篇一：喷淋式饱和器生产硫铵的操作经验
喷淋式饱和器生产硫铵的操作经验
喷淋式饱和器生产工艺。来自风机房的煤气经预热器进入饱和器，在饱和器上段分两股进入环形室，被循环母液喷洒后，煤气合成一股进入后室被母液喷淋，再进入饱和器内除酸器，分离煤气所夹带的酸雾，煤气最后送终冷洗苯工段。 饱和器下段上部的母液用循环泵抽送至环形室喷洒，循环母液由中心下降管流至饱和器下段的底部，用结晶泵将底部浆液送至结品槽。饱和器满流口溢出的母液入满流槽，用小母液泵送入饱和器的后室喷淋。补水和大加酸时，多余的母液经满流槽至母液贮槽，再用小母液泵送至饱和器。
结晶槽的浆液经离心机初步脱水后，硫铵结晶用输送机送至流化床干燥机，送风机将空气经加热器加热后进入主机的两个风腔，上腔的湿气经除尘器通过引风机排入大气。
1煤气系统阻力增大的原因及处理
1.1 预热器阻力大的原因及处理
为防止母液进入预热器，调试时将大母液泵入前室的喷洒管加堵盲板，但使用3～5个月后，预热器阻力仍由500Pa上升至3000Pa，被迫倒用饱和器检修。拆除预热器检修时，在饱和器进口敞开的情况下开启大母液泵，发现由环形室喷头处向外飞溅液体，正常生产时母液会溅入煤气进口管道而进入预热器。 对此，反转环形室离煤气入口最近的2个喷头的方向，即与煤气由逆流改为顺流，并将喷头下弯一定角度，避免与第2个喷头喷出的液体相撞。改造后，预热器阻力稳定在500～1000Pa, 器后煤气含氨保持在30～58mg/m3。
1.2 饱和器出口煤气管道内结疤
煤气瞬时发生量有时会超过饱和器的设计能力(3.5 万m3/h）而达4万m3/h，且饱和器操作不正常，使满流管不畅时，母液被带入煤气出口管道，造成管道结疤，阻力达4 kPa，被迫倒饱和器检修。对此，制定了隔日中加酸制度，即每2天中加酸1次，在出料至晶比为最小后，加酸至7%～8%, 循环0.5～
1.0h，逐个打开冲洗水门冲洗，多余母液进入母液贮槽。通过控制预热器后煤气温度，1天就可将母液贮槽内的母液抽入母液循环系统消化掉。
在饱和器出口煤气管道2个弯头处开2个DN400检查孔，当发现饱和器阻力增大时就打开检查孔检查并冲洗。采取以上措施后，饱和器阻力可稳定在1～2kPa 。
2硫铵出料时引风机出口飞料的原因及处理
2.1 旋风分离器自动放料阀不灵
旋风分离器下部配有自动放料阀，当分离器内的物料积存到一定量时开启，否则处于关闭状态，但不久发现自动放料阀无法自动打开，旋风分离器内的硫按随引风系统抽出，造成飞料。对此，将自动放料阀拆除，改为“8”字盲板，出料时定时放出旋风分离器内的积料。
2.2 流化床干燥机筛面结疤堵塞
由于离心机干燥处理后的物料所含水分较高，流化床干燥机筛面易结疤堵塞，导致引风机对干燥机后的系统吸力增大，出现飞料。对流化床干操机进行定期清理，在人工清除筛面及底板积料后，打开底板上的检修孔，用适量工业水冲洗筛面，水从检修孔流出。为保证出料时干燥机内干燥，冲洗完毕后开启引风机、送风机和热风器，用热风对干燥机内部进行烘干。
另外，在饱和器的定期检修中，将环形室喷头垫片列为检修项目。因饱和器环形室喷头垫片采用的是耐酸橡胶板，大母液泵出口冲刷力大时极易将其损坏。环形室喷头处母液的压力如果得不到保证，饱和器后的煤气含氨就会超标。为保证小母液泵的流量，将饱和器后室的喷头芯去掉，解决了后室喷头频繁堵塞、小母液泵流量难以保证的问题。
路建国
2015年6月
篇二：饱和器法生产硫酸铵回收氨
摘 要
煤化工利用生产技术中，炼焦是应用最早的工艺，并且至今仍然是煤化工工业的重要组成部分。炼焦主要产品是生产炼铁用焦炭，同时生产焦炉煤气、苯、萘、蒽、沥青以及碳素材料等产品。
在炼焦过程中，煤中的氮有1.2%~1.5%与芳香烃发生化合反应生产吡啶盐基。其生成量主要取决于煤中氮含量及炼焦温度。一般在煤气初冷器后煤气含吡啶盐基约为0.4~0.6 g/m3，其中轻吡啶盐基约占75%~85%。回炉煤气中吡啶盐基含量约0.02~0.05 g/m3，即回收率达90%~95%。
本设计分别采用饱和器法生产硫酸铵回收氨，中和器法提取粗轻吡啶。对于饱和器法生产硫酸铵的工艺，煤气经鼓风机和电捕焦油器之后进入预热器，然后进入饱和器。煤气穿过饱和器在除酸器分离出液滴后，去脱硫或粗苯回收段。结晶母液用泵从饱和器底部送至结晶槽，沉淀出结晶后满流母液回到饱和器。结晶经分离器，干燥器成为硫酸铵成品。对于中和器法提取粗轻吡啶，母液从结晶槽回流入沉淀槽，同蒸氨分凝器来的氨气一起进入中和器。分解出的吡啶蒸汽等进入冷却器，经油水分离器后上层粗吡啶进入计量槽，放入储槽。下层的分离水返回中和器。
硫酸铵产量1362.6kg/h；硫酸消耗量1367.1kg/h；氨损失率0.54%；带入饱和器总水量1408kg/h；饱和器出口煤气中水蒸气分压7.75kPa；母液最低温度54℃；煤气预热温度 69.6℃；饱和器中央煤气管直径1530 mm；煤气进口管直径1090 mm；饱和器直径5000mm；饱和器高度7740 mm；除酸器进口管外径1660 mm；除酸器直径2720 mm；除酸器出口管在器内部分高度4150 mm；干燥器的沸腾床面积0.778㎡；干燥器直径1000 mm；干燥器溢流口高度388 mm；从反应器回收的吡啶盐基量18.355kg/h；母液处理量1087.29l/h；氨气的分配给中和器的质量分数95.7%；中和器直径1220 mm；中和器筒体高度1220 mm；中和器总高1775 mm；保温面积
7.97㎡；设备质量756.03kg
关键词：氮；氨；硫酸；饱和器；母液；硫酸铵：结晶：中和器；粗轻吡啶
Abstract Use of coal chemical production technology, the coking process is applied first, and the coal chemical industry is still an important part. Coking main product is the production of iron using coke, while production of coke oven gas, benzene, naphthalene, anthracene, carbon materials, asphalt and other products.
In the coking process, coal nitrogen with 1.2% to 1.5% of ammonia production with the aromatic pyridine base. Its amount depends on the nitrogen content of coal and coke temperature. Usually early in the gas after the gas cooler containing pyridine base is about 0.4 ~ 0.6 g/m3, which accounts for about 75% light pyridinium ~ 85%. Recycled content of gas in the pyridine base is about 0.02 ~ 0.05 g/m3, the recovery rate of 90% to 95%.
The design of devices were used to the production of ammonium sulfate saturation recovery of ammonia, medium and light crude pyridine extraction device. Saturated ammonium sulfate for the production of process devices, gas and electricity by the blower after the tar into the preheater, then into the saturator. Saturated gas through the separation device in addition to the acid droplet, the last section of desulfurization or benzene recovery. Crystal liquor pump from the bottom of saturated sent to the crystallizer to precipitate out a full stream after crystallization mother liquor back to saturator. Crystallization by the separators, dryers as ammonium sulfate product. And devices for the extraction of light crude pyridine, mother liquor from the crystallization tank back into the settling tank, with the ammonia to the ammonia segregation device and went into the device. Decomposition of pyridine vapor from entering the cooler through the upper crude oil and water separator after the pyridine into the metering tank, into the tank. Lower returns in the separation of water and the device.
Ammonium sulfate production 1362.6kg / h; sulfuric acid consumption 1367.1kg / h; ammonia loss rate of 0.54%; the total amount of water into the saturator 1408kg / h; saturated outlet gas in the steam pressure 7.75kPa; liquor minimum temperature
54 ℃; Gas preheating temperature 69.6 ℃; saturator central gas pipe diameter 1530 mm; gas inlet tube diameter of 1090 mm; saturated with a diameter of 5000mm; saturator height of 7740 mm; addition to acid inlet pipe diameter 1660 mm; addition to acid with a diameter of 2720 mm ; In addition to acid inside the outlet pipe section in the height of 4150 mm; dryer fluidized bed area of 0.778 square meters; dryer diameter of 1000 mm; dryer overflow gate height 388 mm; recovered from the reactor volume of pyridine base 18.355kg / h; liquor handling capacity 1087.29l/ h; ammonia and the device assigned to the mass fraction of 95.7%; in and with a diameter of 1220 mm; in and device cylinder height 1220 mm; in and the device overall height 1775 mm; holding area 7.97 ㎡; equipment quality 756.03kg .
Key words: nitrogen; ammonia; sulfuric acid; saturator law; liquor; ammonium sulfate: crystal: and in devices; pyridine
目录
第一章 总 论 ..................................... 6
1.1 概述 .............................................. 6
1.2 文献综述 .......................................... 6
1.2.1 用硫酸回收氨的生产工艺原理 .................... 7
1.2.2 从硫酸铵母液中制取粗轻吡啶工艺原理 ............ 8
1.3 设计条件及要求 ................................... 10
1.4 工艺流程的确定 ................................... 11
第二章 回收氨的工艺流程 ............................ 12
第三章 硫酸铵生产的影响因素及其控制 .................. 14
3.1 母液酸度 ......................................... 14
3.2 母液温度 ......................................... 15
3.3 母液搅拌 ......................................... 16
3.4 离心分离和水洗 ................................... 16
3.5 杂质 ............................................. 18
3.6 晶比 ............................................. 19
第四章 回收氨时物料平衡和热量平衡的计算 .............. 20
4.1 物料衡算 ......................................... 20
4.1.1氨的平衡及硫酸用量的计算和硫酸铵产量的计算 ..... 20
4.1.2 水平衡及母液温度的确定 ........................ 21
4.2 热量衡算 ......................................... 23
4.2.1输入热量 ...................................... 23
4.2.2 输出热量 ...................................... 26
第五章 硫酸铵生产的主设备计算 ....................... 28
5.1 饱和器 ........................................... 28
5.2 除酸器 ........................................... 30
5.3 干燥器 ........................................... 32
5.4 结晶槽 ........................................... 37
第六章 中和器法提取粗轻吡啶工艺流程 .................. 39
第七章 影响粗轻吡啶生产的因素及其控制 ................ 41
7.1 吸收阶段 ......................................... 41
7.2 中和及粗轻吡啶分离阶段 ........................... 42
第八章 中和器的物料平衡工艺计算 ..................... 43
8.1 母液处理量 ....................................... 43
8.2 分凝器后氨气分配给中和器的质量分数 ............... 44
第九章 回收粗轻吡啶的主要设备计算 .................... 45
9.1 中和器 ........................................... 45
9.2 冷凝冷却器 ....................................... 46
9.3 沉淀槽 ........................................... 46
第十章 设计一览表 .................................. 47 参考文献 .......................................... 48 设计体会与收获 ..................................... 49 致谢 .............................................. 50
篇三：饱和器法生产硫酸铵工艺设计(年产5万吨)
毕业设计任务书
题 目： 饱和器法生产硫酸铵工艺设计（年产5万吨）
学 院 化学与材料工程学院 专 业
班 级
学生姓名
发放日期 学 号 指导教师 2016年1月7日
河南城建学院毕业设计（论文）任务书
注：任务书必须由指导教师和学生互相交流后，由指导老师下达并交教研室主任审核后发给学生，最后同学生毕业论文等其它材料一起存档。
《硫铵饱和器》
由：免费论文网互联网用户整理提供,链接地址：
http://m.csmayi.cn/meiwen/11380.html
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