【正文】 ℃ 則其換熱面積 F= tKQ? = ?? ? = ㎡ V=20890/= m3/h 式中 992,2—— 30～ 50℃時水的密度 ㎏ /m3 根據(jù)《化工工藝設計手冊》第二版選用螺旋板式換熱 ?！?) Qc=20890 (5030)= kJ/h Qh=25310 (105t) 式中 —— 105℃時水的比熱 kJ/(㎏℃ ) —— 92℃時水蒸汽的熱焓 kg/㎏ 回流液帶出熱量 q4= kJ/h 冷卻水帶出熱量 q5(水溫由 32℃到 45℃ ) Q2=q3+q4+q5=+q5 由 Q1=Q2 ∴ q5= kJ/h 所需換熱面積 氨氣 ℃ 102 → 98 第 32 頁 水 ℃ 45 ← 32 △ t ℃ 57 66 由《煉焦化學品回收與加工》中取經(jīng)驗值 K=300W/(㎡℃ ) % —— 含氨量 —— 102℃時水的熱焓 KJ/Kg 第 29 頁 氨 解 析 放 出 的 熱 量 q5= % 491 =213004 kJ/h 廢水帶出的熱量 q6=(+G) 105 =+ kJ/h 散熱損失 q7=q3+2%=2738G = kJ/h Q2=q4+q5+q6+q7 =+213004+++ =+ kJ/h 由 Q1=Q2 得 G= ?? = kJ/h 1 噸氨水所用蒸汽量 g=G/F=廢水量 W=+= kg/h= t/h 塔板層數(shù)確定 直接蒸汽加熱時 ,提餾段操作方程 : Ym= GWXwGWXm ??1 式中 W—— 廢水量 kg/h G—— 直接蒸汽耗量 kg/h XW—— 廢水含氨量 % 即 YM= 以進料含氨量濃度 XF=% 按《煉焦化學品回收與加工》附表 5 中數(shù)據(jù)采用逐板計算法計算提餾段理論板數(shù) . X % Y % ∴提餾段需理論板數(shù)為 7 對于精餾段由于塔頂氣相濃度不高于和進料平衡的氣相濃度 ,所以只需要一塊理論板 ,則全塔理論板數(shù)為 8塊 . 本設計采用浮閥塔 ,總板效率取 ,則實際板數(shù)為8/=16 塔徑計算 ∵ V＜ G ∴用塔底氣相體積確定塔徑 第 30 頁 G= 10527318 ?? ??? = m3/h 原料 汽化熱取 水的熱量 為 1500kJ/kg 平 均溫 度(98+50)/2=74℃ ρ l= ㎏ /m3 ρ V= ㎏ /m3 查《化工原理》天大版 附表 7 水的比熱為 kJ/(㎏ k) —— 1Nm3煤氣中含苯族烴的量 kg/m3 Q 氨 =459..86 45= kJ/h ∴ Q 入 = Q 干煤氣 + Q 水蒸汽 + QH2S+Q 苯族烴 + Q 氨 = =X 熱蒸汽放出熱量為 :Q2 Q 出 =Q1+Q2=X+Q2 第 26 頁 輸出熱量 Q 出 煤氣帶出熱量 1?Q Q? 干煤氣 =68435 70= KJ/h Q? 水蒸氣 = (+ 70)= KJ/h Q? H2S=68435 70= KJ/h Q? 苯族烴 =68435 70= KJ/h Q? 氨 = 70= KJ/h Q? 1=Q? 干煤氣 +Q? 水蒸氣 +Q? H2S +Q? 苯族烴 +Q? 氨 = KJ/h 散熱損失熱量 一般取散熱器損失熱量為換熱器熱量的 5%左右 ,即Q? 2= Q2 換熱器的熱量即為飽和水蒸氣放出的熱量 ,即 Q 出 =Q? 1+Q? 2=+ Q2 令 Q 出 =Q 入 即 10521298+Q2=+ Q2 ∴ Q2= KJ/h ∴水蒸氣的耗量 : = ㎏ /h 式中 —— 飽和水蒸氣冷凝潛熱 KJ/㎏ 預熱器造型 平均溫度 : t=(47+70)/2= ℃ 進預熱器時煤氣壓力取 20xx ㎜ H2O(表壓 ) 出預熱器時煤氣壓力取 1800 ㎜ H2O(表壓 ) 則平均壓力為 :1900 ㎜ H2O(表壓 ) 而實際條件下 ,煤氣流量為 : )433190010330(273 10330)(68435 ??? ??? = Nm3 式中 433—— 30℃是水蒸氣分壓 ㎜ H2O 按設計要求 ,每小 時處理 1000Nm3 煤氣需加熱面積 3 m3,則需加熱面積為 : F= 3/1000= ㎡ 由于計算假設出煤氣預熱器煤氣溫度為 70℃ ,而實際生產中只要加熱到 60～ 70℃℃之間即可 . 第 27 頁 ∴根據(jù)《焦化設計參考資料》可選用 F=202 ㎡的換熱器其參數(shù)如下 : 直徑 2020 ㎜ 長 2110 ㎜ 加熱管直徑厚度 ㎜ 3㎜ 加熱管長度管數(shù) 2110 ㎜ 611 煤氣流通截面 積 ㎡ 保溫面積 ㎡ 蒸氨塔的計算 基本數(shù)據(jù)的確定 原始數(shù)據(jù)：進料溫度 50℃ 分凝器后產品濃度 10% 塔頂溫度 102℃ 塔頂壓力 塔底溫度 105℃ 塔底壓力 回流溫度 90℃ 進料量 廢水濃度 進料量 F 及濃度 XF F= t/h XF= 3??? 100%=% 參考《煉焦化學品回收與加工》附表 5，得氨水在水溶液里及液面上蒸汽內的含量為 Y1=% 氨分縮器后成品氨氣溫度的確定 XD=10%,設在蒸氨塔里的氨回收率為 99%,則氨為 : 99% 103? /1000≈ 或 氨氣混 合物 D=247。 k) QH2S=68435 45= kJ/h 式中 —— 0～ 80℃水汽平均比熱 kJ/(㎏ s) 將重量換算成線速度 V0=G/Pg= 在沸騰干燥器內氣 流實際操作速度 ,根據(jù)生產實踐 ,可取最底流態(tài)化速度 V0 的 10 倍 ,即 V=10V0=10 = m/s 干燥器內平均操作溫度及壓力下濕空氣體積計算如下 干燥器處理負荷 24/25= kg/h 原料含水量 %2%21 ?? = kg/h 干燥器后殘留在硫銨中的水量為 %% ?? = kg/h 需蒸發(fā)水分為 = kg/h 干燥器每處理 1t 硫銨 (干基 )需溫度 50℃ ,相對濕度 84%的干空氣 1900 kg, 則濕空氣體積為 : 第 25 頁 35001 0 1 3 2 51 0 1 3 2 527327318 2 701 4 0)( ??? ????? ? = m3/h 所需干燥器沸騰床面積 F= ? = ㎡ 根據(jù)《焦化設計參考資料》選用 DN1740 ㎜定型沸騰干燥器一臺 ,沸騰床面積 ㎡ 進煤氣預熱器內煤氣氣量 Nm3/h 68435 進煤氣預熱器內煤氣溫度 ℃ 45 出煤氣預熱器內煤氣溫度 ℃ 70 加熱蒸汽壓力 (絕熱 ) MPa 加熱蒸汽溫度 ℃ 120 輸入熱量 Q 入 煤氣帶入熱量 Q1 Q 干煤氣 =68435 45= kJ/h 式中 —— 干燥氣化熱 kJ/(m3㎡ ) 式中 dp—— 固體顆粒平均直徑 ㎜ Pq—— 固體密度 kg/m Pg—— 氣體密度 kg/m3 Z—— 氣體粘度 原油 上式中各項數(shù)值計算如下 dp的確定 dp=dXZ?1 ㎜ 式中 X—— 篩分組成 % D—— 每級顆 粒直徑 ㎜ 硫銨篩分分組 d1 (㎜ ) 2 第 24 頁 X1 (%) 42 34 22 dp= 1 0 01 ????? ? oo= ㎜ Pg 的確定 在沸騰干燥器內氣體溫度為 ??270140 105℃ 并假設操作壓力 3500Mpa,則空氣流在實際操作狀態(tài)下密度 Pg= 101325 3500101325105273273 ?? ? = kg/m3 式中 —— 空氣在標準狀態(tài)下密度 kg/m3 Pg 為硫銨結晶比重取 1770 kg/m3 Z 為空氣粘度 ,取 厘泊 綜上 ,將上述各值帶入公式得 G=5 102? )]9641770([ ? = kg/(m3 mol 的硫銨但是結晶熱為 10886 KJ/h） 13342910886132 ?? KJ/h 硫酸的 稀釋熱（ 100%硫酸的稀釋熱為 KJ/Kg則 6Q = 50 50 =10840064 KJ/h 化學反應熱 化學反應熱包括中和熱、結晶熱和稀釋熱 硫酸的中和熱（ 1 Kg一般為 45℃，回流母液量為硫銨產量的 第 19 頁 10 倍，則 5Q = 45 10 = KJ/h 式中 —— 45℃時母液的比熱 KJ/(Kg K) 水汽帶入的熱量 水汽Q = 2W (＋ 98) = (＋ 98) =942362 KJ/h 則氨汽帶入的熱量 2Q = 氨Q ＋ 水汽Q = KJ/h 硫酸帶入的熱量 3Q = y? E= 20= KJ/h 式中 —— 濃度為 98%硫酸的比熱 E—— 硫酸的平均溫度，取 20℃ 洗滌水帶入的熱量（包括洗滌結晶和沖洗設備的水，水溫為60℃） 4Q =（ 4W ＋ 5W ） 60 =(＋ 100) 60 = KJ/h 式中 —— 60℃時水的比熱 KJ/(Kg則煤氣帶入飽和器的總熱量為 1Q = 干煤氣Q ＋ 水蒸氣Q ＋ 氨Q = ＋ ＋ ＋ 第 18 頁 = ＋ 氨汽帶入的熱量 氨汽帶入的熱量由氨帶入的熱量和水汽帶入的熱量兩部分組成。 K) 氨帶入的熱量 氨Q = 1N = = 式中 氨Q —— 氨帶入的熱量 KJ/h 2． 11—— 氨的比熱 KJ/(Kg 1Q 第 17 頁 輸入熱量 煤氣