硫钱工段2
硫铵工段工艺计算
硫铵工段需进行选择计算的主要工艺设备为：饱和器、煤气预热器、旋风式除湿器、沸腾干燥器及螺旋输送机
3.1 饱和器
原始数据
处理气量 150000m3/h
进饱和器粗气含氨量 3g/ m3干气
饱和器后粗气含氨量 0.03g/ m3干气
预热器前粗气温度 45℃
初冷器后粗气温度 30℃
母液酸度 6%
硫酸浓度 78%
3.1.1 氨的平衡及硫酸用量的计算
设装入湿煤量为x t/h
x(1-0.085)×340=100000
装入煤量(湿煤)t/h 482
煤气产量(干煤)m3/t 340
初冷器后煤气温度℃ 30
循环氨水量(干煤)m3/t 6
集气管中氨水蒸发量% 2.6
配煤水分% 8.5
化和水(占干煤质量) 2
剩余氨水含氨量为g/L 3.5
蒸氨塔废水含量g/L 0.05
粗气带入量
3×150000/1000=450kg/h
剩余氨水量
35.2------每1 m3煤气在30℃时经水蒸气饱和后的蒸气含量
则剩余氨水量为
W3= W1-W2=44.512 t/h
(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总氨量之差。
150000×3÷1000-44.5×3.5=405.488kg/h
(2)饱和器后随煤气带走的氨量
(3)由蒸氨塔带入饱和器的氨量
44.512×3.5-44.512×1.2×0.05=153.12kg/h
(4)饱和器内被硫酸吸收的氨量
405.488+153.12-4.5=554.108kg/h
(5)硫酸铵产量（干质量）
(6)质量分数78%的硫酸消耗量
3.1.2 水平衡及母液温度的确定
为使饱和器母液不被稀释或浓缩，应使进入饱和器的水分全部呈蒸汽状态被煤气带走。由于煤气通过母液时速度太快，接触时间太短及接触表面不足，所以饱和器蒸水分能力很差。这就更加突出了饱和器维持水平衡的重要性。
A 带入饱和器的总水量
(1)煤气带入的水量
式中 35.2------在30℃1m3干煤气被水气饱和后其中水气的质量，g。
(2)氨分缩器后氨气带入的水量
式中 10%------相当于分缩器后温度为98℃的氨气浓度。
(3)硫酸带入的水量
2047.6×(1-78%)=450.472kg/h
(4)洗涤硫铵水量：取硫铵量的8%，离心后硫铵含水2%，故带入的水量为
(5)冲洗饱和器和除酸器带入的水量：饱和器的酸洗和水洗是定期进行的，洗水量因操作不同而异，现取平均200kg/h，则带入饱和器的总水量为
5280+1378.08+450.472+129.07+200=7437.622kg/h
B 饱和器出口煤气中的水蒸气分压
带入饱和器的总水量，均由煤气带走，则出饱和器的1m3煤气应带走的水量为
相应地，1m3煤气中水蒸气的体积为
混合气体中水气所占的体积为
取饱和器后煤气表压为11.77kPa，则水蒸气分压为
(101.33+11.77)×5.8%=6.56kPa
C 母液最低温度的确定
在实际生产操作中，当吡啶装置不生产时，母液温度为50-55℃;当吡啶装置生产时，母液温度为55-60℃。
3.1.3 热平衡及煤气预热温度的确定
A 输入热量Q入
(1)煤气带入的热量Q1
1)干煤气带入的热量
150000×1.465t=219750t kJ/h
式中 1.465------干煤气比热容，kJ/(kg·K);
t------煤气预热温度，℃。
2)水蒸气带入的热量
5280×(2491+1.834t)=13152480+9683.52t
式中 1.834------0-80℃间水蒸气比热容，kJ/(kg·K)
2491------水在0℃时的蒸发热，kJ/kg。
3)氨带入的热量
405.488×2.106t=853.96t
式中 2.106------氨的比热容，kJ/(kg·K)。
煤气中所含的苯族烃、硫化物等组分，含量少，在饱和器前后引起的热量变化甚微，故可忽略不计。又因吡啶装置未生产，吡啶盐基在饱和器中被吸收的极
少，也不予考虑。则煤气带入饱和器的总热量为：
Q1=219750t+13152480+9683.52t+853.96t=13152480+230287.48t
(2)氨气带入的热量Q2
1)氨带入的热量
153.12×2.127×98=31917.25kJ/h
式中 2.127------98℃时氨的比热容，kJ/(kg·K)。
2)水蒸气带入的热量
1378.08×(2491+1.84×98)=3681292.7kJ/h
则 Q2=31917.25+3681292.7=3713209.95kJ/h
(3)硫酸带入的热量Q3
Q3=2047.6×1.882×20=77071.66kJ/h
式中 1.882------质量分数为78%硫酸的比热容，kJ/(kg·K)。
(4)洗涤水带入的热量Q4
Q4=(200+129.07)×4.177×60=82471.5kJ/h
式中 4.177------60℃时水的比热容，kJ/(kg·K)。
(5)结晶槽回流母液带入的热量Q5
取回流母液温度为45℃，母液量为硫酸铵产量的10倍，则
Q5=2151.24×10×2.676×45=2590523kJ/h
式中 2.676------母液的比热容，kJ/(kg·K)。
(6)循环母液带入的热量Q6
取循环母液温度为50℃，母液量为硫铵产量的60倍，则
Q6=2151.24×60×2.676×50=17270155kJ/h
(7)化学反应热Q7
1)硫铵生成热q1
式中 195524------硫酸铵生成热，J/mol。
2)硫铵结晶热q2
式中 10886------硫铵结晶热，J/mol。
3)硫酸的稀释热(由78%稀释到6%)q3
式中 n1,n2------分别是稀释后和稀释前水的摩尔数与酸的摩尔数之比
Q入=40882061+230287.48t
B 输出热量Q出
(1)煤气带出的热量Q1’
1) 干煤气带出的热量
150000×1.465×55=12086250kJ/h
2)水蒸气带出的热量
7437.622×(2491+1.834×55)=19277349kJ/h
Q1’=12086250+19277349=31363599kJ/h
(2)结晶母液带出的热量Q2’
Q2’=2151.24×(1+10)×2.676×55=3482814.54kJ/h
(3)循环母液带出的热量Q3’
Q3’=2151.24×60×2.676×55=18997170.2kJ/h
(4)饱和器散失的热量Q4’
Q4’=αF(t1-t2)
式中 α------给热系数,取20.9kJ/(㎡·h·K)
F------饱和器表面积,当直径为5m时，F≈200㎡
t1------饱和器壁温度,取45℃
t2------大气温度,取20℃。
则 Q4’=20.9×200×(45+20)×3=815100kJ/h
总输出热量Q出
Q出=54658683.74kJ/h
根据热平衡关系，则
40882061+230287.48t=54658683.74
所以 t=59.82℃
3.1.4 饱和器基本尺寸
饱和器规格
项目
单位
公称直径(毫米)
直径
毫米mm
6250
全高
毫米mm
9326
泡沸伞浸没深度
毫米mm
250
泡沸伞煤气出口面积
米2
2.36
环形空间截面积
米2
24.82
母液容积
米2
39
氨气入口管径
毫米mm
D0250
煤气入口管径
毫米mm
D01300
煤气出口管径
毫米mm
2× D01000
设备重量
千克kg
94840
操作重
吨t
150
保温面积
米2
35
3.2 煤气预热器
3.2.1 预热器的热平衡
原始数据：
煤气量 50000m3/h
预热器前煤气温度 45℃
预热器后煤气温度 70℃
预热器内煤气平均压力 872mm汞柱(绝对)
加热蒸汽压力 4kg/cm2(绝对)
(1)输入热量
1粗气带入的热量
A.干气500000.6645=1485000千卡/h=6210270kJ/h
B.水汽1760×(595+0.438×45)=1081889.6千卡/h=4524462.307kJ/h
C.氨汽×0.503×45=3059.41千卡/h=12794.45kJ/h
D.苯类50000×6.7%×0.246×45=37084.5千卡/h=155087.379kJ/h
苯类含量6.7%
小计
1485000+1081889.6+3059.41+37084.5=2607033.51千卡/h=10902614.14kJ/h
2加热蒸汽带入的热量设为Q
合计 Q+2607033.51千卡/h
(2)输出热量
1粗气带出的热量
A.干气500000.58=2030000千卡/h=8489460kJ/h
B.水汽1760×(595+0.438×70)=1101161.6千卡/h =4605057.8kJ/h
C.氨带出×0.503×70=4759.08千卡/h=19902.47kJ/h
D.苯类50000×6.7%×0.246×70=57687千卡/h=241247kJ/h
合计
2030000+1101161.6+4759.08+57687=3193607.68千卡/h=13355667.32kJ/h
2散热损失
设散热损失为0.05Q
合计 3193607.68+0.05Q
令入方=出方
3193607.68+0.05Q=Q+2607033.51
Q=617446.5千卡/h=2582161.3kJ/h
则加热蒸汽消耗量
=1210.2kg/h
式中 510.2------蒸汽的冷凝潜热
3.2.2 预热器的基本尺寸
(1)进入预热器的粗气体积 粗气的平均温度℃
平均压力为872mm汞柱(绝压)
故实际体
取粗气在管内的流速为15m/s，选用Φ57×3.5mm的管子
则管子的根数为
=497.8≈498根
(2)传热面积
1煤气至管壁的结热系数Q1
式中 d------管内径,取d=0.05m
v------煤气流速,取v=15m/s
r------煤气重度,取r=0.46kg/m3
------湿煤气动力粘度(厘泊)。
式中 ------57.5℃时的干煤气的粘度为0.01413(厘泊)
------57.5℃时的水蒸气的粘度为0.012(厘泊)
------干煤气分子量为10.2
------水煤气分子量为18
------水蒸气所占的体积百分数
因为水蒸气体积为
=0.041516m3
所以
Y干------干煤气所占体积百分数
Y干=1-3.99%=96.01%
M------湿煤气的分子量
M=10.296.01%+18×3.99%=10.51122
所以
而 Nu=0.023Re0.8Pr0.3
其中
c==0.652千卡/m3·℃=3.14kJ/h
c------湿煤气的比热(千卡/m3·℃)
------湿煤气动力粘度,取0.014(厘泊)
------57.5℃时湿煤气的导热系数
λ干=0.1185千卡/m·h·℃
λ水汽=0.018千卡/m·h·℃
λ=96.01%0.1185+3.99%×0.018=0.1145千卡/m·h·℃ =0.479kJ/m·h·℃ Pr=3.6×=0.287
Nu=0.023×(24642.8)0.8×(0.287)0.3=51.576
所以 а1===118.11千卡/m2·h·℃
2蒸汽至管外壁的给热系数а2
因为是水蒸气冷凝给热,取а2=10000千卡/m2·h·℃
3煤气侧沉淀物热阻,取R1=0.001m2·h·℃/千卡
4管壁热阻R2
R2==0.000075m2·h·℃/千卡
5总传热系数K
=103.72千卡/ m2·h·℃
6预热器对数平均温差
煤气 45℃ → 70℃
蒸汽 142.9℃ ← 142.9℃
97.9℃ 72.9℃
℃
7预热器换热面积
F===70.13m2
煤气预热器规格
项目
单位
加热面积(m2)
F=202
直径
毫米mm
2020
长或高
毫米mm
2100
加热管直径×厚度
毫米mm
57×3
加热管管长×管数
毫米mm
2010×611
煤气流通截面积
米2 m2
1.52
设备重量
千克kg
6708
设备重
吨t
8.2
保温面积
米2 m2
13.3
3.3 旋风式除酸器
原始数据：
出饱和器煤气实际体积为55558.1m3/h
煤气中酸雾最小颗粒为16微米
3.3.1 煤气进口尺寸
进口煤气线速度不宜小于25m/s，现选取26m/s
则煤气进口
F==0.59m2
煤气进口为矩形，设长边为b，短边为a，b/a=2
则 F=2a2=0.59m2
所以 a=0.54m,b=2a=1.08m
3.3.2 煤气出口管直径
出口管内煤气线速度可采用4--8m/s，现取4m/s则出口管内径为
外径 D外=2.216+0.008(壁厚)×2+0.005(防腐层)×2=2.242m
3.3.3 除酸器内径
除酸器内径环形截面的直径取与煤气进口的宽度相等。则内径为
D1=2.242+2×0.54=3.322m
3.3.4 出口管在器内部分高度
煤气在器内的旋转运动速度为进口煤气线速度的62%--70%,取70%，
则 W2=26×70%=18.2m/s
当煤气颗粒度为16 μ时，为将其捕获下来，煤气在环形空间的停留时间应为0.945s,这样煤气流过的长度为
L= W2t=18.2×0.945=17.2m
煤气的回转数为
当环形通道宽0.54m，旋转线速度为18.2m/s，则煤气流高度应为
h==1.57m
出口管在器内部分的高度为
H=hn=1.571.98=3.12m
根据以上计算，选用D0=3000的旋风除酸器
旋风式除酸器规格
项目
单位
公称直径(毫米)
D0=3000
直径
毫米mm
3000
全高
毫米mm
5197
筒体高
毫米mm
4192
煤气入口
毫米mm
590×1174
煤气出口
毫米mm
Φ1900
设备重量
千克kg
4240
防腐里衬
—
酚醛玻璃钢
操作重
吨t
6
