【正文】 3=q1+q2+q3+q4+q5+q6=4717296+41243618+2637M+926592+119064+62287+329372=47098229+2637M設(shè)循環(huán)氨水及冷凝焦油在集氣管中的溫度為80℃焦油的比熱：Cc=(+10380)=㎏℃（6）氨帶入的熱量q6=360650=610740KJ/h式中：—氨的比熱，KJ/㎏而集氣管中的蒸發(fā)水量M是在熱平衡中確定的。煤氣直接冷卻，不但冷卻了煤氣，而且具有凈化煤氣的良好效果。由氣液分離器分離出的氨水，煤焦油和焦油渣，經(jīng)過(guò)焦油盒分離出焦油渣后流入焦油氨水澄清池，從澄清池出來(lái)的氨水用泵送回集氣管噴灑冷卻煤氣。兩段供水是供低溫水和循環(huán)水，三段供水則供低溫水、循環(huán)水和采暖水。折流板與管子同向，折流板間距由熱端至冷端逐漸減小，以使煤氣流速基本不變。間接初冷法的主要設(shè)備是間接式初冷器。這部分氨水稱為循環(huán)氨水。間接初冷法的煤氣冷卻和凈化效果好，為世界各國(guó)廣泛采用；直接初冷法，冷卻水和煤氣直接接觸，有較好的凈化效果，但因設(shè)備較多，投資較大，應(yīng)用不如間接初冷器普遍；間接直接初冷法是70年代后發(fā)展的初冷方法，煤氣初冷和凈化效果好，但設(shè)備多，投資大，未能廣泛采用。 集氣管冷卻來(lái)自焦?fàn)t炭化室的高溫粗煤氣（露點(diǎn)為65℃左右）～、溫度為70～75℃的循環(huán)氨水通過(guò)噴頭強(qiáng)烈噴灑，如圖11所示。目前，中國(guó)焦化廠煉焦時(shí)生成的氨主要通過(guò)生產(chǎn)硫酸銨，也有用磷酸吸收氨制取無(wú)水氨的工藝，因所得產(chǎn)品質(zhì)量高，技術(shù)先進(jìn)，得到應(yīng)用和發(fā)展。因此，對(duì)這部分工藝及設(shè)備的研究都很重視。同時(shí)也對(duì)介紹了用硫酸法吸收氨制取硫酸銨的工藝，并對(duì)硫酸吸收氨的工藝原理及注意事項(xiàng)做了一些說(shuō)明，以及對(duì)硫酸銨生產(chǎn)工藝的物料衡算和熱量衡算，硫酸銨生產(chǎn)的主設(shè)備及輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)計(jì)算。③ reactor required to calculate the inlet and outlet temperatures of the various materials, and the reactor internal temperature。 此設(shè)計(jì)以噴淋式飽和器為主設(shè)備進(jìn)行計(jì)算，主要附屬設(shè)備有除酸器、結(jié)晶槽、沸騰干燥器等。對(duì)于硫酸銨制取工藝，采用噴淋式飽和器生產(chǎn)硫酸銨的工藝，并以飽和器母液生產(chǎn)粗輕吡啶。Equilibrium diagram of the ④ saturated materials (raw materials and product weight, material loss, etc.)。通過(guò)熱量衡算和物料衡算確定了設(shè)備的選型?？蓪⒚簹饫鋮s到25～65℃。在荒煤氣初步冷卻的過(guò)程中，部分氨轉(zhuǎn)入冷凝氨水中，氨在煤氣和冷凝氨水中的分配，取決于煤氣初冷的方式（間冷還是直冷）、冷凝氨水的產(chǎn)量和煤氣冷卻的程度。此時(shí)煤氣中含有水蒸氣、焦油霧、苯族烴、硫化物、氰化物、氨、萘及其他化合物。焦油送煤焦油加工裝置處理。沉淀下來(lái)的焦油渣由刮板輸送機(jī)連續(xù)刮送至漏斗處排出槽外。粗煤氣通過(guò)間接初冷器，溫度從80～85℃降至25～35℃，經(jīng)鼓風(fēng)機(jī)送入電捕焦油器除去煤氣中的焦油霧后，送往煤氣凈化的后續(xù)工藝裝置。立管式初冷器如圖12所示。其換熱管與水平面成3176。圖 13 橫管式初冷器 煤氣的直接冷卻工藝煤氣的直接冷卻，是在直接式煤氣初冷塔內(nèi)由煤氣和冷卻水直接接觸傳熱完成的。澄清后的氨水則用泵送入冷卻器冷卻后，送至初冷塔循環(huán)使用。綜上我采用橫管式間接初冷器對(duì)煤氣進(jìn)行初冷的設(shè)計(jì)?！妫?）焦油氣帶入的熱量焦油氣比熱：Cc=（+103t）=(+103650)=㎏℃∴q3=1920(+82)=926592KJ/h(4)粗苯氣帶走的熱量粗苯氣的比熱：CB=KJ/㎏℃t2—空氣溫度，取25℃F—集氣管總的外表面積，㎡按下式求出：F=2πDL=250=㎡式中：D—集氣管的直徑，mL—集氣管長(zhǎng)度，m2—焦?fàn)t座數(shù)則散熱量為：Q5=（10025）=1663619KJ/h所以，總的輸出量為：Q出=Q3+Q4+Q5=47098229+2637M+（241219280–）+1663619=289981128+令Q入=Q出則有：368917060=289981128+ M=34281㎏/h34281=42661集氣管出口煤氣總體積：61583+42661=104244集氣管煤氣出口水蒸氣體積：19463+42661=62124集氣管出口煤氣中水蒸氣分壓：P==50KPa℃≈82℃（露點(diǎn)），與假設(shè)相符。—水蒸氣在45℃時(shí)的分壓，p39。w—冷卻水入口溫度，t39。w—冷卻水入口溫度，℃故：Q7= kJ/h則第二段輸入總熱量：Q入2=46032721+ kJ/h3. 循環(huán)氨水帶入的熱量輸出熱量設(shè)在第二段初冷器的煤氣出口處溫度為45℃，則在下邊的計(jì)算中應(yīng)用到以下數(shù)據(jù)：物料名稱 溫度(℃) 比熱（kJ/kg則水在第一段初冷器內(nèi)的平均流速為： U==式中：1756—初冷器所需采暖循環(huán)水量（58℃），m3/h 16—初冷器臺(tái)數(shù)當(dāng)采暖循環(huán)水的平均溫度為63℃時(shí)，其物理常數(shù)為比熱 c=㎏hh℃/KJ —是管壁的熱阻，取為㎡管箱長(zhǎng)：（）第一段高： 層近似為91 第二段高 層 ，底座高度取1m，煤氣出口高度取2m。初冷器后煤氣帶走的水量為，（）即為冷凝水量。（2）噴淋式飽和器法硫銨工藝。飽和器內(nèi)母液酸度控制20％～30％，結(jié)晶段的結(jié)晶體積百分比上限為35％～40％，下限為4％。②在噴淋室的下部設(shè)置母液滿流管，控制噴淋室下部的液面，促使煤氣由入口向出口在環(huán)形室內(nèi)流動(dòng)。其工藝流程和操作條件與現(xiàn)有的鼓泡型飽和器相接近，易于掌握，設(shè)備材料國(guó)內(nèi)能夠解決。1） 輸入熱量1 煤氣帶入飽和器的熱量設(shè)煤氣預(yù)熱器后的實(shí)際溫度為t，則干煤氣帶入的熱量：——干煤氣比熱。當(dāng)使用硫酸質(zhì)量濃度為92%93%時(shí)，由于稀釋熱增大，而帶入的水分減少，故有時(shí)煤氣不經(jīng)預(yù)熱仍可維持飽和器水平衡。在吸收室的下部設(shè)有母液滿流管，控制吸收室下部的液面，促使煤氣由入口向出口在環(huán)形室內(nèi)流動(dòng)。外徑的高度，煤氣在飽和器內(nèi)的停留時(shí)間大約為13S飽和器內(nèi)的煤氣的體積為：。杯形件內(nèi)裝有向下擴(kuò)寬的供料管，供料管通入固定在杯形件下端的漏斗。在氣體分布板上裝有六角形排列的風(fēng)帽，在風(fēng)帽間隙中鋪有一層直徑約為20mm的石英石，其厚度與風(fēng)帽平。此時(shí)最低流態(tài)化速度可按下列通用方程式計(jì)算：式中固體顆粒平均直徑，m。同時(shí)從蒸氨分凝器來(lái)的10%~12%的氨汽，進(jìn)行中和器泡沸穿過(guò)母液層，與母液接觸而分解出吡啶。吡啶鹽基易溶于水，其所以能與分離水分開，是因?yàn)榉蛛x水中溶有大量的硫酸銨使分離水呈堿性，具有使吡啶鹽基從水中鹽析出來(lái)的作用，并使分離水與粗輕吡啶的密度差增大。濕式氧化法流程簡(jiǎn)單，脫硫效率高，并能回收硫磺等?；瘜W(xué)機(jī)理如下：多硫化銨的生成反應(yīng)：吸收氰化氫的反應(yīng)：硫氰酸銨的生成反應(yīng)：分子式的x值為1～4，x值越高則反應(yīng)活性越高，使硫氰酸銨的生成反應(yīng)速率越快。富油脫苯按其加熱方式分為預(yù)熱器加熱富油的脫苯法和管式爐加熱富油的脫苯法。雖然從石油化工可生產(chǎn)這些產(chǎn)品，但焦化工業(yè)仍是苯類產(chǎn)品的重要來(lái)源，因此，從焦?fàn)t煤氣中回收苯族烴具有重要的意義。栲膠法脫硫所需要的藥品價(jià)格低，栲膠是由植物的稈、葉、皮及果的水萃取液熬制而成，主要成分為丹寧。 焦?fàn)t煤氣中硫化氫和氰化氫的脫除實(shí)踐證明，在煉焦過(guò)程中大約有30%40%的硫化物以氣態(tài)的形式進(jìn)入煤氣，其中主要的是以無(wú)機(jī)化合物存在的硫化氫和以有機(jī)化合物存在的二硫化碳、硫氧化碳和噻吩等。在此溫度下，吡啶蒸汽、氨氣、硫化氫、氰化氫、二氧化碳、水汽以及少量油氣和酚等從中和器逸出，進(jìn)入冷凝冷卻器，冷卻至30左右℃。上式中各項(xiàng)數(shù)據(jù)計(jì)算如下：、的確定 設(shè)硫酸銨的篩分組分如下表：各顆粒直徑d/mm篩分組成x/%4234222)、的確定在干燥器內(nèi)氣體的平均溫度為℃，則空氣流在實(shí)際操作狀態(tài)下的密度為：3）、硫酸銨結(jié)晶真密度為17704）、空氣黏度為將上述各值帶入上式得：因?yàn)镽e10，故計(jì)算結(jié)果不必校正。對(duì)處理能力為3t/h硫酸銨的沸騰干燥器，前室裝有39各風(fēng)帽，后室裝有228個(gè)，每個(gè)風(fēng)帽上鉆有直徑為6mm的孔眼6個(gè)。較大的晶粒，其沉降速度大于升向選粒截面的液流速度，使經(jīng)環(huán)形件和漏斗之間的環(huán)形縫隙排入結(jié)晶槽的下部，由此進(jìn)入離心機(jī)。則硫酸銨的液體體積為 ， 8 下筒體計(jì)算：循環(huán)母液通過(guò)降液管從結(jié)晶室的底部上返，攪拌母液，晶核不斷生成和長(zhǎng)大，同時(shí)顆粒分級(jí)。在煤氣入口和煤氣出口、結(jié)晶室上部設(shè)有溫水噴淋裝置，以清洗吸收室和結(jié)晶室。5 硫酸銨生產(chǎn)的主設(shè)備的計(jì)算噴淋式飽和器全部采用不銹鋼制作，噴淋式飽和器有上部的噴淋（吸收）室與除酸器和下部的潔晶室組成，體外有整體的保溫層。至于吡啶在飽和器中被吸收，但量很少，亦可忽略。2　 煤氣帶出飽和器的氨量：3　 由氨水蒸餾塔的氨氣帶入飽和器的氨量:4　 飽和器中被硫酸吸收的氨量:5　 硫酸銨產(chǎn)量：6　 硫酸消耗量（78%硫酸）： 水平衡的計(jì)算1) 帶入飽和器的總水量：煤氣帶入的水量：——每1煤氣在30℃時(shí)經(jīng)水蒸氣飽和后的蒸汽含量，g氨分縮器后氨氣帶入的水量：10%——相當(dāng)于分縮器后溫度為98℃的氨水濃度。④噴淋室的下部為結(jié)晶槽，用降液管與結(jié)晶槽連通，循環(huán)母液通過(guò)降液管從結(jié)晶槽的底部向上返，不斷生成的硫銨晶核，穿過(guò)向上運(yùn)動(dòng)的懸浮硫銨母液，促使晶體長(zhǎng)大，并引起顆粒分級(jí)，小顆粒升向頂部，從上部出口接到循環(huán)泵，結(jié)晶從下部抽出。在保證飽和器水平衡的條件下，一般飽和器母液溫度保持在50～55℃，煤氣出口溫度44～48℃。噴淋式飽和器是將飽和器和結(jié)晶器連為一體，流程更為簡(jiǎn)化。即送去加工的剩余氨水量——每1煤氣在30℃時(shí)經(jīng)水蒸氣飽和后的蒸汽含量，g 3 硫酸銨制取工藝（1）硫酸銨生成的化學(xué)原理硫酸吸收煤氣中的氨事迅速的不可逆的化學(xué)反應(yīng)；實(shí)際熱效應(yīng)與母液酸度和溫度有關(guān)，其值較上述值約小于10%。噴淋液的噴頭取噴灑直徑為500mm，2排，一排7個(gè)圓形噴頭。℃/KJ∴K2==616KJ/㎡℃導(dǎo)熱系數(shù) λ=225 KJ/mhhK kJ/kgK）干煤氣 65 水蒸氣 65 粗苯氣 65 氨 65 硫化氫 65 焦油氣 65 干煤氣帶走的熱量：q1=1915265=3721978kJ/h水蒸氣帶走的熱量：q2=14353(+65)=37475539kJ/h粗苯氣帶走的熱量：q3=132065=96868kJ/h④氨帶走的熱量：q4=（36060）65=47280kJ/h⑤硫化氫帶走的熱量：q5=（36024）65=24042kJ/h⑥焦油氣帶走的熱量：q6=（19201920）65=69738kJ/h則煤氣帶出的總熱量為：Q3=q1+q2+q3+q4+q5+q6=3721978+37475539+96868+47280+24042+69738=41435445kJ/h 在第一段初冷器中，水和焦油的平均溫度為：tcp==83℃而焦油比熱為：Cc=(+10383)=—二段初冷器出口煤氣壓力，P39。第一段采用5868℃的采暖循環(huán)水，第二段采用3040℃的循環(huán)水?！妫?）硫化氫帶走的熱量q6=36082=29372KJ/㎏式中：—硫化氫的比熱，KJ/㎏℃式中：W—粗苯的平均分子量，取W=83∴q4=1320650=1630200KJ/h（5）硫化氫帶入的熱量q5=360650=269100KJ/h式中：—0660℃范圍內(nèi)硫化氫的平均比熱，KJ/㎏原始數(shù)據(jù)產(chǎn)品產(chǎn)率（對(duì)干煤質(zhì)量）％焦?fàn)t煤氣 14水分（，） 10焦油 粗苯 氨 硫化氫 焦炭 76煉焦煤氣組成（體積）% 57 27 6