硫酸銨畢業(yè)設計

1、<p><b>　　設計說明</b></p><p>　　對于這次的設計，對焦爐煤氣的處理采用半負壓操作系統(tǒng)，煤氣的初冷采用的是橫管式間接初冷器。首先，概述了煤氣初步冷卻的目的意義，介紹了鼓風冷凝工段的工藝流程，常用的初冷工藝及工藝流程中的常用設備，并對鼓冷工段進行了物料衡算和熱量衡算。通過熱量衡算和物料衡算確定了設備的選型。其次，采用噴淋式飽和器生產(chǎn)硫酸銨的工藝，并以飽和器母液生

2、產(chǎn)粗輕吡啶。最后，對脫硫和苯回收工藝作說明。同時也對介紹了用硫酸法吸收氨制取硫酸銨的工藝，并對硫酸吸收氨的工藝原理及注意事項做了一些說明，以及對硫酸銨生產(chǎn)工藝的物料衡算和熱量衡算，硫酸銨生產(chǎn)的主設備及輔助設備的設計計算。回收輕吡啶的中和器的物料衡算也進行了相應的設計。</p><p>　　關鍵詞：橫管式初冷器 物料衡算 硫酸銨 飽和器</p><p>　　Design descrip

3、tion</p><p>　　In this design, the coke oven gas treatment using a vacuum operating system, the gas primary cooling is used in horizontal pipe type indirect cooling device. First, an overview of the gas prima

4、ry cooling purpose and meaning, introduced the blast condensation process flow, commonly used primary cooling process and process used in the equipment, and the drum cooling section for the material balance and heat bala

5、nce. By heat balance and material balance calculation to determine the selection of equ</p><p>　　Key words: cross tube primary cooling device for material balance calculation for ammonium sulfate Saturator&l

6、t;/p><p><b>　　緒論</b></p><p>　　煉焦化學品的回收工藝在近幾十年里得到了迅猛的發(fā)展，產(chǎn)品越來越多，品種越來越豐富，環(huán)保設計日趨成熟，雖然由于石油和天然氣的化學加工和合成技術的發(fā)展，煉焦化學品受到競爭。但我國是煤炭利用大國，焦炭仍然是重要的工業(yè)產(chǎn)品，隨著能源危機的近一步擴展以及環(huán)境保護的壓力，煉焦化學品的回收成為煤炭工業(yè)關注的重要對象，為了獲得

7、實際的經(jīng)濟回報，各企業(yè)不斷優(yōu)化設備，加強環(huán)境保護，提倡能源充分利用，使煉焦產(chǎn)品的回收與加工水平迅速提高，更快的實現(xiàn)了煤的高效利用。煉焦化學品種類很多，如煉焦車間的荒煤氣，經(jīng)冷卻和吸收處理，可以提取出焦油，氨、萘、硫化氫及粗苯等產(chǎn)品，并且得到凈焦爐煤氣。</p><p>　　煤氣的初步冷卻：來自焦爐的荒煤氣與焦油和氨水沿吸煤氣管道至氣液分離器，氣液分離后荒煤氣進入橫管初冷器分兩段冷卻。上段用循環(huán)水，下段用低溫水將煤

8、氣冷卻至21~22℃。由橫管初冷器下部排出的煤氣，進入電捕焦油器，除掉煤氣中夾帶的焦油霧后，再由煤氣鼓風機壓送至下一個工段為了保證初冷器的冷卻效果，在上段和下段連續(xù)噴灑焦油氨水混合液，在其頂部用熱氨水不定期進行沖洗，以清除管壁上沉積的焦油和萘等雜質(zhì)。初冷器上段排出的冷凝液經(jīng)水封槽流入上段冷凝液槽，用泵將其送入初冷器上段進行噴灑，多余部分送到機械化氨水澄清槽。初冷器下段排出的冷凝液經(jīng)水封槽流入下段冷凝液槽，加兌一定量焦油和氨水后，用泵將其

9、送入初冷器下段進行噴灑，多余部分流入上段冷凝液槽。</p><p>　　焦爐煤氣中的氨可以用于制取硫銨，無水氨和濃氨水，硫酸銨是重要的農(nóng)用肥料，市場有較大的需求量，所以現(xiàn)今大部油和氨水都采用硫酸銨工段來回收煤氣中的氨。噴淋包和器分為上下兩段，上段為吸收室，下段為結晶室。由上個工段來的煤氣進入噴淋包和器的上段，分成兩路沿包和器水平方向流動。每股煤氣均經(jīng)過數(shù)個噴頭，用含游離酸的母液噴灑，以吸收煤氣中的氨 。兩股煤氣匯

10、合后從切線方向進入飽和器中心旋風分離部分，除去夾帶的酸霧滴，從上部中心出口管離開到下一個工段。噴淋包和器分為上下兩段，上段為吸收室，下段為結晶室。由上個工段來的煤氣進入噴淋包和器的上段，分成兩路沿包和器水平方向流動。每股煤氣均經(jīng)過數(shù)個噴頭，用含游離酸的母液噴灑，以吸收煤氣中的氨 。兩股煤氣匯合后從切線方向進入飽和器中心旋風分離部分，除去夾帶的酸霧滴，從上部中心出口管離開到下一個工段。</p><p>　　飽和器的

11、上段與下段以降液管連通，噴灑吸收氨后的母液從降液管流至結晶室底部，不斷攪拌母液，使硫銨晶核長大。帶有小顆粒的母液上升至結晶室上部，大部分至母液循環(huán)泵，少部分至母液加熱器，用蒸汽加熱使母液溫度升高。一方面溶解母液中的小顆粒結晶，減少晶核數(shù)量，另一方面保持飽和器內(nèi)的水平衡（或用煤氣預熱器維持水平衡），混合后的兩部分母液進入大的母液循環(huán)泵，送經(jīng)飽和器的上段進行循環(huán)、噴灑。</p><p>　　飽和器的上段設滿流管，保持

12、液面并封住煤氣，使其不能進入下段，母液在上段與下段之間不斷循環(huán)，使母液中的晶核不斷長大，沉降在結晶室底部，用結晶泵抽至結晶槽，經(jīng)離心分離，干燥后得成品硫銨。</p><p>　　雖然吸收與結晶分開，但仍在一個設備內(nèi)，雖然操作條件不能分別控制，但結晶顆粒的長大，一方面依靠母液的大量循環(huán)攪拌，促使結晶顆粒增大，另一方面結晶室的容積較大，有利于晶核的長大，通過自然分級從結晶室的底部可抽出較大的顆粒的硫銨結晶。</

13、p><p>　　第一章 焦爐煤氣初冷工藝</p><p>　　煤氣的初步冷卻分兩步進行：第一步是在集氣管及橋管中用大量循環(huán)氨水噴灑，使煤氣冷卻到80-90℃；第二步再在煤氣初冷器中冷卻?？蓪⒚簹饫鋮s到25-65℃。</p><p>　　煤氣的初冷，輸送及初步凈化，是煉焦化學產(chǎn)品回收工藝過程的基礎。其操作運行的好壞，不僅對回收工段的操作有影響，而且對焦油蒸餾工段及煉焦爐的

14、操作也有影響。因此，對這部分工藝及設備的研究都很重視。</p><p>　　1.1 煤氣的間接冷卻工藝</p><p>　　煤氣在橋管和集氣管內(nèi)的冷卻，是用表壓為0.15-0.2MPa的循環(huán)氨水通過噴頭強烈噴灑進行的，當細霧狀的氨水與煤氣充分接觸時，由于煤氣溫度很高而濕度又很低，故氨水吸收煤氣顯熱并大量蒸發(fā)，兩者間快速進行著熱和質(zhì)的傳遞。傳熱過程取決于煤氣與氨水的溫度差，煤氣將熱量傳給氨水

15、得以冷卻，所傳遞的熱量為顯熱，約占煤氣冷卻所放出總熱量的10%-15%。傳質(zhì)過程的推動力是循環(huán)氨水液面上的水汽分壓與煤氣中水汽分壓之差，氨水部分蒸發(fā)，煤氣溫度急劇降低，以供給氨水蒸發(fā)所需的潛熱，此部分熱量約占煤氣冷卻所放出總熱量的75%~80%。另有約占所放出總熱量10%的熱量由集氣管表面散失。由此可見，煤氣在集氣管內(nèi)的冷卻，主要是靠循環(huán)氨水的蒸發(fā)通過上述冷卻過程，煤氣溫度由650~750℃降至82~86℃，同時有60%左右的焦油汽冷凝

16、下來。荒煤氣在上升管內(nèi)經(jīng)氨水噴灑冷卻所能達到的最低溫度，理論上是其露點溫度。在實際生產(chǎn)上，煤氣溫度高于露點溫度1-3℃。</p><p>　　圖1-1上升管、橋管和集氣管</p><p>　　1－集氣管；2－氨水噴嘴，3－無煙裝煤用蒸汽入口；</p><p>　　4－橋管；5－上升管蓋；6－水封閥翻板；7－上升管</p><p><b&

17、gt;　　1.2 初冷器冷卻</b></p><p>　　初冷器冷卻的方法有間接初冷法、直接初冷法和間接-直接初冷法三種。間接初冷法的煤氣冷卻和凈化效果好，為世界各國廣泛采用；直接初冷法，冷卻水和煤氣直接接觸，有較好的凈化效果，但因設備較多，投資較大，應用不如間接初冷器普遍；間接-直接初冷法是70年代后發(fā)展的初冷方法，煤氣初冷和凈化效果好，但設備多，投資大，未能廣泛采用。</p><

18、;p>　　1.2.1 間接初冷法</p><p>　　間接初冷法的工藝流程如圖1-2所示。</p><p>　　圖1-2間接初冷法工藝流程</p><p>　　1－氣液分離器；2－間接初冷器；3－焦爐煤氣鼓風機；4－電捕焦油器；</p><p>　　5－冷凝液槽；6－冷凝液液下泵；7、8－水封槽；9－焦油氨水分離器；10－氨水中間槽；1

19、1－事故氨水槽；12－焦油貯槽；13－焦油中間槽；14-冷凝液中間槽</p><p>　　該流程在我國得到廣泛采用。粗煤氣與噴灑氨水冷凝焦油等沿吸煤氣主管首先進入氣液分離器，煤氣與焦油、氨水、焦油渣等在此處分離。分離下來的焦油、氨水和焦油渣一起進入焦油氨水澄清槽，經(jīng)過澄清分成三層：上層為氨水，中層為焦油，下層為焦油渣。沉淀下來的焦油渣由刮板輸送機連續(xù)刮送至漏斗處排出槽外。焦油則通過液面調(diào)節(jié)器流至焦油中間槽，由此用

20、泵送至焦油貯槽，經(jīng)初步脫水后，再用泵送往焦油車間。氨水由澄清槽的上部滿流到氨水中間槽，再用循環(huán)氨水泵送回焦爐集氣管噴灑以冷卻粗煤氣。這部分氨水稱為循環(huán)氨水。</p><p>　　經(jīng)氣液分離后的煤氣進入數(shù)臺并聯(lián)的立管式間接初冷器內(nèi)用水間接冷卻。煤氣走管間，冷卻水走管內(nèi)。煤氣與冷卻介質(zhì)不直接接觸，氣液兩相只是間接傳熱而不發(fā)生傳質(zhì)過程。在初冷器內(nèi)，煤氣中焦油氣、水氣和萘大部分都冷凝下來，煤氣中一部分氨、硫化氫和氰化氫等

21、溶解于冷凝液中，煤氣則被凈化。粗煤氣通過間接初冷器，溫度從80～85℃降至25～35℃，經(jīng)鼓風機送入電捕焦油器除去煤氣中的焦油霧后，送往煤氣凈化的后續(xù)工藝裝置。由初冷器、焦爐煤氣鼓風機和電捕焦油器排出的冷凝液以及由氣液分離器下來的焦油氨水和冷凝液，在焦油氨水分離器中沉降分層后所礙的氨水，作為循環(huán)氨水送回集氣管，剩余氨水送溶劑脫酚裝置；煤焦油送入焦油貯槽；焦油渣回配入裝爐煤。冷卻后的煤氣中焦油含量降至1.5～2g/m3，經(jīng)鼓風機和電捕焦油

22、器進一步分離后，最終降至0.05g/m3。</p><p>　　間接初冷法的主要設備是間接式初冷器。間接初冷器是一種列管式固定管板換熱器。在初冷器內(nèi)，煤氣走管外，冷卻水走管內(nèi)。兩者逆流或錯流通過管壁間接換熱，使煤氣冷卻。間接初冷器有立管式和橫管式兩種。</p><p>　　立管式初冷器如圖1-3所示。其換熱器豎直放置，殼體截面有圓形、長圓形和方形。換熱器管徑有38mm、45mm、57mm和

23、76mm幾種。折流板與管子同向，折流板間距由熱端至冷端逐漸減小，以使煤氣流速基本不變。水箱隔板與折流板對應放置，構成圖1-3立管式初冷器冷卻水與煤氣逆流間接換熱。上水箱敞開，冷卻水自流通過冷卻器。這種初冷器結構簡單，管內(nèi)結的水垢便于清掃；但冷卻水流速低，傳熱效果差，煤氣中萘的凈化不好。</p><p>　　圖1-3立管式初冷器</p><p>　　橫管式初冷器如圖1-4所示。其換熱管與水平

24、面成3°角橫放，殼體截面為矩形。管板外側(cè)管箱與冷卻水管連通，構成冷卻水通道，可分兩段或三段供水。兩段供水是供低溫水和循環(huán)水，三段供水則供低溫水、循環(huán)水和采暖水。煤氣自上而下通過初冷器。冷卻水由每段下部進入，低溫水供入最下段，以提高傳熱溫差，低煤氣出口溫度。在冷卻器殼程各段上部，設置噴灑裝置，連續(xù)噴灑含煤焦油的氨水，以清洗管外壁集結的焦油和萘，同時可以從煤氣中吸收一部分萘。橫管式初冷器結構復雜，管內(nèi)積結的水垢難于清掃；但冷卻水流

25、速高，傳熱效率好，冷卻后的煤氣含萘低，凈化好。</p><p>　　圖 1-4 橫管式初冷器</p><p>　　1.3 煤氣的直接冷卻工藝</p><p>　　煤氣的直接冷卻，是在直接式煤氣初冷塔內(nèi)由煤氣和冷卻水直接接觸傳熱完成的。我國小焦化大都用此流程。</p><p>　　由煤氣主管來的80-85℃的煤氣，經(jīng)過氣液分離器進入并聯(lián)的直接

26、式煤氣初冷塔，用氨水噴灑冷卻到25-28℃，然后由鼓風機送至電捕焦油器，電捕除焦油霧后，將煤氣送往回收氨工段。</p><p>　　由氣液分離器分離出的氨水，煤焦油和焦油渣，經(jīng)過焦油盒分離出焦油渣后流入焦油氨水澄清池，從澄清池出來的氨水用泵送回集氣管噴灑冷卻煤氣。澄清槽底部的煤焦油流入煤焦油池，然后用泵抽送到煤焦油槽中，再送往煤焦油車間加工處理。煤焦油盒底部的煤焦油渣人工撈出。</p><p&

27、gt;　　初冷塔底部流出的氨水和冷凝液經(jīng)水封槽進入初冷氨水澄清池，與洗氨塔來的氨水混合并在澄清池與煤焦油進行分離。分離出來的煤焦油與上述煤焦油混合。澄清后的氨水則用泵送入冷卻器冷卻后，送至初冷塔循環(huán)使用。剩余氨水則送去蒸氨或脫酚。從初冷塔流出的氨水，由氨水管路上引出支管至煤焦油氨水澄清池，以補充焦爐用循環(huán)氨水的蒸發(fā)損失。</p><p>　　煤氣直接冷卻，不但冷卻了煤氣，而且具有凈化煤氣的良好效果。據(jù)某廠實測生產(chǎn)

28、數(shù)據(jù)表明，在直接式煤氣初冷塔內(nèi)，可以洗去90%以上的煤焦油，80%左右的氨，60%以上的萘，以及50%的硫化氫和氰化氫。這對后面洗氨洗苯過程及減少設備腐蝕都有好處。</p><p>　　煤氣的直接冷卻是在直接冷卻塔內(nèi)，由煤氣和冷卻水直接接觸傳熱而完成的。此法不僅冷卻了煤氣，且具有凈化煤氣的良好、設備結構簡單、造價低及煤氣阻力小等優(yōu)點。但直接初冷工藝流程較復雜，動力消耗大，循環(huán)氨水冷卻器易腐蝕易堵塞，各澄清池污染也

29、嚴重，大氣環(huán)境惡劣等缺點。綜上我采用橫管式間接初冷器對煤氣進行初冷的設計。</p><p>　　第二章 初冷工藝的計算</p><p>　　2.1 集氣管的物料平衡和熱計算</p><p>　　2.1.1 物料平衡</p><p><b>　　1.物料衡算</b></p><p>　　選用JN60

30、-6型2×30孔的4.22米焦爐，年設計能力30萬噸，炭化室有效容積25.1m3</p><p><b>　　焦爐生產(chǎn)能力的計算</b></p><p>　　式中 365×24——全年工作時間</p><p>　　n——每個焦爐組的焦爐個數(shù)</p><p>　　N——每座焦爐的炭化室個數(shù)</

31、p><p>　　h——炭化室的有效裝煤高度 m</p><p>　　l——炭化室的有效裝煤長度 m</p><p>　　b——炭化室的有效裝煤寬度 m</p><p>　　——裝煤煤干基堆密度 t(干煤)/一般0.72～0.75,本設計取0.75 </p><p>　　τ——運轉(zhuǎn)周期 取設計結焦時間25h&

32、lt;/p><p>　　K——干煤全焦率，%。一般0.73～0.77，本設計取0.75</p><p>　　K——考慮到炭化室檢修等原因的減產(chǎn)系數(shù)，取0.95</p><p>　　——全焦含水量（取6%），%。</p><p><b>　　2.煤氣總量</b></p><p><b>　　令

33、</b></p><p>　　其為裝煤干煤量，取煤氣發(fā)生量Mg=25(干煤)</p><p>　　則煤氣發(fā)生量Q=×1.07×Mg</p><p>　　=22.59×1.07×25</p><p><b>　　=604.28</b></p><p&g

34、t;　　1.07—焦爐緊張操作系數(shù)</p><p><b>　　3、剩余氨水量</b></p><p><b>　　1）原始數(shù)據(jù)</b></p><p><b>　　裝入濕煤量 </b></p><p>　　配煤水分 10%</p><p>　　化

35、合水 2%</p><p>　　煤氣發(fā)生量 25(干煤)</p><p>　　煤氣初冷器后煤氣溫度 一般為25℃-40℃本設計取30℃</p><p>　　30℃時1煤氣經(jīng)過蒸汽飽和后水汽含量0.0351Kg/</p><p><b>　　2)計算</b></p><p>　　根據(jù)

36、煤氣初冷系統(tǒng)中的水平衡，可得剩余氨水 t/h</p><p><b>　　=—</b></p><p>　　式中 ——煤氣帶入集氣管中水量 t/h</p><p>　　——初冷器后煤氣帶走的熱量 t/h</p><p>　　=341.64×10% ＋341.64×（1－10

37、%）×2% =2.96t/h</p><p>　　=341.64×（1-10%）×340×0.0351=19.8227 Kg/h=0.0198t/h</p><p>　　==2.942t/h</p><p>　　2.1.2集氣管的熱計算</p><p>　　通過集氣管的熱平衡計算已確定蒸發(fā)水量M及煤氣出

38、口的露點溫度。</p><p><b>　　原始數(shù)據(jù)</b></p><p>　　產(chǎn)品產(chǎn)率（對干煤質(zhì)量）％</p><p>　　焦爐煤氣 14</p><p>　　水分（化合水2.2，配煤水分7.8） 10</p><p&g

39、t;　　焦油 4.0</p><p>　　粗苯 1.0</p><p>　　氨 0.3</p><p>　　硫化氫

40、 0.3</p><p>　　焦炭 34.7</p><p><b>　　操作指標</b></p><p>　　冷凝焦油質(zhì)量(占焦油總質(zhì)量)／％ 60</p><p>　　進入集氣管的煤氣溫度／℃

41、 650</p><p>　　離開集氣管的煤氣溫度／℃ 82</p><p>　　焦爐煤氣 1.591</p><p>　　水汽 2.010</p><p>　　

42、苯族烴 1.842</p><p>　　氨 2.613</p><p>　　硫化氫 2.093</p><p>　　焦油的平均氣化潛熱／（KJ／kg）

43、 331</p><p>　　水在80℃時的汽化潛熱／（KJ／kg） 2308</p><p><b>　　循環(huán)氨水量的計算</b></p><p>　　以1t干煤作計算基準，煤氣在集氣管內(nèi)進行冷卻時放出的總熱量，可按如下計算求得：</p><p>　　煤氣放出的顯熱 27805KJ</p>

44、;<p>　　焦油氣放出的顯熱 </p><p>　　焦油器放出的冷凝熱 </p><p><b>　　水汽放出的顯熱 </b></p><p>　　苯族烴放出的顯熱 </p><p><b>　　氨放出的顯熱 </b></p><p>　　硫化氫放

45、出的顯熱 </p><p><b>　　則放出的總熱量為：</b></p><p>　　根據(jù)熱平衡得：215380KJ</p><p>　　因循環(huán)氨水蒸發(fā)所吸收的熱量，所以蒸發(fā)水量為：</p><p>　　因氨水升溫所吸收的熱量，則循環(huán)氨水量為：</p><p>　　所以，以每噸干煤計的循環(huán)氨水

46、總量為：70+2572.1=2642.1kg</p><p>　　氨水蒸發(fā)量占循環(huán)氨水總量為：</p><p><b>　　煤氣露點溫度的確定</b></p><p>　　進入集氣管的氣態(tài)煉焦產(chǎn)品體積為：</p><p>　　式中 18,200,83,17,34——分別為水，焦油，苯族烴，氨及硫化氫的相對分子質(zhì)量。&l

47、t;/p><p>　　集氣管內(nèi)冷凝的焦油氣體積為：</p><p>　　集氣管內(nèi)蒸發(fā)的氨水汽體積為：</p><p>　　如果無煙裝煤采用噴射蒸汽的方法，則蒸汽量對干煤的質(zhì)量分數(shù)為：單集氣管1.5％；雙集氣管3.0％。現(xiàn)按雙集氣管的噴射蒸汽量求得體積為：</p><p>　　則離開集氣管的蒸汽總體積為：</p><p>　

48、　離開集氣管的煤氣總體積為：</p><p>　　集氣管出口煤氣中蒸汽分壓為：</p><p>　　由各種溫度下焦爐煤氣中水蒸氣的體積，焓和含量表查得相應的露點溫度為81.9℃.</p><p>　　2.2 橫管初冷器熱量和物料衡算</p><p>　　本塔采用三段冷卻流程，第一段煤氣從82.9℃冷卻到65℃；第二段從65℃冷卻到45℃；第三

49、段從45℃冷卻到33℃。第一段采用58-68℃的采暖循環(huán)水，第二段采用30-42℃的循環(huán)水，第三段采用18℃的低溫冷卻水，升溫至25℃。</p><p><b>　　橫管冷卻器的計算</b></p><p>　　查表得在82℃及30℃時，1m3干煤氣經(jīng)蒸汽飽和后所含蒸汽克數(shù)分別為832.8及35.2，因此可求得冷凝的蒸汽量為：41667×</p>

50、<p>　　1 從橫管初冷器內(nèi)移走的熱量</p><p>　　煤氣放出的顯熱：41667</p><p>　　式中1.424——焦爐煤氣在相應溫度區(qū)間的平均比熱容，kJ／（m3·K）</p><p><b>　　蒸汽放出的顯熱：</b></p><p>　　2491——水的蒸發(fā)潛熱，kJ／kg；&

51、lt;/p><p>　　1.834、1.825——水蒸氣在相應溫度時的比熱容，kJ／（kg·K）。</p><p>　　焦油氣放出熱量（設有85％焦油氣冷凝下來）：</p><p>　　進入橫管初冷器的焦油氣量為：</p><p>　　式中368.4——焦油的氣化潛熱，kJ／kg；155——裝煤量（濕煤），t／h；1.407、1.369

52、——焦油蒸氣在相應溫度時的比熱容，kJ／（kg·K）；8.5——配煤水分，％。</p><p>　　對其余組分及散熱損失均略而不計，則放出的總熱量為：</p><p>　　2 冷卻水用量。設冷卻水用量為W，則：</p><p>　　每小時1000m3煤氣的冷卻水用量為：</p><p>　　3 傳熱面積的計算。所需傳熱面積按下

53、式計算：F=Q/（·K）</p><p>　　式中，傳熱系數(shù)K按下式計算：</p><p>　　現(xiàn)對式中各項意義及對傳熱系數(shù)的影響討論如下：</p><p>　　是由煤氣至管外壁的對流給熱系數(shù)，其值同煤氣混合物中蒸汽含量有關，隨著蒸汽的冷凝及混合物中煤氣所占比例的增加，值迅速下降。在近似計算中，可按下式計算: </p><p&g

54、t;　　上式中的x是煤氣混合物中的水蒸氣含量（體積百分數(shù)）。查表得在82℃及55℃時每m3飽和煤氣中的蒸汽含量分別為316.2g／m3及30.4g／m3，</p><p>　　即可求相應的平均蒸汽含量為：</p><p>　　將求得的x值代入上式，得：</p><p>　　是管內(nèi)壁至冷卻水對流傳熱系數(shù) J/㎡·S·K </p>&

55、lt;p>　　(由于水被加熱故n取0.4)</p><p>　　換熱管Ф252.5，設管內(nèi)水流速為0.7</p><p>　　冷卻水進口溫度,冷卻水出口溫度，因此平均溫度下冷卻水物性： 比熱：C=4.174kJ/Kg·k 導熱系數(shù)：=0.619</p><p>　　動力黏度：=6.047×10pa 密度：=995.4 k

56、g/ m</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　R= ==23045</p><p><b>　　p==4.08</b></p><p>　　故 =0.023R (由于水被加熱故n取0.4)</p><p><b>　　=</b

57、></p><p>　　=3961J/㎡·S·K</p><p><b>　　是鋼管壁的熱阻，=</b></p><p>　　是管內(nèi)壁水垢層熱阻，</p><p><b>　　則傳熱系數(shù)：</b></p><p><b>　　==581&l

58、t;/b></p><p>　　煤氣與冷卻水之間的平均溫度差為：Δ22.9℃</p><p>　　則冷卻面積F=Q/（·K）=7190</p><p>　　煤氣1000所需的冷卻面積為：，</p><p><b>　　傳熱面積=1997</b></p><p>　　則冷卻水管的總內(nèi)

59、截面面積 S===0.5 </p><p>　　每根水管的內(nèi)截面面積=3.14=3.14=0.0006</p><p>　　需要水管根數(shù)n= ==833.3 取848根第三章 硫酸銨制取工藝</p><p>　　第三章 硫酸銨制取工藝</p><p>　　焦化廠生產(chǎn)的硫酸銨是濃硫酸和氨氣在飽和器內(nèi)發(fā)生如下化學反應而生成硫銨的。反應方程式：&

60、lt;/p><p>　　上述反應是放熱反應,當用硫酸吸收煉焦煤氣中的氨時, ,實際所得的熱效應和硫酸銨母液的酸度及溫度有關，其值約比理論反應放出的熱量少10%左右。</p><p>　　由上述反應方程式可以看出產(chǎn)品硫酸銨既存在著正鹽又存在著酸式鹽，它們分別以各自的形式存在于生產(chǎn)硫銨的溶液中，而溶液中酸式鹽還是正鹽各自所占的比主要由溶液的酸度決定，溶液的酸度可以用加入硫酸的數(shù)量多少來調(diào)節(jié)。在飽和

61、器內(nèi)的酸度控制在1-2%時，生成的硫銨產(chǎn)品主要為正鹽當酸度升高時，隨酸度的提高而酸式鹽含量則提高，飽和器內(nèi)酸度控制（指母液的酸度）在4-8%時飽和器和母液中同時存在著正鹽又存在著酸式鹽。但酸式鹽比正鹽更容易溶于水和稀硫酸，因此，在溶解度達到極限時，在噴淋式飽和器的酸度范圍內(nèi)從溶液中首先析出的是（NH4）2SO4，而-----則次出或不出。</p><p>　　在噴淋式飽和器內(nèi)硫酸銨從母液中形成晶體要經(jīng)歷兩個階段：

62、首先是細小的結晶中心----晶核的形成，而后是晶核（或晶體）的長大。通常兩個過程同時進行的。即在一定的條件下結晶，若晶核形成的速率大于晶體成長的速率，得到的是小粒結晶。反之，則得到大粒結晶。顯然，如控制好此速率，便可控制晶體顆粒的大小，從而可以得到較滿意的產(chǎn)品硫酸銨顆粒粒度。由于飽和器內(nèi)氨和硫銨不斷的反應生成硫銨，當硫銨與硫酸達到一定的過飽和程度時，即形成晶核。晶核的成長速度和溶液的潔凈程度，溶液的酸度以溶質(zhì)由液相向固相的傳質(zhì)速率有關，

63、在純凈的母液中，硫銨晶體的生長速度最快，母液中的可溶性雜質(zhì)對結晶的成長速度和晶核均有不利的影響。傳質(zhì)速率是由硫銨分子從晶體表面上移走晶體熱的速率所決定的，而在飽和器內(nèi)充分攪拌使使母液受到充分的混合，以提高傳質(zhì)速率，同時還可以使飽和器內(nèi)的母液的酸度和溫度均勻，且使洗粒晶體的母液中呈懸浮狀態(tài)和延長其在母液中的停留時間，均有利于結晶長大。母液內(nèi)晶體的生長速度隨著溫度的提高而顯著增大。由于晶體各棱面的平均生長速度比晶體沿生長長向速度增長的速度較

64、快，溫度的提高還有助于降低晶體的長寬比和形成較好的晶形。同時，由于</p><p>　　圖3-1噴淋式飽和器法生產(chǎn)硫銨工藝</p><p>　　噴淋式飽和器的結構有如下特點：。</p><p>　　第一，噴淋式飽和器除氨，充分吸收煤氣中氨氣，明顯解決了氨氣對環(huán)境污染問題。由于在噴淋室上部沒有多個螺旋扇面噴頭，形成一定噴角，使噴灑出的硫氨母液均朝向煤氣流動方向，通過良

65、好的氣液接觸，充分吸收煤氣中的氨，大大減少了煤氣中的氨的含量，明顯降低了氨氣向自然界的排放，從而收到了保護自然環(huán)境的良好效果。</p><p>　　第二，設備阻力小，大大降低了風機能耗，明顯地增加了經(jīng)濟效益。有效地降低了煤氣鼓風機的系統(tǒng)阻力，不僅使風機的運行更加可靠平穩(wěn)，而且大大降低了風機的能耗，明顯增加經(jīng)濟效益。</p><p>　　第三，。噴淋式飽和器將吸氨和除酸巧妙地結合在一起，使設

66、備結構更加緊湊，減少了設備重量及占地面積，給基礎設施和設備安裝檢修提供了極大方便。</p><p>　　第四，噴淋式飽和器底部帶結晶室，有利于硫銨結晶的解決，增大了結晶顆粒，提高了硫銨產(chǎn)品質(zhì)量和產(chǎn)量，增加了經(jīng)濟效益。</p><p>　　第五，噴淋式飽和器采用SUS316L耐酸不銹鋼材料制作，設備防腐性能好，使用壽命長，大大延長設備更換周期，減少停產(chǎn)次數(shù)，從而明顯提高了經(jīng)濟效益。</

67、p><p>　　第六，提高了硫銨產(chǎn)品的質(zhì)量，降低了成本，增加經(jīng)濟效益。下面列舉某焦化廠2001年硫銨工段的生產(chǎn)數(shù)據(jù)，可明顯看出質(zhì)量顯著提高。</p><p>　　噴淋式飽和器結構見圖3-2。</p><p>　　圖3-2噴淋式飽和器結構圖</p><p>　　從上述可以看出，噴淋式飽和器的技術性能遠遠優(yōu)于其它形式飽和器技術性能。因此，應該加大其開

68、發(fā)研制的資金投入，進一步加快研制的進度，盡快投入批量生產(chǎn)，滿足國際國內(nèi)市場的需求</p><p>　　第四章 硫酸銨工藝計算</p><p><b>　　4.1物料衡算</b></p><p><b>　　原始數(shù)據(jù)</b></p><p>　　4.1.1氨平衡及硫酸用量的計算</p>

69、<p>　　由平衡知 N = N1＋N2 = N3＋N4＋N5</p><p>　　則總氨量 N =×0.3%=22.59×0.3%=0.06777 t/h=67.77kg/h</p><p>　　剩余氨水帶入氨 N2 =×3.5 = 2.942×3.5=10.297kg/h</p><p>　　干餾煤氣帶

70、入氨 N1 = N－N1=67.7710.298=57.473kg/h</p><p>　　干餾煤氣帶出氨 N3 = 22.59×25×0.3/1000=0.0169425kg/h</p><p><b>　　蒸氨廢水帶出氨</b></p><p>　　L = 2.941977+2.941977×0.25=3.

71、67747kg/h</p><p>　　N4 = 3.67747××1000 =0.18387kg/h</p><p>　　飽和器耗氨量 N5 = N－N3－N4 = 67.77－0.01694－0.18387=67.57 kg/h</p><p>　　由反應原理 硫酸吸收氨反映式：</p><p>　　2×

72、;17 98 132</p><p>　　67.569 y x</p><p>　　硫氨產(chǎn)量 kg/h</p><p>　　硫酸理論耗量 kg/h</p><p>　　換算成 98% 硫酸耗量 =194.76/ 78% = 249.69kg/h</p><

73、p>　　4.1.2水平衡及母液溫度的確定</p><p>　　飽和器內(nèi)的水分主要是煤氣和氫氣帶來的。其余有硫酸帶入的水分以洗滌水氨分縮器后氨汽濃度為10%.。洗滌硫氨用水占硫氨質(zhì)量總重的6%，沖洗飽和器和除酸器帶入的水量平均取200kg/h， </p><p><b>　　飽和器水平衡如下：</b></p><p>　　輸入方

74、 輸出方</p><p>　　1)帶入飽和器的總水量</p><p>　　初冷后煤氣溫度是30℃起水汽含量為0.0351kg/ m3</p><p>　　煤氣帶入水量 =22.59×25×0.0351=19.82kg/h</p><p>　　氨汽帶入水量 </p&g

75、t;<p>　　又N2－N4=（＋N2－ N4）×10% 得</p><p><b>　　kg/h</b></p><p>　　硫酸帶入水 =194.76×(1-78%)=42.85kg/h</p><p>　　硫酸洗滌用水（扣除硫銨產(chǎn)品帶出水）：</p><p>　　=249.6

76、9×6%=14.98kg/h</p><p>　　沖洗水量 =50kg/h</p><p>　　則帶入飽和器總水量為</p><p>　　Wt= ＋ ＋ ＋ ＋ </p><p>　　=19.82＋91.02＋42.85＋14.98＋50</p><p>　　=218.65kg/h</p>

77、;<p><b>　　2)飽和器煤氣分壓</b></p><p>　　以上求得的帶入飽和器的總水量均應由煤氣帶走，則由飽和器出去的1煤氣應帶走的水量為：</p><p>　　=0.3872kg/</p><p>　　相應的1的煤氣中的水汽的體積為</p><p><b>　　×=0.48

78、18</b></p><p>　　故混合氣中水汽所占的體積比為</p><p><b>　　=32.5 %</b></p><p>　　取飽和器后煤氣表壓為0.12 MPa，其絕對壓力為1.12 MPa</p><p><b>　　則水蒸氣分壓為</b></p><p

79、>　　1.12×32.5%=0.364MPa=273mmHg （注：1mmHg=133.322Pa）</p><p>　　3）飽和器母液溫度的確定</p><p>　　飽和器內(nèi)母液的適宜溫度可按母液的最低溫度乘以平衡偏離系數(shù)來確定。當母液液面上的水汽分壓與母液液面上煤氣中的水汽分壓Pg相平衡即PL = Pg = 54.00mmHg.</p><p&g

80、t;　　取母液酸度為6%，由《焦化工藝學》（中國礦業(yè)大學出版社）圖9-3可得，飽和器的最低溫度為40℃。</p><p>　　因母液內(nèi)水的蒸發(fā)需要推動力（ΔP=Pl-Pg），還由于煤氣飽和器中停留時間短，氣液兩相的水汽分壓不可能達到平衡，所以實際上母液液面上的</p><p>　　蒸汽分壓為 PL = KPg</p><p>　　式中 K——平衡偏離系數(shù)（

81、其值為1.3～1.5）</p><p><b>　　當K=1.5時</b></p><p>　　PL = 1.5×273=409mmHg</p><p>　　由PL=81 mmHg由《焦化工藝學》（中國礦業(yè)大學出版社）圖9-3可知，酸度為9 %，其適宜的操作溫度為54℃。</p><p>　　在實際生產(chǎn)中，母液

82、溫度為50～55℃</p><p>　　4.2熱平衡及煤氣預熱器出口溫度的計算</p><p>　　為了確定是否需要向飽和器補充熱量和煤氣的預熱溫度，須對飽和器進行熱平衡計算。</p><p><b>　　飽和器[平衡如下：</b></p><p>　　輸入方 輸出方

83、</p><p><b>　　1)輸入熱量</b></p><p>　　煤氣帶入飽和器的熱量，由煤氣帶入熱量，水汽帶入熱量和氨帶入熱量三部分組成。</p><p><b>　?、俑擅簹鈳氲臒崃?lt;/b></p><p>　　= × Mg × 1.47t=22.59×25

84、×1.47t=830.18tKJ/h</p><p>　　式中 ——干煤氣帶入熱量 KJ/h</p><p>　　1.47——干煤氣的比熱 KJ/h</p><p>　　t ——煤氣的預熱溫度 ℃</p><p><b>　?、谒麕霟崃?lt;/b></p><p>　　=

85、5;（2491.3＋1.83t）</p><p>　　=19.82×(2491.3＋1.83t)</p><p>　　=49377.566＋36.27t</p><p>　　式中 ——水汽帶入的熱量 KJ/h</p><p>　　2491．3——水在0℃時蒸汽潛熱 KJ/Kg</p><p>　　

86、1．83——0～8℃間的比熱 KJ/(Kg·K)</p><p><b>　　③氨帶入熱量</b></p><p>　　=×2.11=57.473×2.11t=121.27t</p><p>　　式中 ——氨帶入的熱量 KJ/h</p><p>　　2．11——氨的比熱 KJ/(K

87、g·K)</p><p>　　煤氣中所含的苯族烴，硫化氫及其它組成所帶入的熱量，可忽略不計，至于吡啶堿類，當吡啶裝置未生產(chǎn)時，在飽和器中被吸收的量極少，也不予考慮。則煤氣帶入飽和器的總熱量為</p><p><b>　　= ＋ ＋</b></p><p>　　=830.18t＋49377.566＋36.27t＋121.27t=4937

88、7.56+987.7t</p><p><b>　　2)氨汽帶入的熱量</b></p><p>　　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。</p><p><b>　　①氨帶入的熱量</b></p><p>　　=（N2-N4）×2.13×98</p>

89、;<p>　　=(10.297-0.18387)×2.13×98</p><p>　　=2111.027KJ/h</p><p>　　式中 2.13——98℃時氨的比熱 KJ/(Kg·K)</p><p><b>　　②水汽帶入的熱量</b></p><p>　　=

90、15;(2491.3＋1.83×98)</p><p>　　=91.02×(2491.3＋1.83×98)</p><p>　　=243081.65KJ/h</p><p><b>　　則氨汽帶入的熱量</b></p><p>　　= ＋ =245192.92KJ/h</p>

91、<p><b>　　3)硫酸帶入的熱量</b></p><p>　　=×1.88×E=249.69×1.88×20=9388.344KJ/h</p><p>　　式中 1.88——濃度為78%硫酸的比熱</p><p><b>　　E—硫酸的平均溫度</b></p

92、><p>　　4）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℃）</p><p>　　=(14.98＋50)×4.18×60</p><p>　　=16296.98KJ/h</p><p>　　式中 4.18——60℃時水的比熱 KJ/(Kg·K)</p><p>　　5

93、）回流母液帶入的熱量</p><p>　　回流母液帶入的熱量即結晶槽和離心機返回母液帶入的熱量，回流母液溫度應不低于飽和器內(nèi)溫度10℃左右。一般為45℃，回流母液量為硫銨產(chǎn)量的10倍，則</p><p>　　=2.68×45×10X=2.68×45×10×262.33=316369.98KJ/(Kg·K)</p>&

94、lt;p>　　6)循環(huán)母液帶入的熱量取硫酸銨產(chǎn)量的50倍母液溫度取50℃。</p><p><b>　　7）化學反應熱</b></p><p>　?、倭蛩岬闹泻蜔幔? Kg·mol的硫銨但是中和熱為195533 KJ/h）</p><p><b>　　KJ/h</b></p><p>

95、;　?、诹蛩岬慕Y晶熱（1 Kg·mol的硫銨但是結晶熱為10886 KJ/h）</p><p><b>　　KJ/h</b></p><p>　　③硫酸的稀釋熱（100%硫酸的稀釋熱為38792.6 KJ/Kg·mol）</p><p><b>　　KJ/h</b></p><p&g

96、t;<b>　　化學反應熱共計</b></p><p>　　=388592.21+1634.27+77094.41</p><p>　　=487328.89KJ/h</p><p>　　飽和器總的輸出熱量為</p><p>　　=49377.566+987.72+245192.92+9388.34

97、4+16296.98+316369.98+1757611+487328.89 </p><p>　　=2881565.68＋987.72tKJ/h</p><p><b>　　輸出熱量</b></p><p>　　煤氣飽和器帶出由于干煤氣和水汽所組成飽和器后煤氣溫度為60℃則</p><p>　　干煤氣帶出的熱量

98、 22.59×25×1.47×60=49810.95KJ/h</p><p>　?、偎麕ё邿崃?Wt×(2491.3+1.83×60)=568730.515KJ/h</p><p>　　②煤氣從飽和器帶出熱量 =49810.95+568730.515 =618541.465KJ/h</p><p>　　=(10+

99、1)X×2.68×50=11×262.33×2.68×50=37214.48KJ/h</p><p><b>　?、苎h(huán)母液帶出熱量</b></p><p>　　=50X×2.68×5O=50×262.33×2.68×50</p><p>　　=

100、1860724KJ/h</p><p><b>　?、蒿柡推鳠釗p失</b></p><p>　　飽和器熱損失相當于循環(huán)母液熱損失的20%～25%,本設計取25%,循環(huán)母液在循環(huán)過程中降低6%左右.</p><p>　　=50×262.33×2.68×25%×6=52728.33KJ/h</p>

101、<p>　　總上 Q出=+++</p><p>　　=2940828KJ/h</p><p>　　由能量守恒得 Q入=Q出</p><p>　　2881565.68＋987.27t=3029983.75則 t=56.89℃ </p><p>　　即煤氣預熱器后的煤氣溫度為56.89℃</p><p&g

102、t;　　第五章 硫酸銨生產(chǎn)的主設備的計算</p><p>　　飽和器結構基本已定,通過計算主要確定直徑,取飽和器前煤氣壓力為1.18Mpa,飽和器阻力為0.06 Mpa,(約600㎜H2O)煤氣預熱器溫度為70℃,飽和器后煤氣露點溫度為50℃,飽和器后煤氣溫度為60℃.煤氣初冷器后煤氣溫度為35℃ 000預熱器后煤氣實際體積</p><p>　　22.59×25×1.

103、195×=636.92</p><p>　　式中 1.195——1Nm3煤氣在35℃時,為水汽飽和器后的體積,取中央煤氣管內(nèi)煤氣流速為7.0 m/s</p><p>　　其斷面面積為 =0.04424 </p><p>　?。?）飽和器后煤氣的實際體積</p><p>　　22.6×25×1.38×

104、719.47</p><p>　　式中 1.384——1 Nm3煤氣在50℃時,為水汽飽和后體積</p><p>　　(2)飽和器內(nèi)環(huán)形截面積,取飽和器內(nèi)環(huán)形截面上煤氣流速為0.9 m/s 則 ㎡</p><p>　　(3)飽和器直徑 飽和器總截面積為 0.04424+0.49963=0.504㎡</p><p>　　直徑

105、 D=0.59 ㎡</p><p>　　(3)飽和器的高度：</p><p>　　內(nèi)徑的高度，煤氣在飽和器內(nèi)的停留時間大約為10S</p><p>　　飽和器內(nèi)的煤氣的體積為：</p><p><b>　　。</b></p><p>　　外徑的高度，煤氣在飽和器內(nèi)的停留時間大約為13S</

106、p><p>　　飽和器內(nèi)的煤氣的體積為：</p><p><b>　　。</b></p><p>　　飽和器內(nèi)的母液高度始終保持的高度</p><p><b>　　降液管的高度：</b></p><p>　　硫酸銨液體在降液管中的下降速度，以勻速0.8下降，沒有進入結晶室下部時停

107、留時間為6s，進入下部后停留時間1s。則硫酸銨的液體體積為 </p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　下筒體計算：</b></p><p>　　循環(huán)母液通過降液管從結晶室的底部上返，攪拌母液，晶核不斷生成和長大，同時顆粒分級。結晶的速度為0.0025，再結晶室底部里停留8s，未結晶而上升的速

108、度為0.5，停留16s則硫酸銨的液體體積為 ， </p><p><b>　　設備壁厚設計：</b></p><p>　　1）筒體的設計壁厚：</p><p>　　式中 －圓筒設計厚度，mm</p><p>　?。萜髟O計壓力，Mpa</p><p><b

109、>　?。瓐A筒內(nèi)徑，mm</b></p><p>　?。O計溫度下筒體材料的許用應力，MPa</p><p>　　－焊接接頭系數(shù)，單面焊接0.65；雙面焊接0.85</p><p><b>　?。g裕量，mm</b></p><p>　　依據(jù)上式，塔體材料選用0Cr18Ni9，查 <

110、/p><p><b>　　代入得：</b></p><p>　　考慮到鋼板厚度負偏差=0.22mm，圓整后，取圓筒名義厚度4mm。</p><p><b>　　封頭高h=0.5m</b></p><p>　　飽和器總高度H=5.4+0.5+0.75+0.5=7.15m。</p><p

111、>　　第六章硫酸銨附屬設備的計算</p><p>　　6．1除酸器的計算和選型</p><p>　?。?）飽和器后的煤氣流量為 m3/h</p><p>　　進口煤氣速度不宜低于25m/s，現(xiàn)取27m/s，則煤氣進口截面積為：</p><p><b>　　F= ㎡</b></p><p>　

112、　煤氣進口采用矩形設長邊為b,短邊為a，且b=2a</p><p>　　則F= ab=2a2=0.0037009 ㎡ a=0.043m b=0.086m</p><p>　　（2）煤氣出口管直徑：出口管的出口管的煤氣速度可采用4～8 m/s ，本設計采用4m/s，則出口的內(nèi)徑為：</p><p>　?。?） 除酸器的內(nèi)徑：</p>

113、<p>　　除酸器內(nèi)環(huán)形截面寬度取與煤氣進口寬度相等，則除酸器內(nèi)徑為：0.276+2×0.043=0.362m</p><p>　?。?）出口管內(nèi)部分的高度：</p><p>　　為計算此高度，應先確定煤氣在環(huán)形空間的旋轉(zhuǎn)運動速度，Wp及其在器內(nèi)的環(huán)形空間內(nèi)的停留時間，根據(jù)理論計算需0.945s</p><p>　　氣流的旋轉(zhuǎn)速度應比進口速度小2

114、/7～3/8，本設計取小2/7 據(jù)此可求得：</p><p>　　Wp=27×（1-2/7）=19.3m/s</p><p>　　此時煤氣流過的長度為L=Wpt=19.3×0.945=18.23m</p><p><b>　　煤氣的回轉(zhuǎn)數(shù)為：</b></p><p><b>　　n=<

115、/b></p><p>　　當煤氣通路寬為a=0.5853m及Wp為19.3m/s時</p><p>　　則煤氣通路的高度為：</p><p><b>　　h=</b></p><p>　　所以，出口管在器內(nèi)部分的高度為H=nh=19.39×0.12039=2.3345m</p><p

116、>　　根據(jù)以上計算，選用除酸器的尺寸如下：</p><p>　　DN=3100mm H=5000mm 煤氣出口內(nèi)徑為2700mm，出口氣在除酸器內(nèi)的高度為3500mm</p><p>　　因為a=0.043m b=0.086m</p><p>　　所以煤氣入口速度= m/s</p><p>　　6.2離心機

117、的計算和選型</p><p>　　H型臥式活塞離心機,用于分離固體顆?！?.25 ㎜,固體重量≥30%的結晶塊狀懸浮液,該機加料分離洗滌等操作同時連續(xù)進行,濾渣由一個反復運動的活塞推動脈動地推送出去,這種離心機只有處理量 t單位產(chǎn)量耗電力有關,已大量應用化肥化工等工業(yè)部門,尤其是用在NH4HCO3、(NH)2SO4和尿素的生產(chǎn)上,要求處理能力:</p><p>　　X×1.2&#

118、215;24/15=262.33×1.2×24/15=503.67kg/h=0.503 t/h</p><p>　　主要技術規(guī)格及性能參數(shù)為： </p><p>　　轉(zhuǎn)鼓 </p><p>　　第一級內(nèi)徑 800mm</p>

119、;<p>　　第二級內(nèi)徑 880mm</p><p>　　第一級長 285mm</p><p>　　第二級長 230mm</p><p>　　轉(zhuǎn)速 700，9

120、00轉(zhuǎn)/分</p><p>　　分離因數(shù) 242，398</p><p>　　篩網(wǎng)間隙 0.3mm</p><p>　　推料行程 40mm</p><p>　　推料往復次數(shù)

121、 0～35次/分</p><p>　　生產(chǎn)能力（以硫酸銨計） 6.5噸/時</p><p>　　主電動機 </p><p>　　型號 JO3-180M4</p><p>　　功率

122、 22千瓦</p><p><b>　　油泵電動機 </b></p><p>　　型號 JO3-160S-6LT3</p><p>　　功率 11千瓦</p><p><b&