180万吨焦化厂硫铵工段设计[1](8)

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面积2.1㎡

3.6煤气预热器的计算与选型

为蒸发饱和器中的多余水分，保持饱和器中的水平衡，防止母被稀释，在饱和器前必须加煤气预热器，常用的为列管式换热设备，煤气走管内，低压蒸气走管间，煤气预热器有立式和卧式两种安装方式，立式需设置焦油排出装置，卧式不便于安装和检修，且管内容易积存焦油，影响传热效率，本设计采用立式安装方式。 3.6.1 热量恒算 原始数据

进煤气预热器内煤气气量 Nm3/h 68435 进煤气预热器内煤气温度 ℃ 45 出煤气预热器内煤气温度 ℃ 70 加热蒸汽压力(绝热) MPa 0.2 加热蒸汽温度 ℃ 120 3.6.1.1输入热量Q入 ①煤气带入热量Q1

Q干煤气 = 6843531.47345 = 4526975.3 kJ/h 式中 1.47——干燥气化热kJ/(m32k) Q水蒸气= W13(2491.3+1.83345)

= 2244.93(2491.3+1.83345) = 5777586.9 kJ/h

式中 1.83——0～80℃水汽平均比热 kJ/(㎏2k) QH2S = 6843530.01531.0345 = 46193.6 kJ/h 式中 1.0——0～80℃水汽平均比热 kJ/(㎏2k)

0.015——1Nm3煤气含H2S的量 kg/m3 Q苯族烃= 6843530.0431.03345 = 126878.5 kJ/h 式中 1.03——0～80℃苯族烃平均比热 kJ/(㎏2k)

0.04——1Nm3煤气中含苯族烃的量 kg/m3 Q氨=N132.11345= 459.8632.11345 = 43663.7 kJ/h

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∴Q1= Q干煤气+ Q水蒸气+ QH2S+Q苯族烃+ Q氨 = 4526975.3+5777586.9+46193.6+126878.5+43663.7 = 10521298 kJ/h 热蒸汽放出热量为: Q2 Q入=Q1+Q2=10521298+Q2 3.6.1.2输出热量 Q出

? ①煤气带出热量Q1

? Q干煤气=6843531.47370 = 7041961.5 KJ/h

? Q水蒸气= W13(2491.3+1.83370)

= 2244.93(2491.3+1.83370) = 5880291 KJ/h

?2S= 6843530.01531.0370 = 71856.8 KJ/h QH? Q苯族烃 = 6843530.0431.03370 = 197366.5 KJ/h ? = N132.11370= 461.0932.11370= 68103 KJ/h Q氨???2S +Q苯族烃?? ? Q1= Q干煤气+Q水蒸气+QH+Q氨 = 7041961.5+5880291.1+71856.8+197366.5+68103 =13260040 KJ/h ②散热损失热量

? 一般取散热器损失热量为换热器热量的5%左右,即Q2=0.05 Q2

换热器的热量即为饱和水蒸气放出的热量,即

?? Q出=Q1+Q2= 13260040+ 0.05Q2

令Q出=Q入 即 10521298 + Q2 = 13260040+0.05Q2 ∴ Q2 = 2882886.3 KJ/h

水蒸气的耗量: 2882886.3/2204.6= 1307.7 ㎏/h 式中 2204.6——饱和水蒸气冷凝潜热 KJ/㎏

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3.6.2 预热器选型

平均温度: t = (45+70)/2 = 57.5 ℃

进预热器时煤气压力取: 2000mm水柱 (表压) 出预热器时煤气压力取: 7800mm水柱 (表压) 则平均压力为: 1900mm水柱(表压) 而实际条件下,煤气流量为:

68435?(273?57.5)?10330 = 72546.4N/ m3

273?(1033?01900?433) 式中 433——30℃时水蒸气分压 mmH2O

按设计要求,每小时处理1000Nm3煤气需加热面积3 m3,则需加热面积为: 72546.4?3 F = = 217.6m2

1000 由于计算假设出煤气预热器煤气温度为70℃,而实际生产中只要加热到60～70℃之间即可。

所以，根据《焦化设计参考资料》和以上计算可选用 F=202m2的非定型钢制固定式薄管板列管换热器，其参数如下: 直径 2020Vmm 长2110㎜ 加热管直径3厚度 57㎜33㎜ 加热管长度3管数 2010㎜3611 煤气流通截面积 1.52㎡

设备重 6708Kg 操作重 8.2t 保温面积 13.3㎡

3.7蒸氨塔及附属设备的计算

3.7.1 蒸氨塔的计算 3.7.1.1 基本数据的确定

①原始数据：进料温度 50℃ 分凝器后产品浓度 10%

塔顶温度 102℃ 塔顶压力 14.7MPa 塔底温度 105℃ 塔底压力 34.3MPa 回流温度 90℃ 进料量 20.89t/h 废水浓度 0.05g/h 进料浓度 3.5 g/h 进料量F及浓度XF

F = 20.89 t/h

20.89?3.5?10?3?100%?0.35% XF?20.89 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

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汽内的含量为Y1 = 3.5%

② 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%320.8933.5310?3/1000≈72.38kg/h 或95.38Nm3/h 氨气混合物 D = 72.38÷ 10% = 723.8 kg/h

水蒸汽的量 723.83(1-10%) = 651.42kg/h 或 810.66 Nm3/h

考虑到氨气中H2S和CO2,设占氨气体积的5%，则

95.38?810.66?953.73Nm3/h

1?5%取分缩器后氨气操作压力为850mmH2O,则氨气在气体混合物中的分压为:

PS = 8503810.66/953.73 = 722.49 mmH2O

③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

18?2250?(102?50)?18?4018618?2250即:YF?Yq XF?Xq

?1.097?1

XD-YF10?3.5 ∴Rmin=YF-XF ==2.06

3.5?0.5一般取R=(1.1～2) Rmin 现取 R=1.5Rmin=3.09 3.7.2 物料恒算 (1)输入物料

进料量 F = 20.89t/h

含氨量 = 20.89310330.35% = 73.12 kg/h 设蒸氨塔中氨的回收率为99%则： D=73.12399%/10%=723.8 kg/h

回流量 L = RD = 3.093723.8 = 2236.5 kg/h (2)输出物料

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塔顶蒸汽量 V = (R+1)D = 4.093723.8 = 2960.3kg/h

废水量 W = F-D+G = 20890– 723.8 +G = 20166.2+ G kg/h

(3)热量恒算—确定直接蒸汽量G ①输入热量

进料带入热量 q1 = 2089035031.007434.187= 4405685 kJ/h 回流带入热量 q2= 2236.539031.00534.187= 846994.2 kJ/h 直接蒸汽带入热量q3 = 2738G kJ/h 式中 G — 蒸气量

2738—4Kg/cm3（绝压）时水蒸气热焓， 2741 — 表压为0.3时,水蒸汽热焓 kJ/Kg

Q1= q1+ q2+ q3 = 4405684.1 + 846994.2 + 2738G = 5252678.3+ 2738G kJ/h ②输出热量

塔顶蒸汽带出热量

q4 = 2960.333.5%310232.131 + 2960.33(1-3.5%)32678.84

= 7675135.1 kJ/h

式中 2.131—— 氨的比热 KJ/(Kg2℃) 3.5% —— 含氨量

2678.84—— 102℃时水的热焓 kJ/kg

氨解析吸收的热量 q5 = 2960.333.5%349134.187

= 213004 kJ/h

废水带出的热量 q6 = (20166.2+G)310531.008934.187 = 8944672+ 443.5G kJ/h 散热损失 q7 = q332% = 2738G30.02 = 57.46G kJ/h

Q2= q4 + q5 + q6+ q7

=7675135.1+213004+8944672.7+433.5G+54.76G =16832811.8+488.26 kJ/h 由 Q1=Q2 得：

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