年产万吨焦碳的焦化厂硫铵工段的设计

1、0设 计 任 务 书0.1设计任务年产110万吨焦碳的焦化厂硫铵工段的设计。0.2设计的基础资料 厂址：徐州市西北郊区 气象条件年平均风速 3.0m/s 最大风速及风向 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 24cm 动力来源 水源：地下水 电源：市供电网 汽源：厂锅炉房 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。 工

2、艺计算主要依据煤气产率 340Nm3/t干煤氨产率（挥发氨） 0.3%初冷器后煤气温度 30剩余氨水中氨含量 3.5g/l1 概述炼焦化学工业是煤炭的综合利用工业。煤在炼焦时除有75%左右变成焦碳外，还有约25%生成各种化学产品及煤气。回收这些化学产品对综合利用煤炭资源和我国社会主义经济建设有着重要意义。炼焦化学品的回收工艺在近几十年得到了迅猛发展，产品越来越多，品种越来越丰富，环保设计日趋成熟。虽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，但我国是煤资源利用大国，焦碳仍然是重要的工业产品，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

3、对象，随着市场的进一步打开，为了获得实际的经济回报，各企业及科研单位，进一步优化设备，加强环境保护，提倡能源充分利用，使炼焦产品的回收和加工水平迅速提高，更快地实现了煤的高效利用。炼焦化学品种类很多，如来自炼焦车间的荒煤气，经冷却和用各种吸收剂处理，可以提取出焦油、氨、萘、硫化氢及粗苯等产品，并得到净焦炉煤气。其中，焦炉煤气中所含的氨可用于制取硫酸铵、无水氨或浓氨水；其所含的氢可用于制造合成氨，进一步制造尿素、硝酸铵和碳酸氢铵等化肥。由于硫酸铵是重要的农用化肥，在市场上具有较大的需求量，所以现今大部分焦化厂都采用了硫铵工段来回收煤气中的氨。1.1 焦化厂氨回收工艺焦化厂炼焦生成的煤气中的氨是一

4、种较好的农业肥料。氨存在于煤气之中，不仅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，而且对粗笨的生产设备、煤气管道及后续设备有严重的腐蚀作用，并且煤气中的氨在燃烧时会生成有毒有腐蚀性的氨氧化物，大量的氨进入洗油中，还会使油和水形成稳定的乳化液妨碍油水分离，为此煤气中的氨必须进行脱除，一般出厂煤气中的氨含量规定在0.03g/m以下。1.2 当前氨回收技术状况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酸铵工艺。由于水洗氨工艺存在水耗较大、浓氨水难以储存与销售等缺陷，因此已淘汰此工艺。随着我国的改革开放，先进的氨处理工艺才逐步被引入。宝钢引进了空喷塔法（也叫无

5、饱和器法）生产硫酸铵工艺；石家庄焦化厂引进氨焚烧工艺；攀钢引进了无水氨尿素工艺等。但引进工艺投资太大、工艺复杂而未被广泛应用。尽管饱和器法生产硫铵工艺存在许多缺陷，但因其结构简单、工艺成熟、投资较少、原料易购、产品易储、销路较广，在全国大、中型焦化厂被广泛采用。虽然有许多种氨回收工艺，但在当前，氨焚烧和无水氨工艺还不可能成为我国焦化工业中氨处理工艺的主流，因为我国当前还有一大批焦化厂的浓氨水工艺尚无力予以改造和淘汰。因此，改造现有饱和器，改善其技术状况，为氨处理技术的技术进步和淘汰浓氨水工艺创造条件，无凝是有其特殊作用和意义。综观喷洒饱和器的发展及其相对于传统鼓泡饱和器的优越性，完全有理由认定

6、，用喷洒饱和器取代传统鼓泡饱和器是技术和经济的一大进步。1.3 氨的用途、质量标准及各类生产方法 关于产品硫酸铵硫酸铵俗称肥田粉，分子式为（NH4）2SO4，相对分子质量：132.141（根据1989年国际相对原子质量），白色粉状结晶，密度1.769（20），熔点为5312，235分解。硫铵的水溶液为酸性，1%溶液的PH值为5.7。硫酸铵的结晶热为82.5KJ/Kg，溶解热为62.8KJ/Kg。硫酸铵与碱类（烧碱、石灰）作用放出氨，通常不稳定，在100时开始分解。纯品是无色斜方晶体，水溶液带有辛辣的碱味。工业用硫酸铵为白色结晶。农业用硫酸铵晶体因生产中带入杂质的原因带黄色或棕色，硫酸铵带有碱味

7、。易溶于水，是酸性肥料。纯态硫酸铵为无色菱形晶体，含一定水分的硫酸铵堆积重度随结晶颗粒的大小波动于780830kg/m之间。化学纯的硫酸铵含氮量为21.2%。硫酸铵结晶能吸收空气中的水分而结成块状，在空气湿度大，结晶颗粒小和含水量高时尤甚。潮湿的硫酸铵对钢铁水泥和麻袋等有腐蚀性。焦化厂生产的硫酸铵，由于杂质的影响往往带有绿色、蓝色或灰色，结晶多为针状、片状或粉末状，成型的颗粒小。产品用途：农业作为化肥，工业可作印染剂、食品催化剂、缓冲剂，皮革脱灰剂，是化工、印染、医药工业的原料。储存运输注意事项：防潮，储存于通风、干燥处。硫酸铵是一种比较常用的农用化肥，由于我国是农业大国，需用大量的农用化肥，

8、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空间。 硫酸铵质量标准按照质量标准GB535-88，其质量等级按以下划分：指 标 名 称工业品农 业 品一 级 品二 级 品氮含量（以干基计） % 21.0 21.0 20.8水分（H2O）含量 % 0.2 0.5 1.0游离酸（H2SO4）含量 % 0.05 0.08 0.20铁（Fe）含量 % 0.007 砷（As）含量 % 0.00005 重金属含量（以Pb计） % 0.005 睡不溶物含量 % 0.05 注：硫酸铵作农业用时可不检验铁、砷、重金属和水不溶物含量等指标。但按照质量标准GB535-1995，（本标准适用于由合成氨与硫

9、酸中和所制得的硫酸铵、炼焦所制得的副产硫酸铵和其他副产硫酸铵。）硫酸铵质量应符合下表要求。项 目指 标优等品一级品合格品 外 观白色结晶，无可见杂质氮（N）含量（以干基计）21.021.020.5水分（H2O）0.20.31.0游离酸（H2SO4）含量 0.030.050.20铁（Fe）含量 0.007砷（As）含量 0.00005重金属（以Pb计）含量 0.005水不溶物含量 0.01可见对硫酸铵质量的标准在近年已略有提高，故改进工艺，提高硫酸铵产品质量就成了各生产厂家的迫切要求。 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

10、。另外，最新开发的硫铵生产工艺为硫铵提供了新的来源，如开封开化（集团）有限公司硫酸厂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，此工艺既解决了尾气二氧化碳的污染问题，又解决了原亚铵产品的滞销问题。其工艺流程如下：含有二氧化硫的硫酸尾气经三级复喷复档吸收后经烟囱达标排放；氨溶液经三级吸收硫酸尾气中的二氧化碳生成亚铵溶液；亚铵溶液用硫酸分解生成二氧化硫和硫酸铵母液，二氧化硫送至干燥塔回系统生产硫酸铵母液经氨中和，中和掉过量的硫酸，再经蒸发、结晶、离心甩干后得到成品硫酸铵，供生产复混肥使用，母液回中和槽循

11、环使用。又如得用氨水洗涤含硫烟气制取硫酸铵，将发电厂的热烟气经除尘后进入预洗涤器，与硫酸铵包和溶液并流接触。饱和溶液中水的蒸发而析出硫酸铵结晶，预洗涤液流入贮槽，由循环泵进行循环洗涤，在吸收器中形成的全部硫酸铵就在预洗涤液中结晶而得产品。本设计是得用焦化厂剩余氨水及煤气中的氨来生产硫酸铵，它是当今化工业重要的生产硫酸铵工艺。 用硫酸吸收焦炉煤气中的铵生产硫酸铵按煤气中的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。(1) 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

12、硫酸铵，同时将初冷时生产的剩余氨水进行蒸馏，蒸出的氨也通入饱和器内与硫酸接触，氨被硫酸吸收生成硫酸铵。 此方法工艺过程简单，生产成本低，在国内外焦化厂已得到广泛应用。通常人们所说的饱和器法生产硫酸铵就是这种方法。(2) 间接法：经初冷器后的煤气在洗氨塔内用水洗氨，将得到的稀氨水与冷鼓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。这种方法得到的硫酸铵质量好，但要消耗大量的蒸气，而且蒸气设备较庞大，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方法，并在负压下回收工艺系统中生产出了高质量的硫酸铵。(3) 直接法：由集气管来的焦炉煤气经初冷器冷却到货

13、60-70C，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。此法在初冷器得到的冷凝氨水正好全部补充到循环氨水中，由于没有剩余氨水产生，因而可以省去蒸氨设备和节省能量。但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，故在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。过去多用鼓泡式饱和器，现在新建和改建焦化厂多用喷淋式饱和器。1.3.4硫铵市场据调查，硫铵平均出厂价自2007年10月开始呈上涨趋势，不过10月份平均价只有760元/吨，12月份就过

14、千元达约1010元/吨；进入2008年继续呈涨势，4月份第三周最高达约1422元/吨。到四月下旬略有下降，平均价为1411元/吨。这与硫铵自4月20日9月30日出口加征100%特别关税有关。四月下旬大部分企业都在观望，报价仍维持四月中旬的水平，部分企业已开始行动，下调了出厂价。购买硫铵的企业已不积极拿货，期待硫铵价格下降。硫铵销售企业出货不如前一段时间顺畅。质量好的、有条件出口的企业硫铵出厂价依旧维持在1800元/吨以上。其中主流出厂价格为12501710元/吨。1.4 当前硫铵生产存在问题：中小型焦化厂现存问题：中小型焦化厂煤气中氨的回收方式除极个别焦化厂已经改造为采用直接法应用新型喷洒饱和

15、器生产硫铵外，其余几乎全部部采用水洗氨生产浓氨水的工艺。但这些应用浓氨水工艺的焦化厂由于资金匮乏或蒸汽不平衡等方面的原因，迄今洗氨与蒸氨装置尚无配备，或已配备而未开工生产，或只洗氨而不蒸氨，富氨水直接外排的还广为存在。自60年代末，浓氨水工艺在我国一些大中小型焦化厂开始广泛采用，20多年来的实践证明：总的来说浓氨水工艺是不成功的，至少是颇具争议的。这一工艺包括水洗氨和蒸氨两部分。首先，水洗氨过程是一个物理吸收过程，不仅受设备制约还受操作条件的限制。如洗氨塔堵塞、操作温度高（甚至t30）、用于洗氨的水含氨高（0.3g/l）等都会导致塔后煤气含氨超标（0.03g/m3）。大多数水洗氨的实际塔后煤气

16、含氨高达01.0.15g/m3，甚至更高。在此后的洗苯过程中氨被洗油中的水所吸收，成为富铵脱硫液，致使没其中的酸性气体（H2S、HCN）被吸收而进入富油，当脱苯时酸性气体对粗苯蒸馏设备和部分管道产生强烈腐蚀，从而对粗苯的正常生产构成严重威胁，致使粗笨设备停工检修、更新频繁，装置开工率下降（仅80%90%）。在蒸氨过程 H2S、HCN等腐蚀性气体对分解器中加热器、分缩器、冷凝冷却器、蒸氨塔上部塔板及部分氨蒸汽管道产生更为强烈的腐蚀。蒸氨分解器连续排出的H2S、NH3、HCN及CO2给大气造成严重污染。一般分解器的分解效率：CO2 60%70%、H2S 35%45%、HCN 25%30%、NH35

17、%7%。据某厂蒸氨工段附近3个监测点的长期间检测，空气含NH3高达成70mg/m3。有些焦化厂蒸氨废水的冷却是通过强制通风的冷却塔进行的，使废水中的NH3有50%进入大气了，经此排入大气的NH3每天竟达近50kg。浓氨水产品也含有大量污染物，据攀钢焦化厂分析，其中：酚0.30.6g/L，H2S 1520g/L，HCN 0.30.5g/L，有机油68g/L。据此计算一座位20万t/a焦化厂随所产浓氨水进入农田的酚为1.17t，H2S为45.5t，HCN 1.04t，油18.2t。浓氨水工艺氨的回收率仅及氨资源的40%左右；而且能耗高，每吨浓氨水消耗蒸汽量达67t之多。由于浓氨水贮存和施肥过程中氨

18、的损失大，利用率低，不受农民欢迎。浓氨水生产过程污染环境、腐蚀设备、降低氨和苯烃的收率，浪费资源；能源消耗高，使产品成本上升，以至经济效益总体降低。可见，中小型焦化厂所采用的浓氨水工艺已到了非改造不可的地步。1.5 氨回收工艺氨氮焚烧工艺氨焚烧工艺，即把含NH320%22%氨蒸气不冷凝直接送氨焚烧炉热分解，在可控条件下氨烈解为N2和H2。姑且不谈这种方法所导致的二次污染和设备腐蚀，即使从只解决浓氨水销路的问题着眼也是不足取的。因为这种方法并未解决浓氨水生产过程中存在的一系列问题，加诸氨焚烧不但降低了产出，还要增加焚烧费用（每千克氨需配烧2m3煤气，对一座20万t/a的城市煤气厂每年将减少供煤气

19、近100万m3）,对于改善中小型焦化厂的生产和效益状况无补。实践证明，采用直接法应用阻力极低（2500Pa的新型喷洒饱和器生产硫铵工艺系统和剩余氨水NH3-N解吸工艺系统是合理的、先进的。这两个工艺技术起点高，设备性能先进，节约能源，可综合利用资源，降低大气和水体污染，并为废水生化处理创造条件。它的应用效果和优越性已多次得到考验与证实。 浓氨水工艺脱除苯后的煤气进入洗氨塔，被蒸氨废水和软水吸氨形成的洗氨富液自塔底排出送往蒸氨工序。富液的10%送到分解器的顶部喷淋，将另外的90%经加热后送入分解器底部，经过蒸汽间接加热将富液中的挥发性氨盐分解，分解形成的氨、二氧化碳、硫化氢、氰化氢以气态形式从水

20、中逸出，其中的氨被顶部喷淋的冷富液吸收，其它气体通过放散管排入大气，分解器底部的液体进入蒸氨塔进行蒸馏。蒸氨塔顶部的氨气进入分缩器浓缩，通过控制分缩器的操作温度，气相进入冷却器进一步冷凝冷却便生成浓度为18%氨汽.蒸氨塔底部排出的贫液与富液被换热后再经冷却器冷却，作为洗氨水循环使用。 浓氨水工艺存在的问题1） 浓氨水作为液态产品储存比较困难，且难以销售。2） 生产过程需要消耗大量的蒸汽，能耗大。3） 氨对生产系统的腐蚀严重，易发生跑冒滴漏，恶化操作环境。4） 蒸氨废水含氨不稳定，造成生化系统操作困难，便外排水质量不稳定。5） 洗氨效果一直不理想，煤气含氨基本都在0.35kg/m3以上，对后续工

21、序影响严重。6） 分解器等设备的放散对大气造成污染。1.6 四种硫铵生产工艺经引进消化和自主开发，我国已掌握了多种氨回收技术，仅硫铵工段就有四种不同工艺。即老式饱和器法，酸洗法，喷淋包和器法和间接饱和器法。 老式的饱和器法老式的饱和器法也称半直接饱和器法生产硫铵，一些老的焦化厂多采用此种工艺。其工艺特点是，由上个工段来的煤气了经煤气预热器至饱和器的中央导管，经分配伞穿过母液层鼓泡而出。煤气中的氨被循环的硫酸及其母液吸收而成硫铵。脱氨后的煤气经除酸器分离夹带的酸雾后进入下一工段，沉积于饱和器底的硫铵结晶用结晶泵抽至结晶槽，经离心分离干燥后得到成品硫铵。这种饱和器既是吸收设备，又是结晶设备，吸收与

22、结晶都在饱和器内，不能分别控制，因此不能得到大颗粒的结晶。煤气要经过分配从母液层鼓泡而出，因此煤气系统阻大，使得煤气鼓风机要提供较大的压头，硫铵的质量也差。 酸洗法酸洗法硫铵即无饱和器法生产硫铵，它分为氨的吸收、蒸发、结晶和分离干燥。氨的吸收过程主要是在酸洗塔中进行。酸洗塔为两段喷塔，下段用酸度为2.5%的母液喷洒，上段用酸度为3%的母液喷洒。出酸洗塔的煤气经除酸器后进入下一工段。从酸洗塔来的不饱和硫铵母液送至结晶槽，在此进行蒸发、浓缩、结晶，使硫铵母液达到包和或过饱和，并使结晶颗粒长大。含有小颗粒的硫铵结晶母液上升至结晶槽顶部，通过母液循环泵经过母液加热器后进入蒸发器，依靠真空蒸发而浓缩母液

23、，浓缩后的母液再流至结晶槽。通过母液的循环浓缩，使硫铵结晶颗粒不断长大，长大的硫铵结晶沉积在结晶槽底部，用结晶泵抽至供料槽，经离心分离，干燥得成品硫铵。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。酸洗塔是空喷塔，煤气系统阻力小，但酸洗法工艺流程长，占地多，投资大。 喷淋饱和器法生产硫铵 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

24、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

25、铵。虽然吸收与结晶分开，但仍在一个设备内，虽然操作条件不能分别控制，但结晶颗粒的长大，一方面依靠母液的大量循环搅拌，促使结晶颗粒增大，另一方面结晶室的容积较大，有利于晶核的长大，通过自然分级从结晶室的底部可抽出较大的颗粒的硫铵结晶。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、设备使用寿命长特点。国内有多农自行设计制造的此种饱和器投入使用1.6.4 间接饱和器法生产硫铵的工艺此法是A.s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。该法操作温度高（100左右）用热空气进行母液搅拌，不设结晶泵，用热空气提料。由于是

26、用氨汽来生产硫铵，操作温度高，而饱和器尺寸又不比半直接法小，所以材质要求高（德国牌号1.4465），投资大。该法回收氨是经过洗氨蒸氨硫铵，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。1.6.5 喷淋式饱和器的优点喷淋式饱和器主要性能特点有以下六个方面。第一，喷淋式饱和器除氨，充分吸收煤气中氨气，明显解决了氨气对环境污染问题。由于在喷淋室上部没有多个螺旋扇面喷头，形成一定喷角，使喷洒出的硫氨母液均朝向煤气流动方向，通过良好的气液接触，充分吸收煤气中的氨，大大减少了煤气中的氨的含量，明显降低了氨气向自然界的排放，从而收到了保护自然环境的良好效果。第二，设备阻力小，大

27、大降低了风机能耗，明显地增加了经济效益。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。该饱和器的设计阻力不大于2Kpa，经实测，仅为1Kpa，与其它形式的饱和器相比，降低3.56Kpa，有效地降低了煤气鼓风机的系统阻力，不仅使风机的运行更加可靠平稳，而且大大降低了风机的能耗，明显增加经济效益。第三，除酸内置，结构紧凑，体积小、重量轻、安装检修方便。喷淋式饱和器上部为三层套筒式结构，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

28、酸后的煤气由内层套筒导出饱和器。喷淋式饱和器将吸氨和除酸巧妙地结合在一起，使设备结构更加紧凑，减少了设备重量及占地面积，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。喷淋式饱和器底部是一个圆筒形结晶室，循环泵从结晶室上部抽取硫氨母液送入喷淋式喷洒，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

29、，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。仅以喷淋式饱和器产生的颗粒与浸没式饱和器相比，其结晶颗粒明显增大。浸没式颗粒60目筛余量为48.48%，喷淋式颗粒60目筛余量为74.62%，提高了26.14%。第五，喷淋式饱和器采用SUS316L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。喷淋式饱和器采用SUS316L材料制作，其喷头亦采用SUS316L材料。根据有关资料介绍及实际运行证明，该材料具有良好的耐腐蚀性能，在浓度10%，温度60的硫酸腐蚀介质中，年腐蚀速率0.5mm；在浓度5%，温度

30、60的硫酸介质中，年腐蚀速率0.3mm。目前，我国生产的316L不锈钢在浓度0.1%0.1%0.1%0.1%0.1%67891011120.0170.0180.0170.0170.0200.0200.015728.13706.23710.07751.55727.60722.01758.260.1%0.1%0.1%0.1%0.1%0.1%0.1%以上表中15月份为用浸没式饱和器生产数据，612月份为喷淋式饱和器生产数据。从表中可以看出，使用喷淋式饱和器后的氨含量均在0.015 g/nm30.020 g/nm3之间，而浸没式饱和器均在0.028/nm30.032/nm3之间；另外，硫铵的含水量降到

31、0.1%以下，游离酸含量也降低0.03%；此外酸耗也明显降低。因而降低产品成本增加了经济效益。从上述喷淋式饱和器的技术性能可以看出，远远优于其它形式饱和器技术性能。因此，应该加大其开发研制的资金投入，进一步加快研制的进度，尽快投入批量生产，满足国际国内市场的需求。2 硫酸铵生产原理及工艺流程2.1 硫酸铵的生产原理 硫酸铵生产的化学原理 氨与硫酸发生的中和反应为 2NH3 + H2SO4 （NH4）2SO4 H = -275kJ/mol 上述反应是不可逆放热反应，当用硫酸吸收煤气中的氨时，实际的热效应较小。通过实验得知，如氨和游离酸度为7.8%的硫酸饱和母液相互作用时，其反应热效应为温度/47

32、.466.376.1硫酸铵热效应/(kJ/mol)240.9245.9249.2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 + H2SO4 NH4HSO4 H=-165kJ/mol 随溶液被氨饱和的程度，酸式盐又可转变为中式盐 NH4HSO4 + NH3 （NH4）2SO4 溶液中酸式盐和中式盐的比例起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。当酸度为本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

33、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 C）内的溶解度比较可知，在酸度小于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所饱和的硫酸溶液称为母液。正常生产情况下母液的大致规格为： 密度/（kg/L） 1.2751.30 w(NH4)2SO4/% 4060 游离硫酸含量/% 46 w(NH4HSO4)/% 1015 NH3含量/（g/L） 150180 母液的密度是随母液的酸度增加而增大。 硫酸铵生成的结晶原理

34、 在饱和器内硫酸铵形成晶体需经过两个阶段：第一阶段是在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，这两个过程都进行的很慢，晶核生成的速率相对更慢些，故可得到大颗粒硫酸铵。当过饱和度过大时，这的是小颗粒硫酸铵。因此，为了制得大颗粒硫酸铵，必须控制溶液的过饱和度

35、在一定范围内，并且要控制足够长的结晶时间使晶体长大。图4-1表示了晶核在溶液中自发形成与溶液温度、浓度之间的关系。由图4-1可见，AB溶解度曲线与CD超溶解度曲线大致平行。在AB曲线的右下侧，因溶液未达到饱和，在此区域内不会有硫酸铵晶核形成，称之为稳定区或不饱和区。AB和CD间区域称为介稳区，在此区域内晶核不能自发形成。在CD曲线的左上侧为不稳区，此区域内能自发形成大量晶核。在饱和器内，母液温度可认为是不变的。如母液原浓度为E，由于连续进行的中和反应，母液中硫酸铵分子不断增多，其浓度逐渐增致F，硫酸铵达到饱和。此时理论上可以形成结晶，但实际上还缺乏必要的过饱和度而无晶核形成。当母液浓度提高到介

36、稳区时，溶液虽已处于过饱和状态，但在无晶种的情况下，仍形不成晶核。只有当母液浓度提高至G点后才能形成大量晶核，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，因而所得晶体很小。在饱和器刚开工生产和在大加酸后易出现这种情况。 实际生产中，母液中总有细小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度远较无晶核时为低，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由液相向固相扩散的过程，其长大的推动力由溶液的过饱和度决定，扩散阻力主要是晶体表面上

37、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。但考虑到过饱和度高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。正常操作条件下，硫酸铵结晶的介稳区很小。对酸度为5%的硫酸铵溶液的过饱和度，在搅拌情况下所得的实验数据如图解4-2所示。由图可见，母液的结晶温度比其饱和温度平均降低3.4。在温度为3070的范围内，温度每变化1时，盐的溶解度约变化0.09%。所以，溶液的过饱和度即0.09%3.4=0.306%。也就是说，在母液内结晶的生成区域（即介稳区）是很小的。在控制介稳区很小的情况下，当母液中结晶的生成速率与反应生成的硫酸铵量相平衡时，晶核的生成量

38、最少，即可得到大的结晶颗粒。2.2 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。 母液酸度对硫酸铵结晶的影响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。母液酸度对硫酸铵结晶成长有一定的影响，随着母液酸度的提高，结晶平均粒度下降，晶形也从多面颗粒转变为有胶结趋势的细长六角棱柱形甚至成针壮。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，不能保持所必需的过饱和度所致。同时，随着酸度提高，母液黏度增大，增加

39、了硫酸铵分子扩散阻力，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。特别是当母液中的铁、铝离子形成Fe(OH)3及Al(OH)3等沉淀，进而生成亚铁氰化物，使晶体着色并阻碍晶体的成长。当酸度低于3.5%时，因母液密度下降，易引起泡沫，使操作条件恶化，生产实践表明，母液适宜酸度因采用工艺不同而异：鼓泡式饱和器正常操作时酸度保持在4%6%是较合适的，喷淋式饱和器正常操作时酸度保持在3%4%是较合适的，酸洗塔正常操作时酸度保持在2.5%3%是较合适的。 温度和浓度对硫酸铵结晶的影响控制母液浓度于“介稳区”内可制取大颗粒的结晶。由图4-2可见，在一

40、定的酸度下，“介稳区”随温度和浓度的变化而变化，若温度升高介稳区所对应的母液中硫酸铵也相应升高，反之亦然。实验表明，随着母液温度的升高，使母液内硫酸铵的介稳区维持在较高的范围内，结晶的成长速率显著加快，有利于获得大颗粒结晶，并且有利于形成较好的晶型。同时，由于警惕体积增长速度加快，就可以把溶液的过饱和度控制在较小范围之内，从而减少了大量形成晶核的出现。但是温度也不宜过高，温度过高时，虽能使母液黏度降低，增加了硫酸铵分子向晶体表面扩散速率，有利于结晶体长大，但也容易因温度波动而造成过高的过饱和度，易形成大量晶核，而得不到较理想的硫酸铵结晶体。因此，母液温度过高或过低都不利于硫酸铵晶体成长。更重要

41、的是，在实际生产中，饱和器内母液的温度要按保持饱和器的水平衡来考虑，为此，一般将饱和器内母液温度控制在5055（不产生粗轻吡啶）或5560（产生粗轻吡啶）。不过，实际生产中可变因素较多，例如进饱和器的温度、氨气的流量和速度，硫酸和水的比例等都可能导致维持水平衡的温度与获得大颗粒结晶的温度不一致的矛盾。高水平的操作人员和管理者，就是要善于预先判断，并作出适宜的调整方案。 母液的搅拌对硫酸铵结晶的影响搅拌的目的在于使母液的酸度、浓度、温度均匀，使硫酸铵结晶在母液中呈悬浮状态，延长在母液中的停留时间，这样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，另外也起到减轻氨吸收设备堵塞的作用。

42、 晶比对硫酸铵结晶的影响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比，称为晶比。饱和器中晶比的大小对硫酸铵粒度、母液中氨饱和量和氨损失量都有直接的影响。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；并使母液搅拌阻力加大，导致搅拌不良；同时晶比过大，结晶间的摩擦机会增多，大颗粒结晶破裂成小粒晶体；并且晶比太大也会使堵塞情况加剧。晶比太小则不利于结晶的长大。因此，母液中必须控制一定的晶比，以利于得到大颗粒硫酸铵。为了控制晶比，最好在结晶泵出口管与结晶槽回溜管间增设旁通管，用来调节饱和器内保持适宜的晶比。一般鼓泡式饱和器晶比保持在40%50%，喷淋式饱和器晶比保持30%40%。酸

43、洗塔法结晶器中平均母液结晶质量浓度在45%50%。 杂质对硫酸铵结晶的影响母液中含有可溶性和不溶性杂质。硫酸铵母液内杂质的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、脱吡啶母液的处理程度、设备腐蚀情况及操作条件等。母液中含有的可溶性杂质主要有铁、铝、铜、铅、锑、砷等各种盐类，可溶性杂质多半来自硫酸、腐蚀设备或工业水带入，它们的离子吸附在硫酸结晶的表面，遮盖了结晶表面的活性区域，促使结晶成长缓慢；有时由于杂质在一定晶面上的选择吸附，以致形成细小畸形颗粒。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。 不溶性杂质主要是煤气带入饱和器的煤焦

44、油雾。2.3 喷淋式饱和器法生产硫酸氨工艺流程 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。 由脱硫工序来的煤气经煤气预热器预热至6070，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2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，以吸收幕液中的氨，然后两股煤气汇成一股进入饱和器的后室，用来自小母液泵6（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。煤气在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3捕集下煤气中的微量酸雾后到

45、终冷洗苯工段。喷淋式饱和器后煤气含氨一般小于0.05g/m3。 饱和器的上段与下段以降液管联通。喷洒吸收氨的母液从降液管流到结晶室的底部，在此晶核被饱和母液推动向上运动，不短地搅拌母液，使硫酸氨晶核长大，并引起颗粒分级。用结晶泵将其底部的浆液送至结晶槽14。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，使母液在上段和下段之间不断循环。 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7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

46、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不可失15，经分离和水洗的硫酸氨晶体由胶带输送机16送至振动式流化床干燥器材17，并用被空气热风机场24、25加热的空气干燥，再经冷风冷却后进入硫酸氨储斗。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的母液一同自流回饱和器的下段。干燥硫酸氨的尾气经旋风分离器后由排风机排至大气。为了保证循环母液一定的酸度，连续从母液循环泵入口或满流管处加入质量分数为何90%93%的浓硫酸，维持正常母液酸度。 由油库送来的硫酸送至硫酸储槽，

47、再经硫酸泵抽出送到硫酸高置槽内，然后自流到满流槽。 喷淋式饱和和器法生产硫酸氨工艺，采用的喷淋式饱和器，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，结晶颗粒大，平均直径在0.7mm，硫酸氨质量好，工艺流程短，易操作等特点。3 工艺计算与设备选型3.1 基础数据的计算 装煤量的计算 选用TJ5550D型255孔炭化室高米的焦炉，主要尺寸如下：炭化室装入干煤量t全长（mm）全高(mm)平均宽(mm) 结焦时间(h)35.115980550050022.5焦炉生产能力的核算式中 36524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

48、装煤高度 ml炭化室的有效装煤长度 mb炭化室的有效装煤宽度 m装煤煤干基堆密度 t(干煤)/一般0.720.75,本设计取0.75 T运转周期 取设计结焦时间25hK干煤全焦率%一般0.730.77，本设计取0.75k考虑到炭化室检修等原因的减产系数，取0.95 全焦含水量（取6%）G= 煤气发生量Qth其为装煤干煤量，取煤气发生量Mg=360(干煤),紧张系数为1.07则煤气发生量Q=1.07Mg =171.61.07360 =66100.32 剩余氨水量(1) 原始数据 装入湿煤量 G/(1-10%)=171.6.66/(1-10%)=190.67t/h 配煤水分 10% 化合水 2%

49、煤气发生量 360(干煤) 煤气初冷器后煤气温度 30 30时1煤气经过蒸汽饱和后水汽含量0.0351Kg/(2)计算 根据煤气初冷系统中的水平衡，可得剩余氨水t/h= 式中 煤气带入集气管中水量t/h 初冷器后煤气带走的热量t/h = 190.6710% 171.6(1-10%)2% =22.16t/h =661000.0351 = 2320 Kg/h = 2.32t/h则剩余氨水量为： = =22.162.32= 19.84t/h3.2 饱和器的有关计算及选型 原始数据焦炉干煤装入量 t/h171.6煤气发生量Mg (干煤)360氨的产率（挥发氨） %0.3初冷器后煤气温度t 30剩余氨水

50、量 t/h20.54蒸氨废水中含氨量 g/l0.05剩余氨水中含氨量 g/l3.5直接用蒸汽量（每蒸馏1稀氨水）kg/250分缩器后氨气温度t 98饱和器后煤气含氨量 g/0.03硫酸浓度 Wt %78炼焦煤含水量 %12氨平衡及硫酸用量的计算 饱和器的平衡 N总氨饱 和 器N1煤气带入氨N2剩余氨水带入氨N5饱和器耗氨N3饱和器带出氨N4蒸氨废水带出氨 由平衡知 N = + N+ 则总氨量 N = 0.3% = 171.6 0.3% = 514.8kg/h 剩余氨水带入氨 N =3.5 = 19.84 3.5 = 69.44 kg/h 干馏煤气带入氨 N1 = NN2= 514.869.44

51、=445.36kg/h 干馏煤气带出氨 N= 171.6 360 0.03/1000 =1.85 kg/h 蒸氨废水带出氨 L = 19.84 19.84 0.25 = 24.8 t/h N= 24.81000 = 1.24 /h 饱和器耗氨量 N =N = 514.8 1.85 1.24=511.71kg/h 由反应原理 硫酸吸收氨反映式：217 98 132514.8 y x 硫氨产量 x=514.8132/(217)=1998.64 kg/h 硫酸理论耗量 y=514.898/(217) =1483.84kg/h 换算成 78% 硫酸耗量 =1483.84 / 78% = 1902.36

52、kg/h 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120kg/h，氨分缩器后氨汽浓度为10%. 饱和器水平衡如下： 饱 和 器洗涤硫铵水煤气带入水氨气带入水硫酸带入水冲洗水煤气带出水Wt硫铵产品带出水Wp(1) 带入饱和器的总水量 初冷后的煤气温度为30，其水汽含量为0.0351/所以： 1）煤气带入水量 =171.6 360 0.0351 = 2168.34kg/h 2）氨汽带入水量 又N2N4=（N2 N4）10% 得kg/h 3)硫酸带入水 = 1902.36(1-78%) = 418.52kg/h 4)硫铵洗涤用水（扣除硫铵产品带出水）：= 1998.64 6% = 119.92kg/h