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1、1 设 计 任 务 书1.1 设计任务年产70 万吨焦碳的焦化厂蒸氨工段的设计。1.2 设计的基础资料1.2.1 工艺计算主要依据煤气产率氨产率（挥发氨） 初冷器后煤气温度 剩余氨水中氨含量340Nm3/t 干煤0.3%30C3.5g/l2 概述剩余氨水是煤焦化工业中焦化废水的主要来源，其中含有大量的挥发氨和固 定胺盐，严重影响了生化工段的废水处理结果，因此蒸氨工艺是焦化废水处理工 艺的第一环节，同时还在为脱硫工段提供碱源的过程中起重要作用，因此蒸氨系 统的稳定运行直接影响到生化工段出水指标及脱硫工段的脱硫效果。鼓冷工段昌 盛的大量剩余氨水与蒸氨塔底废水换热后，进入到蒸氨塔中开始蒸馏，蒸氨塔底
2、 部通入饱和水蒸汽，以提供蒸氨所需热量及氨气载体，蒸出的大量氨气与水蒸气 混合气体从塔顶分缩器出来后，去往脱硫工段，塔底废水在与剩余氨水、冷却水 连续换热后，去往盛化工段进行水处理，同时在蒸氨过程中，需要在剩余氨水中 加入一定量的液体氢氧化钠，以促进剩余氨水中固定铵盐的分解，保证蒸氨效果。 3 蒸氨工段设备的计算3.1 蒸氨塔的计算3.1.1 基本数据的确定原始数据：煤气总量35000Nm3进料温度50 C分凝器后产品浓度10%塔顶温度 102C塔顶压力14.7MPa塔底温度 105C塔底压力34.3MPa回流温度 90C进料浓度3.5 g/h经计算得 进料量F及浓度XFF = 12.63 t
3、/h12.63 x 3.5 x 10 -3X =x 100% = 0.35%乂 f12.63参考炼焦化学品回收与加工附表 5，得氨水在水溶液里及液面上蒸汽内 的含量为 Y1= 3.5% 氨分缩器后成品氨气浓度的确定XD= 10%,设在蒸氨塔里的氨回收率99%，则氨为99% X 12.63X3.5X10一3/100043.75kg/h 或 54.51 Nm3/h氨气混合物 D = 43.75 三 10% = 437.5 kg/h水蒸汽的量 437.5X(1-10%) = 393.75kg/h 或 490.61 Nm3/h考虑到氨气中H?S和CO?，设占氨气体积的5%,则54.51 + 490.6
4、11 - 5%二 573.82 Nm3 /h取分缩器后氨气操作压力为850mmH2。,则氨气在气体混合物中的分压为:PS = 850X490.61/573.82= 726.148 mmH O分缩器后回流液含氨浓度的确定出成品氨的浓度为10%即Xd= 10%查炼焦化学品回收与加工中附表 5得,回流液浓度为 XR= 1.2%。则进料热状况:q = 将 1Kmol 进料变为饱和蒸汽所需的热量/原料液的 Kmol 汽化热,查18 x 2250 + (102 50) x 18 x 40186物性手册得二 1.097 118x2250即: Y = YX 二 XqFqFX -YRmin=DF10 3 5Y
5、-X -=2.06FF3.5 - 0.5一般取 R=(1.1 2) Rmin 现取 R=1.5Rmin=3.09 3.2 物料恒算(1)输入物料进料量 F = 12.63t/h含氨量 = 12.63X103X0.35% = 44.19 kg/h设蒸氨塔中氨的回收率为 99%则：D=44.19X99%/10%=437.47kg/h 回流量 L = RD = 3.09X437.47= 1351.79 kg/h(2) 输出物料塔顶蒸汽量 V = (R+1)D = 4.09X437.47= 1789.26kg/h 废水量 W = F-D+G = 12630- 437.47 +G = 12192.53+
6、 G kg/h(3) 热量恒算确定直接蒸汽量 G输入热量进料带入热量 q1 = 12630X50X1.0074X4.187= 2662698.14 kJ/h 回流带入热量 q =1351.79X90X1.005X4.187= 511941.66kJ/h2直接蒸汽带入热量q3 = 2738G kJ/h式中 G 蒸气量27384Kg/cm3 (绝压)时水蒸气热焓，2741 表压为 0.3时,水蒸汽热焓kJ/KgQ=q + q+ q = 2662698.14+ 511941.66 + 2738G1 1 2 3= 3174639.8+ 2738G kJ/h 输出热量塔顶蒸汽带出热量q4 = 2811.
7、7X3.5%X 102X2.131 + 2811.7X(1-3.5%)X2678.84 = 7507857.8 kJ/h式中2.131氨的比热 KJ/(Kg C)3.5% 含氨量2678.84102C时水的热焓kJ/kg氨解析吸收的热量 q = 2811.695X3.5%X491X4.1875= 20231.16 kJ/h废水带出的热量 q = (12192.53+G)X105X1.0089X4.1876= 5407969.27+443.5G kJ/h散热损失 q =q3X2% = 2738GX0.02 = 57.46G kJ/h7Q =q +q +q +q24567=7507857.8+20
8、231.16+5407969.27+443.5G +54.76G =12936058.23+488.26G kJ/h由 Q = Q 得：123174639.8+ 2738G =12936058.23+488.26G 直接蒸汽量 G =4338.91kg/h1 吨氨水所用蒸汽量 g = G/F = 4338.91/12.63 = 343.54kg/t 废水量 W = 12192.53+ G = 12536.07kg/h = 16531.44 t/h 3.3蒸氨塔设备的计算(1 ) 塔板层数的确定 作全塔的物料平衡：废水量 W = 12192.53+ G = 16531.44kg/h = 16.5
9、31 t/h35 彳12192.53 X 2% = 0.005%废水含氨量X = 1000 X 16531.44直接蒸汽加热时，提镏段的操作线方程为Y 二Wx +Wxm G m-1 G W式中：w废水量，16531.44 kg/hG直接蒸汽耗量，4338.91kg/h即 Y 二 16531.44 X - 16531.44 x 二 3.81X - 0.000191m 4338.91 m-14338.91 Wm-1以进料含氨量浓度 XF=0.35% 按炼焦化学品回收与加工附表 5 中数 据采用逐板计算法计算提馏段理论板数.X % 0.35 0.17 0.0811 0.0374 0.0159 0.0
10、0536 0.000176Y %1.70 0.8110.3740.1590.05360.00176提馏段需理论板数为5对于精馏段由于塔顶气相浓度不高于和进料平衡的气相浓度 ,所以只 需要一块理论板,则全塔理论板数为 6 块.本设计采用浮阀塔,总板效率取 0.5,则实际板数为 6/0.5=12 块 (2) 塔径的计算 V V V 用塔底气体积确定塔径SVs = 28117%彳5% +（I-35%）1718% 22.4 %273 +102x273101.3101.3 + 34.3=3601.2 m3 / h原料汽化热取水的热量为1500kJ/kg平均温度（98+50）/2 = 74 Cp = 97
11、4.8婕/m3p V=0.661婕/m3查化工原理（天大版）附表7 水的比热为4.2 kJ/（婕C）1500+4.2x（98-50）q =1500=1.13L = L+QF = 1351.79+1.13X20890 =24957.49 婕/hV = V+（q-1）F = 1351.79+0.13X20890 =4067.49 婕/hLh （旦）t 25842.2/974.8 X （974.8）2Vh 莎 2 = 5676/0.6610.661= 00.119塔板间距取45 mm,板上液层高度取0.07m则： 陌-比=0.38 m查化工原 理（天大版）下册 P160， 史密斯关系图得 C20 =
12、 0.0062 校正 C = C20X （話犯2 = 0.062X （警）0.2=0.031Umax=CX=0.031 X刀弟席661 = 1.19 m/s通常取 U = 0.6 0.8Umax 现取安全系数 0.7 则 U = 0.65 X 1.19 = 0.774 m/s4Vs4 X 3601 2则 D 二 E 3600x3.14x0.774 =圆整取 D =耿讪3.14塔截面面积AT =P= 3i141.42= 1.538(3) 塔高的计算1) 该塔有效高度 Z=(N-l)XHT=(12-l)X0.45=4.95m2) 塔顶辅助高度取 1m3) 塔底辅助高度取1.5m (塔底最后一块塔板
13、到塔底封头切线的距离)4) 塔底裙座高度取 2 m5) 人孔,人孔的设计应便于进入任何一层塔板,但设置过多会使制造时塔体弯 曲度难以达到要求,所以本塔设置一个人孔,位置在自上面算起第 8 块塔板处, 此处塔板间距设计为600 mm,另外，塔裙处应设计两个人孔直径为450 mm.综上该塔实际高度 H=4.95+1+1.5+2+(0.6-0.45)=9.6m参考文献1 朱世勇环境与工业气体净化技术M北京：化学工业出版社.2001. 31-36.2 库咸熙炼焦化学产品的回收与加工.冶金工业出版社，19853 Berkowitz N.焦炉煤气脱硫工艺的选择J.高彬升译.国外炼焦化学J. 1990(5)
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