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年产70万吨焦化厂硫铵工段的初步设计


课程设计说明书

专业班级 设计名称
年产 70 万吨焦化 厂硫铵工段的初步 设计

学生姓名 设计周数
g/L t/h % % Nm3/t 干煤 ℃ g/L % g/Nm3 % ℃ ℃ mmHg ㎜ H2O ㎜ H2O ℃ ℃ h/d % % ℃ ℃ ℃ % ℃ ℃

课程名称 指导教师

3.5

化工设计

剩余氨水含氨量 焦炉湿煤装入量 配煤水分 化合水 煤气发生量 初冷器后煤气温度 剩余氨水含氨量 氨的产率(挥发氨) (按部分混合氨水系统计) 饱和器后煤气含氨量

102(68 万吨时为 102) 8.0 2.0 330 30 3.5 0.29 0.03 92.5 55 67 872 1800 600 45 55 15 2 0.1 15 68 5 84 70 104

设计 任务 主要 设计 参数

硫酸浓度 预热器前煤气温度 预热器后煤气温度 预热器内煤气平均压力 饱和器前煤气压力 饱和器阻力 饱和器后煤气露点温度 饱和器煤气温度 每天操作时间 进干燥器的硫铵含水 出干燥器的硫铵含水 进干燥器的硫铵温度 出干燥器的硫铵温度 大气温度 相对湿度 出干燥器的空气温度 空气加热器后空气温度

I

课程设计说明书

课程设计任务书
1. 绪论。其中包括:煤炭的洁净利用、脱氨简介、硫铵方法概述、硫铵 方法的选择标准等。文献综述 包括课题来源、项目名称、本课题研 究领域的历史及现状、前沿发展情况分析、已有研究成果及文献清 单。

设计内容 设计要求

2. 化工技术部分。主要包括:硫铵工艺的比较与选择、设备的选择、设 备的平立面布置、整个工段的平面布置、有关专业要求等。 3. 计算部分。主要包括物料衡算、热量衡算、主要设备的计算等。 4. 综合技术部分 5. 经济技术部分 6. 其它 1.煤化工工艺学 2.化工原理(上、下册) 3.煤气设计手册(中) 化学工业出版社 天津科学出版社 中国建筑工业出版社 机械工业出版社 化学工业出版社 冶金工业出版社 贵州省化工设计院编 华东化工学院出版社 上海科学技术出版社 1992.5 1983.11 1986.12 1992. 7 1989.12 1992.5 1992.12 1991.12 1989.4

主要参考 资 料

4.煤炭气化工程 5.化工工艺设计手册(上) 6.焦化厂化产生产问答 7.贵州化肥厂技术可行性报告 8.化工设备机械基础 9.化工过程设计与经济

年产 70 万吨焦化厂硫铵工段的初步设计课程设计说明书一本

学生提交 归档文件

硫铵工段生产工艺流程图一套(手工绘制)2#图纸 主要设备结构图喷淋式饱和器装配图一套(CAD 绘制)2#图纸

注:1.课程设计完成后,学生提交的归档文件应按照:封面—任务书—说明书— 图纸的顺序进行装订上交(大张图纸不必装订) 2.可根据实际内容需要续表,但应保持原格式不变。
II

课程设计说明书

指导教师签名:

日期:

III

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课程设计任务书 ........................................... Ⅰ 一、绪 论 ............................................ - 1 1、概述 ........................................................ - 1 2、回收氨方法概述 .............................................. - 1 2.1、水洗氨法 ......................................................... - 1 2.2、硫酸吸氨法........................................................ - 2 2.3、磷酸吸氨法........................................................ - 2 -

3、硫铵的生产方法 .............................................. - 2 3.1、直接法 ................................................... - 2 3.2、间接法 ................................................... - 2 3.3、半直接法 ................................................. - 3 -

二、化 工 技 术 部 分 ..................................... - 4 1、硫铵工段流程简介 ............................................ - 4 2、饱和器的物料平衡和热平衡 .................................... - 4 -

三、硫铵工段的设备计算及选型 .............................. - 6 四、硫铵工段工艺布置 ..................................... - 24 五、对其他专业要求 ....................................... - 25 六、经 济 技 术 部 分 .................................... - 25 七、综 合 技 术 部 分 .................................... - 26 1、厂址选择 ................................................... - 26 2、外部条件 ................................................... - 29 -

八、硫铵工段设备一览表 ................................... - 32 九、结 束 语 ........................................... - 33 十、主要参考资料 ......................................... - 34 -

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一、绪
1、概述



煤炭作为我国的主要能源之一,由于其储藏量有限,单纯作为燃 料不仅浪费很大,而且会造成严重的环境污染,随着现代科技和化学 工业的发展对煤炭的利用范围已大大扩展,煤炭的综合利用已被列为 我国煤炭行业的三大支柱。 高温炼焦化学工业是煤炭的综合利用中历史最久,工业最完善, 技术最成熟,应用最广泛的行业。由于煤炭的自身组成特殊性,在炼 焦同时产生的煤气中,含有多种可供回收利用的成分,其中氨作为生 产过程中的有害成分之一,其含量虽少但由于其水溶液具有腐蚀设备 和管路,生成的铵盐会引起堵塞,燃烧产生的氮氨化物污染大气,所 以有必要将其回收,并加以利用。硫铵的生产不仅达到了除去煤气中 氨的目的,而且硫铵作为化肥应用于农业中可以提高农作物的单位面 积产量,对农业的发展起着重要作用。

2、回收氨方法概述
2.1、水洗氨法 是以软水为吸收液回收煤气中的氨,同时使焦炉气得到净化。回收的 氨制成氮肥或进行分解。这类方法有:制浓氨水法、间接法、联碱法和氨 分解法。制浓氨水法以软水为吸收液回收焦炉气中的氨,氨水经蒸馏得到 浓氨水。间接法以软水为吸收液回收煤气中的氨,氨再经蒸氨制取硫铵。 联碱法是以焦化厂生产的浓氨水为原料,用氯化铵与碱的联合生产的方法 将浓氨水加工成氯化铵。氨分解法是以软水为吸收液回收煤气中的氨,并 在高温和催化剂等作用下将氨分解为氮和氢。水洗氨法的优点是产品可按
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市场需要调整,适应性大;缺点是,流程长,设备多,占地面积大。 2.2、硫酸吸氨法 以硫酸为吸收液回收煤气中的氨,同时制成硫酸铵。硫酸吸氨法回收 氨有饱和器法和酸洗塔法。饱和器法以硫酸为吸收液,在饱和器中吸收煤 气中的氨,生成硫酸铵。酸洗塔法以硫酸为吸收液,在喷淋式酸洗塔中吸 收煤气中的氨,再将母液移入蒸发结晶器中浓缩结晶,生产大颗粒结晶硫 酸铵。硫酸吸氨法的优点是工艺流程比较简单;缺点是,所用原料硫酸消 耗量大,成本高,生产硫酸铵的经济效益低,设备腐蚀比较严重,漏酸、 漏母液不易解决,对环境污染严重,此法逐步被淘汰。根据我厂情况,本 设计将对此法进行计算。 2.3、磷酸吸氨法 以磷酸溶液为吸收液回收煤气中的氨,使煤气净化同时回收的氨制成 磷肥的磷酸氢二铵法或是将回收的氨经解吸、精馏制取无水氨的弗萨姆 法。此法目前在国际上被认为是回收氨的最佳方法。

3、硫铵的生产方法
硫铵的生产方法有:饱和器法和非饱和器法。饱和器法有分直接 法和半直接法。 3.1、直接法 热的煤气从焦炉中出来经过煤气冷凝器冷却再经电捕焦油器清洁净 化后进入饱和器,在饱和器内,煤气中的氨同硫酸结合生成硫铵。直接法 由于对电捕焦油器等净化装置要求较高以保硫酸铵产品质量。因此,在工 业上应用比较困难,所以此法在工业上得不到广泛应用,难以推广。 3.2、间接法 煤气中的氨在氨洗塔中用冷水吸收,所得氨水从蒸馏柱进入饱和器同
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浓硫酸反应制成硫酸铵。由于这方法需要的设备庞大,投资大,消耗掉大 量的蒸汽,耗能大,经济效果也不好。因此,此法在工业上应用很少,很 难推广,特别是在现代化工业生产中应用更少。 3.3、半直接法 由焦炉出来的煤气经过冷却,所得的冷凝氨水通过氨蒸馏柱蒸出氨水 并和煤气中的氨共同进入饱和器,穿过母液层和硫酸溶液相互作用生成酸 式硫酸铵。半直接法生产硫酸铵由于生产流程简单,产品成本较低,工艺 技术及管理较成熟,因此在工业生产上应用较广,但它也不是十全十美, 也有它的缺点,主要有下列几点: (1)需处理一定量的氨水。 (2)结晶颗粒较小。 (3)煤气通过饱和器阻力较大,因而能量消耗大。 因此半直接法生产硫铵的工业等有待进一步改进,以适应现代工业生 产的需要,尽管如此,由于它的生产工艺管理等方面均较直接法和间接法 先进,因此工业生产上应用较广。

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二、化 工 技 术 部 分 1、硫铵工段流程简介
自冷鼓工段来的焦炉气,经预热,从饱和器中央煤气管进入,经 分配伞穿过母液层鼓泡而出, 焦炉气中的氨即被硫酸吸收生成硫酸铵。 焦炉气出饱和器后,入除酸器,分离出所夹带的酸雾后,被送往两苯 车间。饱和器中的硫酸铵呈过饱和状态时就有结晶析出,沉积于饱和 器底部,由结晶泵连同一部分母液送至结晶槽,较大颗粒的结晶沉淀 下来,放入离心机洗涤,离心分离,最后经沸腾干燥器干燥后,装袋 入库即为产品。结晶澄清的母液及离心机洗涤液一起返回饱和器。饱 和器所需硫酸由硫酸高位槽加入饱和器内。母液从溢流口溢出,由循 环泵打入饱和器循环,以保证器内温度、酸度、粒度均匀。

2、饱和器的物料平衡和热平衡
进行饱和器的物料平衡和热平衡的计算,对分析饱和器的操作及 制定硫铵工段的正常操作有重要意义。 水平衡是饱和器物料平衡中最主要的一项,可以决定饱和器内母 液的适宜温度。通过热平衡计算则可以确定饱和器操作过程中是否需 要补充热量,从而确定煤气的预热温度。现计算如下: 其中炼焦按每天出 112 炉计,平均每小时装湿煤量为 102 t/h。 原始数据: 焦炉湿煤装入量 煤气发生量 初冷器后煤气温度 剩余氨水含氨量 t/h Nm3/t 干煤 ℃ g/L
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105 330 30 3.5

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氨的产率(挥发氨) (按部分混合氨水系统计) 饱和器后煤气含氨量 硫酸浓度 配煤水分 化合水分 预热器前煤气温度 预热器后煤气温度 预热器内煤气平均压力 饱和器前煤气压力 饱和器阻力 饱和器后煤气露点温度 饱和器煤气温度 每天操作时间 进干燥器的硫铵含水 出干燥器的硫铵含水 进干燥器的硫铵温度 出干燥器的硫铵温度 大气温度 相对湿度 出干燥器的空气温度 空气加热器后空气温度

%

0.29

g/Nm3 % % % ℃ ℃ mmHg mmH2O mmH2O ℃ ℃ h/d % % ℃ ℃ ℃ % ℃ ℃

0.03 92.5 8.0 2.0 55 60 872 1800 600 45 55 15 2 0.1 15 68 5 84 70 104

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三、硫铵工段的设备计算及选型
1、饱和器内氨的平衡及硫酸用量的计算: 1.1、煤气发生量 1.5×70=105

V=105×(1-8%)×330=31878Nm3/h 式中 105——焦炉湿煤装入量(t/h) 8%——配煤水分 330——干煤的煤气发生量(Nm3/t) 1.2、氨产量: 105×(1-8%)×0.29%=0.280/h 或 280 ㎏/h 式中 0.29%——氨的产率(挥发氨) (按部分混合氨水系统计) 1.3、剩余氨水挥发氨量: 8.4+1.932=10.332 先计算生产剩余氨水量 [105×8%+105×(1-8%)×2%]-31878×35.2/106 式中 2%——化合水分 35.2/106—30℃时,煤气中饱和水蒸汽含量(g/ Nm3) 。 31878——煤气发生量(Nm3/h) 剩余氨水中的挥发氨总量: 8.55×3.5×1000/1000=32.24 ㎏/h 式中 3.5——单位体积剩余氨水含氨量(g/L) 1.4、煤气带入饱和器的氨量: 280-32.24=247.76 ㎏/h 式中 280——单位时间氨总产量(㎏/h)
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= 9.21t/h

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32.24——剩余氨水中挥发氨总量(㎏/h) 1.5、饱和器后随煤气带走的氨量: 31878×0.03/1000=0.96 ㎏/h 式中 31878——煤气发生量(Nm3/h) —饱和器后煤气含氨量(g/Nm3) 1.6、饱和器内被硫酸吸收的氨量: 247.76-0.96=246.79 ㎏/h 式中 247.76——进饱和器的煤气含氨量(㎏/h) 0.96——出饱和器的煤气含氨量(㎏/h) 1.7、硫铵产量(干重) : 246.79×132/(2×17)=958.13 ㎏/h 式中 132——硫铵的摩尔质量(g/mol) 17——氨的摩尔质量(g/mol) 1.8、硫酸(100%)的消耗量: 246.79×98/(2×17)=711.34 ㎏/h 式中 98——硫酸的摩尔质量(g/mol) 2——1mol 的硫酸可吸收 2mol 的氨 17——氨的摩尔质量(g/mol) 100%的硫酸换算成 92.5%的硫酸为 711.34/0.925=769.02 ㎏/h 1.9、氨的损失率: 0.96/247.76=0.0039 或 0.39% 式中 0.89——出饱和器的煤气含氨量(㎏/h) 230.07——进饱和器的煤气含氨量(㎏/h)
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依上述各项列出氨的物料平衡,如下表所示 输 项 目 入 ㎏/h 247.76 247.76 % 100 100 项 输 目 出 ㎏/h 246.79 0.89 247.76 % 99.61 0.39 100

煤气带入的氨 合 计

硫酸吸收的氨 煤气带走的氨 合 计

2、饱和器内水的平衡及母液温度的确定: 饱和器内的水分主要是煤气和硫酸带来的水分,以及离心机、饱 和器和除酸器的洗涤水等。为了保持饱和器的水平衡,防止母液被稀 释,破坏正常操作,这些水分应全部呈蒸汽状态被煤气带走。 2.1、带入饱和器的总水量: ①煤气带入的水量: 31878×35.2/1000=1122.11 ㎏/h 式中 31878——煤气发生量(Nm3/h)

35.2——30℃时,煤气中饱和水蒸汽含量(g/ Nm3) 。 ②硫酸带入的水量: 711.34×(1-92.5%)=53.35 ㎏/h 式中 711.34——硫酸消耗量(㎏/h)

92.5%——硫酸浓度

③洗涤硫铵的水量:取硫铵重量的 8%,而出离心机的硫铵带走相 当硫铵量 2%的水分,故带入的洗涤水量为: 958.13×(8-2)/100=57.49 ㎏/h
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式中

958.13——硫铵产量(㎏/h)

④冲洗饱和器和除酸器带入的水量:饱和器的酸洗和水洗是定期 进行的,可取洗水量为平均 200 ㎏/h。 则带入饱和器的总水量为以上四项的总和,即: 1122.11+53.35+57.49+200=1432.95 ㎏/h 2.2、饱和器出口煤气中的水蒸气分压 Pg: 带入饱和器的总水量,均应有煤气带走,则由饱和器出去的每标 方煤气应带走的水量为: 1432.95/31878=0.04495 ㎏/Nm3 式中 或 44.95g/Nm3

31878——煤气发生量(Nm3/h)

相应的每标方煤气中水汽的体积为: 44.95×22.4/(18×1000)=0.05594m3 式中 18——水的摩尔质量(g/mol)

则:1 Nm3 混合气体中所另外携带的水汽所占的体积百分比为: 05594/(1+0.05716)=5.91% 取饱和器后煤气表压为 1200mmH2O ,则绝对压力为: 760 + 1200/13.6=848mmHg 式中 760——1 标准大气压的毫米汞柱 13.6——毫米汞柱与毫米水柱的换算系数 则混合气体中水蒸气分压 Pg: Pg=848×5.91%=50.12mmHg 2.3、 饱和器内母液适宜温度的确定: 饱和器内母液的适宜温度,可按饱和器内母液的最低温度乘以平
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衡偏移系数来确定。 饱和器内母液的最低温度,是根据饱和器母液面上的水蒸汽分压 PL 和母液面上煤气中的水蒸汽分压 Pg 的大小关系来确定。 母液上面水蒸气分压 PL 取决于母液温度和母液中游离酸及硫铵 的含量,可按下式计算(出自《炼焦化学产品回收与加工》 ) : PL=P0(1-0.00235υ -0.004s)mmHg 式中 P0——在规定温度下水的饱和蒸汽压,mmHg υ ——母液中硫铵的含量,g/100g 母液 s——游离酸含量,g/100g 母液 当母液中硫铵总含量为 46%, 可得相应的υ =85.2 g/100g 母液, s=11.1 g/100g 母液。 (出自《炼焦化学产品回收与加工》 ) 则 PL=P0(1-0.00235×85.2-0.004×11.1)mmHg=0.755 P0 P0 与母液温度有关,此最低温度应使 PL=Pg,则求得: P0=PL/0.755=Pg/0.755=45.28/0.755=66.38mmHg 查饱和水蒸汽表得其温度为 43.3℃,这就是饱和器母液所需的最 低温度。 实际上饱和器母液温度应比最低高,因母液内水的蒸发需要蒸发 推动力,即△P=PL-Pg。此外,还由于煤气在饱和器中停留时间短, 不可能达到平衡。所以实际上母液面上的水蒸气分压:PL=K Pg 式中 K——平衡偏离系数,其值约为 1.3~1.5 当 K=1.5 时,则 PL=1.5 Pg=1.5×45.28=67.92 mmHg 查饱和水蒸汽表得其温度为 52℃,此即饱和器母液的适宜温度, 此值是符合生产实际情况的。 实际操作中,吡啶装置不生产时,母液温度为 50-55℃,生产时,
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母液温度为 55-60℃ 。 3、饱和器内的热平衡: 为了确定是否需要向饱和器补充热量和煤气的预热温度,必须对 饱和器进行热量平衡计算(假设吡啶未生产) 。 输入热量: 3.1、煤气带入的热量 ①干煤气带入的热量 31878×0.35t=11157.3tkcal/h 式中 29601——煤气发生量(Nm3/h) 0.35——干煤气比热(kcal/m3·℃) t——煤气预热温度 ②水汽带入的热量(煤气中的水分) : 1122.11×(595+0.438t)=667655.45+491.48t kcal/h 式中 1211.11——水煤气中带入的水量(㎏/h) 0.438——水汽比热(kcal/㎏·℃) 595——水在 0℃时的蒸发热(kcal/㎏) t——煤气预热温度(℃) ③氨带入的热量: 247.76×0.503t=124.62t kcal/h 式中 247.76——进饱和器的煤气含氨量(㎏/h) Q1:

0.503——氨的比热(kcal/kg·℃) t——煤气预热温度(℃) 煤气中的苯族烃、硫化氢及其它组分,在饱和器虽未被吸收,但 由于含量少,在饱和器前后引起的热量变化甚微,可忽略不记。至于
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吡啶碱类,由于吡啶装置未生产,在饱和器内吸收的极少,也不予考 虑。 则煤气带入饱和器的总热量以上 3 项之和,即: Q1=11157.3t+(667655.45+491.48t)+124.62t =667655.45+11773.4t kcal/h 3.2、硫酸带入的热量 Q2: Q2=711.34×0.35×20=4977.98 kcal/h 式中 711.34——硫酸消耗量(㎏/h) 0.35——浓度为 92.5%硫酸的比热(kcal/kg·℃ ) 20——硫酸的温度(℃) 3、洗涤水带入的热量(包括洗涤结晶和冲洗设备的水)Q3: Q3=(200+57.49)×0.999×60=15434 kcal/h 式中 200——冲洗设备的平均水量(㎏/h) 57.49——洗涤硫铵结晶的水量(㎏/h) 0.999——60℃水的比热(kcal/kg·℃) 60——洗涤水温度(℃) 3.4、结晶槽回流母液带入的热量 Q4: 回流母液温度约低于饱和器内温度 9~10℃,可取 45℃,回流母 液量为硫铵产量的 10 倍,则 Q4=9258.13×10×0.64×45=275941.44 kcal/h 式中 958.13——硫铵产量(㎏/h) 0.64——母液的比热(kcal/㎏·℃) 3.5、循环母液带入的热量 Q5: 循环母液量取硫铵产量的 60 倍,其温度约低于饱和器内温度 5~
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7℃,可取为 50℃,则 Q5=958.13×60×0.64×50=1839609.6 kcal/h 式中 958.13——硫铵产量(㎏/h) 0.64——母液的比热(kcal/㎏·℃) 3.6、化学反应热 Q6: ① 中和热 q1 2NH3+H2SO4 (NH4)2SO4

已知:NH3 的生成热 11000 kcal/kmol H2SO4 的生成热 210800 kcal/kmol (NH4)2SO4 的生成热 279500kcal/kmol 则中和热为: q1=958.13-(2×11000+338974.78)=46700 kcal/kmol 889.76/132×46700=314786.30 kcal/h 式中 958.13——硫铵的产量(kg/h) 132——硫铵摩尔的质量(kg/kmol) ② 结晶热 q2 硫铵的结晶热为 19.7 kcal/㎏,则每 kmol 的结晶热为: q2=19.7×958.13=18971 kcal/kmol 式中 958.13——硫铵的质量(kg/h) 4、输出热量: 4.1、饱和器中煤气带出的热量 Q1*: 设饱和器后煤气温度为 55℃,则 ① 干煤气带出的热量 105×(1-8%)×330×0.35×55=613652 kcal/h
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式中 105——焦炉湿煤装入量(t/h) 8%——配煤水分 330——干煤的煤气发生量(Nm3/t) 0.35——干煤气比热(kcal/m3·℃) ② 水汽带出的热量

1344.89×(595+0.438×55)=832607.95 kcal/h 式中 1344.89——输出煤气的总含水量(kg/h) 595——水在 0℃时的蒸发热(kcal/㎏) 0.438——水汽比热(kcal/㎏·℃) Q1*=613652+887125.02=1500777.02 kcal/h 4.2、结晶母液带出的热量 Q2*: 设结晶母液温度为 55℃ Q2*=958.13×(1+10)×0.64×55=37098.94 kcal/h 式中 958.13——硫铵产量(㎏/h) 10——结晶母液中水与硫铵的质量比 0.64——结晶母液的比热(kcal/㎏·℃) 4.3、循环母液带出的热量 Q3*: 设循环母液温度为 55℃ Q3*=958.13×60×0.64×55=2023570.6 kcal/h 式中 958.13——硫铵产量(㎏/h) 60——循环母液与硫铵的质量比 0.64——结晶母液的比热(kcal/㎏·℃) 4.4、饱和器散失的热量 Q4*: 设其相当于循环母液热损失的 25%。循环母液温度在循环过程中
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降低 5℃,则 Q4*=958.13×60×0.64×5×25%=45990.24 kcal/h 式中 958.13——硫铵产量(㎏/h) 60——循环母液与硫铵的质量比 0.64——结晶母液的比热(kcal/㎏·℃) 5℃——进入相比降低 5℃

输 Q1 项 目 Q2 Q3 Q4 Q5 Q6 合 计

入 667655.45+11773.4t 4977.98 15434 275941.44 1839609.6 357945.78 31615642.3+11773.4t 合 项 目

输 Q1* Q2* Q3* Q4*

出 1500777.02 370987.94 2023570.6 45990.24



3941325.8

输出热量 Q 出总计为: Q 出= Q1*+ Q2 *+Q3*+Q4* =3941325.8 kcal/h 饱和器的热平衡,列表如下: 根据热平衡关系,则 Q 入= Q 出 31615642.3+11773.4t=3941325.8 t=70℃ 与我们厂操作温度比较接近。 硫铵工段的设备计算及选型
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设备选用原则 1、饱和器机组设置备机,备用率 10%~100%。 2、饱和器内的泡沸伞分左、右两种导流形式,应根据回流母液在 器内有较长的流动路线而定。 3、满流槽内液封的高度应大于鼓风机全压。 4、为了维持生产及检修饱和器,设置两个母液贮槽。 5、除酸器宜用旋流板除酸器,也可选用旋风除酸器。 6、硫铵结晶槽应采用选择分离式,也可用重力沉降式。 7、硫铵结晶的分离应采用耐腐蚀的连续离心机,并设置备机。 8、硫铵干燥宜采用沸腾干燥器。 9、预热器宜采用立式,以利于焦油流动。 10、应设置除尘、粉尘捕集装置。 5、饱和器 饱和器是硫铵工段的主体设备,大型焦化常用 的是外部除酸式饱和器。对饱和器的计算主要是针对一定的煤气 处理量确定其直径。 原始数据: 煤气流量 饱和器前煤气压力 饱和器阻力 预热器后煤气温度 ℃ 67 饱和器后煤气露点温度 ℃ 45 饱和器煤气温度 ℃ 55 Nm3/h mmH2O mmH2O 31878 1800 600

初冷器后煤气温度 ℃ 30
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5.1、预热器后煤气实际体积 31878×1.158×760/[760+1800/13.6]×(273+70)/(273+ 30)=35590m3/h 式中 31878——煤气流量(Nm3/h) 1.158——1Nm3 煤气在 30℃时水汽饱和后的体积。 760——1 标准大气压的毫米汞柱 1800——饱和器前煤气压力(mmH2O) 13.6——毫米汞柱与毫米水柱的换算系数 273——冰水混合物的绝对温度(K) 70——预热器后煤气温度(℃) 30——初冷器后煤气温度(℃) 5.2、中央煤气管断面积 取中央煤气管道内煤气流速 7.0m/s,则其断面为: 31878/3600/7.0=1.27m2 5.3、饱和器后煤气的实际体积 : 31878×1.286×760/[760+1200/13.6]×(273+55)/(273+ 45)=37886 m3/h 式中 1.286——1Nm3 煤气在 35℃水汽饱和后的体积。 1200——饱和器后煤气表压(mmH2O) 55——饱和器煤气温度(℃) 45——饱和器后煤气露点温度(℃) 5.4、饱和器内环形截面积 取饱和器内环形截面上煤气流速为 0.75 m/s。 37886/(3600×0.75)=14.03 m2
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5.5、饱和器直径 饱和器的总截面积 14.03+1.27=15.30 m2 D=[4×15.30/3.14]1/2=9.75m 6、除酸器 除酸器的作用是捕集饱和器后煤气中所夹带的酸滴,本硫铵工段 用的是旋风式除酸器,本体用钢板焊制,内衬以耐酸砖或辉绿岩砖, 中央煤气管内外表面均需做防腐处理。 旋风除酸器的尺寸可按下述计算确定: 原始数据 出饱和器煤气实际体积 煤气中酸雾最小颗粒 6.1、除酸器进口的尺寸 37886m3/h 16μ m 进口煤气速度不得低于 25m/s,现取

为 26 m/s,则煤气进口截面积为: F=37886/(3600×26)=0.40m2 煤气进口采用矩形,长边 a 对短边 b 之比取为 a/b=1.94,则 F=1.94b2=0.40 b=0.4541m a=0.88m 出口管的煤气流速可取为 4~8m/s,现

6.2、出口管的直径:

取为 4m/s。则出口管内径为: D1 =[37886/(3600×π /4×4)]1/2=1.83m 出口管用厚 8mm 的钢板制成,内外壁均做 5mm 厚的防腐层,则外 缘直径为: D1*=1.83+(0.008+0.005×2)×2=1.866m 6.3、除酸器的内径: 除酸器内环形截面宽度与煤气进口宽度相 等,则内径为:
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D2=1.866+0.4541×2=2.77m Dm= D1*+D2=1.596+2.77=4.636m 6.4、出口管在器内部分高度 出口管在器内部分的高度为有效

分离高度。煤气在器内的旋转运动速度为进口煤气线速度的 62~70%, 现在取 70%则 W=26×70%=18.2m/s 当煤气中酸雾最小颗粒的直径为 16μ m,为将其捕集下来,煤气 在环形空间停留的时间 T 应为 0.945s,这样煤气流过的长度: L=W×T=18.2×0.945=17.2m 煤气在器内的回转周数为: n=L/(π ×Dm/2)=17.2/[3.14×4.636/2]=2.36 当环形通道宽 b=0.4541m,旋转速度为 W=18.2m/s 时,则煤气 通路的高度为: h=37886/(3600×0.4541×18.2)=1.3m 出口管在器内部分的高度为: H=h×n=1.3×2.36=3.07m 7、煤气预热器 煤气预热器为单层列管式换热器, 用法兰联接在煤气管道上, 煤气走管 程, 加热用 的低压蒸 汽走 壳程。 其总传热 系数 为 90 ~ 100Kcal/m2.h.℃,对每 1000Nm3/h 煤气需加热面积 3m2。 原始数据 煤气流量 Nm3/h 55 ℃ 67
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31878

预热器前煤气温度 ℃ 预热器后煤气温度

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预热器内煤气平均压力

mmHg 872(绝压) 煤气的平均温度( 55 + 60 )

7 、 1 、进入预热器的煤气体积

/2=57.5℃,平均压力为 872 mmHg,故实际体积为: 31878×(273+57.5)/273×760/(760+760/872)=38548m3/h 式中 760——1 标准大气压的毫米汞柱 273——冰水混合物的绝对温度(K) 依经验得加热面积为: 38548×3/1000=115.64m2 8、干燥器 经离心机分离出来的硫铵结晶含有约 2%的水分,须经干燥降 至 0.2%以下。硫铵干燥装置主要有振动式干燥机和沸腾床式干燥器两 种。沸腾床式干燥器具有体积小、干燥速度快、生产大、容积干燥强 度大、工作环境好、操作简便等优点。本工段用的是沸腾床式干燥器。 8.1、干燥器主要尺寸的确定: 原始数据 硫铵产量(干基) ㎏/h 每天操作时间 h/d 15 进干燥器的硫铵含水 出干燥器的硫铵含水 进干燥器的硫铵温度 出干燥器的硫铵温度 大气温度 相对湿度 出干燥器的空气温度 ℃ 5 % ℃ 70
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958.13

% 2 % 0.1

℃ 15 ℃ 68

84

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空气加热器后的空气温度

℃ 104

8.2、沸腾床最低流态化速度的确定 当热空气流通过沸腾床干燥器硫铵颗粒床层的流速大到使全部颗 粒刚好进入悬浮状态时,颗粒与气体间的摩擦力与其重量平衡,且通 过此床层的任一截面的压降大致等于在该截面上颗粒和流体的重量, 则可认为床层刚刚流化,并称之为处于临界流化状态的床层。在临界 流化状态时的表现速度即为最低流态化速度的 10 倍。 最低流态化速度可按下式计算(炼焦化学产品回收与加工) : G 临流 =5.0 × 10-2 ×dp1.82 × [ γ g ( γ s - γ g) 0.94/Z0.88 ㎏ /h·m2 式中 dp——固体颗粒的平均直径(mm) γ g——气体密度(㎏/m3) γ s——固体密度,为硫铵结晶的真比重(㎏/m3) Z——气体粘度(厘泊,用 Cpa 表示) 上式适用的条件是雷诺数是 Re=0.000278 dp G 临流/Z<10,若大 于 10,则另对计算结果进行校正。上式各项数值计算如下: ①dp 的确定 dp=1/∑x/d 式中 x——筛分组成,% d——每级颗粒直径,mm 若硫铵的筛分组成为: d,mm x,% 2.0 0.1 1.0 42 0.5 34 0.3 22 0.2 1.0 0.1 0.9

则 dp=1 × 100/ ( 0.1/2 + 42/1 + 34/0.5 + 22/0.3 + 1.0/0.2 +
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0.9/0.1)=0.507mm ②γ g 的确定 在沸腾床干燥器内气体的平均温度为(140+70)/2=105℃,取操 作压力为 350mmH2O,则空气在实际操作状态下的密度为: γ g=1.29×273/(273+105)×(10330+350)/10330=0.96 ㎏ /m3 式中 1.29——空气在标准状态下的重度,㎏/m3 ③γ s 硫铵结晶的真比重 1770 ㎏/m3 ④Z 为空气的粘度 0.021 Cpa 将上述各值代入得 G 临速=485 ㎏/m2·h 或 0.135 ㎏/m2·s 将重量流速换算成线速度 υ 临速= G 临速/γ g=0.135/0.96=0.141m/s Re=0.000278×0.514×485/0.021=3.30 因 Re<10 故计算结果不须校正。 8.3、干燥器主要尺寸的确定 ①沸腾床干燥器内气体流速取最低流态化速度的 10 倍: υ =υ 临速×10=0.141×10=1.41 m/s ②在干燥器内平均操作温度及压力下的湿空气体积: 干燥器的处理负荷(按一昼夜工作 15 小时计) 958.13×24/15=1533.01 ㎏/h 式中 958.13——硫铵产量(干基) ㎏/h 15——每天操作时间 原料含水量:
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h/d

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1533.01/(1-2%)×2%=31.29 ㎏/h 式中 2%——进干燥器的硫铵含水 干燥后残留在硫铵中的水量: 1533.01/(1-0.1%)×0.1%=1.55 ㎏/h 式中 0.1%——出干燥器的硫铵含水 则需蒸发的水量: 31.29-1.55=29.74 ㎏/h 按设计定额,干燥器每处理 1t 硫铵(干基)需温度为 5℃, 相对湿度为 84%的空气 1500kg,每公斤空气含水 4.63 克,则随热风带 入的水分为 1533.01/1000×1500×4.63/1000=10.65kg/h 因此,在干燥器内湿空气的体积为: V=[ (1533.01/1000×1500/1.29+(29.74+9.89)/18×22.4) ] ×(273+105)/(273+5)×10330/(10330+350)=2409.20m3/h 式中 1.29——空气在标准状态下的重度,㎏/m3 18——水的摩尔质量,kg/kmol 22.4——标准状态下每摩尔气体体积,m3/kmol 105——干燥器内气体的平均温度,℃ 8.4、所需干燥器的总截面积及前、后室直径: 干燥器所需的总截面积为: F=2409.20/(3600×1.41)=0.475m2 式中 1.41——气体流速,m/s 后室与前室的截面积比取为 6.25,则 F 前=0.475×1/(6.25+1)=0.066m2
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F 后=0.475×6.25/(6.25+1)=0.409 m2 则前室直径:D1=[0.066/(π /4) ]1/2=0.042m 后室直径:D2=[0.409/(π /4) ]1/2=0.26m

四、硫铵工段工艺布置
4.1、工艺布置原则 ①硫铵工段由硫铵、酸碱库组成,应考虑铁路和公路运输的方 便为重要条件。 ②硫铵仓库宜布置在主厂房一侧。 ③酸碱库宜单独布置。 4.2、饱和器系统设备布置原则 ①饱和器中心与主厂房外墙的距离 7~10m。 ②饱和器中心线距离 9m。 ③饱和器锥形底距防腐地坪应不小于 400 ㎜。 ④满流槽布置在靠近母液槽一侧。 ⑤当满流槽基础标高低于防腐地坪标高时,应将基础设在坑内。 ⑥水封槽的液封高度应不小于风机全压。 ⑦酸泵应成组集中布置。泵基础周围应设置带盖板的小地沟以引 漏液至集液坑。 ⑧加酸管上应设视镜和调节性能较好的节流阀,以控制加酸量。 4.3、离心干燥系统设备布置原则 ①硫铵操作室标高,应有下列原则确定:由结晶槽至离心机的母 液能顺畅自流;应使离心机分离出来的母液自流入饱和器。
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②两台离心机的中心距不小于 4m。 ③由干燥器至硫铵贮斗的溜槽倾角不小于 45° ④硫铵贮斗的出料口距仓库地面的距离,用人工包装时应不小于 1900m。 4.4、 其他注意事项 ①设备的检修应考虑必要的起吊装置。 ②设计中应考虑检修用地,检修时所需空间和 平面位置,作业场地应足够。

五、对其他专业要求
5.1、 仪表专业 根据情况应设置流量计、温度计、压力计。如上水流量和压力、 蒸汽流量和压力、预热器前、后煤气温度和压力及阻力、饱和器阻力、 除酸器阻力及除酸器后煤气压力等。根据要求确定仪表的自动化程度 及安装位置。 5.2、 电气专业 干燥器电气系统应能联锁开、停车,各设备能单独开、停车。 5.3、 化验专业 饱和器前含氨 1 次/周 母液酸度 2 次/时 器后含氨 1 次/班 硫铵质量 1 次/班

六、经 济 技 术 部 分
6.1、原料价格 煤气 136 元/t 硫铵 包装袋 1.63 元/条
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硫酸 水

335.2 元/t 0.79 元/t

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电 6.2、 支出

0.29 元/kwh



130 元/t

生产 1t 硫铵需: 水 1015t 电 汽 0.75t 63.14 kwh 袋子 20 条 煤气 136 元

硫酸 786.325 ㎏ 工资福利 115.31 元

制造费用(折旧、修理)46.48 元 合计 710.68 元。 6.3、 收入 硫铵 550 元/t 6.4、 盈亏 710.68-550=160.68 元 6.5、 评价 由上可以看出生产硫铵亏本,但是煤气中的氨必须除去,原 因有二:氨有腐蚀性,且对粗苯回收工段洗油质量有影响;氨是一种 肥料。 每生产 1t 硫铵亏 160.68 元。

七、综 合 技 术 部 分
1、厂址选择
1.1、㈠选择原则: ⒈必须符合城市建设总体规划的要求,并应符合城市煤气专业规 划的要求。 ⒉建厂用地尽可能选用荒地、贫瘠地、盐碱地或低产农田,如必
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须选用高产农田、菜园、果园等良田时,则应尽可能少占用。 ⒊在下述地段不宜选择厂址: ①正在开采或有价值开采的矿床; ②有流砂、淤泥、崩塌、断层、溶洞、滑坡层和二级以上大孔土 的地段。 ③九级以上地震区; ④邻近工厂放散有害气体, 危害严重而尚无有效防治措施的地段; ⑤大型水库下游及受山洪、内滞严重威胁的地段; ⑥有长期爆破作业的地段; ⑦地下或地上有遗存文物而又必须原地保留的地段。 ⒋厂址应具备外部向厂供电、供水和交通运输便利的基本条件。 ⒌山区建厂的厂址,必须具备可靠的水源地。 ⒍厂址必须具有避开高压输电线路的无建筑物的空隙间隔地段, 并应取得当地电业部门同意。 ⒎厂地应具备处理和综合利用厂区排放的三废的地带或区域。 ⒏在机场、名胜古迹、风景区等附近建厂时, 应达到机场的净空区、名胜古迹的无污染间隔区等特殊要求,并 应取得有关部门同意。 ⒐厂址选择应与厂区住宅选址同时进行,住宅 区应有良好的休息环境和卫生条件,并应考虑职工上下班的交通 条件。 ㈡厂址选择方案和建厂条件 7.2、地理位置 本工段为化产车间的硫铵工段,根据工艺流程布置,设计拟建于
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冷鼓工段南侧,厂区拟建于洪洞县东北十五公里处的霍山脚下,该地 处于北纬约 36.2°,东经约 111.8°,地广人稀,适于建厂。 ① 气温 夏季(6、7、8 月)平均 冬季(12、1、2 月)平均 年平均 月平均(8 月最高) 月平均(1 月最低) 极端最高 极端最低 ② 湿度 年平均相对湿度 年平均最大月 年平均最小月 ③ 气压 冬季: (12、1、2 月)平均 夏季(6、7、8 月)平均 年平均 ④ 风向 夏季 冬季 ⑤风速 冬季平均 夏季平均
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26.8℃ -2.8℃ 14.8℃ 28.6℃ -4.2℃ 38℃ -18℃

60% 84% 40%

98kPa 96 kPa 97 kPa

东南风 西北风

3m/s 2.8 m/s

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年平均 最大风速 ⑥风雪荷重 风荷量(10m 高处) 雪荷量 ⑦冰雹日数 ⑧雷击次数 ⑨降雨量 历年平均 年最大 日最大 年降雨天数

2.9 m/s 15 m/s

38kg/m2 35 kg/m2 15 日/年 40 次/年

800mm 1100 mm 200 mm 100 天

2、外部条件
2.1 交通运输现状 ① 铁路 南同蒲线途经洪洞、赵城,厂址距赵城车站垂直距离不过 5 公里, 铁路交通内运、外输均方便,厂址境内地势相对平坦,架设铁路方便。 ② 公路 洪洞县境内公路四通八达,交通便利,厂址区内有通向洪洞县城 的公路,并分别于大运二级公路、霍候一级公路、大运高速公路相通。 2.2、水、电、汽设施 ① 供水、排水 焦化厂是用水大户,因此水源必须充足,厂址区内的霍山脚下有
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着充足的地下水源,每秒 4m3 的霍泉水长流不息,足以满足生产、生活 需要。 厂区内设置循环水系统,生产废水经净化处理后,部分返回生产 系统重复使用,部分与生活废水合并排入汾河。 ② 蒸汽系统 洪洞北靠汾西、霍州两大煤田,南临河东主焦煤煤田,有着充足 的煤炭资源,可以建设以煤为原料,生产冶金焦,将焦炉煤气用于生 产化工产品的大型煤化工综合利用企业,由于有充足的煤炭和水,水 蒸汽的生产也不成问题。 ③ 供电 电源是化工厂正常生产必需之物,电源供给必须稳定且充足,厂 区北面的霍州火力发电厂可以保证电源供应,同时厂内也可以利用充 足的蒸汽自行发电。 2.3、地理地形 ⒈地形:工厂座落于高原丘陵地带,平均海拨 1000 米左右。 ⒉地貌:工厂建在霍山脚下,东靠著名的飞虹塔,其它三面为平 坦地带,通风畅利。 ⒊工程地质:由地质勘探报告表明,厂区建筑的下基岩层平缓, 上层粘土厚度均匀,地耐力为 50-80t/m2 ⒋地震等级:基本烈度为 3.8 级 ⒌厂区场地使用:厂区包括生产区、仓库区、生活区等。 2.4、环境保护 由于焦化厂属重污染行业,会对周围环境造成很大污染,因此环 保措施尤为重要。
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化工厂的主要污染是“三废”和噪声,煤气属易燃、易爆、易中 毒气体,在生产、运输、储存方面都要防止泄漏。脱硫工段的污染主 要是以下几种: ⒈废气:煤气污染环境。防治措施:一靠管道及设备的密封性, 二靠通风,要有良好的通风设施。 ⒉废液:硫铵工段的废液主要是泄漏的母液、硫酸等,对人体及 设备均有害。防治措施:靠管道及设备的密封性,另外废液在排放之 前要进行严格的处理。 ⒊噪声:噪声主要来源于生产设备,且主要为风机,拟采取如下 措施:尽可能采用低噪声设备,对噪声大的设备尽量安置在远离人群 区,用隔音材料建造隔音操作室。 为了净化厂区空气,美化厂区环境,应该在厂区内多种植树木、 花草、增加绿地覆盖率。

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八、硫铵工段设备一览表
设备名称 饱和器 煤气预热器 除酸器 硫酸高位槽 结晶槽 满流槽 母液贮槽 规格、型号 φ =4516 H=7081 φ =1320 H=2500 A=130M2 φ =3012 H=5194 δ =6 数量 2 2 2 1 2 2 2 2 2 数量 2 1 1 1 1 2 2 2 1 2

φ =2216 L=4790 V=17M3δ =8 3 φ =1512 H=4158 V=33M φ =1612 H=3188 φ =4012 H=2000 V=20M3 型号 FCA-8/32 QV=30.5M3/h 母液循环泵 P=26977Pa 结晶泵 同上 设备名称 规格、型号 型号 WH-800 N=600-800r/min 离心机 离心电机 Y160L-4 N=15KW φ =912 J=6 H=3753 沸腾干燥器 型号9-27-11 QV=6050M3//h 电机型号 Y225M-2 送风机 N=45KW 型号4-72-12 QV=8500M3/h 排风机 电机型号 JI3252-2 N=7.5KW 型号 SRZ-10-60 热风器 A=15.13M2 硫酸贮槽(92.5%) φ =5760 H=4500 V=116 M3 硫酸贮槽(98%) φ =400 H=3550 V=16M3 型号 FH250-25 QV=14.4M3/h 电机 酸泵 型号 JQ2-32-2 烧碱贮槽 φ =4500 H=4120 V=76M3 碱泵 型号50FE-2 电机型号 JQ2-32-2

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九、结





毕业设计在老师的指导下,经过 2 个月的努力终于完成了。 毕业设计是对几年来所学的基础理论、专业知识、基本技能的大 测试,综合检验。通过这次设计,使我更加认识到知识的重要性,感 觉到自己知识的贫乏,特别是某些专业知识掌握得不够扎实。通过这 次设计,了解了一些关于工程设计与计算,以及实际生产的具体问题, 学到了一些图书馆查阅资料的基本方法,熟悉了本专业常用的各种手 册、国家标准和技术参考书,提高了设备设计和制图能力,巩固了专 业知识,增强了独立分析问题和解决问题的能力。总之,通过这次设 计,使我学到了许多东西。 由于本人水平有限,时间仓促,资料不足,设计中难免有错误和 不足之处,恳请各位老师批评指正。 二○一四年十二月

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十、主要参考资料
1、炼焦化学产品回收与加工 2、化工原理(上、下册) 3、煤气设计手册(中) 4、焦化厂化产生产问答 5、炼焦化工实用手册 冶金工业出版社 天津科学出版社 中国建筑工业出版社 冶金工业出版社 冶金工业出版社

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