100万吨焦化厂硫铵工段设计（课程设计）

课 程 科目：煤化工工艺

设 计

目 录

1 绪论………………………………………………………………………… 1 2 硫酸铵的用途及生产方法………………………………………………… 2 2.1 硫酸铵的生产方法…………………………………………………….2 3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…………………………………….. 4 4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 4.7.1.1 基本数据的确定……………………………………………… 22 4.7.2 物料恒算………………………………………………………… 22 5 硫铵工段设备一览表……………………………………………………… 56 参考文献……………………………………………………………………… 59 致谢…………………………………………………………………………… 60

1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280℃)，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，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： （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 ΔH = -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，其反应热效应为 温度/℃ 47.4 66.3 76.1 硫酸铵热效应/(kJ/mol) 240.9 245.9 249.2 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 ΔH=-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， 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） 1.275～1.30 w[(NH4)2SO4]/% 40～60 游离硫酸含量/% 4～6 w(NH4HSO4)/% 10～15 NH3含量/（g/L） 150～180

母液的密度是随母液的酸度增加而增大。

3.1.2 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30～70℃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60～70℃，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 基础数据的计算

4.1.1 装煤量的计算

选用JN60-6型2×60孔焦炉，主要尺寸如下： 炭化室有效全长 全高 平均宽 结焦时间 （mm） (mm) (mm) (h) 容积／m3 38.5 焦炉生产能力的核算 15980 6000 450 19.5 hlb?干kG?365?24?nNK?T1?M焦式中 365×24——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 m l——炭化室的有效装煤长度 m

b——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0.72~0.75,本设计取0.75

T——运转周期 取设计结焦时间25h

K——干煤全焦率，%。一般0.73~0.77，本设计取0.76 k——考虑到炭化室检修等原因的减产系数，取0.97

M焦——全焦含水量（取6%）

5.65?15.14?0.45?0.750.97G=8760?2?60??0.76??1220552t/a19.51?0.06

4.1.2 煤气发生量Q

G??nNhlbpt5.65?15.14?0.45?0.75?2?60??177.66t∕h t19.5其为装煤干煤量，取煤气发生量Mg=360Nm3/t(干煤),紧张系数为1.07 则煤气发生量Q=G?×1.07×Mg

=177.66×1.07×360 =68435Nm3/h

4.1.3 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 360Nm3/t(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0.0351K g/Nm3 (2)计算

根据煤气初冷系统中的水平衡，可得剩余氨水G3t/h

G3= G1—G2

式中 G1——煤气带入集气管中水量t/h G2——初冷器后煤气带走的热量t/h G1= 197.4×10% ＋177.66×(1-10%)×2% = 22.94 t/h G2= 68435×0.0351 = 2402.0685 Kg/h = 2.402 t/h 则剩余氨水量为：

G3= G1—G2=22.94－2.402= 20.89t/h

4.2 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G? t/h 煤气发生量Mg Nm3/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 %

4.2.2氨平衡及硫酸用量的计算

饱和器的平衡

177.66 360 0.3 30 20.54 0.05 3.5 250 98 0.03 78 12

N1煤气带入氨 N5饱和器耗氨 饱和器 N3饱和器带出氨 N总氨 N2剩余氨水带入氨 N4蒸氨废水带出氨

由平衡知 N = N1+ N2+N3+N4?N5

则总氨量 N = G?×0.3% = 177.66× 0.3% = 532.89 kg/h 剩余氨水带入氨 N2 =G3×3.5 = 20.89× 3.5 = 71.89 kg/h 干馏煤气带入氨 N1 = N－N2= 532.98－ 71.89=461.09kg/h 干馏煤气带出氨 N3= 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

0.05 N4= 25.68××1000 = 1.28 ㎏/h

1000 饱和器耗氨量 N5 =N－N3－N4 = 532.98 – 1.92 – 1.28 =529.78kg/h 由反应原理 硫酸吸收氨反映式：

2NH3?H2SO4?(NH4)2SO4

2×17 98 132 532.98 y x

硫氨产量 x=529.98×132/(2×17)=2057.6 kg/h

硫酸理论耗量 y=529.98×98/(2×17) =1527.6kg/h 换算成 78% 硫酸耗量 y?=1527.6/ 78% = 1958.4kg/h

4.2.3 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10%. 饱和器水平衡如下：

洗涤硫铵水 W4WW1WW2煤气带入水 饱 煤气带出水Wt 氨气带入水 和 W2WW5W硫酸带入水 硫铵产品带出水Wp 器 冲洗水

(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 W1=177.66 × 360 × 0.0351 = 2244.9kg/h 2）氨汽带入水量 又N2－N4=（W2＋N2－ N4）×10% 得

W2?(N2?N4)(1?10%)?9?(71.89?1.28)?635.5kg/h

10% 3)硫酸带入水 W3= 1958.4×(1-78%) = 430.8kg/h

4)硫铵洗涤用水（扣除硫铵产品带出水）：W4= 2056.7 × 6% = 123.4 kg/h 5)冲洗水量 W5 = 120kg/h 则带入饱和器总水量为

Wt= W1＋W2＋W3＋W4＋W5

= 2244.9+635.5+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1Nm3煤气应带走的水量为：

W总355.74? = 0.056kg/Nm3 V总360?17.76 相应的1Nm3的煤气中的水汽的体积为

22.40.056× = 0.0697Nm3 181000 故混合气中水汽所占的体积比为

0.0697×100%= 6.52%

1?0.0697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（ΔP=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 = K·Pg式中 K——平衡偏离系数（其值为1.3~1.5）

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50～55℃（本设计未考虑对吡啶的回收）

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

煤气带入热量 Q1 氨汽带入热量 煤气带出热量 Q2 Q 3?Q1 饱 硫酸带入热量 结晶母液带出热量 Q3 洗涤水带入母液 ?Q2 循环母液带出热量 和 Q5 回流母液热量 ?Q3 热损失 Q6 反应热 器 ?Q4 循环母液带入热Q7

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。 ①干煤气带入的热量

Q干煤气=G? × Mg × 1.47t = 177.66× 360 ×1.47t = 94017.7t 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 ℃ ②汽带入的热量

Q水蒸气=W1×（2491.3＋1.83t）

= 2244.9×(2491.3＋1.83t) = (5592719＋4108.2t) KJ/h 式中 Q水蒸气——水汽带入的热量 KJ/h

2491．3——水在0℃时蒸汽潜热 KJ/Kg

1．83——0～8℃间的比热 KJ/(Kg·K) ③氨带入的热量

Q氨=N1×2.11t=461.09×2.11t=972.9t KJ/h 式中 Q氨——氨带入的热量 KJ/h

2.11——氨的比热 KJ/(Kg·K)

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= (5592719＋99098.8t) 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。 ①氨带入的热量

Q氨=（错误！未找到引用源。-错误！未找到引用源。）×2.13×98

= ( 71.89– 1.28 ) × 2.13 × 98 = 14739.1 KJ/h

式中 2.13——98℃时氨的比热 KJ/(Kg·K) ②水汽带入的热量

Q水汽= W2×(2491.3＋1.83×98)

= 635.5×(2491.3＋1.83×98) = 1697191.72KJ/h 则氨汽带入的热量

Q2= Q氨 ＋ Q水汽= 14739.1+1697191.72=1711930.82 KJ/h

③硫酸带入的热量

y? Q3=×1.88×E=1958.4×1.88×20= 73635.8 KJ/h

式中 1.88——浓度为78%硫酸的比热

E——硫酸的平均温度，取20℃

④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=（W4＋W5）×4.18×60

= (123.5＋120)×4.18×60 = 61069.8KJ/h

式中4.18——60℃时水的比热KJ/(Kg·K) ⑤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= 2.68×45×10·X = 2.68×45×10×2057.6=2481465.6 KJ/h

⑥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= 2.68×50×50·X = 2.68×50×50×2057.6=13785920 KJ/h

⑦化学反应热

化学反应热包括中和热、结晶热和稀释热

⑴硫酸的中和热（1 Kg·mol的硫酸的中和热为195533 KJ/h） 错误！未找到引用源。= (2057.6/132)×195533=3047944.77 KJ/h

⑵硫铵的结晶热 （1 Kg·mol的硫铵但是结晶热为10886 KJ/h） 错误！未找到引用源。=(2057.6/132) ×10886=169689.6 KJ/h

⑶硫酸的稀释热（100%硫酸的稀释热为38792.6 KJ/Kg·mol）

错误！未找到引用源。 = (1527.6/98) ×38792.6=604689.54 KJ/h 化学反应热共计

Q7= q1 + q2 + q3 =3046611.5+169615.4+604689.54=3820639.4 KJ/h 饱和器总的输出热量为

Q入=Q1＋Q2＋Q3＋Q4＋Q5＋Q6＋Q7

=(27529064.86 ＋ 99098.8t) KJ/h

4.2.4.2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

错误！未找到引用源。′= 177.66×360×1.465×60=5621873.04KJ/h 水汽带走热量

错误！未找到引用源。′= Wt×(2491.3+1.83×60)=3554.7×(2491.3+1.83×60)

=9246130.2 KJ/h

煤气从饱和器带出热量

?Q1= q1′+ q2′= 5621873.04+9246130.2=14868003.24 KJ/h

（2）结晶母液带出热量 (母液温度为55℃)

? Q2= (10+1)·X×2.68×55=(1+10)×2057.6×2.68×55

=33352406.64 KJ/h

（3）循环母液带出热量

? Q3= 50·X×2.68×55=50×2057.6×2.68×55=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.

?Q4 = 50×2057.6×2.68×25%×6=413577.6 KJ/h

总上

???? Q出= Q1+Q2+Q3+Q4

=14868003.24+3352406.64+15164512+413577.6=33798499.48 KJ/h 所以：

27529064.86+99098.8t=33798499.48

则 t = 63.26℃ 即煤气预热器后的煤气温度为70℃

4.2.5 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600㎜H2O）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

273?701 177.66×360×1.195×=72130.9 m3/h ?273?351.18 式中 1.195——1Nm3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

0.1273?60177.66×360×1.348×??79360.7m3/h

0.118?0.006273?50 式中 1.348——1Nm3的煤气在50℃时为水汽饱和后的体积

(3)中央煤气管内断面积，取中央煤气管内煤气流速为7.0m/s则断面面积：

79360.7?3.149㎡ F=

3600?7.0(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：72130.9F=?4㎡ 3600?5设入口为正方形边长为a则 F=4错误！未找到引用源。=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：79360.7?5.51㎡

3600?4（6）内筒总截面积为5.51+3.149=8.66m

则饱和器内筒直径D错误！未找到引用源。=3.32m

所以饱和器上部的直径错误！未找到引用源。=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：

DN5000～DN3800（mm） H=11600（mm） 设 计 压 力 设 计 温 度 ℃ 0.03 工 作 压 0.025 力 Mpa 工 作 温 度 ℃ 50-60 处理煤气 能力m3/h 操 作 压力 Mpa 53000 100 0.025 物 料 煤气、 硫 主 要 名 称 氨母液 材 料 焊 缝 0.85 系 数 腐 蚀、 裕 度 SUS316L 操 作 温 度 ℃ 大 小 循 环 母 液 m3/h 50-65 1 860 50 4.3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79360.7m3/h，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：

79360.7?0.8165㎡ F=

3600?27煤气进口采用矩形，设边长为b ，短边 为a且b=2a，则：

F=ab=2a2=0.8165㎡ a=0.639m b=2a=1.278m

4.3.2煤气出口直径

出口管的煤气速度采用4～8m/s，本设计采用6m/s，则出口的内径为：

DN=

79360.73600??4?2.163m

?6 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：

DW=2.163+(0.008+0.005)×2=2.189m 4.3.3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

??DW?2a?2.189+2×0.639=3.467m DN4.3.4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,WP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流速小2/7～3/8 据此可求：

WP=27×(1-2/7)=19.3m/s

此时，煤气流过的长度为L=WPt=19.3×0.945=18.3m 煤气的回转数为n=

18.3?2.07

2.163?3.4673.14?2当煤气通路宽为0.639m及WP为19.3m/s时，则煤气流通路的高度为：

h?79360.7?1.787m

3600?0.639?19.3所以，出口在器内部分的高度为:H=nh=1.787×2.07=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=3800 4.4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，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NH4HCO3,(NH4)2SO4和尿素生产

2424?1.2?2057.6??1.2?3.95t/h根据《化工工艺设计手册》，选1515用卧式单击活塞推料离心机型号为WH-800B，其主要参数为：

要求处理能力:Xｘ

转鼓内径×长度：800mm×400mm 转速：700r/min 推料次数： 0～30次/min 推料行程：40mm 生产能力： 4.5～6t/h 分离因数：219 外形尺寸长×宽×高： 2270mm×1660mm×1400mm 电动机：主要电动机 Y180M—4B3 功率 18.5KW 油泵 Y160L-6-V 功率 11KW 4.5沸腾干燥器的计算与选型

4.5.1原始数据

硫铵产量(干基) 每日操作时间 给料不均匀系数 进干燥器硫铵含水量 出干燥器硫铵含水量 进干燥器硫铵温度 出干燥器硫铵温度 大气温度 大气相对湿度 出干燥器空气温度 热风器后空气温度 通过沸腾层空气平均压力 2057.6kg/h 15 h 1.2 2% 0.1% 15℃ 68℃ 50℃ 84% 70℃ 140℃ 3500pa 4.5.2沸腾床最低流化态速度G的计算

.82G?5?10?2?d1p?p?pqg?pq??0.94Z0.88 kg/(h·㎡)

式中 dp——固体颗粒平均直径 ㎜ Pq——固体密度 kg/m3 Pg——气体密度 kg/m3 Z——气体粘度 厘泊 ⑴dp的确定

dp?1x?d㎜

式中 X—筛分组成 % d—每级颗粒直径 ㎜ 硫铵筛分分组

d1 (㎜) X1 (%) dp?2 0.1 1.0 42 0.5 34 0.3 22 0.2 1.0 0.1 0.9 1?100?0.507mm

0.14234221.00.9?????21.00.50.30.20.1 ⑵Pg的确定

140?70在沸腾干燥器内气体温度为2?105℃，并假设操作压力3500Mpa，则空气

流在实际操作状态下密度为

27310132?53500 pq?1.29?=0.964 kg/m3 ?273?105101325 式中 1.29——空气在标准状态下密度kg/m3

Pg为硫铵结晶比重取1770 kg/m3 Z为空气粘度,取0.021 厘泊 综上,将上述各值带入公式得：

G?5?10?0.507?2.820.964?0.964?1770?0.964???0.0210.88?472kg/(m3.h)

=0.132kg/(m3?s)

将重量换算成线速度：V0=G/Pg=0.132/0.964=0.137 m/s

4.5.3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V0的10倍,即 V=10·V0=10×0.137=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 2056.7×1.2×24/15 = 3950.59 kg/h

3950.59原料含水量 ?2%?80.6kg/h

1?2950.59干燥器后残留在硫铵中的水量为 ?0.1%?3.95kg/h

1?0.1%需蒸发水分为 80.6 – 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

3950.59?1900?4.63?10?3?34.75kg/h 1000

则湿空气体积为:

3950.59190076.65?34.74???22.4)?10001.2918 =8002.2m3/h

所需干燥器沸腾床面积

8002.2 F=?1.62m2

3600?13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

①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 (20.89?3.5?10?3?100%?0.35% XF?20.89273?140?701013252 ?27310132?53120 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%

② 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%×20.89×3.5×10?3/1000≈72.38kg/h 或95.38Nm3/h

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 Nm3/h 考虑到氨气中H2S和CO2,设占氨气体积的5%，则

95.38?810.66?953.73Nm3/h

1?5%

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 = 850×810.66/953.73 = 722.49 mmH2O

③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

18?2250?(102?50)?18?4018618?2250即:YF?Yq XF?Xq

?1.097?1

XD-YF10?3.5 ∴Rmin=YF-XF ==2.06

3.5?0.5一般取R=(1.1～2) Rmin 现取 R=1.5Rmin=3.09

4.7.2 物料恒算 (1)输入物料

进料量 F = 20.89t/h

含氨量 = 20.89×103×0.35% = 73.12 kg/h

设蒸氨塔中氨的回收率为99%则： D=73.12×99%/10%=723.8 kg/h

回流量 L = RD = 3.09×723.8 = 2236.5 kg/h (2)输出物料

塔顶蒸汽量 V = (R+1)D = 4.09×723.8 = 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 ①输入热量

进料带入热量 q1 = 20890×50×1.0074×4.187= 4405685 kJ/h 回流带入热量 q2= 2236.5×90×1.005×4.187= 846994.2 kJ/h 直接蒸汽带入热量q3 = 2738G kJ/h 式中 G — 蒸气量

2738—4Kg/cm3（绝压）时水蒸气热焓， 2741 — 表压为0.3时,水蒸汽热焓 kJ/Kg

Q1= q1+ q2+ q3 = 4405684.1 + 846994.2 + 2738G

= 5252678.3+ 2738G kJ/h ②输出热量

塔顶蒸汽带出热量

q4 = 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 q5 = 2960.3×3.5%×491×4.187

= 213004 kJ/h

废水带出的热量 q6 = (20166.2+G)×105×1.0089×4.187 = 8944672+ 443.5G kJ/h 散热损失 q7 = q3×2% = 2738G×0.02 = 57.46G kJ/h

Q2= q4 + q5 + q6+ q7

=7675135.1+213004+8944672.7+433.5G+54.76G =16832811.8+488.26 kJ/h 由 Q1=Q2 得：

5252678.3 + 2738G = 16832811.8 + 488.26G 直接蒸汽量G =5147.3 kg/h

1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/h

4.7.3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

3.5?20166.2?2%?0.005%∴废水含氨量XW=1000?25313.5

直接蒸汽加热时，提镏段的操作线方程为

WWXm?1?XW Ym?GG式中：W—废水量， 25313.5kg/h

G—直接蒸汽耗量，5147.3kg/h

25313.525313.5即YmXm?1?XW?4.918Xm?1?0.000246

5147.35147.3以进料含氨量浓度 XF=0.35% 按《炼焦化学品回收与加工》附表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 0.000176 Y % 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

∵V＜VS ∴用塔底气体积确定塔径

273?102101.3?2960.3?3.5)60.3?(1?3.5%)? Vs=? ??22.4???1718273101.3?34.3?? =3788.11m3/h

原料汽化热取水的热量为 1500kJ/kg 平均温度(98+50)/2 = 74℃

ρl= 974.8 ㎏/m3 ρV=0.661 ㎏/m3 查《化工原理》（天大版） 附表7 水的比热为4.2 kJ/(㎏·℃)

1500?4.2?(98?50)q = =1.13 1500L? = L+QF = 2236.5+ 1.13×20890 = 25842.2 ㎏/h V? = V+(q-1)F = 2960.3+0.13×20890 = 5076 ㎏/h

LhVhPl(Pv)1225842.2/974.8=567610.661?(38.340.661)12= 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

?0.2(大版）下册P160， 史密斯关系图得C20 = 0.062校正 C = C20×20) = 0.062×

0.2(0.6345)=0.031∴Umax=C×20Pl?PvPv=0.031×

974.8?0.661= 1.19 m/s 0.661通常取 U = 0.6～0.8Umax 现取安全系数 0.7则U = 0.65× 1.19 = 0.774 m/s则D =

4Vs3.14U=

4?3788.11= 1.315 m圆整取 D = 1400 mm

3600?3.14?0.7743.1423.141.42= 1.538㎡ 塔截面面积 AT=4D=4(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)=11.4m 4.7.4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 723.8×10%=72.38㎏/h

分凝器至蒸氨塔的回流 L = 2236.5 ㎏/h 含氨量 2236.5×1.2% = 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 = 2683.8×491×4.187 = 55174 kJ/h 故 Q1 = q1 + q2 = 7730309 kJ/h 输出热量Q2

成品浓氨水带出热量(温度为98℃)

q3 =(72.38×2.13×98)+(72.38-72.38)×2663.4 = 1750100.6 kJ/h

式中 2.13 —— 98℃时氨的比热 kJ/(㎏·℃) 2663.4 —— 98℃时水蒸汽的热焓 kg/㎏ 回流液带出热量 q4 = 846994.2 kJ/h 冷却水带出热量 q5 (水温由32℃→45℃)

Q2 = q3 + q4 + q5= 2597094.8+ q5

由 Q1 = Q2 得 q5 =5133214.3kJ/h

所需换热面积

氨气 ℃ 102 → 98 水 ℃ 45 ← 32 △t ℃ 57 66

66?57?61. 5℃ ?tm?2 由《炼焦化学品回收与加工》中取经验值 K = 2302.85KJ/(h·℃)得

F?Q5133214.3??36.24㎡ K?tm23052.8?61.5 根据《炼焦设计参考资料》选取 F = 40.5 ㎡ 型分凝器 4.7.5氨水换热器 (1) 原始数据

剩余氨水 20890㎏/h 蒸氨废水 25310㎏/h 剩余氨水出口温度 50℃

剩余氨水入口温度 30℃ 蒸氨废水入口温度 105℃

（2）剩余氨水定性温度 t = (30+50)/2 = 40℃

查《化工原理》上册 40℃时水的比热为 4.174kJ/(㎏·℃) Qc = 20890×4.174×(50-30) = 1714679.2 kJ/h Qh = 25310×4.225×(105-t)

式中 4.225——105℃时水的比热 kJ/(㎏·℃)

由Qc = Qh 即 1714079.2= 25310×4.225×(105-t) 可得 t = 89 ℃

热流体 ℃ 108 → 89 冷流体 ℃ 50 ← 30 △t ℃ 58 59

58?59 △tm== 58.5℃ 2 拟用螺旋板式换热器,取其传热系数经验值为 600W/㎡·℃

Q1714679.2?1000 则其换热面积： F=K?t== 13.57 ㎡

600?56.9?3600 V = 20890/992.2 = 20.70m3/h 式中 992.2——30～50℃时水的密度 ㎏/m3

根据《化工工艺设计手册》第二版选用不可拆式不锈钢制螺旋板式换热器,其具体参数

PN≤1.6MPa Fn15㎡ DN=900㎜ b=14㎜ δ=4㎜ H=0.5m F=14.93㎡ V=23.23m3/h DN=100㎜ Lt=16.28m f=0.00654㎜ d=300㎜

4.8干燥系统有关设备的选型与计算

4.8.1旋风分离器的计算与选型

(1) 出沸腾干燥器气体温度 70℃ (2) 计算气体流量 （

273?703950.59?190076.65?34.74）×273= 7318.45 m3/h ?1000?1.2918(3)根据设计定额,要求进入旋风分离器的尾气速度不小于 20m/s ，本设计 取23m/s

7318.45则所需截面面积为 F = = 0.089 m2

3600?23(4)设入口为矩形,边长分别为a和b且a = 2b 则 a×b=2b2=0.089m2

∴b = 0.210 m a = 0.419 m

(5) 筒体直径 DO = 2a = 2×0.419= 0.839 m (6) 筒体高 H1 = 2DO = 2×0.839 = 1.08 m (7) 全高 H = 4D0 = 4×0.839= 3.35m (8) 出口管直径 D1 = D1/2 = a = 0.419 m 根据《化工工艺设计手册》（化学出版社）选用XLP/A—10.6型旋风分离器处理风量11100 3

m/h 外形尺寸φ1060× 4545 Y型 设备总重460.05Kg 4.8.2 引风机的选型与计算

（1） 按设计定额,要求引风机吸力不小于400㎜H2O,本设计取500㎜H2O （2）在70℃,压力为500㎜H2O(负压)下,抽风机入口流量为

3950.59?190076.65?34.74273?7010330(?)???7690.7 m3/h 100?1.291827310330?500 （3）实际条件下风压

27310330?5001.29??实际条件下密度为 ρ′= 273?7010330

= 0.977㎏/m3

HT= 500×1.29/0.977 = 660.2 ㎜H2O = 6476.4Pa

根据以上计算,选用9—16N0.6.3 型离心通风机,全压872mm水柱 流量6978 m3/h,附电机型号 Y200L1S—2 附电机功率75KW

4.8.3 通风机的选型 (1) 计算风压

选用沸腾干燥器的热风进口,通风机的入口外侧为参考面,通风机入口 外侧压力 P1 = 3950 Pa（表压）μ1 = 1.36m/s Z1 = 5 m 热风进口 P2=0 Pa（表压） μ2 = 0 m/s Z2 = 0m ∵(P2-P1)/P1=(101325+3950-101325)/101325=3.9%﹤20% ∴可用 ρm =〔273×1.29/(273+140)+1.29〕/2 = 1.07㎏/m3 根据柏努力方程式可得

?2?mgZ1??m?12/2?P?H??gZ???1Tm2m2/2?P2??m?hf

代入已知条件

?2HT??mgZ2??m?2/2?P2??m?hf

其中ρm∑hf为管道及管体阻力和煤气燃烧管阻力之和,根据实际情况定为 3500 Pa

? HT=1.07×9.81×5+1.07×1.362/2+3950+3500=7504.1 Pa ? HT= 7503.5×1.29/1.07 = 9047.0 Pa

(2) 计算风量

3950.59190034.74??22.4??5861.9 m3/h

1000?19001.2918 根据以上计算结果,选择风机型号为9—19N0.7.1,全风压为11807mm水柱,流量6454m3/h,附电机型号 Y200L2—2

4.9 其他设备

4.9.1 结晶槽

按硫铵工段定额取每小时生产1吨硫铵需结晶槽容积2～3 m3,本设计取 2.2 m3. 则 V = 2.0567×2.2×24/15 = 7.24 m3

根据实际情况本设计采用两开一备的设计形式, 故一个结晶槽的容应为 6.34 m3

根据《化工工艺设计手册》 第二版 4-383页 选用常压碳素钢和低合金钢容器系列中90°无折边锥形底平盖容器系列(JB1423—74系列)

其公称容积 VN = 8 m3 计算容积 V 计 = 7.86 m3 工作容积 VI = 7.51 m3 筒体公称直径 DN = 1800 ㎜ 高度 H = 2800 ㎜ 底盖直径 D = 18300㎜ 4.9.2 硫铵高位槽

硫铵高位槽必须保证硫酸的储存时间大于20小时,本设计取20小时,则 V = (20×1958.4)/1681.0 = 23.3 m3式中 1681.1——78%硫酸密度 ㎏/m3

根据《化工工艺设计手册》1996年1月第二版4-380页 选择卧式椭圆封头储藏罐系列(JB1428—74系列),其公称容积 VN= 25 m3公称直径 DN=2000㎜长度 L = 5800 ㎜ 4.9.3 废氨水槽

废水压力= 0.35 ㎏/cm2= 34.3 kPa(表压) 温度105℃

25.31?100010??4.41 m3

955.760 式中 955.7——废液密度㎏/m3

根据《化工工艺设计手册》选择立式平底平盖容器系列(JB1421—74系列) 公称容积 VN=5 m3 计算容积 V计=5.09m3

V =

筒体公称直径DN=2000㎜ 高度H=2000 ㎜

底盖直径 D=2000 ㎜

4.9.4 母液槽

母液槽容积应不小于一套饱和器机组的母液量,所以选用立式平底锥盖容器系列(JB1422—74)

其公称直径 VNN= 40 m3 计算容积 V计 = 39.6 m3 工作容积 VI = 37 m3 筒体公称直径 DN = 3200 ㎜

高度 H = 4800 ㎜ 底盖直径 D=3250㎜

4.9.5泵的选型 (1)母液循环泵

根据《化工工艺 设计手册》上的设计定额，母液循环的流量对饱和器 内母液容积的倍数至少为3.本设计取5，扬程不小于20m而且由于循环母 液具有腐蚀性，所以选用耐腐蚀泵，型号为100Fz-40流量 100 m3/h.扬程

40m 附电机型号：160L-2N=15.6Kw (2)结晶泵

按设计定额，流量对硫铵产量至少10倍，扬程至少为20m，本设计流量取12倍，扬程为

2057.6?12Q==18.98 m3/h

1300 式中，1300——结晶母液密度，kg/m3

选用泵型号：65F-25 流量;20 m3/h 扬程: 25m 附电机型号：112M-2 N=4.0Kw

5硫铵工段设备一览表 编号 设备 尺寸 型号 101 进口煤气管水封 102 煤气预热器 F=202㎡ DN=2020㎜ L=2110㎜ 103 结晶泵 65F—25 附电机型号 112M—2 N=4.1KW 104 母液循环泵 100FZ—40 附电机型号 160L—2 N=15.6KW 105 饱和器 喷淋式 106 满溜槽 107 出口煤气管水封

108 109 结晶槽 离心机 VN=8m3 VI=7.518m3 H=2800㎜ 长×宽×高 2270×1600×1400㎜ JB1423-74 110 111 112 113 114 116 117 121 122 123 126 127 128 129 130 131 132 133 141 143

螺旋给料机 沸腾干燥器 旋风分离器 硫铵储斗 母液回流泵 母液大槽 鼓泡式洗气柜 抽飞机 硫酸高位槽 硫酸储槽 废水槽 蒸氨塔 分缩器 氨水预热器 气夜分离器 废水泵 氨水泵 氨水槽 通风机 硫酸泵 卧式活塞推料WH800BN 电动机Y180M—4B3 N=18.5KW DN1740㎜ F=2.1㎡ 外形尺寸Ф1060×4545 XLP/A-10.6 VN=40m3 DN=3200㎜ JB1422-74 H=4800㎜ VN=25m3 DN=2200㎜ HG21504.I-1992-74 H=5800mm VN=5m3 DN=1800㎜ HG 21504 I-1992-06 H=2000㎜ H=11.4mm D=1400㎜ 长×宽×高 2680×1000F=40.5 ㎡ ×2965mm FN=15㎡ DN=700㎜ 65F—25 65F—25 全风压11807mm水柱 流9-19NO.7.1 量 6454m3/h 附电机Y200L2—2 IH50-32-150

参 考 文 献

【1】周敏等，《焦化工艺学》 中国矿业大学出版社 1995；

【2】焦化设计参考资料编写组，《焦化设计参考资料》 冶金工业出版社 【3】邝生鲁主编，《化学工程师技术全书》 化学工业出版社 2002 【4】机械工业部编，《风机产品样本》 机械工业出版社 1996

【5】国家医疗管理局上海医药设计院编，《化工工艺设计手册》（下册） 化工工业出版社 1996

【6】天大化工原理教研室，《化工原理》 天津科学技术出版社 1983 【7】国家机械工业局编，《中国机电产品目录》 机械工业出版社 2000 【8】库咸熙主编，《炼焦化学产品回收及加工》 冶金工业出版社 1985 【9】何建军主编，《炼焦化学产品回收及加工》 化学工业出版社 2005 【10】邬纫云主编，《煤炭气化》 中国矿业大学出版社 1989 【11】万利国主编，《化工制图CAD实践教程与开发》 董新法编著，化学工业出版社 2004 【12】张双全 吴国光编著，《煤化学》 中国矿业大学出版社 2004

【13】刁玉玮 王立业编著，《化工设备机械制图》 大连理工大学出版社 2004 【14】李爱军等编著，《画法几何及机械制图》 中国矿业大学出版社 2002

【15】中国石化集团上海工程有限公司编写，《化学工艺设计手册》 化学工业出版社 2003

【16】丁泊民等编写，《化工设备说明书》 化学工业出版社 2003

【17】厉玉鸣主编，、《化工仪表及自动化》 化学工业出版社 2003 【18】袁一.化学工程师手册.北京：机械工业区版，2000

【19】许晓海.炼焦化工实用手册.北京：冶金工业出版社，1999

【20】刘承钊，季广祥.焦化厂优质硫酸铵生产.北京：中国工业出版社，1965 【21】任庆烂.炼焦化学产品的精制.北京：冶金工业出版社，1987 【22】徐一 .炼焦与煤气精制.北京：冶金工业出版社，1985

【23】何建平.炼焦化学产品回收与加工.北京：化学工业出版社，2005

致 谢

经过三个多月的忙碌和工作，本次毕业设计已经接近尾声，作为一个进修本科生的毕业设计，由于本人理论知识和生产实际经验的不足，难免有许多考虑不周全的地方，如果没有导师周敏教授的悉心指导，以及其他同学的支持，想要完成这个设计是难以想象的。在这里首先要感谢我的导师李老师。李老师虽然工作繁忙，但在我做毕业设计的每个阶段，从外出实习到查阅资料，设计草案的确定和修改，中期检查，后期工艺图和设备图的详细布置，李老师都给予了我精心的指导。导师渊博的专业知识，严谨的治学态度，高效、精益求精的工作作风，朴实无华、平易近人的人格魅力对我影响深远。其次要感谢和我一起作毕业设计的其他同学，正是在他们的支持和帮助下，我才克服了许多困难来完成此次毕业设计。如果没有他们的帮助，此次设计的完成将变得非常困难。然后还要感谢大学三年来所有的老师和同学，正是因为有了你们的支持和鼓励，此次毕业设计才会顺利完成。

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