——————有限公司 12 万吨/年粒状DAP物热衡算（ⅢⅡⅠ流程） 一、 物料衡算 1 装置产量 装置年产量： 150,000 吨粉状 MAP ； 产品规格： １ 4 －４ 3 －０； 年操作日： ３００天； 每天运行时间： ２４小时； 装置小时产量： 150,000 ／ 300 ／ 24=20.8 吨（干基 20,417kg /h ）。 2 所需原料 A 稀酸 含 P2O5% ～ 20 ％， 装置 P2O5 收率： ９９％； 磷酸 消耗量： 20.8 ＊ 43% ／ 99% ／ 20% ＝ 45.2 吨／小时； 体积流量： 45.2 ／ 1.27=35.6m3 /h 。 B 液氨 液氨纯度： ≥ ９９ . ５％； 装置氨收率： ～９ 8 ％； 液氨消耗量： (20.8 ＊ 14% ／ 98%)/14 ＊ 17 ／ 99.5% ＝ 3.63t/h ； 其中一次中和消耗： 20.8*10%/14*17/99.5%/99%=2.56t/h 二次中和消耗： 3.63-2.56=1.07t/h 3 蒸发水量 A 中和工序 一次中和按每吨氨蒸发 1.2 吨水估计，蒸发水： 2.56*1.2=3.07t/h 二次中和按每吨氨蒸发 1.4 吨水估计，蒸发水： 1.07*1.4=1.50t/h 中和共蒸发水： 3.07+1.50=4.57t/h B 浓缩工序 浓缩料浆含水 32% ，干燥产品含水 2% 。 中和料浆流量： 45.2+2.56-3.07 ＝ 44.69t/h 中和料浆含水： (44.69-20.42+1.07)/44.69 ＝ 56.7 ％ 进 Ⅲ效料浆真空闪蒸水：44,690*2.5*(120-77)/2323=2068kg/h 耗热: 4.8* 109kJk J/h 浓缩完成料浆含水 32 ％，浓缩工序蒸发水 ( 包括闪蒸水 ) ： 44.69-(20.42-1.07)/68% ＝ 16.23t/h 二次中和后料浆含水： 1-20.42/[(20.42-1.07)/68%+1.07-1.50]=27.1% C 干燥工序 产品含水～ 2 ％，干燥工序蒸发水： （ 1 ／ 72.9 ％－ 1 ／ 98 ％）＊ 20.42 ＝ 7.17t ／ h 。 二、 热量衡算 1 浓缩工序 A 基础数据： 小时蒸发水量： 16230－2068＝14,162kg/h； Ⅲ效气相操作温度 ～74℃ （压力-0.06MPa表压）； Ⅱ效气相操作温度 ～98℃ （压力-0.008MPa表压）； Ⅰ效气相操作温度 ～120℃ （压力0.102MPa表压）； 加热蒸汽温度 ～145℃ (压力0.324Mpa表压)； Ⅲ效料浆沸点升高 3℃； Ⅱ效料浆沸点升高 5℃； Ⅰ效料浆沸点升高 8 ℃ ； 74 ℃ 水的汽化热 2,323kJ/kg； 98 ℃ 水的汽化热 2,262kJ/kg； 122 ℃ 水的汽化热 2,197kJ/kg； 145 ℃ 水的汽化热 2,130kJ/kg； Ⅲ效加热器传热总系数KⅢ 1,050 W/m2* ℃ Ⅱ效加热器传热总系数KⅡ 1,050 W/m2*℃ Ⅰ效加热器传热总系数KⅠ 1,00 0W/m2* ℃ 中和料浆比热容 2.5kJ/kg*K； Ⅲ效料浆比热容 2.4kJ/kg*K； Ⅱ效料浆比热容 2.3kJ/kg*K； Ⅰ效料浆比热容 2.1 kJ/kg*K； 闪蒸室截面蒸发强度 ～800kg/ m2*h ；体积蒸发强度 加热管规格 D32*2*6,000mm，D32*2*4,000mm 传热面积 0.603 m2／根，0.402m2/根 管内流通截面积 6.15*10-4m2 B 计算 除去中和料浆进入Ⅲ效的闪蒸水。设Ⅰ效蒸发水量为XⅠ，中和蒸汽4.57t／h，Ⅱ效蒸发水量为XⅡ，Ⅲ效被加热蒸发水量为XⅢ。因为Ⅰ效和中和二次蒸汽的冷凝热之和等于Ⅱ效蒸发水的汽化热加上Ⅱ效料浆的升温热，Ⅱ效二次蒸汽的冷凝热等于Ⅲ效不含料浆闪蒸的蒸发水汽化热，所以有： XⅠ+XⅡ=XⅢ=14162 2197(X Ⅰ +4570)=2262X Ⅱ +(44690-2068-X Ⅲ )*2.4*(102-77) 2262X Ⅱ =2323X Ⅲ 解出： XⅠ=2,514kg/h XⅡ=59,01kg/h X Ⅲ =5,747kg/h+2068=7815 进入Ⅱ效料浆流量：44690-2068-5747=36875kg/h Ⅲ效料浆含水： 1-(20420-1070)/36875=4**% 进入Ⅰ效料浆流量：36,875-5,901=30974kg/h Ⅱ效料浆含水： [1-19,266／30,974]*100%=37.8% 进Ⅰ效料浆升温耗热： 30,974*1,000*2.3*(128-103)=1.78*109kJk J/h Ⅰ效加热蒸汽消耗量： (2,197*2,514*1,000+1.78*109)/2,130/1,000=3,429kg/h 蒸发汽水比： 3,429/16,230= 0.211kg 蒸汽/kg水 上述计算未计热损失，也未考虑浓缩过程中固体结晶析出放热和料浆循环泵作功转化热，可以认为互相抵消。 双效浓缩的相应汽水比约 0.40 ，三效浓缩可节约蒸汽 16230*(0.40-0.211)= 3,067kg /h C 反应器、加热器、蒸发室等设备尺寸估计 一次中和反应器 反应器闪蒸室蒸汽流量为： 4,570kg/h 反应器闪蒸室截面积： 4,570/800=5.713m2 反应器闪蒸室内径： (5.713/0.785)0.5=2.70m 考虑到反应剧烈，为防止蒸汽带沫，作适当放大至2.8m。 按蒸气体积流量计，蒸气密度1.2kg/m3，体积流量3808m3/h，分离室容积： 3808/3600/0.8=1.32m3, 太小，不取。 反应物体积流量：45.2/1.27=36m3/h，停留时间按30分钟计，反应器液相容积18m3，采用椭圆封头，不计封头容积，液相直筒段高：18/(2.8*2.8*.785)=3m。 反应器闪蒸室气体分离高度取3m，总高6m。 反应器循环管内径取400mm，管内流速取2.2m/s，循环量： 0.4*0.4*0.785*2.2*3600=995m3/h 圆整为1000 m3/h，反应器循环泵扬程取3米。轴流泵HZ-40。 反应器二次蒸汽管内径： (3808/3,600/20/0.785)0.5=0.260m 圆整为Φ273*4mm。 反应器材质采用316L不锈钢，除循环管、二次蒸汽管口外，在距筒体上沿2.5m处切向开二次氨化蒸汽入口管口，直径圆整为Φ159*4mm。 反应器上还有：视镜孔、差压液位计口、人孔，备用加料口（Φ108*3mm）等管口。 反应器操作压力大于0.1MPa，小于0.15MPa。 出反应器蒸气进旋流除沫器设计参数： 进口管气速： 18-25m/s 取 20m/s 进口管截面积 3808/3600/20=0.0529m2 出口管气速： 3-8m/s 取 8m /s 出口管截面积 3808/3600/8=0.13m2 圆筒直径 D （基准尺寸） 圆筒高度 L1 ＝ D 圆锥体高度 L2 ＝ 1.8D （或 >2.5D ， (L1+L2)/d=11-12 ） 进口管宽 b=0.2D a*b=0.08D2=0.0529 解出： D=0.81m b=0.16m 进口管高 a=0.4D a=0.32m 排气管直径 d=0.3D d=0.243 ～ Φ273*4mm 排气管插入深度 l=0.8D （或稍低于进口管） l=0.65m 排液管直径 d’=0.1D d=0.08m 插入闪蒸室下部液相或进Ⅱ效 压降约 750-2000Pa Δ P=4.1 ρ u2 =4.1*0.597*20*20=979Pa 或 Δ P=4.1 ρ u2 =4.1*1.2*202=1969Pa ρ- 空气密度 kg/m3 u-进口气速m/s Ⅲ效蒸发器 Ⅲ效加热器 传热量： 2323*5747*1000=1.34*1010J/h Ⅲ效加热器传热面积： 1.34*1010/(98-77)/3600/1050=168m2 与Ⅱ效加热器比较过小，调整温差为18℃： 1.34*1010/(95-77)/3600/1050=196m2 圆整为215m2，（王长平图改）加热管数： 361根 加热管流通总截面： 0.028*0.028*0.785*361=0.222m2 取管内流速2.5m/s，循环量： 0.222*2.5*3600=1999m3/h 圆整为2000m3/h（料浆 循环泵 扬量），循环泵扬程取7m。 取循环管流速1.8m/s，循环管内径： (2000/1.6/3600/0.785)0.5=0.627m 圆整为700mm(Φ720*5mm) Ⅲ效加热器进口蒸汽流速取30m/s，蒸汽管内径： (5901*1.789/3600/30/0.785)0.5=0.353m 圆整为D426mm*4mm（304不锈钢材质） 加热器冷凝水出口管流速取0.5m/s，管径： （5901/1000/3600/0.5/0.785）0.5=0.065m 圆整为Φ89*3mm（碳钢管进污水池，或304管进预热器） Ⅲ效闪蒸室蒸发水量：5747+2068=7815kg/h 闪蒸室 内径： (7815/800/0.785)0.5=3.53m 圆整为3800mm。闪蒸室高取6m，循环管直径600mm，二次蒸汽管内径： (7815*4.3/3600/30/0.785)0.5=0.629m 圆整为Φ630*5mm（304不锈钢材质）。闪蒸室上下均用椭圆封头，开视镜孔，差压液位计孔，补料孔。 Ⅱ效蒸发器 Ⅱ效加热器 传热量： (2,514+4,570)*2,197*1,000=1.56*1010J/h Ⅱ效加热器传热面积（以管外径计）： 1.56*1010/(120-100) /3,600/1,050=206 m2 圆整为215 m2 ( 有图改) 加热管数361根 Ⅱ效加热管总截面积 0.028*0.028*0.785*361=0.222 m2 取管内流速2.5m/s ，循环流量： 0.222*2.5*3600=1,999m3/h 循环泵流量 圆整为2000m3/h 循环泵扬程取7m 取循环管流速1.8m/s，循环管内径计算627，实际取600mm(Φ720*5mm) Ⅱ效加热器进口蒸汽流速取30m/s，蒸汽管内径： [(2,514+4570)*0.8917/3600/30/0.785]0.5=0.273m 考虑到生产MAP时流量增加，圆整为Φ325*4mm（材质304不锈钢） 。 冷凝水管流速取0.5，管径：（7084/1000/3600/0.5/0.785）0.5=0.071m 圆整为Φ89*3mm（碳钢管进污水池，或
不锈钢管进预热器）。 Ⅱ效蒸发室截面积（蒸发强度按800kg/ m2 .h计） 5901/800=7.38 m2 Ⅱ效闪蒸室理论内径 3065mm，放大圆整为3200mm。 ( 王长平图改) Ⅱ效闪蒸室二次蒸汽管内径（蒸气流速30m/s）： [5901*1.982/3600/30/0.785]0.5=0.371m 圆整为Φ426*4mm（
304不锈钢管）。 Ⅰ效蒸发器 Ⅰ效加热器 传热量：3,429*2,130*1,000=7.3*109J/h Ⅰ效加热器传热面积： 7.3*109/(145-128)*1,000/3,600/1000=119 m2 考虑到生产MAP时，反应蒸汽量减少，圆整为164m2（六国图）。此时开DAP的实际温差为13℃，加热蒸气温度降低为141℃。 Ⅰ效加热器加热管数：164/0.402=408根，圆整为411根 加热管总截面 0.028*0.028*0.785*411=0.252 m2 取管内流速2.5m/s ，循环流量： 0.252*2.5*3600=2,277m3/h 循环泵 流量圆整为2300m3/h（六国泵选型） 循环泵扬程取7m（4m加热管） 取循环管流速1.8m/s，循环管内径 669mm。圆整为Φ720*5mm。 Ⅰ效加热器进口蒸汽流速取25m/s，蒸汽管内径： (3,429*0.4825/3600/25/0.785)0.5=0.153m 考虑生产MAP，放大圆整为Φ219*4mm（ 与反应器二次蒸气管D250并管后进Ⅱ效加热扩大为D300管 ）。 冷凝水管内径： (2514/1000/3600/0.5/0.785)0.5=0.042 放大圆整为D76*3mm Ⅰ效蒸发室截面积（蒸发强度按800kg/ m2 .h计） 2514/800=3.143 m2 闪蒸室理论内径 2001mm。 考虑生产MAP，放大圆整为2200mm，闪蒸室直筒段高取5000mm。 Ⅰ效蒸发室二次蒸汽管内径： (2514*0.8917/3600/30/0.785)0.5=0.163m 放大圆整为Φ219*4mm（材质304不锈钢） 二次氨化反应器 反应器闪蒸室蒸汽流量为： 1,500kg/h+未反应气氨合计取2000kg/h 反应器闪蒸室截面积： 2,000/800=2.5m2 反应器闪蒸室 内径： (2.5/0.785)0.5=1.78m 可以1.8m，适当放大至2.0m，反应器直筒段高4m。 循环管直径350mm，流速2.2m/s，循环泵流量： 0.35*0.35*0.785*2.2*3600=761m3/h 循环泵 扬量800立方，扬程3米，料浆密度按1.50选泵 二次蒸气流速取30m/s，出口管径： (2000*0.8971/3600/30/0.785)0.5=0.145m 圆整为Φ159*4mm（304不锈钢，进入文丘里为316L） 喷射冷凝器 进水流量：按凉水塔温度降 10 ℃ ，出水温度 50 ℃ 计，循环水流量 （ 5747 ＋ 2068 ） *(2323+4.187*24)/10/4.187/1000=452t/h 圆整为 450t/h ，上水管流速取 2m/s ，混合冷凝器进水管内径： (450/3600/2/0.785)0.5=0.282m 圆整为 Φ277*4mm。 下水管流速取1m/s，混合冷凝器出水管内径： (450/3600/1/0.785)0.5=0.399m 圆整为 Φ426*5mm。 磷酸预热器一 Ⅱ效加热器冷凝水流量 7084kg/h ，温度 120 ℃ ；Ⅲ效加热器冷凝水流量 5901 ，温度 95 ℃ 。混合后流量 12985 ，温度 108.6 ℃ ，换热后温度从 108.6 ℃ 降低至 70 ℃ ，放热： 12985*(108.6-70)*4.187=2.1*106kJ/h 加热原料磷酸可升温： 2.1*106/45200/3.3= 14 ℃ 相当于蒸发水： 2.1*106/2262=928kg/h 传热温差，设磷酸温度 60 ℃ ，△ t= 20.6 ℃ 取传热总系数 700W/m2* ℃，换热器传热面积： 2.10*106/700/20.6=146m2 采用料浆加热器相同加热管，则需 6 米 管 146/0.6=243 根 总截面： 0.028*0.028*0.785*243=0.15m2 磷酸走管程，单程流速： 35.6/3600/0.15=0.065m/s 拟拆成 81 根管一个，三个加热器叠加，流速增加到 0.2m/s 冷凝水管内径 80mm ，管内流速： 12985/1000/3600/0.08/0.08/0.785=0.717m/s 或者 80 根加
热管换热器做Ⅲ效冷凝水的第一个换热器，Ⅱ效冷凝水进第二个换热器。 则第一换热器冷凝水从 95 ℃ 降到 70 ℃ ，放热： 5901*(95-70)*4.187=6.18*105kJ/h 磷酸温度 60 ℃ ，升温： 6.18*105/45200/3.3= 4.14 ℃ 传热温差△ t= 18.5 ℃ ，预热器换热面积： 6.18*105/700/18.5=47.7m2 加热管 47.7/0.6=80 根 第二换热器冷凝水从 120 ℃ 降到 74 ℃ ，放热： 7084*(120-74)*4.187=13.6*105kJ/h 磷酸升温： 13.6*105/45200/3.3= 9.147 ℃ 出口磷酸温度： 4.14+9.147+60= 73.3 ℃ 传热温差△ t= 23.74 ℃ ，预热器换热面积： 13.6*105/700/23.74=82m2 磷酸加热器二 Ⅰ效蒸气冷凝水流量 3429kg/h ，换热后温度从 142 ℃ 降低至 8 0 ℃ ，放热： 3429*(142-80)*4.187=8.90*105kJ/h 原料磷酸流量 45200kg/h ，比热容 3.3kJ/kg. ℃，原料磷酸换热后升温： 8.90*105/45200/3.3= 6 ℃ 相当于蒸发水： 8.9*106/2197 ＝ 405kg/h 换热温差： 磷酸温度 74 ℃ ，△ t= 24 ℃ 取传热总系数 700W/m2* ℃，换热器传热面积： 8.90*105/700/24=53m2 采用料浆加热器相同加热管，则需 6 米 管 53/0.6=88 根 总截面： 0.028*0.028*0.785*88=0.054m2 走单程管内流速： 35.6/3600/0.054=0.18m/s 加热器进出酸管内径（取 1.5m/s 流速）： (35.6/1.5/3600/0.785)0.5=0.092m 圆整为 D108*3mm 管 冷凝水管内径 80
