442万m3h焦炉煤气中氨回收工艺.doc

4.42万m3/h焦炉煤气中氨回收工艺设计引 言焦炉生产焦炭的副产品是焦炉煤气，现代焦炉生产工艺残留于煤气中的氨，大部分被冷却水吸收，在凉水塔喷洒冷却时又都解吸进入到大气，这样就造成了资源的浪费。更重要的是，氨进入大气造成了环境污染，所造成的危害相当严重，既不利于环保，也不符合国家关于可持续发展的要求。因此从焦炉煤气中回收氨是很有意义的。此外，煤气中的氨在燃烧时会生成有毒的、有腐蚀性的氧化氮，氨在粗苯回收中能使油和水形成稳定的乳化液，妨碍油水分离。上述这些都是现代焦化生产遇到困难。为此，煤气中氨的含量不允许超过0.03g/m3。鉴于上述要求，本设计通过硫胺法工艺对焦炉煤气中的氨加以回收，制成硫酸铵。纯态的硫酸铵为无色长菱形晶体，焦化厂生产的硫酸铵，因混有杂质而呈现浅的蓝色、灰色，多为片状、针状甚至粉末状结晶。本工艺所生产的硫酸铵，既可以作为肥料直接使用，也可以作为生产其他肥料的原料使用。第1章 总 论1.1氨回收方法简介在煤化工利用生产技术中，炼焦是应用最早的工艺，并且至今仍然是煤化工工业的重要组成部分。炼焦化学产品在国民经济中占有重要的地位，炼焦化学工业是国民经济的一个重要部门，是钢铁联合企业的主要组成部分之一，是煤炭的综合利用工业。煤在炼焦时，除有75%左右变成焦炭外，还有25%左右生成多种化学产品及煤气。焦炉生产焦炭的副产品是焦炉煤气，现代焦炉生产工艺残留于煤气中的氨，如果直接弃之，不仅造成资源浪费，也不利于环境保护。因此从焦炉煤气中回收氨是很有意义的。此外，煤气中的氨在燃烧时会生成有毒的、有腐蚀性的氧化氮，氨在粗苯回收中能使油和水形成稳定的乳化液，妨碍油水分离。上述这些都是现代焦化生产遇到困难。为此，煤气中氨的含量不允许超过0.03g/m3。查阅文献1,2得知，回收煤气中的氨有多种方法。工艺比较成熟的是用硫酸吸收焦炉煤气中的氨生产硫酸铵，这种方法按煤气中氨与硫酸母液接触的方式不同，分有三种：半直接法、间接法和直接法，其中应用最广泛的是半直接法。 半直接法：将焦炉煤气首先冷却至2535，经鼓风机加压后，再经电捕焦油器除去煤焦油雾，然后进入硫酸铵饱和器内与硫酸母液充分接触生成硫酸铵，同时将初冷时生产的剩余氨水进行蒸馏，蒸出的氨也通如饱和器，与硫酸接触，氨被硫酸吸收生成硫酸铵。此法工艺过程简单，生产成本低，在国内焦化厂已得到广泛应用。该方法就是人们所说的饱和器法生产硫酸铵的方法。 间接法：经初冷器后的煤气在洗氨塔内用水冼氨，将得到的稀氨水与冷凝工段来的剩余氨水一起送入蒸氨塔蒸馏，蒸出的氨气全部进入饱和器被硫酸吸收生成硫酸铵。此法消耗大量的蒸汽，而且蒸馏设备较庞大，生产上应用受到一定的限制，中国个别焦化厂配合煤气脱硫已采用此法，并在负压下回收工艺系统中生产出的高质量的硫酸铵。 直接法：由集气管来的焦炉煤气经初冷器冷却到6070，进入电捕焦油器除去煤焦油雾。然后进入饱和器，煤气中的氨被硫酸吸收而生成硫酸铵。煤气离开饱和器后，再冷却到适宜的温度进入鼓风机。由于处于负压状态下的设备太多，要求设备性能好，在生产上不够安全，工业生产上暂未被采用。硫酸铵生产按采用的设备不同，有饱和器法和酸洗塔法。饱和器法是生产硫酸铵的主要方法，过去多采用鼓泡式饱和器，现在新建和改建焦化厂多采用喷淋式饱和器。纯态的硫酸铵为无色长菱形晶体，焦化厂生产的硫酸铵，因混有杂质而呈现浅的绿色、蓝色、灰色，多为片状、针状甚至粉末状结晶。硫酸铵的密度1766kg/cm3(20oC)，其结晶热为10.87kJ/mol。硫酸铵易吸潮结块，易溶于水，其水溶液呈弱酸性，1%的溶液pH为5.7。硫酸铵溶于水时要吸收热量，每溶解1kg硫酸铵吸收热量约63kJ。 用硫酸回收氨的生产工艺中，氨与硫酸反应生成硫酸铵。查阅文献3可知，氨与硫酸发生的中和反应为： （1-1） 该反应是不可逆放热反应，实际热效应与母液酸度和温度有关，其值较上述反应热值约小10%。查阅文献4得知，如氨与酸度为7.8%的硫酸铵饱和母液相互作用是，其反应热效应如表1.1所示：表1.1 氨与母液反应热效应温度/47.766.676.1硫酸铵热效应/（J/mol）240883245878249208 用适量的硫酸与氨进行反应时，生成的是中式盐，当硫酸过量时，则生成酸式盐： （1-2） 随溶液吸氨量增加，酸式盐又可转变为中式盐， （1-3） 溶液中酸式盐和中式盐的比例取决于母液中游离硫酸的含量，这种含量以质量分数表示，称之为酸度。当酸度为1%2%时，主要生成中式盐。酸度升高时，酸式盐的含量也随之提高。 饱和器中同时存在两种盐时，由于酸式盐较中式盐易溶于水或稀硫酸中，故在酸度不大的情况下，从饱和溶液中析出的只有硫酸铵结晶。 由硫酸铵和硫酸氢铵在不同含量的硫酸溶液（60）内的溶解度比较可知，在硫酸小于19%时，析出的固体结晶为硫酸铵；当酸度大于19%而小于34%时，则析出的是硫酸铵和硫酸氢铵两种盐的混合物；当酸度大于34%时，得到的固体结晶全为硫酸氢铵。 饱和器中被硫酸铵和硫酸氢铵多饱和的硫酸溶液称为母液。查阅文献4得知，正常生产情况下母液的大致规格如表1.2所示：表1.2 母液的大致规格项目 数值密度/（kg/l） 1.2751.30w（NH4）2SO4 /% 4060 游离硫酸含量/% 46w（NH4HSO4）/% 1015NH3含量/（g/l） 150180母液的密度是随母液的酸度增加而增大的。1.2设计条件及要求设计题目：4.42万m3/h炼焦煤气氨回收工艺设计；设计任务：饱和器法回收氨；氨的产率/% 0.3饱和器后煤气含氨量/(g/m3) 0.03工艺参数见表1.3所示：表1.3 设计工艺参数项目数值焦炉干煤装入量/(t/h)130煤气发生量/m3/t(干煤)340氨的产率/%0.3初冷器后煤气温度/30剩余氨水量/(t/h)13.14剩余氨水含氨量/（g/kg）3.5蒸氨塔废水含氨量/(g/l)0.5每蒸馏1m3稀氨水用直接蒸氨汽量/kg200分凝器后氨气温度/98饱和器后煤气含氨量/(g/m3)0.03硫酸质量分数/%78设计目标饱和器后煤气含氨量/(g/m3)0.031.3氨回收方法的确定根据以上文献综述、设计条件及要求，结合半直接法、间接法和直接法的优点和缺点，我确定了利用半直接法即饱和器法生产硫酸铵的方法回收氨。 饱和器法生产硫酸铵的方法有鼓泡式饱和器和喷淋式饱和器，鉴于设计任务的要求不是太高，而且鼓泡式饱和器法比较成熟。所以本设计选用鼓泡式饱和器法生产硫酸铵。37第2章 饱和器法回收氨的工艺流程2.1回收氨的工艺流程本设计采用饱和器法回收氨，进而生产硫酸铵，查阅文献5,6得知，该工艺过程简单，生产成本低，在国内焦化厂已得到广泛应用。鼓泡式饱和器法生产硫酸铵的工艺流程如图2.1所示。 图2.1 硫酸铵生产工艺流程图煤炉煤气经由鼓风机和电捕焦油器进入煤气预热器1。在预热器内用间接蒸汽加热煤气到6070或更高的温度，目的是为了使煤气进入鼓泡式饱和器2蒸发饱和器内多余的水分，保持饱和器的水平衡，防止母液稀释。预热后的煤气沿饱和器中央煤气管进入饱和器，经泡沸伞从酸性母液中鼓泡而出，同时煤气中的氨被硫酸所吸收，煤气出饱和器进入除酸器3，捕集其夹带的酸雾后，被送往粗苯工段。鼓泡式饱和器后煤气含氨一般小于0.03 g/m3 。饱和器母液中不断有硫酸铵生成，在硫酸铵含量高于其溶解度时，就析出结晶，并沉淀于饱和器底部。饱和器底部的结晶被抽到结晶槽4，在结晶槽内使结晶长大并沉降于槽底部。结晶槽底部硫酸铵结晶排放到离心机5进行离心分离，滤除母液，并用热水洗涤结晶，以减少硫酸铵表面上的游离酸和杂质。离心分离的母液于结晶槽流出的母液一同自流回到饱和器中。从离心机分离出的硫酸铵结晶经螺旋输送机6，送入沸腾干燥器7内，用热空气干燥后送入硫酸铵储斗16，经称量包装入成品库。为了是饱和器内煤气与母液接触充分，必须使煤气泡沸伞在母液中有一定的液封高度，并保证饱和器内液面稳定，为此在饱和器上还设有满流口，从满流口溢出的母液经插入液封内的满流管流入满流槽12，以防止煤气逸出。满流槽下部与循环泵14连接，将母液不断地抽送到饱和器底部的喷射器。因有一定的喷射速度，故饱和器内母液被不断循环搅动，以改善结晶过程。煤气带入饱和器的煤焦油雾，在饱和器内与硫酸作用生成所谓的酸煤焦油，泡沫状酸煤焦油漂浮在母液面上，并与母液一起流入满流槽。漂浮于满流槽液面上的酸煤焦油应及时捞出，或引入一分离装置与母液分离，以回收母液。饱和器内所需补充的硫酸，由硫酸仓库送至高置槽，再自流入饱和器，正常生产时，应保持母液酸度为4%6%，硫酸加入量为中和煤气中氨的需要量；当不生产粗轻吡啶时，硫酸加入量要大一些，还要中和随氨气进入饱和器的氨。饱和器是周期性连续操作设备，在操作一定时间后，由于结晶的沉淀将使其阻力增大，严重时会造成饱和器的堵塞。所以为了防止结晶堵塞，操作中必须定期进行酸洗和水洗。当冲洗饱和器及除酸器时，所形成的大量母液由满流槽满流至母液储槽。在正常生产时又将这些母液抽回饱和器以做补充。2.2回收氨的影响因素 回收氨过程中有很多的影响因素，会影响到硫酸铵结晶的颗粒大小，色泽好坏及洁净情况。因此要对这些影响因素有所了解。2.2.1母液酸度母液酸度在氨吸收设备内主要影响硫酸铵结晶的粒度和氨与吡啶盐基的回收率。查阅文献7可知，母液酸度对硫酸铵结晶成长有一定影响，如图2.2所示。随着母液酸度的提高，结晶平均粒度下降，晶形也从长宽比小的多面颗粒变为有胶结趋势的细长六角棱柱形，甚至呈针形状。这是因为当其他条件不变时，母液的介稳区随着酸度增加而减小，不能保持所必须的过饱和度所致。母液的介稳区是溶解度与超溶解度间的区域。同时，随着酸度提高，母液黏度增大，增加了硫酸铵分子的扩散阻力，阻碍了晶体的正常成长。母液酸度/%图2.2 母液酸度对结晶粒度的影响但是，母液酸度也不宜过低。否则，除了氨和吡啶的吸收率下降外，还易造成饱和器堵塞。特别是当母液搅拌不充分或酸度波动时，可能在母液中出现局部中性区甚至碱性区，从而导致母液中的铁、铝离子形成及沉淀，进而生成亚铁氰化物，使晶体着色并阻碍晶体成长。另外，酸度过低容易产生泡沫，使操作条件恶化。母液酸度的控制，依所采用的工艺不同而异。饱和器正常操作时的母液酸度为4%6%。2.2.2母液温度母液温度影响晶体成长速度。通常晶体的成长速度随母液温度的升高而增大，且由于晶体各棱面的平均速度比晶体沿长向成长速度增大较快，故提高温度有助于降低长宽比而形成较好晶体。同时，由于晶体增长速度叶变快，故可将溶液的过饱和程度控制在较小范围内，减小了晶核生成。但是温度也不易过高，温度过高时，虽然因母液黏度降低而增加了硫酸铵分子向晶体表面的扩散速率，有利于晶体长大，但也易因温度波动而形成局部过饱和程度过高现象，促使大量晶核形成。实际上，母液温度是根据器内的水平衡确定的。如果初冷器后煤气温度较高，硫酸铵洗涤用水量偏大等，为保持器内水平衡，必将提高母液温度。这样不仅影响氨和吡啶盐基的回收率，而且也会造成设备的腐蚀加剧，同时影响硫酸铵质量。饱和器内母液液面上水蒸气分压与煤气中水蒸气分压相平衡时的母液温度为母液最低温度。但由于煤气在饱和器中停留时间短不可能达到平衡。因此在饱和器内母液适宜温度应比最低温度高。一般母液液面上水蒸气分压相当于煤气中水蒸气分压的1.31.5倍，此值称为偏离平衡系数，与此相适应的母液温度即为母液的适宜温度。查阅文献8可知，母液液面上的水蒸气分压取决于母液的酸度、硫酸铵的浓度和温度等因素。图2.3所示为酸度是4%和8%的母液温度与母液液面上水蒸气压的关系曲线。由该曲线可知，提高母液酸度和母液中硫酸铵的含量以及降低母液的温度时，均会使母液液面上水蒸气压降低。温度/ 1-母液的酸度为4% 2-母液酸度为8% 图2.3 酸度4%和8%的母液温度与母液液面上水蒸气压的关系曲线适宜的母液温度是保持在保证母液不被稀释的条件下，采用较低的操作温度，并使其保持稳定均匀。一般母液温度控制在5055。2.2.3母液循环搅拌母液循环搅拌的目的在于使母液酸度、浓度、温度均匀，并硫酸铵结晶在母液中呈现悬浮状态，以延长其在母液中的停留时间，这有利于硫酸铵分子向结晶表面扩散，对生产大颗粒硫酸铵是有利的，另外也起到了减轻设备内堵塞的作用。我国大部分焦化厂广泛采用母液循环进行搅拌。鼓泡式饱和器用循环泵将满流口排出的母液打入饱和器内的喷射器从而实现搅拌，母液循环量应不小于鼓泡式饱和器内母液容积的23倍。查阅文献9可知，几种方法的母液循环量见表3.1所示：表2.1 几种方法的母液循环指标鼓泡型饱和器喷淋式饱和器酸洗塔对煤气的液器比23.8156对结晶系统的循环量/结晶抽出（或供给）量约841.61452.2.4杂质母液中的杂质不仅影响硫酸铵晶体的生长和晶型，而且还使在单位时间内晶体体积总增长量小于同一时间内，在饱和器中形成的硫酸铵量，引起母液的过饱和程度增加，这不仅使硫酸铵晶体强度降低，同时还会形成大量针状晶核，迅速充满溶液中，破坏正常操作。杂质对晶体生长机制的影响有以下几种情况：晶面吸附了杂质或离子后被毒化，不再是生长的活性点，柱型结晶变成针型；吸附杂质后，晶体生长时需要排除杂质，导致速率下降，晶粒小；杂质的存在使介稳区缩小，导致生成大量晶核。查阅文献10可知，母液中杂质对晶体成长的速率的影响如图2.4所示。杂质含量/(mg/ml)图2.4 母液中的杂质对晶体成长速率的影响母液中的可溶性杂质主要是由酸和水腐蚀产生的铁、铝、铜、铬、铅、锑及砷等的盐类。其多半由硫酸、腐蚀设备或工业用水带入；此外，随煤气带入的煤焦油雾，有时也会与母液形成稳定的乳浊液附着在晶体表面，阻止晶体的成长。不溶性杂质主要是由煤气带入的焦油雾、煤尘等。这些杂质既阻碍硫酸铵结晶的长大，又使硫酸铵着色。在生产中必须采取措施，减少母液中的杂质，从而才能得到色泽好、粒度大、晶型好的硫酸铵产品。2.2.5晶比晶比系统指悬浮于母液中的硫酸铵结晶的体积对母液与结晶总体积的百分比。晶比太大，相应减少氨与硫酸反应所需的容积，不利于氨的吸收；母液搅拌阻力增加，导致搅拌不良；同时晶体间的摩擦机会多，大颗粒结晶易破裂成小颗粒；并且晶比太大也会使堵塞情况加剧。晶比太小，则不利于晶体长大。查阅文献10,11可知,一般鼓泡型饱和器晶比控制在40%50%,在离心机停车时，晶比也不宜小于20%。2.2.6离心分离和水洗离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量影响很大。要求放入离心机的料浆和料浆的结晶浓度保持稳定，否则离心机转鼓内料层厚度不容易均匀，从而影响分离效果。查阅文献10,12可知,洗水温度对产品游离酸含量有影响。提高离心机的洗水温度，可以提高离心分离效率。用热水洗涤能更好地从结晶表面去油类杂质，并能防止离心机筛网被细小油珠堵塞。因此洗水温度在70以上为宜。如图2.5所示就是离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量的影响。离心机吸水量（对硫酸铵质量的影响）/% 1-游离酸；2-水分图2.5 离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量的影响第3章 物料衡算和热量衡算 通过氨平衡计算可以确定硫酸用量和硫酸铵产量；通过水平衡计算可以确定饱和器母液的适宜温度；通过热量平衡计算可以确定饱和器操作过程是否需要补充热量，从而确定煤气预热温度或母液预热温度。查阅文献1,13可知平衡计算如下，原始数据见表3.1所示：表3.1 平衡计算原始数据项目数值焦炉干煤装入量/(t/h)130煤气发生量/m3/t(干煤)340氨的产率/%0.3初冷器后煤气温度/30剩余氨水量/(t/h)13.14剩余氨水含氨量/（g/kg）3.5蒸氨塔废水含氨量/(g/L)0.5每蒸馏1m3稀氨水用直接蒸氨汽量/kg200分凝器后氨气温度/98饱和器后煤气含氨量/(g/m3)0.03硫酸质量分数/%783.1 物料衡算3.1.1氨的平衡及硫酸用量和硫酸铵产量的计算煤气中氨含量为1%1.5%，带入饱和器的氨量： 总氨量剩余氨水中总氨量（密度为）即： 饱和器后随煤气带走的氨量： 由蒸汽塔带入饱和器的氨量： 饱和器内被硫酸吸收的氨量： 硫酸铵产量（干质量）： 式中 132硫酸铵的相对分子质量； 17氨的相对分子质量；含量为78%的硫酸消耗量： 式中 98硫酸的相对分子质量；氨损失量： 3.1.2水平衡及母液温度的确定 带入饱和器的总水量： 煤气带入水量： 式中 35.230时干煤气被水汽饱和后其水汽质量/g； 氨分凝器后氨气带入水量： 式中 10%相对于分凝器后温度为98的氨气含量； 硫酸带入水量： 洗涤硫酸铵水量：取硫酸铵量的8%，；离心后硫酸铵含水2%，故带入的水量为： 冲洗饱和器和除沫器带入的水量：（取平均200） 饱和器出口煤气的水蒸气分压 水由煤气带走，则出饱和器的煤气应带走水量： 相应的，煤气中水蒸气体积为： 混合气体中水汽所占体积为： 取饱和器后煤气表压为11.77，则水蒸气分压为 母液最低温度的确定母液液面上的水蒸气分压等于煤气中的水蒸气分压，查图2.3可得：若使煤气带走这些水分，必须使用母液液面分压大于煤气中蒸汽分压，使之产生推动力，即：。由于煤气在饱和器中停留的时间短，不可能达到平衡，所以，实际上母液液面上的水蒸气分压为： （3-1）式中 K平衡偏离系数，其值为1.31.5，取1.5；则 由图2.3得：当母液酸度为4%和8%时，与相对应的母液适宜温度分别50及55。当酸度为6%时，可取平均值52.5。以上的物料平衡计算数据如表3.2所列：表3.2 物料平衡数据表项 目数 值单位硫酸铵产量1478.36kg/h硫酸消耗量1407.14kg/h氨损失率2.36%带入饱和器总水量2497kg/h饱和器出口煤气中水蒸气分压7.43kPa母液最低温度52.5煤气预热温度T64.93.2热量衡算 热平衡以0为基准。3.2.1输入热量3.2.1.1煤气带入的热量干煤气带入热量： 式中 1.465干煤气比热容；煤气预热温度/；水蒸气带入热量： 式中 1.834080时水蒸气的比热； 2491水在0的蒸汽热，；氨带入的热量： 式中 2.106氨的比热； 煤气中所含的苯族烃，硫化氢等组分含量少，在饱和器的前后引起的热量变化甚微，故可忽略不计。由因吡啶装置未生产，吡啶基在饱和器中被吸收的极少，也不予考虑。 煤气带入饱和器的总量为： 3.2.1.2氨气带入 水蒸气带入热： 则 =916140+7943=924083kJ/h3.2.1.3硫酸带入热量 式中 1.882质量浓度为78%硫酸在20时的比热容3.2.1.4洗涤水带入热量 式中 4.17760时水的比热容，。3.2.1.5结晶槽回流母液带入热量取回流母液温度45，母液量为硫酸铵的产量的10倍，则: 式中 2.676母液的比热容，3.2.1.6循环母液带入热量 取循环母液温度为50，母液量为硫酸铵产量的60倍 则: 式中 2.676母液的比热容，3.2.1.7化学反应热 这部分热量包括硫酸稀释热氨与硫酸的反应热、硫酸铵结晶热的总和。硫酸稀释热（由78%6%）： 每硫酸稀释热计算公式： （3-2） 式中 ，分别为稀释后和稀释前水与酸的物质的量之比： (硫酸质量分数6%)(硫酸质量分数78%) 则 稀硫酸与氨气反应生成硫酸铵水溶液的反应热： 式中 195524稀硫酸与氨气反应生成硫酸铵水溶液的反应热硫酸铵结晶热： 式中 10886硫酸铵结晶热J/mol 则 总入热量： =21319722.14+68330.9tkJ/h3.2.2 输出热量煤气带出热 a.干煤气带出热： b.水蒸气带出热： 则 结晶母液带出热 循环母液带出热 饱和器散失热量 （3-3） 式中 a结晶系数，取20.9; F饱和器表面积，（当直径为5m时，F200）； 饱和器壁温度，取45； 大气温度，取-20 = 输出热总量： 以上的热量平衡计算数据如表3.3所列：表3.3 热平衡数据表（热平衡以0为基准）热输入项目数值kJ/h热输出项目数值kJ/h煤气带入热量3875597.44+68330.9t煤气带出热量10033314.4氨气带入热量924083结晶母液带出热量2393435.3硫酸带入热量52964.7循环母液带出热量13055101.5热输入项目数值kJ/h热输出项目数值kJ/h洗涤水带入热量72354饱和器散失热量271700结晶槽回流母液带入热量1780241循环母液带入热量11868274化学反应热2746208合计21319722.14+68330.9t合计25753551.2由热平衡关系，得： t64.9 实际操作中煤气预热温度控制在6070。当使用硫酸质量浓度为92%93%时，由于稀释热增大，而带入的水分减少，故有时煤气不经预热仍可维持饱和器水平衡。第4章 饱和器法回收氨的主设备计算4.1饱和器饱和器用钢板焊制，具有可拆卸的顶盖和锥底，材质最好采用耐酸不锈钢，否则内壁需衬以防酸层。查阅文献14,15得知，防酸层可用石油沥青、油毡纸，耐酸瓷砖等要求砌衬。饱和器顶盖内表面及中央煤气管外表面及下段内表面，由于经常接触酸雾和酸液，均需焊铅板衬层。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弯成一定弧度的导向叶片，构成了弧形管道，使煤气均匀分布而出并泡沸穿过母液，以增大气液相接触面积，并使饱和器内上层母液剧烈旋转。泡沸伞浸入母液深层（或称浸没深度）是指泡沸伞煤气出口上缘至饱和器满流口下缘的垂直距离。煤气通过饱和器的阻力主要与浸没深度有关。一般情况下，泡沸伞的浸没深度不小于200mm。泡沸伞可用硬铅（85%铅和15%锑合金）浇铸，也可用用镍铬钛不锈钢焊制，或用石棉酚醛树脂制作。为了增大结晶的粒度，采用母液强化循环的方法。液体搅拌器作为饱和器的一个组成部分，由供料管和喷嘴组成。饱和器的工作介质是由泵通过液体搅拌器压送的。饱和器的设计定额：煤气进口速度1215m/s；中央管内煤气速度78m/s；环形空间煤气速度0.70.9m/s;泡沸伞煤气出口速度78m/s。根据上述设计定额和煤气处理量便可以确定饱和器尺寸，原始数据见表4.1。饱和器设备图见附页。表4.1 计算原始数据项目数值煤气流量44200m3/h饱和器前煤气压力17.27kpa饱和器阻力5.5kpa煤气预热器后煤气温度65饱和器后煤气温度露点温度50饱和器后煤气温度60除冷器后煤气温度30预热器后煤气实际体积流量：式中 1.1951m3煤气（标态）在30时为水蒸气饱和后的体积。煤气进口管直径： 查阅文献15得知公式： （4-2） 式中 d1煤气进口管直径，m； V煤气流量，m3/h； 取煤气进口速度为u1=13m/s 则： 中央煤气管直径： 查阅文献15得知计算公式： （4-1）式中 d2中央煤气管直径，m； V1预热后煤气实际体积，m3/h 中央煤气管道内煤气流速为u2=7.5m/s 则： 饱和器后煤气的实际体积V2： 式中 1.3481 m3煤气（标态）在50为水蒸气饱和后的体积。饱和器直径d3： 取饱和器的内环截面上煤气流速为0.8 m/s，则环形面积为： 饱和器的总截面积为： 则饱和器的直径为： 饱和器的高度： 查阅文献15可知，煤气在饱和器内的停留时间大约为10s 饱和器内的煤气体积为： ； 饱和器内的母液高度始终保持的高度： 饱和器的总高度为： 饱和器的壁厚： 设计壁厚查阅文献16,17按以下公式计算：采用单面对接焊缝100%探伤 （4-3）则 考虑钢板厚度负偏差及冲压减薄量，圆整后取厚的钢板作封头，所以塔体壁厚和封头壁厚均取。校核罐体与封头水压试验强度按文献17查得公式计算： （4-4） 式中 mm径向应力MPa则 所以水压试验满足强度要求。饱和器的结构图见图4.1。.1-搅拌喷射器；2-泡沸伞；3-满流口；4-人孔图4.1 饱和器4.2除酸器 除酸器的作用是捕集饱和器后煤气中夹带的酸滴。查阅文献18，可知除酸器可选用旋风式除酸器，该设备用钢板焊制，内衬以防酸层。结构见图4.2。除酸器的设计定额：煤气进口速度不小于25m/s；煤气在环形空间旋转运动速度为进口速度的，煤气进口宽度与高度之比为，环形空间宽度等于煤气进口宽度，雾酸颗粒直径为16时在环形空间停留时间 1.945s。1-煤气入口；2-煤气出口；3-放散口；4-酸液出口；5-人孔图4.2 旋风除酸器除酸器煤气进口尺寸： 取进口煤气速度为27m/s，则煤气进口截面积为： 煤气进口长为b对短边之比为2，则，将F值代入得： 进口管直径： 进口的、管的煤气速度可取48m/s，现取8m/s 则出口管内径为： 出口管外径为： 式中 0.08壁厚mm ；0.005防腐层厚度mm除酸器的内径： 除酸器环形空间宽度与煤气进口宽度相等，则除酸器的内径为： 出口管在器内部分的高度： 取煤气在环形空间的平均旋转速度为煤气进口速度的，则得： 煤气中酸雾最小颗粒的直径取16，为将其捕集，煤气在酸内流过的长度为： 式中 0.945雾酸颗粒直径为16时在环形空间停留时间 则煤气在器内的回转周数为：当煤气通路宽为0.52m，为20m/s时，则煤气通路的高度为： 出口管在器内部的高度为： 4.3干燥器 干燥器的作用是将离心机出来的含水质量约2%的硫酸铵水分降至0.2%以下，以防结块，给包装和施肥带来困难。查阅文献19，可知干燥器可选沸腾床干燥器。沸腾床干燥器是扩大圆筒形装置，上部位扩大部分。器内有带孔眼的气体分布板，在气体分布板上部装有六角形风帽，在风帽间隙中铺有一层直径约为20mm的石英板，其厚度与风帽同高。风帽数量因设备大小而异，需能保持热风均匀喷出并形成良好的沸腾状态。对处理能力为3t/h硫酸铵的沸腾干燥器，前室装有39各风帽，后室装有228个，每个风帽上钻有直径为6mm的孔眼6个。离心机出来的湿硫酸铵由螺旋输送机经加料斗送入前室，受到由风帽喷出的热空气作用，立即沸腾分散开，同时被快速加热干燥。前室的物料在沸腾分散过程中不断被抛入后室，在后室中进一步沸腾干燥。所蒸发的水分的水分混同空气进入上部扩大部分后减速，以减少所夹带的细粒结晶，再由抽风机抽出，经旋风分离，将细粒结晶回收，湿空气排入大气。整个干燥过程可用于2530s内完成，干燥效率达95%，产品水分可降至0.1%。 文献19,20中对沸腾干燥器的设计定额都有规定：床面生产强度22.5 t/m2h；溢流出口高度400500mm；沸腾层上部空气流速（颗粒平均直径0.40.5mm）1.01.4m/s；每处理1t硫酸铵需要空气量（空气温度5，相对湿度84%，硫酸铵含水分2%，温度不低于15）1900kg/h。干燥器的主要尺寸按流态化原理在密相流化床上的应用加以确定，计算数据见表4.2。表4.2 沸腾干燥器原始数据项目数值硫酸铵产量1478.36kg/h每天操作时间15h/d进干燥器的硫酸铵含水2%出干燥器的硫酸铵含水0.1%进干燥器的硫酸铵温度15出干燥器的硫酸铵温度68空气温度5空气相对湿度84%加热器后空气温度140出干燥器的空气温度704.3.1 沸腾床最低流态化速度的确定当热空气通过干燥器，硫酸铵颗粒床层的流速大到使全部颗粒刚好进入悬浮状态时，颗粒与气体间的摩擦力与其质量相平衡，且通过此床的任一截面的压降大致等于在该截面上颗粒和流体的质量，则可认为床层刚刚流化，并称之为处于临界流化状态的床层。此时最低流态化速度可按下列通用方程式计算： （4-5）式中 -固体颗粒平均直径，m。 -气体密度，。 -固体密度，。 u-气体黏度，。 上式适用的条件是雷诺数，若，则必须对计算进行校正。其中各项数据计算如下：固体颗粒平均直径的确定： （4-6）根据设计计算要求，硫酸铵的筛分组分如表4.3所示：表4.3 硫酸铵的筛分组分各颗粒直径d/mm2.01.00.50.30.20.1筛分组成x/%0.14234221.00.9则 气体密度的确定 在干燥器内气体的平均温度为，设气流操作压力为3.43KPa，则空气流在实际操作状态下的密度为： 硫酸铵结晶真密度为空气黏度u为将上述各值带入式（4-5）得： 因为Re10，故计算结果不必校正。4.3.2 干燥器直径的确定 干燥器内径气流实际操作速度： 干燥器内平均操作温度及压力下的湿空气体积：按设计定额，干燥器每处理1t硫酸铵（干基）需温度为10，相对湿度为84%的空气1911kg。干燥器的处理负荷（按15h/d）为： 原料含水量： 干燥后残留在硫酸铵中的水量： 则需蒸发的水量：因此，在干燥器内湿空气的体积为： 干燥器的沸腾床面积： 4.3.3 干燥器溢流口高度的确定根据参考文献21可知，固定床物料层高度取值为200mm，则沸腾床层高度（即溢流口高度）为： （4-7）式中 为固定床空隙率： 为沸腾床空隙率,取0.75 则