煤气初冷及硫酸铵制取

设计说明从焦炉炭化室生成的荒煤气需在化学产品回收车间进行冷却、输送，回收煤焦油、氨、硫、苯族垃等化学产品，同时净化煤气。我在焦炉煤气初冷时采用半负压操作系统，这样有利于吸取氨、苯族煌等，增大吸取推动力，有利于提高吸取率和回收率。对于硫酸核制取工艺，采用喷淋式饱和器生产硫酸镂的工艺，并以饱和器母液生产粗轻口比咤。用楮胶法除去硫化氢和氟化氢杂质，以洗油方法吸取苯族烧。.物料衡算：①运算基准的确定：②运算过程中的原料消耗及物料输出量（包括参加及不参加反应之物料、杂质等各项）；③列出主要设备的输入及输出物料平稳表（包括物料名称、工业品组成、分子量、成品重量等各项）；（4）饱和器的物料平稳图（原料及产品重量、物料缺失等）；.热量衡算（以物料衡算为基础）：①需明确物料进入设备入口温度，列出热量衡算方程；②运算各物理或化学变化吸取或放出的热量，特别是潜热及反应热的运算；③对反应器须运算各物料进出口温度，及反应器内部温度；换热器运算原料及冷却（加热）介质进、出口温度；④热量平稳，挑选传热结构，运算传热面积。此设计以喷淋式饱和器为主设备进行运算，主要附属设备有除酸器、结晶槽、沸腾干燥器等。对于饱和器需要得出其煤气进口管直径、中央煤气管径、饱和器的高度和直径，同时运算了除酸器和干燥器的管径、内径。图纸三份，分别为喷淋式饱和器生产硫酸镂工艺流程图、喷淋式饱和器设备图、初冷器图。DesignNotesWastegasgeneratedfromthecokeovencokingchamberneedforcoolinginchemicalproductsrecoveryplant,transportation,recoveryofcoaltar,ammonia,sulfur,benzenefamilyhydrocarbonsandotherchemicalproducts,whilepurifyingthegas.CoIdcokeovengastothesemi-vacuumoperatingsystem,itisagoodabsorptionofammonia,benzenefamilyhydrocarbons,increasingtheabsorptiondrivingforcetohelpimprovetheabsorptionrateandrecovery.Ammoniumsulfatesystemtotaketheprocess,theprocessofspraysaturatortoproduceammoniumsulfate,andsaturatormotherliquorproductionofcrudelightpyridine.Tanninextractimpuritiestoremovehydrogensulfideandhydrogencyanide,benzenefamilyhydrocarbonwashoilabsorption.thematerialbalance:calculatethebaselinetodetermine:calculatetheconsumptionofrawmaterialsandmaterialsintheprocessoutput(includingparticipationinanddonotparticipateinalloftheresponseofmaterials,impurities,etc.);(3)liststhemajorequipmentinputandoutputmaterialbalance(includingthematerialname,theindustrialcomposition,molecularweight,finishedweight);Equilibriumdiagramofthe④saturatedmaterials(rawmaterialsandproductweight,materialloss,etc.);2heatbalance(materialbalancebased):requireexplicitmaterialintothedeviceinlettemperature,listedintheheatbalanceequation;Calculationofthephysicalorchemicalchangesintheabsorptionorreleaseofheat,especiallythecalculationoflatentheatandheatofreaction;reactorrequiredtocalculatetheinletandoutlettemperaturesofthevariousmaterials,andthereactorinternaltemperature;mediumintotheheatexchangertocalculatetherawmaterialsandcooling(heating)andoutlettemperature;theheatbalance,selectaheattransferstructure,calculatetheheattransferarea.Thisdesignspraysaturator-baseddevicetocalculatethemainancillaryequipmentacidremovaldevice,crystallization,boilingdryers.Saturationneedstocometotheheightanddiameterofthegasinlettubediameter,thecentralgaspipediameter,saturated,andthecalculateddiameter,insidediameter,inadditiontotheacidanddryers.Drawingthree,respectively,forthespraysaturatorproductionofammoniumsulfateprocessflowchartdiagramofthespraysaturatorequipment,PrimaryCoolermap目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"主要符号说明 2弓I 言 1\o"CurrentDocument"1焦炉煤气初冷工艺 1\o"CurrentDocument"集气管冷却 1\o"CurrentDocument"初冷器冷却 1\o"CurrentDocument"煤气的直接冷却工艺 3\o"CurrentDocument"2初冷工艺的运算 5\o"CurrentDocument"集气管的物料平稳和热运算 5\o"CurrentDocument"物料衡算 5\o"CurrentDocument"集气管的热量衡算 7\o"CurrentDocument"横管初冷器热量和物料衡算 11\o"CurrentDocument"横管初冷器的物料衡算 11\o"CurrentDocument"横管初冷器的热量衡算 13\o"CurrentDocument"主要设备运算 17剩余氨水量的运算 23\o"CurrentDocument"3硫酸镂制取工艺 25\o"CurrentDocument"4硫酸铉工艺运算 28\o"CurrentDocument"物料衡算 28\o"CurrentDocument"氨平稳运算 28\o"CurrentDocument"水平稳的运算 29\o"CurrentDocument"母液最低温度的确定 30\o"CurrentDocument"热平稳运算 30\o"CurrentDocument"5硫酸铉生产的主设备的运算 35\o"CurrentDocument"6硫酸锭附属设备的运算 39\o"CurrentDocument"结晶槽 39\o"CurrentDocument"沸腾干燥器 40\o"CurrentDocument"沸腾床最低流态化速度的确定 41\o"CurrentDocument"干燥器直径的确定 43\o"CurrentDocument"干燥器溢流口高度的确定 43\o"CurrentDocument"除酸器 44\o"CurrentDocument"除酸器煤气进口尺寸 44\o"CurrentDocument"出口管直径 44\o"CurrentDocument"除酸器的内径 44\o"CurrentDocument"出口管在器内部分的高度 45\o"CurrentDocument"7后续工序的设计说明 45\o"CurrentDocument"中和器法提取粗轻毗咤工艺流程 45\o"CurrentDocument"焦炉煤气中硫化氢和氟化氢的脱除 46\o"CurrentDocument"洗油吸取煤气中的苯族煌 47\o"CurrentDocument"设计结果 48\o"CurrentDocument"参考文献 49\o"CurrentDocument"附录 50\o"CurrentDocument"致谢 51主要符号说明煤气流量m^/t温度℃蒸汽量kg/煤气含氨量g//热量kJ/h干煤装入量t/h体积流量/h体积3m速度m/s直径及高度m密度kg/tn3.黏度Pas面积m2热容kJ/kg•热焰KJ/kg引言焦炉煤气的处理采用半负压操作系统，煤气的初冷采用的是横管式间接初冷器。第一，概述了煤气初步冷却的目的意义，介绍了鼓风冷凝工段的工艺流程，常用的初冷工艺及工艺流程中的常用设备，并对鼓冷工段进行了物料衡算和热量衡算。通过热量衡算和物料衡算确定了设备的选型。其次，采用喷淋式饱和器生产硫酸镂的工艺，并以饱和器母液生产粗轻毗咤。最后，对脱硫和苯回收工艺作说明。同时也对介绍了用硫酸法吸取氨制取硫酸镂的工艺，并对硫酸吸取氨的工艺原理及注意事项做了一些说明，以及对硫酸镂生产工艺的物料衡算和热量衡算,硫酸铁生产的主设备及辅助设备的设计运算。并从硫酸铉母液中回收粗轻吐咤。对于煤气中的硫化氢和氟化氢的除去在回收煤化学产品具有重要作用，并通过榜胶法将硫化氢和氧化氢除去，由于焦化厂生产硫酸核需要大量的硫酸，而通过设置脱硫装置并回收硫化氢制造硫酸，可以节省所需硫酸量的一半左右，并使资源得到合理的利用，故脱除硫化氢和氧化氢必须重视。洗油吸取煤气中粗苯蒸气的过程是物理吸取过程，当煤气中粗苯蒸气的分压大于洗油表面上粗苯蒸气时，煤气中的粗苯就被洗油吸取。煤气的初步冷却分两步进行：第一步是在集气管及桥管中用大量循环氨水喷洒，使煤气冷却到80~90℃；第二步再在煤气初冷器中冷却。可将煤气冷却到25~65℃o煤气的初冷，输送及初步净化，是炼焦化学产品回收工艺过程的基础。其操作运行的好坏，不仅对回收工段的操作有影响，而且对焦油蒸馅工段及炼焦炉的操作也有影响。因此，对这部分工艺及设备的研究都很重视。煤气初冷的目的一是冷却煤气，二是使焦油和氨水分离，并脱除焦油渣。在炼焦过程中，从焦炉炭化室经上升管逸出的粗煤气温度为650-750C,第一经过初冷，将煤气温度降至25-30C,粗煤气中所含的大部分水气、焦油气、蔡及固体微粒被分离出来，部分硫化氢和氟化氢等腐蚀性物质溶于冷凝液中，从而可减少回收设备及管道的堵塞和腐蚀；煤气经冷却后，体积变小，从而使鼓风机以较少的动力消耗将煤气送往后续的净化工序。煤气经初冷后，温度降低，是保证炼焦化学产品回收率和质量的先决条件。从煤气初冷过来的煤气中含有一定的氨，由于氨对干装入煤的产率一样为0.20〜0.35%。在荒煤气初步冷却的过程中，部分氨转入冷凝氨水中，氨在煤气和冷凝氨水中的分配，取决于煤气初冷的方式（间冷还是直冷）、冷凝氨水的产量和煤气冷却的程度。当采用间接冷却时，煤气冷却越低，冷凝氨水量愈大，则冷却器后煤气中含氨量愈少，反之则愈多。一样情形下，在采用混合氨水流程时，初冷器后煤气中的含氨量约为4〜8g//。目前，中国焦化厂炼焦时生成的氨主要通过生产硫酸镀，也有用磷酸吸取氨制取无水氨的工艺，因所得产品质量高，技术先进，得到应用和发展。生产浓氨水工艺，因氨易挥发缺失，污染环境，产品运输困难，故此工艺在大厂没有采用。并在制取硫酸核的同时，粗轻毗咤盐基从硫酸核母液中提取回收。也对除去硫化氢和氟化氢的方法做了介绍，还涉及了苯族煌的回收的设计。1焦炉煤气初冷工艺在炼焦过程中，从焦炉炭化室出来的粗煤气温度为650〜800℃。此时煤气中含有水蒸气、焦油雾、苯族烧、硫化物、氟化物、氨、蔡及其他化合物。为回收和处理这些化合物，并使煤气体积变小，便于输送，第一应将煤气进行冷却。煤气初冷一样分为集气管冷却和初冷器冷却两个步骤。集气管冷却来自焦炉炭化室的高温粗煤气（露点为65c左右）在桥管和集气管内用压力为0.15~0.2MPa、温度为70〜75℃的循环氨水通过喷头强烈喷洒，如图1-1所示。部分氨水吸取大量显热迅速蒸发，煤气温度由650〜800℃降至80〜85℃,并为水气所饱和。随着煤气的冷却，煤气中50%〜60%的煤焦油被冷凝下来，其中一小部分与煤气中的煤、焦微粒混合成为焦油渣。冷却后的煤气与氨水和煤焦油等液体在气液分离器中分离，煤气流向焦炉煤气初冷器，氨水、焦油和焦油渣则进入焦油氨水分离器，按密度进行分离。大部分氨水用泵送回集气管喷洒，小部分剩余氨水经溶剂脱酚、蒸氨和生物脱酚等多级处理后外排。焦油送煤焦油加工装置处理。焦油渣回配入装炉煤。初冷器冷却初冷器冷却的方法有间接初冷法、直接初冷法和间接-直接初冷法三种。间接初冷法的煤气冷却和净化成效好，为世界各国广泛采用；直接初冷法，冷却水和煤气直接接触，有较好的净化成效，但因设备较多，投资较大，应用不如间接初冷器普遍；间接-直接初冷法是70年代后发展的初冷方法，煤气初冷和净化成效好,但设备多，投资大，未能广泛采用。间接初冷法的工艺流程如图1-1所示。图1-1间接初冷法工艺流程1一气液分离器；2一间接初冷器；3—焦炉煤气鼓风机；4一电捕焦油器；5-冷凝液槽；6一冷凝液液下泵；7、8—水封槽；9一焦油氨水分离器；10-氨水中间槽；11一事故氨水槽；12一焦油贮槽；13一焦油中间槽；14-冷凝液中间槽该流程在我国得到广泛采用。粗煤气与喷洒氨水冷凝焦油等沿吸煤气主管第一进入气液分离器，煤气与焦油、氨水、焦油渣等在此处分离。分离下来的焦油、氨水和焦油渣一起进入焦油氨水澄清槽，经过澄清分成三层：上层为氨水，中层为焦油，下层为焦油渣。沉淀下来的焦油渣由刮板输送机连续刮送至漏斗处排出槽外。焦油则通过液面调剂器流至焦油中间槽，由此用泵送至焦油贮槽，经初步脱水后，再用泵送往焦油车间。氨水由澄清槽的上部满流到氨水中间槽，再用循环氨水泵送回焦炉集气管喷洒以冷却粗煤气。这部分氨水称为循环氨水。经气液分离后的煤气进入数台并联的立管式间接初冷器内用水间接冷却。煤气走管间，冷却水走管内。煤气与冷却介质不直接接触，气液两相只是间接传热而不发生传质过程。在初冷器内，煤气中焦油气、水气和秦大部分都冷凝下来，煤气中一部分氨、硫化氢和氟化氢等溶解于冷凝液中，煤气则被净化。粗煤气通过间接初冷器，温度从80〜85℃降至25〜35C,经鼓风机送入电捕焦油器除去煤气中的焦油雾后，送往煤气净化的后续工艺装置。由初冷器、焦炉煤气鼓风机和电捕焦油器排出的冷凝液以及由气液分离器下来的焦油氨水和冷凝液，在焦油氨水分离器中沉降分层后所碍的氨水，作为循环氨水送回集气管，剩余氨水送溶剂脱酚装置；煤焦油送入焦油贮槽；焦油渣回配入装炉煤。冷却后的煤气中焦油含量降至1.5〜2g/m3,经鼓风机和电捕焦油器进一步分离后，最终降至0.05g/m3。间接初冷法的主要设备是间接式初冷器。间接初冷器是一种列管式固定管板换热器。在初冷器内，煤气走管外，冷却水走管内。两者逆流或错流通过管壁间接换热，使煤气冷却。间接初冷器有立管式和横管式两种。立管式初冷器如图1-2所示。其换热器竖直放置，壳体截面有圆形、长圆形和方形。换热器管径有38mm、45mm>57mm和76mm几种。折流板与管子同向，折流板间距由热端至冷端逐步减小，以使煤气流速基本不变。水箱隔板与折流板对应放置，构成图1-3立管式初冷器冷却水与煤气逆流间接换热。上水箱敞开，冷却水自流通过冷却器。这种初冷器结构简单，管内结的水垢便于清扫；但冷却水流速低，传热成效差，煤气中蔡的净化不好。

图1-2立管式初冷器横管式初冷器如图1-3所示。其换热管与水平面成3°角横放，壳体截面为矩形。管板外侧管箱与冷却水管连通，构成冷却水通道，可分两段或三段供水。两段供水是供低温水和循环水，三段供水则供低温水、循环水和采暖水。煤气自上而下通过初冷器。冷却水由每段下部进入，低温水供入最下段，以提高传热温差,低煤气出口温度。在冷却器壳程各段上部，设置喷洒装置，连续喷洒含煤焦油的氨水，以清洗管外壁集结的焦油和蔡，同时可以从煤气中吸取一部分蔡。横管式初冷器结构复杂，管内积结的水垢难于清扫；但冷却水流速高，传热效率好，冷却后的煤气含蔡低，净化好。煤气的直接冷却工艺煤气的直接冷却，是在直接式煤气初冷塔内由煤气和冷却水直接接触传热完成的。我国小焦化大都用此流程。由煤气主管来的80-85C的煤气，经过气液分离器进入并联的直接式煤气初冷塔，用氨水喷洒冷却到25-28C,然后由鼓风机送至电捕焦油器，电捕除焦油雾后,将煤气送往回收氨工段。由气液分离器分离出的氨水，煤焦油和焦油渣，经过焦油盒分离出焦油渣后流入焦油氨水澄清池，从澄清池出来的氨水用泵送回集气管喷洒冷却煤气。澄清槽底部的煤焦油流入煤焦油池，然后用泵抽送到煤焦油槽中，再送往煤焦油车间加工处理。煤焦油盒底部的煤焦油渣人工捞出。初冷塔底部流出的氨水和冷凝液经水封槽进入初冷氨水澄清池，与洗氨塔来的氨水混合并在澄清池与煤焦油进行分离。分离出来的煤焦油与上述煤焦油混合。澄清后的氨水则用泵送入冷却器冷却后，送至初冷塔循环使用。剩余氨水则送去蒸氨或脱酚。从初冷塔流出的氨水，由氨水管路上引出支管至煤焦油氨水澄清池,以补充焦炉用循环氨水的蒸发缺失。煤气直接冷却，不但冷却了煤气，而且具有净化煤气的良好成效。据某厂实测生产数据表明，在直接式煤气初冷塔内，可以洗去90%以上的煤焦油，80%左右的氨，60%以上的蔡，以及50%的硫化氢和氧化氢。这对后面洗氨洗苯过程及减少设备腐蚀都有好处。同煤气间接冷却相比，虽然直接冷却具有冷却效率高，煤气压缺失小，基建投资少等优点。但直接初冷工艺流程较复杂，动力消耗大，循环氨水冷却器易腐蚀易堵塞，各澄清池污染也严重，大气环境恶劣等缺点。综上我采用横管式间接初冷器对煤气进行初冷的设计。2初冷工艺的运算2.1集气管的物料平稳和热运算物料衡算每小时装入干煤量/=见空斗=86万吨/年，1吨煤产焦炉煤气340m3,132x0.3%每小时装入干煤量120%,一年开工300天，每天24小时。原始数据产品产率（对干煤质量）％TOC\o"1-5"\h\z焦炉煤气 14水分（化合水2.2,配煤水分7.8） 10焦油 4.0粗苯 1.0氨 0.3硫化氢 0.3焦炭 76炼焦煤气组成（体积）％H2 57CH& 27CO 6M 5CO-, 2.2CnHm 2.3O2 0.5每小时装入湿煤量：120X =1量t/h100-10装入煤带水量：133-120=13t/h

（1）进入集气管的物料（kg/h）干煤气120X340X0.47=19176m3水蒸气120000X0.022+13000=15640焦油气120000X0.04=4800粗苯气120000X0.011=1320硫化氢120000X0.003=360氨120000X0.003=360合计干煤气密度：41656P=(0.57X2+0.27X16+0.06X28+0.05X28+0.022X44+0.023X28+0.005X32)1 2X -045ke/m3■22.4s~按体积计的物料为m7h干煤气120X340=40800水蒸气22415640X^-=1946318焦油气2244800X^^=632170粗苯气2241320X^^=35683硫化氢224360X三±=23734氨224360X^=47417合计 61954其中：170—焦油平均分子量83一粗苯平均分子量34一硫化氢分子量（2）离开集气管煤气的组成在集气管中有60%焦油气冷凝，即为：4800X0.6=2880kg/h或632X0.4=253m3/h设在集气管中有Mkg/h的水蒸发，即等M=1.24Mm3/h。而集气管中的蒸18发水量M是在热平稳中确定的。表1集气管的物料组成物料名称输入输出Kg/hm3/hKg/hm3/h干煤气19176408001917640800水蒸气156401946315640+M19463+1.24M焦油气48006321920253粗苯气13203561320356硫化氢360237360237氨360474360474合计416566195438776+M61583+1.24M2.1.2集气管的热量衡算通过集气管的热平稳运算已确定蒸发水量M及煤气出口的露点温度。输入热量：.煤气带入的热量Qi(1)干煤气带入的热量：设煤气的入口温度为650℃,干煤气比热为：Cg=(0.57X0.313+0.27X0.5566+0.06X0.3265+0.05X0.3235+0.022X0.4943+0.023X0.717+0.005X0.3409)X4.186=1.7kJ/m3•℃即卫=3.8。/心•℃0.45qi=19176X3.8X650=47364720kJ/h(2)水蒸气带入热量q2=15640X(2308+2.02X650)=56530780kJ/h式中：2308—0℃时水蒸气的熔，KJ/Kg2.02—水蒸气在0-650C时的平均比热，KJ/Kg•℃(3)焦油气带入的热量焦油气比热：Cc=(0.305+0.392XI0-3Xt)X4.186=(0.305+0.392X10-3X650)X4.186=2.3KJ/kg•℃q3=4800X(88+2.3X650)=7598400KJ/h式中：88—0℃时焦油气的焰，KJ/kg(4)粗苯带入的热量粗苯气比热：c(20.7+0.0260x4.186Cb= W_(20.7+0.026x650)x4.18683=1.9KJ/kg•℃式中：W一粗苯的平均分子量，取W=83.,.q4=1320Xl.9X650=1630200KJ/h(5)硫化氢带入的热量q5=360X1.15X650=269100KJ/h式中：1.15—0-660C范畴内硫化氢的平均比热，KJ/kg«℃(6)氨带入的热量q6=360X2.61X650=610740KJ/h式中：2.61一氨的比热，KJ/kg•℃煤气输入的热量：Qi=qi+q?+q3+q4+q5+q6=47364720+56530780+7598400+1630200+269100+610740=114003940KJ/h.循环氨水带入的热量Q2Q2=WiTi式中：Wi一循环氨水，kg/h1一循环氨水温度，℃每吨干煤所用循环氨水量5-6m3/h,则：W1=120X6=720m3/h循环氨水温度应比进入集气管的煤气露点温度高5-10℃,以保证水的蒸发动力。设集气管中煤气的总压力为101.325KPa,则水蒸气分压为：19463Pv=101.325X^^=31.8ma61954相应的露点温度为70.88℃取循环氨水的实际温度T1=77CQ2=720X1.1X1000X77X4.186=254913120KJ/h则总输入量：Q^=Q1+Q2=114003940+254913120=368917060KJ/h输出热量：.炼焦煤气带走的热量Qa(1)干煤气带走的热量设集气管出口煤气温度为82℃,干煤气在0-82C的平均比热为：Cg=(0.57X0.306+0.27X0.384+0.06X0.31+0.005X0.309+0.02X0.392+0.023X0.518+0.005X0.314)X4.18=1,4KJ/m3•℃或：—=3KJ/kg•℃0.45二q尸19176X3X82=4717296KJ/h(2)水蒸气带出的热量q2=(15640+M)X(2487+1.83X82)=41243618+2637M式中：1.83—水蒸气的比热，KJ/kg(3)焦油气带走的热量焦油气的比热：Cc=(0.305+0.392X10-3X82)X4.18=1.4KJ/kg•℃.,.q3=l920X(367.8+1.4X82)=926592KJ/h(4)粗苯气带走的热量粗苯气的比热：厂(20.7+0.026x82)x4.186,,IZT,1℃Cb= =1.1KJ/kg•C83.*.q4=1320Xl,lX82=119064KJ/h式中：83一粗苯气的平均分子量(5)氨带走的热量q5=360X2.11X82=62287KJ/kg式中：2.11一氨的比热，KJ/kg•℃(6)硫化氢带走的热量q6=360X0.995X82=29372KJ/kg式中：0.995一硫化氢的比热，KJ/kg℃则炼焦煤气带走的热量为：Q3=qi+q2+q3+q4+q5+q6=4717296+41243618+2637M+926592+119064+62287+329372=47098229+2637M.循环氨水和冷凝焦油带走的热量Q4设循环氨水及冷凝焦油在集气管中的温度为80℃焦油的比热：Cc=(0.327+0.3IX10-3X80)X4.186=1.471KJ/kg•℃则Q4=[(720000-M)X4.18+2880XI.5]X80=(241219280-334.4M)KJ/h.集气管周围散热缺失Q5Q5=(ai+a2)xFx(ti-t2)式中：ai+a2—集气管壁对空气的对流和辐射给热系数，KJ/itf-h•℃可按下式求出：ai+a2=33.44+0.209tl；ti一集气管壁温度，取100C贝ijai+a2=(33.44+0.209X100)=54.34KJ/m2•h•℃t2一空气温度，取25cF一集气管总的外表面积，itf按下式求出：F=2nDL=2X3.14X1.3X50=408.2m2式中：D一集气管的直径，mL一集气管长度，m2一焦炉座数则散热量为：q5=54.34X408.2X(100-25)=1663619KJ/h所以，总的输出量为：Q/Q3+Q4+Q5=47098229+2637M+(241219280-334.4M)+1663619=289981128+2302.6M令QlQ出则有：368917060=289981128+2302.6M M=34281kg/h224 ,,34281X^^=42661^3/〃18集气管出口煤气总体积：61583+42661=104244m^h集气管煤气出口水蒸气体积：19463+42661=62124疗/〃集气管出口煤气中水蒸气分压：P=101.325X=50KPa104244相应煤气出口温度816c-82℃(露点)，与假设相符。表2集气管的热平稳(KJ/h)

物料名称输入热量输出热量干煤气473647204717296水蒸气56530780131642615焦油气7598400926592粗苯气1630200119064硫化氢26910029372氨61074062287小计114003940137497226循环氨水254913120229410114焦油—345600集气管热缺失—1663619合计3689170603689165592.2横管初冷器热■和物料衡算本塔采用三段冷却流程，第一段煤气从82℃冷却到65℃；第二段从65℃冷却到45℃。第一段采用58-68C的采暖循环水，第二段采用30-40C的循环水。横管初冷器的物料衡算表3进入初冷器的物料组成如下物料名称kg/htn3/h干煤气1917640800水蒸气4992162124焦油气1920253粗苯气1320356硫化氢360237氨360474小计73057104244（1）一段初冷器出口煤气中水蒸气量的运算知煤气出口温度为65c压力47KPa,在初冷器中大部分焦油气冷凝。即焦油气在第一段冷凝了60%,溶解于剩余氨水中的氨、硫化氢和二氧化碳的总量为107m3并且溶解了60%o第一段初冷器煤气出口所含水蒸气量按下式运算：

Vv=Vcg—^―尸一P式中：Veg—初冷器出口干的煤气体积，m3/hp—水蒸气在65℃时的分压，p=2547毫米水柱P一段初冷器出口煤气压力，P=9983毫米水柱而Vcg=104244-62124」(253+107)X0.6]=41904^7〃,\Vv=41904X2547

,\Vv=41904X2547

9983-2547=14353加7人14353行7X18=11534kg/h(2)二段初冷器出口煤气中水蒸气量的运算在二段中设焦油蒸气全部冷凝下来，氨、硫化氢和二氧化碳溶于剩余氨水中。水蒸气量按下式运巢仁匕后式中：V4—初冷器出口干的煤气体积，m3/hp'一水蒸气在45c时的分压，江=974毫米水柱P一二段初冷器出口煤气压力，P=9933毫米水柱而V'cg=104244-62124-(253+107)=41760疗/〃.-.V'v=41760X974.-.V'v=41760X974

9933-9744540 X18=3648kg/h22.4通过运算得，在一、二段初冷器中冷凝的水蒸气量为:4992l-3648=46273kg/h送到溶剂脱酚去的氨水量为：15640-3648=11992kg/h需要补充到循环氨水中的冷凝水量为：46273-11992=3428lkg/h设剩余氨水含氨5g/L,含硫化氢2g/L,含二氧化碳2g/L,则溶解于剩余氨水中的二氧化碳和硫化氢各为：11992X0.002=24kg/h或:：H2sl5.8加3,(0212.2/7?"溶解于剩余氨水中的氨为：13804X0.005=60kg/h或79疗/〃因此两段冷却流程的横管式初冷器的物料平稳见下表:表4两段冷却流程横管式初冷器的物料平稳表物料名称输入输出Kg/h7H3/hKg/htn3/h干煤气19176408001915240787.8水蒸气499216212436484540焦油气1920253——粗苯气13203561320356硫化氢360237336221.5氨360474300395小计730571042442292244026水——48085—溶解气体——125123焦油——1920253总计73057—73050—横管初冷器的热量衡算通过上面的运算，我们确定了物料在初冷器中的基本运行情形，下面我们要通过热量衡算来确定横管初冷器各段所需的冷却水量。1）第一段初冷器的热量衡算（采暖循环水段）输入热量.煤气的带入热量：Qi=137497226kJ/h.冷却水带入的热量：Q2=Wt'wX4.18kJ/h式中：W—初冷器所需要冷却水量，kg/hT'w一冷却水入口温度，t'w=58℃故：Q2=242.44WkJ/h则输入总热量：Q入=137497226+242.44WkJ/h.循环氨水的量带入的量每吨干煤所用循环氨水量5-6m3/h,则：Wi=19,15X6=114m3/h

Q狐=mtcp=(114000x2.245+36093x4.18)x25=10169969kJ/ht=25m=ll4000+36093=150093kg/h输出热量.煤气带走的热量设在第一段初冷器的煤气出口处温度为65℃,则在下边的运算中应用到以下数据：物料名称温度(℃)比热(kJ/kg・K)干煤气653.003水蒸气651.906粗苯气651.129氨652.245硫化氢651.099焦油气651.379干煤气带走的热量：qi=19152x3.003x65=3721978kJ/h水蒸气带走的热量：q2=14353X(2487.1+1.906X65)=37475539kJ/h粗苯气带走的热量：q3=1320X1.129X65=96868kJ/h④氨带走的热量：q4=(360-60X0.6)X0.87X2.245X65=47280kJ/h⑤硫化氢带走的热量：q5=(360-24X0.6)X0.94X1.099X65=24042kJ/h⑥焦油气带走的热量：q6=(1920-1920X0.6)X1.397X65=69738kJ/h则煤气带出的总热量为：Q3=q1+q2+q3+q4+qs+q6=3721978+37475539+96868+47280+24042+69738=41435445kJ/h.水和焦油带走的热量Q4在第一段初冷器中，水和焦油的平均温度为：tcp=82-6523唔tcp=82-6523唔=83℃而焦油比热为：Cc=(0.327+0.31X10-3X83)X4.186=1,5kJ/kg•K水的比热为4.18kJ/kg•K所以：Q4=[(49921-14353)X4.18+1920X0.6X1.5]X83=12483386kJ/h.冷却水带走的热量：Q5=68WX4.18式中：68—冷却水的出口温度，℃循环氨水带出的热Q氨出=(114000x2.245+36903x4.18)x50=20339937kJ"这样就可以得到第一段初冷器总的输出热量为：Q『Q3+Q4+Q5+Q«fh=74258768+284.24WkJ/h•••Q入=(3出即147667195+242.44W=74258768+284.24W得第一段所用高温循环水量为：W=1756182kg/h即W=1756m3/h2)第二段初冷器的热量衡算输入热量.煤气、水和焦油的带入热量：Q6=Q3+Q4=53918831kJ/h.冷却水带入的热量：Q7=W2t"wX4.18kJ/h式中：W2—初冷器所需要冷却水量，kg/ht%—冷却水入口温度，℃故：Q7=125.4W2kJ/h则第二段输入总热量：Q入2=46032721+125.4W2kJ/h.循环氨水带入的热量Q'=20339937+(11400()x2.245x18+36903x4.18x18)=27662314kJ"输出热量.煤气带走的热量设在第二段初冷器的煤气出口处温度为45℃,则在下边的运算中应用到以下数据：物料名称温度(℃)比热(kJ/kg•K)干煤气452.987水蒸气451.868粗苯气451.099氨452.123硫化氢 45 1.037焦油气 45 1.350第二段初冷器中煤气带走的热量：干煤气带走的热量：qi=19152x2.987x45=2563052kJ/h水蒸气带走的热量：q2=3648X(2487.1+1.868X45)=9379592kJ/h粗苯气带走的热量：q3=1320X1.099X45=65281kJ/h④氨带走的热量：q4=300X2.123X45=28661kJ/h⑤硫化氢带走的热量：q5=336X1.037X45=15679kJ/h⑥焦油气带走的热量：q6=192X1.35X45=11664kJ/h则煤气带出的总热量为：Q8=q1+q2+q3+q4+qs+q6=12323902kJ/h.水和焦油带走的热量Q9在第二段初冷器中，水和焦油的平均温度为：tCp=65 =54.4℃2.31g—45而焦油比热为：Cc=(0.327+0.31X10-3X54.4)X4.186=1.438kJ/kg•K水的比热为4.18kJ/kg•K所以：Q9=(46273X4.18+1920X1.438)X54.4=10672306kJ/h.冷却水带走的热量：冷却水升温后，Qio=42W2X4.18式中：42—二段循环水的出口温度，C循环氨水的热Q"=(114000x2x2.245x40+36903x2x4.18x40)=32543899kJ/A这样就可以得到第二段初冷器总的输出热量为：Qm2=Q8+Q9+Q10+。"=55540107+175.56W2

得第二段所用循环水量为：W2=519159kg/h即W2=519m3/h通过上面的运算，我们了解了初冷器各段的热平稳情形并通过热平稳运算出了各段所需的冷却水量，由此可得出整个初冷器的热平稳如下表：表5初冷器热平稳荒煤气总的输入热量137497226kJ/h输出热量kJ/h煤气带走的热量冷凝液带走的热量一段采暖水带走的热量二段采暖水带走的热量循环氨水带走的热量小计12323902106723067340840826041015325438991549895302.3主要设备运算初冷器的工艺运算1.运算第一段总传热系数（1）从煤气至金属壁的给热系数（XI按下式运算：lgai=1.69+0.0246x式中：x—水蒸气体积占湿煤气总体积的平均百分数而，x=62124 13519 100/而，x= + )X——=4310424439470+13519 2Algai=1.69+0.0246X43=2.7ai=559.5kcal/m2•h•K=2342KJ/m2•h•℃（2）运算从金属壁至水的给热系数a2按下式运算a2=O,O23ReO.8PrO.4（p-为求得给热系数a1必须先确定水流速，设采用冷却面积为2500Of的横管初冷器，其水通路面积为0.046m）流水管为Cr5Mo①65mmX7mm的无缝碳钢管。则水在第一段初冷器内的平均流速为:U=175616x3600x0.1859U=175616x3600x0.1859=0.66m/s式中：1756—初冷器所需采暖循环水量（58℃）,m3/h16一初冷器台数当采暖循环水的平均温度为63℃时，其物理常数为

比热导热系数动力黏度比热导热系数动力黏度密度X=238KJ/m•h•℃口=0.4483厘泊P=982kg/m3exu

Pr=3.6——=3.6X

A4.18x0.4483-238水在管内流动的雷诺数Re=1000—=10(X)X666x0.051x982=73732H 0.4483因Re〉10000,故水在管内处于湍流状态，这时@=1所以有：a2=0.023Re0.8Pr0.4(p-=0.023X737320.8X0.02830.4X1X0.051=202104KJ/m,•h•℃=1077KJ/m**•h•℃2342167.24.18202104=1077KJ/m**•h•℃2342167.24.18202104必一是管壁的热阻，X]而.0.0032,取为 m2•h167.21•℃/KJ丝一是管壁的热阻,入2而40.0022,取为 m2•I4.18h•℃/KJ式中:2'+里+型+而，x=(1351914353 1 39470+1351914353+41904)X色=262AIgai=1.69+0.0246X26=2.33ai=214kcal/m 1 0.0030.002 1 + + + 1 0.0030.002 1 + + + 通过运算得到了第一段的总传热系数Ki=1077KJ/itf•h•C2.运算第二段总传热系数(1)从煤气至金属壁的给热系数仙按下式运算：lgai=1.69+0.0246x式中：x—水蒸气体积占湿煤气总体积的平均百分数(2)运算从金属壁至水的给热系数(X2按下式运算a2=0.023Re0.8Pr0.4(p—为求得给热系数a2必须先确定水的流速，设采用冷却面积为(2)运算从金属壁至水的给热系数(X2按下式运算a2=0.023Re0.8Pr0.4(p—为求得给热系数a2必须先确定水的流速，设采用冷却面积为2500Of的横管初冷器，其水通路面积为0.023itf,则水在第二段初冷器内的平均流速为：U=519=0.39m/s16x3600x0.023式中：519—初冷器所需冷却循环水量(30℃),m3/h16—初冷器台数当采暖循环水的平均温度为36℃时，其物理常数为比热导热系数动力黏度密度c=4.18KJ/kg•℃X=225KJ/m•h•℃n=0.7085厘泊P=993.6kg/m3Pr=3.6£^=3.6x4J8x07085=0.0474X 225水在管内流动的雷诺数Re=1000—=10(X)X

u0.39x0.051x993.6皿。〜 =278940.7085因Re〉10000,故水在管内处于湍流状态，这时力=1所以有：a2=0.023Re0.8Pr0.4(p-225=0.023X278940.8X0.04740.4X1X 0.051=107910KJ/m2•h•℃(3)运算第二段总传热系数第二段传热系数K2由下式得到式中：9•一是管壁的热阻，取为"曳ltf・h・℃/KJ入। 167.23•一是管壁的热阻，取为竺空nV•h•℃/KJ

入2 4.18

K2=1 F8950.0030.002 1 167.24.181

107910K2=1 F8950.0030.002 1 167.24.181

107910=616KJ/m2•h•C通过运算得到了第二段的总传热系数K2=616KJ/nT•h•℃3.初冷器所需面积的运算按下式运算冷却器所需面积 F=—^―KAt

lep式中：K一是各段冷却器的传热系数△top-是各段初冷器的平均温度差第一段初冷器的平均温度差：煤气 82 65水 685814 714-7△tcp1= ry=10℃2.3lgy第二段初冷器的平均温差：煤气65 45水 42 3013 15△tcp2=13-152.3吟=14℃第一段初冷器的面积:—Q.—X73408408Fi=——=皿 =426m2KgtcR1077x10式中_Lq1一因为假设16台初冷器并联使用,16第二段初冷器的面积:

—Q2 —X26041015F2=———= =189m2K2^tcp2616x14流速4.5机/s,进气管径流速4.5机/s,进气管径4=4x4080016x3600x3.14x4.5=O.lw取100mmx4mm出口速度为5/n/s,4x出口速度为5/n/s,4x40787.8-V16x3600x3.14x5=0.09/72取100mmx4mm管箱高度运算：4)=0.065〃?是冷却水管的外径;I=是管子长度。取100mmx4mm管箱高度运算：4)=0.065〃?是冷却水管的外径;I=是管子长度。管箱宽乙=1xcos3。=0.99&〃取09m。管箱长：23x0.065+23x0.08=3.335/n（圆整为3.5米）第一段高:1756

n= 16x3600x0.66x3.14xfI2=23第二段高n= =90.7层近似为91 /?=91xlxsin30—4.863.14x0.065x23189n= =40层 〃=40xsin3°=2.095加1x3.14x0.065x23塔底油槽高度取3.5m,底座高度取1m,煤气进口高度取1.5m,煤气出口高度取2m,两段喷淋总高度取0.4m。所以塔高H=4.8+2.095+3.5+l+1.5+2+0.2=15.295m壁厚N=（2L+B+H）/3000（mm）式中L.箱体长度（mm）,L、B、H中，L为最大值;B-箱体宽度（mm）；H-箱体高度（mm）z2l+b+h2x900+3500+15000…N= = =o.omm30003000考虑加=7900x3.14x（0.065'-0.0513)x1x131x23=10611这的重量，及风的作用，故壁厚取10mm。喷淋液的喷头取喷洒直径为500mm,2排，一排7个圆形喷头箱体的风载荷：1）水平风力的运算：匕=降七端印/10«式中月一水平风力，N%—基本风压，N/m2乙一第i段运算长度，mm工一风压高度变化系数%一体型系数，方形直立设备取0.7.一箱设备各运算段的风振系数，当箱高HW20m时，取（,=1.7Q,.一箱设备各运算段的有效直径，mm由于箱高为15m,分为四段运算水平风力，则取％=0.7K2i=\.lL,=4000mm L4=3000mmf=0.80 6=1.0力=1.1f4=1.2%=400V扁2=2200mm代入数据则：/]=0.7x1.7x400x0.80x4000x4000xlO-6=6092.8N巴=0.7x1.7x400x1.00x4000x4000x1（T6=7616NA=0.7x1.7x400x1.14x4000x4000x10^=8682.24N^.=0.7x1,7x400x1,25x3000x4000x1O-6-=7140N2）风弯矩的运算：MJ=6司+&1（L+^-）+&（4+A+i+~*）+代入数据运算得：+ +与）+£（。+&+与）+4（。+4+4+§）TOC\o"1-5"\h\z4 4 4 4=6092.8x-+7616x（4+-）+8682.24x（4+4+-）+9520x（4+4+4+-）00 2 2 2 2=277984Mm=64+ +争+6出+4+争4 4 4=7161x-+8682.24x（4+-）+9520x（4+4+-）2 2 2=162525.44N-w吟+2出+§4 3=8682.24x-+7140x（4+-）=60204.48Nm吟3=7140x-2=10710Nnz2.4剩余氨水量的运算在氨水循环系统中，由于加入配煤水分和炼焦时生成的化合水，使氨水量增多而形成所谓的剩余氨水。这部分氨水从循环氨水泵出口管路上引出，送去脱酚和蒸氨，其数量可由下列运算确定。原始数据TOC\o"1-5"\h\z装入煤量（湿煤）/（%） 133煤气产量（干煤）/97） 340初冷器后煤气温度/℃ 30循环氨水量（干煤）/（药/） 6集气管中氨气蒸发量/% 2.6配煤水分/% 7.8化合水（占干煤质量）/% 2.2也为循环氨水量。设于集气管喷洒煤气时蒸发了2.6%,剩余部分即为由气液分离器出来的氨水量吗。离开气液分离器的煤气中所含的水汽量叱,即煤气带入集气管的水量场和循环氨水蒸发部分之和。初冷器后煤气带走的水量为叱,（W,-也）即为冷凝水量唯o从冷凝水量叱中减去需补充的循环氨水量吗（相当于蒸发部分），即得剩余氨水量明。即送去加工的剩余氨水量吗=叱-叱=133x0.078+133x(l-0.078)x0.02=14W,=133x(l-0.078)x340x————=1.4%1000x1000/h35.2——每煤气在30C时经水蒸气饱和后的蒸汽含量，g3硫酸铁制取工艺(1)硫酸钱生成的化学原理硫酸吸取煤气中的氨事迅速的不可逆的化学反应；2NH,+H2SO4.(N%[SO4,AH=-275014J/mol实际热效应与母液酸度和温度有关，其值较上述值约小于10%o如氨与酸度为7.8%的硫酸锈饱和母液相互作用，其反应热效应如下：温度/℃ 47.7 66.6 76.1硫酸镂热效应/(J/mol)240883 245878 23600硫酸过量时，则生成酸式盐：NH3+H2SO4TNHESO4,AH=-165017J/iml用适量被氨饱和的程度，酸式盐又可转变为中式盐NHaHSO4+NH3.(N”4)2so4溶液中酸式盐和中式盐的比例取决与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，主要时中式盐。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，故在酸度不大的情形下，从饱和溶液中析出的只有硫酸镂结晶。硫酸核在不同浓度硫酸溶液(60C)内的溶解度曲线，在酸度小于19%时，析出的固体结晶为硫酸镀；当酸度大于19%而小于34%时，得到的固体结晶全为硫酸氢核。(2)喷淋式饱和器法硫钱工艺。喷淋式饱和器硫钱生产工艺与鼓泡式饱和器流程基本一样，只是将喷淋式饱和器代替鼓泡式饱和器。喷淋式饱和器是将饱和器和结晶器连为一体，流程更为简化。在此流程中采用母液加热器，从结晶槽顶部一部分母液通过加热器加热，再循环返回饱和器喷淋。在饱和器底部控制一定的母液液位，母液从满流管流入满流槽。在满流槽中除去焦油的母液流入母液贮槽。母液循环泵从结晶槽上部抽出母液，送到喷淋室的环形分配箱进行喷洒，母液循环量为15L/m3o吸取氨后的母液通过中心降液管向下流到结晶槽底部。饱和器内母液酸度控制20%〜30%,结晶段的结晶体积百分比上限为35%〜40%,下限为4%。晶比达到25%时，启动结晶泵抽取结晶，送往结晶槽提取硫钱。在保证饱和器水平稳的条件下，一样饱和器母液温度保持在50〜55℃,煤气出口温度44〜48℃。喷淋式饱和器的阻力一样为1000〜2000Pa,为旧式鼓泡型饱和器的1/5〜1/4。饱和器后的煤气含氨可达到30〜50mg/m3。其流程见图3-1。①喷淋室由本体、外套筒和内套筒组成，煤气进入本体后向下在本体与外套筒的环形室内流动，然后由上出喷淋室，再沿切线方向进入外套筒与内套筒间旋转向下进入内套筒，由顶部出去。外套筒与内套筒间形成旋风分离作用，以除去煤气夹带的液滴，起到除酸器的作用。②在喷淋室的下部设置母液满流管，控制喷淋室下部的液面，促使煤气由入口向出口在环形室内流动。③在煤气入口和煤气出口间分隔成两个弧形分配箱，在弧形分配箱配置多组喷嘴,喷嘴方向朝向煤气流，形成良好的气液接触面。④喷淋室的下部为结晶槽，用降液管与结晶槽连通，循环母液通过降液管从结晶槽的底部向上返，不断生成的硫钱晶核，穿过向上运动的悬浮硫锈母液，促使晶体长大，并引起颗粒分级，小颗粒升向顶部，从上部出口接到循环泵，结晶从下部抽出。⑤在煤气出口配置有母液喷洒装置。煤气入口和出口均设有温水喷洒装置，可以较彻底清洗喷淋室。⑥饱和器材质，国外引进的设备其材质均采用耐酸不锈钢制造，所用材料牌号为

URANUS50（法国牌号）；我国引进的酸洗法酸洗塔材质为SUS316L,目前国内采用的喷淋式饱和器和母液加热器均采用SUS316L,它可使用于接触介质硫酸酸度在10%以下的设备。喷淋式饱和器结构见图3-2。图3-2喷淋式饱和器结构图综上所述，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，易于把握，设备材料国内能够解决。

4硫酸较工艺运算4.1物料衡算原始数据焦炉干煤装入量120%饱和器后煤气含氨量分缩器后氨气温度98℃干煤的煤气产率340〃/氨对干煤产率0.3%初冷器后煤气温度30℃剩余氨水含氨量3.5%硫酸浓度78%剩余氨水量13%氨水蒸储塔后废水含氨量0.05%每蒸储稀氨水用直接蒸汽量200%34.1.1氨平稳运算①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的总氨量之差。1000xl2OxO.3%-13x3.5=314.5②煤气带出饱和器的氨量：340x120x003=1.221000③由氨水蒸馆塔的氨气带入饱和器的氨量:

13x3.5-13x1.2x0.05=44.72%④饱和器中被硫酸吸取的氨量:314.5+44.72-1.22=358%⑤硫酸锭产量：358x」±±=1389%2x17⑥硫酸消耗量（78%硫酸）：358x泗=13量%34x0.784.1.2水平稳的运算1）带入饱和器的总水量：煤气带入的水量：3叱120x35.2=14362%100035.2一一每1疝煤气在30C时经水蒸气饱和后的蒸汽含量，g氨分缩器后氨气带入的水量：竺卫心二必町=402*%10%10%一—相当于分缩器后温度为98c的氨水浓度。由78%（质量分数）硫酸带入的水分：1323x（1-0.78）=291.1^洗涤硫酸铁水量：取硫酸核量的8%,离心后硫酸铉含水2%,故带入的水量8—2为：1389x——=83.34*%100饱和器和除酸器的洗水量：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，取平均200*%,带入饱和器的总水量为：1436.2+402+291.1+83.34+200=2413%2）饱和器的出口煤气中的水蒸汽分压：带入饱和器的总水量，均由煤气带走，则饱和器的I/??煤气应带走的水量为:2413

2413

340x120=0.06%=60%,相应地，1//煤气中水煤气的体积为:60x22.41000x18=0.075加60x22.41000x18=0.075加混合气体中水汽所占的体积为:0.0751+0.075=7.0%取饱和器后煤气表压为11.77kPa,则水蒸气分压为:p&=(101.325+11.77)x7.0%=7.92kPa4.2母液最低温度的确定根据母液液面上的水蒸气分压等于煤气中的水蒸气分压，利用图可直接查的。若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"=百-〃2。此外，还由于煤气在饱和器中停留的时间短，不可能达到平稳，所以，实际上母液液面上的水蒸气分压应为：月=57g式中K为平稳偏离系数，其值为1.3—1.5o当取1.4时，p,=1.4x7.92=11.09当母液酸度为4%和8%时，与其对应的母液适宜温度分别为50℃及55c时，当母液酸度为6%,可取其平均值52.5C。为在实际生产操作中，当毗咤装置不生产时，母液温度为50—55℃；当毗咤装置生产时，母液温度为55—-60C。4&Z |1020304050G0708090iHr®/1020304050G0708090iHr®/r等液的温境同淞面卜水蕉气分年关系ffli-a#液的敢反为4、,2用液的酸度为8%4.3热平稳运算1）输入热量01煤气带入饱和器的热量Q设煤气预热器后的实际温度为t,则干煤气带入的热量：340x120x1.465,=5977%%1.465——干煤气比热。融水汽带入的热量：1436.2x（2491+1.834。=3577574+26341%1.834——0—80C间水蒸气比热容，%g.K）2491——水在0C时的平均潜热，%氨带入的热量：314.5x2.106,=662/2.106%^）——氨的比热：煤气中所含的苯族烧，硫化氢及其它组分在饱和器中未被吸取，可忽略。至于毗咤在饱和器中被吸取，但量很少，亦可忽略。故煤气带入饱和器的总热量：Qi=59772t+3577574+2634t+662t=3577574+630681%2氨气带入的热量Q2：⑴氨带入的热量：44.72x2.127x98-9932%2.127---98℃氨的比热，%S.K}⑵水汽带入的热量：402x（2491+1.84x98）=1073870%

Q2=9932+1073870=1083192%3硫酸带入的热量03=1323x1.882x20=49798%1.882—78%H2s04的比热，％”)4洗涤水带入的热量Q,=(200+83.34)x4.177x60=71011%60-一一离心机、饱和器洗涤水温度(C)4.177——60C时水的比热5结晶槽回流母液带入的热量：由体会知，回流母液量一样为硫镂产量的10倍。实践表明，当母液温度稳固的保持在50-55C范畴，对大晶粒结晶最为适宜,同时由水平稳运算知，母液温度应大于44℃或49℃,同时大于出饱和器煤气的露点40℃。设结晶槽回流母液45℃,则：=1389x10x2.676x45=1672634%2.676——母液的比热，%g.K)6循环母液带回的热量：同样由体会知循环母液量一样为硫镂产量的60倍，温度取50℃2=1389x60x2.676x50=11150892%7化学反应⑴H2s04与NH3的中和热:q=^^xl95524=2057446%195524——硫酸铁生成热，1389⑵硫酸锭结晶热:%=置、10886=114550%10886——硫钱结晶热，ym)l(3)硫酸的稀释热(78%稀释到6%):每分子硫酸的稀释热可用下运算：%=%=74776x(1.7983+〃।1.7983+%这里母液中酸度取6%,则nl-一酸度6%时水分子数与硫酸分子数之比n2 酸度为78%时水分子数与硫酸分子数之比

=74776x则:勺=74776x则:勺=2^=85.3963n2==1.5356( 85.396311.7983+85.3963则硫酸的总稀释热为：Q7=2057446+114550+408498=258（X94%饱和器的输入热量：Q,=20185595+63068r2）输出热量。出：1煤气带出热量干煤气带出的热量：340x120x1.465x55=3287460%水汽带出的热量：2413x（2491+1.834x55）=6254182%Q.=3287460+6254182=95416423/1%2去结晶槽母液带出的热量Q?,设母液温度为55℃Q2=1389x（l+10）x2.676x55=2248763%,3循环母液带出的热量=1389x60x2.676x55=12265981%4饱和器的热缺失-J）结合相关资料，以上参数可大致估算为：F-饱和器外表面，对于5m直径的饱和器，F可取2006,a-传热系数，取20.9%/*.tT-饱和器外壁温度，取40℃tB-大气温度，取-20C0,=20.9x200x（40+20）=271700%总输出热量：Q出=24328086%20185595+63068=24328086由得：t=66℃在毗咤装置投入生产时，输入热量减少的项目有分缩器后的全部氨气的热量,分缩器后的全部氨气与硫酸的生成热，送往中和器的母液带出的热量。输入热量增加的项目是中和器回流母液量，约为送往中和器的母液量和氨气带入水汽之和。故口比咤装置投入生产时，煤气预热温度一样为70—80℃,母液温度比未生产毗咤时约高5℃。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坚持饱和器水平稳。热量平稳运算列表输入输出项目%%项目%%1、煤气带入774006231.81、煤气带出954164239.22、氨气带入10831924.42、结晶槽母液带出22487639.23、硫酸带入497980.23、循环母液带出1226598150.44、洗水带入710110.34、壁散失2717001.25、结晶槽母液带入16726346.96、循环母液带入1115089245.87、化学反应热258049410.6合计24348083100合计24328086100从以上饱和器物料平稳与热平稳的运算可以得出，为保持饱和器的水平稳，母液温度应高于47℃（母液酸度为6%时），预热后煤气温度应为75℃,这些运算结果与实际情形较为接近。5硫酸铁生产的主设备的运算喷淋式饱和器全部采用不锈钢制作，喷淋式饱和器有上部的喷淋（吸取）室与除酸器和下部的洁晶室组成，体外有整体的保温层。吸取室由本体、环形室、母液喷淋管组成。煤气进入吸取室后分两股，在本体与内筒体间形成的环形室内流动，与喷淋管喷出的母液接触，然后两股汇成一股进到饱和器的后室，被喷洒管喷出的二次母液喷淋，进一步吸取煤气中的氨，再沿切线方向进入内筒体一一内置除酸器，旋转向下进入内套筒，由顶部煤气出口排出。煤气阻力2—2.2KPa。外筒体与内筒体间形成旋风式除酸器，起到除去煤气中夹带的液滴的作用。在煤气入口和煤气出口分割成两个弧形分配箱，其内设置喷嘴数个，朝向煤气流。在吸取室的下部设有母液满流管，控制吸取室下部的液面，促使煤气由入口向出口在环形室内流动。吸取室以降液管与结晶室连通，循环母液通过降液管从结晶室的底部向上返，搅拌母液，硫酸铉晶核不断生成和长大，同时颗粒分级，最小颗粒升向顶部，从结晶室上部出口接到循环泵，大颗粒结晶从结晶室下部抽出。在煤气入口和煤气出口、结晶室上部设有温水喷淋装置，以清洗吸取室和结晶室。饱和器的设计定额：煤气进口速度12—15m/s；中央管内煤气速度7—8m/s；环形空间煤气速度0.7—0.9m/s;泡沸伞煤气出口速度7—8m/s；根据