒直径d/mm 筛分组成x/% d?cp2)?g的确定

2.0 0.1

1.0 42

0.5 34

0.3 22

0.2 1.0

0.1 0.9

1?100?0.514mm

0.1?42?34?22?1.0?0.92.01.00.50.30.20.1在干燥器内气体的平均温度为140?70?105℃，设气流操作压力为

23.43KPa，则空气流在实际操作状态下的密度为：

33?50.98kg3 /m?g?1.29?273?101.?273?105101.333）硫酸铵结晶真密度 ?s为1770kg/m3。 4）空气黏度u为2.1?10?5Pa?s。

将上述各值带入

?式得：

0.00923?(0.542?10?3)1.82?(1770?0.98)0.940.88 v1?

?2.1?10?5??(0.98)0.06?0.157m/sdcpv1?g Re?u

2、干燥器直径的确定

0.514?10?3?0.14?0.98??3.97

2.1?10?5因为Re<10，故计算结果不必校正。

干燥器内径气流实际操作速度：

v?10?V1?10?0.157?1.57m/s

干燥器内平均操作温度及压力下的湿空气体积：

按设计定额，干燥器每处理1t硫酸铵（干基）需温度为10℃，相对湿度为84%的空气1900kg。

干燥器的处理负荷（按15h/d）为： 1362.8?24?2180.48kg/h

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原料含水量： 2180.4?82?%干燥后残留在硫酸铵中的水量：

43.kg6/h1 2180.4?80.1?% 82.kg1/h则需蒸发的水量：43.61?2.18?41.43kg/h 因此：在干燥器内湿空气的体积为：

8V?(2180.4?1500?100050273?105101. 33?22.)?4?18273101.?335 =4399m3/h 干燥器的沸腾床面积：

F?4399?0.778m2

3600?1.573、干燥器溢流口高度的确定

根据计算，固定床物料层高度H0可取为200mm，则沸腾床层高度（即溢流口高度）为：

H?H01??0

1??式中

?0为固定床空隙率：

?dui858?0?1???1?1770?0.515

zhen?为沸腾床空隙率,取0.75

则 H?200 m?1?0.515?388m1?0.75 溢流口高度是控制沸腾床层高度及物料停留时间的重要参数。

5.4 结晶槽

结晶槽的作用是对含有硫酸铵的母液进行水力选粒。饱和器制取硫酸铵采用的结晶槽型式见图5.1。结晶槽用钢板焊制，内壁衬以防酸层。结晶槽设有伸入

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设备的选料装置，它由杯形件构成。杯形件内装有向下扩宽的供料管，供料管通入固定在杯形件下端的漏斗。含有结晶的悬浮液沿供料管进入，从漏斗折回，上升到选粒截面。较大的晶粒，

1-环形件；2-供料管；3-漏斗；4-溢流管；5-出口图5.4 结晶槽

晶浆其沉降速度大于升向选粒截面的液流速度，使经环形件和漏斗之间的环形缝隙排入结晶槽的下部，由此进入离心机。含小粒结晶的母液沿环形杯件上升，经溢流管排入饱和器，使结晶继续长大。选粒截面上的上升流速度是悬浮液中古香含量小于30%的流体计算确定的，约为5cm/s。

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第六章 中和器法提取粗轻吡啶工艺流程

母液从饱和器结晶槽连续不断流至母液沉淀槽中，在此母液进一步析出硫酸铵结晶，并除去浮在母液液面上的煤焦油，然后进入母液中和器。同时从蒸氨分凝器来的10%~12%的氨—汽，进行中和器泡沸穿过母液层，与母液接触而分解出吡啶。由于大量化学反应放热以及氨气冷凝的冷凝热、氨熔解热等，使中和器内母液温度升高至95~99℃。在此温度下，吡啶蒸汽、氨气、硫化氢、氰化氢、二氧化碳、水汽以及少量油气和酚等从中和器逸出，进入冷凝冷却器，冷却至30左右℃。冷凝液进入油水分离器，上层粗吡啶流入计量槽，然后放入储槽，下层的分离水则返回中和器。中和器所消耗的氨并未损失，而以硫酸铵的形式随脱吡啶母液由中和器满流而出，经母液净化装置净化后回到饱和器母液系统。

因为吡啶的溶解度比其同系物大得多，故分离水中主要含的是吡啶。分离水返回反应器，既可增大水溶液中铵盐浓度，又可减少吡啶损失。吡啶蒸汽有毒，并含有硫化氢、氰化氢等有毒物质，故提取吡啶系统要在负压下进行。

吡啶盐基易溶于水，其所以能与分离水分开，是因为分离水中溶有大量的硫酸铵使分离水呈碱性，具有使吡啶盐基从水中盐析出来的作用，并使分离水与粗轻吡啶的密度差增大。因此，分离水必须返回中和器。

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蒸氨分凝器器来氨水去鼓风机前煤气管道冷凝冷却器TC饱和器母液冷水中和器母液沉淀槽计量槽PI去饱和器TC储槽去饱和器或净化装置油水分离器

图6.1 中和器法提取粗轻吡啶工艺流程图

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