65m3h直接蒸氨工藝設(shè)計

1、I65m3/h 直接蒸氨工藝設(shè)計摘要：摘要：在焦化生產(chǎn)過程中產(chǎn)生大量含酚、氰、油、氨氮等有毒、有害物質(zhì)的剩余氨水，主要來自煉焦和煤氣凈化過程及化工產(chǎn)品的精制過程。剩余氨水主要由三部分組成：裝爐煤表面的濕存水、裝爐煤干餾產(chǎn)生的化合水和添加入吸煤氣管道和集氣管循環(huán)氧水泵內(nèi)的含油工藝廢水，剩余氨水總量一般按裝爐煤 14%計。剩余氨水的傳統(tǒng)加工工藝是利用蒸汽進行直接蒸氨。直接蒸氨工藝是在蒸氨塔的塔底直接通入水蒸汽作為蒸餾熱源.直接蒸氨工藝的流程短，設(shè)備少，一次性投入少.直接蒸氨工藝中，蒸汽直接進入塔底廢水，蒸汽冷凝水不能回收，塔底廢水量加大，廢水出系統(tǒng)前要冷卻到 40，導致廢水冷卻器的冷卻水耗量增大.

2、直接蒸氨工藝因為沒有再沸器，相對蒸氨工藝來說設(shè)備維修量小，工藝簡樸，也一度成為蒸氨工藝的首選。雖然近年來有運用管式爐（導熱油）加熱剩余氨水來減少蒸汽耗量的工藝改良，但是要消耗大量的煤氣資源進行加熱，仍然沒有解決實質(zhì)性問題。本設(shè)計是采用直接蒸氨的方法進行操作的，主要原理是：原料氨水與蒸氨廢水換熱至9098后，與用于分解氨水中固定銨的5%氫氧化鈉溶液一起進入蒸氨塔上部，塔底供入直接蒸汽將氨蒸出，氨蒸汽經(jīng)塔頂分凝器冷凝冷卻后，冷凝液作為蒸氨塔的回流，氨汽直接送到硫銨工段或進一步冷凝成濃氨水。蒸氨塔底部排出的蒸氨廢水，在與原料氨水換熱后送往生化處理裝置處理或送去洗氨。關(guān)鍵詞：關(guān)鍵詞：焦化;蒸氨;剩余氨

3、水;溫度II65m3/h directly Ammonia Process DesignAbstract：In the coking production process a large number of phenol, cyanide, oil, ammonia and other toxic and hazardous substances remain in residual ammonia which mainly from the coke and gas purification processes and chemical products, refined the proce

4、ss. Residual ammonia consists of three parts: Charging of the surface of the wet storage of coal, coal carbonization furnace installed compounds produced by absorbing water and added to the gas pipeline and oxygen gas collector loop pump oil within the process wastewater, total residual ammonia gene

5、ral Charging of coal by 14% in dollars. Residual ammonia in the traditional processing technology is the use of direct steam ammonia。Direct the ammonia production was in the steam ammonia of the tower on the water vapor towerbottom as a distillation pyrogen. direct the ammonia production processes,

6、equipment, one-time investment. direct the ammonia process, the steam to walk straight into the tower of waste, the condensation water is not collectable and the base of a quantity of water, waste water to cool off before the system to 40 , cooling water is cooling water consumption of the size of D

7、irect steam ammonia production through, because there is no relative steam ammonia production equipment maintenance capacity for small craft was a simple, and once became the first choice of the ammonia. This design is to direct the ammonia method of operation, the major principle is ： materials amm

8、onia water and vapour ammonia waste water for hot to 90 98 , and used for dismantling ammonia the water on the 5% reveal the hydrogen of sodium solution went into the tower at the end of the ammonia, for the direct steam will steam out of the ammonia, ammonia steam condenses into the tower has run t

9、he cooling, the condensate as the ammonia of the tower, the immediate return of ammonia brought to reveal or sulphur section further condenses into water strong ammonia Steam ammonia the bottom of the ammonia waste, and materials ammonia water hot and sent to chemical processing device or handle to

10、the ammonia.Key words：Coking, Ammonia, Residual ammonia, temperatureIII目 錄第一章 直接蒸氨工藝流程簡介11.1 原料氨水的來源和性質(zhì)11.2 剩余氨水的危害21.3 國內(nèi)蒸氨工藝面臨的問題31.4 直接蒸氨工藝流程3第二章 物料衡算52.1 數(shù)據(jù)取值和相關(guān)參數(shù)52.2 原料氨水物料計算62.3 廢水物料計算62.4 成品氨蒸汽物料計算62.5 加堿量物料計算72.6 蒸汽量物料計算72.7 回流比與塔頂氨氣含氨濃度的確定82.8 總物料平衡計算92.9 系統(tǒng)水平衡計算9第三章 熱量衡算103.1 輸入的熱量計算103.2

11、 輸出的熱量計算103.3 結(jié)果分析11第四章 精餾塔的計算134.1 理論板數(shù)確定134.2 精餾塔數(shù)據(jù)收集144.3 塔徑的計算144.4 填料層高度計算154.5 填料層壓降計算154.6 接管管徑計算164.7 液體分布器的簡要設(shè)計16第五章 其它設(shè)備選型185.1 泵的選型原則和依據(jù)185.2 板式換熱器195.3 冷凝器20結(jié) 論21IV致 謝22參考文獻23附：設(shè)備圖24寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第一章 直接蒸氨工藝流程簡介1第一章 直接蒸氨工藝流程簡介1.1 原料氨水的來源和性質(zhì)焦爐煤氣在汽液分離及初步冷卻過程中，煤氣中一定數(shù)量的氨、二氧化碳、硫化氫、氰化氫和其他組分溶解于冷凝水中

12、，形成了冷凝氨水，此部分氨水有一部分送焦爐集氣管、橋管進行循環(huán)噴灑，而由于加入配煤水分和煉焦時產(chǎn)生的化合水的存在，導致氨水量增多，形成所謂剩余氨水。廢水處理過程見圖 1脫酚后的剩余氨水 蒸 氨 氨氣蒸汽NaOH生化處理混凝處理外排圖 1-1 剩余氨水處理過程在煤氣冷凝氨水中含有較多的揮發(fā)銨鹽 NH3與 H2S、HCN、H2CO3形成銨鹽，如（NH4）2S、NH4CN、 （NH4）2CO3等，固定銨鹽如 NH4Cl、NH4CNS、(NH4)2SO4、(NH4)2S2O3等的含量較少。循環(huán)氨水中主要含有固定銨鹽，目前我廠采用以上兩種氨水混合的分離流程，可以使混合氨水固定銨鹽含量降至 1.31.5g

13、/L。蒸氨原料氨水主要為剩余氨水。焦化廠是剩余氨水的主要排放源，所排放的剩余氨水占全廠排放量的一半以上。蒸氨原料氨水主要來源包括：荒煤氣冷卻產(chǎn)生的剩余氨水廢液。此類剩余氨水主要是荒煤氣經(jīng)集氣管噴淋冷卻和初冷器凝結(jié)所得的混合液，是焦化廠的主要排放廢水。來自焦爐的荒煤氣是由干煤氣、水蒸氣及一系列化學產(chǎn)品組成的復雜的有機混合物?；拿簹馔ㄟ^回收車間凈化處理后，焦油、氨、苯等化學產(chǎn)品被回收下來，凈寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第一章 直接蒸氨工藝流程簡介2煤氣則送往焦爐、冶金廠及其他用戶使用.出爐的荒煤氣溫度很高，經(jīng)上升管后，在橋管和集氣管內(nèi)用循環(huán)氨水噴灑冷卻，然后進入煤氣初冷工藝流程進一步冷卻，從而產(chǎn)生剩余氨

14、水。煤氣的初冷方式有間接冷卻、直接冷卻和間直接混合冷卻三種。剩余氨水中含有大量的酚類、苯類、焦油、硫化物、氰化物、氨氮等物質(zhì)。其組成與焦爐操作制度、煤氣初冷器形式、初冷后煤氣溫度以及初冷冷凝液的分離方法等有關(guān)。1.2 剩余氨水的危害剩余氨水是焦化廠的主要排放廢水，其水質(zhì)復雜、污染物種類繁多、且污染物濃度較高，除含有氨、氰、硫氰根等無機污染物外，還含有酚、油類、蔡、毗嚨、哇琳、蔥和其它稠環(huán)芳烴化合物等，是目前較難處理的廢水之一。由于歷史的原因，大多數(shù)焦化廠在當時設(shè)計建設(shè)時，焦化廢水處理技術(shù)尚處于較低水平，絕大部分廠家采用了普通生化技術(shù)作為廢水處理手段。該技術(shù)對氨氮污染降解效果甚微，使排放廢水中的

15、氨氮嚴重超標。這些廢水的排放對受納水體造成了較大的污染，使水體產(chǎn)生富營養(yǎng)化，影響了水體的使用功能，造成較大的環(huán)境問題。 近年來，隨著環(huán)境壓力的不斷增加，國家針對廢水排放的標準日益嚴格。在我國制定的 G B8978-19%污水綜合排放標準1中對 C O D 的排放標準就更加嚴格，而且增加了氨氮( NH3-N)標準。目 前， 我國己有各種規(guī)模的焦化廠數(shù)百家，每年排放數(shù)千萬立方米的含氨廢水。大部分焦化廠的排水主要存在兩個問題: C O D 沒有達標; NH3-N 濃度嚴重超標蒸氨工藝是剩余氨水廢水預處理的有效手段，能夠剩余氨水的氨氮濃度由30004000mg/L 水平降低到 100200mg/L 水

16、平。蒸氨工藝按照蒸氨操作壓力可分為常壓蒸餾和負壓蒸餾工藝；按照能源結(jié)構(gòu)可分直接蒸汽加熱法蒸氨工藝和加熱爐作為熱量來源的塔底再沸蒸餾工藝。直接蒸汽加熱法蒸氨工藝為我國大部分焦化廠所采用。目前，蒸氨工藝面臨著水蒸汽單耗大，蒸氨效果差，操作費用高等一系列的問題，其中蒸氨過程中的能量消耗問題是非常引人關(guān)注的。對于蒸氨工藝進行節(jié)能研究，特別是降低蒸汽單耗方面的研究是具有較好的實踐意義。目前，國內(nèi)外常見的剩余氨水處理工藝主要有三種，其氨氮的脫除效果均達到國家排放標準: 一是采用普通生化、混凝處理工藝 ) ; 二是采用 A / 0 生物脫氮、棍凝處理工藝 ;三是采用催化濕式氧化處理工藝2，但該工藝目前還不夠

17、成熟，在我國無工業(yè)化應(yīng)用 由于剩余氨水中含有 NH3、H2S、CO2、HCN、銨鹽等成分，氨氮的濃度較高，若直接進行生化處理的話，細菌將難以承受，因此一般剩余氨水的處理過程為先脫酚、后蒸氨、再去生化處理的過程。這種工藝工程比較簡單，添加的介質(zhì)少，廢水的處理成本也低。寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第一章 直接蒸氨工藝流程簡介3表1-1 剩余氨水主要組成1.3 國內(nèi)蒸氨工藝面臨的問題國內(nèi)蒸氨工藝面臨的主要問題有能量消耗大、蒸汽單耗高及加堿分解固定銨鹽的反應(yīng)精餾技術(shù)不夠成熟。負壓蒸氨工藝是一個很好的解決蒸氨能耗過大問題的方法，但由 于設(shè)備和技術(shù)上的限制以及投資費用較高等原因，負壓蒸餾工藝在我國還處于起步階段

18、，沒有工業(yè)化應(yīng)用。 另外，對焦化廠而言，蒸氨只不過是廢水預處理設(shè)施。若采用濕式催化氧化處理氨氮廢水，就可以取消蒸氨等部分廢水處理設(shè)施設(shè)備， 而節(jié)約大量能耗。但是自2 0 世紀 7 0 年代出現(xiàn)的濕式催化氧化法技術(shù)3目前在國內(nèi)還處于研究開發(fā)、機理的探討和動力學模型的建立的層次上。 在我國此項技術(shù)基本上無工業(yè)應(yīng)用，只有在日本和歐美等國家己有工業(yè)化的應(yīng)用。1.4 直接蒸氨工藝流程直接蒸氨工藝是在蒸氨塔的塔底直接通入水蒸汽作為蒸餾熱源，其工藝流程示組成 g/L初冷工藝初冷后煤氣溫度全氨揮發(fā)氨CO2H2SHCN初冷冷凝液單獨分離3040796824130.10.2煤氣間接初冷初冷冷凝液與集氣管循環(huán)氨水混

19、合分離3040796824130.10.2硫銨流程30402512120.220.040.14氨水流程2025231.52.50.52.50.10.2煤氣直接分離初冷循環(huán)氨水與洗氨氨混合分離2530460.41.40.10.24寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第一章 直接蒸氨工藝流程簡介4意圖見圖1-2。圖圖1-2 直接蒸氨直接蒸氨設(shè)計（65m3 /h）工藝流程示意圖工藝流程示意圖如圖1-2 所示，原料氨水與蒸氨廢水換熱至6068后，與用于分解氨水中固定銨的5%氫氧化鈉溶液一起進入蒸氨塔上部，塔底供入直接蒸汽將氨蒸出，氨蒸汽經(jīng)塔頂分凝器冷凝冷卻后，冷凝液作為蒸氨塔的回流，氨汽直接送到硫銨工段或進一步冷凝

20、成濃氨水。蒸氨塔底部排出的蒸氨廢水，在與原料氨水換熱后送往生化處理裝置處理或送去洗氨。寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第二章 物料衡算5第二章 物料衡算2.1 數(shù)據(jù)取值和相關(guān)參數(shù)計算所用到數(shù)據(jù)以下列數(shù)據(jù)為標準：剩余氨水量： 65m3/h；直接蒸汽量： 9t/h；剩余氨水含 NH3 量： 4g/L；剩余氨水含 CO2 量： 2g/L；剩余氨水含 H2S 量： 2g/L；加堿量： 0.7m3/h；成品氨氣管道壓力： 20kPa;原料氨水入塔溫度： 68入塔直接蒸汽溫度： 260廢水出塔溫度： 110加入堿液溫度： 25塔頂溫度： 101廢水流量： 70m3/h蒸氨生產(chǎn)相關(guān)參數(shù)如下：F原料氨水量，kg/hXF

21、原料氨水中氨的質(zhì)量濃度，%TF原料氨水溫度，J加堿量, kg/hTJ進堿溫度，D-成品氨氣產(chǎn)量, kg/hXD-成品氨氣含氨質(zhì)量濃度，%TD成品氨氣溫度，W廢水量, kg/hXW廢水含氨量，%TW廢水溫度，L-回流量, kg/hXR-回流液含氨質(zhì)量濃度，%V塔頂蒸汽逸出量，kg/hY1-塔頂逸出的氨氣含氨質(zhì)量濃度，%R-回流比， R=L/D寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第二章 物料衡算62.2 原料氨水物料計算原料氨水含氨量和其它雜質(zhì)量相對于水可以忽略不計，取密度為 1000kg/m3則原料氨水中幾種主要成分的量為 NH3： 654=260kg/h H2S： 652=130kg/hCO2： 652=1

22、30kg/h H2O： 651000=65000/h則原料進量 FF=260+130+130+65000=65520kg/h則剩余氨水含氨 XF260100%0.4%65520FX 2.3 廢水物料計算由現(xiàn)場測量結(jié)果得到平均每小時廢水量，由于測量時是在廢水池中，故測量溫度為常溫，取此時廢水密度為 1000kg/m3,則廢水質(zhì)量W=701000=70000kg/h根據(jù)現(xiàn)場測量結(jié)果廢水中的含氨量為 0.0136%，則每小時廢水中的氨量為700000.136%=9.52kg/h可以求得氨水中氨氣的蒸出率為：2609.52100%96%2602.4 成品氨蒸汽物料計算假設(shè) H2S 和 CO2全部蒸出，

23、設(shè)水蒸氣的質(zhì)量為 GH2O，則成品氨蒸汽質(zhì)量的組成為：GNH3： 26096%=249.6kg/hGH2S： 130kg/hGCO2： 130kg/h 摩爾組成為：nNH3： 249.6/17=14.68mol/hnH2S： 130/34=3.82mol/h寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第二章 物料衡算7nCO2： 130/44=2.95mol/h據(jù) 總總PPnnNHNH33式中： n總=nNH3+nH2S+nCO2+nH2O=21.45+nH2O查得成品氨氣中氨的分壓在 101時，PNH3=9.04kPa,成品氨氣管道總壓為20kPa（表壓）,則由表壓=絕壓-大氣壓因此：絕壓=表壓+大氣壓=101.

24、3+20=121.3kPa總總PPnnNHNH33214.689.0421.45121.3H On求得： nH2O=175.53m3/h換算成質(zhì)量為：GH2O=175.5318=3159.54kg/h成品氨汽總量 P=175.53+130+130+3159.54=3595.07kg/h氨在成品氨汽中的重量百分濃度為：3175.535.6%3159 .54NHGXpP總2.5 加堿量物料計算 由測量數(shù)據(jù)知加堿量為：0.7m3/h，堿液濃度為 34%，查得稀堿液密度為1100kg/m3，則加堿液量 J J=0.71100=770kg/h 堿液的濃度為 34%，則其中含堿量為77034%=261.8

25、kg/h2.6 蒸汽量物料計算 蒸汽用量 9t/h=9000kg/h，則 G=9000kg/h寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第二章 物料衡算82.7 回流比與塔頂氨氣含氨濃度的確定由塔頂氨分縮器作為物料平衡及氨平衡計算，可得：Vy1=LXR+DXDV=L+DR=L/D由上面三式可推得 11RXRXyDR RDXyyXR11表 2-1 氨在水溶液內(nèi)及液面上蒸汽內(nèi)的含量4（重量%） 蒸汽內(nèi)溶液內(nèi)蒸汽內(nèi)溶液內(nèi)0.10.0150.550.250.0255.40.60.50.056.00.6750.70.0757.00.81.00.18.00.9331.50.158.51.02.00.29.01.0662.70

26、.27101.203.10.3111.3224.00.41121.4444.50.465141.688由上面二個式子可見，當 XD及 XR均為已知時，實際回流比 R 與塔頂氨汽濃度y1互為因變數(shù)，必須先確定其中一個，另一個就可由公式求得。控制塔頂氨汽濃度 y1等于或略大于與 XD達成平衡的 y1值后，即可依式(1)求得回流比 R。前已知 XD=6.8%，查表 2-1 可得 XR=0.77%，XF=0.298%，查表 2-1，可查得與 XF達成平衡的氣相濃度 YF=3.1%。設(shè) y1稍大于 Y，取為 3.9%，代入式（2）得R=0.927 則回流量L=RD=0.9273595.07=3332.6

27、3kg/h寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第二章 物料衡算9 塔頂逸出蒸汽量V=L+D=3332.63+3595.07=6927.7kg/h則塔頂組成 NH3： 141.71kg/h H2S： 130kg/hCO2： 130kg/h H2O： 3356.14kg/h回流組成 NH3： 3332.630.77%=25.66kg/hH2O： 1734.14kg/h2.8 總物料平衡計算由蒸氨塔物料平衡，進料有原料氨水、蒸汽、堿，出料有廢水、塔頂蒸汽，以及少量的焦油瀝青（量很少，可以忽略不計） ，則有進料總量為：F+G+J+L=65520+9000+770+3332.63=78622.63kg/h 出料總量為

28、：W+V=70000+6927.7=76927.7kg/h2.9 系統(tǒng)水平衡計算原料帶入的水量為 65000kg/h 加堿帶入的水量770（134%）=508.2kg/h 直接蒸汽帶入的水量為 9000kg/h 總?cè)胨縈入=65000+508.2+9000=74508.2kg/h 廢水中含水量7000095.2=69904.8kg/h 產(chǎn)品氨的含水量3595.07508.2=3086.87kg/h總出水量M出=69904.8+3086.87=72991.67kg/h寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第三章 熱量衡算10第三章 熱量衡算3.1 輸入的熱量計算 進塔氨水帶入熱量（入塔溫度為 68）Q1=65

29、5204.18768=18654592.32kJ/h式中 4.18768原料氨水的比熱，kJ/kg進塔直接蒸汽（260）帶入的熱量Q2=90002796=25164000kJ/h 式中 2796260水蒸汽焓值，kJ/kg加堿（25）帶入的熱量Q3=7704.1825=80465（kJ/h） 式中 4.1825堿液的比熱容，kJ/kg回流帶入的熱量3332.63412=1373043.56kJ/h式中 412回流液在 98的焓值5。3.2 輸出的熱量計算塔頂蒸汽帶走的熱量（出塔溫度 101）水蒸氣(374K)帶走的熱量： 3356.146.13374=7694353.7kJ/h氨氣帶走的熱量：

30、 141.710.67374=35509.7kJ/h式中 0.67氨氣的比熱 kJ/kg.K，硫化氫和二氧化碳帶走的熱量7.5（0.804+0.653）374=36782kJ/h式中： 0.804、0.653 分別為硫化氫和二氧化碳的比熱，kJ/kg.KQ總=7694353.7+35509.7+36782=7766645.4kJ/h廢水帶走的熱量（出塔溫度 110）Q2=70000450=31500000kJ/h式中 450水在 110時的焓值化學反應(yīng)熱碳酸銨的分解熱量q1=1301017=132210kJ/h式中： 1017每分解出一千克二氧化碳的所需熱量，kJ/kg硫化銨的分解熱量q2=1

31、30762=99060kJ/h寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第三章 熱量衡算11式中： 762每分解出一千克硫化氫的所需熱量，kJ/kg氨、硫化氫和二氧化碳從溶液析出所需熱量q3=249.62054+130（583+532）=657628.4kJ/h式中： 2054、583、532 分別為氨、硫化氫、二氧化碳溶液中析出所需熱量5，kJ/kgQ化= q1+ q2 q3=132210+99060+657628.4=888898.4J/h散熱損失（取為直接蒸汽供給熱量的 1%）Q散=167760001%=167760kJ/h由上可得Q出=7766645.4+31500000+888898.4+167760=

32、45323303.8kJ/hQ入=18654952.32+25164000+80465+137043.56=45272680.88kJ/h3.3 結(jié)果分析3.3.1 物料平衡分析物料平衡有上面求得的數(shù)據(jù)可知，總進料量為 78622.63kg/h，總出料量為76927.7 kg/h，則誤差78622.63-76927.7100%0.19%78622.63 誤差小于 2%，所以計算結(jié)果在置信區(qū)間之內(nèi)，總進料量略大于出料量，可能由于現(xiàn)場數(shù)據(jù)取值以及儀表存在一定的誤差。還有塔底排油也會帶走一定的量，由于排油量為每周約 3m3，所以排量比較小，可以忽略不計。3.3.2 回流分析 蒸氨塔的分縮器處于塔頂，

33、塔相對高 由于循環(huán)水壓力有限，以至不能到達分縮器中，所以本塔的分縮器上水量偏小，塔頂回流量不足，實際操作回流比僅 0.927，由于回流偏小，從而造成本塔水分大量蒸發(fā)出塔，使得氨的蒸出率不高。處理每立方米原料氨水耗用蒸汽量為 9000/65=138.46kg/h。3.3.3 熱量平衡分析由上面計算結(jié)果可知總?cè)胨崃繛?45272680.88kJ/h，總出塔熱量為45323303.8kJ/h，出塔熱量比入塔熱量稍大?？梢郧蟮玫秸`差寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第三章 熱量衡算12%100QQ-出入出Q%12. 1%10045323303.888.452726808 .32330345誤差小于 2%，結(jié)果也

34、處于置信區(qū)間之內(nèi)。計算的出塔熱量稍大于入塔熱量，除了計算數(shù)據(jù)和儀表存在一定的誤差之外，再就是回流量小的影響。3.3.4 說明問題通過對目前蒸氨操作的實際狀況分析，由物料衡算結(jié)果可以看出，蒸氨廢水含氨量為 0.0136%，達到了剩余氨水的脫氨效果，為生化的進一步處理奠定了基礎(chǔ)。但蒸氨塔頂逸出氣體含大量水蒸氣，含氨濃度僅為 6.8%，低于理論含氨指標10%12%的要求水平，雖然一定程度上減少了直接蒸汽耗量，但是隨塔頂氨氣帶出大量蒸汽，進入飽和器內(nèi)對飽和器內(nèi)的操作及水平衡構(gòu)成影響，同時影響到了飽和器的吸收效果及硫銨成品產(chǎn)質(zhì)量狀況。3.3.5 取得效果及解決對策通過本次物料及熱量衡算，使我們掌握了化工

35、基礎(chǔ)衡算知識，對于今后工作中分析操作情況，判斷存在的問題與不足，優(yōu)化、指導工藝生產(chǎn)，提高設(shè)備利用率及生產(chǎn)效率水平，挖掘潛力，推進節(jié)能降耗工作向縱深發(fā)展，起到了積極的促進作用。針對以上通過衡算出現(xiàn)的問題，我們必須調(diào)整工作思路，改變工藝控制操作模式，變更參數(shù)，及時協(xié)調(diào)蒸氨分縮器的冷卻水量，保障供水，確保塔頂回流，提高出塔氨氣濃度，以在新的操作條件下，重新進行物料及熱量的衡算，查驗效果，以期日臻完善。具體內(nèi)容包括：1. 協(xié)調(diào)分縮器所用循環(huán)水的壓力確保供水充足，保障分縮器溫度達到規(guī)定要求，以確保塔頂回流量適宜，成品氨氣濃度提高。2. 控制入塔直接蒸汽流量，在確保蒸氨效果及塔頂氨氣蒸出率的基礎(chǔ)上，減輕塔

36、內(nèi)負荷，減少原料消耗，降低生產(chǎn)成本。3. 控制原料氨水處理量，提高蒸氨塔寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第四章 精餾塔的計算13第四章 精餾塔的計算4.1 理論板數(shù)確定理論板數(shù)可使用 MT 作圖法和逐板計算法求得，MT 法簡單但精度不高，在此選用逐板計算方法，由于氨水相對揮發(fā)度在不同溫度下變化較大。由經(jīng)驗數(shù)據(jù)可?。篴=13.有前面物料可知：R=0.927% XF=0.004% XD=6.8% XW=0.0136%由于氨水中含氨量很少，因此平均摩爾質(zhì)量可?。?8gmol .L=RD=0.9273595.07=3332.62Kg/h=185.15kmol/hV=(R+1) D=（0.927+1）3595.0

37、7=6927.70 Kg/h=384.87kmol/hW=70000kg/h=3888.89kmol/hS=9000kg/h=500kmol/h精餾段平衡方程 x= (1)yyay其中 a 平均相對揮發(fā)度。由經(jīng)驗數(shù)據(jù)可?。篴=136.操作線方程y= 11DXRxRR =0.48x+0.035 塔頂全凝 y1=XD=6.8% 用方程逐板計算得y1=XD=6.8%由方程X1=0.3581%由方程y2=0.0377X2=0.3%y3=0.0364X3=0.2897%XF=0.298%所以精餾段理論板數(shù)為 2，第 3 層為進料板.提餾段 y= =8.33x-0.0011 wxSWxSW用 方程逐板計算

38、得X3=0.2897%y4=0.02364X4=0.1859%y5=0.0144X5=0.1127%y6=0.00829X7=0.064%y8=0.00423X8=0.0327%y9=0.001624X9=0.0125%XW=0.0136% 寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第四章 精餾塔的計算14第 9 塊板組成小于 XW，所以提餾段的塔板數(shù)為 7因此，全塔共 9 塊板 ，第 3 板進料。在 68化學化工物化數(shù)據(jù)手冊無機卷7Lm=958.38 Kg/m3,由理想氣體狀態(tài)方程計算kg/m35786. 0)10115.273(314. 818100mvmmVmRTMP4.2 精餾塔數(shù)據(jù)收集操作回流比： R=

39、0.927理論板數(shù)： NT=9進料版序號： NF=3塔頂溫度： TD=101塔釜溫度： TW=68塔頂?shù)谝粔K板參數(shù)氣相流量 V1=292Kmol/h液相流量 L1=97Kmol/h氣相組成 y1=6.8%液相組成 X1=0.3581%氣相平均摩爾質(zhì)量 MV1=17.9液相平均摩爾質(zhì)量 ML1=18氣相密度 v1=0.5786Kg/m3液相密度 L1=958.38 Kg/m3,4.3 塔徑的計算液相質(zhì)量流量為 L= L1 M1=9718=1746Kgh氣相質(zhì)量流量為 v= V1 MV1=29217.9=5226.8Kgh流動參數(shù) =0.50.517460.5786()()5226.8 958.3

40、8LVVL查化工原理課程設(shè)計8第 141 頁圖 522 知 Cs.max=0.17Cs=0.8Cs.max=0.8 0.17=0.136由 Cs=VLVu寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第四章 精餾塔的計算15u=smCsVLV/53. 55786. 038.9585786. 0136. 0/D=muVs6323. 053. 514. 336005786. 08 .361544塔徑取整為 D=700mm液體噴淋密度及空塔氣速核算液體噴淋密度為 U=4.736(m3/m2.h)0.2(m3/m2.h)7 . 07 . 0785. 038.958/1746空塔氣速為： u=sm/513. 436007 .

41、07 . 0785. 05786. 0/8 .36154.4 填料層高度計算填料層高度的計算采用理論板當量高度法。對于 250Y 金屬孔板波紋填料，查化工原理課程設(shè)計第 220 頁附錄六得，每米填料理論板數(shù)為 23 塊，取 nt=2.則 HETP=0.5m211tn由 Z=NTHETP，精餾段填料層高度為Z精=20.5=1mZ精=1.51=1.5m提餾段填料層高度為Z提=70.5=3.5mZ提=1.253.5=4.375m設(shè)計取精餾段填料層的高度為 1.5m，提餾段填料層的高度為 4.4 m.根據(jù)式 h=（1520）HETP取填料層分段高度為 h=16HETP 所以 h=160.5=8m.故精

42、餾段和提餾段不需要分段。4.5 填料層壓降計算對 250Y 金屬孔板波紋填料，查化工原理課程設(shè)計第 220 頁附錄六得，每米填料層壓降為 PZ=3104MPam精餾段填料層的壓降為 P精=1.5310-4=4.510-4MPa，提餾段填料層的壓降為 P提=4.4310-4=1.3210-3MPa，寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第四章 精餾塔的計算16填料層總壓降為 P=4.510-4+1.3210-3=1.7710-3Mpa.4.6 接管管徑計算塔頂出料口Vv=V/v1=3632.5/（0.5863600）=1.74m3/s查化工原理上冊922 頁表 1-1 某些流體在管道中的常用流速范圍，飽和蒸汽速

43、度范圍 2040m/s,選取管內(nèi)速度 u=25m/s 由 算得 d出料=298mm 24VDV 查化工原理上冊附錄十七輸送流體用無縫鋼管規(guī)格將其圓整后取 d塔頂=299mm同法計算得回流液進口 d回流=28mm進料口 d進料=34mm蒸汽進口 d蒸汽=299mm釜底出料 d釜底=36mm4.7 液體分布器的簡要設(shè)計（1）液體分布器確定液體分布器有噴灑型，溢流型，沖擊型。管式噴灑器適用于小直徑填料塔（塔直徑 300mm 以下）優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，缺點是噴淋面積小。對于大直徑填料塔課采用環(huán)管多空噴灑器，其機構(gòu)簡單，制造方便但對液體要求清潔，否則小孔易堵塞?？紤]到進料含有少量藥物殘渣容易堵塞小孔，所以不

44、宜采用噴灑型，可使用溢流型分布器，因為采用中間進料，安裝槽式分布器復雜，而盤式分布器是常用的一種溢流型分布器，盤式分布器結(jié)構(gòu)簡單，流體阻力小，液體分布均勻。在此采用中央進料的盤式分布器能較好的滿足要求。（2）孔徑計算根據(jù)化工原理課程設(shè)計148 頁表 5-19Eckert 的波紋填料塔分布點密度推薦值和塔直徑 700mm 查得分布點密度去 90 點/m2.則 開孔數(shù)目 n=（D24）90=0.7850.7290=34.6535 點。布液計算：用化工原理課程設(shè)計148 頁液體分布器布液能力計算公式 由d02n4SLHg2取=0.60,=160mm L= L1 M1=9718=1746Kgh寧夏大學

45、本科畢業(yè)設(shè)計 第四章 精餾塔的計算17L1=958.38 Kg/m3, Ls=LL1=1746958.38=1.822m3s所以： d0=（4 Lsn）12代入數(shù)據(jù)得 d0=0.004m。Hg2設(shè)計取 d0=4mm。（3）盤徑計算液體分布器的自由截面積是指氣體通道占塔截面積的比值。根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗性能優(yōu)良的分布器其自由截面積為 50%70%，設(shè)計中自由截面積最小值應(yīng)在 35%以上。知自由截面積計算公式為2212444DDD取自由截面積為 50%計算得 D1=494.97mm,取 D1=500mm.。再分布器設(shè)定液體再分布錐皆有簡單，安裝方便，工業(yè)上較為常用。在此選分布錐做再分布器。根據(jù)化工設(shè)備機械

46、基礎(chǔ)276 頁錐頭小頭直徑為（0.70.8）D，選取0.8D=800mm。直徑 1m 下的分布錐見距離 H6D。直徑 1m 上的 H（23）D，考慮到精餾段分段高度 4m，所以可以在每段后加一分布錐。查化工設(shè)備設(shè)計手冊-下卷1118 頁，錐體與塔壁夾角 35到 45間，在此取 45寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第五章 其他設(shè)備選型18第五章 其它設(shè)備選型5.1 泵的選型原則和依據(jù)泵選型原則：（1）使所選泵的型式和性能符合裝置流量、揚程、壓力、溫度、汽蝕流量、吸程等工藝參數(shù)的要求。（2）機械方面可靠性高、噪聲低、振動小 （3）經(jīng)濟上要綜合考慮到設(shè)備費、運轉(zhuǎn)費、維修費和管理費的總成本最低。 （4）離心泵具

47、有轉(zhuǎn)速高、體積小、重量輕、效率高、流量大、結(jié)構(gòu)簡單、輸液無脈動、性能平穩(wěn)、容易操作和維修方便等特點。因此除以下情況外，應(yīng)盡可能選用離心泵：有計量要求時，選用計量泵揚程要求很高，流量很小且無合適小流量高揚程離心泵可選用時，可選用往復泵，如汽蝕要求不高時也可選用旋渦泵。揚程很低，流量很大時，可選用軸流泵和混流泵。介質(zhì)粘度較大（大于 6501000mm2/s）時，可考慮選用轉(zhuǎn)子泵或往復泵介質(zhì)含氣量 75%，流量較小且粘度小于 37。4mm2/s 時，可選用旋渦泵。對啟動頻繁或灌泵不便的場合，應(yīng)選用具有自吸性能的泵，如自吸式離心泵自吸式旋渦泵、氣動（電動）隔膜泵。泵選型依據(jù)，應(yīng)根據(jù)工藝流程，給排水要求

48、，從五個方面加以考慮，既液體輸送量、裝置揚程、液體性質(zhì)、管路布置以及操作運轉(zhuǎn)條件等（1）流量是選泵的重要性能數(shù)據(jù)之一，它直接關(guān)系到整個裝置的的生產(chǎn)能力和輸送能力。 如設(shè)計院工藝設(shè)計中能算出泵正常、最小、最大三種流量。選擇泵時，以最大流量為依據(jù)，兼顧正常流量，在沒有最大流量時，通常可取正常流量的 1 倍作為最大流量。（2）裝置系統(tǒng)所需的揚程是選泵的又一重要性能數(shù)據(jù)，一般要用放大 5%10%余量后揚程來選型。（3）液體性質(zhì)，包括液體介質(zhì)名稱，物理性質(zhì)，化學性質(zhì)和其它性質(zhì)，物理性質(zhì)有溫度 c 密度 d，粘度 u，介質(zhì)中固體顆粒直徑和氣體的含量等，這涉及到系統(tǒng)的揚程，有效氣蝕余量計算和合適泵的類型：化

49、學性質(zhì)，主要指液體介質(zhì)的化學腐蝕性和毒性，是選用泵材料和選用那一種軸封型式的重要依據(jù)。（4）裝置系統(tǒng)的管路布置條件指的是送液高度送液距離送液走向，吸如側(cè)最低液面，排出側(cè)最高液面等一些數(shù)據(jù)和管道規(guī)格及其長度、材料、管件規(guī)格、數(shù)量等，以便進行系梳揚程計算和汽蝕余量的校核。（5）操作條件的內(nèi)容很多，如液體的操作 T 飽和蒸汽力 P、吸入側(cè)壓力 PS（絕寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第五章 其他設(shè)備選型19對） 、排出側(cè)容器壓力 PZ、海拔高度、環(huán)境溫度操作是間隙的還是連續(xù)的、泵的位置是固定的還是可移的。5.2 板式換熱器本設(shè)計采用平板式換熱器。平板式換熱器主要由傳熱板、墊片和壓緊裝置三部分組成。板片一般是薄

50、金屬板并沖壓成各種形式的規(guī)則波紋。每兩塊板的周邊上安上墊片，通過壓緊裝置壓緊后可達密封的目的，并使兩塊板面之間形成流體通道。采用不同厚度的墊片，可以調(diào)節(jié)流體通道（板間距離）的大小。每塊板的四個角上各開有一個孔道，借助于墊片的配合使兩個對角方向的孔與板面上的流道接通。而另外的兩個孔靠墊片與板面的流道隔開。這樣，冷熱兩流體分別在同一塊的兩側(cè)流過。除了兩端的板外，每個板面就是一個換熱面。波紋板是板式換熱器的關(guān)鍵部件，一般由不銹鋼、鋁、鈦、普通碳鋼等薄板沖壓而成。波紋板根據(jù)波紋型式的不同，有水平波紋板、人字波紋板、半球開（瘤形）波紋板、梯形斷面平直波紋板、 “S”形波紋板階梯形波紋板等近百種。主要優(yōu)點

51、：（1）傳熱效率高。由于平板式換熱器流道小及板面的特殊形狀，造成了板間流體通道方向和截面的不斷改變，流體流經(jīng)通道時，就遇到了多次流向和流速的改變，從而使緊貼板面的滯流層受到破壞，增加了流體的湍動程度和對流傳熱系數(shù)，同時，這種湍動還能使流體在換熱器中均勻分布，更有利于熱交換，因而使傳熱效率大提高。其傳熱效率比列管式高 24 倍，特別適用于迅速加熱和迅速冷卻的換熱過程。（2）適應(yīng)性強。平板式換熱器可以通過增減板片來達到所需要的換熱面積。對同一臺換熱器，還可通過中間隔板分成幾個單元組合體，以適應(yīng)同時進行幾種流體的加熱或冷卻。（3）結(jié)構(gòu)緊湊，占地面積小，單位體積的換熱面大，耗用材料少。因平板式換熱器板

52、片很薄，又可排得很緊，故設(shè)備緊湊，單位體積可獲得較大的傳熱面，對板間距 46 mm 的板式換熱器可達23250/mm，而列管式換熱器僅為 4015023/mm。每平方米傳熱面耗用金屬量為 16kg（對人字形波紋板來說，每平方米傳熱面耗用金屬量僅 8kg） ，比列管式換熱器節(jié)省材料一倍以上，特別是處理腐蝕性物料時，可以節(jié)省大量耐腐蝕材料。熱量損失少。若用于回收熱量，其回收率可達 8590%以上。（4）易于拆卸、清洗、檢修。（5）能夠精確控制換熱溫度，特別適用于衛(wèi)生條件要求高，對傳熱有敏感性或粘性較大的流體。因而被廣泛用于食品和制藥工業(yè)。寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 第五章 其他設(shè)備選型205.3 冷凝器

53、冷凝器的任務(wù)是冷凝離開塔頂?shù)恼羝员銥榉蛛x提供足夠的回流。部分冷凝的優(yōu)點是未凝的產(chǎn)品富集了輕組分，冷凝器為分離提供了一塊理論板。當全凝時，部分冷凝液作為回流返回，冷凝器沒有分離作用。冷凝器采用噴淋式換熱器。噴淋式換熱器是用冷卻水直接在管外噴淋，使管內(nèi)流體冷卻。它是把若干個直管水平排列于同一垂直布，上下相鄰的兩管用 U 開肘管連接起來。被冷卻的流體在管內(nèi)流動，冷卻水在管外由管子上方的水槽中均勻地流上面的管子上，然后逐管流下，最后集于底槽內(nèi)排出。也可用噴頭直接向冷卻排管噴淋，或用與排管長度相當?shù)匿摴埽ㄑ毓荛_有一定數(shù)量的小孔）作噴淋裝軒，噴口向上，噴出的冷卻水靠上面的擋水板或自由落體作用，使冷卻水

54、淋灑于排管上，最后再集于底盤內(nèi)排出。優(yōu)點：（1）由于冷卻水直接噴淋在排管外壁面上，所以會有一部水吸收管內(nèi)流體的熱量而蒸發(fā)汽化。再者，噴淋式換熱器一般安裝在室外空氣流通的空間，空氣也吸收一定熱量，起到冷卻介質(zhì)的作用。由于冷卻水和空氣的共同作用，所以換熱效果好，用水量少，在相同的情況下消耗水量比沉浸式換熱器幾乎要少一半。（2）對于一定的傳熱面積，若安裝高度不受限制，可以把管排列得很窄，使占地面積減小。（3）由于冷卻水自上而下淋下，被冷卻流體處于流動狀態(tài)，因此傳熱系數(shù)比沉浸式高。若排管壁保持清潔，可獲得良好的冷卻效果。（4）結(jié)構(gòu)簡單，易于制造和清除結(jié)垢。成本低，檢修方便。寧夏大學本科畢業(yè)設(shè)計 結(jié)論21結(jié) 論在本次設(shè)計中，我對整個蒸氨工藝有了比較深入的了解，也對整個設(shè)計的流程更加熟悉。包括整個蒸氨工藝的發(fā)