年产80万吨硫酸铵的工艺设计大学本科毕业论文.doc

年产80万吨硫酸铵的工艺设计

目 录
摘要 I
Abstract II
引言 1
第一章 综述 2
1.1 回收氨的目的及意义 2
1.1.1 氨的来源 2
1.1.2 回收氨的目的 2
1.1.3 硫酸铵的性质和用途 2
1.2 硫酸铵生产方法 3
1.2.1 老式饱和器法 3
1.2.2 酸洗法 3
1.2.3 间接饱和器法 3
1.2.4 喷淋式饱和器法 4
1.3 喷淋式饱和器法生产硫酸铵 4
1.3.1 硫酸铵生产和结晶原理 4
1.3.2 工艺优缺点 6
第二章 喷淋式饱和器法的工艺流程 8
2.1 喷淋式饱和器法生产硫酸铵的工艺流程 8
2.2 回收氨的影响因素及控制 9
2.2.1 母液酸度 9
2.2.2 母液温度 10
2.2.3 母液搅拌 11
2.2.4 离心分离和水洗 11
2.2.5 杂质 12
2.2.6 晶比 12
第三章 饱和器的物料衡算和热量衡算 14
3.1 剩余氨水量的计算 14
3.2 氨的平衡及硫酸用量、干煤装入量的计算 15
3.3 水平衡及母液温度的确定 16
3.3.1带入饱和器的水量 16
3.3.2 饱和器的出口煤气中的水蒸气分压 17
3.3.3 母液最低温度的确定 17
3.3.4 母液适宜温度的确定 18
3.4 饱和器热平衡及煤气预热温度的确定 18
3.4.1 输入热量Q入 18
3.4.2 输出热量Q出 21
第四章 硫酸铵生产的主设备的计算 23
4.1 喷淋式饱和器 23
4.2 除酸器的计算 26
结论 29
致谢 30
参考文献 31
附录

年产80万吨喷淋式饱和器法生产硫酸铵的工艺设计
摘要：焦炉煤气中含有大量的氨，氨不仅在燃烧时会产生有毒、有腐蚀性的物质，同时在粗苯回收工段还妨碍油、水的分离。因此设立硫铵工段去除煤气中的氨气，生产硫酸铵，既能解决环保问题，又能生产农用化肥。本设计是年产80万吨硫酸铵的工艺设计，选用喷淋式饱和器法对煤气中的氨气进行吸收。
在确定工艺流程的基础上，通过对喷淋式饱和器进行物料衡算，确定了焦炉中干煤的装入量为9689.497t/h，含量为76%的硫酸消耗量为109637.936t/h，氨损失率为0.548%，母液最低温度为44.3℃，母液适宜温度为52.5℃。又通过热量衡算，确定了煤气预热温度为64.3℃。在此基础上对主要设备喷淋式饱和器进行了计算和选型。设计如下：共80台设备，70台工作，10台备用。饱和器直径为5200mm，总高度为14400mm。
关键词：焦炉煤气；硫酸铵；喷淋式饱和器；衡算；计算和选型

The process design of 800kt/a ammonium sulfate on spray type saturator method
Abstract:Coke oven gas contains large amounts of ammonia.Toxic, corrosive substance is produced in the combustion of ammonia and ammonia can prevent the oil-water separation in the crude benzene recovery section. Therefore, the ammonium sulfate Section is established in order to remove ammonia of coal gas,which not only solve the environmental problem but also produce agricultural fertilizers. This design is the process design of 800kt/a ammonium sulfate, selection of spray type saturator method in the absorption of ammonia of coal gas.
In determining the basis of process design,calculation is conducted.Material balance is calculated in the spray type saturator,the results are shown below: The dry loading coal of coke oven is 9689.497t/h, the consumption of the content of 76% of the sulfuric acid is 109637.936t/h, the loss rate of ammonia is 0.548%,the lowest temperature is 44.3℃of the mother liquor and suitable liquor temperature is 52.5℃.And heat balance is calculated,the result is shown that the gas preheating temperature is 64.3℃. On the basis of this ,the main equipment of spray type saturator is calculated and selected.The design results are shown below: A total of 80 sets of equipment,70 sets of equipment at work,10 sets of backup equipment.Saturated diameter is 5200mm, the total height is 14400mm.
Key words: coke oven gas; ammonium sulfate; spray type saturator; balance;calculation and selection

II

引 言
炼焦化学品的回收工艺在几十年里得到了迅猛的发展，产品越来越多，品种越来越丰富，环境设计日趋成熟，虽然受石油、天然气的化学加工发展的影响，但我国是煤炭利用大国，焦炭仍是重要的工业产品。随着能源危机的进一步扩展以及环境保护的压力，炼焦化学品的回收成为煤炭工业关注的重要对象，因此各企业不断优化设备，提高能源利用率，使炼焦产品的回收与加工水平迅速提高，更快的实现了煤的高效利用。炼焦产品种类很多，如炼焦车间的焦炉煤气，经冷却和吸收利用，可以提取焦油，氨、萘、硫化氢及粗苯等产品，并且得到净焦炉煤气。
焦炉煤气中的氨对焦炉煤气的进一步净化和产品回收有很多不利影响，例如对吸收煤气中粗苯的洗油质量有严重影响，易使洗油乳化变质；对生产设备及煤气管道有严重腐蚀作用；含氨煤气燃烧产生NOX污染环境；含氨的废水也会对环境产生严重污染。同时氨还可以用来制成硫酸铵用作化肥或化工原料，因此必须加以回收利用。所以用喷淋式饱和器法生产硫酸铵，不仅避免了污染，保护了环境，还使废弃物得到了二次利用[1]。

第一章 综述
1.1 回收氨的目的及意义
1.1.1 氨的来源
煤主要是由碳、氢、氧、氮、硫等元素组成，其中氮含量一般为0.5%~3%。煤在高温干馏过程中，氮元素与氢元素通过重组生成氨，其产率一般为干装煤的 0.20%～0.35% 。在焦炉煤气初步冷却的过程中，部分氨转入冷凝氨水中，因冷却方式不同，在冷凝氨水中分配不同。当温度在700~800℃时，氨的生成量最大。如温度过高，生成的氨又和炽热的焦炭接触生成氢和氰化氢。一般配煤中约60%的氮存在于焦炭中，约15%~20%的氮与氢化合生成氨。其余部分转化为氰化氢、吡啶盐基或其它含氮化合物[2]。
1.1.2 回收氨的目的
氨易溶于水，焦炉煤气中的水蒸气冷凝时，冷凝液中必定含氨，氨会污染环境，为保护大气和水体，含氨的水溶液不能随便排放；焦炉煤气中的氨与氰化氢、硫化氢化合，对管道和设备有严重腐蚀；煤气中的氨在燃烧时会生成氧化氮，对大气造成污染；氨在粗苯回收中能使洗油和水形成乳化物，影响油水分离，加大洗油耗量，影响正常生产；煤气中的氨在精脱硫装置对催化剂活性有负面影响，堵塞设备、管线，严重时导致系统被迫停产检修等。而且氨是一种制造氮肥的原料，有一定的经济价值。焦炉煤气中氨的回收不仅避免了污染，保护了环境，还使废弃物得到了二次利用。焦化厂就是利用硫酸吸收焦炉煤气和蒸氨塔中的氨来生产硫酸铵以达到净化煤气和生成产品的目的，并得到副产品硫酸铵。由于我国是农业大国，需要大量的农用化肥，因此硫酸铵作为一种有效的氮肥以及化工生产原料具有很大的市场。所以，焦炉煤气中氨的回收具有重要意义[3]。
1.1.3 硫酸铵的性质和用途
纯态的硫酸铵为无色长菱形晶体，密度为1766kg/m³，分子量为132，化学纯的硫酸铵含氮量为21.2%，含氨为25.78%。含一定水分的硫酸铵的堆积密度随结晶颗粒的大小而波动于780~830kg/m³范围内。焦化厂用饱和器生产的硫酸铵，由于杂质的影响往往带有绿色、蓝色、灰色、或暗黑色，结晶多为针状、片状或粉末状，成型的颗粒很小，其线性尺寸平均不超过0.5mm。硫酸铵的水溶液为弱酸性，1%溶液的pH值为5.7。硫酸铵溶于水时要吸收热量，每溶解1kg硫酸铵约吸收热量63kJ。
硫酸铵结晶能吸收空气中的水分而胶结成块，在空气湿度大、结晶颗粒小和含水量高
时较为严重。硫酸铵结块给运输、贮存和施用都带来许多不便，且潮湿的硫酸铵对钢铁、水泥和包装袋等均有腐蚀性。因此储存运输注意防潮，储存于通风干燥处[4]。
硫酸铵长期以来，在农业上是重要的氮肥，适用于各种土壤和作物。对多种农作物，如小麦、棉花、马铃薯、水稻、大头菜等均有良好的肥效。硫酸铵在工业上可作为印染剂、食品催化剂、缓冲剂、皮革脱灰剂，是化工、印染、医药、皮革等工业原料。食用硫酸铵由工业硫酸铵加入蒸馏水溶解后，加入除砷剂和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。用作食品添加剂，作面团调节剂、酵母养料[5]。
1.2 硫酸铵生产方法
生产硫铵是焦炉煤气净化工艺流程中回收氨的传统方法。目前，国内外对硫铵工艺已经有了比较成熟的研究。各研究机构和公司都根据各自需求研究出了相应的工艺流程。市场上生产硫铵工艺有以下4种:老式饱和器法、酸洗法、喷淋式饱和器法和间接饱和器法[6]。
1、老式饱和器法
老式的饱和器法也称半直接饱和器法生产硫铵，我国20世纪60年代以前建成的大中型焦化厂均采用半直接法鼓泡型饱和器生产硫铵，这种饱和器既是吸收设备，又是结晶设备，吸收与结晶都在饱和器内，不能分别控制，因此不能得到大颗粒结晶。该工艺的主要缺点是设备腐蚀严重，并且煤气要经过分配伞从母液层鼓泡而出。因此煤气系统阻力大，使得煤气鼓风机要提供较大的压头，硫铵的质量也差。已经不适合现在的市场发展。
2、酸洗法
为了进一步提高硫酸铵的质量，我们引进了酸洗法生产硫铵工艺，酸洗法制硫铵即无饱和器法生产硫铵，它是由酸洗、真空蒸发结晶以及硫铵离心、干燥、包装等三部分组成。与饱和器法相比，由于实现了氨的吸收与硫铵结晶分离的操作，以获得优质大颗粒硫铵结晶。酸洗塔结构为空喷塔，煤气系统阻力仅为饱和器的1/4，煤气鼓风机的电耗可大幅度下降。采用干燥冷却机将干燥后的硫铵进一步冷却，防止结块，有利于自动包装。酸洗法的特点：吸收和结晶在不同设备中进行，操作条件可以分别控制，能够得到大颗粒的硫铵结晶，且提高了硫铵的质量。但酸洗法工艺流程长，占地多，投资也大。因此这种方法虽提高了硫酸铵的质量但不太经济。
3、间接饱和器法
后来，我们又引进了间接法饱和器生产硫铵工艺，间接饱和器法生产硫铵的工艺是与AS流程相结合的工艺,但类似于半直接法饱和器。用洗涤液蒸出的气体生产硫铵，故称间接法。该工艺是从酸性气体中回收氨，其硫铵的质量比饱和器法好，但因在较高温度（100℃左右）下操作，对设备和管道材质的要求高，加之饱和器尺寸并不比半直接法小，因此投资高于半直接法。该法回收氨是经过洗氨)))蒸氨)))硫，流程长，能耗大。如果仅从生产硫铵的角度来讲，用此方法生产硫铵值得进一步探讨。
4、喷淋式饱和器法
为了满足市场需求，我们从法国引进喷淋式饱和器，以代替半直接法的鼓泡型饱和器。喷淋式饱和器的特点是煤气系统阻力较小，设备尺寸可相对减小，硫铵质量有所提高。国内已有不少厂家用其代替老式的鼓泡型饱和器。喷淋饱和器分为上下两段，上段为吸收室，下段为结晶室。是目前中国普遍采用的工艺。喷淋式饱和器生产硫铵工艺，具有煤气系统阻力小、结晶颗粒较大、硫铵质量好、工艺流程短、易操作、设备使用寿命长等特点。
综上所述，喷淋式饱和器工艺综合了旧式饱和器法流程简单，酸洗法有大流量母液循环搅拌，结晶颗粒大的优点，又解决了旧式饱和器法煤气系统阻力大，酸洗法工艺流程长，设备多的缺点。其工艺流程和操作条件与现有的鼓泡型饱和器相接近，易于掌握，设备材料国内能够解决。不但可以在新建厂采用，而且更适于老厂的大修改造。因此喷淋式饱和器法生产硫酸铵发展前景大好。
1.3 喷淋式饱和器法生产硫酸铵
1.3.1 硫酸铵生产和结晶原理
1）硫酸铵生产的原理[7]
氨与硫酸发生的中和反应：
2NH3+H2S04→ (NH4)2S04 △H=-275kJ/mol
反应是放热反应，实际的热效应较小。
用适量的硫酸和氨进行反应时，生成的是中式盐(NH4)2SO4，当硫酸过量时，则生成酸式盐 NH4HSO4，其反应为：
NH3+H2S04→ NH4HS04 △H = - 165kJ／mol
随溶液被氨饱和的程度，酸式盐又可转变为中式盐
NH4HS04+ NH3→ (NH4)2SO4
溶液中酸式盐和中式盐的比例则由母液中游离硫酸的含量决定，即酸度。
当酸度为 1%～2%时，产物主要为中式盐。酸度升高时，将提高酸式盐的含量。饱和器中实际上同时存在两种盐，由于酸式盐较中式盐易溶于水或稀硫酸中，一般酸度不大的时，析出的主要是硫酸铵结晶。
通常情况下，母液的密度是随母液的酸度增加而增大的。饱和器中的母液大致规格为：
密度 (kg／L) 1.26 ～1.30；w [ (NH4)2S04] 40～50%；游离酸含量4～5%；w (NH4HS04) 12～15%；NH3含量160～180(g／L)
2）硫酸铵生成的结晶原理
在饱和器内硫酸铵形成晶体需经过两个阶段：第一阶段是母液中细小的结晶中心----晶核的形成。第二阶段是晶核（或小晶体）的长大。通常晶核的形成和长大是同时进行的。在一定的结晶条件下，若晶核形成速率大于晶体成长速率，当达到固液平衡时，得到的硫酸铵晶体粒度较小；反之，则可得到大颗粒结晶体。显然，如能控制这两种速率，便可控制产品硫酸铵的粒度。
溶液的过饱和度既是硫酸铵分子由液相向结晶表面扩散的推动力，也是硫酸铵晶核生成的推动力。当溶液的过饱和度低时，这两个过程都进行得很慢，晶核生成的速率相对更慢一些，故可得到大颗粒硫酸铵。当过饱和度过大时，这两个过程进行得较快，硫酸铵晶核生成的速率要更快一些，因而得到的是小颗粒硫酸铵。因此，为了制得大颗粒硫酸铵，必须控制溶液的过饱和度在一定范围，并且要控制足够长的结晶时间使晶体长大。
由图1.1可见，AB溶解度曲线与CD超溶解度曲线大致平行。AB右下侧为稳定区，不会有硫酸铵晶核形成。AB线与CD线间为介稳区，晶核不能自发形成。CD线左上侧为不稳定区，能自发形成大量晶核。

图1.1 溶液、浓度和结晶过程之间的关系
实际生产中，母液中总有细小结晶和微量杂质存在，即存在晶种，造成晶核形成所需的过饱和度较无晶核时低，因此在介稳区内，主要是晶体在长大，同时亦有新晶核形成。因此，为生产粒度较大的硫酸铵结晶，必须控制适宜的过饱和度使母液处于介稳区内。
硫酸铵晶体长大的过程属于硫酸铵分子有液相向固相扩散的过程，其长大的推动力有溶液的过饱和度决定，扩散阻力主要是晶体表面上的液膜阻力。故增大溶液的过饱和度和减少扩散阻力，均有利于晶体的长大。但考虑到过饱和度会促使晶核形成速率过大，所以溶液过饱和度必须控制在较小的（介稳区）范围内。
1.3.2 工艺优缺点
喷淋式饱和器主要性能特点有以下五个方面[8]：
第一，喷淋式饱和器除氨，充分吸收焦炉煤气中的氨气，明显解决了氨气对环境的污染问题。由于在喷淋室上部设有多个螺旋扇面喷头，形成一定喷角，使喷洒出的硫酸铵母液均朝向煤气流动方向，气液充分接触，充分吸收煤气中的氨，大大减少了煤气中氨的含量，明显降低了氨气在空气中的排放，保护了环境。
第二，设备阻力小，大大降低了风机能耗，明显增加了经济效益。由于煤气在饱和器中的通道是一个环形的空喷空间，所以煤气阻力大大降低了。该饱和器的设计阻力不大于2kpa。
第三，除酸器内置，结构紧凑，体积小，质量轻，设备安装检修方便。喷淋式饱和器的三层套筒式结构，外层与中层之间的环形空间是喷淋室，煤气在此空间与喷洒的循环母液充分接触，除去煤气中的氨。脱氨后的煤气沿侧壁上升通道进入中层与内层之间的环形空间，经由上至下旋转流动，使煤气中夹带的酸滴得到分离，除酸后的煤气由内层套筒导出饱和器。喷淋式饱和器将吸氨与除酸巧妙地结合在一起，给基础设施和设备安装检修提供了极大方便。
第四，喷淋式饱和器底部带结晶室，有利于硫酸铵结晶的解决，增大了结晶颗粒，提高了硫铵产品质量和产量，增加了经济效益。喷淋式饱和器下部是一个圆筒形结晶室，循环泵从结晶室上部抽取硫铵母液送入喷淋室喷洒吸氨的母液经过降液管进入结晶室，由于降液管伸入结晶室底部，所以母液在上升过程中，大小结晶颗粒自然分级，大颗粒沉在结晶室底部，悬浮在上部的小颗粒重新被循环泵收入，再次进行喷洒，结晶成大颗粒，沉入结晶室底部。当母液结晶达到一定程度后，从结晶室底部被抽取，经干燥生成硫铵结晶。由于硫铵颗粒大，质量好，因而提高了其价格，增加了经济效益。
第五，喷淋式饱和器采用OCr18Ni9耐酸不锈钢材料制作，设备防腐性能好，使用寿命长，大大延长设备更换周期，减少停产次数，从而明显提高了经济效益。
同时喷淋式饱和器后的氨含量不大于30 mg/m³，否则会腐蚀后续工序的设备与管道，导致洗脱苯工序洗油乳化，加大洗油耗量，影响正常生产。当氨含量不合格的煤气进入甲醇生产装置后，在压缩阶段会产生碳铵结晶，造成活塞环磨损，影响其正常运行；还会堵塞系统换热器，导致停车检修；影响精脱硫系统催化剂，造成堵塞，从而导致系统被迫停车检修。因此，彻底脱除煤气中的氨是十分必要的。利用喷淋式饱和器回收氨工艺，关键在于控制预热器温度、饱和器酸度、饱和器温度、离心机水洗温度、干燥系统风量平衡等要点，只有要点控制好了，才能生产出优质硫酸铵( NH4)2SO4，才能使整个氨回收系统稳定，使出工段的煤气中氨含量低于30mg/m3，真正达到即回收又净化的目的。喷淋式饱和器生产的硫铵不仅颗粒大，而且质量好。因此综合经济效益好，值得广泛推广。尽管喷淋式饱和器硫铵生产工艺有其许多优点：材质为不锈钢，设备使用寿命长，集酸洗吸收、结晶、除酸、蒸发为一体，具有煤气系统阻力小，结晶颗粒较大，平均直径在0.7mm，硫酸铵质量好，工艺流程短，易操作等特点。但是它仍然存在缺陷和不足，如吸收、结晶仍未完全分离，结晶过程无法单独控制，硫铵颗粒仍然较小，设备选材要求较高[9]。

第二章 喷淋式饱和器法的工艺流程
2.1 喷淋式饱和器法生产硫酸铵的工艺流程
喷淋式饱和器分为上段和下段，上段为吸收室，下段为结晶室。
由脱硫工序来的焦炉煤气经煤气预热器预热至60～70℃或更高温度，目的是为了保持饱和器水平衡。
煤气预热后，进入喷淋式饱和器的上段，分成两股沿饱和器水平方向沿环形室做环形流动，每股煤气均经过数个喷头用含游离酸量3.5%～4%的循环母液喷洒，以吸收煤气中的氨，然后两股煤气汇成一股进入饱和器的后室，用来自小母液循环泵（也称二次喷洒泵）的母液进行二次喷洒，以进一步除去煤气中的氨。煤气再以切线方向进入饱和器内的除酸器，除去煤气中夹带的酸雾液滴，从上部中心出口管离开饱和器再经捕雾器捕集下煤气中的微量酸雾后到终冷洗苯工段。喷淋式饱和器后煤气含氨一般小于0.03g/m3。
饱和器的上段和下段以降液管联通。喷洒吸收氨后的母液从降液管流到结晶室的底部，在此结晶核被饱和母液推动向上运动，不断地搅拌母液，使硫酸铵晶核长大，并引起颗粒分级。用结晶泵将其底部的浆液送至结晶槽.含有小颗粒的母液上升至结晶室的上部，母液循环泵从结晶室上部将母液抽出，送往饱和器上段两组喷洒箱内进行循环喷洒，使母液在上段与下段之间不断循环。
饱和器的上段设满流管，保持液面并封住煤气，使煤气不能进入下段。满流管插入满流槽中也封住煤气，使煤气不能外逸。饱和器满流口溢出的母液流入满流槽内的液封槽，再溢流到满流槽，然后用小母液泵送至饱和器的后室喷洒。冲洗和加酸时，母液经满流槽至母液储槽，再用小母液泵送至饱和器。此外，母液储槽还可供饱和器检修时储存母液之用。
结晶槽的浆液经静置分层，底部的结晶排入到离心机，经分离和水洗的硫酸铵晶体由皮带输送机送至振动式流化床干燥器，并用被空气热风器加热的空气干燥，再经冷风冷却后进入硫酸铵储斗。然后称量、包装送入成品库。离心机滤出的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流回饱和器的下段。干燥硫酸铵的尾气经旋风除尘器后由排风机排放至大气。
为了保证循环母液一定的酸度，连续从母液循环泵入口管或满流管处加入质量分数为76%的硫酸，维持正常母液酸度。
由油库送来的硫酸送至硫酸储槽，再经硫酸泵抽出送到硫酸高置槽内，然后自流到满流槽。
喷淋式饱和器法生产硫酸铵工艺，采用的喷淋式饱和器[10]，材质为不锈钢，设备使用寿命长，集酸洗吸收、结晶、除酸、蒸发为一体，具有煤气系统阻力小，结晶颗粒较大，硫酸铵质量好，工艺流程短，易操作等特点。流程图如下：

2.2 回收氨的影响因素及控制
2.2.1 母液酸度
氨吸收设备内母液的酸度，主要影响硫酸铵结晶的粒度和氨与吡啶盐基的回收率。母液酸度对硫酸铵结晶成长有影响，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，甚至称针形状。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少，不能保持有利于晶体成长所必须的过饱和度所致。其中介稳区是指晶核在溶液中的溶解度曲线和超溶解度曲线之间的区域。
另外，母液酸度对黏度也有影响，其关系图如2.1所示。由该关系图可知，随着酸度的提高，母液黏度增大，增加了硫酸铵分子扩散阻力，阻碍来晶体正常成长。

图2.1 母液酸度和黏度的关系
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、铝离子形成及等沉淀，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。鼓泡式饱和器正常操作时酸度保持在4%～6%是合适的，喷淋式饱和器正常操作时酸度保持在3.5%～4%较合适，酸洗塔正常操作时酸度保持在2.5%～3%较合适。
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，由于晶体增长速度也变快，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，而且设备的腐蚀加剧，同时影响硫酸铵质量。
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。酸度为4%和8%的母液温度与母液液面上水蒸气压的关系曲线如图2.2所示，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。

图2.2 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
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1.3～1.5倍，此值称为偏离平衡系数，于此相适应的母液温度即为母液的适宜温度。
适宜的母液温度是在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。一般把饱和器内母液温度控制在50～60℃（不生产粗吡啶）或55～60℃（生产粗吡啶）。
2.2.3 母液搅拌
母液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便面扩散，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。
2.2.4 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，否则将影响分离效果。
洗水温度对产品游离酸含量有影响，见图2.3所示，有图可见，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。

图2.3 洗水温度对产品游离酸含量的影响
离心机的洗水量对产品质量也有显著影响，影响情况见图2.4所示。有图可见，洗水量应不大于硫酸铵量的12%。

图2.4 离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量的影响
2.2.5 杂质
母液中含有可溶性和不溶性杂质。硫酸铵母液内的杂质得种类和含量，取决于硫酸铵生产工艺流程、硫酸质量、工业用水质量、脱吡啶母液得处理程度、设备腐蚀情况及操作条件等。
母液中的杂质不仅影响硫酸铵晶体的成长和晶型，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。
杂质对晶体成长速率有明显影响。在一定的过饱和度下，杂质较多地对生长起抑制作用；在极端的情况下，可完全抑制晶面的生长。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。
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。其多半来自硫酸、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。
2.2.6 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。
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%。喷淋式饱和器晶比控制在35%～40%，在正常操作条件下，晶比达到25%，即启动结晶泵，晶比降至4%停止抽取；酸洗塔结晶器中平均母液结晶质量浓度在45%～50%[11]。

第三章 饱和器的物料衡算和热量衡算
通过氨平衡计算确定硫酸的用量和煤的装入量，通过水平衡计算确定饱和器内母液的适宜温度，通过热平衡计算确定饱和器操作过程是否需要补充热量，从而确定所需要的煤气预热温度[12]。
表3.1原始数据
项目
数值
1t干煤的煤气发生量/m3
350
氨的产率/%
0.3
初冷器后煤气温度/℃
30
剩余氨水含氨量(g/l)
4
蒸氨塔废水含氨量(g/l)
0.05
每蒸馏1m3稀氨水用直接蒸汽/kg
200
分凝后氨气温度/℃
98
硫酸质量分数/%
76
饱和器后煤气含氨量/g.m-3
0.03
饱和器后煤气压力/k pa
12
硫酸铵年产量/t
800000
硫酸铵含水量/%
1
配煤水分/%
8
化合水(干煤)/%
2
3.1 剩余氨水量的计算
按装入湿煤量150t/h计算，如下图煤气初冷系统的水平衡，w8为循环氨水量，设于集气管喷洒冷却煤气时蒸发了2.6%，剩余部分即为由气液分离器分离出来的氨水量w2。离开气液分离器的煤气中所含的水汽量w3，即煤气带入集气管的水量w1和循环氨水蒸发部分之和。初冷器后煤气带走的水量为w4，(w3-w4)即为冷凝水量w5，从冷凝水量w5中减去需补充的循环氨水量w6，既得剩余氨水量w7。
作水的物料衡算有，则送去加工的剩余氨水量w7，即为w1与w4之差。

式中35.2——每1nm3干煤气在30℃时经水蒸气饱和后的水汽含量。则剩余氨水量为：
其中配煤水分为8%，则150t湿煤等于138t干煤，即每吨干煤气的剩余氨水量：
3.2 氨的平衡及硫酸用量、干煤装入量的计算
硫酸铵的产量（干质量）：

设装入的干煤为x t/h，则剩余氨水量为0.095xt/h。煤气带入饱和器的氨量等于炼焦生成的总氨量与剩余氨水中总氨量差:

饱和器后随煤气带走的氨量：

由蒸氨塔带入饱和器的氨量：

式中1.25--由于直接蒸汽冷凝而使废水比剩余氨水增加的倍数。
饱和器内被硫酸吸收的氨量：

t/h
式中 132--硫酸铵的相对分子质量；
17--氨的相对分子质量
即干煤的装入量为9689.497t/h。
煤气带入饱和器的氨量等于炼焦生成的总氨量与剩余氨水中总氨量之差为25386.482t/h。
饱和器后随煤气带走的氨量：101.740t/h。
由蒸氨塔带入饱和器的氨量：3623.872t/h。
含量为76%的硫酸消耗量：
t/h
式中 98--硫酸的相对分子质量
氨损失率 ：
3.3 水平衡及母液温度的确定
为了使饱和器母液不被稀释或浓缩，应使进入饱和器的水分全部呈蒸汽状态被煤气带走。由于煤气通过母液时速度太快，接触时间太短以及接触表面不足，所以饱和器蒸发水分能力很差。这就更加突出饱和器维持水平衡的重要性。
3.3.1带入饱和器的水量
煤气带入饱和器的水量：

式中 35.2----在30℃时，1nm3干煤气的饱和含水量。
氨分凝器后氨气带入的水量：

式中 0.1——相当于分凝器后温度为98℃的氨气浓度。
硫酸带入的水量：
洗涤硫酸铵水量：取硫酸铵量的8%，离心后硫酸铵的含水2%，故带入的水量为：
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，洗水量因各厂操作制度不同而异，现取平均200kg/h，则带入饱和器的总水量为：

3.3.2 饱和器的出口煤气中的水蒸气分压
带入饱和器的总水量，均由煤气带走，则饱和器的1m3煤气应带走的水量为：
相应地，1m3煤气中水蒸气的体积为：

混合气体中水汽所占的体积为：

取饱和器后煤气表压为12kPa,则水蒸气分压为：

3.3.3 母液最低温度的确定
根据饱和器母液液面上蒸汽分压PL和母液液面上煤气中蒸汽分压pg的平衡关系确定。
母液液面上蒸汽分压PL(k pa)取决于母液温度和母液中游离酸和硫酸铵的含量，可按下式计算:
(3-1)
式中po——在规定温度下水的饱和蒸汽压，k pa
v——母液中硫酸铵的含量，g/100g酸液
S——游离酸含量，g/100g酸液
当母液中硫酸铵总含量为46%及酸度为4%时可求得相应的v和s的数值：

则
Po与母液温度有关，母液最低温度应使pl=pg,则求得：

查饱和蒸汽压表，得其温度应为44.3℃，此温度即是饱和器母液必须的最低温度。
3.3.4 母液适宜温度的确定
实际上饱和器内母液温度应比最低温度高，因要使煤气带走这些水分，必须使母液液面上的水蒸气分压大于煤气中的水蒸气分压，使之产生蒸发推动力，即。此外，还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应为：
p1=k pg (3-2)
式中 k为平衡偏离系数，其值为1.3～1.5。当取1.5时，

查饱和蒸汽压表，得相应的温度为52.5℃，此温度即为饱和器母液的适宜温度，此值是符合生产实际情况的。
3.4 饱和器热平衡及煤气预热温度的确定
3.4.1 输入热量Q入
热平衡以0℃为基准，计算假定吡啶装置未投入生产
1、输入热量Q入
1）煤气带入的热量Q1
a.干煤气带入的热量：

式中 1.465—干煤气比热容，k J/(m3.℃)
t—煤气预热温度，℃
b.水蒸气带入的热量：

式中 1.834—0-80℃间水蒸汽比热容，k J/(kg.℃)。
2491—水在0℃时的蒸发热，。
c.氨带入的热量：

式中 2.