工藝計算拷貝

第四章工藝計算飽和器的物料平衡和熱平衡進行飽和器的物料平衡和熱平衡計算，對飽和器的操作和制定正常的操作制度具有重要意義。通過氨平衡計算可以確定硫酸用量和硫酸銨產(chǎn)量；通過水平衡計算可以確定飽和器母液的適應(yīng)溫度；通過熱平衡計算可以確定飽和器操作過程是否需要補充熱量，從而規(guī)定煤氣預(yù)熱溫度或母液預(yù)熱溫度。原始數(shù)據(jù)：焦爐干煤裝入量 61t/h煤氣發(fā)生量（十煤） 340m3/t氨的產(chǎn)率 0.3%出冷器后煤氣溫度 30°C剩余氨水含氨量 3.5g/L蒸氨塔廢水含氨量 0.05g/L每蒸餾1m3稀氨水用直接蒸汽量 150kg/L分縮器后氨水溫度 98C飽和器后煤氣含氨量 0.03g/m3硫酸質(zhì)量濃度 78%1.1氨的平衡及硫酸用量的計算剩余氨水量：原始數(shù)據(jù)：裝入煤量（濕煤） 66.7t/hTOC\o"1-5"\h\z配煤水分，% 8.5化合水（干煤），% 2送來加工剩余氨水量：W「66.7X0.085+66.7X（1—0.085）X0.02=6.89t/h, 、 35.2W2=66.7X（1—0.085）X340X頂。。1000=。.73t/h式中35.2:每一米3煤氣在30C時經(jīng)水蒸汽飽和后的水汽含量W=W1—W2=6.89—0.73=6.16t/h煤氣帶入飽和器的氨量：等于煉焦生成的總氨量與剩余氨水中總氨量之差。1000X61X0.3%—6.16X3.5=161.44kg/h飽和器后隨煤氣帶走的氨量：340x61x0.03…八=0.62kg/h1000由蒸氨塔帶入飽和器的氨量：6.16X3.5—6.16X1.2X0.05=21.18kg/h

飽和器內(nèi)被硫酸吸收的氨量：161.44+21.18—0.62=182kg/h硫酸銨質(zhì)量(十質(zhì)量)：132

182X飽和器內(nèi)被硫酸吸收的氨量：161.44+21.18—0.62=182kg/h硫酸銨質(zhì)量(十質(zhì)量)：132

182X =706.6kg/h2x17質(zhì)量濃度78%的硫酸消耗量：982x17x0.781.2水平衡及母液溫度的確定為使飽和器母液不被稀釋或濃縮，應(yīng)使進入飽和器的水分全部呈蒸氣狀態(tài)被煤氣帶走。由于煤氣通過母液時速度太快，接觸時間太短以及接觸表面積不足，所以飽和器蒸發(fā)水分能力很差。這就更加突出了飽和器維持水平衡的重要性。帶入飽和器的總水量煤氣帶入的水量：34X6x13=7《0kg/h1000氨分縮器后氨氣帶入的水量：2^(1—10%)=190.62kg/h10%式中10%——相當于分縮器后溫度為98°C1000氨分縮器后氨氣帶入的水量：2^(1—10%)=190.62kg/h10%式中10%——相當于分縮器后溫度為98°C的氨氣濃度。硫酸帶入水量：洗滌硫酸銨水量：取硫酸銨量的8%,離心后硫酸銨含水2%,故帶入水量為：8-2X——=42.4kg/h100沖洗飽和器和除酸器帶入的水量：飽和器的酸洗和水洗是定期進行的，洗水量因各廠操作制度不同而異，現(xiàn)取平均200kg/h，則帶入飽和器的總水量為：730+190.62+147.95+42.4+150^1261kg/h飽和器出口煤氣中的水蒸氣分壓帶入飽和器的總水量，均由煤氣帶走，則出飽和器的1m3煤氣應(yīng)帶走的水量為：1261=0.0608kg/m31261340x61相應(yīng)地，1m3煤氣中水蒸氣的體積為：60.￡22.對 =0.0757m318x1000混合氣體中水汽所占的體積為：0.0757“

=7%

1+0.0757取飽和器后煤氣表壓力為7.82KPa，則水蒸氣分壓為：(101.33+7.82)X7%=7.64KPa母液最低溫度的確定根據(jù)母液液面上的水蒸氣分壓等于煤氣中的水蒸氣分壓，1.3熱平衡及煤氣預(yù)熱溫度的確定(1)輸入熱量QQ1)煤氣帶入的熱量Q1干煤氣帶入的熱量：340X61X1.465t=30384tkJ/h式中1.465——干煤氣比熱容，kJ/(m3?k);t—煤氣預(yù)熱溫度，°C。水蒸汽帶入的熱量：730(2491+1.834t)=1818430+1339tkJ/h式中1.834——0?80C間水蒸氣比熱容，kJ/(kg-K)；2491——水在0C時的蒸發(fā)熱，kJ/kg.氨帶入的熱量：161.44X2.106t=340tkJ/h式中2.106——氨的比熱容，kJ/(kg?K)。煤氣中所含的苯族烴、硫化氫等組分，含量少，在飽和器前后引起的熱量變化甚微，故可以忽略不計。又因毗啶裝置未生產(chǎn)，毗啶鹽基在飽和器中被吸收的極少，也不予考慮。則煤氣帶入飽和器的總熱量為：Q1=30384t+1818430+1339t+340t=1818430+32063tkJ/h

2)氨氣帶入的熱量Q2①氨帶入的熱量：21.18X2.127X98=4415kJ/h式中2.127——98°C時氨的比熱容，kJ/(kg?K)。②水蒸氣帶入的熱量：190.6X(2491+1.84X98)=509153kJ/hQ2=4415+509153=513568kJ/h硫酸帶入的熱量Q3Q3=672.5X1.882X20=25313kJ/h式中1.882——質(zhì)量濃度為78%硫酸的比熱容，kJ/(kg-K)。洗滌水帶入的熱量Q4Q4=(200+42.4)X4.177X60=60750kJ/h式中4.177——60C時水的比熱容，kJ/(kg?K)。結(jié)晶槽回流母液帶入的熱量Q5取回流母液溫度為45C，母液量為硫酸產(chǎn)量的10倍，則Q5=706.6X10X2.676X45=850887kJ/h式中2.676——母液的比熱容，kJ/(kg?K)。循環(huán)母液帶入的熱量Q6取循環(huán)母液溫度為50C，母液量為硫酸銨產(chǎn)量的60倍，則Q6=706.6X60X2.676X50=5672585kJ/h7)化學(xué)反應(yīng)熱Q7①硫酸銨生成熱q1q2￡66x195524=1046646kJ/h1132式中195524——硫酸銨生成熱，J/mol。②硫酸銨的結(jié)品熱q2q70竺x10886=58273kJ/h2132式中10886——硫酸銨結(jié)品熱，J/mol。③硫酸稀釋熱(由78%稀釋到6%)③硫酸稀釋熱(由78%稀釋到6%)q3q3=74776(n11.7983+n1)1.7983+n2J/mol式中n1、n2——分別為稀釋后和稀釋前水的摩爾數(shù)與酸的摩爾數(shù)之比，n1=94/18

6/98=85.2963n2=22/1878/98n1=94/18

6/98=85.2963n2=22/1878/98=1.5356/ 85.2963 1.5356 、、/672.5x78%q=74776( — )X 3 1.7983+85.2963 1.7983+1.5356 98=207649kJ/hQ7=1046646+58273+207649=1312568kJ/h總輸入熱量qa:入 Q=10254101+32063tkJ/h2)輸出熱量Q入1)煤氣帶出的熱量Q，］十煤氣帶出的熱量340X61X1.465X55=1671125kJ/h水蒸氣帶入的熱量1261(2491+1.834X55)=3268348kJ/hQ,1=1671125+3268348=4939473kJ/h結(jié)品母液帶出的熱量Q'2Q,2=706.6X(1+10)X2.676X55=1143971kJ/h循環(huán)母液帶出的熱量Q，3Q,3=706.6X60X2.676X55=6239843kJ/h飽和器散失的熱量Q，4Q，4=。F(t1-tJ式中a給熱系數(shù)，取20.9kJ/(m2?h?K)；F飽和器表面積，(當直徑為5m時，F(xiàn)^200m2)；t1飽和器壁溫度，取45°C；t2大氣溫度，取20C。Q，4=20.9X200X(45-20)=212140kJ/h總輸出熱量Q出：出 Q=12427787kJ/h根據(jù)熱平衡關(guān)系，則 出10254101+32063t=12427787所以t^67.8C在毗啶裝置投入生產(chǎn)時，輸入熱量減少的項目有分縮器后的全部氨氣帶入的熱量，分縮器后全部氨氣與硫酸的生成熱，送往中和器的母液帶出的熱量。輸入熱量增加的項目是中和器回流母液量，約為送往中和器的母液量和氨氣帶入水蒸氣之和。故毗啶裝置投入生產(chǎn)時，煤氣預(yù)熱溫度一般為70?80C，母液溫度比未生產(chǎn)毗啶時約高5C。二.主要設(shè)備的工藝計算和工藝選型1.飽和器

飽和器是飽和器法制取硫酸銨的主體設(shè)備，噴淋式飽和器全部采用不銹鋼制。噴淋式飽和器由上部的噴淋室和下部的結(jié)晶槽組成。噴淋室由本體、外套筒組成。煤氣進入本體后，向下在本體與外套筒的環(huán)型室內(nèi)流動，然后向上出噴淋室，在沿切線方向進入外套筒與內(nèi)套筒間旋轉(zhuǎn)向下進入內(nèi)套筒，由頂部排出。外套筒與內(nèi)套筒間形成旋風(fēng)分離器，起到除去煤氣夾帶液滴的作用。在煤氣入口和煤氣出口間分隔成兩個弧型分配箱，其內(nèi)設(shè)置噴淋嘴數(shù)個，朝向煤氣流。在噴淋室的下部設(shè)有母液滿流管，控制噴淋室下部的液面，促使煤氣由入口向出口在環(huán)型室內(nèi)流動。噴淋室以降液管與結(jié)晶槽連通，循環(huán)母液通過降液管從結(jié)晶槽底部向上返，硫酸銨品核不斷生成和張大，同時顆粒分級，最小顆粒升向頂部，從結(jié)晶槽上部出口接到循環(huán)泵，大顆粒結(jié)品從槽下部抽出。在煤氣出口設(shè)有母液噴淋裝置。在煤氣入口和煤氣出口設(shè)有溫水噴淋裝置，以清洗噴淋室。為了增大結(jié)品的粒度，采用母液強化循環(huán)的方法。液體攪拌器是做為飽和器的一格組成部分示出的，由供料管和噴嘴組成。飽和器內(nèi)的工作介質(zhì)時由泵通過液體攪拌器壓送的。飽和器的設(shè)計定額：煤氣進口速度12?15m/s；中央煤氣管內(nèi)煤氣速度7?8m/s；環(huán)形空間煤氣速度0.7?0.9m/s；泡沸傘煤氣出口速度7?8m/s。根據(jù)上述設(shè)計定額，針對一定的煤氣處理量可確定飽和器的基本尺寸。原始數(shù)據(jù)：煤氣流量 20740m3/h飽和器前煤氣壓力 9.5kPa飽和器阻力 1.68kPaTOC\o"1-5"\h\z煤氣預(yù)熱器后煤氣溫度 70°C飽和器煤氣露點溫度 50C飽和器后煤氣溫度 60C初冷器后煤氣溫度 30C1）預(yù)熱器后煤氣實際體積20740x1.195x20740x1.195x101.325101.325+9.5273+70273+30=55517m3/h式中1.195——1m3煤氣（標態(tài)）在30C為水蒸氣飽和后的體積。2）中央煤氣管直徑。取中央煤氣管道內(nèi)煤氣流速為7.5m/s，則：=1.62m,■ 37769=1.62md=. , 兀 3600x—x7.543）飽和器后煤氣的實際體積

101.325 273+6031042x1.348x x =4004w93/h101.325+9.5-1.68273+50式中1.348——1m3煤氣（標態(tài)）在50°C為水蒸氣飽和后的體積。4）飽和器直徑取飽和器內(nèi)環(huán)形截面上煤氣流速為0.8m/s,則環(huán)形截面積為：400493600400493600x0.8=13.9m2飽和器的總截面積為：13.9+-x(1.33)2=15.29m24飽和器的直徑為：D=\4x15.29=4.4m\兀結(jié)晶槽結(jié)晶槽的作用是對含有硫酸銨結(jié)品的母液進行水力選粒。結(jié)晶槽用鋼板焊制，內(nèi)壁襯以防酸層。結(jié)晶槽設(shè)有伸入設(shè)備內(nèi)的選料裝置，它由杯形件構(gòu)成。杯形件內(nèi)裝有向下擴寬的供料管，供料管通入固定在杯形件下端的漏斗。含有結(jié)品的懸浮液沿供管進入，從漏斗折回，上升到選粒截面。較大的品粒，其沉降速度大于升向選粒截面的液流速度，使經(jīng)杯形件和漏斗之間的環(huán)形縫隙排入結(jié)晶槽的下部，由此進入離心機。含小粒結(jié)品的母液沿杯形件上升，經(jīng)溢流管排入飽和器，使結(jié)品繼續(xù)長大。選粒街面上的上升液流速度是按懸浮液中固相含量小于 30%的流體計算確定的，約為5cm/s。沸騰干燥器沸騰干燥器的作用是將離心機出來的含水質(zhì)量約2%的硫酸銨水分降至0.2%以下，以防結(jié)塊，給包裝和施肥帶來困難。它的上部是擴大的圓筒形裝置，下部是由隔板分成的加熱前室和后室。各室均由帶孔眼的氣體分布板分為上下兩部分。在氣體分布板上裝有六角形排列的風(fēng)帽，在風(fēng)帽間隙中鋪有一層直徑約為20mm的石英石，其厚度與風(fēng)帽平。風(fēng)帽數(shù)量因設(shè)備大小而異，需能保證熱風(fēng)均勻噴出并形成良好的沸騰狀態(tài)。對處理能力為3t/h硫酸銨的沸騰干燥器，前室裝39個風(fēng)帽、后室裝228個風(fēng)帽，每個風(fēng)帽上鉆有6個@6的孔眼。濕硫酸銨由螺旋輸送機經(jīng)加料斗送入前室，受到由風(fēng)帽噴出的熱空氣作用，立即沸騰分散開來，同時被快速加熱干燥。前室的物料在沸騰分散過程中不斷被拋入后室，在后室中進一步沸騰干燥。所蒸發(fā)的水分混同空氣進入上部擴大部分后減速，以減少所挾帶的細粒結(jié)品，再由抽風(fēng)機抽出，經(jīng)旋風(fēng)分離，將細粒結(jié)品回收，濕空氣排入大氣。整個沸騰干燥過程可于25?30s內(nèi)完成，干燥效率達95%產(chǎn)品水分可降至0.1%。沸騰干燥器的設(shè)計定額：床面生產(chǎn)強度2?2.5t/（m2?h）;溢流出口高度400?500mm；沸騰層上部空氣流速(顆粒平均直徑0.4?0.6mm)1.0?1.4m/s；每處理1t硫酸銨需空氣量(空氣溫度5°C,相對濕度84%；硫酸銨水分2%,溫度不低于15C)1500m3/ho干燥器的主要尺寸可按流態(tài)化原理在密相流化床上的應(yīng)用加以確定。原始數(shù)據(jù)硫酸銨產(chǎn)量706.6kg/h每天操作時間15h/d進十燥器的硫酸銨含水2%出十燥器的硫酸銨含水0.1%進十燥器的硫酸銨溫度15C出十燥器的硫酸銨溫度68C空氣溫度5C空氣相對濕度84%加熱器后空氣濕度140C出十燥器的空氣溫度70C沸騰床最低流態(tài)化速度的確定當空氣氣流通過干燥器硫酸銨顆粒床層的流速達到使全部顆粒剛好進入懸浮狀態(tài)時，顆粒與氣體間的摩擦力與其質(zhì)量相平衡，且通過此床層的任一截面的壓降大致等于在該截面上顆粒和流體的質(zhì)量，則可認為床層剛剛流化，并稱之為處于臨界流化狀態(tài)的床層。此時最低流態(tài)化速度可按下列通用方程式計算：0.00923d1.82羅(p-p)。.94臨界 日0.88p0.06式中d 固體顆粒平均直徑，m；P 氣體密度，kg/m3;P$ 固體密度，kg/m3;r 氣體黏度，Pa?s。上式適用的條件是雷諾數(shù)Re=、臨界七v10若大于10，則必須對計算R結(jié)果進行校正。上式中各項數(shù)據(jù)如下：cp各級顆粒直徑d/mm2.01.00.50.30.20.1篩分組成cp各級顆粒直徑d/mm2.01.00.50.30.20.1篩分組成x/%0.14234221.00.9若硫酸銨的篩分組成如表所示，則硫酸銨的篩分組成1x100dcp0.142—+—+2.01.034 +0.522031.00.9 + 0.20.1=0.514mm2）p的確定在干燥器內(nèi)氣體的平均溫度為14匹0=105°C，設(shè)氣流操作壓力為23.43kPa，則空氣流在實際操作狀態(tài)下的密度為：1“ 273 101.33+3.43 ,p=1.29x273_1__x10133 =0.96kg/m31.29空氣在標準狀況下的重度，kg/m3。3）硫酸銨結(jié)品真密度ps為1770kg/m3;4）空氣黏度r為2.1X10-Pa?s。將上述各值代入式得：u=0.00923x(0.514x10-3)1.82x(1770-0.96)0.94=°&/于臨界 (2.1x10-3)0.88x(0.96)0.060.514x10-3x0.14x0.96…Re= =3.32.1x10-5因Re<10，故計算結(jié)果不必校正。（2）干燥器直徑的確定干燥器內(nèi)氣流實際操作速度v=10xv臨界=1.4m/s。干燥器內(nèi)平均操作溫度及壓力下的濕空氣體積：按設(shè)計定額，干燥器每處理1t硫酸銨（干基）需溫度為5C，相對濕度為第9頁共15頁84%的空氣1500mso干燥器的處理負荷(按15h/d)為：—24 _x—=1130.56kg/h15原料含水量：1130.56x2%=22.61kg/h干燥后殘留在硫酸銨中的水量：1130.56x0.1%=1.13kg/h則需蒸發(fā)的水量為：22.61-1.13牝21.5kg/h因此，在干燥器內(nèi)濕空氣的體積為：T7(1130.56 21.5”八273+105 101.33 o/7V= x1500+ x22.4x x =2291m3/h"1000 18 ) 273 101.33+3.43干燥器的沸騰床面積：F=2291牝0.46m23600x1.40.46直徑： Dg=『二0.46直徑： Dg=『二^=0.77m0.785所以選用Dg=920mm的沸騰干燥器（3）干燥器溢流口高度的確定根據(jù)計算，固定床物料層高度H0可取為200mm，則沸騰床層高度（即溢流口高度）為： 0H=H1^001-8式中8為固定床孔隙率8=1-%=1--858=0.5150 0P真17708為沸騰床孔隙率，取0.75一. 1—0515則： H=200x =388mm1-0.75溢流口高度時控制沸騰床層高度及物料停留時間的重要參數(shù)。有的廠在溢流口處安裝活動插板，這樣可根據(jù)進料量和進料含水量節(jié)流溢流口的高度。5.煤氣預(yù)熱器原始數(shù)據(jù)：煤氣量 20740m3/h預(yù)熱器前煤氣溫度 45°C

70°C70°C1.163X105（絕對）4kg/cm3（絕對）預(yù)熱器內(nèi)煤氣平均壓力加熱蒸汽壓力1.預(yù)熱器的熱平衡（1） 輸入熱量粗氣帶入的熱量A十氣20740X2.763X45=2578708kJ/hB水氣730X（2491+1.834X45）=1878676.9kJ/hC氨氣161.44X2.106X45=15299.7kJ/hD苯類560X1.03X45=25956kJ/h小計：2046443.85+2812096.23+22830.1+51815.4=4933185.6kJ/h加熱蒸氣帶入的熱量設(shè)為Q。合計： Q+4933185.6kJ/h（2） 輸出熱量粗氣帶出的熱量A十氣20740X2.763X70=3183357.1kJ/hB水氣730X（2491+1.834X70）=2862196.5kJ/hC氨帶出161.44X2.106X70=35513.5kJ/hD苯類1117.9X1.03X70=80600.6kJ/h小計：3183357.1+2862796.5+35513.5+80600.6=6161667.7kJ/h散熱損失：設(shè)散熱損失為0.05Q合計： 6161667.7+0.05QkJ/h令入方=出方Q+4933185.6=6161667.7+0.05QQ=1293139kJ/h則熱量蒸汽消耗為1293139 =603.5奴/h2142.84式中2142.84——蒸汽的冷凝潛熱，(kJ/kg)2.預(yù)熱器的基本尺寸預(yù)熱器采用列管換熱器，粗氣走管程。(1)進入預(yù)熱器的粗氣體積粗氣的平均溫度為竺史=57.5C,平均壓2力為872毫米汞柱(絕壓)，故實際體積為273+57.5760 /I31042x x =32753.3m3/h273 872取粗氣在管內(nèi)的流速為15米/秒，選用①57X3.5毫米的管子，則管子的根數(shù)為

=309根32753.3=309根15x3600x”(105.975-0.007x224（2）傳熱面積①煤氣全管壁的給熱系數(shù)a:Re=1000重P式中d 管內(nèi)徑，取d=0.05（米）；v 煤氣流速，取v=15（米/秒）;Y——煤氣重度，取y=0.46（千克/米3）濕煤氣動力粘度（厘泊）。10M M干Y干 M水Y水旦 旦干水四干——57.5C時干煤氣的粘度為0.0141（厘泊）;57.5°C時水蒸氣的粘度為0.012（厘泊）;、一干煤氣分子量為以2；水蒸氣所占的體積分數(shù)。水蒸氣分子量為18；水蒸氣所占的體積分數(shù)。水因為水蒸氣體積為1092.7x1000x22.4 =0.04151n73x18x1000所以v=°.041517=3.986%

水1+1.041517Y干一干煤氣所占體積百分數(shù)Y干=(100-3.98%=96.0%4濕煤氣的分子量

M=10.2x96.014%+18x3.986%=10.510908100x10.51090810.2x96.01418x3.986

M=10.2x96.014%+18x3.986%=10.510908100x10.51090810.2x96.01418x3.986

= + 日 0.01413 0.012日=0.014厘泊Re=1000x」05x15x0.46=24642.80.014Nu=0.23Re0-8Pr。-3其中Pr=3.6?濕煤氣的比熱