硝酸铵的生产工艺与操作(2)模板

硝酸铵生产工艺和操作：目录

第一节硝酸铵性质

2一、多晶现象

3二吸湿性

3三、结块性

3四、爆炸危险性和起火危险性

4第二节

硝酸铵生产多个方法：

7一、常压中和造粒法

7二、加压中和一段蒸发造粒法

8三、加压中和无蒸发沸腾造粒法

8四、常压中和二段蒸发真空蒸发结晶生产硝酸铵

9第三节

氨和硝酸中和过程

10硝酸铵生产能够分为下列多个关键过程

10一、中和反应原理

10二·中和过程步骤

11三·中和关键设备

11四，正常操作管理

12第四节硝酸銨溶液蒸发

16一

蒸发过程原理

16二、蒸发步骤

19三．蒸发关键设备

21一．二段蒸发结构图75所表示。

21第五节

硝酸銨溶液结晶

31二、结晶步骤

33三、关键设备维护

33四、

正常操作管理

34第六节

硝酸銨成品包装、贮存及运输

38第一节

化

学

分

析

38第二节

自

控

简

介

48

临沂远博化工曹守印第一节硝酸铵性质57安全文件H2O×二氧化硫SO2+纯硝酸铵（含35%氮）为白色结晶。其中氮以铵基及硝酸基两种形态存在。分子量为80.04，纯硝酸铵熔点为169.1℃，即使含微量水，其熔点也会降低。比重介于1.4～1.79克/厘米3之间。比热(在20～28℃）0.422卡/克、度或87.2千卡/克分子，熔融热16.2卡/克。硝酸铵在水中溶解度很大，并随温度升高而急剧增加，见表32表32NH4NO3在水中溶解度温度℃溶解度固相温度℃溶解度固相克/100克水重量%

克/100克水重量%-69-13.6-16.9-1001020253032.340.02049.943.789.5118.5150.3187.720923224328316.733.342.347.2454.9460.0565.2467.6369.970.8873.9冰冰菱形Ⅳ菱形Ⅳ菱形Ⅳ菱形Ⅳ菱形Ⅳ菱形Ⅳ菱形Ⅳ单斜晶形Ⅲ单斜晶形Ⅲ5060708084.290100130125.2146169.63444154996146947771023190024644875∞77.580.683.386.087.488.691.195.096.197.99100单斜晶形Ⅲ单斜晶形Ⅲ单斜晶形Ⅲ单斜晶形Ⅲ四方晶形Ⅱ四方晶形Ⅱ四方晶形Ⅱ四方晶形Ⅱ等轴晶形Ⅰ等轴晶形Ⅰ熔融状态硝酸铵溶液沸点和比重，随浓度增加而增大。见表33表33不一样浓度下NH3NO3沸点和比重NH4NO3%沸点℃比重NH4NO3℃沸点℃比重35.151.971.381.4871051101201301401.11.771.2761.3281.3590.5793.495.997.5598.91501601802002201.3571.391.3981.4011.403硝酸铵还含有下列特殊性质。一、多晶现象硝酸铵含有五种不一样结晶体，每一个晶体，全部只有在一定温度范围内才是稳定。硝酸铵五种晶形如表34所表示表34硝酸铵晶体形态34晶体形态（改变形态）晶体稳定存在温度范围℃密度，g/cm3立方晶体（Ⅰ）菱形晶体（Ⅱ）假同晶体（Ⅲ）正交晶体（Ⅳ）四方晶体（ⅴ）169.6·~125.2125.2~84.284.2~32.332.3~-16.9-16.9以下1.691.691.661.7261.725将硝酸铵缓慢加热或冷却时，它能够连续地从一个晶形转化为另一个晶形，并伴伴随表34所表示热效应。假如忽然从高温冷却至低温，即能够从一个晶形直接转化为另一个晶形，而不经过中间晶形。比如把处于125.2℃硝酸铵快速冷却至32.3℃，即能够从晶形Ⅱ直接转化为晶形Ⅲ。在晶形转化同时，晶体结构、密度、比容也随之发生改变，并放出热量。二吸湿性硝酸铵和其它含氨盐类不一样地方，是含有相当高吸湿性，这是一个很大缺点。吸湿性是指物质由空气中吸收水分能力。在某一温度下，当周围大气中水蒸汽压力超出该物质饱和溶液面上水蒸汽压力时，该物质即吸湿。反之，则物质将减湿，二者相等时物质即不吸湿也不减湿，而成平衡状态。由此可见，硝酸铵饱和溶液上面水蒸汽压力越小，吸湿性就越强。吸湿性强弱用吸湿点来衡量。所谓吸湿点，就是硝酸铵饱和溶液上面水蒸汽压力和同温度下空气饱和水蒸汽压力之比，用百分数表示。空气温度越高，相对湿度越大，硝酸铵愈易吸湿。比如30℃时，吸湿点为59.4%，而在10℃时，则为75.3%。可见，热和潮湿对硝酸铵储存不利。三、结块性硝酸铵结块性，就是当成品硝酸铵储存时，会失去其疏散性质，而成为固结产品——硬块。这使得在工业上及农业上使用硝酸铵时产生困难。引发硝酸铵结块关键原因为：（1）硝酸铵能以多个晶体形态存在。当从一个晶形变成另一个晶形时，晶体形态及其密度和体积全部会发生改变。这么，在一定条件下，就会使得硝酸铵颗粒间紧密结合，并促成结块。将硝酸铵制成大颗粒，是减弱其结块方法之一。（2）硝酸铵在冷却、干燥条件下，会从它饱和溶液中析出结晶。通常在生产中，硝酸铵是在80~90℃和含水分0.2~1.5%时进行包装。硝酸铵温度及水分愈高，溶解于此水分中硝酸铵也就愈多。当硝酸铵缓慢冷却时，其溶解度逐步降低，并从饱和溶液中析出结晶，使硝酸铵颗粒相互结块。（3）细粒硝酸铵受到很大压力时会因为颗粒相互挤压，引发结块。（4）硝酸铵吸湿性。在储存期间就是没有结块硝酸铵，也会因为本身含有吸湿性，逐步吸收水分，以后在干燥或冷却时，也能结块。因为在此情况下，从硝酸铵饱和溶液中析出了新结晶。用造粒方法能够减弱硝酸铵结块性。在包装之前冷却（至32.3℃以下）硝酸铵，并使成品水分含量尽可能降低，也是减低结块措施。另外，在硝酸铵中加入添加剂或制成复合肥料，也能够减弱其结块。成品硝铵经干燥冷空气冷却，在15℃以下用塑料袋密封包装或造粒加填料全部可避免结块。图57包装时硝铵温度对其结晶性影响1-含水分为1.3%；2-含水分1.1%；3-含水分0.5%；4-含水分0.9%。四、爆炸危险性和起火危险性硝酸铵对于震动，冲击或摩擦是不敏感，也没有自燃地性能。所以，使用和生产硝酸铵时，只要遵守一定安全规程，通常说来是比较安全。硝酸铵爆炸关键是由下列原因引发：（1）纯硝酸铵热分解；（2）足够猛烈引信作用；（3）有机物质存在时热分解；（4）一些无机杂质和金属粉末影响。硝酸铵热分解：在110℃时不停加热纯硝酸铵，则按下式分解：NH4NO3=HNO3+NH3-41300卡（1）此热效应是属于固体盐。熔融状硝酸铵分解过程吸热37.0千卡。在185~200℃下分解时，生成一氧化二氮和水：NH4NO3=N2O+2H2O+30300卡（2）自230℃或更高温度开始，分解速度加紧，同时有弱闪光发生。此时按下式分解为氮及氧：2NH4NO3=2N2+O2+4H2O(气体)+30700卡（3）熔融状态硝酸铵按此式分解时，放热量是35千卡。假如此时分解是在定容下进行，则温度和压力可达550℃和4500㎏/㎝2。在快速加热情况下，反应亦可按下式进行：2NH4NO3=2NO+N2+4H2O+9200卡（4）熔融状态硝酸铵放热量为13.0千卡。当温度高于400℃，按下列反应式分解并发生爆炸：4NH4NO3=3N2

+2NO2

+8H2O+29500卡（5）熔融态硝酸铵按此式分解时放热33.5千卡。在此温度下也可能发生下列反应：3NH4NO3

=N2O3

+2N2+6H2O(气体)+23300卡（6）熔融态硝酸铵分解时放热27.0千卡。当有海棉状铂存在时，反应进行以下：5NH4NO3=2HNO3

+4H2

+9H2O+33400卡(7)熔融态硝酸铵反应放出热量37.5千卡。当爆炸时，硝酸铵分解总反应最可能是按下式进行：8NH4NO3=2NO2+4NO+5N2

+16H2O(8)总来说，上述诸方程式在硝酸铵分解时全部可能发生。但实际上分解反应并非同时根据全部方程式进行。因为条件不一样，可能某一个反应是关键，而其它多个反应是进行得较少副反应。燃着不含杂质硝酸铵，会很快地停止燃烧，这是因为分解反应所需要大量热比燃烧所放出热量要多（在温度低于260℃时，硝酸铵分解总过程是吸热），从而使得热量供给不足缘故。当包装在袋内硝酸铵燃烧时成品会熔融并有一部分烧掉。当在足够高温下，由有机可燃物引发火灾因硝酸铵存在而加剧。值得提出相关硝酸铵热分解概念，大家常常把硝酸铵开始生成气体这个概念同开始分解这个概念混为一谈，这是不正确，因为严格地说，硝酸铵在温度大大低于开始生成气体温度时，就以相当速度进行离解，而离解过程也就是分解过程。如在生产过程中一、二段蒸发器中硝酸铵溶液，在负压下仅90

~130℃，当蒸发之前硝酸铵溶液呈中性时，经加热蒸发后，硝酸铵溶液即成酸性。在蒸发过程中，在一定温度下延长加热时间，或在一定加热时间不变情况下提升加热温度，则经蒸发加热后硝酸铵溶液酸度加大。这是因为硝酸铵离解时氨扩散速度大于硝酸蒸气扩散速度。硝酸铵分解过程在反应早期，是自动催化反应。在硝酸铵分解过程中生成硝酸是起催化剂作用，分解开始以后，催化作用很快便消失。相关硝酸铵分解过程中作用，下面还要讨论到。引信影响：干燥硝酸铵仅在爆炸力强引信作用下才发生爆炸，含水分高于3%硝酸铵即使有显著引爆物作用，有时也极难爆炸。通常来说，硝酸铵爆炸所需引暴力比现今通常爆炸物所需引爆力要大。文件中记载硝酸铵爆炸，大多是因为其中含有爆炸物（如：三硝基甲苯等）或是促进硝酸铵分解爆炸物质（有机物和无机物杂质及金属等）。有机物质影响：在一定压力和温度范围内，硝酸铵含有有机杂质时，它爆炸和起火危险性会增加。如硝酸铵浸渍过有机物，在常温下，碰到二氧化氮气体时，便很轻易达成自燃。在生产过程中，常有条帚、油毡、棉纱、破布等，因接触硝酸铵溶液而自燃。了解这一点是很关键。生产过程中，常常碰到硝酸铵成品水分超出指标，包装后，湿硝酸铵又从牛皮纸内渗析出，而引发着火，很轻易造成火灾，严重时产生爆炸。硝酸铵粉末中混有有机物质时，使硝酸铵爆炸危险性增大。通常认为，包装好水分较高硝酸铵，比干硝酸铵安全。使用含水分大于1.0%湿硝酸铵，比使用含水分0.1%或更低干燥硝酸铵更安全。但在实际情况下也常见湿度较大硝酸铵着火，这里做以下解释，有待深入研究。（1）因为稀湿造成包装纸等有机物受到浸渍而自燃。（2）因为水解热稳定降低产生亚硝酸铵类不稳定物比干燥时易燃烧爆炸。（3）温度高加速分解放热。（4）产生游离酸放出原子氧使助燃和自燃加剧。（5）混入有机杂质。（6）混入金属物质。（7）流入易于引燃引爆物质。（8）有NO2'产生和存在。所以单纯认为硝酸铵含水分大就安全也不符合事实。而且从改善化肥物理性质，亦即从降低结块性和提升松散性来看，硝酸铵水分愈小愈有利。从参考文件中报道很多事例证实在中和蒸发及结晶过程中，近管水分含量很高，也还是发生过数次爆炸事故。近几年来，中国有些小型硝酸铵工厂发生爆炸事故，大多数全部是硝酸铵含量较少、水分较大系统中产生。这些事故很可能和亚硝铵存在和N2O4等不稳定物质产生相关，需深入研究。无机杂质和金属影响：熔融硝酸铵不和铝、铁、水银和锡起反应；但和铋、镉、铜、鎂、铅、镍和锌相互作用，其中尤以镉和铜最活泼。这些金属促进生成亚硝酸铵，而亚硝酸铵是不稳定能增加爆炸性能物质。所以，在生产和贮存时要预防这些金属落入硝酸铵中。另外，必需避免用锌制容器来贮藏硝酸铵，要避免和镀锌铁皮制成仓库墙壁相接触，尤其是在长久贮藏硝酸铵时，铬酸盐。高锰酸盐、硫化物、氯化物亦一样能促进硝酸铵分解。硝酸铵和强酸（硫酸、盐酸、硝酸、）结合，发生氧化放热反应，从而促进硝酸铵温度升高至燃点引发着火，严重时产生爆炸危险。尤其应该强调是硝酸对硝酸铵作用。前面谈到，在硝酸铵分解过程中生成硝酸是对分解过程起催化作用。在硝酸铵中添加硝酸时，硝酸铵分解速度急剧增大。研究证实：在硝酸铵中加入5%硝酸时，硝酸铵于200℃时分解速度加大了99倍。而且:硝酸铵于175~230℃时分解速度和加入硝酸铵中硝酸（或硝酸铵离解所生成硝酸）浓度成百分比。在生产实践中，因成品硝酸铵呈酸性而发生着火事故，也证实了上述试验正确性。硝酸铵和二氧化氮进行反应，生成气态产物中有氮气。这在19就已证实。其反应过程可能按下列方程式进行：NH4NO3+2NO2=N2+2HNO3+H2O+55500卡最早试验资料指出：硝酸铵用二氧化氮或一氧化氮和二氧化氮混合物处理后，硝酸铵熔融，最终则变成硝酸。用碱清除过量氮氧化物，反应气态产物就是氮气。另外试验指出：将硝酸铵溶液溶于98%硝酸中，将二氧化氮经过溶液，结果也析出氮气，当硝酸铵很多时候，假如在其中通入氮氧化物，因为硝酸铵分解是放热反应，所以分解反应会猛烈地发展，这是很危险。二氧化氮是很多氧化反应催化剂。掌握这一点是很关键，生产过程中，必需严格控制送往中和器硝酸中氮氧化物含量，以防氧化氮和氨发生更危险反应。大家全部知道，二氧化氮（或四氧化二氮）能同氨起极为强烈反应，而且，当反应浓度相当高时候，这个反应有爆炸性特点。有些人研究了在100~200℃于气相中进行这个反应，反应基础产物是硝酸铵、水和氮气，另外，还发觉存在极少许一氧化二氮、一氧化氮及亚硝酸铵。认为有上述物质是因为二氧化氮和氨同水作用结果。因为硝酸铵在一定条件下能够爆炸和起火，所以，在生产、运输、贮藏中要采取严格预防方法。当发生火灾时，为了熄灭硝酸铵火，用水最合理和有效。因为水不仅降低温度，而且还轻易使硝酸铵溶解。上面讨论了相关轻易使硝酸铵产生热分解危险性物质，关键是硝酸、氧化氮气和水，这些物质在不一样条件，对硝酸铵热分解起催化作用。为了确保生产、运输、使用过程中安全起见，在硝酸铵中加部分物质，可降低其热分解和爆炸危险性，这些添加物质叫稳定剂，通常常见有尿素（加入量为硝酸铵重量0.05~1.0%)碳酸钙或碳酸鎂（5%左右）或乌洛托品等，全部可降低其热分解危险性和爆炸危险性。硝酸铵不良物理性质——吸湿性和结块性给工业上，尤其是农业上应用时，造成很大困难。为了制造不结块硝酸铵，除采取造粒工艺以外，还往硝酸铵中加入部分填料，这些填料必需是不能促进硝酸铵爆炸危险性增加，而且使吸湿性和结块性改善，通常这方面使用有机和无机添加剂种类很多。第二节硝酸铵生产多个方法：硝酸铵制造几乎全部是采取氨和稀硝酸中和方法。然后将制得溶液进行加工成为成品硝酸铵。以中和反应压力来分，可分为常压法和加压法两种。加压法通常在1~4kg/cm2。硝酸铵溶液蒸浓，据原料稀硝酸铵浓度高低及气氨和稀硝酸预热程度不一样，可分为无蒸发法及一段蒸发法，二段蒸发法（或三段蒸发法）多个。硝酸铵结晶方法分为造粒法和结晶法两种。硝酸铵生产方法关键受原料硝酸浓度限制。在多种步骤中，极难评定哪种最优越，只能依据具体情况，全方面考虑，选择一个较为合适步骤。

一、常压中和造粒法

在常压中和造粒法生产硝酸铵步骤中，可依据原料稀硝酸浓度和稀硝酸、气氨预热程度，决定采取蒸发器段数。如以44~47%硝酸中和氨，需采取二至三段蒸发法，蒸浓硝酸铵溶液，才能造粒。假如采取50%以上硝酸，加之对原料进行合适预热，中和器出口溶液浓度可达85~95%则可采取一段蒸发法，即能进行造粒。造粒塔通常见钢筋水泥筑，通常有效高度在30~40米之间。（一）常压中和三段蒸发造粒法此步骤为中国一些大厂采取，特点是：原料稀硝酸浓度为42～45%（稀硝酸不预热）；气氨纯度>99%，预热至40～60℃.中和在常压下进行，中和出口溶液浓度64%以上，温度115～125℃.一段蒸发器在40～140MM汞柱下，以0.2kg/cm2中和蒸发蒸汽加热，一段蒸发后，溶液浓度可达78～85%二段蒸发器在常压下蒸发，以4～8kg/cm2蒸汽加热，二段蒸发后，溶液浓度可达90～92%。三段蒸发器在140～240mm汞柱下，以8kg/cm2蒸汽加热，蒸发后溶液浓度达98.2%以上。经离心式喷洒造粒器在造粒塔内喷洒造粒。然后，经皮带输送机在运输过程进行冷却，最终称量、包装。一、三段真空蒸发器通常采取电动水泵，并设有大气冷凝器及隶属装置。（二）常压中和一段蒸发造粒法此步骤特点：1、中和系统：气氨温度预热至80℃以上，稀硝酸浓度53%以上，中和操作温度135～140℃，利用中和热进行部分蒸发，中和出口溶液浓度可达85～95%。气氨管道装有压力自动调整装置，中和采取PH酸度计，自动调整进酸量。2、蒸发系统：85～95%中和溶液经泵送至装在造粒塔上液膜蒸发器中，蒸发至99.5%。蒸发采取真空泵为两级蒸汽喷射泵，所用蒸汽均为1.1MPa，以自动调整阀控制。蒸发后气液混合物经分离后，送至离心造粒器造粒。分离后蒸发蒸汽抽入表面冷凝器借冷却水间接冷凝，冷凝后气体由一级蒸汽喷射泵抽入中间冷凝器深入冷凝，最终未冷凝气体经二段蒸汽喷射泵抽出放空。两个冷凝器冷凝液流至液封槽，排入下水道。3造粒及沸腾冷却：熔融物经贮槽流至由电机带动离心造粒器，在离心力作用下，喷下液滴和由塔下部风口进入空气进行逆流接触，冷却结晶，形成直径为1～3毫米粒状成品，造粒塔内冷却空气借自然抽吸，物料由175℃降至90℃落在塔下皮带上，经滚筒冷却（或加入捕粉剂），最终进行自动磅称量和包装。二、加压中和一段蒸发造粒法此种步骤特点：1、中和步骤：6kg/cm2气氨由液氨蒸发器送入中和器下部。50～60%，硝酸经中和蒸发蒸汽预热后，由泵送入中和器下部。气氨和硝酸在中和器内快速进行反应，并确保中和器内溶液产生强烈循环。中和操作压力3.5～4㎏/㎝2，反应温度200℃，中和蒸发蒸汽由中和器顶部排出，作为热源进入蒸发器。中和器出口溶液浓度为80～85%。经在中和器，调整酸碱度后流入溶液槽。2溶液浓缩过程：中和过程制备之硝酸铵溶液直接抽至蒸发器，蒸发器在真空下操作，采取水喷射泵，热源使用中和蒸发蒸汽。蒸发后溶液浓度可达95%。蒸发前后溶液进行交换，以防浓溶液结晶堵塞。此步骤，当原料硝酸浓度为50%时，产生蒸汽除自给，当用54-57%硝酸时，生产一吨硝酸铵所产生蒸汽除自给外尚多出1～1.6吨。蒸浓硝酸铵溶液和添家剂混合后进入带搅拌之结晶机，经初步浓缩，结晶后进入槽型成粒器，其中设有特殊二个逆向转动刮刀，以确保物料和由筛分装置中返回之细粉强烈混合，最终成粒时一部分水分被蒸发，物料程浆状。于是物料由下部进入回转筒中，经过空气进行干燥，颗粒最终结晶成型变硬。物料经回转筒出口送至过筛装置，以分离2～4.5毫米之间物料作为成品。大于4.5毫米和小于2毫米颗粒于破碎机中研细并返回成粒器，作为返料使用。通常返回量为成品2～3倍较宜。过筛合格产品进入第二个回转筒中加捕粉剂。捕粉剂由计量加料装置连续加入。最初降温至高于大气温度10～15℃，此回转筒用新鲜空气冷却。三、加压中和无蒸发沸腾造粒法当原料硝酸浓度达58%以上时，采取高效加压中和反应器，使反应后溶液浓度达成相当高程度，从而能够完全不要蒸发系统，采取流态化床造粒法，以替换高大造粒塔使步骤大为简化。此步骤特点：1、中和过程足够压力气氨和硝酸在各自热交换器内充足预热后，连续加入特殊中和反应器。气氨和硝酸反应放出热量加上原料预热后带入热量，足够能够蒸发掉随稀硝酸带进全部水分。采取加压反应，预防了硝酸蒸发，尤其是在加热硝酸时，也降低了气相中固定氮损失。因为气氨预热，中和过程湍动增加，同时将气氨加热到最大可能温度200℃，不仅提升了熔融物浓度，而且制造了反应介质强烈混合条件，也改善了操作体系，降低了生产损耗。中和反应器形成气氨液乳浊液分离，首先是在3～3.5㎏/㎝2下，在离新分离器中进行，然后，在真空度600㎜汞柱条件下，在真空蒸发器中进行。加压下分离出蒸发蒸汽占总量90～95%。此气体参数较高，能够合理用于其它方面以回收热量。在真空蒸发下，水分从熔融物中本身蒸发，以降低熔融物温度，又可使浓度提升到99.5%。2、流态化法硝酸铵造粒以流化床进行硝酸铵熔融物结晶和干燥并制成粒状硝酸铵。这一装置和造粒塔相比，设备容积强度提升18～25倍，产品粒子坚硬，温度低，大大降低了产品结块性。但其动力消耗较大。将95%硝酸铵溶液经喷嘴在流化床上部或床侧进行喷射，从床下鼓入一定压力适量空气，这么在床内喷成雾状硝酸铵液滴就立即干燥结晶成固态，从而形成固体流态化。伴随时间增加，颗粒成长为2～3㎜，温度下降，从床底合适位置取出产品。送入床内空气，从设备上部出来，经粉尘回收装置后排出。3、盘式法硝酸铵造粒将熔融物硝酸铵经喷嘴射在能够调整转速倾斜圆盘内，雾状液滴即结晶成粒，因为盘旋转，粒子也呈运动状态。物料停留合适时间后，粒子逐步长大，然后连续排出2～4㎜作为成品。必需时能够通风加强结晶和降温过程。粒子大小和盘转速相关，转速增大粒子变小；盘倾斜角度减小，粒子在盘内停留时间延长，粒子增大。可依据产品要求进行合适调整。四、常压中和二段蒸发真空蒸发结晶生产硝酸铵这种生产硝酸铵方法为中国小型硝酸铵厂通用方法，（河北银光用此法）。生产步骤见图。由合成氨岗位送来之气氨，经氨过滤蒸发器管内被管外废汽预热（预防带液氨和分离油污），经调整计量，加入中和器内筒下部，鼓泡上升。由硝酸工段送来之硝酸贮存在硝酸贮槽内，由硝酸泵送到高位槽。经调整流量进入中和器内筒上部喷淋而下，和下部鼓泡上升氨气逆流接触进行中和反应生成硝酸铵稀溶液，由内筒上部反出到外筒，下行从底部进入三套管液封，先往上行，再下行，最终上行至中和器上部进入器外小分离器。分离后气体去分离器，硝酸铵溶液由小分离器下部进入再中和器，再补加部分气氨使硝酸铵溶液呈微酸性。在真空作用下，硝酸铵溶液进入一段蒸发器管内上行，被管外中和蒸汽加热，蒸发部分水分，去一段分离器进行分离，硝铵溶液经一段下料管下行，由下部进入二段蒸发器管内上行，被管外加热蒸汽加热，深入蒸发所含水分，经二段分离器进行分离，硝酸铵溶液由二段下料管下行经液封筒进入溶液槽。在液封筒补加适量气氨，使溶液呈微碱性。在真空作用下，硝铵溶液由溶液槽抽入结晶机，在搅拌和抽真空作用下，溶液所含水分绝大部分被吸出，成为晶体状硝酸铵成品，由结晶机锅门放出，经皮带机送到包装、称量由小皮带机运输经縫包机縫口后，用小车搬运到成品库房出售。中和器上部出来之中和蒸发蒸汽（中和反应产生二次蒸汽），经气液分离器分离其中夹带硝铵液滴，气体由分离器顶部导出，沿切线方向进入捕集器，捕集硝铵液滴有捕集器下部出来进入再中和器，捕集器上部出来之蒸汽供一段蒸发器加热，废气去分离器分离。二段蒸发器加热蒸汽用硝酸废热锅炉副产蒸汽，二段加热出来之废汽经溶液槽保温后再经氨过滤蒸发器到澡堂、中化、办公楼、采暖或送软水池。一、二段分离器分离废汽及结晶机所蒸发出水蒸汽，经水喷射器和水混合后进入水池。由酸吸收塔冷却回水（余压6㎏/㎝2）加入蒸发和结晶水喷射器，供抽真空使用，同时起冷却作用。水和冷凝液和不凝气体混合后到水池，部分循环使用部分排掉。此步骤特点：1、中和气氨用废汽预热，酸贮槽加回收装置，不仅回收合成贮槽气中气氨，其回收效果比其它回收方法氨损失少，而且得到了温度较高硝酸铵稀溶液，大大有利于中和反应过程。2、蒸发加热蒸汽一段用中和蒸发蒸汽，二段用硝酸废热锅炉副产蒸汽自给有余，这么即减轻了氨生产供汽负担，又使本系统操作稳定。3二段下料管到溶液槽采取液封筒直观下料，可直接观察溶液浓度，酸碱性和和下料情况，随时发觉问题；立即进行调整，保障正常生产，同时便于取样分析。4、溶液槽液封筒到再中和器加有回流管，可使开车时或生产不正常时硝酸铵稀溶液，返回再中和器，再进行蒸发，这不仅是本岗位操作方便，而且为结晶岗位正常操作和确保产品合格率提供了条件，而且省去了硝铵溶液泵。5、结晶为间歇操作，故障易于排除，对上下岗位影响不大，而且便于维修。结晶真空管上加有缓冲罐可加紧进料，提升结晶能力两倍。6、蒸发一、二段分离器后为单管一样真空度，蒸发结晶采取水喷射器，替换机械真空泵及大气冷却器。这么就大大降低了设备、简化了步骤、方便了操作，便利了维修，提升了效率、降低了消耗、降低了事故、确保了生产。而且通常小厂蒸汽供给比较担心，所以，采取水喷射泵也比用蒸汽喷射器轻易办到。第三节氨和硝酸中和过程硝酸铵生产能够分为下列多个关键过程1、气氨和稀硝酸进行中和反应，制取硝酸铵稀溶液。2、硝酸铵稀溶液蒸发。3、硝酸铵熔融液结晶。4、成品输送和包装。一、中和反应原理中和过程为放热反应，当用浓度为100%纯硝酸和氨作用时，反应放出热量为35.46千卡/克分子。反应式以下：NH3+HNO3=NH4NO3+354600卡（1）中和反应中放出热量，取决于所用硝酸浓度和硝酸和气氨温度：浓度和温度愈高，放出热量就愈多。用100%气氨中和浓度为50%硝酸时，气氨和硝酸温度均为18℃.。放出热量为25千卡/克分子。因为中和得到是硝酸铵溶液，所以，当能够利用中和热愈多，从硝酸铵溶液中蒸发出去水分也愈多，则得到硝酸铵溶液浓度也越高。在利用中和热条件下，如热损失按3%计，能够得出图66所表示硝酸铵溶液浓度和所用硝酸浓度关系。由图66可看出，当充足利用中和热时，甚至有可能用较浓硝酸和气氨反应，直接制得硝酸铵溶液，而不需要进行蒸发。但实际上，当硝酸浓度大于58%时，因为中和反应放出热量增加，使中和器内温度能快速升高至140～160℃.此温度远远高于恒沸硝酸最高沸点120.6℃，所以致使硝酸气化或分解，增加氮损失，对生产不利。所以，在硝酸铵生产中常压下通常使用硝酸浓度为40-55%，硝酸温度也不易过高，不然，对设备会加剧腐蚀。最初，在硝酸铵生产中为了安全起见，中和反应热是不加利用，只是设法经过冷却方法将其热量移走。现在使用中和设备全部是利用反应热。即在中和器内利用中和反应热。即在中和器内利用中和反应热加热硝酸铵溶液，使其蒸发掉一部分水分，方便制得浓度较高硝酸铵溶液。利用反应热中和过程，又可分为常压法和加压法两种。加压对中和反应是有利，加压法通常在2~5绝对压力下进行中和反应。加压后还可降低硝酸蒸汽分压，提升硝酸沸点。加压法热利用率高，所制得硝酸铵溶液浓度也高。如在4㎝/㎏2压力下进行中和反应，所得溶液浓度较常压下高3~4%。但加压法对应要增加设备及增加电能消耗。加压法通常适适用于硝酸浓度在58%以上中和过程。常压法通常在1.1~1.2绝对大气压下进行中和反应。现在，中国绝大部分硝酸铵厂全部采取常压法。在常压下，利用反应热气氨中和稀硝酸过程，实际上，是分两步进行：(1）气氨首先溶解于稀硝酸所带入水分中，生成氨水：NH3+H2O+NH4OH+热量（2）(2)氨水再和硝酸进行中和反应：NH4OH+HNO3+NH4NO3+H2O+热量'（3）反应式（3）化学反应是瞬时完成，而反应式（2）化学反应速度则受扩散和化学反应两个过程控制。所以，在设计中和反应器时应充足考虑气液接触表面要大，气液相对线速度要合适，使中和反应在液相中完成。实践证实，汽相反应是很不完全，会造成大量氮损失，应尽可能避免。二·中和过程步骤第二节"四"中已具体地叙述了整个步骤，这里只就中和过程简单介绍。图67为硝酸铵中和系统步骤，现简述以下：用离心酸泵将硝酸贮槽内硝酸送至酸高位槽，然后，硝酸依靠其一定位能，经调整阀流入中和器内筒，经酸喷头向下喷出。酸高位槽有溢流管，酸保持回流，其目标是为了使酸高位槽保持一定液位，产生恒定压力。由氨库送来气氨压力1.5～2㎏/㎝2，首先经过氨分离预热蒸发器，经二段蒸发器排出汽水混合物预热，使气氨温度达60～80℃，蒸发气氨中夹带液氨，并分离其中油污，杂质，然后，经调整阀，经过计量进入中和器内筒，经氨喷头向上喷出。气氨和稀硝酸在内筒进行中和反应，生成硝酸铵溶液。气氨经氨喷头喷出后，先溶解在硝酸铵溶液中，然后，继续上行和硝酸喷头喷出过量硝酸进行反应。反应过程在液相中进行，这么，可避免气液两相接触不完全或产生局部反应猛烈温度升高现象。在中和器内筒（反应室）反应后溶液，上行经节液环，旋流缢入外筒和内筒间环状空间（即蒸发室），在此，利用中和反应放出热量，进行部分蒸发，蒸发后溶液因为比重增大，因为压力差作用，大部分溶液反回内筒循环，一部分经三套管式液封筒，由导液管流入小分离器，分离出气体放空，硝铵溶液流入再中和器，中和反应产生二次蒸汽（中和蒸发蒸汽）作为热源，进入一段蒸发器。三·中和关键设备1·中和器（1）结构及作用中和器系由两个不一样直径圆筒组成。材料为不锈钢。内筒直径800毫米，高约5000毫米，上部粗大部分，直径1000毫米。内筒和外筒之间环状空间称为"蒸发室"。硝酸和气氨进入中和器内筒后，在液相中进行中和反应，生成硝酸铵溶液，并放出热量。溶液上行经内筒上部节液环旋流溢出，进入蒸发室。在此，利用中和热，进行部分蒸发以后，，溶液温度略有下降，比重增大，产生对流，使大部分溶液又从内筒底部再进入内筒。这么，造成中和室和蒸发室之间溶液进行强烈循环，延长了气氨和硝酸接触时间有效改善了气氨和硝酸中和反应过程。降低了反应区温度，降低了因硝酸分解而造成固定氮损失。生产实践证实：硝酸和硝酸铵溶液混合物和氨水和硝酸铵溶液混合物中和过程大大优越于纯硝酸和气氨中和过程，显著标志是固定氮损失小，设备生产能力大。中和器上部粗大部分是蒸发空间。中和器顶部有一漏斗形气氨分离器装置，其作用系利用蒸发蒸汽流速改变，分离其中夹带硝酸铵液滴。中和器三套管液封作用是：使内筒旋流出溶液，不使全部流出中和器，使中和器内保持一定高度液面，便于氨酸在液相中进行反应。同时，也预防蒸发蒸汽从溶液导出管带出。小分离器作用：使中和器出来溶液，因为在此由1.2大气压减压为1大气压产生蒸汽由小分离器顶部放空管放空以降低再中和器蒸汽量，和使流出溶液量均匀。（2）技术性能(1)能力达30～50吨/日（100%稀酸铵）。(2)工作压力，小于0.2千克/厘米2，即150毫米汞柱(3)工作温度，小于120℃(4)介质;：稀硝酸44%,气氨纯度99.8%,硝酸銨溶液蒸发蒸汽。(5)设备安装前或投产后,定时进行注水试漏。2氨预热器氨预器为一般列管式热交换器(图69)。来气氨优异入下部空间分离液氨和油水杂质,然后自下而上经过管内,被二段蒸发器排出冷凝水加热。同时,提升进入中和器气氨温度以后,气氨由上部导出,进入气氨总管。冷凝水加热气氨后,送至藻塘或软水池等,深入回收其热量。3、捕集器捕集器属离心式分离器(见图70)。其作用是分离中和蒸发蒸汽中夹带硝酸銨液滴,降低损失。中和二次蒸汽沿捕集器切线方向进入器内,产生旋转运动。因为离心作用，硝酸铵液滴比重较蒸汽大，即被甩到器壁上,然后,沿器壁下流至底部管道,流入再中和器。蒸汽由上部引出,进入一段蒸发器。4.再中和器再中和器直径1200毫米,高毫米,容积1.6米3,材料为碳钢搪瓷衬里。内有气氨盘管,其作用是经过调整再中和器加氨量,控制再中和器溶液为微酸性。再中器能存放一定数量溶液,中和发生短时故障,蒸发能够继续操作。5.硝酸贮槽硝酸贮槽,直径3米,高3米,容积20米3,二台计40米3。为不锈钢,上部有，氧化氮放空管，并在此回收合成氨系统送来贮灌气中氨。6.酸高位槽材料为不锈钢，直径1米，高1米，容积0.785米3，上部有酸溢流管，酸液面保持一定，使酸能靠其位能自动均匀流入中和器内筒。顶部有氧化氮排放管。7.硝酸泵系F型耐酸离心泵，结构及性能同硝酸系统所用泵。四，正常操作管理（一）正常开车：正常开车包含短期停车后开车和长久停车后开车。正常开车是和原始开车相对而言。正常开车通常步骤以下：1、首先做好开车前准备工作。包含：准备蒸汽、氨气、酸、水，电供给；检验相关仪表是否正确，好用；管线是否通畅；检验相关阀门是否处于应开，应关位置；准备好分析用酸，碱液，指示剂及分析用具等。2、按开泵步骤开启酸泵，将硝酸送至高位槽，使酸保持溢流。经过酸溢流管上视镜即可看清溢流情况。3，接收新鲜蒸汽。接收蒸汽时，要将蒸汽管道内冷凝水排放完，以免产生水锤作用，震坏管道。4，联络送气氨，保持气氨压力1.5-2.0千克/厘米2开气氨总阀使气氨经过氨预热器送至中和器氨调整阀前。5、按开泵步骤开启水泵，保持水压5-6千克/厘米.2。6、开捕集器蒸汽出口阀。7、当中和器内存有溶液时，打开进入中和器酸阀和氨阀，开阀不可过猛，要渐渐加量，尽可能避免中和器震动过大。待中和蒸汽冷凝液流出后，可进行分析。立即将冷凝液控制并保持在微酸性(1-2克硝酸/升冷凝液)范围内。如中和器经检修后，开车前无溶液时，可先加2立方米成品硝酸，并慢慢通氨，当中和蒸汽冷凝液变为碱性时，应立即将酸，氨同时加入，转入正常操作。应该强调指出是小型厂开车时，当中和器内没有溶液时，通常不应加水，因加水后硝銨溶液浓度低，使蒸发系统操作困难，甚至造成经济上浪费。为了防至中和器震动，只要严格控制加氨量，是能够避免。8，再中和溶液上涨后，控制再中和器溶液为微酸性0-0、5克硝酸/升溶液。9、再中和开车时，蒸发即应做好开车准备工作，包含系统吹除，一、二段蒸发器通少许蒸汽预热，检验各相关阀门开、关位置，开蒸发水喷射泵，抽真空等，待再中和器溶液上涨至0、7米3时，蒸发即可开车。10、当蒸发二段分离器下料后，中和应严格控制溶液槽溶液为中性或为碱性供结晶抽料。（二）正常停车正常停车通常步骤以下：1、中和应逐步减量，当中和溶液酸减性正常时，然后关闭进入中和器酸阀和氨阀。2、再中和器溶液控制为微酸性后，关闭再中和器加氨阀。3、为避免再中和器溶液结晶，蒸发应在抽闲再中和器溶液后，方可停车。中和停车后，一段蒸发器可倒用新鲜蒸汽，此时，应关闭捕集器蒸汽出口阀，不然，蒸汽可倒回捕集器和中和器及再中和器，影响一段蒸发效率。4、溶液槽溶液应一直控制为中性或微碱性，直至溶液抽完为至。5.短期停车，可不停酸泵，水泵。6.如中和器内筒需检修时，可将中器内溶液由底部(打开排放阀門)压入再中器。尽可能由蒸发系统处理完硝銨溶液。最终往中和器加水冲洗，使中和器有毒气体含量达成许可浓度为至。（三）正常操作中和过程是硝酸銨生产一个关键过程。其中和反应进行好坏，将直接影响硝酸銨成品质量和原材料消耗定额。所以，每个中和操作人员全部应刻苦钻研技术，提升操作水平。在操作中，要加强责任心，做到精心操作，稳定操作，严格控制各项工艺指标，努力降低中和蒸发蒸汽中固定氮（NH3、HNO3、NH4NO3或NO2）损失，实现生产上优质、高产、低耗和安全。下面关键讨论一下中和操作关键点及注意事项１.实践证实，气氨和硝酸中和过程，在碱性条件下进行，其蒸发蒸汽带走硝酸铵损失量通常大于在酸性条件下损失量。能够设想，在碱性并有相当高温度下溶液中氨极易挥发，并夹带硝铵溶液雾沫增加了硝铵损失。所以，为了降低蒸发蒸汽中带走固定氮损失，中和过程还是在微酸性条件下进行较为有利。比如:当溶液中氨含量从0.1克/升增加到0.5克/升时，每生产一吨硝酸铵时随蒸发蒸汽损失氨从2千克增加到10千克。中和过程在微酸性条件下进行时，即使是溶液中硝酸含量从0、2克/升增加到。1、0/升，每生产一吨硝酸銨时，被蒸发蒸汽所带走硝酸銨损失，只从0、4千克增加到1、0千克（或氮损失从0、1千克增加到0、25千克）。.过分地增加溶液中游离酸含量，即使在中和废汽中酸和硝銨全部不会所以显著增加，但在再中和和蒸发后溶液里要加入较多氨才能调整到靠近中性和微酸性；因为这些设备中吸收氨条件较差，反而会造成更多氨损失，甚至未被吸收氨冲出溶液之外，恶化了室内环境。正常情况下，要求控制中和蒸发蒸汽冷凝液为微酸性，即每升蒸汽冷凝液中含硝酸0-1.0克。要求蒸发蒸汽冷凝液（经捕集器分离后）中含硝酸铵不得大于1.0克/升。应该指出，降低中和蒸发蒸汽中固定氮损失，是中和操作一项关键任务。而生产实际证实：在通常情况下，只要保持中和过程能稳定在微酸性条件下进行，随蒸发蒸汽带走固定氮损失，就可能降到最低水平。2.应常常分析蒸发蒸汽冷凝液酸碱度，依据其大小及改变，调整进入中和器氨量，控制其冷凝液酸碱度符合工艺指标，在操作中，能够固定进入中和器酸量，只调整氨量，这种方法酸碱度好保持，但氨气压力波动大，对全厂用氨平衡不利并影响合成操作。另一个方发是按合成供给氨气条件和合成氨平衡情况，固定氨量用酸来调整，这么要保持好酸碱度需要多下功夫，有很多工厂也是这么操作，这是更合理调整方法。3.硝酸銨生产中，要求气氨总管压力为1.5-2千克/厘米2。进入中和器氨压力大于0.8千克/厘米2。因为合成送来气氨压力是不稳定。就是说，在进入中和器酸量一定情况下，进入中和器氨量并不是一定。其氨量随气氨总管压力增高而增大，随气氨总管压力降低而减小。所以，在操作中应随时注意进入中和器氨流量改变。通常小硝酸銨厂全部使用单管流量计，做到立即调整，不使酸、氨反应百分比失调，造成蒸发蒸汽中固定氮损失增大。若使用氨气稳压调整器，会使操作条件大为改善。4．中和操作人员还应常常分析再中和溶液酸碱度。正常情况下，要求常常分析并控制再中和溶液为0-0.5克硝酸/升溶液。再中和控制，过去要求为微碱性，近几年部分大厂实践证实经过蒸发其氨肯定被挥发变成中性和微酸性，这么一来增加氨损失，二来加速蒸发器和大气冷凝器设备结垢。所以现在普遍全部保持中性或微酸性。在使用水射真空器和水硬度较大厂更能预防其结垢，延长清洗水射器间隔期。如再中和溶液酸度过大，结晶可能出酸性成品，或在溶液槽内加氨过多增大氨损失。再中和溶液酸碱度和中和溶液酸碱度和再中和器加氨量相关。中和溶液酸性大，再中和器加氨量小，则再中和溶液酸度就大；要控制再中和溶液为微酸性，首先控制好中和溶液。只要能保持中和蒸发蒸汽冷凝液为微酸性（0-0.1克硝酸/升溶液），再中和器合适通氨，再中和溶液就不难保持为微酸性(0-0.5克硝酸/升溶液)。5.溶液槽里溶液应严格控制为中性和微碱性，不许可变为酸性，以确保硝酸銨成品为中性。溶液槽溶液酸碱度和再中和溶液酸碱度和一段蒸发温度、时间和溶液槽加氨量相关。再中和溶液酸度大，蒸发温度高，时间长，溶液槽加氨量小，则溶液槽溶液酸度大，反之，则小，必需首先控制好中和和再中和溶液酸碱度及蒸发温度等，在溶液槽合适通氨。才能确保溶液槽溶液为中性和微碱性。如发觉氨总管压力忽然降低，为了预防中和溶液酸度过大应酌情减小进入中和器酸量，并合适开大再中和器加氨量。同时，注意分析溶液槽溶液酸碱度，当溶液槽溶液为酸性时，结晶应暂停进料。并应开大溶液槽加氨量，直至溶液槽变为中性或微碱性后，结晶方可进料。（四）事故处理1.中和蒸发蒸汽中硝酸銨损失增大造成中和蒸发蒸汽中硝酸銨损失大原因关键有：(1)操作中责任心不强，或操作不熟练，使中和反应不稳定，酸碱度控制不好，从而产生气相中加带硝酸銨液沫，不易被回收，而大量损失掉。(2)操作中，调整氨量不稳，开关过猛，使中和器内液面波动大。(3)设备故障，中和器内酸、氨喷头松动脱落或喷头距变形和喷孔因腐蚀增大，捕集器溶液回流管堵塞等。(4)，中和负荷过大，产生蒸发蒸汽量增多，气相分离困难。(5）氨纯度和酸浓度改变。处理方发：(1)操作中，应加强责任心，刻苦钻研技术，提升操作水平，精心操作，稳定操作，严格控制工艺指标。(2)开关阀门不可过猛，尤其开车时更要注意。（3）如确系设备故障，应立即停车修理。（4）加量过大，合适减小负荷。（5）检验氨纯度，和酸浓度如发觉改变时，应采取针对方法。2.中和器震动中和器震动是设备内反应不正常关键表现，中和器猛烈震动可能造成内件损坏。引发中和器震动关键原因有：（1）气氨严重带液，液氨进入中和器后气化，产生大量气氨，中和猛烈反应，致使中和器内压力忽然增高，引发中和器猛烈震动。（2）气氨压力波动频繁或气氨纯度过低，中和反应不稳。（3）中和器内件损坏，酸，氨喷头松动脱落，管件坚固不好。（4）酸氨成份改变，含有N204等特殊物质。处理方法：酌情减量和停车。连系合成，稳定气氨压力或提升气氨纯度。设备故障应停车修复。检验氨酸成份，采取真对方法3.硝酸銨成品呈酸性硝酸銨成品应为中性或微减性不得为酸性。酸性产品对农作物有破坏性，对包装物产生腐蚀损坏，并因为游离酸作用使纸袋酸化着火甚致引发爆炸。但做为工业用炸药产品反而威力下降甚至不能引爆。做为农用化肥要损坏作物。硝酸銨成品呈酸性关键是因为蒸发后溶液酸度大，而溶液槽加氨小，致使溶液槽溶液呈酸性所造成。所以，要避免出现酸性成品，必需严格控制溶液槽溶液为中性和微减性。发觉再中和溶液酸度大时，应首先稳定中和操作。再中和溶液酸度大很可能是因为中和溶液酸度大而引发。应立即往再中和器加氨和溶液槽加氨（因为溶液在蒸发过程中部分游离氨挥发和硝酸銨水解生成游离酸，蒸发后溶液酸度可能较蒸发前酸度还要高些）。并注意分析溶液槽里溶液酸碱度，直至变为中性或微碱性后，结晶方可进料。如出现酸性成品，应将其粉碎，到入再中和器或溶液槽，二次加工，变为中性后，才可出售。4.中和器爆炸中和器爆炸这种事故发生较少，不过在硝銨工业发展早期曾发生过这种事故，当初误认为中和器内温度高而所以引发爆炸，所以在以前曾有在中和器内设置冷却水盘管，方便降低反应温度，防至爆炸事故发生。发生爆炸原因，关键是所用原料，稀硝酸中含有大量氧化氮气体，在中和器内于氨反应生成亚硝銨，因为亚硝銨猛烈分解爆炸而促进硝銨爆炸。为了避免这一事故发生，在使用原料硝酸时，严格控制其中氧化氮含量，避免亚硝銨生成，这一点绝不能忽略。另外也要防至溶液和废汽出口堵塞不通畅和进氨量大、压力高造成物理性爆炸；另外因为设备阀门材质不妥被硝酸腐蚀产生毁坏性破裂，造成大量酸氨喷濺也是有。第四节硝酸銨溶液蒸发一蒸发过程原理1、基础概念蒸发是借加热在硝酸生产作用使溶液中所含溶剂气化，提升溶液中溶质浓度。在硝酸铵生产中，将硝酸銨溶液进行蒸发，而使溶液中水分气化，硝酸銨浓度提升。进行蒸发操作设备叫蒸发器。蒸发可在沸点或低于沸点下进行，前者效率远远超出后者。故工业上蒸发全部在沸腾情况下进行。液体气化时所需潜热和蒸发量多少，决定于热量供给及蒸发过程温度、压力。所以蒸发是属于热过程，蒸发器亦属换热器一个。加热被蒸发溶液所需要热量，能够经过间壁或采取热物质直接接触方法由热源供给。如：水蒸汽、高沸点液体及其蒸气、烟道气红外线辐射热、电流等均可作为蒸发烧源。工业上应用最广泛是经过器壁加热管，用水蒸汽加热蒸发器。这中蒸发器操作时首先有水蒸汽做为热源供给热量，其次水溶液本身亦生成蒸汽，为了易于区分，前者称为加热蒸汽，后者称为蒸发蒸汽(二次蒸汽)。蒸发操作可在常压、加压或减压下进行。在减压下进行蒸发叫真空蒸发。硝酸銨生产中使用单效真空液膜式蒸发器，热源使用饱和水蒸汽。饱和水蒸汽作为热源其有以下优点：（1）热焓量大；(2)传热效率高；（3）有稳定冷凝温度；（4）加热过程控制简便；（5）是现代工厂普遍常见热源便于共用和综合利用。如系过热度很大过热蒸汽，应予增温使之成为饱和蒸汽，供给加热。但如水蒸汽稍许过热，在实际生产上更为有利，因为它在较长输送蒸汽管道中不会冷凝成水。2真空蒸发过程因为硝酸銨溶液在较高浓度时，其沸点很高，如92％硝酸銨溶液其沸点是162℃。这种沸点高溶液则需要较高载热体加热。但硝酸銨溶液在高浓度、高温度（180℃以上）下易分解、产生爆炸。所以硝酸銨溶液宜于在负压下蒸发，所以加热载热体蒸汽只需在较低压力下。所以二段蒸发器加热蒸汽压力要求不高于8千克/厘米2操作，在蒸发过程中为了使热传导良好，必需使加热蒸汽于被蒸发硝酸銨溶液沸点间，含有足够温差。为此，使用足够压力加热蒸汽，使硝酸銨溶液在负压下进行蒸发，这么可使溶液沸点降低，有效温度差增大。如82%硝酸銨溶液在常压下沸点是131℃，但在负压500毫米汞柱下沸点是94℃见图71。图71硝酸銨溶液在真空和常压下沸点及硝酸銨溶解度。因为溶液中溶剂气化所需热量，是随气化温度降低而增加。所以在真空蒸发中，蒸发一千克水分所消耗加热蒸汽较在常压下或加压下消耗为多。比如在90大气压(绝压)下蒸发1千克水分需要消耗485.6千卡热量，而在700毫米汞柱真空度下，蒸发一样1千克水分时就需要574.7千卡热量。由上述看出硝銨溶液在真空下蒸发所消耗加热蒸汽量较常压或加压下所消耗加热蒸汽量为多，而且管道设备直径因受流速限制全部要对应加大，但真空蒸发含有以下优点：（1）在真空下硝酸銨溶液蒸发操作压力低（负压）降低了危险性。（2）能够利用低压蒸汽或蒸发蒸汽。如一段蒸发器利用中和器所产蒸发蒸汽。或利用低压温度废热来完成。（3）适适用于因高温而变质溶液蒸发。如硝酸銨溶液在高温下即易产生分解，并能够促进分解速度加紧而引发爆炸。所以硝酸銨溶液蒸发选择真空蒸发很好。（4）因为溶液沸点降低，蒸发器热损失远小于在常压或加压下操作热损失。3.液膜式蒸发器操作原理按操作来分：蒸发器关键有三种类型：（1）自然循环式蒸发器；（2）强制循环式蒸发器；（3）液膜式蒸发器。前两种蒸发器中溶液在器内停留时间全部需要数十分钟甚至数小时。这不仅不能满足大规模生产需要，而且对硝酸銨溶液蒸发是不利。因它在高温下停留时间增加，且易产生分解而爆炸。故采取液膜式蒸发器即可满足需要。为了便于了解液膜式蒸发器作用，能够观察一下立式套管逐步加热情况，见图72.附后在加热蒸汽和料液间仅有很小温差时，装置仅起一立式套管加热器作用。管内溶液是自然热对流。温差加大出现沸腾现象，因静压头影响，蒸汽泡是靠近管顶部位置产生。温差继续增大，因为汽泡聚集，形成蒸汽和液体交替喷出情况。并随温度增大，交替喷出愈加频繁，蒸汽泡百分比也越来越大。温度再行增大，靠近管壁液面上溶液首先受热气化。这时因为蒸汽膨账结果，聚于管子中央形成蒸汽柱，高速上升。料液即被这高速蒸汽柱抽泄成一层薄膜称之"爬动"。快速沿壁上升，并继续蒸发。最终从管顶出来是运行极快悬浮蒸汽-乳浊液。当温度差过大时，液膜破坏了，管壁为大量蒸汽所覆盖，并变成干燥状态，最终使传热系数K值下降，蒸发强度降低。液膜式蒸发器中，若在710毫米汞柱真空下，则管口流出蒸汽速度可达100-160米/秒，被蒸器柱带动沿管壁爬动溶液速度可达20-80米/秒。若器内在735毫米汞柱真空下操作时，则蒸汽柱运行可达其声速，此时蒸器柱带动沿管壁爬动溶液速度可见愈加快。所以物料在蒸发管内停留时间仅仅数秒钟而已。在此基础上，设计出特殊设备使蒸发溶液速度提升到音速以上，这就是超音速蒸发器。这么短时间，对热敏感溶液，即使蒸发温度略高些，亦不会遭受热分解危险。液膜式蒸发器加热管比较长，通常管长为管径100-150倍。溶液在沸腾时所生成泡沫易在上升过程中受热破裂，故适宜于中等粘度和易生成泡沫料液蒸发提浓。因为料液流动速度很快，所以锅垢不易生成。液膜式蒸发器，因为液膜速度运行大大提升了给热系数，同时因为是沸点进料，一进入蒸发加热管内，即沸腾蒸发，故液体静压头影响甚小。溶液只需一次径加料管即可达成其所需浓度要求，故不再循环蒸发，同时亦降低沸点升高而产生温差损失。所以这钟蒸发器生产强度是较大。和其它类型设备相比有以下优点：（1）在加热管内流速大，停留时间短，不易使硝酸銨产生热分解。(2)传热系数高，传热效率高，生产强度大。（3）对热敏感硝酸銨，素尿等能够进行蒸发，并将浓度提得很高，而无分解之忧。（4）影响蒸发器生产强度原因；蒸发器生产强度，即每单位时间内单位传热面积上所蒸发水分量，能够跟据传热方程式计算：q=KFΔt，蒸发W千克/小时水分需要W.(N-t)(千瓦/小时)热量。故蒸发器生产强度为：V=（千克/米2·小时）；q—热量负荷，千卡/小时；K——传热系数，千卡米2·小时·℃；F——传热面积，米2；Δt——有校温度差，℃；N——二次蒸汽热焓，千卡/千克；T——溶液沸点，℃。分析上式能够看出：对于蒸发一定物料蒸发器而言，其生产强度取决于△t,即加热蒸汽温度和蒸发蒸汽温度之差。提升加热蒸汽压力和蒸发器真空度全部有利于提升有效温度之差，从而提升蒸发器生产强度。但提升加热蒸汽压力往往受到蒸汽来原限制，而提升蒸发器真空度因为溶液沸点降低使溶液浓度增大，对传热情况发生不利影响，尤其硝酸銨溶液沸点低于其凝固点时，轻易产生结晶，使生产难于维持。当然从结构上改善设备，降低温度损失，也会有利于提升温度差。由以上分析得出;提升蒸发器生产强度关键应以提升传系数k着眼。K计算通常能够采取下式：K=式中a1---管外加热蒸汽冷凝给热系数，千卡/米2·时·℃a2---沸腾给热系数，千卡/米2·时·℃；---管壁热阻，千卡/米·时·℃；---管壁厚度，米；---管壁导热系数，千卡/米2·时·℃---污垢热阻，千卡/米·时·℃；---污垢厚度，米；污垢导热系数，千卡/米2·时·℃；现在分别来讨论怎样降低各项热阻来提升总传热系数K。通常来说，冷凝给热系数a1比沸腾给热系数a2大多，所以不是传热关键矛盾。但应注意假如蒸发冷凝时含有少许冷凝性气体，则给热系数会大大降低，使传热效果下降。如：一段加热蒸汽a1１为4440，而二段蒸发器ａ1１为50000，因为一段蒸发器使用中和蒸发蒸汽，其中含有部分不冷凝性气体NH3、N2、H2、CH4等所致。故在设计蒸发器时，必需注意惰性气体排出，要有不凝性气体放空管，以保正加热室传热效率。其次污垢热阻在很多场所之下，往往是影响传热效果关键原因之一。生产硝酸所使用之水是未经处理过硬水，其中含有大量钙、镁、硅等化合物，在蒸发器使用时间很长以后，很轻易生成锅垢。因次必需对蒸发器定时进行清洗，不然使传热系数大大降低，生产能力下降。为此，应采取多种有效去污法，如用碱和盐酸稀溶液进行清洗。影响传热关键原因是沸腾给热系数ａ2，对热膜蒸发器ａ2受下面原因影响：（１）有效温度差：加热蒸汽和硝酸銨溶液间温度差，对溶液在管内流速有显著影响，溶液流速伴随△ｔ增加而增加，ａ2值亦增大。（２）真空度增加：蒸发蒸汽在加热管中流速增加，则溶液流速增大，ａ2值亦增大。（３）被蒸发硝酸銨溶液粘度小，溶液浓度稀，则流速增大ａ2值增大。（４）蒸发器管上或管内液面高度也影响给热系数。跟据试验，得悉蒸发器或时，传热系数最大。（５）溶液性质：和溶液重度、浓度，粘度相关。而溶液重度和粘度影响传热系数，其中粘度影响又较重度影响为大。如一样设备蒸稀溶液时，ａ２较蒸发浓溶液为大。（６）加热蒸汽量影响：在蒸发器加热室中，加热蒸汽量大，管间气流速度加紧，将管外壁液膜带走，使有效温度差△ｔ增大，ａ２亦增大。但△t不能无程度增大，不然△t过大加热管内饱和蒸汽区增大;加热管内饱和蒸汽区增大；将管外壁液膜带走，使有效温度差△t增大，亦增大。但△t不能无程度增大，不然△t过大，加热管内饱和蒸汽区增大;加热管内蒸发蒸汽流速过大，夹带硝酸銨溶热滴就变小，在分离器内极难分离下来，而造成蒸发操作中止。△t通常取20~35℃之间很好。二、蒸发步骤硝酸銨溶液及蒸发蒸汽步骤：见图73。.由中和器出来浓度为64%以上，温度为110~125℃硝酸銨溶液，经小分离器流入再中和器，在480~520毫米汞柱真空作用下，再中和溶液被连续抽入一段蒸发器加热列管内，溶液在管内被管间蒸汽加热而汽化，生成蒸汽乳浊液从一段蒸发器上部导出，以较高速度沿一段分离器切线方向进入器内，产生旋转运动，因为离心作用，溶液即被甩到分离器内壁上，并沿壁面流下，一段蒸发后，溶液浓度为75~80%,温度在80~85℃，然后经分离器下部溶液管道，连续进入二段蒸发器管道内，被管间蒸汽加热（二段蒸发器采取硝酸废热锅炉副产蒸汽作为热源），溶液受热而汽化，生成蒸汽乳浊液由二段蒸发器上部导出，沿二段分离器切线方向进入器内，进行气液分离，分离后溶液浓度为90~92%，温度在110~120℃经分离器底部溶液管道流入液封槽，然后再溢流到溶液槽。一、二段分离器分离出来二次蒸汽，由分离器上部导出。汇合于一根气体管道，然后进入蒸发水喷射泵被水冷凝，不凝性气体混合随水一同排入水池。水步骤是：由管内来水，经水泵送至蒸发水喷射泵，同时起冷却作用，以后排入水池循环使用，部分由地沟排掉。硝酸銨车间原为10000吨/年（100%硝酸銨）定型设计。经过几年生产实践，对原设计作了部分修改。现就关键修改部分概述以下：1、原设计蒸发、结晶系统采取蒸汽喷射泵，使用一段时间后，发觉蒸汽喷射泵要花费大量蒸汽，真空度也不大温定。而且，操作也比较麻烦，经过不停探索和改善，现在采取了图73所表示多喷嘴水喷射步骤。水喷射泵和电动水偱环真空泵、电动活塞泵和蒸汽喷射泵相比，含有结构简单，操作方变，使用可靠和易于制造、维修等优点。因为采取了水喷射泵，能够省去蒸汽喷射泵所必需大气冷凝器及其一套对应隶属设备。同时修改后步骤，一、二段蒸发系统共用一个水喷射泵，和相同真空度使步骤大为简化，而且，操作也愈加简便、可靠，而且为改为一段蒸发发明了条件。2．原设计二段分离器溶液下料管系直接向下插人溶液槽底部，这么使得下料管中溶液流动情况无发检测，分析二段溶液浓度，取样也不方便，往往因为加热蒸汽压力过高或真空度波动造成下料管中溶液浓度过高，发生堵塞或溶液在分离器中被抽跑，下料管中无溶液下流等现象，但这些现象不易发觉。便给蒸发操作带来不少困难。经过几年反复实践和不停改善，将原设计中下料管直接插入溶液槽底部改为使蒸发后硝銨溶液先流入液封槽，再溢流到溶槽"直观下料"。即是将下料管插入液封槽内。二段分离器分离下来溶液先由下料管流入液封槽。并经液封槽溢流管流入溶液槽。这么溶液流动情况和浓度高低即可经过液封槽里液面和溢流管口外直接观察，二段取样也比较方便。发觉二段下料不正常或浓度过高过低时，也可做到立即调整，快速处理。在液封槽中通氨，氨管下部装一类似中和器氨喷头，效果愈加好，以中和蒸发后酸性溶液，液封槽实际上就起了加氨槽作用，溶液槽就能够不再通氨了。但应注意分离器下料管至液封槽间垂直高度不应小于7米，以防溶液抽闲。3．原设计步骤中设有溶液泵，用于开车时稀溶液打循环。但因为管道直经小，管道长，溶液量又少。所以，循环管道和阀门，常常发生结晶、堵塞现象。使用时，要花费很常时间才能用蒸汽吹通，很不方变，也不安全。经反复实践和不停改善，采取看来是很简单"溶液自行循环"装置。成功地替换了原设计中溶液泵强制循环。从而省去了溶液泵及其隶属一套电机、阀门和管道装置，大大简化了步骤。而且，操作起来也很简单、方便。只要从液封槽溢流管上方500毫米处接一根直经为57毫米长3米不锈钢回流管通到再中和器，即组成了"溶液自行循环"装置、当操作过程，碰到特殊情况需要将溶液循环蒸发时只要用一根长木塞将液封槽溢流管出口塞紧。下料管中溶液便能自动经过溶液回流管流入再中和器，进行二次蒸发。待蒸发操作转入正常后可拔掉木塞，溶液又溢流到溶液槽。回流管使用后，不用蒸汽吹除也不会堵塞。4·相关贮罐气中氨回收。合成氨生产中所副产之贮罐气，其中含有氨量通常在40~70%。约占合成氨总产量3~5%,就是说，一个年产5000吨合成氨化肥厂，十二个月中放出贮罐气中就含有氨5000×3~5%即150~250吨。如加工成硝酸銨，就是300~500吨。所以，怎样合理有效回收利用合成放出贮罐气中氨，是一个很有经济意义、值得引发重视问题。原设计中，合成贮罐气中氨回收采取是这么一个方案，即贮罐气直接和气氨混合后，一同送入中和器内和硝酸进行反应。因为贮罐气中N2.H2.CH4等气体含量较高，混合后致使气氨纯度降低，造成中和操作不稳，中和器猛烈振动，中和蒸汽中有硝銨损失增大。实践证实，这种方法行不通。经过几年探索和改善，在回收贮罐气中氨时采取下面这么一个方法，图74所表示：即是将合成送来贮罐气，经调整阀减压后经过两根贮罐气管道分别送入两个酸槽内。贮罐气管道一直通至酸槽底部，经分部管喷出，贮罐气中氨即和硝酸作用生成硝酸銨溶液：未反应其它气体H2.N2.CH4等，由酸槽放空管放空。操作中两个酸槽可轮换进行，即用1#酸槽生产时，可向2#酸槽通贮罐气，用2#酸槽生产时，可向1#酸槽通贮罐气。因为从高位槽溢流回来硝酸搅拌作用，酸槽内硝酸中硝銨溶液混合比较均匀，而且用含有稀硝銨硝酸来中和氨也有利于中和反应进行，这种回收装置不需专员看管，也可节省不锈钢材。几年来生产实践证实这种回收贮罐气中氨方法是可行，当然也存在部分确点，有待深入改善和完善。5.原设计中，没有氨预热器，考虑倒为了确保硝銨系统安全生产及成品质量合格，还是增加一台氨预热器为好。其效果能使氨气温度提升60℃，增加中和溶液浓度，提升了产量。氨预热器为一般列管式热交换器。6．一．二段蒸发分离器相联通，其真空度相等。7．结晶进料出料真空系统也进行了一系列改造。因为上述改造，综合能力提升50%可年产15000吨硝銨，结晶能力可提升到两万吨。三．蒸发关键设备（一）一、二段液膜蒸发器1.结构及材质一．二段蒸发结构图75所表示。一段蒸发器为列管式热交换器。筒体直经250毫米，高4415毫米，其中列管直经20毫米，长4米，累计61根管子。因为一段蒸发器采取含有腐蚀性中和蒸汽作热源，所以，整个壳体及管子材料全部为不锈钢。二段蒸发器结构同一段蒸发器大致相同。筒体直经209毫米，高3820毫米，列管直经25毫米，长3495毫米，累计19根管子。二段蒸发器采取新鲜蒸汽作热源，所以，壳体材料为碳钢，列管为不锈钢。小硝酸銨厂，蒸发硝酸銨溶液，通常采取全部是立式液膜蒸发器。2.技术特征（1）一段蒸发器：工作压力:管间0.2千克/厘米2，管内480~520毫米汞柱真空度。工作温度：蒸发蒸汽：110~120℃管内：75~90℃.代办信用卡yle="font-family:宋体;font-size:12pt;">介质：管间：腐蚀性气体，管内：硝酸銨溶液。热较换器面积：13.7米2，水压试验：管间2千克/厘米2管内0.5千克/厘米2（2）二段蒸发器;工作压力：管间;8千克/厘米2，管内：480~520毫米汞柱真空度。工作温度：管间158℃管内110~140℃介质：管间：水蒸汽，管内：硝酸銨溶液。热交换面积：4.8米2.水压试验：管间：8.5千克/厘米2，管内：2千克/厘米2.。（二）一．二段分离器1.结构材质及作用原理结构图76所表示。一．二段分离器属离心式分离器，由一、二段蒸发器出来蒸汽液体乳浊液以较高速度，沿一、二段分离器切线方向分别进入器内，产生旋转运动，因为离心力作用，硝酸銨溶液滴被甩到分离器内壁上，然后沿内壁流下至底部。分离后二次蒸汽上升，分别经中部浆叶装置一段分离器和使气体折流而减速二段分离器。使二次蒸汽中夹带硝酸銨溶液滴再次得到分离，溶液由分离器旁溶液回流管流入底部，和现分离下来大量溶液一并流入管道，二次蒸汽上升，最终经过分离器上部瓷环填料层使蒸汽中夹带硝酸銨液滴深入得到分离然后，汇合于一根气体管道进入蒸发水喷射泵。<span新手卡style="font-family:宋体;font-size:12pt;">离心式分离器分离效率和进入分离器蒸汽-液体乳浊液流速成正比关系。增加其入口流速能提升分离效率，但同时压头损失也成平方地增加。这么，会使分离器内发生结晶、堵塞。所以，一段蒸汽-乳浊液入口流速以10~20米/秒为宜。</span一段分离器筒体直经600毫米，高1950毫米。二段分离器筒体直经600毫米，高毫米。材料均为不锈钢。2.技术性能（1）一段分离器：工作压力：480~520毫米汞柱真空度。工作温度：75~90℃介质：二次蒸汽，硝酸銨溶液。水压试验：2千克/厘米2.（2）二段分离器工作压力：480~520毫米汞柱真空度。工作温度：110~140℃.。介质：二次蒸汽，硝酸銨溶液。水压试验：2千克/厘米2（三）硝銨生产中真空设备硝銨生产中，在真空蒸发，真空结晶过程中均需一定生产能力真空设备。在以往硝銨车间，曾一度广泛使用机械真空泵（活塞式真空泵或水环式真空泵）以满足真空蒸发及结晶过程需要。现在在部分老厂也还是采取这种型式设备。近几年来经过生产实践考验，机械真空泵因操作及维修较复杂，管理费用高，设备投资费用也大，所以，开始使用蒸汽喷射真空泵，以替换机械真空泵。在小型氮肥厂中，生产所用蒸汽是由小型工业锅炉供给，而蒸汽又是合成氨生产中关键原料之一，通常小型化肥厂常常碰到蒸汽供给担心问题。所以，蒸汽喷射泵使用，可能要影响到合成氨生产。所以，尽管蒸汽喷射泵在技术上过关，然而，蒸汽喷射泵应用也还是受到限制。我厂1970年硝銨投产后因用蒸汽喷射泵感到问题较多，开始进行了水射真空试验，成功处理了水射真空在硝銨生产程应用问题，几年来实践证实了效果是良好。而且不要相机械真空泵那样需专员操作，更不需要备品备件及大量检修力量。它比蒸汽喷射泵节省了大量工业用蒸汽和为喷射蒸汽冷凝用冷却水，降低了设备，简化了步骤。因为用量小于硝酸自产蒸汽，对合成氨生产蒸汽供给发明了条件。在水喷射泵(单喷嘴)基础，我厂将多喷嘴式水喷射泵（明曰多线同焦水力喷射冷凝真空器，或叫水射真空器）应用在硝酸銨生产过程中，从而使硝酸銨生产过程进行了较大改革，简化了步骤。节省了设备。方便操作和维修管理，并确保了硝銨生产稳产高产、优质、低耗。水射真空器能够起到大气冷凝器和真空泵双重作用。现在在蒸发过程中被广泛采取，中国很多电解烧碱厂在电解液蒸发过程中，和糖厂蒸发过程中全部采取这种设备。所以，通常被吸引蒸汽量较大，用水量较多，为了加大经过喷嘴水流速和蒸汽接触比表面积，故采取多个喷嘴并联使用多嘴喷射器。蒸汽吸引室被水部分冷凝，未被冷凝部分和抽入空气靠抽射作用随水进入喉管部分，进一部混合而达成全部冷凝，由排出管排出。多嘴喷射器比单嘴喷射器好处于于水表面扩散改善了气液混合条件提升了效率，但水喷射量较小时用单喷嘴也是方便。因为在水射真空器中，蒸气变成了冷凝水，所以体积大大减小，这是形成真空一个关键原因。如在600毫米汞柱真空下（相当于160毫米汞柱绝压）,1吨蒸发蒸汽体积为7678立方米，在水射真空器内冷凝后，其体积可缩小至七千多倍左右，这自然就要形成真空，提升真空度。从这一点出发多喷嘴比单喷嘴优越得多。假如蒸汽在吸引室完全冷凝，并充足混合，不考虑不可凝性气体存在，那么，这时所造成理想真空度（以绝对压力表示）应等于水气冷凝混合后饱和蒸汽压。但实际过程中，汽液在吸引室内接触时间有限，不可能达成平衡状态，另外还有真空存在，因为未冷凝蒸汽和空气是靠混合夹带抽射作用把它们带走，所以对水射真空器来说，真空是靠蒸汽冷凝和抽射作用两个方面行成。除此之外水射真空器还能使硝酸銨生产步骤大大减化，无须用大气冷凝器。通常设置大气冷凝装置，在生产中，很溶易造成设备及管道结垢或腐蚀，给生产管理带来很大麻烦。当取消大器冷凝器及其辅助管件后，操作管理要方便多，而且节省基础建设投资。水泵真空器使用经验证实，它不需要专员操作看管，而有中和蒸发操作工看管，注意再中和溶液微酸性。所以中和蒸发真空由一人操作不仅确保安全生产，而且调整方便。当操作管理熟练时通常达2~3个月清理检验一次即可。表35.36为水射真空器和其它多个真空泵比较，更具体说明水射泵优越性。比较基准以年产10000吨硝銨硝銨工段为准表35真空系统步骤设备基建投资比较项目机械真空泵蒸汽喷射泵水射真空泵设备型号及台数大气冷凝器三台H－7型机械真工泵二台（附7.5千瓦电机）蒸汽喷射泵二套，大气冷凝器四台（外加喷射泵用一台对应锅炉设备）水射真空器二台4BA-8水泵（28千瓦电机）二台设备概算价值工艺管道概算价值关键基建费用14475元1200元15675元8000元1000元9000元1500元500元元

备注H-7型真空泵每台价格按4000元大气冷凝器每台按825元锅炉费用按5300元分摊4BA-8水泵每台按4000元（水泵上水量和前两种方法相同比机械真空泵省掉了机械用冷却水。比蒸汽喷射省掉了二段蒸汽喷射用水及大气冷凝器只是水压高25%比项忽略不计也是能够）下面关键概括介绍一下水射真空器工作原理、结构和简单计算等问题。1.水射真空器是利用一定压力水，经过锥形喷嘴，使其静压能转变成速能，通常叫动能。在其喷嘴出口处就形成低压真空状态，因为高速水流真空作用，使和水喷射泵连接容器内形成靠近喷嘴出口处低压（真空），而吸入蒸发（或结晶）可凝性气体和不凝性气体，并直接进行传热冷凝。速度减慢，动能又转变为静压能，进入扩大器中，加之重量影响，最终一起排出管外

目单位机械真空泵蒸汽喷射泵水射真空泵

水量水单价水费用蒸汽量蒸汽单价蒸汽费用电耗量单价电费用管理费用运行费用米3元/米3元吨元/吨元千瓦元600.031.80

150.0600.9031.3534.05600.031.800.5405.002.7

18.022.5600.053.0

47、0备注水单价按0、03元/吨，蒸汽按5、00元/吨；电按0、06元/度管理费用按基建投资0、2计表36真空泵设备运行费用比较表（以吨硝銨计）2、水射真空器特征水压为5千克/厘米2，水温小于35℃，水嘴直经8毫米。用水量：25~50米3/小时真空率97%（或真空余压10毫米汞柱）。抽气量：可凝性汽30千克/米3水，不凝性汽0、5千克/米3水。3、水射真空器结构图77所表示。硝銨蒸发和结晶系统中使用水射真空器形状相同，但规格不一样，喷嘴3均为多嘴式，水嘴直经均为8毫米，但其数量不一样，蒸发喷射泵用5个喷嘴，结晶喷射泵用7个或8个喷嘴均可，其上下锥管及泵体相同，缩经管10为三种，不一样喷嘴数量配不一样直经缩经管。为了达成装配精，法兰12和8、9用凸凹法兰。为了节省不锈钢，法兰12、法兰1、