220万吨每年焦化厂硫铵工段

1、 中 国 矿 业 大 学本科生毕业设计姓 名： 学 号： 学 院： 专 业： 设计题目： 220万吨/年焦化厂硫铵工段 专 题： 化 学 工 程 与 工 艺 指导教师： 职 称： 教 授 2009年6 月 徐州中国矿业大学毕业设计任务书学院： 专业年级：煤化工 学生姓名： 任务下达日期： 年 3月 5日毕业设计日期： 年 3月5日至 年6月5日毕业设计题目：220万吨焦化厂硫铵工段设计毕业设计专题题目：毕业设计主要内容和要求： 对220万吨年焦化厂进行主要物料计算，确定配套的氨回收工段的主要设计依据。确定氨回收的工艺流程，并根据硫铵生产的工艺，进行设计的工艺计算、设备的选型计算、进行工艺布置，

2、并绘制工艺流程、工艺布置和主要非标设备的图纸，对整个工段的建设进行投资估算和效益分析院长签字： 指导教师签字： 中国矿业大学毕业设计指导教师评阅书指导教师评语（基础理论及基本技能的掌握；独立解决实际问题的能力；研究内容的理论依据和技术方法；取得的主要成果及创新点；工作态度及工作量；总体评价及建议成绩；存在问题；是否同意答辩等）：成 绩： 指导教师签字： 年 月 日 中国矿业大学毕业设计评阅教师评阅书 评阅教师评语（选题的意义；基础理论及基本技能的掌握；综合运用所学知识解决实际问题的能力；工作量的大小；取得的主要成果及创新点；写作的规范程度；总体评价及建议成绩；存在问题；是否同意答辩等）：成 绩

3、： 评阅教师签字： 年 月 日中国矿业大学毕业设计答辩及综合成绩答 辩 情 况提 出 问 题回 答 问 题正 确基本正确有一般性错误有原则性错误没有回答答辩委员会评语及建议成绩：答辩委员会主任签字： 年 月 日学院领导小组综合评定成绩：学院领导小组负责人： 年 月 日摘 要 本设计为年产焦炭220万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。 本设计采用技术较成熟的饱和器法中的半直接法来回收煤气中的氨，工艺流程如下：从冷凝工段来的煤气首先进入煤气预热器，然后进入饱和器，在饱和器

4、内，煤气中的氨与硫酸反应生成硫铵，硫铵经后续操作分离，从饱和器出来的煤气送往粗苯工段。 计算部分包括物料衡算和热量衡算，通过对主要设备如饱和器、煤气预热器、沸腾干燥器等的计算来确定适宜的母液温度和煤气预热温度，同样可以确定本设计所需的三台饱和器及其它设备。 同时，根据设计规模，对工艺布置和操作流程做了简要说明，对非工艺部分提出了一些具体要求。 此外还给出了图纸目录说明和设备一览表。关键词：焦炭；饱和器；氨；硫铵。0、设 计 任 务 书0.1设计任务年产220万吨焦碳的焦化厂硫铵工段的设计。0.2设计的基础资料0.2.1 厂址：徐州市西北郊区0.2.2 气象条件 年平均风速 3.0m/s 最大风

5、速及风向 16wsw 最多风向及频率 c14ese12 气温： 年平均温度 14 极端最低温度 22.6 极端最高温度 40.1 年平均相对湿度 71% 降水量 年降水量 869.9mm 年降水天数 91.7天 最大积雪厚度 25cm 最大冻土深度 24cm0.2.3 动力来源 水源：地下水、自来水、本厂的处理循环水 电源：市供电网 汽源：厂锅炉房0.2.4 原材料来源 浓度为98%的硫酸由生产厂家用酸车定期运送，浓度为40%的再生酸由本厂提供，剩余氨水来自本厂的溶剂脱酚工段。0.2.5 工艺计算主要依据高7.63m的焦炉 炉组孔数为 270每有效容积 61吨结焦时间 25小时配煤的挥发份 2

6、6%煤气产率 340nm3/t干煤氨产率（挥发氨） 0.3%初冷器后煤气温度 30进入硫铵工段的温度为 45剩余氨水中氨含量 3.5g/l 目 录.绪论- 1 页1.1 我国焦炭行业现状及发展- 1 页1.2 焦化产品的回收与加工- 2 页.饱和器法生产硫铵原理- 2 页2.1 物理性质- 2 页2.2 硫铵用途- 3 页2.3 生产的工艺流程- 3 页2.3.1 制定生产流程的原理- 3 页2.4 原料来源及其选择- 5 页2.5 硫酸氨的结晶过程- 5 页2.6 硫桉结晶影响因素- 6 页.饱和器法生产硫铵工艺流程及主要设备- 9 页3.1 生产工艺流程的原理- 9 页 3.2 工段主要控

7、制指标- 11 页3.3 主要设备硫铵工段的主要设备- 11 页.设备计算- 12 页4.1 焦炉选型及计算- 12 页4.2 饱和器的物料平衡、热平衡和结构尺寸的确定- 13 页4.3 热平衡及煤气预热器出口温度的计算- 17 页4.4 饱和器的基本尺寸- 21 页4.5 离心机- 23 页4.6 沸腾干燥器- 23 页4.6.1 原始数据 - 23 页4.6.2 沸腾床最底流态化速度g计算- 24 页4.6.3干燥器直径的确定- 24 页 4.7煤气预热器的计算与选型- 25 页4.7.1原始数据- 25 页4.7.2热量恒算- 25 页4.8蒸氨塔及附属设备的计算- 27 页4.8.1蒸

8、氨塔的计算- 27 页4.9氨分凝器- 31 页4.10氨水换热器- 32 页4.11干燥系统有关设备- 33 页4.11旋风分离器计算选型- 33 页4.11.2通风机的计算与选型- 33 页4.12其他设备- 34 页4.12.1结晶槽- 34 页4.12.2硫铵高位槽- 34 页4.12.3废氨水槽- 35 页4.12.4母液槽- 35 页4.12.5泵的选型- 35 页.工艺布置- 36 页5.1.1 工段布置- 36 页 5.1.2 饱和器机组设置布置- 36 页5.1.3 离心干燥系统设备布置- 36 页5.1.4蒸氨系统设备的布置- 37 页5.1.5 其他- 37 页5.2 布

9、置说明- 37 页5.2.1 工段布置- 37 页5.2.2 楼体前包和器机组的布置- 37 页5.2.3 离心干燥系统布置- 37 页5.2.4 蒸氨系统及其它- 37 页.硫铵工段生产主要操作- 38 页6.1 硫酸铵工段主要控制指标- 38 页6.1.1 设计指标- 38 页6.1.2 操作条件- 38 页6.2 正常操作- 38 页6.2.1 饱和器系统岗位操作（饱和器工）- 38 页6.2.2 循环系统岗位操作(泵工)- 39 页6.2.3 离心分离系统（离心泵工- 39 页6.2.4 干燥系统（干燥工）- 40 页6.2.5 成品工- 40 页6.2.6 试剂库工- 40 页6.3

10、 饱和器的开、停工、倒机操作- 40 页6.3.1 开车前准备工作- 40 页6.3.2 饱和器开工操作- 40 页6.3.3 饱和器的停工操作- 41 页6.3.4 饱和器的换机操作- 41 页6.4 特殊操作- 41 页6.4.1 突然停电- 41 页6.4.2突然停蒸汽- 41 页6.4.3 突然停水- 41 页6.5 劳动定员- 41 页6.5.1 定员的依据- 41 页6.6 岗位责任制- 42 页6.6.1 饱和器工工作- 42 页6.6.2泵工- 42 页6.6.3离心机工- 42 页6.6.4 沸腾干燥器工- 42 页6.6.5包装工- 42 页.劳动定员- 43 页7.1 土

11、建部分- 43 页7.2 供排水- 43 页7.2.1 供水- 43 页7.2.2排水- 43 页7.2.3 供电- 44 页7.3采暖通风- 44 页7.4仪表,电气连锁及检化验项目- 44 页7.4.1仪表项目- 44 页7.4.2 电气连锁项目- 45 页7.4.3 检化项目- 46 页7.5 设备维修- 46 页7.6 其他部分- 47 页7.6.1 供气- 47 页7.6.2放火防爆等级- 47 页7.6.3 其他- 47 页8.设备一览表- 48 页9.综合概算与经济分析- 49 页9.1 综合概算- 49 页9.1.1 编制依据- 49 页9.1.2 概算过程- 50 页9.1.

12、3 工程概算表- 53 页9.2 成本估算与经济分析- 53 页9.2.1 生产成本估算- 54 页9.2.2 经济分析- 55 页10.图纸说明- 57 页11.参考文献- 58 页 1 绪论.我国焦炭行业现状及发展炼焦化学工业是煤炭的综合利用工业，煤在炼焦时有75%左右变成焦炭外，还有约5%生成各种化学产品及煤气产品。回收这些化学产品对煤炭的综合利用和我国社会主义经济建设有着重要的意义。2004年以后，中国焦化行业出现一些新特点： 焦炭产能急剧膨胀，产量过剩若隐若现 因为：一方面，部分焦炭项目仍处于建设阶段，还不能形成实际的焦炭产量；同时，由于国家在2004年底出台了新的焦化行业准入标准，

13、一大批落后的焦炭产能将被淘汰。这使得焦炭产量过剩始终是若隐若现。 炼焦煤资源充足，但价格上升幅度较大 尽管出现过短期的供应紧张，但凭借相对丰富的炼焦煤资源，我国还是有能力保证焦炭生产的原料煤供应。不过，由于产业结构的原因，相对零散且缺乏资源保障的中国焦化行业，不得不接受炼焦原料煤价格日益上涨的现实。 成本成为决定价格的主因 目前来看，一些限制焦炭供给的瓶颈因素（无论是炼焦煤供应或是铁路运输能力），如果不考虑价格因素，都得到了一定程度的缓解。那么在供需基本平衡的情况下，焦炭的生产成本决定着焦炭的国内市场价格。因而焦炭价格很难出现大幅下降的情况。 环境污染仍然严重。现已建成的独立焦炭生产企业中，只

14、有少数焦炉的煤气得到了全部或部分利用。焦化生产过程产生的余热、煤气、焦油不能有效回收，综合利用水平低，资源、能源浪费严重，污水处理、脱硫等设施达不到环保要求。 问题的产生是多方面的，但源头抓起，总量控制，狠抓环保，加大炼焦行业技术改造是解决问题的根源。严把焦炭项目的审批，对于不符合环保要求的焦化项目要予以整顿，加快炼焦产业结构调整，节约和保护资源，才能使炼焦行业真正走入健康发展的轨道。现代炼焦技术到20世纪20年代已基本定型，但是各项工艺仍在不断改进和完善，尤其是近几十年来又有重要发展，主要成就有焦炉容积大型化、干法熄焦及大型化、装煤预处理、焦化厂环境保护、生产自动化等。随着国家经济的飞速发展

15、，近几年来焦化工业呈快速增长的势头，中国的焦炭产量已多年居世界第一，目前已达世界总产量的50%以上。目前我国马钢、太钢等正建设从德国引进技术的7.63m焦炉。7.63m焦炉是德国伍德公司开发的一种较成熟的分段加热的复热式大容积焦炉。与6m焦炉相比有以下优点：1.proven“单个炭化室压力调节系统”，可以在不同的结焦状态下，保持炭化室压力恒定。调整荒煤气顺利导出，不需要设置装煤除尘装置。2.采用稳定式湿法息焦工艺，焦炭水分小于3%。3.多段加热。4.排放污染比6m焦炉少。.焦化产品的回收与加工 炼焦化学品的回收工艺在近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，环保设计日趋成熟，虽

16、然由于石油和天然气的化学加工和合成技术的发展，炼焦化学品受到竞争。但我国是煤炭利用大国，焦炭仍然是重要的工业产品，随着能源危机的近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，为了获得实际的经济回报，各企业不断优化设备，加强环境保护，提倡能源充分利用，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。炼焦化学品种类很多，如炼焦车间的荒煤气，经冷却和吸收处理，可以提取出焦油，氨、萘、硫化氢及粗苯等产品，并且得到净焦炉煤气。焦炉煤气中的氨可以用于制取硫铵，无水氨和浓氨水，硫酸铵是重要的农用肥料，市场有较大的需求量，所以现今大部分焦化厂都采用硫铵工段来回收煤气中

17、的氨。20世纪80年代以前，氨处理工艺有水洗氨生产浓氨水工艺和饱和器法生产硫銨工艺，由于水洗氨生产浓氨水工艺水耗量太大，浓氨水难以存储等缺陷，现已淘汰。随着我国的改革开放，先进的氨处理工艺逐步被引进，宝钢的空喷塔法（又叫无饱和器法）生产硫铵工艺，石家庄焦化厂的氨焚烧工艺，攀钢的无水氨尿素工艺等，但引进投资太大，工艺复杂而未广泛采用。饱和器法生产硫铵工艺虽然存在很多缺陷，但其结构简单、工艺成熟、投资较少、原料易购、产品易储、销路广，所以在大、中型焦化厂被广泛采用。.饱和器法生产硫铵原理.物理性质（）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1.776kgm。（）结晶热

18、10.87kgmol，结晶区位于硫铵含量较低区域。（）易溶与水，其水溶液呈弱酸性，易吸潮结块。.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。2.3 生产的工艺流程2.3.1 制定生产流程的原理一、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

19、。 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。其中生产方法有三种：直接法、间接法、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，

20、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

21、较广。本设计选择半直接法。二、制定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

22、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

23、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

24、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

25、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。 2.4 原料来源及其选择 一、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。 二、

26、硫酸的选择焦化生产硫铵一般采用: .浓度为75-78%的塔式酸；.浓度为9-98%的接触法硫酸；.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

27、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。2.5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

28、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-。 图1-1 溶液的浓度、温度和结晶过程的关系图中线与普通溶解度曲线，线为超溶解度曲线，与线之间为介稳区，在此区域内，晶核不能自发形成。若浓度为的未加晶种的溶液冷至，达到饱和，理论上可以结晶，但实际上过饱和程度还不够，由到冷到，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，才有大量晶核急剧形成。溶液浓度迅速降至（饱和点），这样得

29、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。2.6硫桉结晶影响因素） 温度的影响 图2-2 硫铵母液酸度、温度与母液面。 水蒸气压的关系注：1mmhg133.322pa12一母液酸度分别为4、6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

30、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6070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5055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1.31.5倍，与此相应的母液温度

31、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。）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46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1214，大加酸时为1822。）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

32、响。如图2-3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，当母液中含有和时，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。）搅拌对结晶的影响由结晶理论可知

33、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。）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4050。二、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

34、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

35、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。. 饱和器法生产硫铵工艺流程及主要设备3.1生产工

36、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

37、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，

38、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

39、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。一、原料来源 进入硫铵工段的原料有煤气