年产焦炭万吨焦化厂回收车间硫铵工段的工艺设计.docx

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年产焦炭万吨焦化厂回收车间硫铵工段的工艺设计

专业班级

学生姓名

课程名称

设计名称

年产70万吨焦化厂硫铵工段的开端设计

设计周数

指导西席

设计

任务

主要

设计

参数

剩余氨水含氨量g/L3.5

焦炉湿煤装入量t/h105（70万吨时为105）

配煤水分%8.0

化合水%2.0

煤气产生量Nm3/t干煤330

初冷器后煤气温度℃30

剩余氨水含氨量g/L3.5

氨的产率（挥发氨）%0.29

（按部分殽杂氨水系统计）

饱和器后煤气含氨量g/Nm30.03

硫酸浓度%92.5

预热器前煤气温度℃55

预热器后煤气温度℃67

预热器内煤气平均压力mmHg872

饱和器前煤气压力㎜H2O1800

饱和器阻力㎜H2O600

饱和器后煤气露点温度℃45

饱和器煤气温度　　　　℃55

每天操纵时间h/d15

进干燥器的硫铵含水%2

出干燥器的硫铵含水%0.1

进干燥器的硫铵温度℃15

出干燥器的硫铵温度℃68

大气温度℃5

相对湿度%84

出干燥器的空气温度℃70

空气加热器后空气温度℃104

设计内容

设计要求

1.绪论。

其中包罗：

煤炭的洁净利用、脱氨简介、硫铵要领概述、硫铵要领的选择标准等。

文献综述包罗课题来源、项目名称、本课题研究领域的历史及现状、前沿生长情况阐发、已有研究结果及文献清单。

2.化工技能部分。

主要包罗：

硫铵工艺的比力与选择、设备的选择、设备的平立面摆设、整个工段的平面摆设、有关专业要求等。

3.盘算部分。

主要包罗物料衡算、热量衡算、主要设备的盘算等。

4.综合技能部分

5.经济技能部分

6.其它

主要参考

资料

1.煤化工工艺学化学产业出书社1992.5

2.化工原理（上、下册）天津科学出书社1983.11

3.煤气设计手册（中）中国修建产业出书社1986.12

4.煤炭气化工程机器产业出书社1992.7

5.化工工艺设计手册（上）化学产业出书社1989.12

6.焦化厂化产生产问答冶金产业出书社1992.5

7.贵州化肥厂技能可行性陈诉贵州省化工设计院编1992.12

8.化工设备机器底子华东化工学院出书社1991.12

9.化工历程设计与经济上海科学技能出书社1989.4

学生提交

归档文件

年产70万吨焦化厂硫铵工段的开端设计课程设计说明书一本

硫铵工段生产工艺流程图一套（手工绘制）2#图纸

主要设备结构图喷淋式饱和器装配图一套（CAD绘制）2#图纸

课程设计任务书

注：

1.课程设计完成后，学生提交的归档文件应凭据：

封面—任务书—说明书—图纸的顺序进行装订上交（大张图纸不必装订）

2.可凭据实际内容需要续表，但应保持原格式稳定。

指导西席签名：

日期：

摘要

本设计为年产焦炭70万吨焦化厂采取车间硫铵工段的工艺设计。

本设计内容包罗:

生产原理、工艺流程、盘算及设备的选型等。

 本设计采取喷淋式饱和器中半直接法来采取煤气中的氨，工艺流程如下：

从冷凝工段来得煤气首先进入煤气预热器，然后进入饱和器，在饱和器内，煤气中的氨与硫酸反响生产硫铵，硫铵经后续操纵疏散，从饱和器出来的煤气经除酸器后送往粗苯工段。

 工艺盘算包罗饱和器的物料和热量平衡盘算，通过盘算来确定母液的适宜温度和煤气预热温度。

通过对主要设备如饱和器、除酸器、煤气预热器、沸腾干燥器、蒸氨塔、循环泵、结晶泵等的盘算，确定了设备尺寸盘算与选型。

设计图纸部分包罗主要设备喷淋式饱和器结构的CAD图，手工绘制的硫铵工段工艺流程图。

 要害字：

煤气、硫铵采取、物料衡算、热量衡算。

ABSTRACT

InthispaperThisdesignforanannualoutputof700000tonsofcokeplantrecyclingtechnologydesignofammoniumsulphatesectionintheworkshop.Thisdesigncontentincludes:

theproductionprincipleandprocessflow,calculationandequipmentselection,etc.

Thisdesignadoptsthespray-typesaturatorinhalfadirectmethodforrecoveryofammoniagas,theprocessflowisasfollows:

firstcomesfromthecondensationsectioningasintothegaspreheater,andthenenterthesaturator,withinthesaturator,gasammoniareactionwithsulfuricacidproductionintheammoniumsulphate,ammoniumsulphatebysubsequentseparationoperation,outofthesaturatorgasafterdeacidificationdevicetothecrudebenzolsection.

Processcalculationincludingthesaturatormaterialandheatbalancecalculation,throughcalculationtodeterminethesuitabletemperatureandgaspreheatingtemperatureofmotherliquor.Throughtothemainequipmentsuchassaturator,exceptfortheacid,gaspreheater,boilingdryer,steamedammoniatower,circulatingpump,thecalculationofcrystallizationpumps,determinethesizecalculationandselectionofequipment.

DesigndrawingpartincludesthemainequipmentofspraytypesaturatorstructureCADdrawings,hand-paintedthiaminsectionprocessflowdiagram.

Keywords:

gas,thiamin,recycling,materialbalance,heatbalance.

课程设计任务书Ⅰ

摘要....................................................II

ABSTRACT................................................III

一、绪论

1、概述

煤炭作为我国的主要能源之一，由于其蕴藏量有限，单纯作为燃料不但浪费很大，并且会造成严重的情况污染，随着现代科技和化学产业的生长对煤炭的利用范畴已大大扩展，煤炭的综合利用已被列为我国煤炭行业的三大支柱。

高温炼焦化学产业是煤炭的综合利用中历史最久，产业最完善，技能最成熟，应用最遍及的行业。

由于煤炭的自身组成特殊性，在炼焦同时产生的煤气中，含有多种可供采取利用的身分，其中氨作为生产历程中的有害身分之一，其含量虽少但由于其水溶液具有腐化设备和管路，生成的铵盐会引起堵塞，燃烧产生的氮氨化物污染大气，所以有须要将其采取，并加以利用。

硫铵的生产不但到达了撤除煤气中氨的目的，并且硫铵作为化肥应用于农业中可以提高农作物的单位面积产量，对农业的生长起着重要作用。

2、采取氨要领概述

2.1、水洗氨法

是以软水为吸收液采取煤气中的氨，同时使焦炉气得到净化。

采取的氨制成氮肥或进行剖析。

这类要领有：

制浓氨水法、间接法、联碱法和氨剖析法。

制浓氨水法以软水为吸收液采取焦炉气中的氨，氨水经蒸馏得到浓氨水。

间接法以软水为吸收液采取煤气中的氨，氨再经蒸氨制取硫铵。

联碱法是以焦化厂生产的浓氨水为原料，用氯化铵与碱的联合生产的要领将浓氨水加工成氯化铵。

氨剖析法是以软水为吸收液采取煤气中的氨，并在高温和催化剂等作用下将氨剖析为氮和氢。

水洗氨法的优点是产物可按市场需要调解，适应性大；缺点是，流程长，设备多，占地面积大。

2.2、硫酸吸氨法

以硫酸为吸收液采取煤气中的氨，同时制成硫酸铵。

硫酸吸氨法采取氨有饱和器法和酸洗塔法。

饱和器法以硫酸为吸收液，在饱和器中吸收煤气中的氨，生成硫酸铵。

酸洗塔法以硫酸为吸收液，在喷淋式酸洗塔中吸收煤气中的氨，再将母液移入蒸发结晶器中浓缩结晶，生产大颗粒结晶硫酸铵。

硫酸吸氨法的优点是工艺流程比力简单；缺点是，所用原料硫酸消耗量大，本钱高，生产硫酸铵的经济效益低，设备腐化比力严重，漏酸、漏母液不易解决，对情况污染严重，此法逐步被淘汰。

凭据我厂情况，本设计将对此法进行盘算。

2.3、磷酸吸氨法

以磷酸溶液为吸收液采取煤气中的氨，使煤气净化同时采取的氨制成磷肥的磷酸氢二铵法或是将采取的氨经解吸、精馏制取无水氨的弗萨姆法。

此法目前在国际上被认为是采取氨的最佳要领。

3、硫铵的生产要领

硫铵的生产要领有：

饱和器法和非饱和器法。

饱和器法有分直接法和半直接法。

3.1、直接法

热的煤气从焦炉中出来经过煤气冷凝器冷却再经电捕焦油器清洁净化后进入饱和器，在饱和器内，煤气中的氨同硫酸结合生成硫铵。

直接法由于对电捕焦油器等净扮装置要求较高以保硫酸铵产物质量。

因此，在产业上应用比力困难，所以此法在产业上得不到遍及应用，难以推广。

3.2、间接法

煤气中的氨在氨洗塔中用冷水吸收，所得氨水从蒸馏柱进入饱和器同浓硫酸反响制成硫酸铵。

由于这要领需要的设备庞大，投资大，消耗掉大量的蒸汽，耗能大，经济效果也欠好。

因此，此法在产业上应用很少，很难推广，特别是在现代化产业生产中应用更少。

3.3、半直接法

由焦炉出来的煤气经过冷却，所得的冷凝氨水通过氨蒸馏柱蒸出氨水并和煤气中的氨配合进入饱和器，穿过母液层和硫酸溶液相互作用生成酸式硫酸铵。

半直接法生产硫酸铵由于生产流程简单，产物本钱较低，工艺技能及治理较成熟，因此在产业生产上应用较广，但它也不是十全十美，也有它的缺点，主要有下列几点：

（1）需处理惩罚一定量的氨水。

（2）结晶颗粒较小。

（3）煤气通过饱和器阻力较大，因而能量消耗大。

因此半直接法生产硫铵的产业等有待进一步改造，以适应现代产业生产的需要，尽管如此，由于它的生产工艺治理等方面均较直接法和间接法先进，因此产业生产上应用较广。

二、化工技术部分

1、硫铵工段流程简介

自冷鼓工段来的焦炉气，经预热，从饱和器中央煤气管进入，经分派伞穿过母液层鼓泡而出，焦炉气中的氨即被硫酸吸收生成硫酸铵。

焦炉气出饱和器后，入除酸器，疏散出所夹带的酸雾后，被送往两苯车间。

饱和器中的硫酸铵呈过饱和状态时就有结晶析出，沉积于饱和器底部，由结晶泵连同一部分母液送至结晶槽，较大颗粒的结晶沉淀下来，放入离心机洗涤，离心疏散，最后经沸腾干燥器干燥后，装袋入库即为产物。

结晶澄清的母液及离心机洗涤液一起返回饱和器。

饱和器所需硫酸由硫酸高位槽参加饱和器内。

母液从溢流口溢出，由循环泵打入饱和器循环，以包管器内温度、酸度、粒度均匀。

2、饱和器的物料平衡和热平衡

进行饱和器的物料平衡和热平衡的盘算，对阐发饱和器的操纵及制定硫铵工段的正常操纵有重要意义。

水平衡是饱和器物料平衡中最主要的一项，可以决定饱和器内母液的适宜温度。

通过热平衡盘算则可以确定饱和器操纵历程中是否需要增补热量，从而确定煤气的预热温度。

现盘算如下：

其中炼焦按每天出112炉计，平均每小时装湿煤量为102t/h。

原始数据：

焦炉湿煤装入量t/h105

煤气产生量Nm3/t干煤330

初冷器后煤气温度℃30

剩余氨水含氨量g/L3.5

氨的产率（挥发氨）%0.29

（按部分殽杂氨水系统计）

饱和器后煤气含氨量g/Nm30.03

硫酸浓度%92.5

配煤水分%8.0

化合水分%2.0

预热器前煤气温度℃55

预热器后煤气温度℃60

预热器内煤气平均压力mmHg872

饱和器前煤气压力mmH2O1800

饱和器阻力mmH2O600

饱和器后煤气露点温度℃45

饱和器煤气温度　　　　℃　55

每天操纵时间h/d15

进干燥器的硫铵含水%2

出干燥器的硫铵含水%0.1

进干燥器的硫铵温度℃15

出干燥器的硫铵温度℃68

大气温度℃5

相对湿度%84

出干燥器的空气温度℃70

空气加热器后空气温度℃104

三、硫铵工段的设备盘算及选型

1、饱和器内氨的平衡及硫酸用量的盘算：

1.1、煤气产生量1.5×70=105

V=105×（1－8%）×330=31878Nm3/h

式中105——焦炉湿煤装入量（t/h）

8%——配煤水分

330——干煤的煤气产生量（Nm3/t）

1.2、氨产量：

M=105×（1－8%）×0.29%=0.280/h或280㎏/h

式中0.29%——氨的产率（挥发氨）

（按部分殽杂氨水系统计）

1.3、剩余氨水挥发氨量：

8.4+1.932=10.332

先盘算生产剩余氨水量

式中2%——化合水分

35.2/106——30℃时，煤气中饱和水蒸汽含量（g/Nm3）。

31878——煤气产生量（Nm3/h）

剩余氨水中的挥发氨总量：

式中3.5——单位体积剩余氨水含氨量（g/L）

1.4、煤气带入饱和器的氨量：

280－32.24=247.76㎏/h

式中280——单位时间氨总产量（㎏/h）

32.24——剩余氨水中挥发氨总量（㎏/h）

1.5、饱和器后随煤气带走的氨量：

式中31878——煤气产生量（Nm3/h）

0.03——饱和器后煤气含氨量（g/Nm3）

1.6、饱和器内被硫酸吸收的氨量：

247.76－0.96=246.79㎏/h

式中247.76——进饱和器的煤气含氨量（㎏/h）

0.96——出饱和器的煤气含氨量（㎏/h）

1.7、硫铵产量（干重）：

式中132——硫铵的摩尔质量（g/mol）

17——氨的摩尔质量（g/mol）

1.8、硫酸（100%）的消耗量：

式中98——硫酸的摩尔质量（g/mol）

2——1mol的硫酸可吸收2mol的氨

17——氨的摩尔质量（g/mol）

100%的硫酸换算成92.5%的硫酸为

1.9、氨的损失率：

式中0.89——出饱和器的煤气含氨量（㎏/h）

230.07——进饱和器的煤气含氨量（㎏/h）

依上述各项列出氨的物料平衡，如下表所示

输入

输出

项目

㎏/h

%

项目

㎏/h

%

煤气带入的氨

247.76

100

硫酸吸收的氨

246.79

99.61

煤气带走的氨

0.89

0.39

合计

247.76

100

合计

247.76

100

2、饱和器内水的平衡及母液温度简直定：

饱和器内的水分主要是煤气和硫酸带来的水分，以及离心机、饱和器和除酸器的洗涤水等。

为了保持饱和器的水平衡，防备母液被稀释，破坏正常操纵，这些水分应全部呈蒸汽状态被煤气带走。

2.1、带入饱和器的总水量：

煤气带入的水量：

式中31878——煤气产生量（Nm3/h）

35.2——30℃时，煤气中饱和水蒸汽含量（g/Nm3）。

硫酸带入的水量：

711.34×（1－92.5%）=53.35㎏/h

式中711.34——硫酸消耗量（㎏/h）

92.5%——硫酸浓度

洗涤硫铵的水量：

取硫铵重量的8%，而出离心机的硫铵带相当硫铵量2%的水分，故带入的洗涤水量为：

式中958.13——硫铵产量（㎏/h）

冲洗饱和器和除酸器带入的水量：

饱和器的酸洗和水洗是定期进行的，可取洗水量为平均200㎏/h。

则带入饱和器的总水量为以上四项的总和，即：

1122.11+53.35+57.49+200=1432.95㎏/h

2.2、饱和器出口煤气中的水蒸气分压Pg：

带入饱和器的总水量，均应有煤气带走，则由饱和器出去的每标方煤气应带走的水量为：

或44.95g/Nm3

式中31878——煤气产生量（Nm3/h）

相应的每标方煤气中水汽的体积为：

式中18——水的摩尔质量（g/mol）

则：

1Nm3殽杂气体中所另外携带的水汽所占的体积百分比为：

取饱和器后煤气表压为1200mmH2O，则绝对压力为：

760＋1200/13.6=848mmHg

式中760——1标准大气压的毫米汞柱

13.6——毫米汞柱与毫米水柱的换算系数

则殽杂气体中水蒸气分压Pg：

Pg=848×5.91%=50.12mmHg

2.3、饱和器内母液适宜温度简直定：

饱和器内母液的适宜温度，可按饱和器内母液的最低温度乘以平衡偏移系数来确定。

饱和器内母液的最低温度，是凭据饱和器母液面上的水蒸汽分压PL和母液面上煤气中的水蒸汽分压Pg的巨细干系来确定。

母液上面水蒸气分压PL取决于母液温度和母液中游离酸及硫铵的含量，可按下式盘算（出自《炼焦化学产物采取与加工》）：

PL=P0（1－0.00235υ－0.004s）mmHg

式中P0——在规定温度下水的饱和蒸汽压，mmHg

υ——母液中硫铵的含量，g/100g母液

s——游离酸含量，g/100g母液

当母液中硫铵总含量为46%，可得相应的υ=85.2g/100g母液，s=11.1g/100g母液。

（出自《炼焦化学产物采取与加工》）则

PL=P0（1－0.00235×85.2－0.004×11.1）mmHg=0.755P0

P0与母液温度有关，此最低温度应使PL=Pg，则求得：

查饱和水蒸汽表得其温度为43.3℃，这就是饱和器母液所需的最低温度。

实际上饱和器母液温度应比最低高，因母液内水的蒸发需要蒸发推动力，即△P=PL－Pg。

别的，还由于煤气在饱和器中停留时间短，不可能到达平衡。

所以实际上母液面上的水蒸气分压：

PL=KPg

式中K——平衡偏离系数，其值约为1.3～1.5

当K=1.5时，则PL=1.5Pg=1.5×45.28=67.92mmHg

查饱和水蒸汽表得其温度为52℃，此即饱和器母液的适宜温度，此值是切合生产实际情况的。

实际操纵中，吡啶装置不生产时，母液温度为50-55℃，生产时，母液温度为55-60℃。

3、饱和器内的热平衡：

为了确定是否需要向饱和器增补热量和煤气的预热温度，必须对饱和器进行热量平衡盘算（假设吡啶未生产）。

输入热量：

3.1、煤气带入的热量Q1：

干煤气带入的热量

31878×0.35t=11157.3tkcal/h

式中29601——煤气产生量（Nm3/h）

0.35——干煤气比热（kcal/m3·℃）

t——煤气预热温度

水汽带入的热量（煤气中的水分）：

1122.11×（595＋0.438t）=667655.45＋491.48tkcal/h

式中1211.11——水煤气中带入的水量（㎏/h）

0.438——水汽比热（kcal/㎏·℃）

595——水在0℃时的蒸发热（kcal/㎏）

t——煤气预热温度（℃）

氨带入的热量：

247.76×0.503t=124.62tkcal/h

式中247.76——进饱和器的煤气含氨量（㎏/h）

0.503——氨的比热（kcal/kg·℃）

t——煤气预热温度（℃）

煤气中的苯族烃、硫化氢及其它组分，在饱和器虽未被吸收，但由于含量少，在饱和器前后引起的热量变革甚微，可忽略不记。

至于吡啶碱类，由于吡啶装置未生产，在饱和器内吸收的少少，也不予考虑。

则煤气带入饱和器的总热量以上3项之和，即：

Q1=11157.3t＋（667655.45＋491.48t）＋124.62t

=667655.45＋11773.4tkcal/h

3.2、硫酸带入的热量Q2：

Q2=711.34×0.35×20=4977.98kcal/h

式中711.34——硫酸消耗量（㎏/h）

0.35——浓度为92.5%硫酸的比热（kcal/kg·℃）

20——硫酸的温度（℃）

3.3、洗涤水带入的热量（包罗洗涤结晶和冲洗设备的水）Q3：

Q3=（200＋57.49）×0.999×60=15434kcal/h

式中200——冲洗设备的平均水量（㎏/h）

57.49——洗涤硫铵结晶的水量（㎏/h）

0.999——60℃水的比热（kcal/kg·℃）

60——洗涤水温度（℃）

3.4、结晶槽回流母液带入的热量Q4：

回流母液温度约低于饱和器内温度9～10℃，可取45℃，回流母液量为硫铵产量的10倍，则

Q4=9258.13×10×0.64×45=275941.44kcal/h

式中958.13——硫铵产量（㎏/h）

0.64——母液的比热（kcal/㎏·℃）

3.5、循环母液带入的热量Q5：

循环母液量取硫铵产量的60倍，其温度约低于饱和器内温度5～7℃，可取为50℃，则

Q5=958.13×60×0.64×50=1839609.6kcal/h

式中958.13——硫铵产量（㎏/h）

0.64——母液的比热（kcal/㎏·℃）

3.6、化学反响热Q6：

中和热q1

2NH3+H2SO4（NH4）2SO4

已知：

NH3的生成热11000kcal/kmol

H2SO4的生成热210800kcal/kmol

（NH4）2SO4的生成热279500kcal/kmol

则中和热为：

q1=958.13－（2×11000＋338974.78）=46700kcal/kmol

式中958.13——硫铵的产量（kg/h）

132——硫铵摩尔的质量（kg/kmol）

结晶热q2

硫铵的结晶热为19.7kcal/㎏，则每kmol的结晶热为：

q2=19.7×958.13=18971kcal/kmol

式中958.13——硫铵的质量（kg/h）

4、输出热量：

4.1、饱和器中煤气带出的热量Q1*：

设饱和器后煤气温度为55℃，则

干煤气带出的热量

105×（1－8%）×330×0.35×55=613652kcal/h

式中105——焦炉湿煤装入量（t/h）

8%——配煤水分

330——干煤的煤气产生量（Nm3/t）

0.35——干煤气比热（kcal/m3·℃）

水