稀硝酸工艺设计(毕业设计)

1、年产6万吨稀硝酸车间的工艺设计2.2 稀硝酸生产流程的确定本设计选用中压法流程来生产稀硝酸。其工艺流程方块图见下图： 液氨氨过滤器氨预热器氨蒸发器文氏管混合器混合过滤 器氧化炉空气泥袋过滤器空气透平压缩机机素瓷过滤器副产蒸汽水冷却器尾气预热器水加热器废热锅炉尾气尾气透机平放空第一吸收塔第二吸收塔10%11%稀硝酸冷凝水二次空气稀硝酸生产工艺流程图2.3 稀硝酸生产的主要原理 氨接触氧化法制硝酸的总反应式为:NH3+2O2=HNO3+H2O，反应可分三步进行：氨的接触氧化过程：在催化剂的作用下，将氨氧化为一氧化氮，其反应式为:4NH3+5O2=4NO+6H2O （1）一氧化氮氧化过程：将前一过程

2、中生成的NO进一步氧化成NO2，其反应式为：2NO+O2=2NO2 （2）氮氧化物的吸收过程：用水吸收二氧化氮，从而得到产品硝酸，其反应式为：3NO2+H2O=2HNO3+NO （3）用此工艺可生产浓度为45%60%的稀硝酸。3.5 工艺条件的确定原料氨在硝酸生产成本中占有很大的比重，故在生产过程中必须保证氨的高氧化率（）。按现今技术水平，常压下可达97%98.5%，在加压氧化下可达96%97%。其次，应有尽可能大的生产强度；在生产条件下的铂耗为最小；最大限度的保证铂网有效工作时间，以达到稳产、高产、安全生产的目的。以下讨论氨氧化的一些主要工艺条件温度、压力和接触时间对反应的影响。1. 温度

3、在不同温度下，氨氧化后的反应生成物也不同。低温时，主要生成的是氮气。650时，氧化反应速率加快，氨氧化率达90%；7001000时，氨氧化率为95%98%。温度高于1000时，由于一氧化氮分解，氨氧化率反而下降。在6501000范围内，温度升高，反应速率加快，氨氧化率也提高。但是温度太高，铂损失增大，同时对氧化炉材料要求也更高。因此一般常压下，氧化温度取750850，加压氧化取870900为宜。2. 压力 氨氧化反应实际上可视为不可逆反应，压力对于NO产率影响不大，但加压反有助于反应速度的提高。在工业生产条件下，加压时氧化率比常压时氧化率低1%2%。尽管加压可导致氨氧化率降低，但由于反应速度的

4、提高可使催化剂的生产强度增大。尤其是压力提高可大大节省NO氧化和NO2吸收所用的昂贵不锈钢设备。生产中究竟采用常压还是加压操作，应视具体条件而定。一般加压氧化采用0.30.5MPa压力，国外有采用1.0MPa。由于本设计选用全中压法，操作压力选为0.45MPa。3. 接触时间 混合气体在铂网区的停留时间称为接触时间。当铂网规格和层数不变时，在一定的时间内，流过的气体量越大，气流速度越快，接触时间也就越短，催化剂的生产强度就越大。当接触时间太长即气流速度太慢，氨在铂网前高温处停留时间过长，会引起氨的分解，同时还会引起已氧化生成的一氧化氮的分解，从而降低氧化率。2NH3=N2+3H22NO=N2+

5、O2当接触时间太短即气流速度太快时，在铂网上生产的中间产物羟氨（NH2OH）来不及在铂网上分解，离开铂钢后再分解，而生成氮。另外，有部分氨滑过铂网，与生成的一氧化氮作用，生成氮气和水蒸汽，因而也降低于氨氧化率。 6NO+4NH3=5N2+6H2O由上述可见，接触时间太长或太短均使氧化率降低。因此实际生产中如何选择一个适当的接触时间，对于提高氨的氧化率是非常重要的。常压下：气体在接触网区内的流速w0.3m/s；加压时：由于反应温度较常压高，铂网前的温度也升高，为避免NH3在铂网内的接触时间过长，加压操作就必须采用多层铂网。本设计所选用的接触时间见设备选型一章。3.6 混合气组成氨氧化的混合气中，

6、氧与氨的比值（O2/NH3=r），是影响氨氧化率的重要因素之一，当混合气中氧浓度增加时，r值增加，有利于NO的生成，使氧化率增加。若增加混合气中氨浓度，则可以提高铂网的生产强度。选择O2/NH3比值时应全面考虑。硝酸制造过程，除氨氧化需氧外，后工序NO氧化仍需要氧气。在选择O2/NH3比时，还需要考虑NO氧化所需的氧量。因此，需考虑总反应式：NH3+2O2=HNO3+H2O式中， r= O2/NH3=2，配制r=的氨空气混合气，假设氨为1mol，则氨浓度可由下式算出 NH3=9.5%氨氧化时，若氨的浓度超过9.5%，则在后工序NO氧化时必须补加二次空气。氧氨比在1.72.0时，对于保证较高的氨

7、氧化率是适宜的。工业生产中，为提高生产能力，一般均采用较9.5%更高的氨浓度，通常往氨-空气混合气中加入纯氧配制成氨-富氧空气混合物。必须注意，氨在混合气中的含量不得超过12.5%13%，否则便有发生爆炸的危险。若在氨-富氧空气中加入一些水蒸气，可以降低爆炸的可能性，从而可适当提高NH3和氧的浓度。3.8 氨接触氧化工艺流程3.8.1 空气和氨的净化为了防止铂催化剂中毒，必须将空气和氨加以净化，以除去其中的尘埃、铁锈、油污及基本些有害气体。氨在本设计中来自液氨，少量由钢瓶内的气氨供给，他们都需要经过过滤器除杂。这是保证氧化率及安全生产的重要条件。净化空气的设备类型很多，国内硝酸生产中多采用三段

8、净化法。第一段空气在填料塔或筛板塔内用水洗涤，水洗后空气经过气液分离器；第二段将空气通过粗毛呢做成的袋式过滤器过滤；第三段与来自氨过滤器的氨混合后一起用纸板或多孔素瓷器管制成的过滤器进一步除去机械杂质。生产实践证明，现今大多数厂已不用水洗，只用二段干法过滤即可。为了防止铁锈对铂网的污染，位于氧化炉以前的系统管线全部采用铝或镍铬不锈钢等材质制成。3.8.2 混合气体的配制氨和空气送到铂网以前务必混合均匀。这是保证氧化率和防爆的必要条件。配制混合气体的方法有干式和湿式两种。、干式 将氨和空气按比例分别送入用同一电机或汽轮机带动的氨气和空气送风机，再经混合器制成氨一空气混合气。这样，即便便于调节混合

9、气的组成，又可在电机或汽轮机停机时，同时自行停止氨和空气的输送，从而防止一旦混合气中氨含量过大而引起爆炸。、湿式 先将氨水制成浓氨水，再在发生塔内用空气气提氨，即使氨解吸制成氨一空气混合气。留下的稀氨水则用泵送到吸氨塔循环使用。此法的优点是操作稳定，但氨水循环流程复杂，开工是需先制得一定浓度的氨水，不如干式法简便。本设计是选用干法混合气体。3.8.3 反应热的利用 在氨氧化流程中必须考虑反应热的回收利用问题。氨氧化是强烈放热反应，从氧化炉出来的气体温度约800，而后继工序NO的氧化以及NO2的吸收都要求在低温下进行，因而必须设法将反应热加以回收。其方法是使高温气体通过废热锅炉用以产生动力蒸汽，

10、使之驱动蒸汽透平或产生饱和蒸汽以作他用。此外，根据工艺流程不同，可将部分热量用来预热空气或NO2吸收后的尾气，以节省蒸汽透平的动力。3.8.4 工艺流程简述空气通过粗毛呢过滤器和素瓷过滤器，除去机械杂质和化学杂质。而来自合成氨系统的液氨，在氨过滤器中除去油污和机械杂质后蒸发成氨蒸汽，与净化过的空气在混合器内混合，预热后一起由鼓风机送入纸板过滤器和氧化炉。经过氧化后氨氧化物气体从氧化炉出来直接进入废热锅炉，在此产热能得到回收生动力蒸汽，氨氧化物气体冷却到一定温度后在快速冷却器中冷却。在这里大量水蒸气被冷凝下来，并有少量的NO被氧化成NO2，而溶入水中，形成2%3%的稀硝酸排出系统。第四章 一氧化

11、氮的氧化4.1 一氧化氮氧化机理氨接触氧化后的气体中，主要含NO、O2、N2和水蒸汽，将一氧化氮继续氧化，便可得到氮的高级氧化物NO2、N2O3、N2O4：2NO+O2=2NO2 H=-112.6 KJ/mol (1) 2NO2=N2O4 H=-56.9 KJ/mol (2) NO+NO2=N2O3 H=-40.2 KJ/mol (3)上述三个反应均为放热和体积减小的可逆反应，因而降低温度和增加压力会使反应平衡向右移动，即有利于一氧化氮的氧化。式（2）和（3）的反应速度较快，NO和NO2生成N2O3的速度0.1S内便可达到平衡。NO2叠合成N2O4的速度更快，在10-4S内便可达到平衡。NO氧

12、化成NO2是硝酸生产中重要的反应之一。与其他反应相比，这是硝酸生产中最慢的一个反应，是整个氧化过程的控制步骤。因而如何提高NO的氧化速度是硝酸生产中的一个重要问题，而影响两者的因素有温度、压力、NO的初始质量和O2含量等。4.2 氧化反应的影响因素 2NO+O2=2NO2 H298=-112.6kJ温度 有上式可知该反应是放热反应，因此降低温度能加快NO氧化反应速度。压力 该反应为体积缩小的反应，当其他条件一定，增加操作压力，可以减小反应容积，促使平衡向右移动，氧化所需时间减少很多，可以大大加快NO的氧化速度。气体组成 根据实验，知一氧化氮氧化反应的反应速度与一氧化氮和氧的浓度均成正比。所以增

13、加气体中NO的浓度，可以大大加快反应速度，缩短反应所需时间。但实际生产中，一氧化氮浓度受到氨氧化过程的限制，因为氨氧化时气体中氨的浓度小于12%，因此，要提高反应速度，就只有增加氧浓度着手。用氨空气混合气进行接触氧化时，若氨的浓度在9.5%以上，则在以后的工序中还在添加含氧气体（称二次空气）。加入含氧气体量的多少，应能保证NO的氧化速度尽可能大。氧化所需空间尽可能小为原则，这就要确定一个最适宜浓度，一般情况下氧浓度为加入含氧气体的1/3为宜。综合上述，良好的NO氧化工艺条件应是：加压、低温及适宜的气体含量。4.3 一氧化氨氧化的工艺流程良好的NO氧化工艺条件应是：加压、低温及适宜的气体含量。这

14、也是NO2吸收的良好条件。NO氧化工艺过程是：将氨氧化所得的高温氮氧化物，先经废热锅炉回收热量后，一般气体温度可降至200左右。但NO氧化成NO2要求温度愈低愈好，故仍需进一步进行冷却，而随着气相温度降低，其中水蒸汽露点也同时相应降低，从而冷凝出水来，导致部分NO2和N2O3溶入水中形成稀硝酸，因而降低了气相中氮氧化物的含量，不利于以后NO2的吸收。对于生产稀硝酸的生产系统，这部分冷凝的稀硝酸可适量的补充到吸收塔的循环酸中，作为吸收NO2之用。但这对于直接法合成浓硝酸的生产系统来说，必须考虑到系统中的水的总平衡。理论上有氨氧化制得的硝酸浓度，按反应NH3+2O2=HNO3+H2O可知，只能得到

15、77.8%HNO3。如系统中有冷凝水生成，其浓度就更低了。为此，必须将由冷凝水造成的稀酸排出系统。当然这会减少一些硝酸产量。为了解决这一问题，可将氮氧化物迅速冷却，使其中的水蒸气快速冷凝下来，而使NXOY来不及氧化，借以尽可能减少气相氨氧化物损失。这一过程通常是在快速冷凝过程中进行的。这就要求选择冷却面积以及传热系数大的高效冷却器，称为快速冷却（凝）器。常用的有淋洒热排管式，竖立列管式和鼓泡式等几种类型。气体以高速通过冷却器的管内，管外用大量冷却水冷却，使气体的冷却和水的冷凝过程在短时间内完成。经过快速冷却后，气体中水分大部分被除去，这时就可使NO充分地氧化，氧化可在气相，液相或气液界面上进行

16、，习惯上分为干法氧化和湿法氧化两种。干法氧化是将氮氧化物通过一个干燥的氧化塔来进行的，要求气体在塔中有充分的停留时间，从而达到氧化的目的。氧化塔可在室温操作，也可以采用冷却措施，以将氧化时所放出的反应热移走，对于中压法和高压法系统，多数厂并不特设氧化塔，实际上仅用输送氧化输送气体的管道本身可满足NO的氧化要求。湿法氧化是将气体通入一塔内，塔中用较浓的硝酸喷淋。其优点有：、此法系将NO气相氧化反应转移到液相中进行，大大加快了反应速度。、可利用大量循环酸将NO氧化的反应热带出系统，降低了温度，故换热效率更高。、此法是利用制酸的逆反应将NO氧化，即2HNO3+NO=3NO2+H2O，因此几乎可将气相

17、NO完全氧化成NO2。通常湿法氧化用于常压流程，在加压流程中，由于一氧化氮氧化的完全程度和速度都相当大，所以采用干法氧化。本设计是采用加压法，综上比较，一氧化氮的氧化采用干法氧化。第五章 氮氧化物的吸收5.1 氮氧化物吸收机理一氧化氮氧化后的混合气体中含有NO，NO2，N2O3，N2O4等氮氧化物，习惯上称这气体为硝化气，硝化气中除一氧化氮外，均能与水发生作用，其反应式如下：2NO2+H2O=HNO3+HNO2 H298=-116.1kJ (1)N2O4+H2O=HNO3+HNO2 H298=-59.2KJ (2)N2O3+H2O=2HNO2 H298=-55.7kJ (3)在吸收过程中，N2

18、O3含量极少，因此式（3）可以忽略。而式（1）和式（2）的反应结果，都是生成等到分子的HNO3和HNO2，其中亚硝酸性质较活泼是很不稳定的，只有在温度低于0，而且浓度极小时才能稳定存在。因此，在一般工业条件下，HNO2会很快按下式进行分解：3HNO2=HNO3+2NO+H2O H298=75.9kJ因而，用水吸收氮氧化物总反应式可以写成：3NO2+H2O=2HNO3+NO H298=-136.2kJ从上式可以看出，用水吸收NO2时，只有2/3NO2转化为HNO3，而1/3NO2转化为NO。工业生产中，需将这部分NO重新氧化和吸收。5.2 工艺条件的确定5.2.1 吸收温度NO2用水吸收的反应是

19、放热反应，降低温度，平衡向生成硝酸的有利方向移动。同时，NO的氧化速度也随温度的降低而加快。当吸收度不变时，降低温度可使吸收容积变小。所以无论从提高成品酸的浓度还是从提到吸收设备的生产强度，降低温度都是有利的。由于NO2吸收和NO氧化放出大量的热，因此在吸收过程中要及时除去这些热量以保证较低的吸收温度，除去热量的方法一般都是用水，由于受到冷却水温度的限制，吸收温度一般在2035，若要进一步降温，需利用液氨冷却盐水移去反应热，可使吸收温度降至0。 5.2.2 操作压力提高压力，不仅可使吸收向生成硝酸方向移动，而且可以加快反应速率。同时，加压可以大大减少吸收窖，从而可降低设备所需不锈钢的费用。但压

20、力不可选择过高，如果压力过高，则动力消耗增加的多，二则吸收设备对材料的需求更为苛刻。因此，最适宜的操作压力的确定要全面衡量，通常根据吸收塔造价，压缩机及尾气膨胀机价格，电能消耗以及成品酸浓度要求等因素决定。 5.2.3 气体组成这主要是针对气体混合物中氮氧化物和氧的含量而言的。氮氧化物的含量根据吸收反应的平衡所知，要提高产品酸的浓度，首先要提高NO2的含量，或者要提高NO的氧化度。为此，气体在进入吸收塔前必须经过充分的氧化，以提高NO2的浓度。氧的浓度如前所述，当氨一空气混合气体中氨浓度大于9.5%时，在吸收部分必须补加二次空气。由于NO氧化与NO2吸收同时进行，以至于很难确定最适宜的氧含量。

21、通常是控制吸收后尾气中氧浓度在3%5%左右。若尾气中的氧含量太高，说明前面补加的二次空气太多，稀释了氮氧化物的浓度，导致处理气量大，阻力高。反之，若尾气中氧含量太低，说明补加空气量少，不利于氧化。第六章 工艺计算6.1 物料衡算当选用0.45MPa全中压法时，由2.2节的表3可知：（1）生产时间：除设备检修及放假时间，全年的生产时间为300天，即7200h；（2）氨气的进口浓度为：10.5011.80%（V/V）；（3）以氨计，全厂收率为98；（4）氧化反应收率为96；（5）生产的硝酸浓度为5053%（W/W）；（6）尾气组成中含0.10.15（V/V）的NO。加压下氨氧化生产硝酸的过程 基准

22、：反应器进料100kmolNH3。6.1.1 反应器（氧化）在氧化反应器中主要反应为：反应1：NH3(g)+O2(g)NO(g)+H2O(g) Hrº=-226334kJ/kmol反应2: NH3(g)+O2(g)N2(g)+H2O(g) Hrº =-316776kJ/kmol反应3: NH3(g)+ NO(g)N2(g) +H2O(g) Hrº=-452435kJ/kmolNH3空气氧化器物料衡算 图1对反应1,在96%的收率时，生成的一氧化氮(NO)=100×0.96=96kmol所需的氧 (O2) = 96×=120 kmol生成的水(H

23、2O) = 96×=144 kmol其余4%的氨(NH3)反应生成氮(N2)，生产1mol氮（N2）需氧（O2）为3/2mol，由反应式2,得：生成氮=2 kmol所需氧=4×=3 kmol生成水=4×=6 kmol因此，所需氧总量 = 120+3=123kmol生成水总量 = 144+6=150kmol向反应器供给的空气是过量的，一方面使氨浓度低于爆炸极限（氨浓度为10.5011.80%），同时可使一氧化氮氧化成二氧化氮。反应：NO(g)+ O2(g) NO2(g) Hrº=57120kJ/kmol氨的进口浓度取为11%（V/V），故供给的空气量=10

24、0/11×100=909 kmol空气组成: 79%N2 , 21%O2（V/V）所以进入氧化炉的氧和氮的流量:氧(O2)=909×0.21=191kmol 氮(N2)=909×0.79=718 kmol未反应的氧，即出口物流中的氧=191123 = 68kmol出口物流中的氮为空气中的氮和氨氧化反应中生成的氮的总和。出口物流中的氮 = 718+2 =720kmol计算结果，物流组成如下:物料衡算 表1物料进料(3)出料(4)kmolkgkmolkgNH310017000NO0962880H2O微量1502700O21916112682176N2718201047

25、20201602791627916注：(1)进料中水量较小，可忽略不计.(2)出口气体中有一些二氧化氮(NO2)，但氧化器温度在870至900时量较小,一般小1%（3）总输入量应等于总输出量。总量的计算，可校核物料平衡的计算。6.1.2 废热锅炉（WHB）和冷却-冷凝器离开氧化炉的气体，经废热锅炉和冷却冷凝器换热温度降低。在废热锅炉中，虽然没有物料的分离，但组分发生变化，温度也下降了。氧化的量取决于停下时间和温度，在冷却冷凝器的出口基本上达到了完全氧化，冷凝的气体和水形成3040%（W/W）的稀硝酸。冷却冷凝器的平衡进口物料与氧化炉出口物流4组成相同。设冷却冷凝器温度为40，冷却水的最高温度约

26、为30。这样两者温差约为10。如果离开单元的组成取为35%（w/w），假定在出口温度下，气体与冷凝液体处于平衡，这样就可以估算气相组成。在40，45%硝酸液面上水的蒸气压力为2.323KPa，总压取450KPa。出口气体物流中的摩尔分率可由水蒸气压与总压之比得到：=5.16×10-3第一次试差,假定在进口物流中所有水都冷凝,则冷凝的水为：150kmol =2700kg二氧化氮和这些水结合成35%的溶液反应5: 3NO2+H2O2HNO3+NO为方便计算，在计算中取冷凝液100kmolHNO3(100%)作为辅助基准:对反应5,形成100kmolHNO3所需的水量=100×=

27、50kmol=900kg，100 kmol HNO3 质量 = 100×63=6300kg将100%硝酸稀释至35%硝酸所需的水为：=11700kg形成稀硝酸的总的水量 = 900+11700=12600kg将此计算基准换算至原先100kmol氨(NH3)进料量基准:形成硝酸(HNO3) = =100×=21.4kmol反应5消耗的二氧化氮(NO2) = 21.4× =32.1kmol生成一氧化氮(NO) = 21.4 = 10.7 kmol反应所需的水(H2O) = 21.4 = 10.7 kmol未与二氧化氮(NO2)反应的冷凝水量= 150-10.7= 13

28、9.3kmol离开冷凝器气体中，未氧化的一氧化氮（NO）量取决于停留时间及进口物流中一氧化氮（NO）和二氧化氮（NO2）的浓度。为简化起见，平衡计算时出口气体中一氧化氮（NO）的量取为在冷凝器中吸收二氧化氮（NO2）形成硝酸时所生成的一氧化氮（NO）量。出口气体中一氧化氮（NO）为10.7kmol。这样在出口物流中未反应的氧可以由单元氮氧化物及氧的平衡式计算得到。氮氧化物平衡进料(NO+ NO2)总量为物流4中的一氧化氮(NO) =96 kmol，其中21.4kmol是作为HNO3形式离开的，所以出口气流中(NO+ NO2)量=96- 21.4 = 74.6kmol，假定一氧化氮为10.7km

29、ol,则出口气体中二氧化氮量= 7406- 10.7 = 63.9 kmol。氧平衡假定未反应的氧(O2)为X kmol，离开此单元的氧为:（+ NO2 +X+（HNO3 + H2O=（+63.9+X）+(×21.4+ )=（171+X）kmol进入单元的氧= (+ O2 +=68=191kmol 由氧平衡得未反应氧(O2) X= 191-171=20.0kmol以下对第一次试差时，所有的水蒸气都冷凝的假设进行校核。在气流中的水量 = 总流量×摩尔分率。气体总流量（忽略水）为10.7+63.9+20+720=804.6kmol,水的摩尔分率估计为：5.16×10-

30、3，所以水蒸汽= 804.6×5.16×10-3 =4.2 kmol冷凝水= 139.3-4.2 = 135.1 kmol应用此值重新计算，可以得到更好的近似值。但是酸，氮氧化物，氧和水的流量变化较小，因此，只要改变原先在气流中的冷凝水量即可。物流(6)中水 = 4.2 kmol=75.6kg物流(7)中水 =139.3-4.2=135.1kmol =2431.8kg计算结果，物流组成如下：物料衡算 表2物料气流 (6)酸(7)kmolkgkmolkgNO10.7321微量NO263.92939.4微量O220.0640N272020160HNO321.41348.2N2O

31、4.275.6135.12431.824136.03780.0校核：物料(6)+(7)总量=24136.0+3780.0=27916 kg与物流(4)出口总量27916 kg相同。6.1.3 吸收塔在吸收塔，气体中的二氧化氮(NO2)是用水吸收，生产约52%（W/W）的酸，为了使进口气体中的NO氧化生成NO2，必须供给足够的氧，氧化速率取决于氧的浓度，所以氧总是过量的，在较好操作情况下，从吸收塔排放的尾气中应含有约3% O2。物料衡算 图2 物料(6)组成为：进入吸收塔进口物流中：一氧化氮(NO)为10.7kmol ，氧(O2)为20.0kmol将物流中一氧化氮(NO)氧化为二氧化氮(NO2)

32、所需的氧，根据反应式(4),得氧(O2) 为 =5. 35 kmol 。因此，进口物流中游离的氧 = 20.0-5.35= 14.65 kmol将反应（4）和反应（5）结合，得吸收二氧化氮(NO2)，生产硝酸的总反应式：反应式6：4 NO2 +2 H2O+ O2 4 H NO3 应用这一反应，在吸收塔氧化生成一氧化氮(NO)所需的氧为：（NO+ NO2）物料6中×=（63.9+10.7）× = 18.65 kmol这样，除进口气体中的氧量外，完全氧化所需的氧(O2)为：18.65-14.65= 4kmol设二次空气的流量为ykmol，因此，二次空气中的氧(O2)为0.21y

33、 kmol，其中4 kmol的氧在吸收塔中和一氧化氮(NO)反应，所以尾气中游离的氧为（0.21y-4）kmol。进入吸收塔的氮(N2)量不发生变化，所以在尾气中：氮=从冷凝器进入吸收塔的氮+二次空气中的氮=（720+0.79y）kmol尾气中其他组分的量可忽略，主要是氮(N2)和氧(O2)的量，所以尾气中氧(O2)的百分数为： =3由此得 y=141.6 kmol尾气中的氧(O2) = 141.6×0.21- 4 = 25.7kmol 尾气中的氮(N2) =141.6×0.79 + 720 = 831.9 kmol在尾气中将含有0.1%0.15%一氧化氮(NO),若以0.

34、1%计，则尾气组成中一氧化氮(NO)量为：总流量×0.001 =（N2+ O2）流量×0.001=（831.9 + 25.7）×0.001 = 0.86 kmol二次空气的量是根据所有氮氧化物被吸收的假定计算的，其也可以由尾气中O2浓度假定值计算得到，这一数值不会变化，但是尾气中的的数值要进行校正，以满足平衡的要求。从反应(4)和反应(6)可以计算未反应的氧(O2)， 由于0.86 Kmol的一氧化氮(NO)未被氧化或吸收，所以尾气中的(O2)调整为： 25.7+0.86（）=26.3 kmol在进口水温，例如25时，尾气将被水所饱和。25时，水的分压为2.12k

35、Pa，吸收器压力为450MPa，则 水的摩尔分率为： = 4.7×10-3尾气中的水为（831.9+25.7）×4.7×10-3 = 4.0kmol物流（11），所需的水：除在尾气中允许的一氧化氮(NO)量外，吸收氮氧化物等于生成硝酸(HNO3),（反应式6） (63.9+10.7)-0.85 = 73.75 kmol = 4646.25kg由反应6,化学计量计算所需的水为：×2 = 36.88 kmol离开吸收器的酸浓度取为52%（W/W），稀释水为= 4288.85 kg =238.27 kmol因此，包括进口物流（6）中的水蒸气，而不计二次空气的少

36、量水，则总水量为：36.88+238.27+4.0-4.2 = 27.5kmol计算结果，物流组成如下：物料衡算 表3物流二次空气(8)进口(9)尾气(10)进料水(11)酸(12)kmolkgkmolkgkmolkgkmolkgkmolkgNO10.7321.00.8525.8NO263.92939.4微O229.7950.449.71590.426.3841.6N2111.93133.2831.923293.4831.923293.2HNO373.754646.25H2O微4.275.64.072.0275.04950238.2742288.854083.628219.824232.649

37、508935.1总量校核 ：物流(6)+(8)= (9)?24136.0+4083.6=28219.828219.6=28219.8(相近)物流(9)+(11)= (10)+(12)？28219.8 + 4950 = 24232.6+8935.133169.8 =33167.7（接近）6.1.4 生成的酸从冷凝器 HNO3 = 21.4 kmol = 1348.2 kg H2O = 135.1kmol = 2431.8kg从吸收器 HNO3 = 73.75 kmol = 4646.25 kg H2O = 283.27 kmol = 4288.85 kg总量 HNO3 = 1348.2 + 46

38、46.25 = 5994.45kg H2O = 2431.8 +4288.85 = 6720.65kg因此 HNO3 + H2O = 12715.1 kg混酸浓度 = ×100% = 47.2%物料衡算 表4物料生成的酸（13）kmolkgHNO395.155994.45H2O418.376720.65 12715.16.1.5 总收率总收率可由氮平衡计算得到：收率=×100%=% = 95.15%6.1.6 放大至所需生产的速率本设计任务是生产6万吨/年（52%）的稀硝酸，换算成100%的硝酸则是3.12万吨/每年；年生产时间为7200h。=4333.33kg/h=68.

39、78kmol/h计算基准为100kmolNH3，可以生产5994.45kgHNO3，故放大因子为=0.72不计生产过程中的损失，将所有物流乘以这一因子，例如从冷凝器出来的物流（6）：物料衡算 表5物料100kmolNH3基准质量/kg放大因子3.12万吨/年的质量流速/kg/hNO321.0×0.72231.12NO22939.42116.37O2640.0460.8N22016014515.2H2O75.654.432413617377.926.2 能量衡算基准：1h6.2.1 压缩机（透平机）计算压缩机功率及其所需能量 空气总量 = 一次空气 + 二次空气= （6112+2010

40、4+950.4+3133.2）×0.72= 21815.72kg/h 进口流速为 = 0.209kmol/s在15，0.1MPa进口条件下 体积流速为 0.209×22.4×=4.94m3/s应用离心压缩机，从有关资料中查出Ep = 74功（单位kmol）为 Z1T1R出口温度 T2 =T1 设空气可取为1.4 m = = n = 进口空气取为15，无中间冷却，故T2 = 288×(0.45/0.1)0.39= 517.8 K由此说明温度较高，需要进行中间冷却。假设压缩机分为两段。每段的功接近相等。取中间冷却器气体出口温度为60，在等功情况下，中间级压力

41、为 P = = = =2.12虽然中间压力取为2.12，每段功并不严格相等，尤其是进口温度变化时，但是两段的功是接近的。第一段功，进口15功 = 1×288×8.314×= 2090.8kJ·kmol-1第二段功，进口60功 = 1×333×8.314× = 2417.5kJ·kmol-1 总功 = 2090.8 + 2417.5 = 4508.3 kJ·kmol-1压缩机功率 = = ×103 = 1.272×106J/s =1.3MW每小时所需的能 = 1.3×3600

42、= 4680MJ压缩机出口温度 = 333×2.120.39 = 447K设为180因为温度较高，因此不必进行预热就可以进入反应器。6.2.2 氨气化氨是在压力下以液体状态贮存的。在0.45MPa下的饱和温度为0，假设进入气化器的料液温度为15，则氨不需要汽化即可。进入气化器的流速为 1700×0.72= 1224kg/hT 型混合 空气 Cp = 1 kJ/kgK氨蒸气 Cp = 2.7 kJ/kgK进料空气量 = （6112 + 20104）×0.72 = 18875.52kg/h在T 型混合范围进行能量平衡，取进入氧化器的温度t3为基准温度， 则 11887

43、5.52（180 - t3 ）+ 3077.0 2.7（15 - t3）= 0 t3 = 130 = 403K6.2.3 氧化器假定氧化器是在绝缘条件下操作，所用的数据如下：反应1，H = -226334 反应2，H = -316776 反应中收率的损失认为是由反应2引起的。由反应1，反应的氨量=进入氧化器的氨流量反应器收率=100×0.72×0.96 =69.12kmol/h由反应2，反应的氨量 =100×0.72×0.04 = 2.88kmol/h流量和热容的数据汇总如下页表:能量衡算 表1物流进料(3)产品(4)C/（kJ·kmol-1&

44、#183;K-1）组分kmol·h-1kmol·h-1ab104c106d109NH37210.8794.796.79-4.71O2137.548.9611.18-0.01466.95-63.85N2516.98518.4112.39-54.11066-4.65NO69.1311.68-3.743.8-1.67H2O10812.87.64.2-1.43(1)、 反应热Qr,1 = (-Hr,1º) n1 = 226334×69.12 = 15644206kJ/hQr,2 = (-Hr,2º) n2 = 316776×2.88= 912

45、314.8kJ/h(2)、 设基准温度为25，因进料(3)的温度为130，所以料气带入的热量为：能量衡算 表2组份kmol/hnanb104nc106nd109NH3721977.916532.91253.9-857.94O2137.53887-3.52785.2-20148.8N2516.9816193-80121.720181.2-8021.3niCp,i22058-5345017581.9-29123.6=dT=2753514.1kJ/Hmk (3)、 燃烧后气体带走的热量为:能量衡算 表3组分kmol/hNanb104nc106nd109O2137.51384.2-2.13482.3-

46、7821.4N2516.9819231.6-68122.315123.7-5721.4NO69.522410.3-7812.7789.5-321.5H2O108.64237.22234.71123.7-399.2niCp,i23163.6-69459.916648.1-14673.6=dT根据能量守衡 Q2 = Q1+Qr ,得H2 = H1 +Qr,1 +Qr,2解得 T = 1145K = 872第七章 主要设备的工艺计算和选型7.1 氨氧化炉氨催化氧化过程的核心设备是氧化炉，选择的基本要求如下：（1）、保证反应气体能够均匀的通过整个催化剂截面；（2）、在能保证气固接触最大反应面积前提下，

47、应尽可能缩小设备体积，以减少热损失；（3）、设备结构简单，装卸催化剂方便。目前工业应用氧化炉有常压式、中压式、高压式。本设计采用的是中压式氧化炉，中压式氧化炉目前常使用的是：氧化炉-直流式废热锅炉联合装置和双加压法氧化炉与废热锅炉联合装置。后者造价较高，我国普遍采用前种联合装置。7.1.1 设备简介氧化炉-直流式废热锅炉联合装置现今中国采用较为普遍。氧化炉直径为3m，采用5张铂铑钯网和一张纯铂网，设计氧化率为96%，联合装置上部为氧化炉，中部为过热器，下部为立式废热锅炉。氨空气混合气由氧化炉顶部通入，经气体分布板、铝环和不锈钢环填充层，使气体均布于铂网上。为了充分利用氨的反应热，在中部过热器中

48、，高温的氨氧化物与干饱和蒸汽进行间接换热，产生过热蒸汽。氨氧化物气体在进入下部换热器的列管内，与列管间的水进行换热，产生饱和蒸汽，换热器间的水与锅炉汽包形成自然对流循环。汽包分离出来的水仍回到锅炉。废热锅炉的管板采用椭圆形结构，以改善热补偿能力。该设备生产能力大，铂网生产强度高，压力降小，操作方便。7.1.2 工艺计算及选型氨空气混合气量为： F=(100+191+718) 0.72=741kmol/h 进口温度取：429K（由热量衡算得）则化为体积流量为：741×22.4×403/273 =24502.4m3/h 气氨量为：17000.72=1224kg/h氨空气混合压力

49、为：0.45 MPa （绝压）催化层温度为：872氧化率为：96% 根据3.3.2节铂网规格表中的数据，选择的铂网规格为：网丝直径为： 0.008 cm 孔数: n=1024孔/ cm2线数: 32活性表面积： S=1.608 m2/ m2 铂网的容积百分率： f = 0.598氨催化氧化炉直径和生产强度的计算:氨催化氧化的接触时间：lg=-0.1072+7.02×10-63当氨的氧化率=96%时lg=-0.1072×96+7.02×10-6×(96)3=0.83×10-4s入炉混合气体在标准状态下的体积为：VO=741×22.4/3

50、600=4.51m3/s反应温度 T=872+273=1145 K铂网张数 m=6张网丝直径 d=0.008 cm 操作压力 P=0.45 MPa=450KPa查的铂网容积百分率将上列各值代入下式得氨氧化炉横截面积：S=VOT/0.03fdmP =0.83×10-4×11.36×1145/(0.03×0.598×0.008×450×6) =1.13铂网的有效直径：D=每平方米的铂网表面积为S：S=6.283d=6.283×0.008×=1.61m2/全部铂网的总表面积为: F=1.61×6

51、15;1.13=10.94m2铂网的生产强度： A = 1224×24/10.94=2685.19kg/m2·d（NH3）而中压法的铂网生产强度可以达到3000 Kg/m2·d（NH3），因此完全可以满足生产需求。根据以上计算和相关资料得出本设计选择的氧化炉规格如下：1300×10093 材质 不锈钢和碳钢该氧化炉直径 为1.3m，采用5张铂铑钯网和一张纯铂网，操作压力0.45MPa，温度872，设计氧化率96%，联合装置上部为氧化炉，中部为过热器，下部为立式废热锅炉。7.2 酸吸收塔NO2吸收塔是制酸系统的主要设备，选择的基本要求如下：（1）、生产能力

52、大，即单位时间，单位塔截面的处理量大；（2）、分离效率高，即每层塔板的分离程度大；（3）、操作弹性大，即最大气速负荷与最小气速负荷之比大，表明气速负荷波动较大时也可以维持正常操作；（4）、流体阻力小，即气体通过每层塔板的压强降小；（5）、塔的结构简单，造价低廉，安装容易，维修方便，运转可靠。 吸收塔因操作压力不同，可分为常压和加压两种吸收塔；而按塔型又可分为填料塔、泡罩塔、筛板塔等多种类型。本设计采用加压吸收塔，加压吸收通常都采用筛板塔，一般内装塔板3040块。为移去反应热，在塔板上设置冷却蛇管，依靠冷却介质间接换热。下面对该设备进行简单计算：进塔气量为： 960.4 0.72×22

53、.4 ×313/273=17857.5m3/h出塔气量为：863.06×0.7222.4×298/273 =15278.5m3/h吸收压力为：0.45Mpa(绝压) 进口温度为40V=4221.23m3/h吸收塔直径：D=2.73m 7.3 其他设备选型7.3.1 尾气透平膨胀机：向心式膨胀器P32035/1111介质：尾气进气温度：180进气压力：0.35Mpa(绝)出口压力：0.11 Mpa(绝)出口温度：110流量：17000 Nm3/h功率：600KW(输出)7.3.2 离心式压缩机：DA100051介质：空气进气温度：15进气压力：0.1Mpa(绝)出口

54、压力：0.45 Mpa(绝)出口温度：175流量：20000N m3/h功率：1800KW(需要)第八章 车间设备布置车间布置设计的原则：最大限度地满足工艺生产包括设备维修的要求；有效得利用车间布置的要求；要为车间的技术经济指标、先进合理以及节能等要求创造条件；考虑其他专业对本车间布置的要求；要考虑车间的发展和厂房的扩建；车间中所采取的劳动保护、防腐、防火、防毒、防暴及安全卫生等措施是否符合要求；本车间与其他车间在总平面图上的位置合理，力求使它们之间输送管线最短，联系最方便；考虑建厂地区的气象、地质、水文等条件；人流物流不能交错。在本次设计中，我们按照设计的工艺流程进行布置，把整个工艺流程分为三个部分：液氨的汽化部分，氨的催化氧化部分，酸的吸收部分这三个阶段。在这三个阶段的整体布置上，采用以氨的催化氧化部分为中心，其余两个部分围绕它进行布置的方法。之所以采用这种布置方法是因为这样可以避免不必要的交叉和迂回，使布置明朗、缩短输送物料的管道长度，以降低投资、阻力和热（冷）能量的损失。首先，对于