年产100万吨焦炭焦化厂硫铵工段初步设计.docx

太原理工大学化学化工学院化工设计课程设计说明书项目名称: 年产70万吨焦炭焦化厂硫铵工段初步设计设计人姓名:专业班级: 化学工程与工艺0803指导教师: 李安民设计时间： 2011年11月2011年12月 目 录第一章 概述1设计依据-32硫铵生产方法的确定-5第二章 饱和器法硫铵生产工艺1工艺流程图及流程叙述-72硫铵工段的正常操作制度-83硫铵工段的工艺操作参数-94车间工艺布置-10第三章 化工计算1计算原始数据-122小时生产能力计算 -133氨平衡计算-134 水平衡的计算-145 热平衡计算-15第四章 设备选型1饱和器基本尺寸-202旋风式除酸器的基本尺寸-22第五章 设备结构图叙述及附表1设备结构图叙述-232 工艺设备一览表-26 致谢-27参考文献-28第一章、概 述1设计依据（1） 设计项目名称：年产70万吨焦炭焦化厂硫铵工段初步设计（2） 生产能力：年产干硫铵2.7万吨（3） 生产方法：饱和器法（外部除酸式），又称半直接法 （4） 硫铵主要质量标准：硫铵的主要质量标准名称指标一级品二级品三级品 颜色白色或微带颜色的结晶 氮含量（以干基计）2120.820.6 水分%0.3102.0 游离酸（）%0.050.20.3 粒度（60目筛余量）75（5） 硫铵的物理化学性质: 硫铵的分子式为,分子量为132.16。其生成反应式如下：焦炉煤气在喷淋 饱和器内环形空间通过时，受到循环使用的硫酸喷淋，煤气中的氨与硫酸接触而发生中和反应：2 当喷淋的硫酸酸度过量时，则生成酸式盐硫酸氢铵，其反应式： 随着饱和器内溶液中含氨达到饱和的程度，酸式盐又可转变成中性盐，即硫铵，其反应式为： 已知的生成热为279500千卡/千摩尔 的生成热为11000千卡/千摩尔 的生成热为210800千卡/千摩尔 则中和热为 试验测定得，用纯硫酸吸收气态氨生成硫铵时，其生成热为65300千卡/千摩尔；当用76%的硫酸在饱和器中生成硫铵时，其生成热为413千卡/千克。硫铵分子结晶时放出的结晶热为19.7千卡/千克或2600千克/千摩尔。纯态硫铵带有咸味，为白色的透明长菱形晶体。商品硫铵的晶体也可呈椭圆形或正方形，其色泽略呈绿色（或灰色、黄色、浅蓝色）。其先型尺寸平均不超过0.5毫米。硫铵的水溶液呈弱酸性，1%溶液的PH值为5.7，硫铵晶体溶于水时要吸收热量，其吸收热为15千卡/千克。 20时硫铵晶体的比重为1.766，自由堆积比重随结晶力度的大小波动于780830千克/的范围内。280时硫铵开始分解，并放出氨气而变为酸式硫酸铵；当温度为513时，则完全分解为氨气及硫酸。硫铵结晶能吸收空气中的水分而粘结成块，在空气湿度大、结晶粒度小和含水量高时尤甚。潮湿的硫铵结晶对钢铁水泥及麻袋均有不同程度的腐蚀作用。硫铵遇石灰、水泥灰分解放出氨气，因此能破坏建筑物的强度。硫铵的其他性质见下表：硫铵饱和溶液的蒸汽压力表温度（）蒸汽压力（mmHg）温度（）蒸汽压力（mmHg）107.923025.221510.164043.322014.225071.932519.5（6） 硫铵的主要用途： 硫铵主要用于农业施氮肥。化学纯硫铵含氮量为21.2%或含氨量为25.78%，易溶于水。适用于农田后，大部分铵离子被吸附称为土壤的一个组成部分，减少了流动性，不易流失。植物吸收的能力比吸收的能力大得多，因为植物制造蛋白质所需氮素比硫素多。失去铵离子的酸根与土壤中的钙离子结合生成石膏，使土壤中所含的碱性化合物分解，结果土壤中的酸性逐渐提高，故土地连续使用硫铵1015年后，要用石灰改变土壤的酸性。 氮肥中的氮素被植物吸收的量占施用量的百分率，称为肥料的利用率。硫铵对水稻的利用率为65%，对大麦和小麦约为55%，而一般肥料对水稻、大麦和小麦的利用率仅为20%。故硫铵施与燕麦、小麦、棉花、马铃薯、水稻、大麻等农作物均有良好的效果。（7） 煤炼焦时氨的形成及产率： 烟煤在高温炼焦过程中，煤质要发生一系列的物理化学变化。炼焦初期析出的初次产物经二次热解后，生成组分十分复杂的炼焦煤气、焦油、苯族烃以及氨、硫化氢、氰化氢和高温炼焦化学产品。 氨的产率取决于炼焦的工艺条件及原料煤的性质。这里所指的工艺条件是指结焦时间、炼焦温度、炉顶空间温度、煤气从碳化室逸出速度等。至于煤料的水分及粒度，只对氨的产率起间接影响，且在工业生产情况下，煤料的水分及粒度一般波动不大，故与氨的产率关系不甚密切。在工业高温炼焦条件下，干煤的全焦产率为65%75%，转变为氨的氮量约占干煤中总氮量的15%20%，若干煤中的总氮量平均为2%，即氮对干煤的产率为0.3%0.4%，每吨干煤料的煤气发生量平均为300320，因此，出炉煤气中的含氨量为813g/。对烟煤来说，煤中大量的氮是结合在开链的和环形化合物的氨基衍生物组成之内，。在炼焦过程中，煤的部分氮化物被分解，并以不同的形式分布于炼焦挥发产物之中，而另一部分氮则残留在焦炭里面。绝大部分氨是煤中有机物的氨基部分分解而成的。这些氨基部分可能直接存与煤中，也可能使炼焦过程中由其他更复杂的氮化物热解而成。比较起来，后一种的可能性更大。此外，少量的氨还可能由元素直接合成，但是合成氨的反应是一种剧烈的放热反应，同时也是可逆反应，故在炼焦过程中，还会有氨解离成元素氮和氢的反应发生。可见，氨的产率与美的含氮量之间存在着密切的关系。煤的变质程度越深，氮的含量越低。研究表明，对氨的产率起决定性作用的是煤中氮的存在形式和焦炉火道温度。2硫铵生产方法的确定 目前绝大多数焦化厂都用硫酸吸收煤气中的氨来制取硫铵。根据工艺过程的不同，生产硫铵的方法可分为间接法、直接法和半直接法。此外，焦化厂还可以用石膏、芒硝或用煤气中的硫化氢代替硫酸来生产硫铵。（1） 间接法 在现在生产硫酸方法未被提出之前，焦化厂曾用硫酸中和稀氨水，然后蒸发溶液而来制取固体硫铵。这种方法后来进一步得到完善，即形成了所谓间接法。间接法生产硫铵的工艺过程为：煤气在洗氨塔中用水洗涤，氨被吸收，得到稀氨水，送去蒸馏。由蒸氨塔逸出的氨，进入饱和器后被硫酸吸收而得硫氨。这种方法要消耗大量水蒸气，而且蒸发设备庞大，经济效果不佳。现今不采用。（2） 直接法 这种方法的工艺过程为：出炉煤气在煤气集气管中被循环氨水冷却，除去其中的焦油，进入间接式初步冷却器。煤气在初步冷却器冷凝出的氨水补充到循环氨水中去，而煤气中所含的水汽量，恰好相当于配煤水分和化合水分的总和。煤气从初步冷却器出来，温度约为6070,进入电扑焦油器，除去其中之焦油雾滴。然后带着全部氨经预热器进入饱和器。氨和硫酸结合而成硫氨。煤气出饱和器经除酸器，进入冷却到直接式冷却器，冷却到适宜温度，进入鼓风气。采用直接法生产硫铵虽然有很多优点，但因过多的设备处于负压状态，在生产上不安全，故在工业上未被采用。（3） 半直接法 现代焦化厂广泛采用的是半直接法生产硫铵。我国多以饱和器作为氨的吸收器，国外则有以硫酸洗氨塔代替饱和器的趋势，即所谓无饱和器法生产硫铵。采用饱和器或硫酸洗氨塔生产硫铵，实质上都属于半直接法。半直接法生产硫铵的工艺过程为：出炉煤气在初步冷却器中冷却到2530，进入鼓风机。加压后，经电捕焦油器，煤气预热器.进入饱和器。在初步冷却器中冷凝下来的氨水全部与集气管循环氨水混合。多余的混合氨水送如氨蒸馏器中，蒸馏出的氨气也送入饱和器，并和煤气中的氨一起为硫酸吸收而得硫铵。由于该法工艺过程简单，生产成本低，故为国内外焦化厂普遍采用。（4） 不用硫酸制取硫铵的方法 由于国民经济各部门对硫酸的需要量很大，焦化厂不用硫酸制取的方法，一向为人们注意。以下简单是几种不用硫酸制取硫氨的方法。 用石膏制取硫铵 将石膏粉碎呈粉末后，按气体或液体法进行反应：氨与二氧化碳反应生成碳酸铵溶液，反应方程式为： 碳酸铵与磷石膏反应生成料浆状硫酸铵溶液和碳酸钙沉淀：将所得的硫铵溶液用真空过滤器过滤。除去碳酸钙沉淀后的滤液中，约含硫铵40%，将 其送入蒸发器进行蒸发，得到结晶硫铵。然后经分离与干燥得到最后成品。 这种工艺过程复杂，需要的设备较多，耗用的蒸汽量很大，氨的回收率低，因此经济效果很差。由于该过程的副产品是碳酸钙，所以最好与水泥厂联合生产。用芒硝制取硫铵 芒硝与气态二氧化碳，氨与水按以下方式进行反应：Na2SO4+2NH3+CO2+H2O2NaHCO3十(NH4)2SO4 c4 q4 e3 x8 2NaHCO3(煅烧)2Na2CO3+H2O+CO2将反应所得溶液送去过滤分离，除去Na2HCO3沉淀，而滤液用少量硫酸中和，送入结晶设备浓缩结晶。所得结晶经分离、干燥后即为产品。按该法生产硫铵时，可以得到碳酸氢钠副产品。 据文献资料报道，采用该法制取硫铵时，硫酸钠的利用率高达98.5%。硫酸用量对1吨硫铵约为144千克。硫铵质量很高，不含有游离酸，含氮量可达21%。此外，每吨干煤料可得到碳酸氢钠约为9公斤。 但是，在焦化厂实现上述工艺过程是有困难的。单是加工硫铵溶液，就需混合、结晶、中和和蒸发等许多工序。处理碳酸氢纳的装置同样也很复杂。此外，采用该法在技术经济上的合理性，还得进一步研究。 用工业废气中的二氧化硫制取硫铵 一些焦化厂靠近烧结铁矿的烧结厂或燃烧高硫煤的大型发电厂。在这种情况下，焦化厂利用烧结厂或发电厂工业废气中的二氧化碳来制取硫铵是很理想的。 这种方法的实质在于焦化厂生产的浓氨水在吸收器中与废气中的二氧化硫作用，生成亚硫酸氢铵和亚硫酸铵。当有硫化氢存在时，溶液在加热器中发生分解，生成硫代硫酸铵：当溶液中硫代硫酸铵达到一定浓度后，剩余的亚硫酸氢铵和硫代硫酸铵作用，生成硫铵和元素硫： 但此法尚在试验研究阶段，工业中并未采用。综上所述，综合权衡利弊，本次设计采用第三种方法，即半直接法 。第二章、饱和器法硫铵生产工艺1工艺流程图及流程叙述外置除酸器饱和器法生产硫铵的工艺流程见下图如上图所述：炼焦煤气经初冷器冷却到2535，其中部分氨气以冷凝氨水形式析出。冷却后的煤气被鼓风机加压，使经电补焦油器，然后进入煤气预热器3，用间接蒸汽加热至60-70，煤气预热的目的在于保持饱和器的水平衡，以免饱和器内母液因煤气中水汽的冷凝而被冲淡。预热后的煤气沿中央煤气管进入饱和器6，并经煤气分配伞从酸性母液中鼓泡而出，其中氨即为硫酸吸收。煤气出饱和器后进入除酸器2，以分离所夹带的酸雾，然后煤气去粗笨工段。母液中不断有硫铵生成，当其呈过饱和状态后便有硫铵结晶析出。用结晶泵8将饱和器底部的硫胺浆即送至结晶槽11，使之沉淀分离。结晶槽上的母液满流至回流槽7，然后流回饱和器。结晶槽底部较浓的料浆被送入离心机10进行离心过滤。为降低产品游离酸含量，在离心机中用温水洗涤滤饼。离心分离后的滤液则由回流槽返回饱和器。离心机后的硫铵，通常含水2-3%。为使其水分降至0.5%以下，湿硫铵经皮带运输机送入沸腾式干燥机进行干燥。干燥后的硫铵即为产品。为使饱和器内母液酸度和温度均匀，同时使小粒结晶呈悬浮状态以利其成长，母液需要搅拌。为此，饱和器内的母液不断地经满流管流入满溜槽4，然后用循环泵5将其送入饱和器底部经喷射式搅拌器喷出，使母液进行强烈的搅拌。2硫铵工段的正常操作制度正常操作时，为使饱和器内母液酸度保持在4-6%的范围内，需从硫铵高置槽1连续的往饱和器中补充新硫酸。饱和器的阻力通常为450-500毫米水柱。但生产一段时间后，由于硫铵结晶沉积在壁器上和煤气泡沸伞等处，而使其阻力增加，有时可达700毫米水柱以上。为消除饱和器阻力的增加和防止其堵塞，应定期进行饱和器的酸洗和水洗，以溶解其内的结晶沉积物。此时，所制造的过量母液经满溜槽流至母液贮槽12中暂时贮存，待饱和器内母液不足时，再用母液泵9将其送回使用。除酸器、循环泵、结晶泵和母液管道，也应定期用温水洗涤，以防被硫铵结晶堵塞。经初冷器后，煤气尚含焦油雾,而鼓风机后则降为0.2-0.5。当设置电补焦油器时，煤气中的焦油雾含量则降至。焦油雾在饱和器中受硫酸的作用而聚合呈树脂状的酸焦油。酸焦油的真比重为1.24-1.26。由于它往往夹带着气泡，故视比重通常不超过1.10。正常操作时，母液比重为1.27-1.30，酸焦油能浮于液面上，并随母液流入满溜槽，在此用人工定期捞除。酸焦油是硫铵工段生产的废物，至今还为找到利用它的好办法。在饱和器的操作过程中，母液往往会起泡沫。严重时，饱和器和满流槽内的母液几乎全部呈泡沫状态。此时，母液比重大大降低，煤气有经满流槽水封窜出的危险，母液起泡沫的原因可能是以下几种。（1）母液中含有大量机械杂质，他们使酸焦油呈细分散状而不再与母液分层。（2）当母液中的砷化物与煤气中的硫化氢生成胶状的硫化砷时，会使酸焦油粘附其上而不再与母液分层。（3）苯族烃与浓硫酸作用而生成的磺酸盐，也会使母液起泡沫，故硫胺工段最好不使用浓度在94%以上的浓硫酸，也不希望使用再生酸，因为前者会促使煤气中的苯族烃磺化，而后者本身就含有磺酸盐。（4）母液中硫铵结晶的浓度过低时，酸焦油和其他机械杂质不易与母液分层。故当饱和器进行酸洗和水洗“灭晶”时，母液最容易起泡沫。当发现母液起泡沫时，应立即经回流槽向饱和器中加入少量洗油或其他油类。当母液的表面张力降低后，泡沫便会消除。煤气中的氨在饱和器中被吸收得很完全。按现行技术操作规程的规定，饱和器后煤气含氨量不得超过0.03，亦即氨的回收率约在99.6%以上。我国大多数焦化厂的操作表明，上述规定时可以达到的。采用饱和器法生产硫铵时，每产一吨硫铵的硫酸和水、电、蒸汽的消耗定额大致如下表：硫酸（98%浓度）0.7450750吨水2633电能2832度水蒸汽2.53.0吨3硫铵工段的工艺操作参数（1）预热前粗气温度 预热器前粗气温度与出冷气后粗气温度及其经鼓风机加压后的温升有关。预热器前的粗气温度一般为2535。（2）预热器粗气温度 为了蒸发饱和器中多余的水分，保持饱和器内水平衡，防止母液被稀释，进入饱和器的粗气必须进行预热。为不使预热温度过高，影响硫胺质量，除降低粗气初冷湿度外，必须严格控制进入饱和器内的水量。（3）母液湿度 母液温度过高过低均对晶体成长不利，因此饱和器在保持水平衡且保证母液不被稀释的条件下，保持相宜的稳定操作温度。饱和器内母液液面上的水蒸气分压与楚饱和器粗煤气中水蒸气相平衡时的母液温度为最低温度。母液液面上的水蒸气分压一般应为煤气中水蒸气分压1.3-1.5倍（此值成为偏离平衡系数），于此相应的母液温度即为母液的适宜温度。饱和器母液温度一般宜为50-55，以利于生成大粒度结晶硫胺。（4）母液酸度和加酸制度 由经验知，设计时母液酸度宜取4-6%。为保持酸度稳定平时应连续加酸。中加酸时母液酸度为12-14%，大加酸时为18-22%。（5）母液循环量 设计时，母液循环量应为干硫铵产量的30倍，以制取大粒度硫铵晶粒。（6）母液中的结晶的浓度（晶比） 晶比即母液中所含结晶的体积对母液与结晶总体积的百分比。为有利于氨的吸收、减少搅拌阻力和有利于结晶的长大，晶比不宜过大，一般宜取40-50%。（7）结晶槽中结晶层的厚度 结晶槽中应保持一定厚度的结晶层，一般为结晶槽高度的1/3.结晶层厚度小，离心机的进料浓度波动大，使产品含水量和游离酸过多；厚度过大，大量结晶同母液一起满流到饱和器，易造成管道和饱和器堵塞。（8）离心机水洗温度和洗水量 离心机的水洗温度和洗水量影响硫胺的游离酸含量和水分含量。洗水温度一般宜为60-80，这样既能洗去结晶表面油类杂质，又能降低滤液粘度，提高分离效率，降低硫铵游离酸含量。为使硫铵的游离酸含量和水分保持正常，离心机的洗水量应为干硫铵产量的6%。（9）饱和器和除酸器的洗水量 饱和器的酸洗和水洗是定期进行的，洗水量虽各厂的工作制度不同而异。4车间工艺布置（1） 工艺布置原则 硫铵工段由煤气预热、硫铵、离心干燥、包装及酸库组成，应考虑铁路和公路运输的方便。 硫铵仓库应布置在主厂房一侧 。 酸库易单独布置。（2） 饱和器系统设备布置原则 饱和器中心与主厂房外墙之间的距离，宜按下列数值：直径6250的饱和器，不小于12米；直径5500的饱和器，10米；直径4500、3000、2000的饱和器，710米。 饱和器锥形底距防腐地坪应不小于400毫米。 满流槽布置在靠近母液槽一侧。 当满流槽基础标高低与防腐地坪标高时，应将基础设在坑内，坑沿高出地坪200毫米，焊在槽壁上的挡板应遮住坑沿。 由满流槽至酸焦油分离槽的母液管的坡度应大于0.005。 水封槽的液封高度应不小于风机全压。 酸泵应成组集中布置。蹦基础周围应设置带地板的小地沟以引漏夜至集液坑进行中和。 加酸管上应设置视镜和调节性能良好的节流阀，以控制加酸量。（3） 设计参数产品指标饱和器后粗气含氮量30毫克/标米3连续离心机后硫胺水分 2%沸腾干燥器后硫胺水分0.1%温度()预热器前粗气温度 2530预热器前粗气露点温度 2535预热器后粗气温度 6070饱和器内母液温度 5055饱和器后粗气温度 5565饱和器后粗气露点 5450沸腾干燥器后物料温度 5565沸腾干燥器热风进口温度 130140沸腾干燥其后热风温度 6070压力()煤气预热器阻力30-50饱和器阻力500-700沸腾干燥器热风进口压力500沸腾干燥器进料口处风压0母液特性值（正常）比重 1.2751.300酸度 48%NH3 150180克/升（NH4）SO4含量 4046%NH4HSO4 1015%原料硫酸浓度75%离心机内洗水用量硫铵量的8-10%（4） 离心干燥系统设备布置原则 硫铵操作室楼层标高，应按下列原则确定:由结晶槽至离心机的母液能顺利自流；应使离心机分离出的母液自流入饱和器内；由螺旋输送机至干燥器的溜槽，其倾角不小于52度。 由干燥器至硫铵贮斗的溜槽的倾角不小于45度。 硫铵贮斗出料口距仓库地坪的距离，用人工包装时应不小于1900毫米。（5） 其他注意事项 检修饱和器机组可设置电动或手动桥式吊车。在饱和器机组一侧并在起吊设备作业范围内应留有放一个饱和器机组的检修用地。当采用其他方式起吊设备时，在设计中应考虑检修时所需空间和平面位置，作业场第应足够。 所有设备的检修应考虑必要的起吊装置（6） 生产制度本车间采用每年365个工作日，每个工作日24小时，三班二倒，前一班推后30分钟交班，后一班提前30分钟接班。第三章、化工计算1计算原始数据焦炭产量70万吨/年干煤的全焦产率70%年生产天数365天每个工作日生产时间24小时干煤的煤气产率320标准米3/吨干煤配煤含水量10%氨对干煤产率0.35%初冷器后煤气温度30过剩氨水含氨量4克/升原料酸浓度76%饱和器后煤气压力氨水蒸馏塔后废水含氨量0.05克/升母液的酸度6%2小时生产能力计算 3氨平衡计算1. 氨的产量：2. 剩余氨水量：查相关文献知，30时，1N煤气被水汽饱和后含水汽35.2g.3.剩余氨水中含氨量:4.煤气带入饱和器的氨量：5.煤气带出饱和器的氨量：6. 氨水蒸馏塔后废水量为： 1.250氨水蒸馏塔用直接蒸汽加热后使废水增多的系数7.由氨水蒸馏塔的氨气带入饱和器的氨量:8.饱和器中被硫酸吸收的氨量:11.干硫铵产量12.硫酸消耗量100%的硫酸） 折合76%的硫酸为13.氨的损失率：氨平衡计算结果表项目%项目%煤气带来氨873.789.86%硫酸吸收的氨968.0999.57%剩余氨水带来氨98.610.14%回炉煤气带走的氨2.670.27%蒸馏塔废水带走的氨1.540.16%总计972.3100%总计972.3100%4 水平衡的计算1 煤气带入饱和器的水量：2 氨分缩器后氨气带入的水量：由相关资料知：氨分缩器后蒸汽中氨的含量为10%，则,3.由76%(质量分数）硫酸带入的水分： 4.离心机洗水量：离心机洗水量一般为干硫铵重量的6%，故带入的水量为：5.饱和器和除酸器的洗水量：饱和器的酸洗、水法定期进行，洗水量随各厂工作制度不同而异，设饱和器与除酸器每班酸洗和水洗各一次，每次酸洗、水洗带来的水量为5吨，则洗水量为：6.带入饱和器的总水量为： 7.带入饱和器的总水量应全部被煤气带走，故出饱和器的每干煤气应含水汽： 与此水汽含量相应的煤气露点约为408.每干煤气中水汽体积： 故混合气体中水汽所点的体积百分比为：9.饱和器后湿煤气的绝对压力为： 此时水汽的分压为: 由此，要使多余水分被煤气带走，母液液面上的水汽压力应大于60.69mmHg 相关资料显示：60时，结晶硫铵浓度为40%-50%。 当母液中（NH4）2SO4的浓度为42%，酸度分别为4%与8%时，查母液表面饱和水蒸气压力 与温度的关系图，知 当酸度为4%时，与60.69mmHg相应的温度为44。 当酸度为8%时，与60.69mmHg相应的温度为49。 由以上可知：要使进入饱和器的水分全部蒸发，在上述两种情况下，母液温度应大于分别为44或49。5 热平衡计算因有关参考数据均比较早，故这里先依旧例仍用Cal为热量单位。输入热量1煤气带入饱和器的热量 设煤气预热器后的实际温度为t，则1 干煤气带入的热量： 0.36-干燥气比热。Kcal/(m3.) 水汽带入的热量：水在0时的平均潜热 0.438Kcal/（kg.）-水汽在0-80时的平均比热。氨带入的热量： 0.5Kcal/（kg.）-氨的比热： 煤气中所含的苯族烃，硫化氢及其它组分在饱和器中未被吸收，可忽略。至于吡啶在饱和器中被吸收，但量很少，亦可忽略。2氨气带入的热量Q2：氨带入的热量：98-分缩器后氨汽温度0.508-98氨的比热 水汽带入的热量3硫酸带入的热量 0.45-76%H2SO4的比热（20-H2SO4的温度()4洗涤水带入的热量 60-离心机、饱和器洗涤水温度（） 0.999-60时水的比热5结晶槽回流母液带入的热量: 由经验知,回流母液量一般为硫铵产量的10倍。实践表明,当母液温度稳定的保持在50-55范围,对大晶粒结晶最为适宜,同时由水平衡计算知,母液温度应大于44或49,同时大于出饱和器煤气的露点40。设结晶槽回流母液和循环母液的温度均为48,则 0.64-母液的比热 6循环母液带回的热量: 同样由经验知循环母液量一般为硫铵产量的30倍，温度取48 7化学反应Q7(1)H2SO4与NH3的中和热:可按反应前后物质的生成热求出.物质生成热()(NH4)2SO4279500NH311000H2SO4210800 则中和热为: 故每小时生产3758.47kg硫铵的中和热为：(2)硫铵结晶热: 19.7-硫铵结晶热(3)硫酸的稀释热:每分子硫酸的稀释热可用下计算: 这里母液中酸度取6%,则 n1-酸度6%时水分子数与硫酸分子数之比 n2-酸度为76%时水分子数与硫酸分子数之比则: 则硫酸的总稀释热为： 饱和器的输入热量： 输出热量：1煤气带出热量Q1，饱和器后煤气温度设为60干煤气带出的热量：水汽带出的热量： ,2去结晶槽母液带出的热量，设母液温度为55 ,3循环母液带出的热量 4硫铵带出的热量 0.34-结晶硫铵的比热5饱和器外壁热损失： 结合相关资料，以上参数可大概估算为：F-饱和器外表面，对于6。25M直径的饱和器可取300M2K-传热系数，取tT-饱和器外壁温度，取40tB-大气温度，取20 总输出热量： 由得： t=62.2热量平衡计算列表输入输出项目Kcal/h%项目Kcal/h%1、煤气带入3963597.2836.41、煤气带出5482796.7850.42、氨气带入562255.365.22、结晶槽母液带出1322981.4412.23、硫酸带入33043.950.33、循环母液带出3968944.3236.54、洗水带入50979.570.54、硫铵带出70283.390.35、结晶槽母液带入1154601.9810.65、壁散失360000.36、循环用液带入3463805.9531.87、化学反应热1652884.0615.2合计10881168.17100合计10881005.93100 从以上饱和器物料平衡与热平衡的计算可以得出，为保持饱和器的水平衡，母液温度应高于47（母液酸度为6%时），预热后煤气温度应为62.2，这些计算结果与实际情况较为接近。 按前面计算结果，煤气离开饱和器时含水汽64.51g/ Nm3,此时露点温度为40，但此时煤气温度为60，故煤气是过热的。初冷器后煤气温度为30，1Nm3干煤气饱和水汽量为35.2g；到60时，1 Nm3煤气被饱和时应含水汽197.5g。197.5与35.2相差162.3，后者称为煤气的自由水容量，即煤气能额外从饱和器带走的水汽量的极限。但是，煤气实际额外带走的水汽量只有： 。 故煤气的自由水容量的利用率为 。 可见，饱和器是种蒸发水分能力很差的设备，这主要是由于煤气通过母液时速度太快，气液两相接触时间太短及接触表面不足够所致。 第四章、设备选型1、饱和器基本尺寸：1.进入饱和器粗煤气的实际体积，取预热器后粗煤气温度为70，操作压力为900mmHg（绝压）900-饱和器前煤气压力(mmHg)70-预热器后煤气温度(一般为7080)2.由分缩器进入饱和器的蒸汽体积为： 3.煤气进口管道直径，取煤气速度为 则 4.氨气管道的直径为： 取氨气进口管进度为 5.饱和器内中央导管的直径， 气速取8m/s 其截面积6.饱和器后粗煤气的实际体积， 出饱和器温度60，压力800mmo 7.饱和器所需的环形截面积， 取环形空间气速1.1m/s,则 8.饱和器的直径 因饱和器筒体及中央粗气管内外壁均需做防腐层， 故选用的饱和器即型9.结晶抽出口管径及回流管径(忽略硫铵溶解时水的体积变化) 流速取2m/s.由相关资料知当硫铵含量为42%时，硫铵水溶液的密度与纯水相差不大 10.搅拌母液入口管径 流速可取3m/s 11.满流口尺寸 因满流流量与搅拌流量相同，故其管截面积也相同。满流口为矩形，取长宽比为2则12.硫酸入口管径 硫酸密度取1200kg/m3,流速取1.5m/s 2旋风式除酸器的基本尺寸(出饱和器煤气实际体积为100643.81m3/h，煤气中酸雾最小颗粒为16)经计算选型知:最大型号的除酸器也不能满足此工段生产需要,故选用两个除酸器。1. 煤气进口尺寸进口煤气线速度不宜小于25m/s，现选取50 m/s则煤气进口截面积为：煤气进口 为矩形，设长宽比为2，则2. 煤气出口管直径出口管内煤气线速度可采用4-8m/s，现取7m/s 选用公称直径为1600mm的钢管,出口管外壁均作5mm的防腐层，则外缘直径为 3. 除酸器内环形截面宽度取与煤气进口宽度相等,则内径4. 出口管在器内部分高度 煤气在器内旋转运动速度为进口煤气线速度的62%-70%，取70%。 5. 当煤气中最小颗粒为时，为得其捕获下来，煤气在环形空间的停留时间应为0.945s，这样煤气流过的长度为6. 煤气的回转圈数为7. 当环形通道为0.37m时，旋转线速度为35时，则煤气流的厚度为则出口管在内部的高度为由此计算可知应选公称直径为3000mm的旋风式除酸器，其规格为HF134（华北院图号）。第五章、设备结构图叙述及附表1、设备结构图叙述如图所示