氨回收裝置精餾塔的設計與研究畢業論文(編輯修改稿)

　

【文章內容簡介】 （2）化學性質[20]：由氮元素的氧化態吉布斯自由能圖也可以看出，除了NH4+離子外，氧化數為0的N2分子在圖中曲線的最低點，這表明相對于其它氧化數的氮的化合物來講，N2是熱力學穩定狀態。氧化數為0到+5之間的各種氮的化合物的值都位于HNO3和N2兩點的連線（圖中的虛線）的上方，因此，這些化合物在熱力學上是不穩定的，容易發生歧化反應。在圖中唯一的一個比N2分子值低的是NH4+離子。由氮元素的氧化態吉布斯自由能圖和N2分子的結構均可以看出，單質N2不活潑，只有在高溫高壓并有催化劑存在的條件下，氮氣可以和氫氣反應生成氨。.氮化鎂與水反應：Mg3N2+6H2O=3Mg(OH)2↓+2NH3↑在放電條件下，氮氣才可以和氧氣化合生成一氧化氮：N2+O2=2NO一氧化氮與氧氣迅速化合，生成二氧化氮2NO+O2=2NO2N2 與金屬鋰在常溫下就可直接反應：6 Li + N2=2 Li3NN2與鎂條反應：3Mg+ N2=Mg3 N2 N2與氫氣反應制氨氣：N2+3H2=2NH3（可逆） 氨回收工藝流程氨回收精餾塔的生產任務是將中繼槽的貯槽氣和液氨球罐的貯罐氣進行回收做成濃氨水，吸收氨后的尾氣并入燃燒氣管網，同時負責將氨水中的氨提純為合格的液氨產品輸送至液氨球罐。A、生產工藝流程[21]由吸收塔的底部出來的氨水（氨回收不開時可直接回到氨水槽）進入溶液換熱器的管間與再沸器冷凝液（或精餾塔底部出口殘液）進行換熱，被預熱后的氨水從進料管進入精餾塔的中部。在塔內自上而下與再沸器出來升騰的蒸汽逆流接觸，氨水中的氨經過塔板逐漸被提取變成純度很高的氣氨，由精餾塔頂部出來進入塔頂冷凝器管間，氣氨被冷凝成液氨回收至塔頂液氨貯槽內，貯槽內的合格液氨一部分由泵送至精餾塔頂回流，以控制塔頂溫度。另一部分用泵輸送至液氨球罐內。下圖就是氨回收系統工藝流程圖，其中T1002代表氣氨吸收塔，E1002代表換熱器，E1003代表水冷器，E1004釜殘液冷卻器，E10105代表精餾塔塔底再沸器，T1003代表氨回收精餾塔，E1006代表精餾塔塔頂冷凝器，V1003代表液氨儲槽，P1001A和P1001B分別代表兩個并聯的循環泵，P1002代表外送泵，V1002A和V1002B分別代表兩個并聯的氨水儲槽，P1003A和P1003B分別代表兩個并聯的回流泵。 氨回收工藝系統流程圖第3章 工藝計算 精餾塔的物料衡算（1）已知條件氨回收精餾塔年產990噸，粗氨水中含氨17％,溜出液中氨的質量分數為99％，％，氨的摩爾質量MA=17 kg/kmol，水的摩爾質量MB=18 kg/kmol，年工作日以330天計，每天24小時，則：990噸/330天=3噸/天=（125/17）kmol/h= kmol/h F=xF==xD==xW==其中，xF 、 xD 、 xW分別為原料、塔頂、塔底中的氨的摩爾分數。F、D、W分別原料液及塔頂液、塔底液的摩爾流量，kmol/h。F=D+W （31）F xF =D xD+W xW （32）D=== kmol/hW=FD== kmol/h揮發組分回收率==% （33） 相對揮發度α的計算把氨水系統視為理想溶液。塔頂及塔底產品的揮發度分別計算結果如下。45℃[23]195℃[23]所以45℃、195℃下平均相對揮發度:== 平衡線，q線，精餾段操作線，提餾段操作線方程的確定氣液平衡線方程 y== （34）q線方程泡點進料，q=1，x=，q線方程即為x=x，所以q線方程為 x=而 Rmin= [] （35） = =102取R==102=精餾段操作線方程精餾段摩爾流量：液相L＝RD==(kmol/h)氣相V=L+D=（1+R）D==(kmol/h)精餾段操作線方程： y= （36） =提餾段操作線方程提餾段摩爾流量：液相L=L+qF=+1=(kmol/h)氣相V=V=L+D=由于提餾段操作線方程為： y= （37）則提餾段操作線方程為： y= 塔的工藝條件及相關物性數據計算 物性數據由公式ρ=A+BT+CT2+D3+ET4 其中T單位為K，其中常數為： 常數列表[24]ABCDE氨105103105108水103106—— 精餾段工藝條件精餾段液體的平均密度 L=x0ρA+ (1 x)ρB=+=(kg/m3)精餾段氣體的密度 ρ=(kg/m3) （38）精餾段氣體的體積流量 VV=(m3/s) （39）精餾段液體的體積流量 VL==(m3/s) 提溜段工藝條件液相平均摩爾質量：M=17+=(kg/kmol)塔底溫度tm‘=195℃，查得[25]ρA=，ρB = (kg/m3)=+ (1xw) =+（）= ( kg/m3)=== (kg/m3) V=(m3/s) V=(m3/s) 塔板數的計算 塔板設計選用數據 塔板設計選用數據摩爾流量（kmol/h）氣相液相精餾段提餾段 塔板設計選用數據體積流量（m3/s）氣相液相精餾段180。提餾段180。由上述計算可得以下結果汽塔的平均蒸汽流量 =(V+V)/2=(+)/2=(m3/s)汽塔的平均液相流量 （V+V）/2=(180。+180。) /2=180。(m3/s)氣相平均密度(+)/2=(kg/m3)液相平均密度(+)/2=(kg/m3) 理論板數的計算最少理論板數 （310）應用吉利蘭關聯求理論板數N （311） （312）由得： （313）先求精餾段最少理論塔板數 （314） （315）其中故提餾段理論板數 實際塔板數的計算查得塔頂溫度，塔底溫度，進料溫度。全塔平均溫度在溫度下查液體黏度共線圖的[26]mPas，mPas又所以(mPas)(mPas)全塔效率 （316）對于浮閥塔。因此實際塔板數： 取10塊 取12塊(含塔釜)故實際塔板數 進料板在第11塊。 浮閥塔板工藝尺寸的確定與計算 塔高的計算塔高Z=HD+（N2S）HT+SHT‘+HF+H （317）已知實際塔板數為N=22塊，取板間距HT=(m)。由于料液清潔無須經常清洗，可取每隔7塊板設一個人孔，則人孔數目S=22/71=2個。取人孔兩板之間的距離=，，則HD=+=，，則HW=+=4m，進料處板空間高度HF=(m)，所以，全塔高度(帶裙座) Z=+(2222)+2++4=(m) 塔徑D由于液體流量和塔徑都不太大，故選用單溢流弓形降液管，不設進口堰，因精餾段和提餾段氣相流量相差不大，為便于制造，取兩端塔徑相等。欲求塔徑應先求出空塔氣速u，而u=