10万吨合成氨变换工段的设计毕业设计.doc

毕 业 设 计（2010届）题 目 年产10万吨合成氨变换工段的设计 宁夏大学本科毕业设计 第一章 综 述毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得 及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。作 者 签 名： 日 期： 指导教师签名： 日期： 使用授权说明本人完全了解 大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。作者签名： 日 期： 学位论文原创性声明本人郑重声明：所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律后果由本人承担。作者签名： 日期： 年 月 日学位论文版权使用授权书本学位论文作者完全了解学校有关保留、使用学位论文的规定，同意学校保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和电子版，允许论文被查阅和借阅。本人授权 大学可以将本学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存和汇编本学位论文。涉密论文按学校规定处理。作者签名：日期： 年 月 日导师签名： 日期： 年 月 日年产10万吨合成氨变换工段的设计 摘要:本文是关于煤炭为原料年产10万吨氨一氧化碳变换工段初步设计。在合成氨的生产中，一氧化碳变换反应是非常重要的反应。用煤炭制造的原料气中，含有一部分一氧化碳，这些一氧化碳不能直接做为合成氨的原料，而且对合成氨的催化剂有毒害作用，必须在催化剂的催化作用下通过变换反应加以除去。一氧化碳变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气的制造过程。本设计主要包括工艺路线的确定、中温变换炉的物料衡算和热量衡算、触媒用量的计算、中温变换炉工艺计算和设备选型、换热器的物料衡算和热量衡算以及设备选型等。最终完成了20 000字的设计说明书及生产工艺流程图。关键词：煤炭；一氧化碳变换；中温变换炉；流程图Abstract：This article was about the annual output of coal as raw materials to transform ten thousand tons of carbon monoxide ammonia preliminary design section. In the production of ammonia, transformation of carbon monoxide was a very important reaction. Manufactured using coal feed gas which containa part of carbon monoxide, carbon monoxide could not be directly used as those of the raw materials of synthetic ammonia, but also a catalyst for ammonia poisoning effect there must be a catalyst for transformation through the catalytic reaction to be removed. Transformation of carbon monoxide is a gas purification process of raw materials, but also the manufacturing process of feed gas. The design of the main routes which include the identification process, the medium variant of the furnace material balance , heat balance, the calculation of the amount of catalyst, in the variable furnace process of calculation and selection of equipment, heat exchanger of the material balance and heat balance as well as equipment selection type and so on. In the end, the20 000-word statement and map production process。Key words: Coal; Transformation of carbon monoxide; Temperature shift converter; Flow chart目 录第一章 综 述61.1 氨的性质和用途61.2 合成氨生产工艺简介71.3 合成氨生产现状81.4 一氧化碳变换在合成氨中的意义9第二章 变换流程及工艺条件102.1 变换工艺原理102.2变换工艺的选择112.3 主要设备说明122.4 工艺条件13第三章 工艺计算153.1 基本工艺数据的确定153.2 废热锅炉的热量和物料衡算183.3水蒸汽的加入203.4中变炉一段催化床层的物料衡算203.5中间冷凝过程的物料和热量计算263.6中变炉二段催化床层的物料与热量衡算273.7 主换热器的物料与热量的衡算323.8 调温水加热器的物料与热量衡算343.9低变炉的物料与热量衡算34第四章 设备的计算414.1中变炉的计算414.2.主换热器的计算43第五章 结果与讨论47参考文献50致 谢51第一章 综 述氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产，它不仅是所有食物和肥料的重要成分，也是所有药物直接或间接的组成。由于氨的广泛用途，氨是世界上产量最多的无机化合物之一。合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。1.1 氨的性质和用途1.1.1 氨的性质氨的分子式NH3，在标准状态下是无色气体，比空气轻，具有特殊的刺激性臭味。人们在大约100cm/m氨的环境中，每天接触8H会引起慢性中毒。物理性质：氨极易溶于水，溶解时放出大量的热，可产生含NH315%30%的氨水，氨水溶液是碱性，易挥发。液氨或干燥的氨气对大部分物质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。氨与空气或氧的混合物在一定浓度范围能发生爆炸，有饱和水蒸气存在时，氨空气混合物的爆炸界限较窄。氨的主要物理性质：相对分子质量 17.03 沸点（0.1Mpa）/ 33.35蒸发热（-33.4）/( kJ /kg) 1368.02 摩尔体积（0,0.1Mpa）/(L/mol) 22.08 熔化热（-77.7）(kJ /kg) 333.42 液体密度（-33.4,0.1Mpa）/(g/cm3) 0.6818 气体高热值/（MJ/）m3 17.52 临界压力/MPa 11.30 临界体积/L/kg 4.257 标准摩尔焓H（kJ /mol） 46.21临界密度/(g/ cm3) 0235 标准摩尔熵S/(J/molk) 192.60化学性质：氨在常温时非常稳定，在高温、电火花或紫外线光的作用下可分解为氮和氢，其分解速度在很大程度上与气体接触的表面性质有关。氨是一种可燃性物质，自燃点为630，一般较难点燃。氨与空气或氧的混合物在一定范围内能够发生爆炸。常压，常温下的爆炸范围分别为15.5%82%（氧气）。氨易与很多物质发生反应，例如在铂催化剂作用能与氧反应生成NO。氨的性质比较活泼，能与各种无机酸反应生成盐，例如NH3 +HClNH4ClNH3 +HNO3NH4NO32 NH3 +H2SO4 (NH4)2 SO4NH3 +H3PO4(NH4) H2 PO42 NH3 +H3PO4 (NH4)2 H PO4氨也能与CO2 反应生成氨基甲酸铵，脱水尿素。利用氨与各种无机酸反应制取磷酸氨，硝酸铵，硫酸氨；与CO2 、水反应生成碳酸氢铵。氨能生成各种加成配位化合物，它们和水合物类似，统称氨合物或氨络物，例如对应CaCl2. 6H2O和Cu SO4 . 4H2O,也分别有CaCl2. 6 NH3 和Cu SO4 . 4 NH3 。1.1.2 氨的用途氨在国民经济中占有重要的地位。现在大约有80%的氨用来制造化学肥料，其余作为生成其它化工产品的原料。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素，磷酸氨，硝酸氨，硫酸氨，氨水以及含氮混肥和复肥为原料的。氨在工业上主要用来制造炸药和各种化学纤维及塑料。从氨可以制取硝酸，进而再制造硝酸铵，硝化甘油，三硝基甲苯和硝基纤维素等。在化纤和塑料工业中，则以氨、硝酸和尿素等作为氮源，生产己内酰胺、尼龙6单体、人造丝、丙烯晴、酚醛树脂和尿醛树脂等产品。氨的其它工业用途也十分广泛，例如，作用制冰、空调、冷藏等系统的制冷剂，在冶金工业中用来提炼矿石中的铜、镍等金属，在医药和生物化学方面用做生产磺胺类药物、维生素、蛋氨酸和其它氨基酸等等。1.2 合成氨生产工艺简介氨是普里斯特利在1754年将袖砂(氯化按)和石灰加热时发现的。1913年9月9日第一个合成氨厂在德国路德维希港的BAFS联合工厂投产，产量很快就达到日产30t的设计水平。第一次世界大战结束后，德国战败而被迫公开合成氨技术。目前，工业生产合成氨的原料有三种:煤、天然气和重油或轻油。不管采用哪一种原料，合成氨生产的工序都必须经过原料气的制取(H2和N2的制取)、原料气的净化(包括CO变换，H2S、CO、CO2等脱除)、原料气精制(少量CO、CO2的脱除)、原料气压缩及合成工段，只不过是不同的生产装置、不同的生产工艺在具体的细节选择上有所不同。以煤为原料的合成氨厂的工艺流程大体依次经过造气、除尘、脱硫、变换、二次脱硫、脱碳、精炼，最后在合成工段生产出氨。我国是世界上煤炭资源比较丰富的国家之一，煤炭储量远大于石油、天然气储量。因此，煤炭是我国合成氨的主要原料来源。我国生产合成氨的原料有2/3是煤炭。以焦炭或煤为原料合成氨的流程是采用间隙的固定层气化法生产半水煤气，经过脱碳、变换、脱除CO和CO2等净化后，可获得合格的氮氢混合气，并在催化剂及适当的温度、压力下合成氨。1.3 合成氨生产现状1913年，在德国Oppau建成第一个工业化的合成氨装置，日产30t。一次大战后，各国都在德国被迫公开的合成氨技术的基础上，开发了一些其他方法。但氨产量增长缓慢。二战结束后，由于技术的进步，高速发展：（1）在原料构成方面：由以固体燃料（焦炭，煤等）为原料转化到了以气体或液体（天然气、石脑油、重油）为原料来合成氨。（2）在生产规模上：实现了单系列全盛氨装置的大型化，现在世界上规模最大的合成氨装置为日产1800t氨，而50年代以前，只有200t。（3）在能耗上，新工艺的开发，能耗的降低。计算机的应用实现了自动化操作控制上。1.3.1 世界合成氨生产现状2003年全球合成氨产能为1629亿t，北美为22540k/ta，南美8560k/ta，西欧12180k/ta，东欧31320k/ta，中东和非洲1325k/ta，亚太地区750030k/ta。近年来合成氨装置大型化是世界合成氨的主流发展趋势，目前世界最大单系列合成氨装置规模已达1300k/ta，该装置属于委内瑞拉的Ferti Nitro公司。俄罗斯约有35套合成氨装置，合成氨平均规模为400k/ta;美国有50多套合成氨装置，合成氨平均规模300k/ta以上。1.3.2 我国合成氨生产现状2002年，我国合成氨实际产量36750 k/ta，2003年生产能力为41600k/ta，总生产能力和产量均居世界第一位，但单系列装置规模较小，合成氨装置平均规模为50kt/a。目前我国共有合成氨装置800余套，其中300k/ta以上大型成氨生产装置34套(其中一套为400k/ta)，设计总生产能力为109000k/ta，实生产能力为100000k/ta，约占中国大陆合成氨总生产能力的22%。300k/ta以上大型合成氨生产装置，除山东华鲁恒升化工股份有限公司和上海吴径化工厂为国产化技术和设备外，其余均系国外引进。我国共有中型合成氨生产装置55套生产能力为4600k/ta，约占中国大陆合成氨总生产能力的11%;我国共有小合成氨设备700多套，生产能力为28000k/ta，约占中国大陆合成氨总生产能的66%。中海石油化学有限公司在海南富岛建设的450k/ta合成氨装置，是目前国单套生产能力最大的合成氨装置。1.4 一氧化碳变换在合成氨中的意义 用不同燃料制得的合成原料气，均含有一定量的一氧化碳。一般固体燃料制得的水煤气中含CO35%37%，半水煤气中含CO25%34%，天然气蒸汽转化制得的转化气中含CO较低，一般为12%14%，一氧化碳不是合成氨生产所需要的直接原料，而且在一定条件下还会与合成氨的铁系催化剂发生反应，导致催化剂失活。因此，在原料气使用之前，必须将一氧化碳清除。清除一氧化碳分两步进行，第一步是大部分CO先通过变换反应:CO + H2O（g）= CO2 + H2这样既能把一氧化碳变为易于清除的二氧化碳而且又制得等量的氢，而所消耗的只是廉价的水蒸气。因此，一氧化碳变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。第二步是少量残余的一氧化碳再通过其他净化方法加以脱除。1.5变换工艺发展概况合成氨变换工艺发展至今，先后经历中温变换、中串低、全低变及中低低4种工艺。在80年代中期以前，变换工艺以中温变换为主，中变出口控制在3%左右，汽气比在0.8以上，能耗高，每吨氨蒸汽消耗达1吨。80年代中期上海化工研究院开发了“中串低”变换工艺，并于1989年通过原化工部技术鉴定。低变出口一氧化碳可达1.5%以下，汽气比可降至0.6。与中温变换工艺相比较，节能效果显著，每吨氨蒸汽消耗降至600800kg。该工艺技改方便，只需在原中变流程中添加一个调温水加热器和一个低变炉即可，因而该工艺在当时得以迅速普及，为氮肥企业带来了显著的经济效益。本设计就是采用这种流程。90年代初，湖北化学所和湖北省化肥协会率先把全低变工艺用于小合成氨厂的变换技改。由于该工艺反应温度低，比中串低工艺最高反应温度下降约100，全部使用钴钼系低变催化剂。同一套设备，由中串低改为全低变，可显著提高生产能力，同时能耗大幅下降，汽气比可降至0.45，每吨氨蒸汽消耗为200300kg。该工艺特别适用于管理水平高、设备小又需大幅提高生产能力的厂家。该工艺曾为许多厂家用于变换技改。但该工艺的实施也使一些厂家付出了代价。由于全低变工艺对原料气、水和蒸汽的质量要求较高，条件苛刻，许多合成氨厂不能达到要求。为了克服全低变工艺的缺点，中低低变换工艺应运而生。中低低变换工艺是在吸收中串低和全低变的优点基础上，结合我国化肥企业的管理水平而发展起来的一种变换工艺。中低低工艺之所以比中串低工艺节能在于低变段间有换热，降低了低变的最终出口温度；中低低工艺比全低变操作稳定在于中变触媒起净化剂作用，保护了低变催化剂免遭厄运，而硫化氢进口含量只需达到中串低工艺的要求即可，这样就基本解决了全低变工艺所遇到的三大难题，达到稳定生产的目的；中低低工艺的能耗与全低变工艺相比，略有升高，汽气比约为0.450.5，每吨氨蒸汽消耗为200300kg。宁夏大学本科毕业设计 第二章 变换流程及工艺条件第二章 变换流程及工艺条件2.1 变换工艺原理一氧化碳是氨合成反应的毒物，在原料气中含量为13%-30%，一氧化碳变换主反应为：CO + H2O = CO2 + H2 (2-1)通过上述反应，CO转化为较易被消除的CO2并获得宝贵的H2，因而一氧化碳变换既是气体的净化过程，又是原料气制取的继续。最后，少量的CO再通过其他净化法加以脱除。此外，一氧化碳与氢之间还可发生下列反应：CO + H2 = C + H2O (2-2)CO + 3H2 = CH4 + H2O (2-3)但是，由于变换所用催化剂对反应式（2-1）具有良好的选择性，从而抑制了其他副反应的发生。变换过程中还包括下列反应式：2H2 + O2 = 2H2O (2-4) 2.1.1变换反应的热力学分析变换反应是一个放热的可逆反应，反应的热效应视H2O的状态而定，若为液态水，则是微吸热反应；如是水蒸汽则为放热反应，通常都是以水蒸气为准。变换反应的标准反应热（0.1MPa,25）,可以用有关的标准生成热数据进行计算。H298 =（0-94052）-（-26416-57798）=-41.19 kJ /mol放热反应放出的热量随温度的升高而降低。不同温度下的反应热可以用下式计算:H=2.1.2 变换反应的动力学分析（1）变换反应的平衡常数由于CO变换反应是在常压或压力不高的条件下进行的，故计算平衡常数时用各组分分压表示便可。Kp=只需要反应焓变与温度的关系就可根据 导出平衡常数与温度的关系：lgKp=3994.704/T+12.220227lgT-0.004462T+0.6781410-6T4-36.72508式中：pCO、pH2O 、pCO2 、pH2 分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2各组分的分压； yCO 、yH2O 、yCO2 、yH2 分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2 摩尔分数。2.1.3 平衡含量和转化率的计算 现以1 mol湿原料气为基准ya 、yb、yc 、yd 分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2 的摩尔分数，xp为CO的平衡转化率，则各组分平衡含量分别为：ya - ya xp ，yb- yaxp ，yac- ya xp ，和yd - ya xp 。所以Kp=已知温度及初始组成，则可根据上叙关系计算CO的平衡变换率xp 及系统平衡组成。生产中可测定原料气及变换气中一氧化碳的含量，而由下式计算一氧化碳的实际变换率X：X=式中: ya 、ya分别为原料气及变换气中一氧化碳的摩尔分数（干基）。2.2变换工艺的选择变换工艺主要有4种：全中变、中串低、全低变和中低低。对于每一种变换工艺，由于采用不同的热回收方式而使变换工艺流程及设备结构有所不同。合理选择变换工艺应考虑以下因素：半水煤气、水和蒸汽的质量；半水煤气中硫化氢含量；变换气中CO含量要求；对变换后续工段的影响；企业现有的管理水平和操作水平。中变段间的热回收方式最主要有3种：煤气冷激、中变炉内喷冷激和中变炉外喷水增湿。中变段间煤气冷激与中变炉内喷水冷激两种中低低工艺流程各有优缺点。现比较如：A、节能效果：段间喷水热回收率高，直接将段间高位能转化为蒸气，增加了汽气比，降低了蒸汽消耗，节能效果比段间煤气冷激要好。B、设备：段间喷水冷激需在中变炉内设置蒸发层和喷头，这样与煤气冷激相比中变炉的结构就更为复杂，设备高度亦需增加，煤气冷激流程有部分半水煤气不经过主热交，因此主热换热面积也比炉内喷水流程要小。C、操作运行：煤气冷激流程操作简单，但需防止中变下段发生偏流，造成床层漏氧，引起低变一段催化剂中毒失活，炉内喷水冷激操作要求高，冷激水最好能用脱氧软水，喷水冷激装置既要达到所需的喷淋量，又要保证雾化好，以免中变下段催化剂粉化和结块。通过以上比较，中变炉内喷水冷激流程具有节能，运行费用低等优点，中变段间煤气冷激流程具有操作简单、投资省等优点。因此本设计采用中变低变串联流程。流程图如下：图212.3 主要设备说明2.3.1变换炉 变炉是变换工段的主要设备，对其设计必须满足低汽气比的要求。从理论上分析，入炉的反应初期，离平衡比较远，可逆反应速率起主导作用。当汽气比增加时，除增加反应物H2O含量外，还造成反应物CO湿含量的降低，对反应速率的降低起主导作用。因此，在保证触媒安全的前提下，反应初期并不要求很高的汽气比，实际上反应速率是随汽气比的增高而降低的。当反应进入后期，离平衡比较近，此时反应物H2O含量的增高，对平衡向正反应方向移动起主导作用。因此，适当增加汽气比是完全必要的。常见的变换炉，一般设为二段床层,上面的理论分析可知，一段宜采用低汽气比，但考虑到催化剂的操作温度，往往还是加入比较高的蒸汽量。一、二段间宜喷水降温，其调温手段灵活，同时取得增加汽气比的效应，符合触媒后期变换反应的要求，采用炉内喷水比炉外喷水增湿，减少设备，节省投资，缩短管线，减少阻力。冷凝水宜用软水。2.3.2 换热器本设计采用最常用的固定管板式换热器。固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈（或膨胀节）。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。特点：结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。 固定管板式换热器主要有外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。固定管板式换热器结构简单，制造成本低，管程清洗方便，管程可以分成多程，壳程也可以分成双程，规格范围广，故在工程上广泛应用。2.4 工艺条件2.4.1 温度变换反应存在最佳温度，如果整个反应过程能按最佳温度曲线进行，则反应速率最大，即相同的生产能力下所需催化剂用量最少。但是实际生产中完全按最佳温度曲线操作是不现实的。首先，在反应初期，x很小，但对应的Tm很高，且已超过了催化剂的耐热温度。而此时，由于远离平衡，反应的推动力大，即使在较低温度下操作仍有较高的反应速率。其次，随着反应的进行，x不断升高，反应热不断放出，床层温度不断提高，而依据最适宜曲线，Tm却要求不断降低。因此，随着反应的进行，应从催化床中不断移出适当的热量，使床层温度符合Tm的要求。生产上控制变换反应温度应遵循如下两条原则。应在催化剂的活性温度范围内操作催化床温度。入口温度高于催化剂的起始活性温度200C左右，热点温度低于催化剂的耐热温度。在满足工艺条件的前提下，尽量维持低温操作。随着催化剂使用时间的增长，因催化剂活性下降，操作温度应适当提高。催化床温度应尽可能接近最佳温度。为此，必须从催化床中不断移出热量，并且对移出的热量加以合理利用。根据催化床与冷却介质之间的换热方式的不同，移出方式可分为连续换热和多段换热式两大类。对变换发应，由于整个反应过程变换率较大，反映前期与后期单位催化床所需排出的热量想差甚远，故主要采用多段换热式。此类变换炉的特点是反应过程与移热过程分开进行。多段换热式又可分为多段间接换热与多段直接换热。前者是在间壁式换热器中进行的；后者则是在反应器中直接加入冷流体以达到降温的目的，又称冷激式。变换反应可用的冷激介质有；冷原料气，水蒸汽及冷凝水。对于低温过程，由于一氧化碳反应量少，无需从床层移热。其温度控制除了必须在催化剂的活性温度范围内操作外，低限温度必须高于相应条件下的水蒸汽露点温度约300C。变换反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即 CO平衡含量增大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。而存着最佳反应温对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为Tm=式中Tm、Te分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成和催化剂的不同而变化。2.4.2 压力压力对变换反应的平衡几乎没有影响，但是提高压力将使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。对平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加压可提高反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压变换再进行压缩的能耗低。具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂操作压力为0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.2-1.8Mpa。本设计的原料气由小型合成氨厂天然气蒸汽转化而来，故压力可取1.7Mpa。2.4.3 水汽比水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气.改变水蒸汽比例是工业变换反应中最主要的调节手段。为了尽可能地提高CO的变换率，防止副反应的发生，工业上是在水蒸气过量下进行反应的。因此，应该充分利用变换的反应热，直接回收蒸汽，以降低水蒸气的消耗。此外，合理确定CO最终变换率以及催化剂床层的段效，保持良好的段间冷却效果，都可以促进水蒸气消耗的降低。中（高）变换时适宜的水蒸汽比例一般为：H2O/CO=35，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，因此，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。宁夏大学本科毕业设计 第三章 工艺计算第三章 工艺计算已知条件如下表：表31：组 分CO2COH2N2O2CH4合计含量，9.60 11.42 55.71 22.56 0.330.38100计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变换气量：（1000/17）22.4/（222.56）=2920.31 M3(标)因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取2962.5 M3(标)年产10万吨合成氨生产能力（一年连续生产350天）：每小时的生产量：10000035024=11.9T/h要求出中变炉的变换气干组分中CO小于2。进中变炉的变换气干组分如下表：表32：组 分CO2COH2N2O2CH4合计含量，9.6011.4255.7122.560.330.38100M3(标)284.44338.321650.41668.349.7811.262962.50kmol12.69815.10473.67929.8370.4370.503132.258假设进中变炉的变换气温度为330，取变化气出炉与入炉的温差为35，出炉的变换气温度为365。进中变炉干气压力=1.75Mpa.3.1 基本工艺数据的确定3.1.1水气比的确定考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.5故V（水）=3.5VCO=3.5*338.32=1184.113m3(标) ，n(水)= V（水）/22.4=52.862kmol因此进中变炉的变换气湿组分如下表。表33：组 分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量6.868.1639.8016.120.240.2728.56100M3(标)284.42338.321650.42668.349.7711.261184.124146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.123.1.2 中变炉CO的实际变换率的求取假定湿转化气为100mol，其中CO湿基含量为8.16，要求变换气中CO含量为2，故根据变换反应： CO+H2OH2+CO2，则CO的实际变换率公式为：Xp=100 （3-1） 式中、分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）所以：Xp=74则反应掉的CO的量为： 8.1674=6.04则反应后的各组分的量分别为： H2O=28.56-6.04+0.48=23CO=8.16 -6.04=2.12H2 =39.8+6.04-0.48=45.36CO2=6.86+6.04=12.9中变炉出口的平衡常数：Kp= （H2CO2）/（H2OCO）=12查 小合成氨厂工艺技术与设计手册 可知Kp=12时温度为397。中变的平均温距为397-365=32根据合成氨工艺与节能 可知中温变换的平均温距为：30到50，中变的平均温距合理，故取的H2O/CO可用。3.1.3 中变炉催化剂平衡曲线根据H2O/CO=3.5，与文献小合成氨厂工艺技术与设计手册上的公式XP=100 V=KPAB-CD q= U=KP（A+B）+（C+D） W=KP-1 其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度将、式代入式并查的不同温度下的KP值便可计算出XP值。计算结果列于下表：表34：t300 320 340 360 380400 420 440 460T573593613633653673693713733Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.70580.68590.64160.5963中变炉催化剂平衡曲线如下：.图313.1.4. 最佳温度曲线的计算由于中变炉选用C6型催化剂，最适宜温度曲线由式 进行计算。查合成氨厂工艺和设备计算C6型催化剂的正负反应活化能分别为E1=10000千卡/公斤分子，E2=19000千卡/公斤分子。在中变炉催化剂平衡曲线上查的Te值，根据最适温度计算式可算出最适温度。最适宜温度计算结果列于下表中表35：Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.70580.67Te573593613633653673699T427.7438.7449.6460.3470.7481.0494.2t154.7165.7176.6187.3197.7208.0221.2 Xp0.640.610.580.550.520.490.45Te714727739751760770805T501.6508.0513.8519.6523.9528.6544.9t228.6235.0240.8246.9250.9255.6271.9将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图：图323.2 废热锅炉的热量和物料衡算以知进废热锅炉的转化气组份：表36：组份CO2COH2N2CH4O2H2O合计7.548.9743.7617.720.290.2621.7100M3(标)284.42338.321650.41668.3411.2589.78818.733771.45kmol12.7015.1073.6829.840.500.4436.55168.37进废热锅炉的温度为：920出废热锅炉的温度为：330进出设备的水温：20出设备的水温：330进出设备的转化气（湿）：168.3 kmol进出设备的水量：X kmol在设备里无物料的变化。热量衡算：（1） 入热：水的带入热Q1查表得：水在20时 Cp=33.52 kJ/（kmol.T）所以：Q1=X（20+273）33.52 = 9821.36X转化气的带入热Q2：转化气在920时T=1193K根据物理化学知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。热容的单位为kJ/（kmol.T）表37：物质COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427.87b/10-34.13.2610.719.044.27c/105-0.460.5020.33-8.53-CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容:表38：物质ab/10-3c/10-6d/10-9CH417.4560.461.117-7.2经计算得出以下结果：表39：组分COH2CO2H2ON2CH4Cp33.27 31.254.3342.832.9678.94故Cpm=Yi*Cp=36.4kJ/（kmol.T）所以： Q2=36.4168.37（920+273）= 7311346.618kJ（2）出热：转化气的带出热Q3：转化气在330时T=603K根据物理化学教程知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。热容的单位为kJ/（kmol.T）。计算结果同上表37。CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果同上表38。转化气在330时T=603K下，计算结果如下表：表310：组分COH2CO2H2ON2CH4Cp30.76 29.3847.2536.5530.4452.73所以：Cpm=Yi*Cp=32.66kJ/（kmol.T）因此： Q3=32.66168.37（330+273）=3316026.759kJ水的带出热Q4:水在330，T=603K时的热容为：Cp=36.55 kJ/（kmol.T）所以得：Q4=X36.55（330+273）=22039.65X假设热损失Q5=0.04Q总: Q5=0.04(Q1+ Q2)热量平衡： 0.96(Q1+ Q2)= Q3+ Q4 0.96（9821.36X +7311346.618）=22039.65X+3316026.759 X=293.619koml废热锅炉热量平衡表表310：带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ转换气7311346.6183316056.759水2883737.9026471259.993Q10195084.529787316.752407767.76773.3水蒸汽的加入要使H2O/CO=3.5还要加入的水量为：（1184.113-818.73）22.4=16.312 kmol3.4中变炉一段催化床层的物料衡算已知条件：进中变炉一段催化床层的变换气的温度为330进中变炉一段催化床层的变换气湿组分如下表：表311：组 分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量6.868.1639.816.120.270.2428.56100M3(标)284.42338.181650.41668.349.7711.261184.114146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.123.4.1 中变炉一段催化床层的物料衡算假设CO在一段催化床层的实际变换率为60假使O2 与H2 完全反应，O2 完全反应掉故在一段催化床层反应掉的CO的量为：60338.318=202.9908 M3(标) = 9.062kmol出一段催化床层的CO的量为：338.318-202.9908=135.3272 M3(标) =6.0414kmol故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为：1650.409+202.9908-29.77=1833.8478 M3(标)=81.868kmol故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：284.4+202.9908=487.3908 M3(标)=21.758kmol故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：V总（干）=VCO+VCO2+VH2+VN2+VNH4=135.3272+487.3908 +1833.8478+668.34+11.26 =3136.1658 M3(标)故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO的含量：CO=4.32%同理得：CO2=15.54%H2=58.47% N2=21.31%CH4=0.36%所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分如下表：表312：组 分CO2COH2N2CH4合计含量15.544.3258.4721.310.36100M3(标)487.39135.331833.84668.3411.253136.17kmol21.766.0481.8729.830.50140.01剩余的H2O的量为：1184.113-202.9908+29.776=1000.6622 M3(标) = 44.6724kmol故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的总体积：V总（湿）= VCO+VCO2+VH2+VN2+VNH+VH2O135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6722=4136.838 M3(标) =184.68kmol故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量 H2O= =24.19%故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量 CO2=100=11.78同理可得： CO=100=3.27 H2=100=44.33 N2=100=16.16 CH4=100=0.27所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量如下表：表313：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3(标)487.39135.331833.84668.3411.261000.674136.84koml21.766.0481.8729.830.5044.6