焦爐煤氣中氨回收工藝設計畢業(yè)論文

1、22000 m3/h焦爐煤氣中氨回收工藝設計the process design of ammonia recovering from 22000m3/h coke oven gas目錄摘要1abstract.ii引 言1第一章 綜述21.1氨的來源21.2氨的回收21.3氨的回收工藝21.3.1濃氨水工藝21.3.2弗薩姆(phosam)無水氨法31.3.3氨分解工藝31.3.4硫銨工藝31.4鼓泡式飽和器法6第二章 工藝流程72.1鼓泡式飽和器法回收氨的工藝流程72.2飽和器法回收氨的影響因素及控制82.2.1預熱器后的煤氣溫度82.2.2母液溫度92.2.3母液酸度102.2.4母液的循

2、環(huán)攪拌102.2.5母液中的結晶濃度（晶比）112.2.6結晶槽中結晶層的厚度112.2.7離心分離和水洗112.2.8沸騰干燥器的操作122.2.9母液的凈化處理13第三章 物料衡算和熱量衡算143.1飽和器的物料衡算143.1.1飽和器的氨平衡和硫酸用量計算143.1.2飽和器的水平衡計算153.1.3飽和器內最低溫度和最適宜溫度的確定163.2飽和器的熱量衡算173.2.2輸出熱量20第四章 飽和器的計算23結 論27致 謝28參考文獻29附錄22000m3/h焦爐煤氣中氨回收工藝設計摘要：氨是一種重要的工業(yè)原料，對氨的回收能夠減少資源浪費，增加經濟效益，此外氨對環(huán)境危害極大，不利于環(huán)境

3、保護。因此將氨回收具有重要的意義。本設計是采用鼓泡式飽和器法通過氨與硫酸反應生成硫酸銨的工藝方法回收氨。經過設計計算，該設計工藝基本可完成既定設計任務，即完成22000m3/h焦爐煤氣中氨回收的工藝目標和水平。設計中對鼓泡式飽和器進行了物料衡算和熱量衡算。最終結果符合工藝條件，達到設計要求。煤氣中氨含量為1%1.5%，飽和器后煤氣含氨量為0.03g/m3。煤氣預熱溫度65.3，飽和器出口煤氣中水蒸氣分壓7.431kpa，母液適宜溫度53.6，得到硫酸銨產量735.768kg/h，而硫酸的消耗量為700.32kg/h。根據工藝要求，對飽和器進行了選型計算。關鍵詞：煤氣；氨；硫酸；飽和器法；硫酸銨

4、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 pr

5、otection. 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

6、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 preheat

7、ing 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 carri

8、ed out.key words: gas; ammonia; sulfuric acid; saturator method; ammonium sulfa引 言焦爐生產焦炭的副產品是焦爐煤氣，現(xiàn)代焦爐生產工藝殘留于煤氣中的氨，大部分被冷卻水吸收，在涼水塔噴灑冷卻時又都解吸進入到大氣，這樣就造成了資源的浪費。更重要的是，氨進入大氣造成的環(huán)境污染危害相當嚴重，既不利于環(huán)保，也不符合國家關于可持續(xù)發(fā)展的要求。因此從焦爐煤氣中回收氨是很有必要的。此外，煤氣中的氨在燃燒時會生成有毒、有腐蝕性的氧化氮，氨在粗苯回收中能使油和水形成穩(wěn)定的乳化液，妨礙油水分離1。上述這些都是現(xiàn)代焦化生產遇到的困難。為此，

9、煤氣中氨的含量不允許超過0.03g/m3。氨的回收是焦爐煤氣凈化及產品回收的重要工序，主要有濃氨水工藝、硫銨法、氨分解法和弗薩姆無水氨法等。本設計主要是采用硫銨法對焦爐煤氣中的氨加以回收，根據設計條件和要求，結合半直接法、間接法和直接法的優(yōu)缺點，確定利用半直接法即飽和器法生產硫酸銨的方法回收氨。因為鼓泡式飽和器法比較成熟，所以采用鼓泡式飽和器法來完成此次設計任務。純態(tài)的硫酸銨為無色長菱形晶體，焦化廠生產的硫酸銨，因混有雜質而呈現(xiàn)淺的藍色、灰色，多為片狀、針狀甚至粉末狀結晶。本工藝所生產的硫酸銨，既可以作為肥料直接使用，也可以作為生產其他肥料的原料使用。第一章 綜述煤中含由碳、氫、氧、氮、硫等原

10、子組成結構復雜、種類繁多的多環(huán)結構物質。在煉焦過程中除了生成主要的固體焦炭外，還產生大量的氣體荒煤氣。煉焦時約有25%轉化為各種化學產品組成的荒煤氣，這些化學產品都是重要的化工原料。其中主要化學產品有焦爐煤氣、氨、吡啶、硫、苯、奈、焦油及少量的其他產品。1.1氨的來源煤在高溫干餾過程中，氮元素與氫元素通過重組生成氨。當溫度在700800時，氨的生成量最大。焦爐煤氣中的氨對焦爐煤氣的進一步凈化和產品回收有很多不利影響，例如對吸收煤氣中粗苯的洗油質量有嚴重影響，易使洗油乳化變質；對生產設備及煤氣管道有嚴重腐蝕作用；含氨煤氣燃燒產生氧化氮，造成環(huán)境污染；含氨的廢水也會對環(huán)境產生嚴重影響1。另外氨可以

11、用來制成化肥或化工原料，對其回收利用產生巨大的經濟效益。因此對于焦爐煤氣中的氨應加以回收。1.2氨的回收氨對于干煤的產率一般為0.25%0.35%。當煉焦煤氣經初步冷卻后，部分氨轉入冷凝氨水中，氨在煤氣和冷凝氨水中的分配，取決于煤氣中初冷的方式（間冷、直冷或者間直混冷）以及冷凝氨水的產量和煤氣冷卻的程度。當采取間接冷卻時，煤氣冷卻溫度越低，冷凝氨水量越大，則冷卻器后煤氣中含氨量越少，反之則多2。一般情況下，初冷后煤氣中的含氨量為68g/m3。剩余氨水中的氨僅占很少一部分，而大部分的氨仍留在煤氣中，生產中這兩部分的氨都應加以回收。因此氨的回收可分為兩部分：一是回收初冷煤氣中的氨達到煤氣凈化，減少

12、系統(tǒng)的腐蝕。二是回收剩余氨水的氨減少水體的污染。1.3氨的回收工藝氨的回收是焦爐煤氣凈化及產品回收過程中的重要工序，主要有濃氨水工藝、硫銨法、水洗氨一氨分解法和弗薩姆(phosam)無水氨法等3。1.3.1濃氨水工藝在中小型焦化廠焦爐氣凈化中濃氨水法是最主要的方法之一。濃氨水的生產工藝包括三個過程：煤氣除萘；水洗氨；富氨水蒸餾。為了使水洗氨順利進行，必須在洗氨前除去煤氣中的萘。水洗氨工藝根據煤氣初冷和除萘方法及所采用的洗氨設備的不同而分為下列四種工藝流程：初冷為直冷的洗氨工藝；水洗萘洗氨工藝；熱法油洗萘洗氨工藝；冷法油洗萘洗氨工藝，其中后三種工藝為間接初冷。然而傳統(tǒng)的濃氨水工藝存在有許多突出的

13、問題：(1)對設備腐蝕嚴重，操作環(huán)境惡劣，增加了設備檢修維護的頻率，使成本增高。(2)生成的產品質量不高，對環(huán)境污染大，并且不利于運輸。(3)在蒸氨分解器連續(xù)排出的h2s、nh3、hcn及co2會給大氣帶來嚴重污染。因此在近些年來化工廠已經漸漸將此方法淘汰，大多都開始采用硫銨法和無水氨法。1.3.2弗薩姆(phosam)無水氨法六十年代末期，美國研究成功了采用磷銨溶液吸收焦爐煤氣中的氨生產無水氨的新工藝，即弗薩姆流程。該工藝設備投資省、流程簡單、氨的回收率高、成本低，生產高純度的無水氨，除可直接用于施肥外，還可用于化工合成、冷凍和制造還原性氣體等。弗薩姆法制取無水氨主要包括3個過程4：(1)磷

14、銨溶液吸收煤氣中的氨；(2)吸氨富液的解吸；(3)解吸所得氨汽冷凝液的精餾。即利用磷銨溶液吸收煤氣中的氨，吸氨富液解析得到無水氨。磷銨溶液吸氨實質是利用磷酸吸氨。弗薩姆法磷銨溶液主要由磷酸一銨和磷酸二銨組成。在4060時，磷酸溶液中磷酸一銨能很好吸收煤氣中的氨生成磷酸二銨，得到富銨溶液。磷酸吸收具有選擇性，只吸收氨而不吸收煤氣中酸性組分，因此就可以很簡單的得到高純產品。煤氣由空噴吸收塔底部進入，塔頂噴下5055的貧磷銨液。吸收塔底部排出的富液總量的3%4%去解吸。需再生富液先在泡沫浮選擇焦油器分離出焦油泡沫，再在脫氣塔脫去酸性氣體，然后在解吸塔內用1.6mpa直接水蒸氣吹蒸，脫氨后貧液溫度19

15、6，經與富液換熱后進吸收塔吸氨。解吸塔頂?shù)玫桨彼?，氨水再經精餾制取無水氨。由磷銨溶液接觸的介質不同，分為冷法和熱法。冷法是磷銨溶液與煤氣直接接觸吸收其中的氨；熱法無水氨工藝是先用水從煤氣中吸收氨成為氨水，然后將氨水中的氨用蒸汽蒸出成為氨氣，再用磷銨溶液吸收氨氣中的氨。1.3.3氨分解工藝此工藝是將含有少量硫化氫的氨蒸汽送入氨分解爐中，在鎳基催化劑的作用下將nh3，和hcn分解，所得分解氣體送入余熱鍋爐中產生蒸汽，冷卻后的分解氣體再經過第2個直接冷卻系統(tǒng)冷卻后(熱值約2900kj/m3)摻混到焦爐煤氣中。由于氨和氰化氫的分解是在還原氣氛下進行熱裂解，除可防止硫化氫參加反應，還可避免形成氮氧化合物

16、5。此工藝經濟實用、費用低、尾氣可摻人焦爐煤氣和無二次污染等優(yōu)點。此工藝值得重視，前景可觀。1.3.4硫銨工藝（1）硫銨法的回收原理硫銨法是使煤氣中的氨和濃氨水中的氨與硫酸接觸生成硫銨：2nh3+h2so4=( nh4)2so4若硫酸過量則生成酸式鹽：nh3+h2so4=nh4hso4隨著溶液被飽和, 酸式鹽又生成正鹽：nh4hso4+ nh3=( nh4)2so4溶液中酸式鹽和正鹽的比例取決于溶液中游離酸的濃度。酸的濃度以質量百分比表示, 稱為酸度。酸度為 1%2% 時, 主要生成正鹽。酸度升高, 酸式鹽含量增高, 當酸度達到 12%14% 時, 主要生成酸式鹽。硫酸銨易溶于水或稀硫酸中,

17、當達到飽和且酸度不大的情況下, 硫酸銨結晶析出6。（2）硫銨法工藝流程及主要設備生產硫酸銨的工藝流程分為飽和器法硫酸銨生產工藝流程和無飽和器法硫酸銨生產工藝流程，飽和器法硫酸銨生產工藝可分為鼓泡式飽和器法和噴淋式飽和器法7。鼓泡式飽和器法是指由鼓風機來的焦爐煤氣經電捕集焦油器后進入煤氣預熱器。在預熱器內使用間接蒸汽加熱煤氣，是為了保持飽和器內的水平衡，多余的水分被蒸發(fā)。而后的煤氣沿飽和器中央煤氣管進入飽和器，經泡沸傘從母液中鼓泡而出，同時煤氣中的氨被硫酸所吸收。出飽和器的煤氣所夾帶的酸霧被捕集后，再送往粗苯工段2,8。鼓泡式飽和器后煤氣含氨一般小于0.03g/m3。冷凝工段的剩余氨水經蒸氨后得

18、到的氨氣，在不生產吡啶時，直接進入飽和器；當生產吡啶時將此氨氣通入吡啶中和器。氨在飽和器內與母液中的游離酸及硫酸作用，生成硫酸銨。飽和器母液中不斷有硫酸銨生成，在硫酸銨含量高于其溶解度時，就析出結晶，并沉淀于飽和器底部。其底部結晶被抽送到結晶槽，在結晶槽內使結晶長大并沉淀于底部。結晶槽底部硫酸銨結晶放到離心機內進行離心分離，濾除母液，并用熱水洗滌結晶，以減少硫酸銨表面上的游離酸和雜質。離心分離的母液與結晶槽滿流出的母液一同自流回飽和器中。從離心機分離出的硫酸銨結晶經螺旋輸送機，送入沸騰干燥器內，用熱空氣干燥后送入硫酸銨貯斗，經稱量包裝入成品庫。 為了使飽和器內煤氣與母液接觸充分，必須使煤氣泡沸

19、傘在母液中有一定的液封高度，并保證飽和器內液面穩(wěn)定，為此在飽和器上還設有滿流口，從滿流口溢出的母液經插入液封內的滿流管流入滿流槽，以防止煤氣逸出。滿流槽下部與循環(huán)泵連接，將母液不斷地抽送到飽和器底部的噴射器。因而一定的噴射速度，故飽和器內母液被不斷循環(huán)攪動，以改善結晶過程。 煤氣帶入飽和器的煤焦油霧，在飽和器內與硫酸作用生成所謂的酸煤焦油，泡沫狀酸煤焦油漂浮在母液面上，并與母液一起流入滿流槽。漂浮于滿流槽液面上的酸煤焦油應及時撈出，或引入一分離處理裝置與母液分離，以回收母液。 飽和器內所需補充的硫酸，由硫酸倉庫送至高置槽，再自流入飽和器，正常生產時，應保持母液酸度為4%6%，硫酸加入量為中氨的

20、需要量；當不生產粗輕吡啶時，硫酸加入量要大一些，還要中和隨氨氣進入飽和器的氨9。噴淋式飽和器法分為上段和下段，其上段是吸收室，下段為結晶室。在噴淋式飽和器法生產硫酸銨工藝之前，為了保持飽和器水平衡，需將由脫硫工序來的煤氣經預熱器預熱至6070或更高溫度10。采用噴淋式飽和器設備使用壽命長，集酸洗吸收、結晶、除酸、蒸發(fā)為一體，具有煤氣系統(tǒng)阻力小，結晶顆粒較大，硫酸銨質量好，工藝流程短，易操作等特點。采用不飽和的酸性母液作為吸收液，用吸收塔（酸洗塔）代替飽和器，在酸洗塔內生成硫酸銨。根據自身特點，此法被命名為無飽和器法即酸洗塔法。它分為氨的吸收蒸發(fā)結晶和分離干燥。酸洗法的特點：吸收和結晶在不同設備

21、中進行。操作條件可以分別控制，能夠得到大顆粒的硫銨結晶，且提高了硫銨的質量。酸洗塔是空噴塔，煤氣系統(tǒng)阻力小，但酸洗法工藝流程長，占地多，投資大。利用的主要設備有真空蒸發(fā)結晶器（上部分是蒸發(fā)器，下部分是結晶槽）、空噴酸洗塔等。（3）硫酸與母液的接觸方式比較用硫酸吸收焦爐煤氣中的氨生產硫酸銨按煤氣中氨與硫酸母液接觸的方式不同分為三種11，即半直接法、間接法和直接法，其中半直接法應用最為廣泛。半直接法，首先將焦爐煤氣冷卻至2535，經鼓風機加壓后，再經電捕焦油器除去煤焦油霧，然后進入硫酸銨飽和器內與硫酸母液充分接觸生成硫酸銨，同時將初冷時生產的剩余氨水進行蒸餾，蒸出的氨也通入飽和器內與硫酸接觸，氨被

22、硫酸吸收生成硫酸銨。飽和器法生產硫酸銨就是半直接法，此法工藝工程簡單，生產成本低，正是因為具備了這些優(yōu)勢，得到了國內外焦化企業(yè)廣泛應用。間接法，采用間接法生產出的硫酸銨質量好，但是蒸汽消耗量大，蒸餾設備較為龐大，因此生產應用受到一定的限制，只有個別焦化企業(yè)配合煤氣脫硫采用此法。間接法生產硫酸銨，是指將經初冷器后的煤氣在洗氨塔內用水洗氨，將得到的稀氨水與冷凝工段的剩余氨水一起送入蒸氨塔蒸餾，蒸出的氨氣全部進入飽和器被硫酸吸收生成硫酸銨。此法在負壓下回收工藝系統(tǒng)中生產出了高質量的硫酸銨。直接法，此法在工業(yè)生產上暫未被采用，主要是由于此法流程中處于負壓狀態(tài)下的設備太多，要求設備性能好，在生產上不夠安

23、全。但是此法在初冷器得到的冷凝氨水正好全部補充到循環(huán)氨水中，由于沒有剩余氨水產生，因而可省去蒸氨設備和節(jié)省能量。此法是將由集氣管來的焦爐煤氣經初冷器冷卻到6070，進入電捕焦油器除去煤焦油霧。而后在飽和器中，煤氣中的氨被硫酸吸收而生產硫酸銨。1.4鼓泡式飽和器法飽和器在操作一定時間后，由于結晶的沉積將使其阻力增加，嚴重時會造成飽和器的堵塞。所以操作中必須定期進行酸洗和水洗。當定期大加酸、補水、用水沖洗飽和器及除酸器時，所形成的大量母液有滿流槽滿流至母液貯槽。在正常生產時又將這些母液抽回飽和器以作補充。飽和器是周期性連續(xù)操作設備，為了防止結晶堵塞，定期大加酸和水洗，從而破壞了結晶生成的正常條件，

24、加之結晶在飽和器底部停留時間短，因而結晶顆粒較小，平均直徑在0.5mm。這些都是鼓泡式飽和器存在的缺點。與水冼氨工藝流程比較，硫銨工藝的優(yōu)點：用稀硫酸溶液吸收煤氣中的氨，吸收推動力大，不存在可逆反應，有利于降低煤氣含氨，減少對其煤氣系統(tǒng)的腐蝕；與濃氨水系統(tǒng)比較，硫銨系統(tǒng)有害氣體排出量很少；無外排廢水，降低了生化的負荷，保證了外排水的質量；生成固體產品，容易保存和運輸。從經濟觀點分析，硫銨工藝是否可行受硫酸和硫銨的市場價格影響較大。當硫酸價格低，而產品硫銨價格高時，硫銨工藝的收入是相當可觀的。第二章 工藝流程 采用鼓泡式飽和器法進行氨回收，用于生產硫酸銨。由于成本低，工藝簡單，應用比較普遍。2.

25、1鼓泡式飽和器法回收氨的工藝流程2.1鼓泡式飽和器法回收硫酸銨工藝流程圖1-煤氣預熱器；2-飽和器；3-除酸器；4-結晶槽；5-離心機；6-螺旋輸送機7-沸騰干燥器；8-送風機；9-熱風機；10-旋風分離器；11-排風機；12-滿流槽；13-結晶泵；14-循環(huán)泵；15-母液貯槽；16-硫酸銨貯斗；17-母液泵；18-細粒硫酸銨貯斗；19-硫酸銨包裝機；20-膠帶運輸機；21-硫酸高置槽將焦爐煤氣冷卻至2535，經由鼓風機和電捕焦油器進入煤氣預熱器1。在預熱器內用間接蒸汽加熱煤氣到6070或更高的溫度，目的是為了使煤氣進入鼓泡式飽和器2蒸發(fā)飽和器內多余的水分，保持飽和器的水平衡，防止母液稀釋。預

26、熱后的煤氣沿飽和器中央煤氣管進入飽和器，經泡沸傘從酸性母液中鼓泡而出，同時煤氣中的氨被硫酸所吸收，煤氣出飽和器進入除酸器3，捕集其夾帶的酸霧后，被送往粗苯工段。飽和器母液中不斷有硫酸銨生成，在硫酸銨含量高于其溶解度時，就析出結晶，并沉淀于飽和器底部。飽和器底部的結晶被抽到結晶槽4，在結晶槽內使結晶長大并沉降于槽底部。結晶槽底部硫酸銨結晶排放到離心機5進行離心分離，濾除母液，并用熱水洗滌結晶，以減少硫酸銨表面上的游離酸和雜質。離心分離的母液于結晶槽流出的母液一同自流回到飽和器中。從離心機分離出的硫酸銨結晶經螺旋輸送機6，送入沸騰干燥器7內，用熱空氣干燥后送入硫酸銨儲斗16，經稱量包裝入成品庫。為

27、了使飽和器內煤氣與母液接觸充分，必須使煤氣泡沸傘在母液中有一定的液封高度，并保證飽和器內液面穩(wěn)定，為此在飽和器上還設有滿流口，從滿流口溢出的母液經插入液封內的滿流管流入滿流槽12，以防止煤氣逸出。滿流槽下部與循環(huán)泵14連接，將母液不斷地抽送到飽和器底部的噴射器。因有一定的噴射速度，故飽和器內母液被不斷循環(huán)攪動，以改善結晶過程。煤氣由飽和器的中央管經泡沸傘穿過母液層鼓泡而出，其中的氨被硫酸吸收，形成硫酸氫銨和硫酸銨，在母液中含量分別為40%45%和6%8%12。在吸收氨的同時吡啶堿也被吸收下來。煤氣穿過飽和器，在除酸器分離出攜帶的液滴后，去脫硫或粗苯回收工段。飽和器后煤氣含氨量一般要求小于0.0

28、3g/m3。飽和器中母液經水管入滿流槽，由此用泵打回到飽和器的底部，這樣構成母液循環(huán)系統(tǒng)，并在器內形成上升的母液流，進行攪拌。硫酸銨結晶沉于飽和器的錐底部，用泵將漿液送到結晶槽，在此從漿液中沉淀出硫酸銨結晶，結晶槽滿流母液回到飽和器，部分母液送去回收吡啶裝置。 含量為72%78%的硫酸自高位槽加入飽和器。除酸器液滴經滿流槽泵送至飽和器。硫酸銨結晶漿液在離心機分出結晶，結晶含水分1%2%，于干燥器中脫水后送去倉庫。飽和器的壁上會沉結細的晶鹽，增加煤氣流動阻力。為此，飽和器需定期用熱水和借助于加酸進行洗滌。2.2飽和器法回收氨的影響因素及控制用飽和器法生產硫酸銨，主要是控制好飽和器母液的溫度、酸度

29、、密度、雜質、結晶的提取、煤氣預熱的溫度、分離及干燥操作等2。2.2.1預熱器后的煤氣溫度預熱器前煤氣溫度與初冷后的煤氣溫度及煤氣在鼓風機的溫升有關。當煤氣在初冷器內冷卻至35時，如采用離心式鼓風機輸送，預熱器前煤氣溫度一般在50左右。為了蒸發(fā)飽和器中多余水分，保持飽和器內的水平衡，以防止母液被稀釋，進入飽和器的煤氣必須經過預熱，其預熱溫度按飽和器熱量平衡計算確定。為不使預熱溫度過高，影響硫酸銨質量，除降低初冷器后煤氣溫度后，必須嚴格控制進入飽和器的水量，即沖洗飽和器、除酸器以及離心機內洗滌硫酸銨的用水量等。當吡啶裝置生產時，氨氣全部進入飽和器，預熱器后煤氣溫度一般控制為7080。當吡啶裝置不

30、生產時，預熱器后的煤氣溫度控制在6070。2.2.2母液溫度飽和器的溫度制度是依據飽和器的水平衡制定的。母液溫度過高過低都不利于晶體成長，因此飽和器應在保證母液不被稀釋的條件下，采用較低的適宜溫度操作，并使其保持穩(wěn)定。圖2.2 酸度4%和8%的母液溫度與母液液面上水蒸氣壓的關系曲線母液溫度影響晶體成長速度。通常晶體的成長速度隨母液溫度的升高而增大，且由于晶體各棱面的平均速度比晶體沿長向成長速度增大較快，故提高溫度有助于降低長寬比而形成較好晶體。同時，由于晶體增長速度也變快，故可將溶液的過飽和程度控制在較小范圍內，減小晶核生成。但是溫度也不易過高，溫度過高時，雖然因母液黏度降低而增加了硫酸銨分子

31、向晶體表面的擴散速率，有利于晶體長大，但也易因溫度波動而形成局部過飽和程度過高現(xiàn)象，促使大量晶核形成。實際上，母液溫度是根據器內的水平衡確定的。如果初冷器后煤氣溫度較高，硫酸銨洗滌用水量偏大等，為保持器內水平衡，必將提高母液溫度。這樣不僅影響氨和吡啶鹽基的回收率，而且設備的腐蝕加劇，同時影響硫酸銨質量。母液液面上的水蒸氣分壓取決于母液的酸度、硫酸銨的濃度和溫度等因素。酸度為4%和8%的母液溫度與母液液面上水蒸氣壓的關系曲線如圖2.1所示，提高母液酸度和母液中硫酸銨的含量以及降低母液的溫度時，均會使母液液面上水蒸氣壓降低。飽和器內母液液面上水蒸氣分壓與煤氣中水蒸氣分壓相平衡時的母液溫度為母液最低

32、溫度，但由于煤氣在飽和器中停留時間短不可能達到平衡。因此在飽和器內母液適宜溫度應比最低溫度高。一般母液液面上水蒸氣分壓相當于煤氣中水蒸氣分壓的1.31.5倍，此值稱為偏離平衡系數(shù)，于此相適應的母液溫度即為母液的適宜溫度。適宜的母液溫度是在保持在保證母液不被稀釋的條件下，采用較低的操作溫度，并使其保持穩(wěn)定均勻。一般母液溫度控制在5055。2.2.3母液酸度母液酸度對硫酸銨結晶影響較大。酸度大難以獲得大顆粒結晶。酸度小時，除使氨和吡啶的吸收不完全外，還容易造成飽和器堵塞。當母液酸度低于3.5%時，還容易起泡沫，使操作條件惡化。一般情況下，當母液酸度維持在4%6%是比較合適的。為了創(chuàng)造結晶長大的條件

33、，還必須使母液酸度保持在比較穩(wěn)定的范圍內。為此應采用飽和器連續(xù)加酸和深度加酸。并用水和蒸汽沖洗，以消除器內沉積的結晶。加酸一般將母液酸度提高到12%14%，深度加酸一般將母液酸度提高到20%25%。當部分使用再生酸且再生酸中含焦油雜質較多時，宜在加酸時將其加入母液貯槽或酸焦油處理裝置的分離槽內，待分離出焦油后，再進入飽和器的母液循環(huán)系統(tǒng)。2.2.4母液的循環(huán)攪拌為使飽和器母液酸度和溫度均勻，結晶顆粒能在母液中呈懸浮狀態(tài)，最有效的措施就是對母液進行攪拌。采用母液循環(huán)攪拌，不僅能夠促進結晶晶核的形成和結晶顆粒的長大，而且使飽和器的堵塞情況減輕。同時結晶顆粒增大后也相應地提高了離心機的處理能力。從而

34、在某種程度上可以彌補，因加大母液循環(huán)量而導致的電能額外消耗。用泵循環(huán)攪拌時，母液循環(huán)量應不小于飽和器內母液容積的23倍13。2.2.5母液中的結晶濃度（晶比）母液中的結晶濃度一般以晶比來表示，即母液中的所含結晶的體積對母液與結晶的總體積的百分比。晶比要控制適當，晶比太大時，相對減少了氨與硫酸反應的容積，不利于氨的吸收，并使母液攪拌的阻力加大，導致母液攪拌不良，也易造成飽和器的堵塞。晶比太小時，則不利于晶體的長大，一般鼓泡式飽和器晶比保持在40%50%為宜，在離心機開車時，晶比不宜大于60%，停車時晶比不宜小于20%。2.2.6結晶槽中結晶層的厚度結晶槽中保持一定的結晶厚度，對保證硫酸銨質量和穩(wěn)

35、定離心機的操作極為重要。結晶層厚度小時，將使放入離心機的漿料結晶濃度不穩(wěn)定，導致硫酸銨水分和游離酸含量增高，但厚度過大，造成管道和飽和器堵塞。一般宜將結晶層厚度控制在結晶槽高度的13。2.2.7離心分離和水洗離心分離和水洗效果對產品的游離酸和水分含量影響很大。要求放入離心機的料漿和料漿的結晶濃度保持穩(wěn)定，否則離心機轉鼓內料層厚度不容易均勻，影響分離效果。有圖知，提高離心機的洗水溫度，可以提高離心分離效率。用熱水洗滌能更好地從結晶表面去油類雜質，并能防止離心機篩網被細小油珠堵塞。因此洗水溫度在70以上為宜。2.3離心機洗水溫度對硫酸銨游離酸含量的影響2.4離心機洗水量對硫酸銨質量的影響離心機的洗

36、水量對產品質量也有顯著影響，影響情況見圖2.4所示。有圖可見，洗水量應不大于硫酸銨量的12%。另外水洗量過多也會破壞飽和器的水平衡。因此，離心機的洗水量應不大于硫酸銨量的12%。在生產吡啶時，采用凈化后的脫吡啶母液洗滌離心機內硫酸銨，可進一步降低離心機內硫酸銨游離酸含量。為了使離心機的洗水能均勻噴灑在料層上，應在洗水管的端部設置扁頭噴嘴。2.2.8沸騰干燥器的操作沸騰干燥器的正常運行，首先是給料的均勻和水分的穩(wěn)定，其次是根據來料情況調節(jié)溫度和風壓，并及時搗碎器內結塊，使物料保持沸騰狀態(tài)。此外還應定期清除器內積料、檢查更換損壞的風帽和石英石。操作要點如下：（1）開車前，干燥器內的固定層應攪拌均勻

37、，保持料層厚度在100mm左右。（2）開車時器內溫度應高于正常操作溫度20左右，在加料前15min往器內送入適量熱風加熱升溫。（3）塊狀物料或水分大于3%的濕料不能投入干燥器內，以防堵塞。（4）當濕料進入干燥器后，首先提高排風機風量，相應加大送風量。根據下料量進行調整，保持干燥器進料口處風壓為零。（5）停車后，一旦停止下料，立即關閉蒸汽，減少風量，防止把固定層吹掉，同時將固定層攪松，保持一段時間的冷態(tài)沸騰，將干燥器內的濕空氣趕掉，避免水汽冷凝使固定層結塊。2.2.9母液的凈化處理母液中含有可溶性和不溶性雜質。硫酸銨母液內的雜質得種類和含量，取決于硫酸銨生產工藝流程、硫酸質量、工業(yè)用水質量、脫吡

38、啶母液得處理程度、設備腐蝕情況及操作條件等。母液中的雜質不僅影響硫酸銨晶體的成長和晶型，而且還使在單位時間內晶體體積總增長量小于同一時間內在飽和器中形成的硫酸銨量，引起母液的過飽和程度增加，這不僅使硫酸銨晶體強度降低，同時還會形成大量針狀晶核，迅速充滿溶液中，破壞正常操作。雜質對晶體成長速率有明顯影響，在一定的過飽和度下，雜質較多地對生長起抑制作用；在極端的情況下，可完全抑制晶面的生長。雜質對晶體生長機制的影響有以下幾種情況：晶面吸附雜質或離子后被毒化，不再是生長的活性點，柱型結晶變成針型；吸附雜質后，晶體生長時需要排除雜質，導致速率下降，晶粒??；雜質的存在使介穩(wěn)區(qū)縮小，導致生成大量晶核。母液

39、中的可溶性雜質主要是由酸和水腐蝕產生的鐵、鋁、銅、鉻、鉛、銻及砷等的鹽類14。其多半來自硫酸、腐蝕設備或工業(yè)用水帶入；此外，隨煤氣帶入的煤焦油霧，有時也會與母液形成穩(wěn)定的乳濁液附著在晶體表面，阻止晶體的成長。不溶性雜質主要是由煤氣帶入的焦油霧、煤塵等。這些雜質既阻礙硫酸銨結晶的長大，又使硫酸銨著色。 在生產中必須采取措施，減少母液中的雜質，從而才能得到色澤好、粒度大、晶型好的硫酸銨產品。 第三章 物料衡算和熱量衡算進行飽和器的物料衡算和熱量衡算，對分析飽和器的操作及制定硫酸銨生產的正常溫度制度具有重要意義。水平衡是飽和器物料平衡的重要部分，可以用來確定飽和器內母液的適宜溫度。然而通過熱平衡計算

40、則可以確定飽和器操作過程中是否需要補充熱量2,15。從而確定所需要的煤氣預熱溫度。原始數(shù)據見下表：3.1平衡計算原始數(shù)據項目數(shù)值焦爐氣處理量m3/h220001 t干煤的煤氣發(fā)生量/m3340焦爐干煤裝入量/（t/h）氨的產率（揮發(fā)氨）/%0.3剩余氨水量/(t/h)6.54剩余氨水含氨量/（g/kg）3.5初冷器后煤氣溫度/30蒸餾1m3稀氨水用直接蒸氨汽量/kg100蒸氨塔廢水含氨量/(g/l)0.5分縮器后氨氣溫度/98飽和器后煤氣壓力（表壓）/kpa11.77飽和器后煤氣允許含氨量/（g/m3）0.03硫酸質量分數(shù)/%783.1飽和器的物料衡算3.1.1飽和器的氨平衡和硫酸用量計算煤氣

41、中氨含量為1%1.5%，帶入飽和器的氨量：煤氣量：煤氣帶入飽和器的氨量：飽和器后隨煤氣帶走的氨量：由蒸氨柱的氨氣帶入飽和器的氨量：飽和器內被硫酸吸收的氨量：3.2飽和器氨的物料平衡入飽和器出飽和器項目kg/h項目kg/h煤氣帶入氨氨氣帶入氨共 計171.2118.966190.176硫酸吸入的氨煤氣帶走的氨共 計189.5160.66190.176硫酸銨產量（干）：式中 132硫酸銨的相對分子質量17氨的相對分子質量換算為78%的硫酸為： 式中98硫酸的相對分子量氨的損失率：3.1.2飽和器的水平衡計算飽和器內的水分主要是由煤氣和氨氣帶入的，其余的為硫酸帶入以及離心機、飽和器和除酸器的洗水等。

42、為了保持飽和器的水平衡，防止母液被稀釋，破壞正常操作，這些帶入的水分應全部由煤氣帶出飽和器。（1）帶入飽和器的水量煤氣帶入水： 式中35.2由附錄查知1nm3干煤氣30時的飽和含水量 氨分縮器后氨氣帶入的水：式中10%相當于分縮器后溫度為98%時的氨氣濃度由硫酸帶入的水：洗滌硫酸銨的水：取為硫酸銨量的8%，而出離心機的硫酸銨帶去相當于硫酸銨量的2%的水分。則帶入的洗滌水為：沖洗飽和器、除酸器帶入的水：飽和器的酸洗和水洗是定期進行的，洗水量隨操作制度不同而異，現(xiàn)取洗水量為每小時100kg來計算。則帶入飽和器的總水量為：（2）飽和器內煤氣中水汽分壓由上邊計算水平衡求得帶入飽和器的總水量中，除由硫酸

43、銨帶走的極少量的水分外，均應由煤氣帶走，則1m3煤氣應帶走的水量為：相應的1m3煤氣中水汽的體積為：則混合氣體中水汽所占的體積百分比為：飽和器后的煤氣表壓為11.77kpa，其絕對壓力為：則水汽分壓為：3.1.3飽和器內最低溫度和最適宜溫度的確定（1）母液最低溫度的確定：根據飽和器母液液面上蒸汽分壓pl和母液液面上煤氣中蒸汽分壓pg的平衡關系來確定。母液液面上蒸汽分壓pl（kpa）取決于母液溫度和母液中游離酸和硫酸銨的含量，可按下式計算： (3-1)式中p0在規(guī)定溫度下水的飽和蒸汽壓，kpa；v母液中硫酸銨的含量，g/100酸液；s游離酸含量，g/100酸液；當母液中硫酸銨總含量為46%及酸液

44、為6%時可求得相應的v和s的值：酸液酸液則 p0與母液有關，母液最低溫度應使pl=pg，則求得：查飽和蒸汽壓表，得其溫度為 45.5，此溫度即為飽和器母液必需的最低溫度。（2）母液適宜溫度的確定：實際上飽和器內母液溫度應比最低溫度高，因母液內水的蒸發(fā)需有蒸發(fā)推動力，即。此外由于煤氣在飽和器中停留的時間短，不可能達到平衡，所以，實際上母液液面上的水蒸氣分壓為： (3-2)式中 k平衡偏離系數(shù)，其值為1.31.5，取1.5時；查飽和器蒸汽壓力表，得到相應的溫度為53.6，此即為飽和器母液的最適宜溫度。在生產中，吡啶不生產時，母液溫度一般為5055,此算出數(shù)值符合實際要求。3.2飽和器的熱量衡算，以

45、0為基準。為了確定是否需要給飽和器補充熱量和確定煤氣應預熱的溫度，需要對飽和器進行熱平衡計算。3.2.1輸入熱量（1）煤氣帶入飽和器的熱量（kj/h）：干煤帶入：式中1.465干煤氣比熱容，kj/(m3)；t煤氣預熱溫度（待求），。水汽帶入：式中1.834080時的水汽比熱容，kj/(m3)；2491水在0時的蒸發(fā)熱，kj/(m3)。氨帶入：式中2.106氨的比熱容，kj/(m3)。煤氣中所含的苯族烴、硫化氫及其他組分，在飽和器內未被吸收，由于煤氣在飽和器前后溫度變化小，而引起的熱量變化甚微，可忽略不計；吡啶裝置不生產，也不予考慮，則煤氣帶入飽和器的總熱量為：（2）氨蒸汽帶入熱量：氨汽帶入：式

46、中2.12798時的氨的比熱容，kj/(m3)。水汽帶入：式中1.842098時的 水汽比熱容，kj/(m3)。則：（3）硫酸帶入熱量：:式中1.882濃度78%硫酸的比熱容，kj/(m3)。（4）洗滌水帶入的熱量（洗滌結晶和沖洗設備的水帶入的熱量）洗滌水一般取為60，沖洗設備用水按平均100kg/h計算： 式中4.17760時水的比熱容，kj/(m3)。（5）結晶槽回流母液帶入的熱量：回流母液溫度低于飽和器內溫度910，可取為45；回流母液量為硫酸銨產量的10倍。則：式中2.676母液比熱容，kj/(m3)。（6）循環(huán)母液帶入的熱量：循環(huán)母液量取為硫酸銨量的60倍，其溫度約低于飽和器內母液溫

47、度57，取為50。（7）化學反應熱：中和熱： (3-3)由有關資料18查到如下數(shù)據：的生成熱為46057kj/kmol，的生成熱為882620kj/kmol，的生成熱為1170270kj/kmol。則中和熱為：結晶熱：由資料查知，硫酸銨的結晶熱為82.5kj/kg，則硫酸銨的每1kmol的結晶熱為：硫酸從78%稀釋到6%的稀釋熱：每1kmol硫酸的稀釋熱可按下式計算：式中硫酸濃度為6%時，水和硫酸的摩爾分率， 硫酸濃度為78%時，水和硫酸的摩爾分率， 化學反應熱共為：對每小時生產745.06kg硫酸銨的化學反應熱為：式中132硫酸銨的分子量。飽和器輸入的熱量總計為：3.2.2輸出熱量（1）煤氣

48、由飽和器帶出熱量：設飽和器后煤氣溫度為55，則干煤氣帶出：式中1.465干煤氣比熱容，kj/(m3)水汽帶出：則： （2）結晶母液帶出熱量：設母液溫度為55，則（3）循環(huán)母液帶出熱量：（4）飽和器散失熱量：設相當于循環(huán)母液損失量的25%（按循環(huán)母液在循環(huán)過程中降低5考慮），則飽和器輸出的熱量總計為：根據熱平衡關系，則t=65.3實際操作中煤氣預熱溫度控制在6070。當使用硫酸質量濃度為92%93%時，由于稀釋熱增大，而帶入的水分減少，故有時煤氣不經預熱仍可維持飽和器水平衡。在實際操作中，如吡啶裝置投入生產，部分或全部氨氣進入吡啶裝置后，以冷凝液回流入飽和器。因此，進入飽和器的熱量減少，并且為蒸

49、發(fā)這部分冷凝水還需熱量。故吡啶裝置生產時，在其他生產條件相同時，煤氣預熱溫度要比上述計算數(shù)值高，可達7080。由上邊的物料衡算和熱量衡算得到下邊數(shù)據表：3.3物料衡算數(shù)據表項 目數(shù) 值單位硫酸銨產量735.768kg/h硫酸消耗量700.32kg/h氨損失率2.36%帶入飽和器總水量1243.31kg/h飽和器出口煤氣中水蒸氣分壓7.431kpa母液最低溫度45.5母液的適宜溫度53.63.4熱量衡算數(shù)據表熱輸入項目數(shù)值kj/h熱輸出項目數(shù)值kj/h煤氣帶入熱量1929030.4+34010.82t煤氣帶出熱量4995147.89氨蒸汽帶入熱量459965.14結晶母液帶出熱量1191193.

50、677硫酸帶入熱量26360.04循環(huán)母液帶出熱量6497420.05洗滌水帶入熱量36125.87飽和器散失熱量147668.64結晶槽回流母液帶入熱量886011.83循環(huán)母液帶入熱量5906745.5化學反應熱1367692.38合計10611931.16+34010.82t合計12831430.26從而得到煤氣預熱溫度為65.3。第四章 飽和器的計算我國大中型焦化廠廣泛采用的外部帶有除酸器的鼓泡式飽和器。其本體是用鋼板焊制，具有可拆卸的頂蓋和錐底，材質最好采用耐酸不銹鋼，否則內壁需襯以防酸層。防酸層可用石油瀝青、油氈紙，耐酸瓷磚等要求砌襯。飽和器頂蓋內表面及中央煤氣管外表面及下段內表面

51、，由于經常接觸酸霧和酸液，均需焊鉛板襯層。有的廠采用環(huán)氧玻璃鋼代替襯鉛飽和器頂蓋內表面及中央煤氣管表面，也取得良好效果2,19。在中央煤氣管下端裝有煤氣泡沸傘，沿泡沸傘整個圓周焊有彎成一定弧度的導向葉片，構成了弧形管道，使煤氣均勻分布而出并泡沸穿過母液，以增大氣液相接觸面積，并使飽和器內上層母液劇烈旋轉。泡沸傘浸入母液深層（或稱浸沒深度）是指泡沸傘煤氣出口上緣至飽和器滿流口下緣的垂直距離。一般情況下，泡沸傘的浸沒深度不小于200mm。煤氣通過飽和器的阻力主要同浸沒深度有關。泡沸傘可用硬鉛（85%鉛和15%銻合金）澆鑄，也可用用鎳鉻鈦不銹鋼焊制，或用石棉酚醛樹脂制作。為了增大結晶的粒度，采用母液

52、強化循環(huán)的方法。液體的攪拌器是作為飽和器的一個組成部分示出的，由供料管和噴嘴組成。飽和器的工作介質是由泵通過液體攪拌器壓送的。由于硫酸吸收氨的反應速度比吸收吡啶的反應速度快得多。故在飽和器中，如果同時回收氨和吡啶時，為了保證吡啶的回收率，應適當加大液封高度，以增加氣液兩相接觸和反應時間。飽和器內靠母液循環(huán)泵將循環(huán)母液由噴嘴強制噴出而劇烈攪拌，循環(huán)母液量愈大，攪拌愈劇烈，造成結晶成長的條件也愈好。國外有些焦化廠為得到大顆粒硫酸銨結晶，采用的母液循環(huán)量遠遠高于國內常用參數(shù)，有的高達200m3h以上。飽和器的設計定額：煤氣進口速度1215m/s；中央管內煤氣速度78m/s；環(huán)形空間煤氣速度0.70.

53、9m/s；泡沸傘煤氣出口速度78m/s，以防止夾帶過多的酸滴，然后由設于頂蓋的導出管引出，經除酸器捕集母液液滴后去粗苯工段20。根據上述飽和器的設計定額和煤氣處理量可以確定飽和器尺寸，則原始數(shù)據如下：4.1計算原始數(shù)據項目數(shù)值煤氣流量22000m3/h飽和器前煤氣壓力17.3kpa飽和器阻力5.5kpa煤氣預熱器后煤氣溫度65.3飽和器后煤氣溫度露點溫度50飽和器后煤氣溫度60除冷器后煤氣溫度30（1）預熱器后煤氣實際體積流量：式中 1.1951m3煤氣（標態(tài)）在30時為水蒸氣飽和后的體積。（2）煤氣進口管直徑： 查閱文獻21得到如下公式： （4-1） 式中 d1煤氣進口管直徑，m； v煤氣流

54、量，m3/h； 取煤氣進口速度為u1=13m/s （煤氣進口速度1215m/s）則：所以煤氣進口管直徑為0.8m （3）中央煤氣管直徑：得知計算公式：式中 d2中央煤氣管直徑，m； v1預熱后煤氣實際體積，m3/h 中央煤氣管道內煤氣流速為u2=7.5m/s，（中央管內煤氣速度78m/s）則：所以中央煤氣管直徑為1.25m（4）飽和器后煤氣的實際體積v2：式中 1.3481 m3煤氣（標態(tài)）在50為水蒸氣飽和后的體積。（5）飽和器直徑d：取飽和器的內環(huán)截面上煤氣流速為0.8 m/s（環(huán)形空間煤氣速度0.70.9m/s）則內環(huán)面積為：飽和器的總截面積為：則飽和器的直徑為： 所以飽和器直徑為3.8m（6）飽和器高度：煤氣在飽和器內停留時