磷酸一铵工业设计计算方法

精选优质文档-----倾情为你奉上精选优质文档-----倾情为你奉上专心---专注---专业专心---专注---专业精选优质文档-----倾情为你奉上专心---专注---专业第一章概述我国是一个已经拥有十三亿人口的大国，但人均耕地已从几年前的两亩左右下降到不足一亩，仅为世界人均耕地的一半左右。加上耕地的逐年减少，人口的逐年增加，而人民的生活水平的不断提高，粮食消费不断上升，在这种情况下，为了保证粮食的供给，提高粮食单位产量是最有效的措施之一。

农业生产是一个能量和物质的转化和循环的过程。留在农业内部再循环的部分是很少的，大部分随农产品的收获而转移到社会的各个方面。因此必需从外部投入必要的能量和物质作为补偿。在能量和物质的投入中，在有机肥和无机肥相结合的前提下，化肥投入的能量和物质占左右。对农业增产所起的作用占左右。故试用化肥经常是提高粮食产量的关键。

我国土壤含磷元素一般都不满足农作物的需求，这已成为农业增产的大障碍。根据调查，全国亿亩土地中，严重缺磷的约占亿亩＜中等缺磷的耕地约占亿亩，目前施化肥的：：：：。远低于国际平均水平（：：：：）。造成这种情况的主要原因是因为我国化肥生产中磷肥和含磷高的复合肥料所占的比例太低，例如磷铵是最受欢迎的高含磷的复合肥。在发达国家其磷肥产量已占以上。但在我国还不足。在今后相当长的一段时间里，为了适应农业增产的需要，磷复合肥应该是我国化肥发展的重点。

磷酸铵是用氨中和磷酸制得的高浓度氮磷复合肥料。其主要产品是磷酸一铵（，产品有，和，两类和磷酸二铵，产品有，和，两类。此外，还可加工硫酸铵（，，）和硝酸铵（，，）等等。第二章磷铵工业生产工艺流程概述2.1生产流程被普遍采用的磷铵生产流程是将含p2O5大于40%的磷酸用氨中和后，再转鼓氨化造粒，或使浓磷酸在管式反应器中直接氨化得到磷铵料浆，再于转鼓中造粒，最后经干燥而得到产品。这种用浓磷酸生产磷铵的方法被称为“传统法”。用“传统法”生产磷铵需要大量的优质弄磷酸。而这种浓磷酸需要由优质磷矿或精选的磷矿来生产的湿法磷酸浓缩得来。世界上的磷矿资源经过几十年的开采，逐渐趋于贫化，高品位的磷矿资源明显减少。因此，中低品位的磷矿的应用开发势在必行。我国磷矿的储量仅苏联，美国，摩洛哥而居世界第四，但富矿很少，80%是中低品位的磷矿，其中还有80%是难选的磷块矿岩（在我国也称胶磷矿），兼之长期以来对矿山的建设重视不够，使得我国磷肥工业的发展受到很大的影响。所以，实际生产中运用的都只是中低品位的磷矿。采用湿法磷酸生产法一般只能生产出20%左右的磷酸。显然，用普通的“传统法”来生产磷铵是不行的。鉴于此种情况，我国从苏联引进了一种生产方法：料浆法。2.2料浆法以20%的稀磷酸、气氨为原料，利用中和器或管式反应器将中和料浆在氨化粒化器中进行涂布造粒，在生产过程中添加部分氮素和钾素以及其他物质，再经干燥、筛分、冷却而得到NPK复合肥产品，这是国内外各大化肥公司和工厂大规模生产常采用的生产方法。

磷酸可由硫酸分解磷矿制取，有条件时也可直接外购商品磷酸，以减少投资和简化生产环节。该法的优点是既可生产磷酸铵也可生产NPK肥料，同时也充分利用了酸、氨的中和热蒸发物料水份，降低造粒水含量和干燥负荷，减少能耗，此法的优点是：生产规模大，生产成本较低，产品质量好，产品强度较高。2.3工艺流程生产原理主反应：NH3（g）+H3pO4（l，20%）====NH4H2pO4（aq）-46.1-1291-1435副反应：1）2NH3（g）+H3PO4（l，20%）===（NH4）2HpO4（aq）-2×46.1―-1291――-15602）2NH3（g）+H2SO4（aq）===（NH4）2SO4（aq）-2×46.1―–907-11733）2NH3（g）+H2SiF6（aq）===（NH4）2SiF6（aq）采用料浆法。首先是磷酸和气氨在中和槽中发生中和反应，生成磷铵中和料浆。中和料浆拿来进行干燥而获得产品。但在干燥过程中，所能干燥的料浆需要先浓缩到一定的浓度，这就涉及到干燥前要先进行浓缩处理。大概的整个流程就是：中和—浓缩—干燥。所得的工艺流程图就是整个料浆法生产磷铵的工艺流程图。2.4流程方框图2.5主要设备一览表中和槽双效浓缩蒸发器（带冷疑器）三缸泵空气压缩机锅炉房喷雾干燥塔及转鼓造粒干燥机2.6磷铵外排废水指标项目范围GB15580-95允许排放限值PH6-9氟化物(以F计)(mg/1)20磷酸盐(以P计)(mg/1)50悬浮物(mg/1)150排水量m3/t产品1物·热衡算3.1物衡算3.1.1氨中和工序物料衡算计算基准：1000千克磷酸。3.1.1.1进料1）磷酸量J1=1000Kg，组成含量X=20%，即其中含量为Kg2）气氨（氨用量应该是磷铵中杂质与气氨的结合量，磷酸中扣除与杂质的结合量后的结合的气氨的量以及氨损失量三者的集合）（）磷酸中的游离硫酸中和气氨生成（）的耗氨量以及生成（）的量：生成（）的量：／Kg生成（）的耗氨量：／Kg（2）氨与磷酸中的F反应生成（NH4）2SIF6的耗氨量以及生成的（NH4）2SIF6的量：生成的（NH4）2SIF6的量：1000×1.59%×178／（19×6）=24.8Kg生成（NH4）2SIF6的耗氨量：24.8×（2×17）／178=4.7Kg（3）生成FepO4·2H2O的量，以及其结合和结合水的量：生成FepO4·2H2O的量：1000×1.04%×（182×2）／160=24.31Kg结合的量： ／（）Kg结合水的量： 24.3×（2×18）／187=4.7Kg（4）生成AlpO4·2H2O的量,及其结合和结合水的量：生成AlpO4·2H2O的量： 1000×2.07%×（158×2）／102=64.1Kg结合的量： ／（）Kg结合水的量： 64.1×（2×18）／158=14.6Kg（5）生成MgHpO4·3H2O的量及其耗氨量，结合和结合水的量：生成MgHpO4·3H2O的量: 1000×1.28%×174／40=55.7Kg结合的量： ／（）Kg 结合水的量： ／Kg氨化湿法磷酸所得产品的物质成分中，Fe，Al等杂质生成的化合物实际上是比较复杂的，但由于这些化合物的定量鉴定尚有困难，且无热化学数据，因此，习惯上假设Fe，Al按生成中性磷酸铁、铝（Fe，Al）9O4·2H2O，Mg按生成Mg9O4·3H2O来进行计算。这样计算的结果当然与实际情况有一定的偏差。通常计算所得的产品中的量比实际的高而氮的含量比实际的要偏底一些。由于Fe，Al，Mg的磷酸盐都是非水溶性盐。故生成的非水溶性盐的总量为：24.3+64.1+55.7=144.1Kg所以,产品中的水溶率为－（／100%）=72.4%结合水的总量为：4.7＋14.6＋17.3=36.6Kg结合杂质后剩余的的量为：－Kg已知中和工序的中和度工艺指标为1.01。设与磷酸一铵中和的磷酸的量为XKg与磷酸二铵中和的磷酸的量为（159.3－X）Kg可得{X／142×2＋[（159.3－X）×4／142]}／159.3×2／142=1.01解得X=157.71Kg所以，与磷酸二铵结合的磷酸的量为：159.3－157.71=1.6Kg应生成磷酸一铵的量为：157.71×115／71=255.446Kg(7)反应生成磷酸二铵的量为:(159.3－157.71)×132／71＝2.956Kg(8)反应生成磷酸一铵所结合的气氨的量:255.446×17／115=37.762Kg(9)反应生成磷酸二铵所结合的气氨的量:2.956×17×2／132=0.7614Kg所以,包括（）（NH4）2SIF6,MgHPO4·3H2O等盐在内的总耗氨量为:A=0.7614+37.762+17+4.7=60.2234Kg而已知中和浓缩过程中氨的在损失为1%,所以实际的需氨量为:60.2234÷(1－1%)=60.832Kg3.1.1.21).蒸发水已知每千克就要蒸发一千克的水，所以蒸发水的量为：60.832Kg标准状态下的体积为／=75.702Kg的损失量为60.832×0.7%=0.426Kg中和料浆的量有以上得出出料的总和为Kg而∑J=∑C即所以Kg其中KgKg(NH4)2SO4:66Kg（NH4）2SIF6:24.8KgMgHPO4·3H2O:55.7KgAlpO4·2H2O:64.1KgFepO4·2H2O:24.31Kg所以,不包括浓缩过程中分解逸出的的量，盐类的总量为Kg中和料浆含水量为－－Kg中和部分的物料衡算平衡表见表。表计算基准g进料出料g)g)气氨蒸发水磷酸合计合计浓缩工序物料衡算由已知：中和料浆的进料量为J=999.6Kg。其中水的含量为526.2Kg。3.1.2.2由已知1）气氨的损失量为：C1=59.6×0.3%=0.2Kg2）浓缩料浆（最终出料的含水量为25%）∵干盐量=473.2Kg∴浓缩料浆=473.2／（1－25%）=630.9Kg3）蒸发水由已知有∑C=C1+C2+C3=0.2+630.9+C3=631.1+C3而∑J=∑C即浓缩部分的物料衡算表见表3—2。表计算基准g进料出料g)g)干盐蒸发水合计合计3.1.3进料由已知，进料浓缩料浆的量为Kg其中，干盐为：Kg；含水量为Kg出料）机械损失（干燥系统损失）的量：Kg）产品磷铵的量：（含水）产品磷铵中干盐量－Kg产品磷铵的量就为：Kg其中的水分的含量为：－Kg）蒸发水分的量由已知，出料的总和为：∑C=C1+C2+C3=4.7+473.2+C3=477.9+C3而∑J=∑C即浓缩工序的物料平衡衡算表见表3—3。表计算基准g进料出料g)g)干盐蒸发水产品磷铵机械损失合计合计3.1.43.1.4湿法磷酸：／吨吨产品（）气氨（的）：／吨吨产品产品的规格磷铵产品的理论组成见表4—4。产品的含氮量：N=58.4×14／17=48.09Kg产品含氮的百分比=48.09／475.2=10.2%产品的含由已知，除去机械损失，产品的总含磷量为Kg。产品含的百分比／（∴）产品的规格表达式为：。在工业生产中，产品的规格是各不相同的，一些是根据不同的用途而生产的；一些是由于工艺条件的限制而生产出来就是一定的。若原矿等一些条件是一定的，那么，产品的规格由生产时的工艺情况决定。当中和度在时产品以磷酸一铵（）为主，产品规格为；当中和度在左右时，产品以磷酸二铵（）为主，产品的规格为。但实际的生产中，由于湿法磷酸生产的条件就决定了中和度一般控制在左右。且在中和度为左右时，氨的损失小于。而杂质较大的原因，使得产品的含量较小于理论量，一般就在左右。磷铵产品的理论组成表表3-4序号组成名称（Kg）1217.145.926.4134.0244.09.39.323.73（NH4）2SIF6:24.65.23.8——455.111.6——22.55AlPO4·2H2O:63.513.4——28.56FePO4·2H2O:24.05.1——9.17(NH4)2SO440.28.58.6——8H2O4.71.0——————473.210048.1217.83.2各个工序的热量衡算参考温度：0℃计算基准：1000Kg3.2.1中和工序的热量衡算3.2.1.1输入热量化学反应热NH3（g）+H3PO4（l，20%）====NH4H2PO4（aq）-46.1-1291-1435∴△H1=-1435－（-46.1－1291）=-97.9Kj/Mol·NH4H2PO42）2NH3（g）+H3PO4（l，20%）===（NH4）2HPO4（aq）-2×46.1―-1291――-1560∴3）2NH3（g）+H2SO4（aq）===（NH4）2SO4（aq）-2×46.1―–907-1173∴4）2NH3（g）+H2SiF6（aq）===（NH4）2SiF6（aq）-2×46.1-2331-2602∴∴总的反应热为：∑△H=气氨带入热设气氨的温度为5℃。查得此温度下气氨的比热容为2.065KJ/Kg·所以，其带入热为：Q1=59.6×2.065×5=615KJ磷酸的带入热设磷酸的温度为：40℃。查得此温度时磷酸的比热容为：3.26KJ/Kg·所以，磷酸的带入热为：Q2=1000×3.26×40=KJ所以，输入的热量总计为：Q输入=+615+=KJ3.2.1.2输出热量1.中和料浆带出热设中和料浆的温度为101℃，查得此温度下磷铵的比热容为2.85KJ/Kg·所以，料浆的带出热为：Q3=999.6×2.85×101=KJ水分的蒸发热在101℃时，水的蒸发比热容2256KJ/Kg·所以，水分的蒸发热为：Q4=59.6×2256=KJ热损失热损失为总的输入热减去中和料浆带出热和水分的蒸发热。Q5=Q输入－Q3－Q4=－－=34200KJ热损失占输入热量的百分率为：34200／=7.5%从能量节约和经济角度出发，这一热损失还是较为合理的。说明原假设通入1KgNH3即要蒸发1中和过程所蒸发的水量占料浆含水量的百分率是：59.6／（526.2+59.6）=10.2%氨中和工序的热量衡算表见表3－5。表计算基准g输入输出所含热（）（）序号所含热（））反应热中和料浆带出合计合计3.2.2浓缩工序的热量衡算蒸发过程涉及蒸汽的地方甚多，用焓计算较为方便。规定0℃水的焓为零。计算基准：1000Kg上图中，W——蒸发水的总量，KgF——中和料浆的进料量，KgX0，X1，X2——分别是中和料浆，第Ⅰ效溶液，第Ⅱ效溶液的百分组成，%D0，D1，D2——分别是新鲜蒸汽耗量，第Ⅰ，第Ⅱ效的蒸汽量，Kgt0,t1,t2——分别是中和料浆的温度，第Ⅰ，第Ⅱ效的溶液温度0H0，H1，H2——分别是新鲜蒸汽的焓，第Ⅰ，第Ⅱ效的二次蒸汽的焓，KJ/KgT0，T1，T2——分别是饱和新鲜蒸汽的温度，第Ⅰ，第Ⅱ效的二次蒸汽的温度，0r0,r1,r2——分别是新鲜蒸汽的汽化热，第Ⅰ，第Ⅱ效的二次蒸汽的汽化热，KJ/Kgh0,h1,h2,hw——分别是中和料浆的焓，第Ⅰ，第Ⅱ效溶液的焓和水的焓，KJ。c0,c1,c2,cw——分别是中和料浆的比热容，第Ⅰ，第Ⅱ效溶液的比热容和水的比热容，KJ/Kg·K。注：忽略热损失。实际上热损失可以从循环泵的轴功率得到补偿溶液焓由比热容计算。假定二次蒸汽均为饱和蒸汽。3.2.2.1作第Ⅱ效的焓衡算输入的热量=Fh0+D1H1输出的热量=（F－D2）h2+D2H2+D1hw∵输入=输出即∴Fh0+D1H1=（F－D2）h2+D2H2+D1hw（4-1）或Fh0+D1（H1－hw）=（F－D2）h2+D2H2（4-2）已知：h0=c0t0，h2=c2t2，H1－hw=r1将之代入式（4-1），得Fc0t0+D1r1=（F－D2）c2t2+D2H2同理3.2.2.2作第Ⅰ效的焓衡算 输入的热量=D0h1+D2H2输出的热量=（D0－D1）h1+D1H1+D0hw∵输入=输出即∴D0h1+D2H2=（D0－D1）h1+D1H1+D0hw（4-3）或D0h1+D0（H1－hw）=（D0－D1）h1+D1H1（4-4）已知：h1=c1t1，h2=c2t2，H1－hw=r1将之代入式（4-4），得Fc2t2－D2c2t2＋D0r1=（F－D1－D2）c1t1+D1H1又D1＋D2=W联立式（4-2）（4-3）（4-4），可得D0，D1，D2。然后利用已知的数据可作出第Ⅰ，Ⅱ效的焓平衡表。已知：F=999.6Kg，查得：r0=2159KJ/Kg（生蒸汽为136℃r1=2258KJ/Kg（假设此二次蒸汽为100℃的饱和蒸汽）；H1=2677KJ/Kg（假设此二次蒸汽为100℃的饱和蒸汽）；H2=2638KJ/Kg（假设此二次蒸汽为79℃t2=108；t0=90℃c0=2.85KJ/Kg·K；c1=2.00KJ/Kg·K；c2=2.45KJ/Kg·K；W=368.5Kg。∴解得D0=210.2Kg，D1=179.4Kg，D2=189.1Kg。3.2.2.3作第Ⅰ效的焓衡算第Ⅱ效完成液带入量：（F－D2）h2=（999.6－189.1）×2.45×82=KJ新鲜蒸汽汽化热带入的量：D0r1=2159×210.2=KJ浓缩料浆完成液带出的量：第Ⅰ效二次蒸汽带出的量：D1H1=2677×179.4=KJ其中，以上1，2项为输出热的量：Q输入=+=KJ3，4项为输入热的量：Q输出=＋=KJ显然，Q输入=Q输出第Ⅰ效蒸发器的焓衡算表见表3-6。表计算基准g输入输出项目名称焓（））项目名称第Ⅱ效完成液带入量合计合计3.2.2.4作第Ⅱ效的焓衡算1.中和料浆进料带入量：Fh0=999.6×2.85×90=KJ2.第Ⅰ效二次蒸汽的汽化热：D1r1=179.4×2258=KJ3.第Ⅱ效完成液带出量：（F－D2）h2=(999.6－189.1)×2.45×82=KJ4.第Ⅱ效二次蒸汽的带出量：D2H2=189.1×2638=KJ其中以上1，2项为输出热：Q输入=+=KJ3，4项为输入热的量：Q输出=＋=KJ显然，Q输入=Q输出第Ⅱ效蒸发器的焓衡算表见表3-7。表计算基准g输入输出序号项目名称焓（）（）序号项目名称焓（）（）中和料浆进料带入第Ⅱ效完成液带出合计合计干燥工序的热量衡算计算基准：1000Kg20%的湿法磷酸。已知条件:物料名称（Kg）（℃）比热容（KJ/Kg·K）1浓缩料浆630.91002.02烟道气W4501.033返料4×473.2601.424磷铵产品473.2901.425废气W＋1531003.2.3.1输入的热量（计算公式：Q=质量×比热容×温度）浓缩料浆带入的热量：630.9×2.00×100=KJ烟道气带入的热量：W×1.03×450=463.5WKJ返料带入的热量：4×473.2×60=KJ3.2.3.2输出的热量（计算公式：Q=质量×比热容×温度）1.出干燥机的固体物料带出的热量：5×473.2×1.42×90=KJ废气带出的热量（废气由烟道气和蒸发的水蒸气组成）：W×1.03×100+153×2677=103W+KJ干燥机的热损失为输入热量的15%。又∵输入=输出∴+463.5W=++103W+0.15×（+463.5W）解得W=1607干燥机的焓衡算表见表3-8。表计算基准g输入输出项目名称焓（）百分含量）序号项目名称焓（）百分含量（）废气带出返料带入合计合计一般，返料系统的热损失为：4×473.2×1.42×（90－60）=80600KJ占输出热量的百分率为：80600／=7.8%包括返料系统的热损失，干燥系统的总的热损失为：（+80600）=KJ蒸发器的设计4.1概述传热性质：传热壁一侧为加热蒸汽进行冷凝，另一侧为溶液进行沸腾。故属于两侧均有相变化的恒温传热过程。溶液性质：有些溶液在蒸发过程中有晶体析出，易结垢和生泡沫，高温下易分解或聚合。溶液的粘度在蒸发过程中逐渐增大，腐蚀性逐渐增强。溶液沸点的改变：含有不挥发溶质的溶液，其蒸发压较同温度下溶剂（即纯水）的底。换而言之，在相同压强下，溶液的沸点高于纯水的沸点。故当加热蒸汽一定时，蒸发溶液的传热温度要小于蒸发水的传热温度。溶液浓度越高，这种现象就越显著。泡沫夹带：二次蒸汽中夹带大量液沫，冷凝前必须先除去，否则不但损失物料，而且污染冷凝设备。能源利用：蒸发时产生大量蒸汽，如何利用它的潜热是蒸发操作中要考虑的关键问题之一。对于磷铵生产，一般工业上都采用外热式蒸发器。这种蒸发器的加热管较长，其长径之比为50～100。由于循环管中的溶液未受蒸汽加热，其密度较加热管内大。因此形成溶液沿循环管下降而沿加热管上升的循环运动。其循环速度可达1.5m/s，但鉴于磷铵工业生产中料浆粘度大，易结垢，特别是生产工业磷铵时，其有效磷酸一铵的浓度可达77%以上，故在加热器和蒸发器间加一个循泵。在单效蒸发器中每蒸发1kg的水要消耗比1kg多一点的加热蒸汽，工业生产中，蒸发大量的水分必须消耗大量的加热蒸汽。为了减少加热蒸汽消耗量，可采用多效蒸发操作。多效蒸发时要求后效的操作压强和溶液的沸点均较前效的为低。因此可引入前效的二次蒸汽的冷凝器，仅第一效需要消耗生蒸汽。这就是多效蒸发的操作原理。一般多效蒸发装置的末效或后几效总是在真空下操作，由于各效（末效除外）的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸汽。故提高了生蒸汽的利用率，即提高了经济效益。假如单效蒸发或多效蒸发中所蒸发的水量相等，则前者需要的生蒸汽量远大于后者。例如，当原料在沸点下进入蒸发器，并忽略热损失，各种温度差损失及不同压强下汽化热的差别时。理论上，单效的D／W=1，双效的D／W=1/2，三效的D／W=1/3……n效的D／W=1/n。但实际中存在的各种温度差损失和蒸发器的热损失度，则多效蒸发时便达不到上述经济性。工业生产中常采用自然循环反流加料流程，原料液有末效进入，完成液有第一效取出。但一般工业上为了能更好地达到工业要求，常常加一个强制循环泵。反流加料流程的优点是：溶液的浓度沿着流动方向不断提高，同时温度也不断的上升。因此，各效的浓度较为接近，使得各效的传热系数也大致相同。反流加料流程的缺点：效间的溶液需要用泵输送，能量消耗较大，且因各效的进料温度均低于沸点，产生的二次蒸汽量较多。所以，为了能达到较好的效果，工业上就采用浓缩用，连续的，管式，循环型，反流，真空蒸发，外热式双效蒸发器。4.2已知条件：由固体磷铵的物，热衡算知，Ⅰ效加热蒸发水1684．6kg/h，蒸汽冷疑热为2258kj/kg。Ⅱ效的加热新鲜蒸汽量为1973．8kg/h，蒸汽冷疑热为2159kj/kg（136℃Ⅰ效加热器料浆的平均温度为：108℃。加热用饱和蒸汽温度为：136℃。Tm1=136－108=28注：忽略温差损失等因素。Ⅱ效加热蒸发器蒸汽温度为：100℃。料浆的平均温度为：82℃。ⅡTm2=100－82=18℃注：忽略温差损失等因素。中和料浆的浓度X0=（1－54%）=46%;完成液的浓度.X1=(1－25%)=75%。第Ⅰ效加热器的传热系数取K1=680w／m2·℃;第Ⅱ效加热器的传热系数取K2=900w／m2·℃。注:一般来说,加热器的传热系数是需要专门确定的,但在磷铵工业生产中,已有一定的经验值,故在此就取经验平均值。富裕系数取1.15。原料的流量F=999.6kg；温度为82℃4.3类型选择：工业生产蒸发器的类型很多。但在磷铵工业生产中，磷铵料浆的浓度较大时,溶液的粘度也较大，且其随温度的变化较大。并且,由于在湿法磷酸的生产中就含得有大量的阴、阳离子，尤以Fe,Mg的离子含量较多，使得生成的料浆极其容易结垢。所以一般选择外热式、反流加料、自然循环、双效浓缩蒸发器。但要在循环管和加热器间加一台循环泵，以增大循环速度，尽量避免结垢，减短因为发生堵塞而造成的清洗维修周期，增长生产周期。蒸发水的量W：计算公式:W=F(1－X0／X1)∴W=999.6×(1－0.46／0.75)=386.5kg4.5焓衡算:(注:1,计算中忽略热损失。实际上热损失可以从循环泵的轴功率中得到补偿。2,溶液的焓由比热容计算。假设二次蒸汽均为饱和的蒸汽)由浓缩系统的热衡算知:(1)第Ⅰ效的热负荷为:Q1=2159×1973.8=kj传热的基本方程式是:Q=K·S·△tm∴S=Q／(△tm·K)=×1000／28×680×3600=62.1m2实际所需的传热面积为:△S1=62.1×1.15=71.4m2第Ⅱ效的热负荷为:Q2=2258×1684.6=kj所以,传热面积为:S=×1000／(900×18×3600)=65.2(6)实际所需的传热面积为:△S2=65.2×1.15=75.0m2由于△S1、△S2相近，为了便于制造、安装及维护等，第Ⅰ效、第Ⅱ效取相同的传热面积75.0m2,结构也完全相同。4.6加热器（换热器）的设计1）此处选用最简单的单程列管式换热器。2）单程列管式换热器的加热管直径一般选择30—60mm，在此选用Φ32×3型的，且为钼钛钢管。3）管长一般取2000—10000mm，此取2000mm。4）每个加热器所需的管子数N为：计算公式：N=F（∏·L·D）∴N=75／（∏×6×0.032）=124.3根圆整为125根。5）加热管的排列方式按正三角形错列式排列，因为三形排列较正方形排列更为紧奏。6）查标准换热器加热管正三角形排列表，应取127根。7）按正三角形排列，则管束中心线上的管数为：计算公式：Nc=1.1√N∴Nc=1.1√127=13根所以，查得管层数为6层。加热管的中心距t：计算公式：t=（1.25—1.35）Dk，Dk为管子的外径。一般有如下的表列关系：Dk253857mmt324870mm所以，取管心距为40mm。取管束中心线上最外层的中心至壳体内壁的距离B为15d则加热室的内径为；计算公式：D内=t（Nc－1）＋2B∴D内=40（13－1）＋2×15×32=1440mm圆整为：1500mm加热室的高度H查得取加热器的上下封头的高度均为标准封头，高度为375mm所以，加热室的总高度为：H=200+2×1500+120+=5120mm循环管的设计循环管的大小直接影响溶液的循环速度。根据工业生产中的一般经验，循环管的截面积取加热管总面积的80%，即循环管的总截面积为：S=0.8×N×（∏／4）×[（0.032－2×0.002）×（0.032－2×0.002）]S=0.8×127×（∏／4）×[（0.032－2×0.002）×（0.032－2×0.002）]=0.063m2所以，循环管的直径为：D=√（4S／∏）D=√（4×0.063／∏）=283.22mm圆整为：300mm循环接管口共为4个。分离室的设计分离室的工业要求为：1.能良好的分离液沫和液滴；2.流体的阻力小；3.不会堵塞和阻塞；4.所分离的液体能连续的排出；5.外廓尺寸要小，而且在特殊的情况下，例如安装在塔内的，其建筑高度要下；6.金属的消耗量要小，结构简单和造价低廉。在分离器的几种类型中，根据磷铵生产工业的特殊情况，选用网式离器。1）由物、热衡算知：Ⅰ效的蒸发水量为：1684.6kg/h。Ⅱ效的蒸发水量为：1775.6kg/h。与加热室相同，Ⅰ效，Ⅱ效的尺寸完全相同，而Ⅱ效的蒸发量较大，故取取分离室的高径比为：H有效／D内=2.3。分离室的截面蒸发强度为：700kgH2O／m2·h。则正常生产时，所需分离室的截面积A闪为；A闪=1775.6／700=2.54m2A闪=√（4A闪／=√（4×2.54／∏）=1.8m实际生产中，由于开车时料浆的浓度很低，传热系数很大，水分的蒸发量比正常生产时要大得多，因此，一般将分离室的内径扩大到2m。所以，分离室的有效高度为：H有效=2.3×A闪=2.3×2=4.6m分离室是不能也不需要起分离液滴的作用的，所以在蒸发器中，为达到工业要求，一般要装个网式除沫罩。除沫罩一般安装在距离壳顶（0.35—0.5）D之处。此取d=0.45×2=0.9m处。左图为网式分离器图，中间的网即为网式除沫罩。4.9接管口的设计对此整个双效浓缩蒸发系统共有18个接管口，每个加热器4个，每个分离室有5个。但他们可归为三个类：一是料浆的进出口；一是加热蒸汽的进口与二次蒸汽的出口；一是蒸汽冷疑水的出口。把他们分为此三类是因为方便制造与维修的方便，他们往往是造得尺寸完全一样的。计算公式：d=√(4Vs／∏·u)4.9.1料浆进出口由物、热衡算知，Ⅰ效的蒸发量小于Ⅱ效的蒸发量，所以按Ⅱ效的蒸发量来确定料浆进出口的尺寸大小。因日产100吨产品，则每小时产：100／22.3=4.44吨。已知工艺指标为：浓缩后的料浆浓度为1.45—1.53g／ml取浓缩后的料浆浓度为：1.49g／ml。取1000kg20%的湿法磷酸为计算基准。已知干燥工序中损失量为1%，则产品中P2O5的尽含量为：1000×(1－1%)×20%=198kg工艺指标：N—P2O5—H2O：11%—46%—1%。控制P2O5为46%显然是节约了N2的。∴1000kg20%的湿法磷酸能产出：198／46%=430.5吨产品∴1000kg20%的湿法磷酸约合需要：430.5／4.44=97个小时∴进料的流量为：999.6／97=10.33kg／h由试插法求进料料浆的密度X：X／(1－54%)=1.49／(1－25%)解得X=0.914g／ml∴Vs=10.35／0.914=11.305m3／h查得,取料浆的流速为：u=8m／s所以，d=√(4×11.035／∏·8)=22.4mm鉴于稳定生产的考虑,一般把料浆的进出口接管圆整扩大到160mm。4.9.2加热蒸汽进口与二次蒸汽出口因为选择各效的尺寸相同，而Ⅱ效的蒸汽流量较大，所以取Ⅱ效的蒸汽进口与二次蒸汽出口作为设计对象。已知：Ⅱ效的蒸汽流量为189.1kg，温度为82℃查得饱和蒸汽的性质如下：(因为假设过程中所涉及的蒸汽均为饱和蒸汽)温度(℃)Vg(m3／Kg)803.409902.361试插法：(3.409－X)／(3.409－2.361)=(80－82)／(80－90)解得X=4.2474m3／Kg即Vg=4.2474m3／Kg由Vs=W／Vg有Vs=189.1／97／4.2474=0.459m3／h取u=25m／s，所以d=√(4×0.459／∏·25)=152.9mm查标准接管口表，圆整为160mm。但一般扩大到3004.9.3冷疑水出口冷疑水的排除一般属于自然流动。Ⅰ、Ⅱ效中，显然Ⅰ效的蒸汽消耗量较大。所以，取Ⅰ效的冷疑水出口作为设计对象。已知：Ⅰ效的蒸汽流量为D0=210.2Kg，温度为136℃查得温度(℃)Vg(m3／Kg)1300.66811400.5085试插法：（0.6681－X）／(0.6681－0.5085)=(130－136)／(130－140)解得X=0.59834m3／Kg即Vg=0.59834m3／Kg由Vs=W／Vg有Vs=210.2／97／0.59834=0.m3／h取u=0.1m／s，所以d=√(4×0.／∏·0.1)=2.9mm查标准接管口表，圆整为10mm。但在工业生产中，为了避免发生堵塞等情况的发生，一般要扩大到20mm。流体的适宜流速表(m/s)强制流动的液体自然流动的液体饱和蒸汽、及其他的气体0.8—150.08—0.1515—20不同效数蒸发装置的蒸发消耗量效数理论蒸汽消耗量实际蒸汽消耗量蒸发1kgH2O所需蒸汽量蒸发1kgH2O所需蒸汽量11.011.10.919320.520.571.7543030.3330.42.52540.2540.33.33104.10附属冷疑器的设计选用多层孔板式蒸汽冷疑器4.10.1冷疑水量Vl冷疑水的量由冷疑器的热量衡算来确定。计算公式：Vl=[Wl(h－Cwtk)]／[Cw(tk－tw)]式中，Vl－h冷疑水量，kg／h。h－进入冷疑器的二次蒸汽的焓j／kg。Wl－进入冷疑器的二次蒸汽的流量kg／hCw－水的比热容，4187j／kg·℃。tw－冷疑水的初始温度，℃。tk－水和冷疑液的排出温度，℃。查得，h=4.987kj，Wl=189.1／4.44=42.6kg／htw=20℃，tk=50∴Vl=42.6（4987－4187×50）／4187（50－20）4.10.2冷疑器的直径D取二次蒸汽的流速为u=18m／s。若已知进入冷疑器的二次蒸汽的体积流量，即可根据公式求出冷疑器的直径D。已知：t=82℃∴Wv=189.1／4.44=42.5kg／h查得80℃，90温度(℃)Vg(m3／Kg)800.900.则由试插法求得Vg=0.Vs=42.5／0.×3600=11.44m3／s∴D=√4×11.44／18×∏=0.9m圆整为1000mm4.10.3淋水板的设计1查得淋水板板数的选择有如下关系：直径范围（mm）淋水板板数（块）D＜500mm4—6D＞500mm7—9所以，取8块。2淋水板间距的宽有如下关系：淋水板板数（块）板间距的计算公式4—6Ln+1=（0.5—0.7）Ln，L0=D+（0.15—0.3）7—9Ln+1=（0.6—0.7）Ln，L末＞=0.15利用上表饿关系就可以算出各层间的距离。取L末=0.2m。3弓型淋水板的宽度一般，最上面一块的宽度为：B＇=（0.8—0.9）D。其他各块的宽度为：B=0.5D+0.05m。4淋水板的堰高h一般有如下关系（mm）淋水板的堰高（mm）4050—70所以，取h=60mm。5淋水板的孔径d若冷却水的水质较好或冷却水循环使用时，淋水板的孔径d可取4—5mm，反之，则取6—10mm。工业上一般都是循环使用水，所以取d=5mm6淋水板的孔数n淋水板的淋水孔流速u用下式计算：u=ηψ√2gh其中η——淋水孔的阻力系数。η=0.95—0.98。ψ——水流收缩系数。ψ=0.80—0.82。h——淋水板的堰高m。分别取η=0.96，ψ=0.81，则u=ηψ√2gh=0.96×0.81√（2×0.98×0.06）=0.85m/s∴n=Vl／3600×∏×D×D×u／4=11.44×1000／3600×∏×1×1×0.852／4=4.75由《化工原理课程设计资料·华东化工学院编》查得，n合为6。考虑到长期操作容易造成孔的堵塞，最上层淋水板的淋水孔一般比实际尺寸加大10%——14%，其他各块的加大5%。淋水孔采用正三角形错列式排列。附表——壳体的尺寸标准壳体内径(mm)400-700800-10001100-1500最小壁厚(mm)81012第五章计算数据总汇5.1加热器的数据总汇传热面积：75m2。管径：32×3，且为钼二钛不锈钢管。管长：2000m。管数：127根。中心线上的管束数：13根。排列方式：正三角形错列式排列。管心距：40mm。加热室内径：1500mm。操作温度：100—136℃操作压强：0.1—0.042MP。封头高度：选用标准封头，375mm。管箱高度：1125mm。加热器总高度：5120mm