年产焦炭70万吨焦化厂回收车间硫铵工段的工艺设计样本.doc

专业班级学生姓名课程名称设计名称年产70万吨焦化厂硫铵工段初步设计设计周数指导老师设计任务关键设计参数剩下氨水含氨量 g/L 3.5焦炉湿煤装入量 t/h 105（70万吨时为105） 配煤水分 % 8.0化合水 % 2.0煤气发生量 Nm3/t干煤 330初冷器后煤气温度 30剩下氨水含氨量 g/L 3.5氨产率（挥发氨） % 0.29（按部分混合氨水系统计）饱和器后煤气含氨量 g/Nm3 0.03硫酸浓度 % 92.5预热器前煤气温度 55预热器后煤气温度 67预热器内煤气平均压力 mmHg 872饱和器前煤气压力 H2O 1800饱和器阻力 H2O 600饱和器后煤气露点温度 45饱和器煤气温度 55天天操作时间 h/d 15进干燥器硫铵含水 % 2出干燥器硫铵含水 % 0.1进干燥器硫铵温度 15出干燥器硫铵温度 68大气温度 5相对湿度 % 84出干燥器空气温度 70空气加热器后空气温度 104设计内容设计要求1. 绪论。其中包含：煤炭洁净利用、脱氨介绍、硫铵方法概述、硫铵方法选择标准等。文件综述 包含课题起源、项目名称、本课题研究领域历史及现实状况、前沿发展情况分析、已经有研究结果及文件清单。2. 化工技术部分。关键包含：硫铵工艺比较和选择、设备选择、设备平立面部署、整个工段平面部署、相关专业要求等。3. 计算部分。关键包含物料衡算、热量衡算、关键设备计算等。4. 综合技术部分5. 经济技术部分6. 其它关键参考资 料1.煤化工工艺学 化学工业出版社 1992.52.化工原理（上、下册） 天津科学出版社 1983.113.煤气设计手册（中） 中国建筑工业出版社 1986.124.煤炭气化工程 机械工业出版社 1992. 75.化工工艺设计手册（上） 化学工业出版社 1989.126.焦化厂化产生产问答 冶金工业出版社 1992.57.贵州化肥厂技术可行性汇报 贵州省化工设计院编 1992.128.化工设备机械基础 华东化工学院出版社 1991.129.化工过程设计和经济 上海科学技术出版社 1989.4学生提交归档文件年产70万吨焦化厂硫铵工段初步设计课程设计说明书一本硫铵工段生产工艺步骤图一套（手工绘制）2#图纸关键设备结构图喷淋式饱和器装配图一套（CAD绘制）2#图纸课程设计任务书注：1.课程设计完成后，学生提交归档文件应根据：封面任务书说明书图纸次序进行装订上交（大张图纸无须装订） 2.可依据实际内容需要续表，但应保持原格式不变。指导老师署名： 日期： 摘要 本设计为年产焦炭70万吨焦化厂回收车间硫铵工段工艺设计。本设计内容包含:生产原理、工艺步骤、计算及设备选型等。本设计采取喷淋式饱和器中半直接法往返收煤气中氨，工艺步骤以下：从冷凝工段来得煤气首优异入煤气预热器，然后进入饱和器，在饱和器内，煤气中氨和硫酸反应生产硫铵，硫铵经后续操作分离，从饱和器出来煤气经除酸器后送往粗苯工段。工艺计算包含饱和器物料和热量平衡计算，经过计算来确定母液适宜温度和煤气预热温度。经过对关键设备如饱和器、除酸器、煤气预热器、沸腾干燥器、蒸氨塔、循环泵、结晶泵等计算，确定了设备尺寸计算和选型。设计图纸部分包含关键设备喷淋式饱和器结构CAD图，手工绘制硫铵工段工艺步骤图。关键字：煤气、硫铵回收、物料衡算、热量衡算。 ABSTRACT In this paperThis design for an annual output of 700000 tons of coke plant recycling technology design of ammonium sulphate section in the workshop. This design content includes: the production principle and process flow, calculation and equipment selection, etc. This design adopts the spray-type saturator in half a direct method for recovery of ammonia gas, the process flow is as follows: first comes from the condensation section in gas into the gas preheater, and then enter the saturator, within the saturator, gas ammonia reaction with sulfuric acid production in the ammonium sulphate, ammonium sulphate by subsequent separation operation, out of the saturator gas after deacidification device to the crude benzol section. Process calculation including the saturator material and heat balance calculation, through calculation to determine the suitable temperature and gas preheating temperature of mother liquor. Through to the main equipment such as saturator, except for the acid, gas preheater, boiling dryer, steamed ammonia tower, circulating pump, the calculation of crystallization pumps, determine the size calculation and selection of equipment. Design drawing part includes the main equipment of spray type saturator structure CAD drawings, hand-painted thiamin section process flow diagram. Key words: gas, thiamin, recycling, material balance, heat balance. 目 录课程设计任务书摘要 .IIABSTRACT.III一、绪 论1 1、概述1 2、回收氨方法概述2 2.1、水洗氨法2 2.2、硫酸吸氨法2 2.3、磷酸吸氨法3 3、硫铵生产方法3 3.1、直接法3 3.2、间接法3 3.3、半直接法3二、化 工 技 术 部 分4 1、硫铵工段步骤介绍4 2、饱和器物料平衡和热平衡5三、硫铵工段设备计算及选型6四、硫铵工段工艺部署25五、对其它专业要求26六、经 济 技 术 部 分27七、综 合 技 术 部 分27 1、厂址选择27 2、外部条件30八、硫铵工段设备一览表33九、结 束 语35十、关键参考资料35 一、绪 论 1、概述煤炭作为中国关键能源之一，因为其储藏量有限，单纯作为燃料不仅浪费很大，而且会造成严重环境污染，伴随现代科技和化学工业发展对煤炭利用范围已大大扩展，煤炭综合利用已被列为中国煤炭行业三大支柱。高温炼焦化学工业是煤炭综合利用中历史最久，工业最完善，技术最成熟，应用最广泛行业。因为煤炭本身组成特殊性，在炼焦同时产生煤气中，含有多个可供回收利用成份，其中氨作为生产过程中有害成份之一，其含量虽少但因为其水溶液含有腐蚀设备和管路，生成铵盐会引发堵塞，燃烧产生氮氨化物污染大气，所以有必需将其回收，并加以利用。硫铵生产不仅达成了除去煤气中氨目标，而且硫铵作为化肥应用于农业中能够提升农作物单位面积产量，对农业发展起着关键作用。 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氨，同时使焦炉气得到净化。回收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氨，氨再经蒸氨制取硫铵。联碱法是以焦化厂生产浓氨水为原料，用氯化铵和碱联合生产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。水洗氨法优点是产品可按市场需要调整，适应性大；缺点是，步骤长，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。硫酸吸氨法优点是工艺步骤比较简单；缺点是，所用原料硫酸消耗量大，成本高，生产硫酸铵经济效益低，设备腐蚀比较严重，漏酸、漏母液不易处理，对环境污染严重，此法逐步被淘汰。依据我厂情况，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氨，使煤气净化同时回收氨制成磷肥磷酸氢二铵法或是将回收氨经解吸、精馏制取无水氨弗萨姆法。此法现在在国际上被认为是回收氨最好方法。 3、硫铵生产方法硫铵生产方法有：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，煤气中氨同硫酸结合生成硫铵。直接法因为对电捕焦油器等净化装置要求较高以保硫酸铵产品质量。所以，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浓硫酸反应制成硫酸铵。因为这方法需要设备庞大，投资大，消耗掉大量蒸汽，耗能大，经济效果也不好。所以，此法在工业上应用极少，极难推广，尤其是在现代化工业生产中应用更少。3.3、半直接法 由焦炉出来煤气经过冷却，所得冷凝氨水经过氨蒸馏柱蒸出氨水并和煤气中氨共同进入饱和器，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因为生产步骤简单，产品成本较低，工艺技术及管理较成熟，所以在工业生产上应用较广，但它也不是十全十美，也有它缺点，关键有下列几点： （1）需处理一定量氨水。 （2）结晶颗粒较小。 （3）煤气经过饱和器阻力较大，所以能量消耗大。 所以半直接法生产硫铵工业等有待深入改善，以适应该代工业生产需要，尽管如此，因为它生产工艺管理等方面均较直接法和间接法优异，所以工业生产上应用较广。 二、化 工 技 术 部 分 1、硫铵工段步骤介绍自冷鼓工段来焦炉气，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，分离出所夹带酸雾后，被送往两苯车间。饱和器中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，较大颗粒结晶沉淀下来，放入离心机洗涤，离心分离，最终经沸腾干燥器干燥后，装袋入库即为产品。结晶澄清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，以确保器内温度、酸度、粒度均匀。 2、饱和器物料平衡和热平衡进行饱和器物料平衡和热平衡计算，对分析饱和器操作及制订硫铵工段正常操作相关键意义。水平衡是饱和器物料平衡中最关键一项，能够决定饱和器内母液适宜温度。经过热平衡计算则能够确定饱和器操作过程中是否需要补充热量，从而确定煤气预热温度。现计算以下：其中炼焦按天天出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 t/h 105煤气发生量 Nm3/t干煤 330初冷器后煤气温度 30剩下氨水含氨量 g/L 3.5氨产率（挥发氨） % 0.29（按部分混合氨水系统计）饱和器后煤气含氨量 g/Nm3 0.03硫酸浓度 % 92.5配煤水分 % 8.0化合水分 % 2.0预热器前煤气温度 55预热器后煤气温度 60预热器内煤气平均压力 mmHg 872饱和器前煤气压力 mmH2O 1800饱和器阻力 mmH2O 600饱和器后煤气露点温度 45饱和器煤气温度 55天天操作时间 h/d 15进干燥器硫铵含水 % 2出干燥器硫铵含水 % 0.1进干燥器硫铵温度 15出干燥器硫铵温度 68大气温度 5相对湿度 % 84出干燥器空气温度 70空气加热器后空气温度 104三、硫铵工段设备计算及选型 1、饱和器内氨平衡及硫酸用量计算： 1.1、煤气发生量 1.570=105 V=105（18%）330=31878Nm3/h 式中 105焦炉湿煤装入量（t/h） 8%配煤水分 330干煤煤气发生量（Nm3/t） 1.2、氨产量：M= 105（18%）0.29%=0.280/h或280/h式中 0.29%氨产率（挥发氨） （按部分混合氨水系统计） 1.3、剩下氨水挥发氨量： 8.4+1.932=10.332先计算生产剩下氨水量 式中 2%化合水分35.2/10630时，煤气中饱和水蒸汽含量（g/ Nm3）。 31878煤气发生量（Nm3/h） 剩下氨水中挥发氨总量： 式中3.5单位体积剩下氨水含氨量（g/L） 1.4、煤气带入饱和器氨量： 28032.24=247.76/h 式中 280单位时间氨总产量（/h） 32.24剩下氨水中挥发氨总量（/h） 1.5、饱和器后随煤气带走氨量： 式中 31878煤气发生量（Nm3/h） 0.03饱和器后煤气含氨量（g/Nm3） 1.6、饱和器内被硫酸吸收氨量： 247.760.96=246.79/h 式中 247.76进饱和器煤气含氨量（/h） 0.96出饱和器煤气含氨量（/h） 1.7、硫铵产量（干重）： 式中 132硫铵摩尔质量(g/mol) 17氨摩尔质量(g/mol) 1.8、硫酸（100%）消耗量： 式中 98硫酸摩尔质量(g/mol) 21mol硫酸可吸收2mol氨 17氨摩尔质量(g/mol) 100%硫酸换算成92.5%硫酸为 1.9、氨损失率： 式中 0.89出饱和器煤气含氨量（/h） 230.07进饱和器煤气含氨量（/h）依上述各项列出氨物料平衡，以下表所表示输 入输 出项 目/h%项 目/h%煤气带入氨247.76100硫酸吸收氨246.7999.61煤气带走氨0.890.39合 计247.76100合 计247.76100 2、饱和器内水平衡及母液温度确实定： 饱和器内水分关键是煤气和硫酸带来水分，和离心机、饱和器和除酸器洗涤水等。为了保持饱和器水平衡，预防母液被稀释，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、带入饱和器总水量： 煤气带入水量： 式中 31878煤气发生量（Nm3/h） 35.230时，煤气中饱和水蒸汽含量（g/ Nm3）。 硫酸带入水量：711.34（192.5%）=53.35/h 式中 711.34硫酸消耗量（/h） 92.5%硫酸浓度 洗涤硫铵水量：取硫铵重量8%，而出离心机硫铵带相当硫铵量2%水分，故带入洗涤水量为：式中 958.13硫铵产量（/h）冲洗饱和器和除酸器带入水量：饱和器酸洗和水洗是定时进行，可取洗水量为平均200/h。则带入饱和器总水量为以上四项总和，即：1122.11+53.35+57.49+200=1432.95/h 2.2、饱和器出口煤气中水蒸气分压Pg： 带入饱和器总水量，均应有煤气带走，则由饱和器出去每标方煤气应带走水量为： 或44.95g/Nm3 式中 31878煤气发生量（Nm3/h） 对应每标方煤气中水汽体积为： 式中 18水摩尔质量（g/mol） 则：1 Nm3混合气体中所另外携带水汽所占体积百分比为： 取饱和器后煤气表压为1200mmH2O，则绝对压力为： 7601200/13.6=848mmHg 式中 7601标准大气压毫米汞柱 13.6毫米汞柱和毫米水柱换算系数 则混合气体中水蒸气分压Pg： Pg=8485.91%=50.12mmHg 2.3、饱和器内母液适宜温度确实定：饱和器内母液适宜温度，可按饱和器内母液最低温度乘以平衡偏移系数来确定。饱和器内母液最低温度，是依据饱和器母液面上水蒸汽分压PL和母液面上煤气中水蒸汽分压Pg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含量，可按下式计算（出自炼焦化学产品回收和加工）：PL=P0（10.002350.004s）mmHg 式中 P0在要求温度下水饱和蒸汽压，mmHg 母液中硫铵含量，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%，可得对应=85.2 g/100g母液，s=11.1 g/100g母液。（出自炼焦化学产品回收和加工） 则PL=P0（10.0023585.20.00411.1）mmHg=0.755 P0P0和母液温度相关，此最低温度应使PL=Pg，则求得：查饱和水蒸汽表得其温度为43.3，这就是饱和器母液所需最低温度。实际上饱和器母液温度应比最低高，因母液内水蒸发需要蒸发推进力，即P=PLPg。另外，还因为煤气在饱和器中停留时间短，不可能达成平衡。所以实际上母液面上水蒸气分压：PL=KPg 式中 K平衡偏离系数，其值约为1.31.5 当K=1.5时，则PL=1.5 Pg=1.545.28=67.92 mmHg查饱和水蒸汽表得其温度为52，此即饱和器母液适宜温度，此值是符合生产实际情况。实际操作中，吡啶装置不生产时，母液温度为50-55，生产时，母液温度为55-60 。 3、饱和器内热平衡： 为了确定是否需要向饱和器补充热量和煤气预热温度，必需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、煤气带入热量 Q1： 干煤气带入热量318780.35t=11157.3tkcal/h 式中 29601煤气发生量（Nm3/h） 0.35干煤气比热（kcal/m3） t煤气预热温度水汽带入热量（煤气中水分）：1122.11（5950.438t）=667655.45491.48t kcal/h 式中 1211.11水煤气中带入水量（/h） 0.438水汽比热（kcal/） 595水在0时蒸发烧（kcal/） t煤气预热温度（）氨带入热量：247.760.503t=124.62t kcal/h 式中 247.76进饱和器煤气含氨量（/h） 0.503氨比热（kcal/kg） t煤气预热温度（）煤气中苯族烃、硫化氢及其它组分，在饱和器虽未被吸收，但因为含量少，在饱和器前后引发烧量改变甚微，可忽略不记。至于吡啶碱类，因为吡啶装置未生产，在饱和器内吸收极少，也不予考虑。则煤气带入饱和器总热量以上3项之和，即：Q1=11157.3t（667655.45491.48t）124.62t =667655.4511773.4t kcal/h 3.2、硫酸带入热量Q2：Q2=711.340.3520=4977.98 kcal/h 式中 711.34硫酸消耗量（/h） 0.35浓度为92.5%硫酸比热（kcal/kg ） 20硫酸温度（） 3.3、洗涤水带入热量（包含洗涤结晶和冲洗设备水）Q3：Q3=（20057.49）0.99960=15434 kcal/h 式中 200冲洗设备平均水量（/h） 57.49洗涤硫铵结晶水量（/h） 0.99960水比热（kcal/kg） 60洗涤水温度（） 3.4、结晶槽回流母液带入热量Q4：回流母液温度约低于饱和器内温度910，可取45，回流母液量为硫铵产量10倍，则Q4=9258.13100.6445=275941.44 kcal/h 式中 958.13硫铵产量（/h） 0.64母液比热（kcal/） 3.5、循环母液带入热量Q5：循环母液量取硫铵产量60倍，其温度约低于饱和器内温度57，可取为50，则Q5=958.13600.6450=1839609.6 kcal/h 式中 958.13硫铵产量（/h） 0.64母液比热（kcal/） 3.6、化学反应热Q6： 中和热q1 2NH3+H2SO4 （NH4）2SO4已知： NH3生成热11000 kcal/kmol H2SO4生成热210800 kcal/kmol （NH4）2SO4生成热279500kcal/kmol 则中和热为：q1=958.13（211000338974.78）=46700 kcal/kmol 式中 958.13硫铵产量（kg/h） 132硫铵摩尔质量（kg/kmol） 结晶热q2硫铵结晶热为19.7 kcal/，则每kmol结晶热为：q2=19.7958.13=18971 kcal/kmol 式中 958.13硫铵质量（kg/h） 4、输出热量： 4.1、饱和器中煤气带出热量Q1*： 设饱和器后煤气温度为55，则 干煤气带出热量105（18%）3300.3555=613652 kcal/h 式中 105焦炉湿煤装入量（t/h） 8%配煤水分 330干煤煤气发生量（Nm3/t） 0.35干煤气比热（kcal/m3） 水汽带出热量 1344.89（5950.43855）=832607.95 kcal/h 式中 1344.89输出煤气总含水量（kg/h） 595水在0时蒸发烧（kcal/） 0.438水汽比热（kcal/）Q1*=613652887125.02=1500777.02 kcal/h 4.2、结晶母液带出热量Q2*： 设结晶母液温度为55Q2*=958.13（110）0.6455=37098.94 kcal/h 式中 958.13硫铵产量（/h） 10结晶母液中水和硫铵质量比 0.64结晶母液比热（kcal/） 4.3、循环母液带出热量Q3*：设循环母液温度为55Q3*=958.13600.6455=2023570.6 kcal/h 式中 958.13硫铵产量（/h） 60循环母液和硫铵质量比 0.64结晶母液比热（kcal/） 4.4、饱和器散失热量Q4*： 设其相当于循环母液热损失25%。循环母液温度在循环过程中降低5，则Q4*=958.13600.64525%=45990.24 kcal/h 式中 958.13硫铵产量（/h） 60循环母液和硫铵质量比 0.64结晶母液比热（kcal/） 5进入相比降低5输 入输 出项目Q1667655.45+11773.4t项目Q1*1500777.02Q24977.98Q2*370987.94Q315434Q3*2023570.6Q4275941.44Q4*45990.24Q51839609.6Q6357945.78合 计31615642.3+11773.4t合 计3941325.8输出热量Q出总计为： Q出= Q1* Q2 *Q3*Q4* =3941325.8 kcal/h饱和器热平衡，列表以下： 依据热平衡关系，则Q入= Q出31615642.3+11773.4t=3941325.8 t=70 和我们厂操作温度比较靠近。 硫铵工段设备计算及选型 设备选择标准 1、饱和器机组设置备机，备用率10%100%。 2、饱和器内泡沸伞分左、右两种导流形式，应依据回流母液在器内有较长流动路线而定。 3、满流槽内液封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，也可选择旋风除酸器。 6、硫铵结晶槽应采取选择分离式，也可用重力沉降式。 7、硫铵结晶分离应采取耐腐蚀连续离心机，并设置备机。 8、硫铵干燥宜采取沸腾干燥器。 9、预热器宜采取立式，以利于焦油流动。 10、应设置除尘、粉尘捕集装置。 1、饱和器 饱和器是硫铵工段主体设备，大型焦化常见是外部除酸式饱和器。对饱和器计算关键是针对一定煤气处理量确定其直径。 原始数据：煤气流量 Nm3/h31878饱和器前煤气压力 mmH2O1800饱和器阻力 mmH2O600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初冷器后煤气温度301.1、预热器后煤气实际体积 式中 31878煤气流量（Nm3/h） 1.1581Nm3煤气在30时水汽饱和后体积。 7601标准大气压毫米汞柱 1800饱和器前煤气压力（mmH2O） 13.6毫米汞柱和毫米水柱换算系数 273冰水混合物绝对温度（K） 70预热器后煤气温度（） 30初冷器后煤气温度（）1.2、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=1.27m21.3、饱和器后煤气实际体积 ： 式中 1.2861Nm3煤气在35水汽饱和后体积。 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（）1.4、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。1.5、饱和器直径 饱和器总截面积 14.031.27=15.30 m2 2、除酸器除酸器作用是捕集饱和器后煤气中所夹带酸滴，本硫铵工段用是旋风式除酸器，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。旋风除酸器尺寸可按下述计算确定：原始数据出饱和器煤气实际体积 37886m3/h煤气中酸雾最小颗粒 16m2.1、除酸器进口尺寸 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：煤气进口采取矩形，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=0.88m2.2、出口管直径： 出口管煤气流速可取为48m/s，现取为4m/s。则出口管内径为： 出口管用厚8mm钢板制成，内外壁均做5mm厚防腐层，则外缘直径为： D1*=1.83（0.0080.0052）2=1.866m2.3、除酸器内径： 除酸器内环形截面宽度和煤气进口宽度相等，则内径为