焦炉煤气中氨回收工艺设计毕业论文.doc

22000 m3/h焦炉煤气中氨回收工艺设计the process design of ammonia recovering from 22000m3/h coke oven gas目录摘要1abstract.ii引 言1第一章 综述21.1氨的来源21.2氨的回收21.3氨的回收工艺21.3.1浓氨水工艺21.3.2弗萨姆(phosam)无水氨法31.3.3氨分解工艺31.3.4硫铵工艺31.4鼓泡式饱和器法6第二章 工艺流程72.1鼓泡式饱和器法回收氨的工艺流程72.2饱和器法回收氨的影响因素及控制82.2.1预热器后的煤气温度82.2.2母液温度92.2.3母液酸度102.2.4母液的循环搅拌102.2.5母液中的结晶浓度（晶比）112.2.6结晶槽中结晶层的厚度112.2.7离心分离和水洗112.2.8沸腾干燥器的操作122.2.9母液的净化处理13第三章 物料衡算和热量衡算143.1饱和器的物料衡算143.1.1饱和器的氨平衡和硫酸用量计算143.1.2饱和器的水平衡计算153.1.3饱和器内最低温度和最适宜温度的确定163.2饱和器的热量衡算173.2.2输出热量20第四章 饱和器的计算23结 论27致 谢28参考文献29附录22000m3/h焦炉煤气中氨回收工艺设计摘要：氨是一种重要的工业原料，对氨的回收能够减少资源浪费，增加经济效益，此外氨对环境危害极大，不利于环境保护。因此将氨回收具有重要的意义。本设计是采用鼓泡式饱和器法通过氨与硫酸反应生成硫酸铵的工艺方法回收氨。经过设计计算，该设计工艺基本可完成既定设计任务，即完成22000m3/h焦炉煤气中氨回收的工艺目标和水平。设计中对鼓泡式饱和器进行了物料衡算和热量衡算。最终结果符合工艺条件，达到设计要求。煤气中氨含量为1%1.5%，饱和器后煤气含氨量为0.03g/m3。煤气预热温度65.3，饱和器出口煤气中水蒸气分压7.431kpa，母液适宜温度53.6，得到硫酸铵产量735.768kg/h，而硫酸的消耗量为700.32kg/h。根据工艺要求，对饱和器进行了选型计算。关键词：煤气；氨；硫酸；饱和器法；硫酸铵the process design of ammonia recovering from 22000m3/h coke oven gasabstract：ammonia is an important industrial raw materials, recycling of ammonia can reduce waste of resources and increase economic benefits, in addition to ammonia great harm to the environment is not conducive to environmental protection. therefore, the ammonia recovery is significant. this design is the use of bubbling ammonia saturator law by the reaction of ammonium sulfate and sulfuric acid process for recovery of ammonia.after the design calculations, the design process can be completed given the basic design tasks to complete 22000m3/h cog ammonia recovery process goals and level. design for bubble saturation were carried out mass balance and heat balance. the end result meets conditions, to meet the design requirements. ammonia gas content of 1% to 1.5%, the amount of ammonia gas saturator 0.03g/m3. gas preheating temperature 65.3, outlet gas saturated water vapor partial pressure 7.431kpa, liquor suitable temperature 53.6, obtain ammonium sulfate production 735.768kg/h, while the consumption of sulfuric acid is 700.32kg/h. according to process requirements, the saturation selection calculation were carried out.key words: gas; ammonia; sulfuric acid; saturator method; ammonium sulfaii引 言焦炉生产焦炭的副产品是焦炉煤气，现代焦炉生产工艺残留于煤气中的氨，大部分被冷却水吸收，在凉水塔喷洒冷却时又都解吸进入到大气，这样就造成了资源的浪费。更重要的是，氨进入大气造成的环境污染危害相当严重，既不利于环保，也不符合国家关于可持续发展的要求。因此从焦炉煤气中回收氨是很有必要的。此外，煤气中的氨在燃烧时会生成有毒、有腐蚀性的氧化氮，氨在粗苯回收中能使油和水形成稳定的乳化液，妨碍油水分离1。上述这些都是现代焦化生产遇到的困难。为此，煤气中氨的含量不允许超过0.03g/m3。氨的回收是焦炉煤气净化及产品回收的重要工序，主要有浓氨水工艺、硫铵法、氨分解法和弗萨姆无水氨法等。本设计主要是采用硫铵法对焦炉煤气中的氨加以回收，根据设计条件和要求，结合半直接法、间接法和直接法的优缺点，确定利用半直接法即饱和器法生产硫酸铵的方法回收氨。因为鼓泡式饱和器法比较成熟，所以采用鼓泡式饱和器法来完成此次设计任务。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蓝色、灰色，多为片状、针状甚至粉末状结晶。本工艺所生产的硫酸铵，既可以作为肥料直接使用，也可以作为生产其他肥料的原料使用。第一章 综述煤中含由碳、氢、氧、氮、硫等原子组成结构复杂、种类繁多的多环结构物质。在炼焦过程中除了生成主要的固体焦炭外，还产生大量的气体荒煤气。炼焦时约有25%转化为各种化学产品组成的荒煤气，这些化学产品都是重要的化工原料。其中主要化学产品有焦炉煤气、氨、吡啶、硫、苯、奈、焦油及少量的其他产品。1.1氨的来源煤在高温干馏过程中，氮元素与氢元素通过重组生成氨。当温度在700800时，氨的生成量最大。焦炉煤气中的氨对焦炉煤气的进一步净化和产品回收有很多不利影响，例如对吸收煤气中粗苯的洗油质量有严重影响，易使洗油乳化变质；对生产设备及煤气管道有严重腐蚀作用；含氨煤气燃烧产生氧化氮，造成环境污染；含氨的废水也会对环境产生严重影响1。另外氨可以用来制成化肥或化工原料，对其回收利用产生巨大的经济效益。因此对于焦炉煤气中的氨应加以回收。1.2氨的回收氨对于干煤的产率一般为0.25%0.35%。当炼焦煤气经初步冷却后，部分氨转入冷凝氨水中，氨在煤气和冷凝氨水中的分配，取决于煤气中初冷的方式（间冷、直冷或者间直混冷）以及冷凝氨水的产量和煤气冷却的程度。当采取间接冷却时，煤气冷却温度越低，冷凝氨水量越大，则冷却器后煤气中含氨量越少，反之则多2。一般情况下，初冷后煤气中的含氨量为68g/m3。剩余氨水中的氨仅占很少一部分，而大部分的氨仍留在煤气中，生产中这两部分的氨都应加以回收。因此氨的回收可分为两部分：一是回收初冷煤气中的氨达到煤气净化，减少系统的腐蚀。二是回收剩余氨水的氨减少水体的污染。1.3氨的回收工艺氨的回收是焦炉煤气净化及产品回收过程中的重要工序，主要有浓氨水工艺、硫铵法、水洗氨一氨分解法和弗萨姆(phosam)无水氨法等3。1.3.1浓氨水工艺在中小型焦化厂焦炉气净化中浓氨水法是最主要的方法之一。浓氨水的生产工艺包括三个过程：煤气除萘；水洗氨；富氨水蒸馏。为了使水洗氨顺利进行，必须在洗氨前除去煤气中的萘。水洗氨工艺根据煤气初冷和除萘方法及所采用的洗氨设备的不同而分为下列四种工艺流程：初冷为直冷的洗氨工艺；水洗萘洗氨工艺；热法油洗萘洗氨工艺；冷法油洗萘洗氨工艺，其中后三种工艺为间接初冷。然而传统的浓氨水工艺存在有许多突出的问题：(1)对设备腐蚀严重，操作环境恶劣，增加了设备检修维护的频率，使成本增高。(2)生成的产品质量不高，对环境污染大，并且不利于运输。(3)在蒸氨分解器连续排出的h2s、nh3、hcn及co2会给大气带来严重污染。因此在近些年来化工厂已经渐渐将此方法淘汰，大多都开始采用硫铵法和无水氨法。1.3.2弗萨姆(phosam)无水氨法六十年代末期，美国研究成功了采用磷铵溶液吸收焦炉煤气中的氨生产无水氨的新工艺，即弗萨姆流程。该工艺设备投资省、流程简单、氨的回收率高、成本低，生产高纯度的无水氨，除可直接用于施肥外，还可用于化工合成、冷冻和制造还原性气体等。弗萨姆法制取无水氨主要包括3个过程4：(1)磷铵溶液吸收煤气中的氨；(2)吸氨富液的解吸；(3)解吸所得氨汽冷凝液的精馏。即利用磷铵溶液吸收煤气中的氨，吸氨富液解析得到无水氨。磷铵溶液吸氨实质是利用磷酸吸氨。弗萨姆法磷铵溶液主要由磷酸一铵和磷酸二铵组成。在4060时，磷酸溶液中磷酸一铵能很好吸收煤气中的氨生成磷酸二铵，得到富铵溶液。磷酸吸收具有选择性，只吸收氨而不吸收煤气中酸性组分，因此就可以很简单的得到高纯产品。煤气由空喷吸收塔底部进入，塔顶喷下5055的贫磷铵液。吸收塔底部排出的富液总量的3%4%去解吸。需再生富液先在泡沫浮选择焦油器分离出焦油泡沫，再在脱气塔脱去酸性气体，然后在解吸塔内用1.6mpa直接水蒸气吹蒸，脱氨后贫液温度196，经与富液换热后进吸收塔吸氨。解吸塔顶得到氨水，氨水再经精馏制取无水氨。由磷铵溶液接触的介质不同，分为冷法和热法。冷法是磷铵溶液与煤气直接接触吸收其中的氨；热法无水氨工艺是先用水从煤气中吸收氨成为氨水，然后将氨水中的氨用蒸汽蒸出成为氨气，再用磷铵溶液吸收氨气中的氨。1.3.3氨分解工艺此工艺是将含有少量硫化氢的氨蒸汽送入氨分解炉中，在镍基催化剂的作用下将nh3，和hcn分解，所得分解气体送入余热锅炉中产生蒸汽，冷却后的分解气体再经过第2个直接冷却系统冷却后(热值约2900kj/m3)掺混到焦炉煤气中。由于氨和氰化氢的分解是在还原气氛下进行热裂解，除可防止硫化氢参加反应，还可避免形成氮氧化合物5。此工艺经济实用、费用低、尾气可掺人焦炉煤气和无二次污染等优点。此工艺值得重视，前景可观。1.3.4硫铵工艺（1）硫铵法的回收原理硫铵法是使煤气中的氨和浓氨水中的氨与硫酸接触生成硫铵：2nh3+h2so4=( nh4)2so4若硫酸过量则生成酸式盐：nh3+h2so4=nh4hso4随着溶液被饱和, 酸式盐又生成正盐：nh4hso4+ nh3=( nh4)2so4溶液中酸式盐和正盐的比例取决于溶液中游离酸的浓度。酸的浓度以质量百分比表示, 称为酸度。酸度为 1%2% 时, 主要生成正盐。酸度升高, 酸式盐含量增高, 当酸度达到 12%14% 时, 主要生成酸式盐。硫酸铵易溶于水或稀硫酸中, 当达到饱和且酸度不大的情况下, 硫酸铵结晶析出6。（2）硫铵法工艺流程及主要设备生产硫酸铵的工艺流程分为饱和器法硫酸铵生产工艺流程和无饱和器法硫酸铵生产工艺流程，饱和器法硫酸铵生产工艺可分为鼓泡式饱和器法和喷淋式饱和器法7。鼓泡式饱和器法是指由鼓风机来的焦炉煤气经电捕集焦油器后进入煤气预热器。在预热器内使用间接蒸汽加热煤气，是为了保持饱和器内的水平衡，多余的水分被蒸发。而后的煤气沿饱和器中央煤气管进入饱和器，经泡沸伞从母液中鼓泡而出，同时煤气中的氨被硫酸所吸收。出饱和器的煤气所夹带的酸雾被捕集后，再送往粗苯工段2,8。鼓泡式饱和器后煤气含氨一般小于0.03g/m3。冷凝工段的剩余氨水经蒸氨后得到的氨气，在不生产吡啶时，直接进入饱和器；当生产吡啶时将此氨气通入吡啶中和器。氨在饱和器内与母液中的游离酸及硫酸作用，生成硫酸铵。饱和器母液中不断有硫酸铵生成，在硫酸铵含量高于其溶解度时，就析出结晶，并沉淀于饱和器底部。其底部结晶被抽送到结晶槽，在结晶槽内使结晶长大并沉淀于底部。结晶槽底部硫酸铵结晶放到离心机内进行离心分离，滤除母液，并用热水洗涤结晶，以减少硫酸铵表面上的游离酸和杂质。离心分离的母液与结晶槽满流出的母液一同自流回饱和器中。从离心机分离出的硫酸铵结晶经螺旋输送机，送入沸腾干燥器内，用热空气干燥后送入硫酸铵贮斗，经称量包装入成品库。 为了使饱和器内煤气与母液接触充分，必须使煤气泡沸伞在母液中有一定的液封高度，并保证饱和器内液面稳定，为此在饱和器上还设有满流口，从满流口溢出的母液经插入液封内的满流管流入满流槽，以防止煤气逸出。满流槽下部与循环泵连接，将母液不断地抽送到饱和器底部的喷射器。因而一定的喷射速度，故饱和器内母液被不断循环搅动，以改善结晶过程。 煤气带入饱和器的煤焦油雾，在饱和器内与硫酸作用生成所谓的酸煤焦油，泡沫状酸煤焦油漂浮在母液面上，并与母液一起流入满流槽。漂浮于满流槽液面上的酸煤焦油应及时捞出，或引入一分离处理装置与母液分离，以回收母液。 饱和器内所需补充的硫酸，由硫酸仓库送至高置槽，再自流入饱和器，正常生产时，应保持母液酸度为4%6%，硫酸加入量为中氨的需要量；当不生产粗轻吡啶时，硫酸加入量要大一些，还要中和随氨气进入饱和器的氨9。喷淋式饱和器法分为上段和下段，其上段是吸收室，下段为结晶室。在喷淋式饱和器法生产硫酸铵工艺之前，为了保持饱和器水平衡，需将由脱硫工序来的煤气经预热器预热至6070或更高温度10。采用喷淋式饱和器设备使用寿命长，集酸洗吸收、结晶、除酸、蒸发为一体，具有煤气系统阻力小，结晶颗粒较大，硫酸铵质量好，工艺流程短，易操作等特点。采用不饱和的酸性母液作为吸收液，用吸收塔（酸洗塔）代替饱和器，在酸洗塔内生成硫酸铵。根据自身特点，此法被命名为无饱和器法即酸洗塔法。它分为氨的吸收蒸发结晶和分离干燥。酸洗法的特点：吸收和结晶在不同设备中进行。操作条件可以分别控制，能够得到大颗粒的硫铵结晶，且提高了硫铵的质量。酸洗塔是空喷塔，煤气系统阻力小，但酸洗法工艺流程长，占地多，投资大。利用的主要设备有真空蒸发结晶器（上部分是蒸发器，下部分是结晶槽）、空喷酸洗塔等。（3）硫酸与母液的接触方式比较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为三种11，即半直接法、间接法和直接法，其中半直接法应用最为广泛。半直接法，首先将焦炉煤气冷却至2535，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，蒸出的氨也通入饱和器内与硫酸接触，氨被硫酸吸收生成硫酸铵。饱和器法生产硫酸铵就是半直接法，此法工艺工程简单，生产成本低，正是因为具备了这些优势，得到了国内外焦化企业广泛应用。间接法，采用间接法生产出的硫酸铵质量好，但是蒸汽消耗量大，蒸馏设备较为庞大，因此生产应用受到一定的限制，只有个别焦化企业配合煤气脱硫采用此法。间接法生产硫酸铵，是指将经初冷器后的煤气在洗氨塔内用水洗氨，将得到的稀氨水与冷凝工段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。此法在负压下回收工艺系统中生产出了高质量的硫酸铵。直接法，此法在工业生产上暂未被采用，主要是由于此法流程中处于负压状态下的设备太多，要求设备性能好，在生产上不够安全。但是此法在初冷器得到的冷凝氨水正好全部补充到循环氨水中，由于没有剩余氨水产生，因而可省去蒸氨设备和节省能量。此法是将由集气管来的焦炉煤气经初冷器冷却到6070，进入电捕焦油器除去煤焦油雾。而后在饱和器中，煤气中的氨被硫酸吸收而生产硫酸铵。1.4鼓泡式饱和器法饱和器在操作一定时间后，由于结晶的沉积将使其阻力增加，严重时会造成饱和器的堵塞。所以操作中必须定期进行酸洗和水洗。当定期大加酸、补水、用水冲洗饱和器及除酸器时，所形成的大量母液有满流槽满流至母液贮槽。在正常生产时又将这些母液抽回饱和器以作补充。饱和器是周期性连续操作设备，为了防止结晶堵塞，定期大加酸和水洗，从而破坏了结晶生成的正常条件，加之结晶在饱和器底部停留时间短，因而结晶颗粒较小，平均直径在0.5mm。这些都是鼓泡式饱和器存在的缺点。与水冼氨工艺流程比较，硫铵工艺的优点：用稀硫酸溶液吸收煤气中的氨，吸收推动力大，不存在可逆反应，有利于降低煤气含氨，减少对其煤气系统的腐蚀；与浓氨水系统比较，硫铵系统有害气体排出量很少；无外排废水，降低了生化的负荷，保证了外排水的质量；生成固体产品，容易保存和运输。从经济观点分析，硫铵工艺是否可行受硫酸和硫铵的市场价格影响较大。当硫酸价格低，而产品硫铵价格高时，硫铵工艺的收入是相当可观的。第二章 工艺流程 采用鼓泡式饱和器法进行氨回收，用于生产硫酸铵。由于成本低，工艺简单，应用比较普遍。2.1鼓泡式饱和器法回收氨的工艺流程2.1鼓泡式饱和器法回收硫酸铵工艺流程图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-热风机；10-旋风分离器；11-排风机；12-满流槽；13-结晶泵；14-循环泵；15-母液贮槽；16-硫酸铵贮斗；17-母液泵；18-细粒硫酸铵贮斗；19-硫酸铵包装机；20-胶带运输机；21-硫酸高置槽将焦炉煤气冷却至2535，经由鼓风机和电捕焦油器进入煤气预热器1。在预热器内用间接蒸汽加热煤气到6070或更高的温度，目的是为了使煤气进入鼓泡式饱和器2蒸发饱和器内多余的水分，保持饱和器的水平衡，防止母液稀释。预热后的煤气沿饱和器中央煤气管进入饱和器，经泡沸伞从酸性母液中鼓泡而出，同时煤气中的氨被硫酸所吸收，煤气出饱和器进入除酸器3，捕集其夹带的酸雾后，被送往粗苯工段。饱和器母液中不断有硫酸铵生成，在硫酸铵含量高于其溶解度时，就析出结晶，并沉淀于饱和器底部。饱和器底部的结晶被抽到结晶槽4，在结晶槽内使结晶长大并沉降于槽底部。结晶槽底部硫酸铵结晶排放到离心机5进行离心分离，滤除母液，并用热水洗涤结晶，以减少硫酸铵表面上的游离酸和杂质。离心分离的母液于结晶槽流出的母液一同自流回到饱和器中。从离心机分离出的硫酸铵结晶经螺旋输送机6，送入沸腾干燥器7内，用热空气干燥后送入硫酸铵储斗16，经称量包装入成品库。为了使饱和器内煤气与母液接触充分，必须使煤气泡沸伞在母液中有一定的液封高度，并保证饱和器内液面稳定，为此在饱和器上还设有满流口，从满流口溢出的母液经插入液封内的满流管流入满流槽12，以防止煤气逸出。满流槽下部与循环泵14连接，将母液不断地抽送到饱和器底部的喷射器。因有一定的喷射速度，故饱和器内母液被不断循环搅动，以改善结晶过程。煤气由饱和器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%12。在吸收氨的同时吡啶碱也被吸收下来。煤气穿过饱和器，在除酸器分离出携带的液滴后，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流槽，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加酸进行洗涤。2.2饱和器法回收氨的影响因素及控制用饱和器法生产硫酸铵，主要是控制好饱和器母液的温度、酸度、密度、杂质、结晶的提取、煤气预热的温度、分离及干燥操作等2。2.2.1预热器后的煤气温度预热器前煤气温度与初冷后的煤气温度及煤气在鼓风机的温升有关。当煤气在初冷器内冷却至35时，如采用离心式鼓风机输送，预热器前煤气温度一般在50左右。为了蒸发饱和器中多余水分，保持饱和器内的水平衡，以防止母液被稀释，进入饱和器的煤气必须经过预热，其预热温度按饱和器热量平衡计算确定。为不使预热温度过高，影响硫酸铵质量，除降低初冷器后煤气温度后，必须严格控制进入饱和器的水量，即冲洗饱和器、除酸器以及离心机内洗涤硫酸铵的用水量等。当吡啶装置生产时，氨气全部进入饱和器，预热器后煤气温度一般控制为7080。当吡啶装置不生产时，预热器后的煤气温度控制在6070。2.2.2母液温度饱和器的温度制度是依据饱和器的水平衡制定的。母液温度过高过低都不利于晶体成长，因此饱和器应在保证母液不被稀释的条件下，采用较低的适宜温度操作，并使其保持稳定。图2.2 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，由于晶体增长速度也变快，故可将溶液的过饱和程度控制在较小范围内，减小晶核生成。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2.1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。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1.31.5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5055。2.2.3母液酸度母液酸度对硫酸铵结晶影响较大。酸度大难以获得大颗粒结晶。酸度小时，除使氨和吡啶的吸收不完全外，还容易造成饱和器堵塞。当母液酸度低于3.5%时，还容易起泡沫，使操作条件恶化。一般情况下，当母液酸度维持在4%6%是比较合适的。为了创造结晶长大的条件，还必须使母液酸度保持在比较稳定的范围内。为此应采用饱和器连续加酸和深度加酸。并用水和蒸汽冲洗，以消除器内沉积的结晶。加酸一般将母液酸度提高到12%14%，深度加酸一般将母液酸度提高到20%25%。当部分使用再生酸且再生酸中含焦油杂质较多时，宜在加酸时将其加入母液贮槽或酸焦油处理装置的分离槽内，待分离出焦油后，再进入饱和器的母液循环系统。2.2.4母液的循环搅拌为使饱和器母液酸度和温度均匀，结晶颗粒能在母液中呈悬浮状态，最有效的措施就是对母液进行搅拌。采用母液循环搅拌，不仅能够促进结晶晶核的形成和结晶颗粒的长大，而且使饱和器的堵塞情况减轻。同时结晶颗粒增大后也相应地提高了离心机的处理能力。从而在某种程度上可以弥补，因加大母液循环量而导致的电能额外消耗。用泵循环搅拌时，母液循环量应不小于饱和器内母液容积的23倍13。2.2.5母液中的结晶浓度（晶比）母液中的结晶浓度一般以晶比来表示，即母液中的所含结晶的体积对母液与结晶的总体积的百分比。晶比要控制适当，晶比太大时，相对减少了氨与硫酸反应的容积，不利于氨的吸收，并使母液搅拌的阻力加大，导致母液搅拌不良，也易造成饱和器的堵塞。晶比太小时，则不利于晶体的长大，一般鼓泡式饱和器晶比保持在40%50%为宜，在离心机开车时，晶比不宜大于60%，停车时晶比不宜小于20%。2.2.6结晶槽中结晶层的厚度结晶槽中保持一定的结晶厚度，对保证硫酸铵质量和稳定离心机的操作极为重要。结晶层厚度小时，将使放入离心机的浆料结晶浓度不稳定，导致硫酸铵水分和游离酸含量增高，但厚度过大，造成管道和饱和器堵塞。一般宜将结晶层厚度控制在结晶槽高度的13。2.2.7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，影响分离效果。有图知，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。2.3离心机洗水温度对硫酸铵游离酸含量的影响2.4离心机洗水量对硫酸铵质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2.4所示。有图可见，洗水量应不大于硫酸铵量的12%。另外水洗量过多也会破坏饱和器的水平衡。因此，离心机的洗水量应不大于硫酸铵量的12%。在生产吡啶时，采用净化后的脱吡啶母液洗涤离心机内硫酸铵，可进一步降低离心机内硫酸铵游离酸含量。为了使离心机的洗水能均匀喷洒在料层上，应在洗水管的端部设置扁头喷嘴。2.2.8沸腾干燥器的操作沸腾干燥器的正常运行，首先是给料的均匀和水分的稳定，其次是根据来料情况调节温度和风压，并及时捣碎器内结块，使物料保持沸腾状态。此外还应定期清除器内积料、检查更换损坏的风帽和石英石。操作要点如下：（1）开车前，干燥器内的固定层应搅拌均匀，保持料层厚度在100mm左右。（2）开车时器内温度应高于正常操作温度20左右，在加料前15min往器内送入适量热风加热升温。（3）块状物料或水分大于3%的湿料不能投入干燥器内，以防堵塞。（4）当湿料进入干燥器后，首先提高排风机风量，相应加大送风量。根据下料量进行调整，保持干燥器进料口处风压为零。（5）停车后，一旦停止下料，立即关闭蒸汽，减少风量，防止把固定层吹掉，同时将固定层搅松，保持一段时间的冷态沸腾，将干燥器内的湿空气赶掉，避免水汽冷凝使固定层结块。2.2.9母液的净化处理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晶体的成长和晶型，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，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；吸附杂质后，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。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14。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，有时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。 第三章 物料衡算和热量衡算进行饱和器的物料衡算和热量衡算，对分析饱和器的操作及制定硫酸铵生产的正常温度制度具有重要意义。水平衡是饱和器物料平衡的重要部分，可以用来确定饱和器内母液的适宜温度。然而通过热平衡计算则可以确定饱和器操作过程中是否需要补充热量2,15。从而确定所需要的煤气预热温度。原始数据见下表：3.1平衡计算原始数据项目数值焦炉气处理量m3/h220001 t干煤的煤气发生量/m3340焦炉干煤装入量/（t/h）氨的产率（挥发氨）/%0.3剩余氨水量/(t/h)6.54剩余氨水含氨量/（g/kg）3.5初冷器后煤气温度/30蒸馏1m3稀氨水用直接蒸氨汽量/kg100蒸氨塔废水含氨量/(g/l)0.5分缩器后氨气温度/98饱和器后煤气压力（表压）/kpa11.77饱和器后煤气允许含氨量/（g/m3）0.03硫酸质量分数/%783.1饱和器的物料衡算3.1.1饱和器的氨平衡和硫酸用量计算煤气中氨含量为1%1.5%，带入饱和器的氨量：煤气量：煤气带入饱和器的氨量：饱和器后随煤气带走的氨量：由蒸氨柱的氨气带入饱和器的氨量：饱和器内被硫酸吸收的氨量：3.2饱和器氨的物料平衡入饱和器出饱和器项目kg/h项目kg/h煤气带入氨氨气带入氨共 计171.2118.966190.176硫酸吸入的氨煤气带走的氨共 计189.5160.66190.176硫酸铵产量（干）：式中 132硫酸铵的相对分子质量17氨的相对分子质量换算为78%的硫酸为： 式中98硫酸的相对分子量氨的损失率：3.1.2饱和器的水平衡计算饱和器内的水分主要是由煤气和氨气带入的，其余的为硫酸带入以及离心机、饱和器和除酸器的洗水等。为了保持饱和器的水平衡，防止母液被稀释，破坏正常操作，这些带入的水分应全部由煤气带出饱和器。（1）带入饱和器的水量煤气带入水： 式中35.2由附录查知1nm3干煤气30时的饱和含水量 氨分缩器后氨气带入的水：式中10%相当于分缩器后温度为98%时的氨气浓度由硫酸带入的水：洗涤硫酸铵的水：取为硫酸铵量的8%，而出离心机的硫酸铵带去相当于硫酸铵量的2%的水分。则带入的洗涤水为：冲洗饱和器、除酸器带入的水：饱和器的酸洗和水洗是定期进行的，洗水量随操作制度不同而异，现取洗水量为每小时100kg来计算。则带入饱和器的总水量为：（2）饱和器内煤气中水汽分压由上边计算水平衡求得带入饱和器的总水量中，除由硫酸铵带走的极少量的水分外，均应由煤气带走，则1m3煤气应带走的水量为：相应的1m3煤气中水汽的体积为：则混合气体中水汽所占的体积百分比为：饱和器后的煤气表压为11.77kpa，其绝对压力为：则水汽分压为：3.1.3饱和器内最低温度和最适宜温度的确定（1）母液最低温度的确定：根据饱和器母液液面上蒸汽分压pl和母液液面上煤气中蒸汽分压pg的平衡关系来确定。母液液面上蒸汽分压pl（kpa）取决于母液温度和母液中游离酸和硫酸铵的含量，可按下式计算： (3-1)式中p0在规定温度下水的饱和蒸汽压，kpa；v母液中硫酸铵的含量，g/100酸液；s游离酸含量，g/100酸液；当母液中硫酸铵总含量为46%及酸液为6%时可求得相应的v和s的值：酸液酸液则 p0与母液有关，母液最低温度应使pl=pg，则求得：查饱和蒸汽压表，得其温度为 45.5，此温度即为饱和器母液必需的最低温度。（2）母液适宜温度的确定：实际上饱和器内母液温度应比最低温度高，因母液内水的蒸发需有蒸发推动力，即。此外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为： (3-2)式中 k平衡偏离系数，其值为1.31.5，取1.5时；查饱和器蒸汽压力表，得到相应的温度为53.6，此即为饱和器母液的最适宜温度。在生产中，吡啶不生产时，母液温度一般为5055,此算出数值符合实际要求。3.2饱和器的热量衡算，以0为基准。为了确定是否需要给饱和器补充热量和确定煤气应预热的温度，需要对饱和器进行热平衡计算。3.2.1输入热量（1）煤气带入饱和器的热量（kj/h）：干煤带入：式中1.465干煤气比热容，kj/(m3)；t煤气预热温度（待求），。水汽带入：式中1.834080时的水汽比热容，kj/(m3)；2491水在0时的蒸发热，kj/(m3)。氨带入：式中2.106氨的比热容，kj/(m3)。煤气中所含的苯族烃、硫化氢及其他组分，在饱和器内未被吸收，由于煤气在饱和器前后温度变化小，而引起的热量变化甚微，可忽略不计；吡啶装置不生产，也不予考虑，则煤气带入饱和器的总热量为：（2）氨蒸汽带入热量：氨汽带入：式中2.12798时的氨的比热容，kj/(m3)。水汽带入：式中1.842098时的 水汽比热容，kj/(m3)。则：（3）硫酸带入热量：:式中1.882浓度78%硫酸的比热容，kj/(m3)。（4）洗涤水带入的热量（洗涤结晶和冲洗设备的水带入的热量）洗涤水一般取为60，冲洗设备用水按平均100kg/h计算： 式中4.17760时水的比热容，kj/(m3)。（5）结晶槽回流母液带入的热量：回流母液温度低于饱和器内温度910，可取为45；回流母液量为硫酸铵产量的10倍。则：式中2.676母液比热容，kj/(m3)。（6）循环母液带入的热量：循环母液量取为硫酸铵量的60倍，其温度约低于饱和器内母液温度57，取为50。（7）化学反应热：中和热： (3-3)由有关资料18查到如下数据：的生成热为46057kj/kmol，的生成热为882620kj/kmol，的生成热为1170270kj/kmol。则中和热为：结晶热：由资料查知，硫酸铵的结晶热为82.5kj/kg，则硫酸铵的每1kmol的结晶热为：硫酸从78%稀释到6%的稀释热：每1kmol硫酸的稀释热可按下式计算：式中硫酸浓度为6%时，水和硫酸的摩尔分率， 硫酸浓度为78%时，水和硫酸的摩尔分率， 化学反应热共为：对每小时生产745.06kg硫酸铵的化学反应热为：式中132硫酸铵的分子量。饱和器输入的热量总计为：3.2.2输出热量（1）煤气由饱和器带出热量：设饱和器后煤气温度为55，则干煤气带出：式中1.465干煤气比热容，kj/(m3)水汽带出：则： （2）结晶母液带出热量：设母液温度为55，则（3）循环母液带出热量：（4）饱和器散失热量：设相当于循环母液损失量的25%（按循环母液在循环过程中降低5考虑），则饱和器输出的热量总计为：根据热平衡关系，则t=65.3实际操作中煤气预热温度控制在6070。当使用硫酸质量浓度为92%93%时，由于稀释热增大，而带入的水分减少，故有时煤气不经预热仍可维持饱和器水平衡。在实际操作中，如吡啶装置投入生产，部分或全部氨气进入吡啶装置后，以冷凝液回流入饱和器。因此，进入饱和器的热量减少，并且为蒸发这部分冷凝水还需热量。故吡啶装置生产时，在其他生产条件相同时，煤气预热温度要比上述计算数值高，可达7080。由上边的物料衡算和热量衡算得到下边数据表：3.3物料衡算数据表项 目数 值单位硫酸铵产量735.768kg/h硫酸消耗量700.32kg/h氨损失率2.36%带入饱和器总水量1243.31kg/h饱和器出口煤气中水蒸气分压7.431kpa母液最低温度45.5母液的适宜温度53.63.4热量衡算数据表热输入项目数值kj/h热输出项目数值kj/h煤气带入热量1929030.4+34010.82t煤气带出热量4995147.89氨蒸汽带入热量459965.14结晶母液带出热量1191193.677硫酸带入热量26360.04循环母液带出热量6497420.05洗涤水带入热量36125.87饱和器散失热量147668.64结晶槽回流母液带入热量886011.83循环母液带入热量5906745.5化学反应热1367692.38合计10611931.16+34010.82t合计12831430.26从而得到煤气预热温度为65.3。第四章 饱和器的计算我国大中型焦化厂广泛采用的外部带有除酸器的鼓泡式饱和器。其本体是用钢板焊制，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。有的厂采用环氧玻璃钢代替衬铅饱和器顶盖内表面及中央煤气管表面，也取得良好效果2,19。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器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。由于硫酸吸收氨的反应速度比吸收吡啶的反应速度快得多。故在饱和器中，如果同时回收氨和吡啶时，为了保证吡啶的回收率，应适当加大液封高度，以增加气液两相接触和反应时间。饱和器内靠母液循环泵将循环母液由喷嘴强制喷出而剧烈搅拌，循环母液量愈大，搅拌愈剧烈，造成结晶成长的条件也愈好。国外有些焦化厂为得到大颗粒硫酸铵结晶，采用的母液循环量远远高于国内常用参数，有的高达200m3h以上。饱和器的设计定额：煤气进口速度1215m/s；中央管内煤气速度78m/s；环形空间煤气速度0.70.9m/s；泡沸伞煤气出口速度78m/s，以防止夹带过多的酸滴，然后由设于顶盖的导出管引出，经除酸器捕集母液液滴后去粗苯工段20。根据上述饱和器的设计定额和煤气处理量可以确定饱和器尺寸，则原始数据如下：4.1计算原始数据项目数值煤气流量22000m3/h饱和器前煤气压力17.3kpa饱和器阻力5.5kpa煤气预热器后煤气温度65.3饱和器后煤气温度露点温度50饱和器后煤气温度60除冷器后煤气温度30（1）预热器后煤气实际体积流量：式中 1.1951m3煤气（标态）在30时为水蒸气饱和后的体积。（2）煤气进口管直径： 查阅文献21得到如下公式： （4-1） 式中 d1煤气进口管直径，m； v煤气流量，m3/h； 取煤气进口速度为u1=13m/s （煤气进口速度1215m/s）则：所以煤气进口管直径为0.8m （3）中央煤气管直径：得知计算公式：式中 d2中央煤气管直径，m； v1预热后煤气实际体积，m3/h 中央煤气管道内煤气流速为u2=7.5m/s，（中央管内煤气速度78m/s）则：所以中央煤气管直径为1.25m（4）饱和器后煤气的实际体积v2：式中 1.3481 m3煤气（标态）在50为水蒸气饱和后的体积。（5）饱和器直径d：取饱和器的内环截面上煤气流速为0.8 m/s（环形空间煤气速度0.70.9m/s）则内环面积为：饱和器的总截面积为：则饱和器的直径为： 所以饱和器直径为3.8m（6）饱和器高度：