化产工艺学第二章

1、 氨对于装入煤的产率一般为氨对于装入煤的产率一般为0.200.200.35%,0.35%,氨在煤气和冷凝氨水中的氨在煤气和冷凝氨水中的分配，取决于煤气初冷的方式，冷凝氨水的产量和煤气冷却的程度。分配，取决于煤气初冷的方式，冷凝氨水的产量和煤气冷却的程度。当采用间接冷却，并采用混合氨水流程时，初冷器后煤气中含氨量为当采用间接冷却，并采用混合氨水流程时，初冷器后煤气中含氨量为4 48 8g/mg/m3 3。（出炉荒煤气中氨（出炉荒煤气中氨816g/m816g/m3 3，吡啶盐基，吡啶盐基0.40.6g/m0.40.6g/m3 3）。）。氨的回收方法氨的回收方法: :（1 1）用硫酸铵吸收氨生产硫酸

2、铵工艺，工艺悠久，技术成熟；）用硫酸铵吸收氨生产硫酸铵工艺，工艺悠久，技术成熟；（2 2）用磷酸吸收氨并制取无水氨的工艺，因其技术先进，产品质）用磷酸吸收氨并制取无水氨的工艺，因其技术先进，产品质量好，得到应用和发展；量好，得到应用和发展；（3 3）生产浓氨水工艺，因产品储运困难，氨易挥发损失，污染环）生产浓氨水工艺，因产品储运困难，氨易挥发损失，污染环境，仅在小型焦化厂尚有采用。境，仅在小型焦化厂尚有采用。 高温炼焦时，煤中的氮有高温炼焦时，煤中的氮有1.21.21.5%1.5%转变为吡啶转变为吡啶盐基。煤气初冷时，一些高沸点吡啶盐基溶于焦盐基。煤气初冷时，一些高沸点吡啶盐基溶于焦油氨水，沸

3、点较低的轻吡啶盐基几乎全留在煤气油氨水，沸点较低的轻吡啶盐基几乎全留在煤气中，可予以回收。中，可予以回收。第一节第一节 饱和器法制取硫酸铵饱和器法制取硫酸铵1 1生产工艺原理生产工艺原理1 1、硫铵的性质及质量要求、硫铵的性质及质量要求用硫酸吸收煤气中氨即得硫氨，其反应式为：用硫酸吸收煤气中氨即得硫氨，其反应式为： 2 2NHNH3 3 + H+ H2 2SOSO4 4 （NHNH4 4）2 2SOSO4 4；H H=-27501kJ/kgmol=-27501kJ/kgmol氨和硫酸反应是放热过程，当用硫酸吸收焦炉煤气中的氨时，实际热氨和硫酸反应是放热过程，当用硫酸吸收焦炉煤气中的氨时，实际热

4、效应与硫铵母液酸度和温度有关，其值较上述效应与硫铵母液酸度和温度有关，其值较上述H H约小约小10%10%。纯态硫铵为无色长菱形晶体，密度为纯态硫铵为无色长菱形晶体，密度为17661766kg/mkg/m3 3；含一定水分的硫氨的含一定水分的硫氨的堆积密度随结晶颗粒大小波动于堆积密度随结晶颗粒大小波动于780780830830kg/mkg/m3 3。硫氨的分子量为硫氨的分子量为132.15132.15，化学纯的硫氨含氮量为化学纯的硫氨含氮量为21.2%21.2%或含氨或含氨25.78%25.78%。用适量的硫酸和氨反应，生成中式盐，硫酸过量时，则生成酸式盐，用适量的硫酸和氨反应，生成中式盐，硫

5、酸过量时，则生成酸式盐，其反应式为：其反应式为： NH NH3 3+H+H2 2SOSO4 4 NHNH4 4HSOHSO4 4； H H=-165017 kJ/kgmol=-165017 kJ/kgmol随溶液被氨饱和的程度增加。酸式盐又可转化为中式盐：随溶液被氨饱和的程度增加。酸式盐又可转化为中式盐： NH NH4 4HSOHSO4 4+NH+NH3 3（NHNH4 4）2 2SOSO4 4溶液中酸式盐和中式盐的比例取决于溶液中游离硫酸的浓溶液中酸式盐和中式盐的比例取决于溶液中游离硫酸的浓度。这一浓度以重量百分数表示，称为酸度。所以：度。这一浓度以重量百分数表示，称为酸度。所以：酸度酸度硫

6、铵母液中游离酸的重量百分浓度称为硫铵母液中游离酸的重量百分浓度称为母液的酸度。母液的酸度。当酸度仅为当酸度仅为1 12%2%时，主要生成中式盐，酸度升高时，酸时，主要生成中式盐，酸度升高时，酸式盐的含量即随之提高。由于酸式盐较易溶于水或稀硫酸中，式盐的含量即随之提高。由于酸式盐较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氨结故在酸度不大的情况下，从饱和溶液中析出的只有硫酸氨结晶。晶。图图2-12-1所示所示为硫酸铵在不同浓度内的溶解曲线（为硫酸铵在不同浓度内的溶解曲线（6060时）。时）。 （1 1）当酸度小于）当酸度小于19%19%（b b点）时，析出的固体结晶为硫

7、酸铵；点）时，析出的固体结晶为硫酸铵；（2 2）当酸度为大于）当酸度为大于19%19%而小于而小于34%34%时（时（bcbc段），则析出的是段），则析出的是两种盐的混合物结晶；两种盐的混合物结晶；（3 3）当酸度大于）当酸度大于34%34%（c c点）时，得到的固体结晶全为硫点）时，得到的固体结晶全为硫酸氢铵。酸氢铵。 饱和器里的硫酸母液就是溶有硫酸氢铵的硫酸溶液。饱和器里的硫酸母液就是溶有硫酸氢铵的硫酸溶液。在正常生产的情况下，母液的规格大致为：在正常生产的情况下，母液的规格大致为： 相对密度（相对密度（20） 1.2751.30 游离酸含量游离酸含量 4 8%（重量）（重量） 含量：含量

8、： NH3 150180g/l (NH4)2SO4 4046%（重量）重量） NH4HSO4 1015%（重量）重量） 硫铵施于农田后，失去铵离子硫铵施于农田后，失去铵离子(NH4)+的硫酸根残留在的硫酸根残留在土壤中，会使土质逐渐酸化，甚至会破坏土壤结构，故硫土壤中，会使土质逐渐酸化，甚至会破坏土壤结构，故硫铵适用于中性和碱性土壤。农业施肥用优质硫铵质量为：铵适用于中性和碱性土壤。农业施肥用优质硫铵质量为：白色或微带色的结晶；氨含量（以干基计）白色或微带色的结晶；氨含量（以干基计）21%；水分；水分0.5%；游离酸（；游离酸（H2SO4）0.05%，粒度粒度60目筛余量目筛余量75%。图图2

9、-12-1所示所示为硫酸铵在不同浓度内的溶解曲线（为硫酸铵在不同浓度内的溶解曲线（6060时）。在时）。在酸度小于酸度小于19%19%（b b点）时，析出的固体结晶为硫酸氨；当酸度为点）时，析出的固体结晶为硫酸氨；当酸度为大于大于19%19%而小于而小于34%34%时（时（bcbc段），则析出的是两种盐的混合物结段），则析出的是两种盐的混合物结晶；当酸度大于晶；当酸度大于34%34%（c c点）时，得到的固体结晶全为硫酸氢铵。点）时，得到的固体结晶全为硫酸氢铵。2 2、饱和器内硫铵结晶原理、饱和器内硫铵结晶原理由硫酸吸收焦炉气中的氨以生产硫酸铵的方法有三种：由硫酸吸收焦炉气中的氨以生产硫酸铵的

10、方法有三种：直接法，间接法和半直接法直接法，间接法和半直接法，其中应用最广泛的是半直接，其中应用最广泛的是半直接法。法。半直接法半直接法是将煤气初冷至是将煤气初冷至25253535，经捕除焦油雾后，经捕除焦油雾后，送入饱和器回收氨，并将剩余氨水中蒸出的氨也通过饱和送入饱和器回收氨，并将剩余氨水中蒸出的氨也通过饱和器制取硫铵。器制取硫铵。直接法直接法为在初冷前用硫酸吸氨生产硫酸铵；为在初冷前用硫酸吸氨生产硫酸铵；间接法间接法为用软水吸氨后再蒸氨，用氨汽制备硫酸铵；为用软水吸氨后再蒸氨，用氨汽制备硫酸铵；在饱和器内硫铵从母液中形成晶体（或小晶体）的长大在饱和器内硫铵从母液中形成晶体（或小晶体）的长

11、大。在既定的结晶条件下，若晶核形成速率大于晶体成长速。在既定的结晶条件下，若晶核形成速率大于晶体成长速率，则产品粒度小；反之，则可得到大颗粒结晶。显然，率，则产品粒度小；反之，则可得到大颗粒结晶。显然，如控制这两种速率，便可控制产品粒度。如控制这两种速率，便可控制产品粒度。 （1）结晶原理）结晶原理 如图如图2-2所示所示表明晶核在溶液中自发形成与溶液温度表明晶核在溶液中自发形成与溶液温度、浓度之间的关系。图中、浓度之间的关系。图中AB为溶解度曲线，为溶解度曲线，CD为超溶解为超溶解度曲线，后者位于过饱和区，且与度曲线，后者位于过饱和区，且与AB大致平行。在大致平行。在AB曲曲线的右下侧，因溶

12、液未达到饱和，故此区内无晶核形成，线的右下侧，因溶液未达到饱和，故此区内无晶核形成，成为稳定区。成为稳定区。AB与与CD间区域为介稳区，在此区域内，晶间区域为介稳区，在此区域内，晶核不能自发形成。在核不能自发形成。在CD线的左上侧为不稳区，此区域内线的左上侧为不稳区，此区域内能自发形成大量晶核。能自发形成大量晶核。 在饱和器内，母液温度可认为不变，如母液原浓度为在饱和器内，母液温度可认为不变，如母液原浓度为E，由于连续进行的中和反应，母液中硫铵分子不断增多由于连续进行的中和反应，母液中硫铵分子不断增多，故其浓度逐渐增至，故其浓度逐渐增至F，即达到饱和，此时理论上可以结即达到饱和，此时理论上可以

13、结晶，但实际上尚缺乏必需的过饱和程度而无晶核生成。当晶，但实际上尚缺乏必需的过饱和程度而无晶核生成。当母液浓度提高到介稳区时，虽以处于过饱和状态，但在无母液浓度提高到介稳区时，虽以处于过饱和状态，但在无晶体的情况下，仍无晶核形成。只有当母液浓度提高到晶体的情况下，仍无晶核形成。只有当母液浓度提高到G点后才有大量的晶核形成，母液浓度也随之降至饱和点点后才有大量的晶核形成，母液浓度也随之降至饱和点F。在上述过程中，晶核的生成速率远比其成长速率大，因在上述过程中，晶核的生成速率远比其成长速率大，因而所得晶体很小。在饱和器刚开工生产和在大加酸后即出而所得晶体很小。在饱和器刚开工生产和在大加酸后即出现如

14、此情况。现如此情况。在实际生产中，母液中总有细小的结晶和微量杂质存在实际生产中，母液中总有细小的结晶和微量杂质存在，即存在着晶种，此时晶核形成所需的过饱和程度远在，即存在着晶种，此时晶核形成所需的过饱和程度远较无晶核时低，因此在介稳区，主要是晶体在长大，同较无晶核时低，因此在介稳区，主要是晶体在长大，同时亦有新晶核形成。时亦有新晶核形成。所以，所以，为生产粒度较大的结晶，必须使母液处于介稳为生产粒度较大的结晶，必须使母液处于介稳区和适宜的过饱和度内。区和适宜的过饱和度内。晶体长大的过程属于硫铵分子由液相向固相扩散过程，晶体长大的过程属于硫铵分子由液相向固相扩散过程，其推动力由溶液的过饱和程度决

15、定，扩散阻力主要为晶其推动力由溶液的过饱和程度决定，扩散阻力主要为晶体表面的液膜阻力。故增大溶液的过饱和程度和减少扩体表面的液膜阻力。故增大溶液的过饱和程度和减少扩散阻力，均有利于晶核的增大。但考虑到过饱和程度高散阻力，均有利于晶核的增大。但考虑到过饱和程度高会促使晶核形成速率增大，所以过饱和程度必须控制在会促使晶核形成速率增大，所以过饱和程度必须控制在较小的范围（介稳区）内。较小的范围（介稳区）内。 在正常操作下，硫铵结晶温度比其饱和温度平均温度在正常操作下，硫铵结晶温度比其饱和温度平均温度低低3.43.4在温度为在温度为30307070范围内，温度每变化范围内，温度每变化11时，盐时，盐的

16、溶解度约变化的溶解度约变化0.09%0.09%，所以溶液的过饱和度即为，所以溶液的过饱和度即为0.090.093.4=0.306%3.4=0.306%，这就是说，结晶在母液生成区域是很，这就是说，结晶在母液生成区域是很小的，在控制介稳区很小的情况下，当母液结晶的生成速小的，在控制介稳区很小的情况下，当母液结晶的生成速度与反应生成的硫铵量相平衡时，晶核的生成量最小，即度与反应生成的硫铵量相平衡时，晶核的生成量最小，即可得到大的结晶颗粒。可得到大的结晶颗粒。（2 2） 影响及控制因素影响及控制因素 影响因素为：传质速率、母液中的杂质、母液的温度及酸影响因素为：传质速率、母液中的杂质、母液的温度及酸

17、度等。度等。 1 1）传质速率）传质速率 结晶成长速率由硫铵分子从液相向固相扩结晶成长速率由硫铵分子从液相向固相扩散的速率、溶质（即硫铵分子）向晶体表面上扩散的速率散的速率、溶质（即硫铵分子）向晶体表面上扩散的速率以及从晶体表面上移走结晶热的速率决定的。以及从晶体表面上移走结晶热的速率决定的。溶质从液相溶质从液相向固相传递的速率向固相传递的速率w w可可 用下式表明：用下式表明： w = K w = K（C-CC-C界面界面）2 2 （2-12-1）式中式中: : K K系数；在一定的结晶条件下为一常数，由实验确定；系数；在一定的结晶条件下为一常数，由实验确定； C C在结晶界面附近的溶液浓度

18、；在结晶界面附近的溶液浓度； C C界面界面相界面处液相浓度。相界面处液相浓度。如溶液受到激烈搅拌，则扩散速率及移走结晶热的速率如溶液受到激烈搅拌，则扩散速率及移走结晶热的速率对晶体成长过程影响较小，此时结晶附近溶液的浓度可以对晶体成长过程影响较小，此时结晶附近溶液的浓度可以认为等于溶液的平均过饱和浓度认为等于溶液的平均过饱和浓度C C过饱和过饱和，而相界面处的溶，而相界面处的溶液浓度可以认为等于溶液的饱和度，故：液浓度可以认为等于溶液的饱和度，故： w=Kw=K（C C过饱和过饱和- -C C饱和饱和） （2-22-2）由于由于C C过饱和过饱和C C饱和饱和，因而传质速率提高。，因而传质速

19、率提高。故在饱和器内应使母液得到充分的搅拌，以提高传质速故在饱和器内应使母液得到充分的搅拌，以提高传质速率。且尽量使饱和器内母液中的酸度和温度均匀，并使细率。且尽量使饱和器内母液中的酸度和温度均匀，并使细粒结晶在母液中呈悬浮状以延长其在母液中的停留时间，粒结晶在母液中呈悬浮状以延长其在母液中的停留时间，这些均有利于结晶的长大。这些均有利于结晶的长大。 2 2）杂质）杂质 在纯净的母液中，硫铵结晶成长在纯净的母液中，硫铵结晶成长速度最快。母液中的可溶性杂质对结晶的成长速速度最快。母液中的可溶性杂质对结晶的成长速度和晶形有不良影响。度和晶形有不良影响。 在无添加物的母液和含有不同金属离子的母在无添

20、加物的母液和含有不同金属离子的母液中，所形成的硫铵晶体是不同的液中，所形成的硫铵晶体是不同的如图如图2-42-4所示所示。在无添加物时形成的晶体的晶形是由扁六方形棱在无添加物时形成的晶体的晶形是由扁六方形棱面和椎面复合而成的，具有较好的强度。面和椎面复合而成的，具有较好的强度。 母液中的杂质，不仅影响晶体的成长和晶形母液中的杂质，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总增长量小，而且还由于在单位时间内晶体体积总增长量小于同一时间内饱和器中形成的硫铵量，因而使母于同一时间内饱和器中形成的硫铵量，因而使母液的过饱和程度增加，这不仅使晶体的长宽比显液的过饱和程度增加，这不仅使晶体的

21、长宽比显著增大而降低强度，同时还会形成大量针状晶核著增大而降低强度，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。，迅速充满溶液中，破坏正常操作。3 3）温度）温度 母液中晶体的成长速度随着温度的升高而增大母液中晶体的成长速度随着温度的升高而增大，且由，且由于晶体各棱面的平均生成速度比晶体沿长向生长速度较于晶体各棱面的平均生成速度比晶体沿长向生长速度较快，故提高温度有助于降低长宽比而形成较好的晶形。快，故提高温度有助于降低长宽比而形成较好的晶形。同时，由于晶体体积增长速度也变快，故可以把溶液的同时，由于晶体体积增长速度也变快，故可以把溶液的过饱和程度控制在较较小的范围内，减少了晶核的

22、形成。过饱和程度控制在较较小的范围内，减少了晶核的形成。但温度也不宜过高但温度也不宜过高，温度过高时，虽然由于母液粘度，温度过高时，虽然由于母液粘度降低而增加了硫铵分子向晶体表面的扩散速率，有利于降低而增加了硫铵分子向晶体表面的扩散速率，有利于晶体的长大，但也易因温度波动而形成局部过奥博和程晶体的长大，但也易因温度波动而形成局部过奥博和程度过高，促使大量晶核形成。度过高，促使大量晶核形成。所以，所以，母液温度过高或过低都不利于晶体的成长母液温度过高或过低都不利于晶体的成长。实。实际上，饱和器内母液温度按保持饱和器的水平衡来确定际上，饱和器内母液温度按保持饱和器的水平衡来确定，一般在，一般在50

23、506060之间，这是符合硫铵结晶成长需要的之间，这是符合硫铵结晶成长需要的。 4）酸度）酸度 母液酸度对硫铵结晶成长有一定的影响，随母液酸度对硫铵结晶成长有一定的影响，随着母液酸度的提高（从着母液酸度的提高（从0到到10%范围内），结晶平范围内），结晶平均粒度下降，晶形也从长宽比小的多面颗粒变为均粒度下降，晶形也从长宽比小的多面颗粒变为胶结趋势的细长六角棱柱形，甚至成针状。这是胶结趋势的细长六角棱柱形，甚至成针状。这是因为当其他条件不变时，母液的介稳区随着酸度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，不能保持所必须的饿过饱和程度所增加而减少，不能保持所必须的饿过饱和程度所致。同时

24、，随着致。同时，随着酸度的提高，母液粘度增大，增酸度的提高，母液粘度增大，增加了硫铵分子扩散阻力，阻碍了晶体正常成长加了硫铵分子扩散阻力，阻碍了晶体正常成长。 但是，母液酸度也不宜过低。否则，除使氨但是，母液酸度也不宜过低。否则，除使氨和吡啶的吸收率下降外，还易造成饱和器堵塞。和吡啶的吸收率下降外，还易造成饱和器堵塞。二、饱和器法生产硫铵的工艺流程二、饱和器法生产硫铵的工艺流程如图如图2-62-6所示所示，经电捕脱除焦油雾的煤气进入预热器到，经电捕脱除焦油雾的煤气进入预热器到60607070，其目的是为了蒸发饱和器中多余的水分，以，其目的是为了蒸发饱和器中多余的水分，以防止母液被稀释。热煤气从

25、饱和器中央煤气管进入，经防止母液被稀释。热煤气从饱和器中央煤气管进入，经泡沸伞穿过母液层鼓泡而出泡沸伞穿过母液层鼓泡而出, ,煤气中的氨即被硫酸吸收，煤气中的氨即被硫酸吸收，因此饱和器起着鼓泡吸收剂的作用。饱和器后的煤气进因此饱和器起着鼓泡吸收剂的作用。饱和器后的煤气进入除酸器，分离出所夹带的酸雾后送往后一工序，入除酸器，分离出所夹带的酸雾后送往后一工序，饱和饱和器后煤气含氨量一般要求低于器后煤气含氨量一般要求低于0.030.03g/mg/m3 3。（进口处为。（进口处为8-8-1616g/mg/m3 3) )当不生产粗轻吡啶时，剩余氨水经蒸氨后所得氨汽，当不生产粗轻吡啶时，剩余氨水经蒸氨后所

26、得氨汽，直接与煤气混合进入饱和器；当生产粗吡啶时，则将氨直接与煤气混合进入饱和器；当生产粗吡啶时，则将氨汽通入回收吡啶装置的中和器，氨在中和母液中的游离汽通入回收吡啶装置的中和器，氨在中和母液中的游离酸和分解硫酸吡啶时生成硫酸铵，随中和器的回流母液酸和分解硫酸吡啶时生成硫酸铵，随中和器的回流母液送至饱和系统中。送至饱和系统中。 饱和器母液中不断有硫铵生成，当达到一定的饱和器母液中不断有硫铵生成，当达到一定的过饱和程度时，就会析出硫铵结晶，因此饱和器过饱和程度时，就会析出硫铵结晶，因此饱和器还起着结晶设备的作用。用结晶泵将饱和器底结还起着结晶设备的作用。用结晶泵将饱和器底结晶母液送至结晶槽，结晶

27、继续长大并沉降下来，晶母液送至结晶槽，结晶继续长大并沉降下来，排放到离心机内分离，滤出母液后，再用热水洗排放到离心机内分离，滤出母液后，再用热水洗涤结晶，以减少表面上的游离酸和杂质。离心分涤结晶，以减少表面上的游离酸和杂质。离心分离出来的母液与结晶槽满流出来的母液均自流回离出来的母液与结晶槽满流出来的母液均自流回到饱和器中。到饱和器中。 离心机卸出的硫铵结晶，由螺旋输送机送到沸离心机卸出的硫铵结晶，由螺旋输送机送到沸腾干燥器内，经空气干燥后卸入硫铵贮斗，然后腾干燥器内，经空气干燥后卸入硫铵贮斗，然后称量包装送入成品库。称量包装送入成品库。 沸腾干燥器用的热空气由送风机经过热风机加沸腾干燥器用的

28、热空气由送风机经过热风机加热送入。沸腾干燥器排放的热废气经过旋风分离热送入。沸腾干燥器排放的热废气经过旋风分离出细小结晶后放散入大气中。出细小结晶后放散入大气中。为使饱和器内气液两相接触良好，泡沸伞在母液中需保持一定的为使饱和器内气液两相接触良好，泡沸伞在母液中需保持一定的液封高度，为此，在饱和器上设有满流口，由此溢出的母液通过液封液封高度，为此，在饱和器上设有满流口，由此溢出的母液通过液封流入满流槽。满流槽内母液用循环泵连续送到饱和器底部的喷射器，流入满流槽。满流槽内母液用循环泵连续送到饱和器底部的喷射器，使饱和器底材乃的母液不断循环搅动，以改善结晶过程。使饱和器底材乃的母液不断循环搅动，以

29、改善结晶过程。煤气中焦油雾与母液中硫酸作用会生成泡沫状酸焦油，漂浮在母煤气中焦油雾与母液中硫酸作用会生成泡沫状酸焦油，漂浮在母液液面上，并与母液一起流入满流槽内，漂浮在满流槽液面上的酸焦液液面上，并与母液一起流入满流槽内，漂浮在满流槽液面上的酸焦油送到酸焦油处理装置回收。油送到酸焦油处理装置回收。补充的硫酸自硫酸高位槽按所需流量自流入饱和器。补充的硫酸自硫酸高位槽按所需流量自流入饱和器。饱和器周期性的连续操作设备，当定期大加酸和补水并用热水冲饱和器周期性的连续操作设备，当定期大加酸和补水并用热水冲洗饱和器和除酸器时，所形成的大量母液可用由满流槽满流至母液槽洗饱和器和除酸器时，所形成的大量母液可

30、用由满流槽满流至母液槽暂时贮存。暂时贮存。在饱和器内生产的酸焦油可用氨水中和加以利用。在饱和器内生产的酸焦油可用氨水中和加以利用。在正常生产中，为保持母液酸度在在正常生产中，为保持母液酸度在4 46%6%的范围内，只需连续向的范围内，只需连续向饱和器内加入中和氨所需的硫酸，但每隔饱和器内加入中和氨所需的硫酸，但每隔1 12 2天，需大加酸至母液酸天，需大加酸至母液酸度为度为121214%14%，并用热水冲洗，以消除装置内沉积的结晶。每周还需，并用热水冲洗，以消除装置内沉积的结晶。每周还需大量加酸至母液酸度为大量加酸至母液酸度为202025%25%，此时硫酸铵大量变为硫酸氢铵，同，此时硫酸铵大量

31、变为硫酸氢铵，同时用热水冲洗可较彻底地溶解沉积的结晶。时用热水冲洗可较彻底地溶解沉积的结晶。当回收粗吡啶时，为防止铁氰络和物的泥浆随母液脱吡啶母液进当回收粗吡啶时，为防止铁氰络和物的泥浆随母液脱吡啶母液进入饱和器，需将回流母液净化。入饱和器，需将回流母液净化。三、饱和器的物料平衡简介三、饱和器的物料平衡简介进行饱和器的物料衡算，可用以确定硫酸耗量及饱和器进行饱和器的物料衡算，可用以确定硫酸耗量及饱和器内母液的适宜温度。内母液的适宜温度。1 1、硫酸耗量的确定、硫酸耗量的确定饱和器内被硫酸吸收的氨量包括从煤气中吸收的氨量和饱和器内被硫酸吸收的氨量包括从煤气中吸收的氨量和有蒸氨塔带来的氨汽带入饱和

32、器的氨量。一般进入饱和器有蒸氨塔带来的氨汽带入饱和器的氨量。一般进入饱和器的煤气中含氨的煤气中含氨7 78 8g/mg/m3 3，饱和器后随煤气带走的氨含量要饱和器后随煤气带走的氨含量要求不大于求不大于0.030.03g/mg/m3 3。由蒸氨塔来的氨汽带入的氨量为剩余氨由蒸氨塔来的氨汽带入的氨量为剩余氨水中总挥发量减去蒸氨废水汇总所含挥发氨量。一般蒸氨水中总挥发量减去蒸氨废水汇总所含挥发氨量。一般蒸氨废水中挥发氨量含量不大于废水中挥发氨量含量不大于0.050.05kgkg。2 2、饱和器内母液的温度饱和器内母液的温度 饱和器内的水分主要由煤气和氨汽带来，期于由饱和器内的水分主要由煤气和氨汽带

33、来，期于由78%78%的硫酸和洗涤用水带来。的硫酸和洗涤用水带来。带入饱和器的总水量包括以下几项：带入饱和器的总水量包括以下几项： a a）煤气带入的水量煤气带入的水量 b b）氨汽带入的水量氨汽带入的水量 c c）由硫酸带入的水量由硫酸带入的水量 d d）洗涤硫铵带入的水量洗涤硫铵带入的水量 e e）冲洗饱和器和除酸去器带入的水量冲洗饱和器和除酸去器带入的水量 进入饱和器的总水量为以上几项之和，需由饱和器出进入饱和器的总水量为以上几项之和，需由饱和器出口煤气全部带走，即全部进入水分应化为水蒸气随着煤气口煤气全部带走，即全部进入水分应化为水蒸气随着煤气离去。因此饱和器内母液需保持一定的温度。离

34、去。因此饱和器内母液需保持一定的温度。 在实际操作中在实际操作中 ，当吡啶装置不生产运行时，母液温，当吡啶装置不生产运行时，母液温度取度取50505555，当吡啶装置生产运行时，此温度取为，当吡啶装置生产运行时，此温度取为55556060。 四、硫铵生产的主要设备四、硫铵生产的主要设备 1 1、饱和器、饱和器 饱和器是硫铵工段的主体设备，其构造饱和器是硫铵工段的主体设备，其构造如图如图2-82-8所示所示 2 2、沸腾干燥器、沸腾干燥器 经离心分离后的硫铵结晶含有经离心分离后的硫铵结晶含有2%2%的水分，需经过干燥的水分，需经过干燥降到降到0.2%0.2%以下。硫铵干燥装置主要应用的有沸腾床干

35、燥器以下。硫铵干燥装置主要应用的有沸腾床干燥器，它体积小，干燥速度快，生产能力大。容积干燥强度大，它体积小，干燥速度快，生产能力大。容积干燥强度大，工作环境好及操作简便等优点。，工作环境好及操作简便等优点。 其构造其构造如图如图2-102-10所示所示 第二节第二节 酸洗塔法制取硫酸铵酸洗塔法制取硫酸铵近年来，用不饱和的酸性母液为吸收液，在喷洒式酸洗塔内制取近年来，用不饱和的酸性母液为吸收液，在喷洒式酸洗塔内制取硫酸铵的工艺得到了发展，硫酸铵的工艺得到了发展，其优点是煤气阻力小，结晶颗粒大，酸洗其优点是煤气阻力小，结晶颗粒大，酸洗塔不易堵。塔不易堵。一、酸洗塔法生产工艺流程一、酸洗塔法生产工艺

36、流程如图如图2-112-11所示所示，由脱硫塔来的煤气与蒸氨工段来的氨汽一同进入，由脱硫塔来的煤气与蒸氨工段来的氨汽一同进入空喷酸洗塔下段，煤气入口处及下段用酸度为空喷酸洗塔下段，煤气入口处及下段用酸度为2.52.53%3%的循环母液喷的循环母液喷洒。下段设有四个不同高度的单喷头喷洒母液，煤气中大部分氨于此洒。下段设有四个不同高度的单喷头喷洒母液，煤气中大部分氨于此被吸收下来。此段循环母液的硫铵浓度约为被吸收下来。此段循环母液的硫铵浓度约为40%40%，这样可以使蒸发水，这样可以使蒸发水分所耗的蒸汽量较小，而又不致堵塞设备。煤气进入第二段后，受到分所耗的蒸汽量较小，而又不致堵塞设备。煤气进入第

37、二段后，受到五个不同高度的单喷头喷洒，此段喷洒的循环母液酸度为五个不同高度的单喷头喷洒，此段喷洒的循环母液酸度为3 34%4%，以，以吸收煤气中剩余的氨及轻吡啶盐基。酸洗塔后煤气含氨低于吸收煤气中剩余的氨及轻吡啶盐基。酸洗塔后煤气含氨低于0.10.1g/mg/m3 3酸洗塔法生产的硫铵，结晶颗粒大，易于机械施肥，其组成和颗酸洗塔法生产的硫铵，结晶颗粒大，易于机械施肥，其组成和颗粒为：粒为：组成组成含氮含氮2121；水分；水分0.10.1；游离酸；游离酸0.20.2；粒度粒度3030目：目：2.52.5；30304040目：目：30304040；40406060目：目：5050；6060目：目：

38、1818。二、酸洗塔生产硫铵的物料平衡二、酸洗塔生产硫铵的物料平衡 采用前述有关数据就酸洗塔法生产硫铵的物料采用前述有关数据就酸洗塔法生产硫铵的物料平衡计算如下：平衡计算如下：1 1、酸洗塔两段吸收氨量的分配、酸洗塔两段吸收氨量的分配 设煤气处理量为设煤气处理量为4828048280m m3 3/h/h，带入酸洗塔的氨量带入酸洗塔的氨量为为375.9375.9kg/hkg/h，塔后损失量为塔后损失量为4.354.35kg/hkg/h，蒸氨塔来蒸氨塔来的氨汽中含氨量为的氨汽中含氨量为49.249.2kg/hkg/h，并设其全部进入吡并设其全部进入吡啶中和器，则在酸洗塔中吸收的全部是煤气中的啶中和

39、器，则在酸洗塔中吸收的全部是煤气中的氨。氨。三、主要设备及操作特点三、主要设备及操作特点1 1、 空喷酸洗塔空喷酸洗塔如图如图2-122-12所示所示此酸洗塔由中部断塔板分为上下两段。下段除了煤气入口处设有母液喷此酸洗塔由中部断塔板分为上下两段。下段除了煤气入口处设有母液喷嘴外，另设有嘴外，另设有4 4层不锈钢制螺旋形喷嘴，用以喷洒循环母液。在下段喷大的层不锈钢制螺旋形喷嘴，用以喷洒循环母液。在下段喷大的液滴较细，以利于与上升流速为液滴较细，以利于与上升流速为3 34 4m/sm/s的煤气密切接触。的煤气密切接触。2 2、蒸发结晶器、蒸发结晶器新型的蒸发结晶装置是一个整体设备，其构造如图新型的

40、蒸发结晶装置是一个整体设备，其构造如图2-132-13所示。真空蒸发所示。真空蒸发器为不锈钢板焊接的带锥底容器，其中部设有锥筒形布液器，经过加热的结器为不锈钢板焊接的带锥底容器，其中部设有锥筒形布液器，经过加热的结晶母液从布液器下面筒形部分以切线方向进入器内后，沿器壁旋转，形成一晶母液从布液器下面筒形部分以切线方向进入器内后，沿器壁旋转，形成一蒸发面积。由于蒸发过程是蒸发面积。由于蒸发过程是9090kPakPa的真空下进行，所以母液中大部分水分可的真空下进行，所以母液中大部分水分可被迅速蒸出。蒸出的水汽经过布液器上升并经过液滴分离器分离出液滴后，被迅速蒸出。蒸出的水汽经过布液器上升并经过液滴分

41、离器分离出液滴后，由器顶逸出。在蒸发器顶部设有喷水圈管，用来喷洒清洗液滴分离器和布液由器顶逸出。在蒸发器顶部设有喷水圈管，用来喷洒清洗液滴分离器和布液器。器。 第三节第三节 剩余氨水的加工剩余氨水的加工在用半直接法生产硫铵的焦化厂中，硫铵工段设有剩在用半直接法生产硫铵的焦化厂中，硫铵工段设有剩余氨水加工装置，将氨水蒸馏以得到浓度为余氨水加工装置，将氨水蒸馏以得到浓度为101012%12%的氨的氨汽。在不回收吡啶盐基时，此氨汽直接通往饱和器制取硫汽。在不回收吡啶盐基时，此氨汽直接通往饱和器制取硫铵。当回收吡啶盐基时，则通往粗吡啶生产装置，用以中铵。当回收吡啶盐基时，则通往粗吡啶生产装置，用以中和

42、母液中游离酸和分解硫酸吡啶。此外，在剩余氨水加工和母液中游离酸和分解硫酸吡啶。此外，在剩余氨水加工系统中还可回收氰化氢以制取黄血盐钠，既可提供有用的系统中还可回收氰化氢以制取黄血盐钠，既可提供有用的化工原料，又可加强环境保护。化工原料，又可加强环境保护。一、剩余氨水的组成一、剩余氨水的组成在间接初冷的条件下，冷凝氨水中的含氨量约为焦炉在间接初冷的条件下，冷凝氨水中的含氨量约为焦炉煤气中含氨量的煤气中含氨量的30%30%，当用直管冷却器进行间冷时，剩余，当用直管冷却器进行间冷时，剩余氨水的组成氨水的组成如表如表2-12-1所示，所示， 在剩余氨水中，还含有在剩余氨水中，还含有酚酚1.22.5g/

43、L，吡啶盐基吡啶盐基0.20.5 g/L，以及少量的萘、轻油以及少量的萘、轻油等。等。 在完全混合的氨水中，挥发氨含量低，不能满足吡啶在完全混合的氨水中，挥发氨含量低，不能满足吡啶的需要，故多采用部分氨水混合系统，混合氨水的挥发氨的需要，故多采用部分氨水混合系统，混合氨水的挥发氨含量依两者混合比不同而异，可取为含量依两者混合比不同而异，可取为2.53.5 g/L。 剩余氨水的挥发氨可用于蒸氨塔中蒸吹出来，而其中剩余氨水的挥发氨可用于蒸氨塔中蒸吹出来，而其中所含固定铵则需采用碱性比氨水强的化学试剂才能脱除。所含固定铵则需采用碱性比氨水强的化学试剂才能脱除。 在剩余氨水中含有在剩余氨水中含有501

44、20mg/L的氰化氢的氰化氢，如不予回，如不予回收，将随氨汽重返煤气系统并转入煤气终冷系统而污染大收，将随氨汽重返煤气系统并转入煤气终冷系统而污染大气和水体。故需从氨水中回收氰化氢以制取黄血盐钠。黄气和水体。故需从氨水中回收氰化氢以制取黄血盐钠。黄血盐钠是黄色半透明有毒晶体，其分子式为：血盐钠是黄色半透明有毒晶体，其分子式为： Na4Fe(CN)610H2O，分子量为分子量为483.85，相对密度，相对密度1.458，能溶于水，不溶于乙醇，能溶于水，不溶于乙醇，是制取颜料、油漆、油是制取颜料、油漆、油墨、染料等的原料墨、染料等的原料。 表2-1 剩余氨水的组成 二、剩余氨水的脱酚二、剩余氨水的

45、脱酚焦化厂含酚、氰污水的来源很多，其中剩余氨水约占总酚水量的一半以上，一焦化厂含酚、氰污水的来源很多，其中剩余氨水约占总酚水量的一半以上，一般预先初步脱酚，将含酚量降至般预先初步脱酚，将含酚量降至300300mg/lmg/l以下，再送往蒸氨装置加工。以下，再送往蒸氨装置加工。剩余氨水（混同其他来源的酚水）的初步脱酚广泛采用的方法为剩余氨水（混同其他来源的酚水）的初步脱酚广泛采用的方法为溶剂萃取法溶剂萃取法，其脱酚效率可达其脱酚效率可达909095%95%，现就萃取剂、工艺流程及主要设备加以阐述。，现就萃取剂、工艺流程及主要设备加以阐述。1 1、萃取剂的选择、萃取剂的选择酚在水中有一定的溶解度。

46、如选用一种与水互不相溶但对酚却具有比水大得多酚在水中有一定的溶解度。如选用一种与水互不相溶但对酚却具有比水大得多的溶解能力的有机溶剂，使其与酚水密切接触，则酚水中绝大部分酚将转移到该溶的溶解能力的有机溶剂，使其与酚水密切接触，则酚水中绝大部分酚将转移到该溶剂中去，从而将酚脱除，此即剂中去，从而将酚脱除，此即溶剂萃取脱酚溶剂萃取脱酚。互不相溶（或仅微溶）的有机溶剂和水分为两相，故溶剂萃取过程（酚）由一互不相溶（或仅微溶）的有机溶剂和水分为两相，故溶剂萃取过程（酚）由一相转入另一相的传质过程，且以相际平衡作为过程极限。在一定温度下，当达到相相转入另一相的传质过程，且以相际平衡作为过程极限。在一定温

47、度下，当达到相平衡时，溶质在互不相溶的浓度之比保持不变，此值称为该溶质在两相中的分配系平衡时，溶质在互不相溶的浓度之比保持不变，此值称为该溶质在两相中的分配系数数K K，可用式子表示为：可用式子表示为： K K = =ERCC溶质在萃取相中的平衡浓度溶质在萃余相中的平衡浓度 分配系数分配系数K K实际上随溶质浓度的变化有所变化，但对实际上随溶质浓度的变化有所变化，但对一定的体系和在一定的温度下，可视为一常数，显然，分一定的体系和在一定的温度下，可视为一常数，显然，分配系数越高，则萃取剂的萃取能力越强。配系数越高，则萃取剂的萃取能力越强。 经萃取后的溶剂须加处理，将所萃取的溶质分出，使经萃取后的

48、溶剂须加处理，将所萃取的溶质分出，使溶剂得到再生并循环使用。溶剂得到再生并循环使用。 能用来从酚水中萃取的有机溶剂很多，选择的要求是能用来从酚水中萃取的有机溶剂很多，选择的要求是：分配系数较高；不溶或微溶于水；在水中不乳化；易与：分配系数较高；不溶或微溶于水；在水中不乳化；易与水分离；蒸气压小（挥发损失小）；化学稳定性好；价廉水分离；蒸气压小（挥发损失小）；化学稳定性好；价廉易得并易再生。在焦化厂已得到使用的萃取剂有易得并易再生。在焦化厂已得到使用的萃取剂有重苯溶剂重苯溶剂油、重苯和油、重苯和N-503N-503等等，均为较好的萃取剂。，均为较好的萃取剂。2 2、溶剂振动萃取脱酚工艺流程、溶剂

49、振动萃取脱酚工艺流程目前国内广泛采用脉冲筛板塔对剩余氨水进行溶剂萃目前国内广泛采用脉冲筛板塔对剩余氨水进行溶剂萃取脱酚，多为脱酚后蒸氨，这是比先蒸氨后脱酚具有减取脱酚，多为脱酚后蒸氨，这是比先蒸氨后脱酚具有减少酚的挥发损失，避免酚水量增大并引致酚水浓度降低少酚的挥发损失，避免酚水量增大并引致酚水浓度降低，且可以使氨水中的饿焦油量减少从而提高蒸氨塔效率，且可以使氨水中的饿焦油量减少从而提高蒸氨塔效率等优点。但也存在萃取剂会受到氨水中所含焦油污染，等优点。但也存在萃取剂会受到氨水中所含焦油污染，易发生乳化现象以及因氨水中硫化物和氰化物转入酚钠易发生乳化现象以及因氨水中硫化物和氰化物转入酚钠盐中造成

50、酚精制设备腐蚀等缺点。总的说来，优点较多盐中造成酚精制设备腐蚀等缺点。总的说来，优点较多。 其工艺流程其工艺流程如图如图2-142-14所示所示： 剩余氨水依次进入三台串联的原料氨水槽，剩余氨水依次进入三台串联的原料氨水槽，经澄清脱除焦油后，自流入低位混合槽。其他高经澄清脱除焦油后，自流入低位混合槽。其他高酚水（精制车间来）定期送入浓氨水槽，与氨水酚水（精制车间来）定期送入浓氨水槽，与氨水约以约以1 1：1010的比例混合槽内。混合氨水用泵送经过的比例混合槽内。混合氨水用泵送经过氨水加热（冷却）器，加热（或冷却）至氨水加热（冷却）器，加热（或冷却）至55556060后进入萃取塔底部分布器。萃取

51、剂（亦称循后进入萃取塔底部分布器。萃取剂（亦称循环油）送经循环油加热（冷却）器控制温度为环油）送经循环油加热（冷却）器控制温度为50505555后进入萃取塔顶部分布器。氨水和循环油后进入萃取塔顶部分布器。氨水和循环油由于密度差在塔内逆向流动，在振动筛板塔的分由于密度差在塔内逆向流动，在振动筛板塔的分散作用下，油被分散成细小的颗粒（散作用下，油被分散成细小的颗粒（d=0.5d=0.53mm3mm）而缓慢上升（称为分散相），氨水则连续缓慢而缓慢上升（称为分散相），氨水则连续缓慢下降（称为连续相），在两相逆流接触中，氨水下降（称为连续相），在两相逆流接触中，氨水中的酚即被循环油萃取。中的酚即被循环油

52、萃取。脱酚氨水经澄清后自塔底流出，再经过控制分离器分出油滴后进入脱酚氨水经澄清后自塔底流出，再经过控制分离器分出油滴后进入氨水中间槽送去蒸氨。分离出的油定期放入低位放空槽回收。氨水中间槽送去蒸氨。分离出的油定期放入低位放空槽回收。萃取过酚的循环油在塔顶澄清段澄清后，依次进入三台串联的固定萃取过酚的循环油在塔顶澄清段澄清后，依次进入三台串联的固定筛板式（设有筛板式（设有1212块固定筛板）碱洗塔的底部，于缓慢上升过程中，同充块固定筛板）碱洗塔的底部，于缓慢上升过程中，同充于塔内的碱液密切接触，油中的酚同苛性钠反应生成酚钠盐，循环油于塔内的碱液密切接触，油中的酚同苛性钠反应生成酚钠盐，循环油即得到

53、再生。再生循环油从最后一个碱洗塔顶部流入循环油槽工循环即得到再生。再生循环油从最后一个碱洗塔顶部流入循环油槽工循环使用。使用。三台碱洗塔内碱液依次更换装入，每台碱洗塔都是一次装入浓度为三台碱洗塔内碱液依次更换装入，每台碱洗塔都是一次装入浓度为20%20%的苛性钠溶液，装入量为塔工作容积的一半。碱洗一顶时间后，当的苛性钠溶液，装入量为塔工作容积的一半。碱洗一顶时间后，当塔内酚钠溶液中游离碱度下降到塔内酚钠溶液中游离碱度下降到2 23%3%时即停塔。静置二小时后，用泵时即停塔。静置二小时后，用泵抽出酚盐溶液。然后往放空的碱洗塔内加入新碱液，作为最后一个碱抽出酚盐溶液。然后往放空的碱洗塔内加入新碱液

54、，作为最后一个碱洗塔串联入系统，当另一塔更新新碱液后，此塔即作为第二塔，依次洗塔串联入系统，当另一塔更新新碱液后，此塔即作为第二塔，依次类推。类推。当原料氨水中当原料氨水中S S-2-2、CNCN-1-1含量较多时，为防止其转入酚钠盐中对酚精含量较多时，为防止其转入酚钠盐中对酚精制装置造成腐蚀，可将操作串联中的第一塔作为净化塔予以除去。在制装置造成腐蚀，可将操作串联中的第一塔作为净化塔予以除去。在净化塔内，利用酚钠盐的水解可逆反应生成的氢氧化钠，将入塔循环净化塔内，利用酚钠盐的水解可逆反应生成的氢氧化钠，将入塔循环油带入的油带入的S S-2 -2、CNCN-1 -1以钠盐形式除去，而水解了的酚

55、钠又以酚铵形式随循以钠盐形式除去，而水解了的酚钠又以酚铵形式随循环油进入其后的碱洗塔。在经过一定净化操作时间（环油进入其后的碱洗塔。在经过一定净化操作时间（2525天左右）后，原天左右）后，原净化塔排放掉废液，重新装入新碱液，改为第三碱洗塔，而以原第二净化塔排放掉废液，重新装入新碱液，改为第三碱洗塔，而以原第二碱洗塔用做净化塔（串在最前面）。碱洗塔用做净化塔（串在最前面）。为保证萃取剂的质量，将溶于其中的焦油等高沸点物除为保证萃取剂的质量，将溶于其中的焦油等高沸点物除去，需从循环油泵出口管连续去，需从循环油泵出口管连续 引出约为循环量引出约为循环量2 23%3%的油的油，送往溶剂再生装置进行蒸

56、馏再生。再生油返回循环油槽，送往溶剂再生装置进行蒸馏再生。再生油返回循环油槽，釜底残渣定期排出混入焦油中。，釜底残渣定期排出混入焦油中。在萃取脱酚生产操作中，一定塔径的萃取塔所处理的氨在萃取脱酚生产操作中，一定塔径的萃取塔所处理的氨水量开始产生液泛为极限，在极限以下，脱酚效率速氨水水量开始产生液泛为极限，在极限以下，脱酚效率速氨水处理了量的增加而升高。所采用的萃取相比（即油与水的处理了量的增加而升高。所采用的萃取相比（即油与水的体积比）的增大有利于提高脱酚效率，但如果过高将增加体积比）的增大有利于提高脱酚效率，但如果过高将增加耗油量，且使萃取后油中的含酚量降低及碱洗再生时酚钠耗油量，且使萃取后

57、油中的含酚量降低及碱洗再生时酚钠盐不易饱和。当用重苯溶剂作萃取剂时，油水比可取为盐不易饱和。当用重苯溶剂作萃取剂时，油水比可取为0.90.90.10.1：1 1。萃取操作温度会影响两相物理性质。提高温度有利于加萃取操作温度会影响两相物理性质。提高温度有利于加速传质过程，并有利于两相分离和不易乳化，但温度过高速传质过程，并有利于两相分离和不易乳化，但温度过高会引致液泛。对于不同的萃取剂，适宜的操作温度会引致液泛。对于不同的萃取剂，适宜的操作温度如表如表2-22-2所示：所示： 3、脉冲筛板萃取塔、脉冲筛板萃取塔 （1）萃取塔的构造）萃取塔的构造 脉冲筛板萃取塔是带有上、下两个扩大的澄清段的立式脉

58、冲筛板萃取塔是带有上、下两个扩大的澄清段的立式塔，其构造塔，其构造如图如图2-15所示所示。塔的中段为工作区，内设。塔的中段为工作区，内设2126层筛板，筛板上筛孔直径为层筛板，筛板上筛孔直径为67mm，开孔率为开孔率为2737%。筛板间距离为。筛板间距离为200300mm，固定安装于立轴上作固定安装于立轴上作上、下往复运动，对塔内液体产生强烈的搅拌作用。上、下往复运动，对塔内液体产生强烈的搅拌作用。 中段工作区顶部设有供通入原料酚水用的分布器，在中段工作区顶部设有供通入原料酚水用的分布器，在底部设有供通入萃取剂（密度小于水的）用的分配装置。底部设有供通入萃取剂（密度小于水的）用的分配装置。酚

59、水在工作段截面的体积流速为酚水在工作段截面的体积流速为1618m3（m2h），），相相应的截面线流速为应的截面线流速为0.00440.005m/s。上下澄清截面的体上下澄清截面的体积流速为积流速为4.55.0 m3/(m2h)萃取塔工作段的确定萃取塔工作段的确定. 萃取塔工作段是指上、下分配装置之间的区域，工作萃取塔工作段是指上、下分配装置之间的区域，工作段的高度段的高度H可按下式计算：可按下式计算：H=HEn萃取剂的种类 进口水温， 进口油温， 碱洗温度， 重苯溶剂油 重 苯 N-503+煤油体系 5560 5055 45左右 5055 4550 40左右 4550 4550 4045 表2

60、-2 各种萃取剂的适宜操作温度 三、剩余氨水加工及黄血盐的制取三、剩余氨水加工及黄血盐的制取剩余氨水加工及制取黄血盐的工艺流程剩余氨水加工及制取黄血盐的工艺流程如图如图2-162-16所示所示。由冷凝工段来的由冷凝工段来的7070左右的剩余氨水先于原料氨水槽中澄清，再通过填有左右的剩余氨水先于原料氨水槽中澄清，再通过填有焦炭块的过滤器滤去氨水中的焦油，然后进入蒸氨塔。由塔底通入焦炭块的过滤器滤去氨水中的焦油，然后进入蒸氨塔。由塔底通入294294kPakPa（表表压）的直接蒸汽作为热源，压）的直接蒸汽作为热源，使塔底温度保持为使塔底温度保持为105105左右左右，同时直接蒸汽将氨水，同时直接蒸