化工专业课程设计指导书

专业课程设计指导书

化学工程与工艺系

二〇一五年二月

目录绪

论

1

第一章合成氨厂变换系统工艺设计

3

第二章天然气蒸汽转化过程设计

12

第三章城市煤气厂脱硫工段工艺设计

14

第四章轻柴油裂解过程工艺设计

16

第五章山梨醇生产工艺过程设计

19

第六章碳纤维前驱体聚丙烯腈生产工艺设计

20

绪

论一.课程设计的目的

1.培养学生严谨的科学态度，正确的设计思想，科学的研究方法和良好的工作作风。

2.培养学生的独立思考及工作能力，独立检索资料、阅读文献、综合分析、理论计算、工程制图、使用计算机、数据及文字处理等能力。

3.培养学生掌握一定的基本技能及综合运用基础理论、基本知识。通过课程设计的教学过程，使学生掌握设计的方法及步骤、获得工程设计和科学研究的初步锻炼。

二.课程设计对学生的基本要求

1.学生要刻苦钻研，勇于创新，独立完成课程设计任务，不准弄虚作假、抄袭别人的成果，保质保量地完成《课程设计任务书》所规定的任务。

2.严格遵守纪律，在指定的地点进行课程设计。

3.自觉遵守教室使用的相关规则，定期打扫课程设计工作现场的卫生，保持良好的工作环境。

4.课程设计成果及资料应交系资料室收存，不得擅自带离学校。

三.课程设计的基本内容

1.文献的检索、分析、综合和应用;

2.综述设计项目的目的和意义;

3.工艺方法选择及论证;

4.反应原理及有关计算;

5.工艺流程设计及论证;

6.设备型式选择及论证;

7.化工工艺计算:物料衡算;热量衡算;非定型设备工艺计算;

8.定型设备选择及化工管道设计;

9.设计绘制工艺物料流程图;

10.编写设计说明书。

四.课程设计的学时分配

课程设计的教学时数为3周，设计进程及学时分配如下：

1.设计准备：下达设计任务书、安排设计进度；查阅资料、收集所需设计参数。（0.5周）

2.工艺方法及流程设计：确定工艺方法；设计绘制原则性工艺流程图；设备型式选择。（0.5周）

3.工艺设计计算:物料衡算；热量衡算；非定型设备工艺计算；定型设备选择；化工管道设计。（1周）

4.图纸和设计说明书：设计绘制工艺流程图；编写设计说明书。（0.7周）

5.设计考核和评定成绩。（0.3周）

五、课程设计的考核

对设计说明书的内容和质量以及设计图纸质量进行审核并分组答辩，综合评定成绩，成绩按优、良、中、及格、不及格五级记分。

六.课程设计资料的装订

在教师的指导下，由学生按如下规定顺序装订课程设计资料：封面→任务书（含成绩）→设计说明书→图纸。要求设计资料整齐、清洁。第一章合成氨厂变换系统工艺设计

在合成氨生产中，一氧化碳变换是重要的一环。合成氨原料气中的一氧化碳对合成氨催化剂有毒害作用。在工业生产中，一般分二次除去，其中绝大部分是通过一氧化碳变换反应除去的，微量一氧化碳再经铜洗精炼或甲烷化除去。

变换反应为：

这样既能把一氧化碳变为易于除去的二氧化碳，而且二氧化碳又是生产碳酸氢铵、纯碱、尿素等化工产品的重要原料，同时又可制得与被除掉的一氧化碳等摩尔的氢，所消耗的只是廉价的水蒸汽。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，在合成氨生产流程中是非常重要的一个环节。

1.1变换系统的流程

二十世纪八十年代以来，我国合成氨厂变换系统在技术改造、节能降耗等方面取得了重大进展。

八十年代中期，我国研制出了钴钼耐硫宽温变换催化剂（B302Q、B303Q等），其低温活性达到国际先进水平。现在已被国内合成氨厂普遍采用，由传统的单一中变流程改为中变串低变流程。近年来，进一步改造成能耗更低的全低变或中低低流程。中变串低变流程是在传统单一中变流程的中变炉后串联一台低变炉；全低变流程是变换炉三段都采用钴钼耐硫低变催化剂，变换反应温度进一步降低，采用的汽气比更低，蒸汽用量更少；中低低流程是变换炉一段采用铁铬系中变催化剂，二、三段采用钴钼耐硫催化剂。由于铁铬系中变催化剂耐有害成分的能力较强，因而有效地保护了低变催化剂，使其优越性得以充分发挥。目前以固体燃料为原料的合成氨厂变换系统主要是这三种流程。

变换系统各种流程的简单对比

流程

单一中变

中变

串低变

全低变

（三段）

中低低

（三段）

无饱和塔

全低变

催化剂

B104,B106,

B109

中变：B113

低变：B303Q

B302Q、B303Q(EB-4)

中变：B113

低变：B303Q

B302Q、B303Q(EB-4)

变换炉出口

温度℃

约400

约200

约200

约200

约200

汽气比

1.02～1.05

0.5～0.6

0.3～0.4

0.4～0.5

0.27～0.32

循环水量

吨/吨氨

25～30

13～15

6～8

8～9

－

最终

变换率

90％

95％

95％

95％

95％

出口CO

3％

1％

1％

1％

1％

段间

降温方式

**冷激

**冷激

间接换热

间接换热

**冷激

由于钴钼耐硫宽温变换催化剂的活性温度低，因而使变换反应温度大幅度下降（低变温度180℃～210℃），比单一中变第三段的温度低了约200℃。变换反应是可逆放热反应，反应温度降低，有利于平衡向生成物方向移动，这样就使得变换反应水蒸汽用量大幅度下降，汽气比由单一中变流程时的1.02～1.05（过去由于反应温度高，为达到一定的变换率，必须维持较高的汽气比），降低为中串低流程时的0.6左右，全低变流程时的0.3～0.4左右。由于变换系统是合成氨厂蒸汽用量大户，所以节能降耗作用显著。

1.2变换系统饱和热水塔工艺设计

饱和热水塔是变换系统的主要热量回收设备，它的设计与操作好坏直接关系到外界补充给系统蒸汽量的多少。外界补充的蒸汽越少，则能耗越低，经济效益越好。

1.2.1变换系统饱和热水塔工艺设计主要内容

1、根据所采用的流程确定初始气体成分、最终变换率、汽气比等，计算变换后气体成分，变换气露点，变换气绝热饱和温度；

2、初定循环热水量，进行水加热器、饱和塔、热水塔物料衡算，能量衡算；

3、计算饱和塔、热水塔平衡线，操作线，据此绘制两塔I~t图，求出饱和塔、热水塔理论塔板数；

4、检视两塔推动力是否合理，若不合理，则调整循环热水量，从第2步开始重新计算，直至合理为止；

5、绘制所用系统工艺流程简图、饱和热水塔计算物料表。

1.2.2

湿气体的几个热力学性质

（1）饱和度φ：气体中水蒸汽分压PH2O与同一温度下水的饱和蒸汽压PH之比，称为气体中水蒸汽

饱和度，即

饱和塔出口气体中的水蒸汽含量，最大达到出口温度下的饱和湿含量，即φ＝100％，实际生产中是达不到饱和的，一般φ＝90～95％

（2）湿含量m：指1kg干气体中所含有的水蒸汽质量

kg/kg(干气)

M干——干气体分子量

P――气体总压，绝对压力

（3）热含量I：即单位质量气体所含有的热量。一种物质在某一状态下的热含量是从某一基准状态变化到该状态时所吸收的热量。基准状态是人为选定的，一般为0℃。对于湿气体它的热含量应是干气体的显热与所包含的水蒸汽的显热与潜热之和，以1kg干气体为基准的湿气体的热含量为

――干气体的平均比热容（0～t℃），kJ/kg•℃

i――水蒸汽在t℃时的焓，kJ/kg

(4)露点温度td：

湿气体在湿含量不变的条件下冷却到饱和时的温度，称为露点温度，达到露点时φ＝100％。欲求某一气体的露点只需从饱和蒸汽表中查出与该气体的水蒸汽分压相应的饱和温度即是该气体的露点温度。

（5）绝热饱和温度ts：

当不饱和的气体与足够量的水在绝热情况下相接触时，水向气体中汽化时所需的热量只有取自气体中的显热，于是气体温度逐渐降低，而湿含量逐渐增加，当水汽含量达到饱和时，气体温度将不再因蒸发水份而降低，这时的温度称为气体的绝热饱和温度。

绝热饱和温度是气、水直接接触时，水能被加热或冷却的极限温度。在变换系统中，出热水塔的热水温度，取决于入塔变换气的绝热饱和温度。故在变换系统的设计计算中，必须首先计算入热水塔变换气的绝热饱和温度，而后才能进一步确定出系统的温度分布。

气体的绝热饱和温度决定于它的最初温度和湿含量。由热平衡可知,若以1kg干气体为计算基准，则

（4-6-5）

当达到绝热饱和温度时，气体的最终热含量将等于它的初始热含量加上以水蒸汽状态而进入到气体中的水的热含量。式中下标s的各项为绝热饱和温度下的值，下标1的各项为气体起始状态的值。绝热饱和温度可用试算法求解，其步骤为：

1.先假定一个绝热饱和温度ts，这个温度可参考气体的露点温度来假定，如气体温度较露点温度高得不多，试算可在露点温度附近假设。

2.计算出在假定的绝热饱和温度时的饱和湿含量ms和入热水塔变换气的湿含量m1

。

3.分别查出蒸汽在假定的绝热饱和温度下和进气温度下的焓is和i1。

4.分别计算式（4-6-5）等式两边，看计算结果是否相等，如相等则说明假定值正确，否则需重新假定温度再进行计算，直到相等为止。

1.2.3

饱和热水塔的平衡线和操作线

饱和塔中的平衡曲线是指在不同温度下气体与水达到平衡状态，也就是气体中水汽含量达到饱和状态时的热含量与水温的关系曲线。一般以水温t为横坐标，饱和湿气体的热含量I为纵坐标来绘制的。操作线是在塔内实际操作过程中，气体的热含量与水温的关系线。

设进、出塔的干气体重量为G，进塔气的热含量为I1，出塔气的热含量为I2，进塔水重量为L1、温度为t1，出塔水重量为L2，温度为t2，根据热平衡得

因气相中湿含量的变化而造成的水量变化与循环水量相比是很小的，如略去其影响则水量可视为不变，则

上式即为操作线方程式。从式中可看出操作线是一条直线，其斜率为L/G。一般在设计饱和热水塔时，首先要进行物料衡算和能量衡算，通过计算求出I1、I2、t1、t2，这时只要以I1、t2为一点，I2、t1为另一点，相连的直线即为操作线。

1.2.4

饱和热水塔的循环水量

饱和热水塔中，回收变换气的余热传递给半水煤气是靠水为媒介来完成的。循环于饱和热水塔中的水量必须满足于以下几个基本条件：

⑴

水量必须保证完成最大限度的传递热量。

⑵

必须满足喷淋密度的要求。例如，对于填料塔，水量必须保证全塔在适宜的润湿率下操作。

⑶

必须使设备结构和经常运行费用经济合理。

循环水量的大小基本上是由变换系统的汽气比决定的。当气体成分一定时，汽气比的大小，决定了出变换炉气体中残余的水蒸汽含量。过去单一中变流程中，汽气比大，变换气中蒸汽含量高，循环水量就大；现在采用的带有低变的流程中，汽气比小，变换气中蒸汽含量低，造成变换气露点温度低，绝热饱和温度低，循环水量就应该小。在汽气比很小的情况下，若循环水量过大，会使水加热器温升小，使饱和塔入塔热水温度低，造成出塔半水煤气温度偏低，湿含量低，使外供蒸汽量增加。

在饱和热水塔系统中循环水量（L）与气量（G）之比为饱和热水塔的操作线斜率。这一比值有一极值（L/G）opt，当L/G为这一极值时，回收的蒸汽量最多，也就是气体离开热水塔时带出的水蒸汽量为最少。一般用热水塔出口温度来判断水蒸汽回收的好坏比用饱和塔出口的温度来判断更准确。同时，当循环水量较大时，操作线斜率大，对饱和塔来说，操作线与平衡线距离增大，推动力较大，传热效果好，对饱和塔是有利的；但对热水塔则相反。同理，循环水量小时对热水塔有利，对饱和塔不利。因此，我们必须选择一个合适的循环水量，使两者都处在合理范围之内，使热能回收达到最佳程度。带有低变流程的循环水量一般为6～15吨/吨氨。

1.3

变换系统变换炉工艺设计

变换炉是变换系统的最主要的设备。变换炉的设计要力求做到催化剂能得到最有效的利用、结构简单、阻力小、热损失小、蒸汽耗量低。

1.3.1变换系统变换炉工艺设计主要内容

1.根据合成氨生产原料确定初始气体成分、根据所采用的流程确定汽气比等，选定变换炉段数以及段间降温方法。根据所用催化剂确定变换炉进口温度；

2.根据选定的初始气体成分、汽气比、所用催化剂参数等，计算变换炉每一段的平衡曲线、最适宜温度曲线。计算变换炉每一段的操作线，根据每段最适宜温度曲线调整该段的进出口温度以及各段变换率，直至合理为止。据此绘制变换炉x~t图；

3.进行变换炉的物料衡算和能量衡算；

4.根据所用催化剂的宏观动力学方程及变换炉x~t图，计算每一段催化剂用量；

5.绘制所用系统工艺流程简图、变换炉计算物料表。

1.3.2变换炉段间的降温方法

变换反应是剧烈的放热反应，随着反应的进行气体温度不断升高，但最适宜反应温度则是随着变换率的增高而逐步降低的。因此，为了提高变换率，使反应能在最适宜温度下进行，必须不断移走反应热，使温度随反应进行不断降低。其次，催化剂本身耐热性有一定限度，为防止催化剂层超温也必须及时移走反应热。

要使反应完全沿着最适宜温度进行在实际上是极为困难的。在工业上是采取分段变换的方法来解决，变换炉一般分为三段。即第一段在较高温度下进行几乎绝热的变换反应，以得到较快的反应速度，提高催化剂利用率；然后进行中间冷却；第二段在较低的温度下继续反应，段间进行冷却降温；第三段的反应温度更低。中间冷却降温的方法主要有两种，**直接冷激法和通过换热器间接换热法。

**冷激降温时，因为水的汽化潜热很大，只需很少量的水就能达到降温的目的，增加了气体中的水蒸汽含量，减少外供蒸汽消耗，因而系统阻力较小。但变换炉的结构比较复杂。中串低流程和无饱和塔全低变流程一般采用**冷激法。全低变流程采用间接换热的方法。由于全低变流程汽气比较小，反应后剩余的蒸汽量很小，造成变换气的露点温度很低，这时若热水只通过单一水加热器升温，就不可能达到饱和塔进口水温的要求。因此，全低变流程中热水经第一水加热器后，又经第二水加热器与出二段变换气换热，再经调温水加热器与出一段变换气换热，经多级换热不断提高进入饱和塔水温，使半水煤气在饱和塔中可饱和更多水蒸汽，减少外供蒸汽量。由于类似的原因，中低低流程也采用间接换热的方法。

1.3.3

变换反应平衡曲线、最适宜温度线和操作线

（1）平衡曲线

平衡变换率与温度的关系曲线称为平衡曲线。

对于一定组成的湿半水煤气，不同温度下的平衡变换率xp可由下式计算：

A、B、C、D——气体中CO、H2O、CO2、H2的原始组成（湿基），摩尔分率。

（2）最适宜反应温度的计算只要知道气体的原始组成和催化剂活化能就可直接算出不同平衡变换率xp时的最适宜反应温度Tm。

E1、E2——正、逆反应活化能，kJ/kmol

最适宜反应温度曲线绘出后对各段催化剂层进出口温度的选择具有重要的指导意义。

最适宜反应温度与半水煤气原始组成有关，因此和平衡曲线一样，对于用热水或水蒸汽冷激的变换炉，冷激后气体的原始组成发生变化，这时应根据冷激后气体的原始组成来进行计算。

（3）操作线

操作线是炉内反应进行时温度与变换率的变化过程线。由于进出口焓差是状态函数，我们可以假设一个便于计算的步骤来进行。第一步，气体组成不变，温度升高至出口温度；第二步，气体在出口温度下进行反应（假设先反应再升温也可以）。

N1、N2

——进、出催化剂床的气体流量，kmol，对于变换反应N1＝N2；

t1、t2

——进、出催化剂床的气体温度，℃；

x1、x2

——进、出催化剂床气体的变换率；

Cp

——进催化剂床气体在平均温度(t1+t2)/2下的真实摩尔热容，kJ/kmol•K；

ΔHR

——出口温度下的反应热，kJ/kmolCO；

NR

——变换掉的一氧化碳量，kmol；

CO%

——气体中一氧化碳的浓度，摩尔分率（湿基）。如果反应是在绝热条件下进行（忽略散热），

上式就是操作线方程式。由上式可看出操作线是一直线，若考虑半水煤气中的氧气与氢气反应放热，同时考虑变换炉因热损失而造成的温度降Δtl（℃），则操作线方程为

1.3.4工艺条件的选定

（1）最终变换率

最终变换率过高或过低都会带来不利的影响。如定得过高，则要耗用过多的催化剂或由于要提高汽气比使蒸汽消耗增加；过低则要增加半水煤气耗量，加重铜洗工段负荷，并浪费气体压缩功。由于设计中采用了带有低变的流程，而且后续工段采用铜洗脱除残余的一氧化碳，允许出变换系统的变换气中残余一氧化碳含量稍高一点，因此可选择最终变换率为95％，相应的CO为1％左右。

（2）变换炉进出口温度

进炉温度根据已选定的催化剂来决定，一般高于催化剂的活性起始温度20℃即可。出口温度要根据催化剂的活性温度和流程来确定，对于带有低变的流程，低变的出口温度一般在200℃左右。

（3）汽气比

在最终变换率和出口温度选定后，可根据最佳出口平衡温差来选定汽气比。所谓出口平衡温差是指出口温度与出口变换率对应的平衡温度之间的温度差。最佳平衡温差与操作条件有关，一般可取15～20℃作为合理的最佳平衡温差。对钴钼耐硫催化剂，由于其低温活性好，活化能低，平衡温差可适当放宽，15～30℃也是合理的。对于不同的半水煤气成分，可用试算法来选定汽气比。

试算步骤如下：

1、已知半水煤气成分，最终变换率，初选汽气比，据此算出变换后有关组分的摩尔分率。

2、根据变换后有关组分的摩尔分率计算出平衡常数。

3、根据平衡常数查表得到对应的平衡温度；

4、根据选定的出口温度计算平衡温差；

5、若平衡温差在15～20℃之间，说明原假设的汽气比可用，若平衡温差不在合理范围内，可重选汽气比，重新计算，直至平衡温差合理为止。

（4）各段催化剂床进出口气体温度和变换率

在催化剂床段数、最终变换率、变换炉出口气体温度、汽气比等条件确定后，即可对各段催化剂床进出口气体温度和变换率进行选定。选定的原则是在既定条件下各段催化剂体积之和应为最小，也就是使催化剂的利用率为最高。

完全根据理论计算比较繁琐，在要求不甚高的情况下，可以以最适宜反应温度曲线和催化剂的最佳活性温度范围为依据，来选定各段催化剂床进出口气体温度和变换率。前面已经介绍过，床层温度若能沿着最适宜反应温度曲线变化，那么反应速度最快而催化剂体积可以最小。对于分段降温的变换炉，要使床层温度完全沿着最适宜反应温度曲线变化是不可能的，但应使反应尽可能地靠近最适宜反应温度曲线进行，因此操作线应该是跨越最适宜温度曲线的两侧。即各段催化剂床的进口点应在最适宜温度曲线的下方，而出口点则在曲线上方，只偏在任何一侧从总的方面来看结果都是不利的。在满足以上要求的同时，全部操作线都应在催化剂的最佳活性温度范围之内。据此作出变换炉的x～t图。

1.3.5催化剂用量的计算

计算催化剂用量的基础是反应速度。目前常用催化剂的宏观动力学方程、活化能、反应速度常数等数据都有发表，为较准确地计算催化剂用量提供了条件。空间速度经验数据以及生产实际中的催化剂用量可用来对计算结果进行检验。

催化剂体积VR（m3）

VR＝0V0

0——标准接触时间，h•m3/Nm3

V0——通过催化剂床气体在标准状态下的体积流量，Nm3/h

标准接触时间是指气体以标准状态下的体积计量时与催化剂床接触的时间，它是空间速度的倒数。

铁铬系中变催化剂B113型的宏观动力学方程为：

正反应活化能：E1＝17796cal/mol=74.49KJ/mol，逆反应活化能：E2＝E1-△HR

B113型中变催化剂的标准接触时间0

式中

A、B、C、D分别为CO、H2O、CO2、H2的摩尔分率(各段气体的原始组成)

γb------催化剂堆密度，对B113催化剂取1400kg/m3

k1------反应速率常数（mol/g催化剂•h），设

进行图解积分。

钴钼耐硫低变催化剂B302Q(EB-1)的宏观动力学方程为：

正反应活化能：E1＝10351cal/mol=43.33KJ/mol，（活化能越小，表明催化剂催化活性越好）。

逆反应活化能：E2＝E1-△HR

B302Q(EB-1)型低变催化剂的标准接触时间0

式中

A、B、C、D分别为CO、H2O、CO2、H2的摩尔分率(各段气体的原始组成)

b------催化剂堆密度，对B302Q(EB-1)型催化剂取1000kg/m3

k1------反应速率常数（mol/g催化剂•h），设

以x～w作图，进行图解积分。

上述公式积分不能得出简单的解析计算式，但可以用图解积分法求解。首先根据各段操作线确定该段不同变换率x下相应的反应温度，查表得到该温度下的平衡常数Kp，计算出K1，再根据x、Kp计算出β、w，然后以w-x作图，图解积分得到τ0。采用催化活性高，活性温度低，操作温度区间宽的一氧化碳变换催化剂，不仅可以大大降低变换反应的水蒸汽消耗，而且还可以达到较高的CO变换率。

1.3.6

催化剂床阻力计算

气体通过变换炉催化剂床的压力降可用下式计算：

式中：p——气体通过催化剂床的阻力降，Kg/m2；f——摩擦系数，一般取1.5；

G——气体重量流速，Kg/m2•h；g——气体在操作状态下的重度，Kg/m3；dp——颗粒直径m；

L——催化剂床高度，m；

Dt——催化剂床的直径，m。

由公式计算得出的压力降一般都是对新催化剂的预期压力降。催化剂在使用过程中会发生破损和粉化现象，使粒度减小、空隙率降低，从而使阻力增加，因此对催化剂床的预期压力降应将新催化剂的预期压力降增加50％。在选定了容许压力降后，即可根据催化剂体积决定催化剂床直径。

1.3.7物料衡算和热量衡算举例

水加热器的物料、热量衡算

（1）物料衡算

⑴湿变换气流量（同低变炉出口气体）：

1.2285Kmol干气；1.6394Kmol湿气；

⑵热水流量：15t/tNH3

物料在水加热器中无变化。

（2）热量衡算

进、出物料温度：

变换气进口——203℃（比低变炉出气温度低2℃）；

变换气出口——127℃（比变换气露点高10℃左右）；

热水进口——115℃（比绝热饱和温度低2℃左右）；求热水出口温度。

入热：

⑴变换气带入热

干变换气在0～203℃恒压平均摩尔热容（查图，查203℃时的值）

CP＝35.5Kj/Kmol•℃

由水蒸汽表得203℃时水蒸汽焓为2794.9Kj/Kg，则：

干变换气带入热＝1.2285×35.5×203＝8853.2Kj

水蒸汽带入热＝0.4109×18×2794.8＝20670.90Kj

合计＝29524.10Kj

⑵热水带入热：98.82×115×4.186＝47570.96Kj

⑶总入热：77095.06Kj

出热：

⑴变换气带出热

干变换气在0～127℃平均分子热容

CP＝35.28Kj/Kmol•℃，

由水蒸汽表得：127℃时水蒸汽焓为2729.88Kj/Kg，则

干变换气带出热＝1.2285×35.28×127＝5504.40Kj

水蒸汽带出热＝0.4109×18×2729.88＝20190.74Kj

合计＝25695.14Kj

⑵热水带出热：98.28×4.186×t＝413.70×tKj

⑶热损失（取总入热的0.5％）：

77095.06×0.5％＝385.48Kj

⑷总出热：26108.84+413.70t

Kj

根据热平衡:总入热＝总出热

从而解得出水温度：t=（77095.06-26108.84）/413.70＝123.3℃

∴水加热器出口水温为123.3℃，在水加热器中热水温升为

123.3-115＝8.3℃

其它设备的物料衡算和热量衡算与此类似。

主要参考文献

小氮肥厂工艺设计手册

石油化学工业出版社

小氮肥厂工艺技术与设计手册（上册）

化学工业出版社

无机化工工艺学（合成氨）

陈五平主编

氮肥工艺设计手册•理化数据

化学工业出版社

化学工艺学

廖巧丽、米镇涛主编

第二章天然气蒸汽转化过程设计

一．概述

一氧化碳和氢气的混合物称为合成气，英文缩写是Syngas。合成气中H2与CO的比值随原料和生产方法不同而异。合成气是有机合成原料之一，也是氢气和一氧化碳的来源，发展合成气有利于资源优化利用，有利于化学工业向原料路线和产品结构的多元化方向发展。利用合成气转化成液体和气体燃料、大吨位化工产品和高附加值的精细有机合成产品，实现这种转化的重要技术是C1化工技术。自从20世纪70年代后期以来，C1化工得到世界各国极大重视，以天然气为基础的合成气转化制备化工产品的研究广泛开展，已经和将有更多C1化工过程实现工业化，今后合成气的应用前景将越来越宽广。

天然气是现代化学工业的重要原料资源，以天然气为原料制合成气的成本最低。天然气中甲烷含量一般大于90%。以天然气为原料生产合成气，主要有水蒸汽转化法和部分氧化法。目前工业上多采用水蒸汽转化法，广泛用于生产合成气、纯氢气和合成氨原料气，此法技术成熟，生产实践经验丰富，积累的设计数据完整；其工艺过程原理在化学工程与工艺专业的相关课程中已讲述，所以，专业课程设计选用天然气蒸汽转化过程进行设计是比较合适的。

二．工艺原理简述

因为天然气的主要成分是甲烷，而甲烷在烷烃中是热力学最稳定的，其他烃类较易反应，因此在讨论天然气转化过程时，主要考虑甲烷与水蒸汽的反应。

甲烷水蒸汽转化反应必须在催化剂存在下才能有足够的反应速率。倘若操作条件不适当，析碳反应严重，对于烃类蒸汽转化过程要注意防止析碳。在正常生产中，没有碳黑析出，故在讨论反应体系的化学平衡时，只须考虑以下两个反应：

CH4+H2O=CO+3H2+Q1

CO+H2O=CO2+H2-Q2

在压力不太高时，上述二气相反应的平衡常数仅是温度的函数，根据反应温度查出或求出上述二反应的平衡常数，在总压和气体的初始组成已知的工况下，通过联立求解非线性方程组，即可求出平衡组成。影响甲烷水蒸汽转化反应平衡的主要因素有温度、水碳比和压力。

三．工艺条件

在选择工艺条件时，理论依据是热力学和动力学分析以及化学工程原理，此外，还需结合技术经济、生产安全等进行综合优化。转化过程主要工艺条件有压力、温度、水碳比和空速，这几个条件之间互有关系，要恰当匹配。

1、压力从热力学特征看，低压有利于转化反应。从动力学看，在反应初期，增加系统压力，相当于增加反应物分压，反应速率加快。但到反应后期，反应接近平衡，反应物浓度很低，而产物浓度高，加压反而会降低反应速率，所以从化学角度看，压力不宜过高。但从工程角度考虑，适当提高压力对传热有利，因为甲烷转化反应需要外部供热，大的给热系数是强化传热的前提，提高压力，即提高了介质密度，是提高雷诺准数Re的有效措施。为了增大传热面积，采用多管并联的反应器，这就带来了如何将气体均匀地分布的问题，提高系统压力可增大床层压降，使气流均布于各反应管。虽然提高压力会增加能耗，但若合成气是作为高压合成过程（例如合成氨、甲醇等）的原料时，在制造合成气时将压力提高到一定水平，就会降低后续工序的压缩功，使全厂总能耗降低。加压还可以减小设备、管道的体积，提高设备的生产强度，占地面积也小。综上所述，甲烷水蒸汽转化过程一般是加压的，大约3MPa左右。

2、温度从热力学角度看，高温下甲烷的平衡浓度低，从动力学角度看，高温使反应速率加快，所以出口残余甲烷含量低。因加压对平衡的不利影响，更要提高温度来补偿。在3MPa压力下，为使甲烷残余含量降至0.3%（干基），必须使温度达到1000℃。但是，在此高温下，反应管的材质经受不了，以耐高温的HK-40合金钢为例，在3MPa的压力下，要使反应炉管寿命达10年，管壁温度不得超过920℃，其管内介质温度相应为800~820℃。因此，为满足残余甲烷≤0.3%的要求，需要将转化过程分为两段进行。第一段转化在多管反应器中进行，管间供热，反应器称为一段转化炉，最高温度（出口处）控制在800℃左右，出口残余甲烷10%（干基）左右。第二段转化反应器为大直径的钢制圆筒，内衬耐火材料，可耐1000℃以上高温。对于此结构的反应器，不能再用外加热方法供热。温度为800℃左右的一段转化气绝热进入二段转化炉，同时补入氧气，氧与一段转化气中的可燃性气体燃烧放热，温度升至1200℃左右，然后转化反应继续进行，使二段出口气体中甲烷降至0.3%。若补入空气则有氮气带入，这对于合成氨是必要的，对于合成甲醇或其他产品则不应有氮。

3、水碳比水碳比是诸操作变量中最便于调节的一个条件，又是对一段转化过程影响较大的一个条件。水碳比高，有利于防止结碳，残余甲烷含量也低。为了防止结碳，操作中一般控制水碳比在3.5左右。近年来，为了节能，要降低水碳比，但要解决防止析碳问题，可采取的措施有三个，其一是研制、开发新型的高活性、高抗碳性的低水碳比催化剂；其二是开发新的耐高温炉管材料，提高一段炉出口温度；其三是提高进二段炉的空气量，保证降低水碳比后，一段出口气中较高残余甲烷能在二段炉中耗尽。目前，水碳比已可降至3.0，最低者可降到2.75。

4、气流速度反应炉管内气体流速高有利于传热，降低炉管外壁温度，延长炉管寿命。加压下进炉甲烷的空间速度（碳空速）控制在1000~2000h-1。

四．设计任务书

1、设计条件

（1）、生产能力：每小时转化100~1000kmol天然气（每生数据不同）；

（2）、天然气组成（体积分数）为：97.2%CH4，0.2%CO2，2.2%N2，0.4%Ar；

（3）、原料混合气配比为：水蒸汽/天然气=2.75~3.5（摩尔比）（每生数据不同）；

（4）、一段炉进口混合气温度为370℃，出口温度790~820℃（每生数据不同）；出口处，转化反应平衡温距为10℃，变换反应达平衡；转化过程为恒压，压力为3.0MPa。

（5）二段转化炉出口甲烷含量为0.3%（干基）、出口温度为1000℃；加氮空气组成为：78%N2，21%O2，1%Ar；二段转化气中（H2+CO）/N2=3.0。

2、设计计算内容

（1）、作一段炉的物料衡算与热量衡算，

（2）、作二段炉的物料衡算。

3、设计成果

（1）、设计说明书一份；

（2）、物料流程图一张。

4、主要参考文献：

（1）廖巧丽、米镇涛主编.化学工艺学.北京：化学工业出版社，2001

（2）陈五平主编.无机化工工艺学，上册.北京：化学工业出版社，2001

5、设计时间：三周

第三章城市煤气厂脱硫工段工艺设计

城市煤气厂一般用三种方法生产人工煤气，生成的煤气分别称之为焦炉煤气、水煤气和发生炉煤气。焦炉煤气简称焦炉气，是煤在炼焦炉中干馏时产生的煤气，主要成分是甲烷、氢气、一氧化碳等。水煤气是用蒸汽跟赤热的无烟煤或焦炭在煤气发生炉中作用而生成的煤气，主要成分是氢气和一氧化碳等。发生炉煤气是用空气（或氧气）和少量的水蒸气跟固体燃料（煤或焦炭）在煤气发生炉中反应而产生的煤气，主要成分是一氧化碳和氮气等。各种煤气中都含有硫化合物，按其化合状态可分为两类：一类是硫的无机化合物，主要是硫化氢；另一类是硫的有机化合物，如二硫化碳、硫氧化碳等，因此对煤气必须加以净化处理方可提供使用。

《城市煤气厂脱硫工段工艺计算》课程设计过程如下。

一．前言

1.H2S的危害性；2.脱硫方法概述；3.工艺计算概述

二．

工艺过程

1.脱硫方法及基本原理；2.方案流程图（方框图及文字说明）；3.设备选型及作用。

三．

设计依据

1.设计能力；2.年工作日；3.煤气成份；4煤气压力；5.液体温度；6.气体温度；7.脱硫液成份；8.煤气中H2S含量；10.大气压力

四．

工艺计算

（一）

物料衡算

1.

煤气处理量

Nm3(干)/hr

2.

某一设备处理量V操

已知：T1、T2、P1、P2

式中：；；为饱和蒸气压；；

3.

溶液循环量

4.

物料衡算一览表

表１物料衡算一览表

设备名称

介质

操作温度/

操作压力/KPa

操作气量/m3/hr

溶液循环量/m3/h

（二）热量衡算

对脱硫塔和富液换热器进行热量衡算。

（三）设备工艺计算

计算非定型设备的直径,换热面积和填料高度等工艺尺寸。

（四）管径计算

1.

管径Ｄ：

式中：u为气体流速，m/s

2.

规格化管径Ｄ规：核算流速

3.

主要管道一览表

表２主要管道一览表

管道起讫

介质

规格

操作气量/m3/hr

操作压力/KPa

操作温度/

流速/m/s

气柜—

五．

定型设备选择

选择本工段中的静电除焦器、罗茨鼓风机和泵等定型设备。

六．

工艺物料流程图。

七．

主要参考文献

1.中国城市燃气协会会刊《城市燃气》[J].

2.吴志泉等.化工工艺计算[M].华东理工大学出版社.1992.

3.娄爱娟.化工设计[M].华东理工大学出版社.2003.

4.侯文顺.化工设计概论（第二版）[M].化学工业出版社.2005

第四章轻柴油裂解过程工艺设计

一．前

言

乙烯是石油化工的主要代表产品，在石油化工中占主导地位。乙烯装置生产的三烯（乙烯、丙烯、丁二烯）和三苯（苯、甲苯、二甲苯）是其他有机原料及三大合成材料（合成树脂、合成橡胶、合成纤维）的基础原料。乙烯产量的增长，带动和促进了三大合成材料和其他有机原料的增长。因此可以说，乙烯产量是衡量一个国家石油化工发展水平的主要标志。

烃类热裂解是生产乙烯的主要手段。自从石油烃裂解制乙烯技术工业化后，石油化学工业得到了飞速发展。乙烯生产的原料来源，也更加广阔。就世界范围来看，美国主要为从湿性天然气中分离所得的乙烷和丙烷，日本与西欧主要为直馏汽油（石脑油）。最近几年，由于天然气和轻油资源供应日益紧张，不少国家开始重视以轻柴油、原油等重质油作为裂解原料。

为了满足国民经济发展的急需，经过长期的努力，我国的乙烯工业有了很大的发展。如今我国以乙烯为代表的石化工业进入了蓬勃发展的新时期。通过新建装置的投产和老装置的技术改造，我国乙烯工业已跻身于世界主要乙烯生产国之列。近几年我国乙烯产量以10.3%的年均速度增长，由1991年的1.761Mt增长到2000年的4.698Mt。预计2001－2005年，我国乙烯需求仍将以8%～9%的速率增长。需求的增长带动了国内乙烯工业的发展，同时也对乙烯裂解原料的供应和优化提出了更高的要求。

本课题以轻柴油为原料裂解年产30万吨乙烯过程的设计，是与实际生产过程是紧密联系的，目的是让学生了解乙烯生产流程及生产能力，掌握现有的工艺条件及设备布局，从而加深对乙烯生产过程的理解，对现有的乙烯工艺有一个整体的把握，同时，也能促进学生们思考诸如：过程缺陷在哪里，我们应如何解决？设备是否能够进一步改进，如何改进最经济合理？乙烯原料的优化和平衡，是降低乙烯生产成本、提高竞争力的重要措施，我们如何解决好这个大课题？如何发展乙烯工业投入少、见效快的捷径？

目前，已经工业化的装置中所采用的管式炉裂解技术约有十几种，其中以鲁姆斯，斯通－韦伯，凯洛格，布朗路特及西拉斯等公司所开发的裂解技术应用最为广泛。本设计采用轻柴油为裂解原料，选用鲁姆斯技术，设计内容为：对裂解装置分别进行物料衡算、能量衡算和设备工艺计算。

本次设计的主要内容有：

⑴生产方法，反应原理和工艺流程的确定

⑵工艺计算，包括物料衡算、能量衡算、若干关键设备计算

⑶主要管径的计算

⑷绘制物料流程图

二．设计条件：

年产30万吨乙烯装置，每年开工以8000小时计算

原料为轻柴油。

裂解气组成见下表

裂解气组成和流量

组

分

轻柴油裂解气

%（摩尔）

乙