设计任务书
一、设计任务
为年产80万吨冶金焦的焦化厂设立硫铵工段。
二、设计的基础资料
1.地理位置
徐州焦化厂位于徐州的西面，用水主要用地下水、自来水和本厂的处理循环水。硫铵工段属于焦化厂的回收车间。它设立在回收车间的冷凝鼓风工段和粗笨工段之间。
2.自然气象条件
徐州地区位于东经117*18 北纬34*17
海拔高度 43米
平均气压 1012.5
年平均气温 14度
极端最高气温 40.1度
极端最低气温 -22.6度
平均相对湿度 71%
年降水量 869.9毫米
年降水天数 91.7天
最大积雪厚度 25厘米
平均风速 3.0米/秒
最大风速及风向 16WSW
最多风向及频率 C14 ESE 12
三、设计的基础数据
假设年产80万吨的焦化厂用的是 2 座 63 孔的 TJL4350D 型焦炉。每孔有效容积 26.6 m3 结焦时 24 小时，配煤的挥发份为26%，氨产量为加煤的0.3%；剩余氨水的含氨量为3.5g/l；装炉干煤的表面水为7%；煤气在初冷器冷却的温度为30度，进入硫铵工段的温度为45度。
焦炉炭化室尺寸：有效长 l=13280m
有效高 h=4100m
平均宽 b=500m
堆积密度
=1.0~1.15 t(干煤)/3m
干
１.绪论
煤炭作为我国的主要能源之一，由于其储藏量有限，单纯作为燃料不仅浪
费很大，而且会造成严重的环境污染，随着现代科技和化学工业的发展对煤
炭的利用范围已大大扩展，煤炭的综合利用已被列为我国煤炭行业的三大支柱。
高温炼焦化学工业是煤炭的综合利用中历史最久，工业最完善，技术最成熟，应用最广泛的行业。由于煤炭的自身组成特殊性，在炼焦同时产生的煤
气中，含有多种可供回收利用的成分，其中氨作为生产过程中的有害成分之一，其含量虽少但由于其水溶液具有腐蚀设备和管路，生成的铵盐会引起堵塞，燃烧产生的氮氨化物污染大气，所以有必要将其回收，并加以利用。
硫铵的生产不仅达到了除去煤气中氨的目的，而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，对农业的发展起着重要作用。
硫铵的生产方法有：饱和器法和非饱和器法。饱和器法有分直接法和半直
接法。
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
电捕焦油器等净化装置要求较高以保硫酸铵产品质量。因此，在工业上应用
比较困难，所以此法在工业上得不到广泛应用，难以推广。
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
硫酸反应制成硫酸铵。由于这方法需要的设备庞大，投资大，消耗掉大量的
蒸汽，耗能大，经济效果也不好。因此，此法在工业上应用很少，很难推广，特别是在现代化工业生产中应用更少。
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
和煤气中的氨共同进入饱和器，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，产品成本较低，工艺技术及
管理较成熟，因此在工业生产上应用较广，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工业等有待进一步改进，以适应现代工业生产的需要，尽管如此，由于它的生产工艺管理等方面均较直接法和间接法先进，因
此工业生产上应用较广。本设计选择半直接法。
２.饱和器法生产硫铵原理
2.1.1物理性质
（１）纯态硫酸氨为无色长棱形结晶体，工业为白色或浅灰色黄色晶体颗粒，晶体密度１.７７６ＫＧ／Ｍ３。
（２）结晶热１０.８７ＫＧ／ＭＯＬ，结晶区位于硫铵含量较低区域。（３）易溶与水，其水溶液呈弱酸性，易吸潮结块。
2.1.2硫铵用途
长期以来，主要用来做肥料，适用多种土壤和多种作物，还可用于纺织、皮革、医药等方面。食用硫酸铵由工业硫酸铵加入蒸馏水溶解，加入除
砷剂、除重金属剂进行溶液净化、过滤、蒸发浓缩、冷却结晶、离心分离、
干燥制得。用做食品添加剂，做面团调解剂、酵母养料等。
2.1.3生产的工艺流程
1.流程选择
目前，我国大部分焦化厂均用饱和器法生产硫酸铵，来回收煤气中的氨。国外除趋向于用沸萨姆法生产无水氨外，还有许多焦化厂用饱和器法或酸洗
法生产硫酸铵。所以硫酸铵仍是目前焦化厂生产的主要产品之一。
用硫酸吸收煤气中的氨是快速不可逆的化学反应，所以可在饱和器或酸
洗塔内，使焦炉煤气与适量浓度的硫酸接触以用来回收煤气中的氨。本设计
选择半直接法。
2.生产工艺流程的原理
焦化厂生产的硫铵是浓硫酸和氨气在饱和器内发生如下化学反应而生成
硫铵的。反应方程式：
H2SO4+NH3----（NH4）2SO4 （硫酸适量）
H2SO4+NH3---- NH4HSO4 （硫酸过量）
NH4HSO4+NH3----（NH4）2SO4
上述反应是防热反应,当用硫酸吸收炼焦煤气中的氨时,当用硫铵吸收炼焦煤
气中的氨时,实际所得的热效应和硫铵母液的酸度及温度有关，其值约比理论
反应放出的热量少10%左右。
由上述反应方程式可以看出产品硫铵既存在着正盐又存在着酸式盐，它
们分别以各自的形式存在于生产硫铵的溶液中，而溶液中酸式盐还是正盐各
自所占的比主要由溶液的酸度决定，溶液的酸度可以用加入硫酸的数量多少
来调节。在饱和器内的酸度控制在1-2%时，生成的硫铵产品主要为正盐当酸
度升高时，随酸度的提高而酸式盐含量则提高，饱和器内酸度控制（指母液
的酸度）在4-8%时饱和器和母液中同时存在着正盐又存在着酸式盐。但酸式
盐比正盐更容易溶于水和稀硫酸，因此，在溶解度达到极限时，在饱和器的
酸度范围内从溶液中首先析出的是（NH4）2SO4，而-----则次出或不出。
在饱和器内硫铵从母液中形成晶体要经历两个阶段：首先是细小的结晶
中心----晶核的形成，而后是晶核（或晶体）的长大。通常两个过程同时进
行的。即在一定的条件下结晶，若晶核形成的速率大于晶体成长的速率，得
到的是小粒结晶。反之，则得到大粒结晶。显然，如控制好此速率，便可控
制晶体颗粒的大小，从而可以得到较满意的产品硫酸铵颗粒粒度。由于饱和
器内氨和硫铵不断的反应生成硫铵，当硫铵与硫酸达到一定的过饱和程度时，即形成晶核。晶核的成长速度和溶液的洁净程度，溶液的酸度以溶质由液相
向固相的传质速率有关，在纯净的母液中，硫铵晶体的生长速度最快，母液
中的可溶性杂质对结晶的成长速度和晶核均有不利的影响。传质速率是由硫
铵分子从晶体表面上移走晶体热的速率所决定的，而在饱和器内充分搅拌使
使母液受到充分的混合，以提高传质速率，同时还可以使饱和器内的母液的
酸度和温度均匀，且使洗粒晶体的母液中呈悬浮状态和延长其在母液中的停
留时间，均有利于结晶长大。母液内晶体的生长速度随着温度的提高而显著
增大。由于晶体各棱面的平均生长速度比晶体沿生长长向速度增长的速度较快，温度的提高还有助于降低晶体的长宽比和形成较好的晶形。同时，由于
体积生长的速度随结晶的温度的提高有很大的增长，因而在适当的提高温度
的情况下，可把溶液的过饱和程度控制在教小的范围内，从而大大减少针形
晶核的形成，但是不是把温度提高的太高，否则会适得其反，饱和器母液的
酸度对硫铵结晶的成长也有一定的影响。随着母液酸度的提高（从0到10%的
范围内），大颗粒结晶的产率下降，同时结晶的形状也发生变化，从长宽比
小的多面颗粒多数转变为有胶结趋势的细长六角形棱柱形，甚至变形针状。
这是因为当其他条件不变的时候母液的介稳区随着酸度的增加而减少，因而
不保持有利于晶体成长所必须的过饱和程度。同时，随着酸度的提高，母液
的黏度将增大。因而增加了硫铵分子向晶体表面扩散的阻力，阻碍了晶体正
常的生长。可见，硫铵晶体的平均粒度是随着母液酸度的提高而减少的。但是，从生产的操作来看，母液的酸度过低也是不允许的。这是因为除了使氨
和吡啶吸收不完全外，还同时易使饱和器堵塞，此外，当酸度低于2.5-3.5%时，因母液比重的下降，还易于使泡沫产生，导致操作条件恶化。
2.1.4原料来源及其选择
1.原料来源
进入硫铵工段的原料有煤气，剩余氨水和硫酸，其中煤气来自于冷凝鼓
风工段，剩余氨水来自于溶剂脱酚工段，硫酸来自酸碱库。
2.硫酸的选择
焦化生产硫铵一般采用:
１.浓度为75-78%的塔式酸；
２.浓度为98%的接触法硫酸；
３.少量使用精苯的再生酸掺入到新酸中。
其中塔式酸一般含有铅、砷及氮的氧化物等杂质。氮的氧化物在操作过程中
会转入煤气中，其他杂质会影响硫铵的晶体和颜色，同时不利于获得大颗粒
的结晶。此外，还会使饱和器的母液生成泡沫影响安全生产。
精苯车间的再生酸对钢材有着强烈的腐蚀作用，其中有的焦油酸和磺酸，
在硫铵结晶时严重污染环境，
因此应于新酸混合均匀使用。
浓硫酸具有含杂质少，带人饱和器的水分也少，且加入饱和器有较高的
稀释热。因此可减少煤气预热器的负荷等优点。但浓硫酸价高，且冬季易冻，还会使煤气中的不饱和组分聚合，影响产品的质量。
权衡上述利弊，本设计所用的硫酸的浓度为７８％，其中再生酸是再大
加酸时加入母液储槽的，在母液储槽分离其所含焦油后，再进入饱和器，选
用这样的酸既可以降低煤气预热器的负荷，又可以利用精苯车间的再生酸。2.2硫酸氨的结晶过程
某种物质在溶液中结晶时，每一个晶体均经历两个阶段，在饱和器内硫
铵从母液中形成晶体要经历两个阶段：首先是细小的结晶中心----晶核的形成，而后是晶核（或晶体）的长大。通常两个过程同时进行的。即在一定的
条件下结晶，若晶核形成的速率大于晶体成长的速率，得到的是小粒结晶。
反之，则得到大粒结晶。显然，如控制好此速率，便可控制晶体颗粒的大小，从而可以得到较满意的产品硫酸铵颗粒粒度。
晶核形成和其成长取决于溶液的过饱和度，使溶液结晶中的物质的浓度
维持在过饱和状态，以便在溶液和晶体表面之间建立浓度差，使溶液中的结
晶中的物质向晶体表面转移，溶液的过饱和度既为结晶的推动力，推动力越大，则结晶过程速率也越快。
晶核形成和溶液的温度和浓度之间有一定关系，见图１-１。图中ＡＢ线
与普通溶解度曲线，ＣＤ线为超溶解度曲线，ＡＢ与ＣＤ线之间为介稳区，
在此区域内，晶核不能自发形成。若浓度为Ｅ的未加晶种的溶液冷至Ｆ，达
到饱和，理论上可以结晶，但实际上过饱和程度还不够，由Ｆ到冷到Ｇ，溶
液经介稳区已处于过饱和状态，但仍无结晶形成。只有冷到Ｇ，才有大量晶
核急剧形成。溶液浓度迅速降至Ｈ（饱和点），这样得到的晶体很小。为了
控制晶体数目和大小，可在结晶前，溶液中加入晶种，降低晶核形成所需的
过饱和度。过饱和度急剧降低时，则生成新晶核的速度小，而晶核成长速度大，过饱和度大，则反之。因此在实际生产中为了得到较大颗粒的硫酸铵结晶，必须使母液处于介稳区和适宜的过饱和度。
2.3硫桉结晶影响因素
１）温度的影响
由图２-２可以看出，硫铵在母液中的溶解度，随着温度升高而增加。但
饱和器内母液温度的高低，是取决于饱和器的水平衡。母液温度过高过低都
不利于晶体的成长。但母液过高时，虽然由于母液黏度降低而增加了硫铵分
子间晶体表面的扩散速度，有利于晶体长大。但母液温度过高时，硫铵在母
液中的溶解度很大，当温度波动时，造成局部过饱和现象，促使大量晶核形成，这样就得不到大颗粒晶体。饱和器中的水分是由煤气、氨气和硫酸带人的。为了蒸发饱和器的多余水分，保持饱和器内的水平衡以防止母液被稀释。一般要求进入饱和器的煤气必须预热到６０-７０度。而饱和器母液应该在保
证不被稀释的条件下，保证较低的操作温度，以５０～５５度为宜。
饱和器内的母液液面上的水蒸气分压与煤气的水汽分压相平衡时的母液温度为最低温度，根据水平衡可求出煤气的露点及煤气中的水汽分压，母液液面上的水汽分压一般为煤气６中的水汽分压的１.３～１.５倍，与此相应的母液温度即为母液的适宜温度。母液酸度、温度与母液液面上的水蒸气的关系见图１-２。提高母液的酸度和其中硫铵的含量以及降低母液的温度都会降低母液上的水蒸气分压。
２）酸度的影响
母液酸度对硫铵结晶影响较大，酸度过大使溶解在母液中的硫铵数量增加，难以获得大颗粒结晶，反之，则可能使氨和吡啶的吸收不完全。母液酸度与硫铵结晶的颗粒大小的关系如图１-３。
一般情况下，母液酸度维持在４％～６％比较合适。为保持酸度稳定，可采用饱和器连续加酸制度，同时用水和蒸气冲洗，以消除饱和器内沉积的结晶。采取中加酸时母液酸度为１２％～１４％，大加酸时为１８％～２２％。
３）杂质的影响
在纯净的母液中，硫铵结晶的生长速度最快。母液中的杂质对结晶的成长和晶形均有不利影响。如图１-４所示，母液中含有的金属离子不同，硫铵晶体的晶形也不同，纯净的母液形成的晶形是扁六方形棱面和锥面复合组成的，强度较高，当母液中含有ＡＬ和ＦＥ时，则生成细长片状的晶体，在生产中这种晶体会被大量粉碎，导致硫铵粒度大为减少。
另外，杂质不仅影响晶体的成长和晶形，而且还由于在单位时间内晶体体积的总增长量小于同时间内在饱和器中形成的硫铵量，因而使母液的过饱和程度增加。这不仅会使晶体形状发生变化，降低强度，同时还会形成大量的针状晶核，很快充满溶液的全部体积，因而破坏了正常操作，因此在硫铵生产工艺上，必须采取有效措施，减少母液中的杂质，才能生成晶形较好、粒度较大的硫铵晶体。
４）搅拌对结晶的影响
由结晶理论可知晶核的成长是基于晶核界面上的浓度差，使溶液中溶质分子扩散到晶核表面上，由于晶核表面常有液膜生成，溶质分子不易扩散到晶核表面。同时，有了外加的搅拌，还可以减少饱和器内部各部位温度和浓度不均匀的程度，易于增大硫铵分子的颗粒，加大母液循环也有利于制取大颗粒的硫铵结晶。
５）结晶浓度的影响
母液中的结晶浓度是指母液中所含结晶的体积对母液与结晶总体积的百分比。为有利于氨和吡啶的吸收，减少搅拌阻力和有利于结晶的长大，晶比不宜过大，而晶比太小，则不利于结晶的长大，因此一般控制晶比在４０－５０％。
2.4饱和器法生产硫铵的工艺流程
来自冷凝鼓风工段的去焦油雾的煤气首先进入煤气预热器，在此煤气被
预热到６５度左右，然后，热煤气与蒸氨塔来得氨气一起进入饱和器的中央
煤气管，经分配伞穿过母液层鼓泡而出，其中氨被硫铵吸收，因此饱和器起
着吸收设备的作用，煤气出饱和器后进入除酸器，除去所夹带的酸雾，然后
送往粗笨车间，在饱和器后煤气的含氨量一般要求低于３０mg/标m3。
饱和器母液中不断有硫酸氨生成，当其呈饱和状态时，就析出硫铵晶体，沉积至饱和器底部。因此，饱和器还起着结晶设备的作用。用结晶泵将晶体
连同一部分母液送至结晶槽。沉积在结晶槽底部的硫铵晶体送到离心机内离
心分离，滤除母液，并用热水洗涤晶体，以减少晶体表面上的游离酸和杂质。分离出来的母液返回饱和器。离心机卸出的硫铵晶体经干燥后既为产品。
饱和器溢出的母液不断通过液封内的满流管流人满流槽，而由循环泵连
续送回饱和器。当定期大量加酸，补水并用水冲洗饱和器和除酸器时，所形
成的大量母液由满溜槽流至母液储槽暂时储存。而在两次大量加酸之间的正
常生产过程中，再将储存的母液用母液泵打回饱和器中。
在饱和器内生产的酸焦油可用氨水中和法回收，由满流槽溢出来的酸焦
油和母液进入分离槽，在此再压入酸焦油洗涤器。在洗涤器内用来自蒸氨塔
前的剩余氨水进行洗涤，然后静止分离。洗涤器下层经中和的焦油放入焦油槽，并用液下泵送往冷凝工段的机械化澄清槽，分离槽在中上层的氨水则放
人母液储槽中。
此法的优点是能回收焦油，其缺点是氨水带人母液系统的杂质影响硫铵
的质量。
2.5工段主要控制指标
1)预热器后煤气温度 60-70度
2)饱和器后煤气温度 55-65度
3)饱和器内母液温度 50-55度
4)预热器内煤气阻力 <500PA
5)饱和器内煤气阻力 <5000PA
6)除酸器内煤气阻力 <1000PA
7)饱和器后煤气含氮<=0.03G/M3
8)空气预热器后温度 130-140度
9)质量指标(二级品)
含N(干基)
游离酸
水
10)蒸氨塔顶温度 101-103度
11)分缩器后氨气温度 97-98度
12)废水冷却器后废水温度40-45度
13)废水含量 0.1G/L
2.6 主要设备硫铵工段的主要设备
硫铵工段的主要设备有煤气预热器、饱和器、离心机、干燥机、除酸器等。而其中饱和器是该工段的主要设备，饱和器的构造型式较多，图为１-５
为常用的外部除酸式。
饱和器是用钢板焊制的，具有顶盖和锥底的圆形设备，内壁衬以防酸层。此外，饱和器顶盖内表面及中央煤气管的外表面，由于经常与酸雾接触，均
需焊铅扳衬层，近年来，采用环氧玻璃钢衬饱和器顶盖的内表面及中央煤气
管表面，也取得了良好的效果。
在中央煤气管下端装有煤气泡沸伞，沿泡沸伞整个圆周，焊有一定数量
的弯成一定弧度的导向叶片，构成了２８个弧形通道，煤气均匀的分布，并
泡沸穿过母液，同时还促使饱和器中的上层母液剧烈地旋转，从而使母液中
的硫酸铵晶体保持一定的悬浮状态，这对于晶体的长大是有利的。
泡沸伞的侵没深度是指泡沸伞煤气煤气出口上缘至饱和器满流口下缘的
垂直距离。一般情况下，为使饱和器后煤气含氨量小于３０ＭＧ／标Ｍ３，
泡沸伞的侵没深度不应小于２００ＭＭ。煤气通过饱和器的阻力主要有侵没
深度所决定。为了减少阻力，煤气通过泡沸伞鼓泡处的速度取７-８Ｍ／Ｓ。
泡沸伞可用硬铅（８５％铅和１５％合金）浇铸，也有用镍铬钛不锈钢制成。近几年来，有用石棉酚酞玻璃钢制作的。较经济耐用。
当回收氨与吡啶同时进行时，由于硫酸吸收氨的反应速度快的多，故在
饱和器中同时回收吡啶时，为保证吡啶的回收率，应适当加大液封高度，以
增加气液接触和反应时间。
3.焦炉选型及设备计算
式中 365×24——全年工作时间
n ——每个焦炉组的焦炉个数
N ——每座焦炉的炭化室个数
h ——炭化室的有效装煤高度 m
l ——炭化室的有效装煤长度 m
b ——炭化室的有效装煤宽度 m
干ρ——装煤煤干基堆密度 t(干煤)/3m 一般1.0～1.15,本设计取1 T ——运转周期 取设计结焦时间24 h
K ——干煤全焦率，% 本设计取71%
k ——考虑到炭化室检修等原因的减产系数，取95%
焦M ——全焦含水量（取6%）%
单孔有效容积 h ·l ·b=4.1×13.28×0.49=26.6 m3
a t G /87780706
.0195.0%7124149.028.131.463224365=-?????????=43.1.2煤气总量
令65.13924
16.26632=???=='t hlb nN G 干ρ t/h 其为装煤干煤量，取煤气发生量Mg=360t Nm /3(干煤)
则煤气发生量Q=G '×1.07×Mg
=139.65×1.07×360
=53793 h Nm /3
式中 1.07——焦炉紧张操作系数
3.2剩余氨水量
1) 原始数据
装入湿煤量 h t G /150%)71/(65.139%)71/(=-=-'
配煤水分 7%
化合水 2%
煤气发生量 360(干煤)
煤气初冷器后煤气温度 30℃
30℃时13Nm 煤气经过蒸汽饱和后水汽含量0.0351K g/3Nm
《焦化工艺学》P82表4-2
2)计算根据煤气初冷系统中的水平衡，可得剩余氨水
3
G t/h
3
G=1G—2G
式中
1
G——煤气带入集气管中水量 t/h
2
G——初冷器后煤气带走的水量 t/h
1
G=150×7% ＋139.65×2% =13.293 t/h
2
G=Q×0.03510=53793×0.0351=1888 Kg/h=1.888 t/h 3
G=1G—2G=11.405 t/h
即剩余氨水量 G3=11.405 t/h
3.3饱和器的物料平衡、热平衡和结构尺寸的确定
3.3.1原始数据
由平衡知 N = N1 ＋ N2 = N3 ＋ N4 ＋ N5
则总氨量 N = G '×0.3% = 139.65× 0.3% = 0.41895 t/h = 418.95 kg/h
剩余氨水带入氨 N2 =3G ×3.5 = 11.405 × 3.5 = 39.92 kg/h
干馏煤气带入氨 N1 = N －N1=418.95－39.92 =379.03 kg/h
干馏煤气带出氨 N3 = 139.65×360×0.03/1000 =1.5 kg/h
蒸氨废水带出氨
L = 11.405＋11.405×0.25=14.256 t/h
N4 = 14.256×1000
05.0×1000 = 0.7128 kg/h 饱和器耗氨量 N5 = N －N3－N4 =418.95－1.5－0.7128
= 416.7372 kg/h
由反应原理 硫酸吸收氨反映式：
424423)(2SO NH SO H NH →+
2×17 98 132
416.7372 y x
硫氨产量 92.161717
21327372.416=??=
x kg/h 硫酸理论耗量 18.1201172987372.416=??=y kg/h 换算成 98% 硫酸耗量
y '=1201.18/ 98% =1225.7 kg/h
3.3.3水平衡及母液温度的确定
饱和器内的水分主要是煤气和氢气带来的。其余有硫酸带入的水分以及洗涤水等。洗涤硫氨用水占硫氨质量总重的6%，冲洗饱和器和除酸器带入的水量平均取100kg/h ，氨分缩器后氨汽浓度为10%.
饱和器水平衡如下：
输出方
煤气带入水量
=139.65 × 360
× 0.0351 =1764.6174 kg/h
氨汽带入水量 由N2－N4=（W2＋N2－ N4）×10% 得
86.352)7128.092.39(9%
10%)101)((422=-?=--=N N W kg/h 硫酸带入水 3W =1225.7×(1-98%)=24.514 kg/h
洗涤硫铵用水量(扣除硫铵产品带出水量)
W 4=6%×1617.92=97.0752 kg/h
冲洗水量 W s =100 kg/h
则带入饱和器总水量
W t =W1+W2+W3+W4+W S
=2339 kg/h
2.饱和器出口煤气分压
以上求得带入饱和器的总水量应均由煤气带走,则由饱和器出去的
1Nm 3煤气应带走水量为 0465
.036065.1392339==?总总V W kg/ Nm 3
相应1 Nm 3煤气中水汽体积为 =?10004.22180465.00.0579 Nm 3 故混合气体中水汽所占体积百分比为 =+0579.010579.0 5.5%
取饱和器后煤气表压为0.12 MPa ,其绝对压力为 1.12 MPa. 则 水蒸汽分压为 1.12×5.5%=0.061 6MPa
3.饱和器内母液适宜温度确定
饱和器内母液适宜温度可按最低温度乘以偏离系数来确定,当母液
液面上水汽分压PL 与母液液面煤气中水汽分压Pg 相平衡时, 即
PL=Pg=54.96 ㎜H 2O
取母液酸度为6%参考《化工工艺学》(矿大版)查图可得:
饱和器母液温度最底41℃,因为母液内水的蒸发还需要推动力
(△P=PL-Pg),还由于煤气在饱和器中停留时间短,蒸汽两相水汽分
压不可能得到平衡,所以实际上母液液面上的水蒸气分压应为:
PL=KPg 式中 K ——平衡偏离系数(1.3～1.5)
当K=1.5时,PL=54.96×1.5=82.44 ㎜H 2O
由图9-3《化工工艺学》(矿大版) 知: 当酸度为8%时,适宜操
作温度52℃,实际生产中母液温度一般在50～55℃.
本设计未考虑对吡啶的回收.
3.4.热平衡及煤气预热器出口煤气温度计算
为确定是否需要向饱和器补充热量和煤气的预热温度须对饱和器
进行热平衡计算.
饱和器热平衡如下图
输入方输出方
3.4.1 输入热量
煤气带入的饱和器的热量
煤气带入饱和器的热量，由于煤气带入热量，水汽带入热量和氨带入
热量三部分组成。
a)干煤气带入的热量
干煤气
Q=G'×Mg × 1.47t = 139.65 ×360 ×1.47t = 73902.78t KJ/h
式中干煤气
Q——干煤气带入热量 KJ/h
1.47——干煤气的比热 KJ/h
T ——煤气的预热温度℃
b)水汽带入的热量
水蒸气Q =1W ×（2491.3＋1.83t ）
=1764.6174×(2491.3＋1.83t)
=4396191.329＋3229.25t
式中 水蒸气Q ——水汽带入的热量 KJ/h
2491．3——水在0℃时蒸汽潜热 KJ/Kg
1．83——0～8℃间的比热 KJ/(Kg ·K)
c) 氨带入的热量
氨Q =1N ×2.11=379.03×2.11t=799.7533t
式中 氨Q ——氨带入的热量 KJ/h
2．11——氨的比热 KJ/(Kg ·K)
煤气中所含的苯族烃，硫化氢及其它组成所带入的热量，可忽略不计，至于吡啶碱类，当吡啶装置未生产时，在饱和器中被吸收的量极少，也不予考虑。则煤气带入饱和器的总热量为
1Q = 干煤气Q ＋水蒸气Q ＋氨Q
=73902.78t ＋4396191.329＋3229.25t ＋799.7533t
=4396191.329 ＋77931.7833t
氨汽带入的热量
氨汽带入的热量由氨带入的热量和水汽带入的热量两部分组成。
a) 氨带入的热量
氨Q =（N2-N4）×2.13×98
=(39.92－0.7128)×2.13×98
=8184.11 KJ/h
式中 2.13——98℃时氨的比热 KJ/(Kg ·K)
b) 水汽带入的热量
水汽Q =2W
×(2491.3＋1.83×98)
=352.86×(2491.3＋1.83×98)
=942362 KJ/h
则氨汽带入的热量 2Q = 氨Q ＋ 水汽Q =950546.14 KJ/h
c) 硫酸带入的热量
3Q =y ×1.88×E=1225.7×1.36×20=33339.04 KJ/h
式中 1.36——浓度为98%硫酸的比热
E ——硫酸的平均温度，取20℃
d) 洗涤水带入的热量（包括洗涤结晶和冲洗设备的水，水温为
60℃）
4Q =（4W ＋5W ）×4.18×60
=(97.0752＋100)×4.18×60
=49426.46 KJ/h
式中 4.18——60℃时水的比热 KJ/(Kg ·K)
e) 回流母液带入的热量
回流母液带入的热量即结晶槽和离心机返回母液带入的热量，
回流母液温度应不低于饱和器内温度10℃左右。一般为45℃，
回流母液量为硫铵产量的10倍，则
5Q =2.68×45×10×1617.92=1951211.52 KJ/h
式中 2.68——45℃时母液的比热 KJ/(Kg ·K)
f) 循环母液带入的热量
循环母液取硫铵产量的50倍，其温度比饱和器母液温度约低于
5℃，取为50℃。则
6Q =2.68×50×50×1617.92=10840064 KJ/h
g) 化学反应热
化学反应热包括中和热、结晶热和稀释热
1. 硫酸的中和热（1 Kg ·mol 的硫酸的中和热为195533 KJ/h ）
2396642195533132
92.1617=? KJ/h 2. 硫铵的结晶热 （1 Kg ·mol 的硫铵但是结晶热为10886 KJ/h ）
13342910886132
92.1617=? KJ/h 3. 硫酸的稀释热（100%硫酸的稀释热为38792.6 KJ/Kg ·mol ）
4754786.3879298
18.1201=? kJ/h 化学反应热共计
7Q =2396642＋133429＋475478
=3005549 KJ/h
饱和器总的输出热量为
入Q =1Q ＋2Q ＋3Q ＋4Q ＋5Q ＋6Q ＋7Q
= 4396191.329 ＋77931.7833t ＋950546.14 ＋33339.04 ＋
49426.46 ＋1951211.52＋10840064 ＋3005549
=21226327.49＋77931.7833t KJ/h
3.4.2输出热量
a) 煤气从饱和器带出的热量
煤气饱和器带出由于干煤气和水汽所组成饱和器后煤气温度为60℃则
1. 干煤气带出的热量 139.65×360×1.47×60=4434166.8 KJ/h
2. 水汽带走热量 2339×(2491.3+1.83×60)=6083972.9 KJ/h
煤气从饱和器带出热量 1'Q =4434166.8+6083972.9=10518139.7 KJ/h b) 结晶母液带出热量 (母液温度为55℃)
2'Q =(10+1)1617.92×2.68×55
=2623295.488 KJ/h
c) 循环母液带出热量
3'Q =50×1617.92×2.68×55=11924070.4 KJ/h
d) 饱和器热损失
饱和器热损失相当于循环母液热损失的20%～25%,本设计取25%,循
环母液在循环过程中降低6%左右.
4'Q =50×1617.92×2.68×25%×6=325201.92 KJ/h
总上 Q 出=1'Q +2'Q +3'Q +4'Q
=25390707.51 KJ/h
由能量守恒得 Q 入=Q 出
21226327.49＋77931.7833t =25390707.51
则 t=53.43℃ 即煤气预热器后的煤气温度为53.43℃
3.5饱和器的基本尺寸
饱和器结构基本已定,通过计算主要确定直径,取饱和器前煤气
压力为 1.18Mpa,饱和器阻力为0.06 Mpa,煤气预热器温度为
70℃,饱和器后煤气露点温度为50℃,饱和器后煤气温度为
60℃.
煤气初冷器后煤气温度为35℃
a) 预热器后煤气实际体积
139.65×360×1.195×
352737027318.11++?=56698.65 m3/h
式中 1.195——1Nm3煤气在35℃时,为水汽饱和器后的体
积,取中央煤气管内煤气流速为7.0 m/s
其断面面积为 0.7360065.56698?=2.25 m3
b) 饱和器后煤气的实际体积 139.65×360×1.384×
=?++-50
2736027306.018.1164047.65 m3/h
式中 1.384——1 Nm3煤气在50℃时,为水汽饱和后体积
c) 饱和器内环形截面积,取饱和器内环形截面上煤气流速为0.9 m/s 则
=?3600
9.065.6404719.77 ㎡ d) 饱和器直径 饱和器总截面积为 2.25+19.77=22.02㎡ 直径 D==?π
77
.194 5.9 m 本设计采用喷淋式饱和器选用DN5000/SN3800 H=11260
设计压力0.03Mpa 设计温度100℃.
设计两台一开一备.
3.6除酸器
除酸器作用是捕捉饱和器后煤气所夹带的酸滴,常用有挡板式和旋风式,
现代广泛使用的是旋风式除酸器.
除酸器用钢板焊合,内壁及中央煤气出口管的内外表面均衬以防酸层.
1. 煤气进口尺寸
如上计算饱和器后煤气流量为79360.7 m3,进口煤气速度不宜低于25
m/s,现取27 m/s,则煤气进口截面积 F=
=?2736007.793600.8165 ㎡ 煤气进口采用矩形,设长边长为h,短边长为a,且b=2a 则
F=ab=2a 2=0.8165 a=0.639 m b=2a=1.278 m
2. 煤气出口直径
煤气速度可采用4～8 m/s,本设计采用6 m/s,则出口内径为 DN=6360047.79360???π=2.163 m
若出口管用8㎜厚钢板制成,内外表面积各衬以5㎜厚的酚醛玻璃钢,
其外径为: D W =2.163+(0.008+0.005)×2=2.189 m
3. 除酸器内径
除酸器内环形截面宽度取与煤气进口宽度相等,则除酸器的内径,DN=DW+2a=2.189+2×0.639=3.467 m
4. 出口管内部分高度
为计算内部分高度,应先确定在环形空间的旋转运动速度,以及其在器内环形空间内停留时间,根据理论计算需0.945 s
气流旋转速度应比进口流量小2/7～3/8
W P =27×(1-2/7)=19.3 m/s
此时气流过长度为 L=W P T=19.3×0.945=18.3 m
煤气回转数为: n=2467.3163.214.33.1814.33.18+
??=onp =2.67
当煤气面路宽为0.639 m 及W P 为1.93 m/s 时则煤气通路高度为 h=3
.19639.036007.79360??=1.787 m
所以,出口管在器内部分高度为: H=hn=1.787×2.07=3.7 m
根据以上计算,选用除酸器尺寸如下:
外壳 (㎜) D=3520 H=4500
内壳 (㎜) D=2200 H=3800
本设计采用喷淋式饱和器,不用除酸器,此处仅做计算. 3.7离心机
H 型卧式活塞离心机,用于分离固体颗粒≥0.25 ㎜,固体重量≥30%的结晶
块状悬浮液,该机加料分离洗涤等操作同时连续进行,滤渣由一个反复运
动的活塞推动脉动地推送出去,这种离心机只有处理量 t 单位产量耗电力有关,已大量应用化肥化工等工业部门,尤其是用在NH 4HCO 3、(NH)2SO 4和尿素的生产上,要求处理能力:
X ×1.2×24/15=2056.7×1.2×24/15=3948.9 kg/h=3.95 t/h 根据《化工设计手册》选用卧式活塞推料离心机，型号为WH800BN ，其主
要参数：
转鼓内径×长度 800×400㎜ 转速 700 r/min
推料次数 0～30次/min 推料行程 40 ㎜
生产能力 4.8～6 t/h 分离因数 219
外形尺寸 长×宽×高 2270×1600×1400㎜
电动机： 主电动机 Y180M —4B 3 功率: 18.5KW 油泵 Y160L —6——V 1功率: 11KW
3.8沸腾干燥器
3.8.1原始数据 硫铵产量(干基) 2056.7 kg/h 每日操作时间 15 h
给料不均匀系数 1.2
进干燥器硫铵含水量 2%
出干燥器硫铵含水量 0.01%
进干燥器硫铵温度 15℃
出干燥器硫铵温度 68℃
大气温度 50℃
大气相对湿度 84%
出干燥器空气温度 70℃
热风器后空气温度 140℃
通过沸腾层空气平均压力 3500pa
3.8.2沸腾床最底流态化速度G 计算
G=5×102-×d 82.1p 88.094
.0)]
([Z Pq Pg Pq - kg/(h ·㎡)
式中 d p ——固体颗粒平均直径 ㎜
Pq ——固体密度kg/m
Pg ——气体密度kg/m3
Z ——气体粘度 原油
上式中各项数值计算如下
1) d p 的确定 d p =d X
Z ?1
㎜
式中 X ——筛分组成 %
D ——每级颗粒直径 ㎜
硫铵筛分分组
d 1 (㎜) 2 1.0 0.5 0.3 0.2 0.1
X 1 (%) 0.1 42 34 22 1.0 0.9
d p=1
.09.02.0.13.225.0340.14221.0100
1+++++?o o =0.507 ㎜ 2) Pg 的确定 在沸腾干燥器内气体温度为
=+270140105℃ 并假设操作压力3500Mpa,则空气流在实际操作状态下密度
Pg=1.29×
1013253500101325105273273++? =0.694 kg/m3
式中 1.29——空气在标准状态下密度kg/m3
3) Pg 为硫铵结晶比重取1770 kg/m3
4) Z 为空气粘度,取0.021 厘泊
综上,将上述各值带入公式得
G=5×102-×0.50782.1×88.094
.0021.0)]9641770(964.0[-
=474.7 kg/(m3·h)
=0.132 kg/(m3·s)
将重量换算成线速度 V 0=G/Pg=0.132/0.964=0.137 m/s
3.8.3干燥器直径的确定
1) 在沸腾干燥器内气流实际操作速度,根据生产实践,可取最底流态化速度V 0的10倍,即 V=10V 0=10×0.137=1.37 m/s
2) 干燥器内平均操作温度及压力下湿空气体积计算如下
干燥器处理负荷 2056.7×1.2×24/25=3948.9 kg/h
原料含水量 %2%219
.3948?-=80.6 kg/h
干燥器后残留在硫铵中的水量为 %1.0%1.019.3948?-=3.95 kg/h
需蒸发水分为 80.6-3.95=76.65 kg/h
干燥器每处理1t 硫铵(干基)需温度50℃,相对湿度84%的干空气1900 kg,
则湿空气体积为: 35001013251013252732731874.3465.7629.1190010009.39482
70140)4.22(
+++???+?+
=7969.8 m3/h 3) 所需干燥器沸腾床面积 F=37
.136008.7969?=1.616 ㎡
根据《焦化设计参考资料》选用DN1740㎜定型沸腾干燥器一台,沸腾床面积2.1㎡ 3.9煤气预热器
3.9.1原始数据
进煤气预热器内煤气气量 Nm3/h 68435
进煤气预热器内煤气温度℃ 45
出煤气预热器内煤气温度℃ 70
加热蒸汽压力(绝热) MPa 0.2
加热蒸汽温度℃ 120
3.9.2热量恒算
1)输入热量Q入
a)煤气带入热量Q1
Q干煤气=68435×1.47×45=4526975.3 kJ/h
式中 1.47——干燥气化热kJ/(m3·k)
Q水蒸汽=W1×(2491.3+1.83×45)
=2244.9×(2491.3+1.83×45)
=5777586.9 kJ/h
式中 1.83——0～80℃水汽平均比热 kJ/(㎏·k)
Q H2S=68435×0.015×1.0×45=46193.6 kJ/h
式中 1.0——0～80℃水汽平均比热 kJ/(㎏·k)
0.015——1Nm3煤气含H2S的量 kg/m3
Q苯族烃=68435×0.04×1.03×45=126878.5 kJ/h
式中 1.03——0～80℃苯族烃平均比热 kJ/(㎏·k)
年产3000 吨丙烯氰合成工段换热器工艺设计
目录 一、设计说明 (3) 1.1 概述 (3) 1.2丙烯腈生产技术的发展概况 (3) 1.2.1国外的发展情况 (3) 1.2.2国内的发展情况 (4) 1.3 世界X围内产品的生产厂家、产量 (6) 1.4世界X围内生产该产品的所有工艺及其分析 (7) 1.4.1环氧乙烷法 (7) 1.4.2 乙炔法 (7) 1.4.3丙烯氨氧化法 (7) 1.5设计任务 (8) 二、生产方案 (8) 2.1 工艺技术方案及原理 (8) 2.2 主要设备方案 (9) 2.2.1催化设备 (9) 2.2.2控制系统 (10) 三、物料衡算和热量衡算 (10) 3.1 生产工艺及物料流程 (10) 3.2 小时生产能力 (14) 3.3 物料衡算和热量衡算 (14) 3.3.1反应器的物料衡算和热量衡算 (14) 3.3.2废热锅炉的热量衡算 (17) 3.3.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算 (18) 3.3.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算 (21) 3.3.5换热器物料衡算和热量衡算 (27) 3.3.6丙烯蒸发器热量衡算 (32) 3.3.7丙烯过热器热量衡算 (33) 3.3.8氨蒸发器热量衡算 (33) 3.3.9气氨过热器 (34) 3.3.10 混合器 (34) 3.3.11 空气加热器的热量衡算 (35) 3.3.12吸收水第一冷却器 (36) 3.3.13 吸收水第二冷却器 (36) 四、主要设备的工艺计算 (37) 4.1 空气饱和塔 (37) 4.2 水吸收塔 (40) 4.3 合成反应器 (43) 4.4 废热锅炉 (45) 五、环境保护要求 (46) 5.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理 (46) 六、参考文献 (50) 1设计说明
太原理工大学
摘要 苯是一种具有危害的化学品，在煤气中是一种杂质，如果煤气中含有粗苯，在居民使用中会出现燃烧不完全，冒黑烟等现象，对后续工段的工艺也有影响，同时，粗苯是一种有用的化学品，是重要的化工原料，经过分离可以分离出苯、甲苯、二甲苯等化学品，因此从粗煤气中提取出来粗苯不仅具有环保意义，而且具有经济价值。终冷洗苯工段就是将硫铵工段输送来的粗煤气进行降温冷却，使粗煤气温度降到最佳吸收温度，同时可以脱除粗煤气中的萘进行回收，然后送入洗苯塔用洗油进行吸收，将粗苯分离出来。终冷塔设计为两段式，分别用循环水和冷却水进行冷却，洗苯塔采用填料吸收塔进行吸收，使用塑料孔板波纹填料。 关键词：终冷洗苯洗油
Abstract Benzene is a hazardous chemical impurity in the gas. If the gas contains benzene, the phenomenon of incomplete combustion, black smoke take place when residents use it. It also affects the process of follow-up section. At the same time, crude benzene is a useful chemicals, an important chemical raw material and it can be separated to benzene, toluene, xylene and other chemicals after the separation. Crude benzene extracted from the crude gas not only has environmental significance, but also has economic value. Final cold and wash benzene section is a section of cooling down the crude gas transported from thiamine section so that the temperature of the crude gas can be the best absorption temperature, while the removal and recovery of naphthalene in the crude gas can be done. Then it is transported into the washing benzene tower in which the wash oil absorbed the benzene. The final cooling tower is designed as two-stage tower. It cools the gas using circulating water and cooling water. The wash benzene tower take use of the packed absorption tower plastic corrugated plate packing. Keywords: final cold wash benzene wash oil
毕业设计（论文）任务书 化学化工院化工系（教研室）系（教研室）主任: （签名） 年月日 学生姓名: 学号: 专业: 化学工程与工艺 1 设计（论文）题目及专题：年产20万吨PVC合成工段工艺设计 2 学生设计（论文）时间：自 2 月 20 日开始至 6 月 2 日止 3 设计（论文）所用资源和参考资料：1）化工设计；2）化工设备设计；3）化工工艺设计手册；4）有机合成；5）株洲化工厂现场实习资料。 4．设计（论文）完成的主要内容：1）总论；2）生产流程及生产方案的确定； 3）生产工艺流程叙述；4）工艺计算； 5）工艺管道设计； 6）安全与节能; 7.技术经济. 5．提交设计（论文）形式（设计说明与图纸或论文等） 1. 带控制点生产工艺流程图； 2. 车间立面布置图； 3. 合成塔结构图。 4 厂房设计平面图 6 发题时间：二○一一年二月二十日 指导教师：（签名） 学生（签名）
内容摘要 本文讲述了我国聚氯乙烯工业生产技术的发展进程和目前状况，包括原料路线、工艺设备、聚合方法等。本设计采用悬浮法生产聚氯乙烯，介绍了采用悬浮法生产PVC树脂工聚合机理，工艺过程中需要注意的问题，包括质量影响因素，工艺条件及合成工艺中的各种助剂选择，对聚合工艺过程进行详细的叙述。并且从物料衡算、热量衡算和设备计算和选型三个方面进行准确的工艺计算，对厂址进行了选择，采取了防火防爆防雷等重要措施，对三废的处理回收等进行了叙述，画出了整个工艺的流程图。 关键词：聚氯乙烯；生产技术；悬浮法；乙炔法；乙烯法； 防粘釜技术；
目录 第一章总论 (2) 1.1 国内外 pvc发展状况及发展趋势 (2) 1.2 单体合成工艺路线 (3) 1.2.1乙炔路线 (3) 1.2.2乙烯路线 (4) 1.3聚合工艺实践方法 (5) 1.3.1本体法聚合生产工艺 (5) 1.3.2乳液聚合生产工艺 (5) 1.3.3悬浮聚合生产工艺 (6) 1.4最佳的配方、后处理设备的选择 (7) 1.4.1配方的选择 (7) 1.4.2后处理设备侧选择 (7) 1.5 防粘釜技术 (9) 1.6原料及产品性能 (9) 1.7 聚合机理 (11) 1.7.1自由基聚合机理 (11) 1.7.2链反应动力学机理 (12) 1.7.3 成粒机理与颗粒形态 (12) 1.8影响聚合及产品质量的因素 (13) 1.9工艺流程叙述 (14)
硫铵工段小结（9月5日—9月20日）1工艺流程 实习一段时间后，绘制工艺流程图如下： 煤气 氨汽 12 34 5 6 7 5 8 6 9 10 11 12 13 1415 16 17 硫酸 煤气 1:预热器; 2:饱和器; 3:满流槽; 4:母液贮槽;5:结晶槽; 6:离心机; 7:输送机; 8:干燥器 9:硫铵贮斗; 10:热风机; 11:旋风除尘器; 12:湿式除尘器; 13:大母液泵; 14:结晶泵; 15:小母液泵; 16:送风机; 17:引风机 硫铵工艺流程图 2工艺说明 来自冷鼓工段的煤气，经煤气预热器，加热到70-80℃进入硫铵饱和器上段的喷淋室，来自蒸氨工段的氨汽在煤气进入饱和器前与其混合。在饱和器内煤气分成两股沿饱和器内壁与内除酸器外壁的环形空间流动，并与喷洒的循环母液逆流接触，煤气与母液充分接触，使其中的氨被母液中的硫酸所吸收，生成硫酸铵，然后煤气合并成一股，沿原切线方向进入饱和器内的除酸器，分离煤气中夹带的酸雾后进入洗脱苯工段。 在饱和器下部取结晶室上部的母液，用大母液泵连续抽送至上端喷淋室。从饱和器满流口引出的母液，经加酸后，由水封槽溢流流入满流槽，然后通过小母液泵抽送至饱和器喷淋管，经喷嘴喷洒吸收煤气中的氨。饱和器母液中不断有硫
铵晶核生成，且沿饱和器内的中心管道进入下端的结晶室，在此，大量循环母液的搅动，晶核逐渐长大成大颗粒结晶沉积在结晶室底部，用结晶泵将其连同一部分母液送至结晶槽，在此分离的硫铵结晶和少量母液排放到离心机内进行离心分离，滤除母液，离心分离出的母液与结晶槽溢流出来的母液一同自流回饱和器。 从离心机分离出的硫铵结晶，由螺旋输送机送至沸腾干燥器，经热空气干燥后进入硫铵贮斗，然后称量包装进入成品库。沸腾干燥器用的热空气是由送风机从室外引入，空气经热风器，用煤气点燃后送入，沸腾干燥器排出的热空气经旋风除尘器捕集夹带的的细粒硫铵结晶后，由排风机抽送至湿式除尘器，进行再除尘后排入大气。 从罐区来的硫酸进入硫酸高位槽，经控制机构自流入饱和器的满流管，调节饱和器内溶液的酸度。硫酸高位槽溢流出的硫酸，进入硫酸贮槽，当硫酸贮槽内的硫酸到一定量时，用硫酸泵送回硫酸高位槽作补充。 硫铵饱和器是周期性的连续操作设备。应定期加酸补水，当用水冲洗饱和器时，所形成的大量母液从饱和器满流口溢出，通过插入液封内的满流管流入满流槽，再经满流槽流至母液贮槽，暂时贮存。满流槽和母液槽液面上的酸焦油可用人工捞出。而在每次大加酸后的正常生产过程中，又将所贮存的母液用母液泵送回饱和器作补充。此外，母液贮槽还可供饱和器检修、停工时，贮存饱和器内的母液用。 3生产技术指标 母液的酸度：4—6%； 大加酸时的酸度：8—10%； 洗水温度应保持在≥60℃； 水洗操作时间：≤1h； 硫酸消耗不超过850kg/t； 预热器后煤气温度70—90℃； 饱和器母液温度：50—55℃； 饱和器后煤气含氨：≤30mg/m3； 饱和器阻力：1—5KPa，不大于6KPa； 预热器阻力：500Pa；
焦化厂硫铵工段安全技术操作规程 一、工艺流程 1、硫铵工序 由冷鼓送来的煤气，经蒸汽预热后，进入喷淋式饱和器的上段喷淋室，在此分两股沿饱和器内壁与内除器的环形空间流动，并循环的母液充分接触，氨被吸收后煤气合并成一股，沿切线方向进入饱和器内除酸器，分离煤气中夹带的酸雾，后送往粗笨工段。 在饱和器下端结晶室上部的母液，用循环泵连续抽出送至上段喷淋室进行喷洒，吸收煤气中的氨，并循环搅动母液以改善硫铵结晶过程。 饱和器在生产时母液中不断有硫铵结晶生产，由上段喷淋室内的降液管流至下段结晶室的底部，用结晶泵将其连同一部分母液送至结晶沉降，然后排放至离心机内进行离心分离，滤除母液并用热水洗涤结晶，离心滤除的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流同饱和器下段的母液中。 从饱和器满流口溢流出的母液，通过插入液封内的满流管流入满流槽，满流槽内的母液用小母液泵送至饱和器顶部用于二次喷洒洗铵之用。 买来的硫酸、放入硫酸地下槽后，用液下泵打往硫酸贮槽，在通过硫酸泵打往高位槽，然后自流加入满流槽，当硫酸高位槽的液位高时，可满流回硫酸贮槽，在定期用泵打往高位槽以作补充之用。
饱和器定期补水，并用水冲洗饱和器，所形成的大量母液即由满流槽至母液贮槽，用于给饱和器补液用。 带入母液中的焦油，在饱和器上段喷淋室内由满流口满流至满流槽，在饱和器下段结晶上部由焦油排出口排出至满流槽，满流至母液贮槽，定期捞出。 当硫酸高位槽的液位高时，可满流硫酸贮槽，再定期用泵送回高位槽以作补充。 从离心机卸出的硫铵产品，由螺旋输送机送至沸腾式干燥器，进行干燥后进入储料斗，，然后称量，推包，封袋，送入成品库，干燥冷却器顶部排出的尾气，经旋风分离，再经过水浴器过滤洗涤尾气中夹铵颗粒，由排风机排至大气。 2、蒸铵工序 从萃取脱酚工段来的剩余氨水首先进入氨水贮槽，然后由氨水泵送入换热器预热至约90℃在进蒸氨塔顶，氨水在塔内逐级而下与蒸汽反复接触使NH3转移到汽相中，最后从塔底排入废水槽再次分离重油，废水泵从废水槽中把温度较高的废水送入换热器与氨水进行热交换，温度降低后的废水通过管道送往生化站作进一步的处理后排放，或送往熄焦池熄焦。 a、碱液流程 买来的碱液首先存入液碱槽，通过碱液泵打往高位槽，在通过调节阀，流量计自流入氨水泵吸入管道内，碱液与氨水在管道和泵中混合反应使固定氨转化为游离NH3以便在蒸
年产30万吨合成氨脱碳 工艺项目 可行性研究报告 指导教师：姚志湘 学生：魏景棠
目录 第一章总论 (3) 1.1 概述 (3) 1.1.1 项目名称 (3) 1.1.2 合成氨工业概况 (3) 1.2 项目背景及建设必要性 (4) 1.2.1 项目背景 (4) 1.2.2 项目建设的必要性 (4) 1.2.3 建设意义............................................................................. 错误！未定义书签。 1.2.4 建设规模 (4) 第二章市场预测 (6) 2.1国内市场预测 (6) 2.2 产品分析 (6) 第三章脱碳方法及种类.. (7) 3.1 净化工序中脱碳的方法. (7) 3.1.1 化学吸收法 (7) 3.1.2 物理吸收法 (8) 3.1.3 物理化学吸收法................... (8) 3.1.4 固体吸收法 (10) 3.2碳酸丙烯酯（PC）法脱碳基本原理 (10) 3.2.1 PC法脱碳技术国内外的情况 (10) 3.2.2 发展过程 (10) 3.2.3 技术经济 (11) 3.2.4 工艺流程 (11) 3.2.5 存在的问题及解决方法 (12) 3.2.6 PC脱碳法发展趋势 (13)
第一章项目总述 2.1 概述 1.1.1项目名称 年产30万吨合成氨脱碳工段工艺设计 1.1.2合成氨工业概况 1898年，德国A.弗兰克等人发现空气中的氮能被碳化钙固定而生成氰氨化钙（又称石灰氮），进一步与过热水蒸气反应即可获得氨： CaCN2＋3H2O（g）→2NH3（g）＋CaCO3 在合成氨工业化生产的历史中，合成氨的生产规模（以合成塔单塔能力为依据）随着机械、设备、仪表、催化剂等相关产业的不断发展而有了极大提高。50年代以前，最大能力为200吨/日，60年代初为400吨/日，美国于1963年和1966年分别出现第一个600t/d 和1000t/d的单系列合成氨装置，在60-70年代出现1500-3000t/d规模的合成氨。 世界上85%的合成氨用做生产化肥，世界上99%的氮肥生产是以合成氨为原料。虽然全球一体化的发展减少了用户的选择范围，但市场的稳定性却相应地增加了，世界化肥生产的发展趋势是越来越集中到那些原料丰富且价格便宜的地区，中国西北部有蕴藏丰富的煤炭资源，为发展合成氨工业提供了极其便利的条件。 2.2 项目背景及建设必要性 1.2.1 项目背景 我国是一个人口大国，农业在国民经济中起着举足轻重的作用，而农业的发展离不开化肥。氮肥是农业生产中需要量最大的化肥之一，合成氨则是氮肥的主要来源，因而合成氨工业在国民经济中占有极为重要的位置。 我国合成氨工业始于20世纪30年代，经过多年的努力，我国的合成氨工业得到很大的发展，建国以来合成氨工业发展十分迅速，从六十年代末、七十年代初至今，我国陆续引进了三十多套现代化大型合成氨装置，已形成我国特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小规模并存的合成氨生产格局。目前我国合成氨产能和产量己跃居世界前列。 但是，由于在我国合成氨工业中，中小型装置多，技术基础薄弱，国产化水平低，远远不能满足农业生产和发展的迫切需要，因此，开发新技术的同时利用计算机数学模型来提高设汁、生产、操作和管理等的核算能力，促进设计、管理和生产操作的优化，从而推动合成氨工业发展，提升整体技术水平，己成为国内当前化学工程科研、工程设计的重要课题。
丙烯腈合成工段的工艺设计 前言 毕业设计是培养学生运用理论知识进行实际设计能力的重要实践教学环节，是理论与实际结合的重要连接点。在教师指导下毕业设计可以培养我们独立思考，运用所学到的基本理论并结合生产实际的知识，综合的分析和解决工程实际问题的能力。 本次毕业设计所设计的内容为年产6万吨丙烯腈合成工段的工艺设计，通过认真细听老师课堂上讲解和任务布置，我们了解到了为完成设计需要查找资料的方向，并进行了细心的查阅，掌握了基本的理论知识。对于刚进行设计的人来说，学会收集、理解、熟悉和使用各种资料，正是设计课程需要培养的重要方面，化工设计非常强调标准规范。但是并不是限制设计的创造和发展，因此遇到与设计要求有矛盾时，经过必要的手续可以放弃标准而服从设计要求。通过设计应知道如何查取数据知道如何查找资料对丙烯腈合成工段的工艺设计有了一个全新的 认识，知道如何选取相关数据参数，建立一个工程概念，知道工程和理论的区别。对于物料衡算和热量衡算、主要设备的工艺计算（反应器）等都有一个全新的认识和了解，知道如何使用手册和资料，认识工程。
一、产品的性状、用途、国内外市场情况 1.1 丙烯腈简介 丙烯腈是一种重要的有机合成单体，在丙烯产品系列中居第二，仅次于聚丙烯，是三大合成材料(纤维、橡胶、塑料)的重要化工原料，主要用来生产聚丙烯腈纤维(腈纶)、丙烯腈- 丁二烯-苯乙烯(ＡＢＳ)塑料、苯乙烯(ＡＳ)塑料、丙烯酰胺等。丙烯腈在合成纤维、合成树脂等高分子材料中占有显著地位，应用前景广阔。除此之外，丙烯腈聚合物与丙烯腈衍生物也广泛应用于建材及日用品中 1.2 丙烯腈物化性质 1.2.1 丙烯腈物理性质 无色或淡黄色液体，有特殊气味，分子量：53.06 沸点：77.3℃冰点：－83.5 ℃生成热：184.2 kJ/mol(25℃) 燃烧热：1761.5 kJ/mol 聚合热：72.4 kJ/mol 蒸汽压：11.0KPa(20℃) 闪点：0℃自燃点：481℃爆炸极限：在空气中 3.0%～17%（体积）油水分配系数：辛醇/水分配系数的对数值为-0.92 毒性：剧毒，毒作用似氢氰酸溶解性：溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚、乙醇等有机溶剂，微溶于水 1.2.2 丙烯腈化学性质 丙烯腈由于分子结构带有C=C双键及-CN键，所以化学性质非常活泼，可以发生加成、聚合、腈基及氢乙基化等反应。聚合反应和加成反应都发生在丙烯腈的C=C 双键上，纯丙烯腈在光的作用下能自行聚合，所以在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中，通常要加少量阻聚剂，如对苯酚甲基醚（阻聚剂MEHQ）、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除发生自聚外，丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、丙烯酰胺等发生共聚反应，由此可制得合成纤维、塑料、涂料和胶粘剂等。丙烯腈经电解加氢偶联反应可以制得已二腈。氰基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等，丙烯腈和水在铜催化剂存在下，可以水合制取丙烯酰胺。氰乙基化反应是丙烯腈与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应；丙烯腈和醇反应可制取烷氧基丙胺，烷氧基丙胺是液体染料的分散剂、抗静电剂、纤维处理剂、表面活性剂、医药等的原料。丙烯腈与氨反应可制得1，3 丙二胺，该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。 1.3 丙烯腈的用途
备煤 炼焦所用精煤，一方面由外部购入，另一方面由原煤经洗煤后所得，洗精煤由皮带机送入精煤场。精煤经受煤坑下的电子自动配料称将四种煤按相应的比例送到带式输送机上除铁后，进入可逆反击锤式粉碎机粉碎后（小于3mm占90%以上），经带式输送机送至焦炉煤塔内供炼焦用。 炼焦 装煤推焦车在煤塔下取煤，捣固成煤饼后，按作业计划从机侧推入炭化室内。煤饼在炭化室内经过一个结焦周期的高温干馏，炼成焦炭并产生荒煤气。 炭化室内的煤饼结焦成熟后，由装煤推焦机推出并通过拦焦机的导焦栅送入熄焦车内。熄焦车由电机牵引至熄焦塔熄焦。熄焦后的焦炭卸至凉焦台，冷却后送往筛焦楼进行筛分和外运。 煤在干馏过程中产生的荒煤气汇集到炭化室的顶部空间，经上升管、桥管进入集气管。700℃的荒煤气在桥管内经过氨水喷洒后温度降至85℃左右，煤气和冷凝下来的焦油氨水一起经吸煤气管道送入煤气回收车间进行煤气净化及焦油回收。 焦炉加热燃用的净化煤气经预热器预热至45℃左右进入地下室，通过下喷管把煤气送入燃烧室立火道，燃烧后的废气经烟道、烟囱排入大气。 冷鼓
由焦炉送来的80-83℃的荒煤气，沿吸煤气管道入气液分离器。经气液分离后，煤气进入初冷器进行两段间接冷却；上段用32℃循环水冷却煤气，下段用16-18℃低温水冷却煤气，使煤气冷却至22℃，然后经捕雾器入电捕焦油器除去悬浮的焦油雾后进入鼓风机，煤气由鼓风机加压送至脱硫工段。 在初冷器下段用含有一定量焦油、氨水的混合液进行喷洒，以防止初冷器冷却水管外壁积萘，提高煤气冷却效果。 由气液分离器分离出的焦油氨水混合液自流入机械化氨水澄清槽，进行氨水、焦油和焦油渣的分离。分离后的氨水自流入循环氨水中间槽，用泵送到焦炉集气管喷洒冷却荒煤气，多余的氨水（即剩余氨水）送入剩余氨水槽，焦油自流入焦油中间槽，然后用泵将焦油送至焦油贮槽，静置脱水后外售，分离出的焦油渣定期用车送至煤场掺入精煤中炼焦。 脱硫 来自冷鼓工段的粗煤气进入脱硫塔下部与塔顶喷淋下来的脱硫 液逆流接触洗涤后，煤气经捕雾段除去雾滴后全部送至硫铵工段。 从脱硫塔中吸收了H2S的脱硫液送至再生塔下部与空压站来的压缩空气并流再生，再生后的脱硫液返回脱硫塔塔顶循环喷淋脱硫，硫泡沫则由再生塔顶部扩大部分排至硫泡沫槽，再由硫泡沫泵加压后送熔硫釜连续熔硫，生产硫磺外售。熔硫釜内分离的清液送至溶液循环槽循环使用。
1 绪论 1.1炼焦煤气中回收苯族烃的意义 炼焦化学工业是煤炭综合利用的专业。煤在炼焦时除了有75%左右变成焦炭外，还有25%左右生成各种化学品及煤气，为了便于说明将煤炭炼焦时的产品列出如下：（单位：2 /Nm g） 75%25% 250~450 80~120 30~45 8~16 6~30 2~2.5 1.0~ 2.5 8~12 0.4~0.6? ? ? ? ? ? ? ←??????→? ??????? 2水煤汽焦油汽粗苯氨 焦炭煤荒煤气硫化氢 其它硫化物(CS,噻吩等) 氰化物 萘 吡啶盐基 由此看来，从荒煤气中粗苯的含量来看，回收粗苯是十分必要的。 焦炉煤气经硫铵工段后进入粗苯工段，进行苯族烃的回收并制取粗苯，目前我国焦化工业生产的苯类产品仍占很重要的地位。 1.2粗苯的性质 粗苯是多种芳烃族和和其它多种碳氢化合物组成的复杂混合物，粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等，此外，还含有一些不饱和化合物，硫化物及少量的酚类和吡啶碱类。在用洗油回收煤气中的苯族烃时，则尚有少量轻质馏分掺杂在其中。 粗苯是谈黄色的透明液体，比水轻，不溶于水。在贮存时，由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶于粗苯使其着色并很快地变暗。在常温下，粗苯的比重是0.891～0.92kg/L。粗苯是易燃易爆物质，闪点12℃.粗苯蒸汽在空中的浓度达到1.4～7.5%（体积）范围内时，及形成爆炸性的混合物。 粗苯质量的好坏以实验室蒸馏时180℃前蒸馏出量的百分数来确定，粗苯的沸点范围是75～200℃，180℃前溜出量越多，粗苯质量越好；在180℃后的溜出物则为溶剂油。 粗苯易燃易爆，要求工段必须严禁烟火，并对电动机加以防爆。 粗苯的组成取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在炭化室内热解程度，粗苯各组分的平均含量见下表（表1-1）。
1引言 盐酸，又称氢氯酸,是氯化氢的水溶液。亦是氯碱企业中最基本的无机酸和化工原料之一,也是氯碱厂做好氯气产品生产能力平衡的关键产品和大宗的化学合成法产品。 氯碱，即氯碱工业，也指使用饱和食盐水制氯气氢气烧碱的方法。工业上用电解饱和NaCl 溶液的方法来制取NaOH 、Cl 2和H 2，并以它们为原料生产一系列化工产品，称为氯碱工业。 工业上利用氢气与氯气合成的方法生产氯化氢，因此盐酸是氯碱工业的重要产品。 1.1盐酸概况 1.1.1物理性质 盐酸是无色液体，具有腐蚀性，是氯化氢的水溶液（工业用盐酸会因有杂质三价铁盐而略显黄色）。氯化氢分子量36.46，密度大于空气，标准状态下的密度为1.639g ／L ，临界温度为51.54℃，临界压力为8314kPa 。氯化氢气体在水中的溶解度很大，随着氯化氢的分压的升高而增加，随着温度的上升而降低。 在化学上人们把盐酸和硫酸、硝酸、氢溴酸、氢碘酸、高氯酸合称为六大无机强酸，有刺激性气味。由于浓盐酸具有挥发性，挥发出的氯化氢气体与空气中的水蒸气作用形成盐酸小液滴，所以会看到酸雾。 主要成分：氯化氢，水。 熔点(℃)：-114.8(纯HCl) 沸点(℃)：108.6(20%恒沸溶液) 相对密度(水=1)：1.20 相对蒸气密度(空气=1)：1.26 饱和蒸气压(kPa)：30.66(21℃) 溶解性：与水混溶，浓盐酸溶于水有热量放出。溶于碱液并与碱液发生中和反应。能与乙醇任意混溶，溶于苯。 氯化氢在101.3kPa 压力下，沸点为—85℃，凝固点为—114.2℃。 氯化氢的比热容在常压下15℃时为0.8124kJ ／kg ℃，在0—1700℃范围内，可按下式计算(其误差为1.5％) 50.7557511.2505C T -=+?10 (8-1),式中，T 为绝对温度K 。 15℃时盐酸的密度与浓度之间的关系
XXX 大学 本科生毕业设计 姓名：学号： 学院： 专业： 设计题目：焦化厂硫铵工段设计 指导教师：职称：教授 年月
中国矿业大学毕业设计任务书 学院专业年级学生姓名 任务下达日期： 毕业设计日期： 毕业设计题目：120万吨焦化厂硫铵工段设计 毕业设计主要内容和要求： 1.按照设计规模并根据焦化设计规范的要求，对焦化厂硫铵工段的生产进 行工艺论证，确定工艺流程。 2.根据工艺流程和设计规范进行工艺物料平衡，水平衡和热量平衡计算， 根据计算结果进行设备选型。 3.对硫铵工段的生产设备和工艺管道进行设计布置，绘制硫铵生产的工艺 流程图，总平面布置图，设备与工艺管道平面图和立体图，绘制一张主要设备的装配图。 4.根据生产要求，对硫铵工段设计的非工艺技术部分提出设计要求，根据 岗位设置与岗位操作编制岗位人员编制。 5.进行硫铵工段的建设投资估算和产品生产成本的经济技术分析。 6.编制设计说明书。 院长签字：指导教师签字：
指导教师评语（①基础理论及基本技能的掌握；②独立解决实际问题的能力；③研究内容的理论依据和技术方法；④取得的主要成果及创新点；⑤工作态度及工作量；⑥总体评价及建议成绩；⑦存在问题；⑧是否同意答辩等）： 成绩：指导教师签字： 年月日
评阅教师评语（①选题的意义；②基础理论及基本技能的掌握；③综合运用所学知识解决实际问题的能力；③工作量的大小；④取得的主要成果及创新点；⑤写作的规范程度；⑥总体评价及建议成绩；⑦存在问题；⑧是否同意答辩等）： 成绩：评阅教师签字： 年月日
大学毕业设计答辩及综合成绩
内容摘要 本设计为年产焦炭120万吨焦化厂回收车间硫铵工段的工艺设计,该焦化厂拟建于徐州市西北郊区.本设计内容包括:生产原理、工艺流程、计算及设备的选型、工艺布置、操作规程、成本估算、经济分析等。 本设计采用技术成熟的饱和器法中半直接法来回收煤气中的氨，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应生产硫铵，硫铵经后续操作分离，从饱和器出来的煤气经除酸器后送往粗苯工段。 工艺计算包括饱和器的物料和热量平衡计算，通过计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、结晶泵等的计算。 同时根据本设计的规模，对工段的工艺布置原则作了简要说明，对工段生产操作也作了简要说明，对非工段部分提出了一些具体要求，通过岗位操作定员知道本工段需要职工人员数。 根据本设计的规模，对投资和赢利情况作了估算。 最后，给出了图纸目录及说明。 本设计在老师的悉心指导下，同学的帮助下完成，在此表示感谢！！！
目录 中文摘要 (1) 英文摘要 (2) 1 引言 (3) 1.1 氨的基本用途 (3) 1.2 合成氨技术的发展趋势 (4) 1.3 合成氨常见工艺方法 (4) 1.3.1 高压法 (5) < 1.3.2 中压法 (5) 1.3.3 低压法 (5) 1.4 设计条件 (5) 1.5 物料流程示意图 (6) 2 物料衡算 (8) 2.1 合成塔入口气组成 (8) 2.2 合成塔出口气组成 (8) 2.3 合成率计算 (9) 《 2.4 氨分离器出口气液组成计算 (10) 2.5 冷交换器分离出的液体组成 (13) 2.6 液氨贮槽驰放气和液相组成的计算 (13) 2.7 液氨贮槽物料衡算 (15) 2.8 合成循环回路总物料衡算 (17) 3 能量衡算 (28) 3.1 合成塔能量衡算 (28) 3.2废热锅炉能量衡算 (30) ~ 3.3 热交换器能量衡算 (31) 3.4 软水预热器能量衡算 (32) 3.5 水冷却器和氨分离器能量衡算 (33) 3.6 循环压缩机能量衡算 (35) 3.7 冷交换器与氨冷器能量衡算 (36) 3.8 合成全系统能量平衡汇总 (38) 4 设备选型及管道计算 (40) 4.1 管道计算 (40) , 4.2 设备选型 (42) 结论 (43) 致谢 (44) 参考文献 (45)
年产五万吨合成氨合成工段工艺设计 摘要：本次课程设计任务为年产五万吨合成氨工厂合成工段的工艺设计，氨合成工艺流程一般包括分离和再循环、氨的合成、惰性气体排放等基本步骤，上述基本步骤组合成为氨合成循环反应的工艺流程。其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。新鲜原料气的摩尔分数组成如下：H273.25%， N225.59%，CH41.65%,Ar0.51%合成操作压力为31MPa，合成塔入口气的组成为NH3(3.0%>,CH4+Ar(15.5%>,要求合成塔出口气中氨的摩尔分数达到 17%。通过查阅相关文献和资料，设计了年产五万吨合成氨厂合成工段的 工艺流程，并借助CAD技术绘制了该工艺的管道及仪表流程图和设备布置图。最后对该工艺流程进行了物料衡算、能量衡算，并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对工艺管道的尺寸和材质进行了选择。 关键词：物料衡算，氨合成，能量衡算 , The Design of 50kt/a Synthetic Ammonia Process Abstract:There are many types of Ammonia synthesis technology and process,Generally,they includes ammonia synthesis, separation and recycling, inert gases Emissions and other basic steps, Combining the above basic stepsturnning into the ammonia synthesis reaction and recycling process , in which ammonia synthesis section is the central part of a synthetic ammonia process. The task of curriculum design is theammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia plant . The composition of fresh feed gas is: H2(73.77%>,N2(24.56%>,CH4(1.27%>,Ar(0.4%>, the temperature is 35℃, the operating pressure is 31MPa, the inlet gas composition of the Reactor is : NH3(3.0%>,CH4+Ar(15.7%>,it Requires the mole fraction of ammonia reacheds to 16.8% of outlet gas of synthesis reactor. By consulting the relevant literature and information,we designed the ammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia
年产45万吨乙醇精馏工段工艺设 计 The Process Design of Ethanol Refining Section of 450 kt/a
目录 摘要 ....................................................................................................................... Abstract ................................................................................................................引言 .......................................................................................................................第一章绪论....................................................................................................... 1.1 国内乙醇工业的发展现状 ....................................................................................... 1.2 精馏塔的相关概述 ................................................................................................... 1.2.1精馏原理及其在化工生产上的应用..................................................................... 1.2.2精馏塔对塔设备的要求......................................................................................... 1.2.3常用板式塔类型及本设计的选型......................................................................... 1.2.4本设计所选塔的特性.............................................................................................第二章工艺流程选择与原材料的计算............................................................. 2.1 乙醇精馏工艺流程的概述 ....................................................................................... 2.2 乙醇原料的计算 ..................................................................................................... 2.2.1理论玉米秸秆葡萄糖消耗量................................................................................. 2.2.2实际玉米秸秆耗量 .................................................................................................第三章精馏设备的设计内容............................................................................. 3.1 塔板的工艺设计 ....................................................................................................... 3.1.1精馏塔全塔物料衡算............................................................................................. 3.1.2理论塔板数的确定 ................................................................................................. 3.1.3精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算..................................................... 3.1.4塔板主要工艺结构尺寸的计算.............................................................................
学号：201007010122 HEBEI UNITED UNIVERSITY 毕业设计说明书中英文摘要 G RADUATE D ESIGN A BSTRACT 设计题目：年产110万吨焦化厂硫铵工段设设计 学生姓名：张忆一 专业班级：10化工1班 学院：化学工程学院 指导教师：高筠教授 2014年6月6日
摘要 本设计为焦油加工厂硫铵工段的工艺设计。首先，设计中简要的介绍了我国煤化工发展现状及前景，之后阐述了荒煤气中氨回收的作用和意义，本设计还讲到了我国现阶段钢铁企业回收氨的现状。之后介绍了焦化厂氨回收工艺和当前氨回收技术状况。之后着重介绍了硫酸铵生产的方法，生产硫铵的方法及途径很多，除了焦化厂中回收氨硫铵工艺，还有如以合成氨为原料生产硫酸铵的工艺等等。另外，最新开发的硫铵生产工艺为硫铵提供了新的来源，将副产的亚硫酸铵产品用过量的硫酸分解，吸吸再用气氨中和过量的硫酸，制得合格的液体硫酸铵。液体硫酸铵经浓缩、冷却结晶分离，即可得到固体硫酸铵。 在工艺流程选择中，首先介绍了硫铵的性质及用途，然后从化学原理及硫胺生成的结晶原理两方面介绍了硫酸铵生产工艺原理。之后讲了硫酸铵结晶的影响因素及控制，优质硫酸铵要求结晶颗粒大，色泽好，强度高，这主要起决于硫酸铵在母液中成长的速率及形成的结晶形壮，对硫酸铵结晶有影响的因素很多，主要有：母液酸度和浓度、母液中的杂质、母液的搅拌等。接着着重介绍了硫铵生产工艺流程，包括鼓泡式饱和器法制取硫铵，喷淋式饱和器法制取硫铵，酸洗法制取硫铵。 通过各种制取硫铵的工艺的比较，本设计选择了喷淋式饱和器法制取硫铵。喷淋包和器分为上下两段，上段为吸收室，下段为结晶室。由上个工段来的煤气进入喷淋包和器的上段，分成两路沿包和器水平方向流动。每股煤气均经过数个喷头，用含游离酸的母液喷洒，以吸收煤气中的氨。两股煤气汇合后从切线方向进入饱和器中心旋风分离部分，除去夹带的酸雾滴，从上部中心出口管离开到下一个工段。 饱和器的上段与下段以降液管连通，喷洒吸收氨后的母液从降液管流至结晶室底部，不断搅拌母液，使硫铵晶核长大。带有小颗粒的母液上升至结晶室上部，大部分至母液循环泵，少部分至母液加热器，用蒸汽加热使母液温度升高。一方面溶解母液中的小颗粒结晶，减少晶核数量，另一方面保持饱和器内的水平衡（或用煤气预热器维持水平衡），混合后的两部分母液进入大的母液循环泵，送经饱和器的上段进行循环、喷洒。饱和器的上段设满流管，保持液面并封住煤气，使其不能进入下段，母液在上段与下段之间不断循环，使母液中的晶核不断长大，沉降在结晶室底部，用结晶泵抽至结晶槽，经离心分离，干燥后得成品硫铵。 本设计结合喷淋式饱和器法支取硫酸铵工艺对年产110万吨焦化厂硫铵工段设计。本设计内容包括:生产原理、工艺流程、计算及设备的选型、工艺布置、操作规程、成本估算等。本工艺采用主要设备：蒸氨塔，喷淋式饱和器，煤气预热
. 毕业设计 题目：年产1万吨聚苯乙烯聚合车间工艺设计学院： 专业： 姓名： 学号： 指导老师： 完成时间：
设计说明 本次设计主要是针对年产1万吨聚苯乙烯聚合车间工艺的设计。设计的内容主要包括绪论、聚苯乙烯的聚合机理、聚合工艺介绍、物料衡算、反应釜的设计、热量衡算、自动控制等几部分。本设计采用的是热引发本体聚合的生产工艺，在确定工艺流程的基础上对以下几部分进行了设计计算：物料衡算、反应釜的设计、热量衡算等。本次设计年理论产值是一万吨经计算投料每小时需投入苯乙烯1288.8kg，甲苯175.69kg，每小时生成的聚苯乙烯计算后可知，年产量为1.08万吨。符合设计的要求。釜体容积14.33m3，釜体高度 3.18m。共需反应热为24000000KJ。 关键词：热引发本体聚合聚苯乙烯苯乙烯预聚釜聚合釜
Design Description This design is mainly aimed at the annual output of 10000 tons of polymerization polystyrene workshop process design. Design content mainly includes the introduction, polystyrene introduced the polymerization mechanism, polymerization process, material balance, the design of the reaction kettle, heat balance, automatic control and so on several parts. This design USES a thermal bulk polymerization production process, the technological process is determined on the basis of calculation in design of the following sections: the design of the material balance and the reaction kettle, heat balance, etc. The design theory of value is ten thousand tons of calculating charge per hour need for styrene 1288.8 kg, 175.69 kg, toluene per hour generated polystyrene after calculation, the annual output of 10800 tons. In line with the requirements of design. The kettle body volume of 14.33 m3, body height of 3.18 m. The total heat of reaction of 24000000 kJ. . Keywords：Heat cause Bulk polymerization polystyrene styrene The performed kettle Polymerization kettle