年产30万吨合成氨工程设计毕业论文

年产30万吨合成氨工程设计摘要氨是重要的基础化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。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。本设计是以煤为原料年产三十万吨合成氨转变工序的设计。近年来合成氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产均是合成氨设备发展的主流，技术改进主要方向是开发性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等方面上。设计采用的工艺流程简介：采用煤造气出来的半水煤气，通入变换炉，采用煤气冷激及蒸汽换热的方式，使半水煤气在催化剂的作用下大部分CO和水蒸气反应获得H2，使CO降到合格水平。本设计综述部分主要阐述了国内外合成氨工业的现状及发展趋势，介绍了合成氨的各个工序流程。工艺计算部进行了一氧化碳变换工序的物料衡算、热量衡算。设备计算部分主要是高变炉催化剂用量的具体计算，以及热水塔和换热器的计算。本设计的优点在于选择较为良好的厂址和原料路线，确定良好的工艺条件、合理的催化剂和能源综合利用。关键词：合成氨,水煤气,变换目录摘要 I第1章绪论 1氨的性质、用途及重要性 11.氨的性质 1氨的用途及在国民生产中的作用 1产品世界产业状况 2产品的市场需求预测 21.3产品价格分析 31.4项目内容 3项目名称、地址、承办单位及性质 3项目编制的依据和原则 4项目背景 41.5原料的选择 41.6以煤为原料的合成氨厂总体流程选择 51.7常压气化主要工艺选择 61.7.1造气 61.7.2变换 61.7.3脱CO2 71.7.4净化 71.7.5合成氨 71.7.6结论 71.8项目意义 8第2章一氧化碳变换系统计算 82.1主要参数 8参考操作指标 8设计参数的规定 102.2中变炉工艺条件计算 10中变炉一段出口温度t1的确定 10中变炉生口温度的确定 12中变炉二段出口温度的计算 12出二段气体的组成含量 13中变炉三段出口温度的计算 13中变炉的热量衡算 15热量平衡量 15喷淋水冷激段（一二段间） 16二段 16喷水冷激段（二、三段） 16三段 162.4主热变换器的物热衡算 16物料衡算 16热量衡算 172.5低变炉工艺条件计算 18低变炉出口温度t出计算 18低变炉出口组成和量计算 18热量衡算 192.6第一水加热器物热衡算 19蒸汽露点温度115℃ 19第一热水塔出水绝热饱和温度ts 19物料衡算 20热量衡算 202.7饱和塔的物热衡算 21物料衡算 21热量衡算 212.8热水塔的物料衡算 22物料衡算 22热量衡算 22出热 232.9二水加热器的物热衡算 24物料衡算 24热量衡算 24出热 24第3章公用工程设施 253.1公用工程方案 253.2给排水 25结论 26参考文献 27附录A 28附录B 32附录C 33附录D 34附录E 35附录F 36致谢 37第1章绪论氨的性质、用途及重要性氨的性质氨分子式为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。人们在大于100cm3/m3氨的环境中，每天接触8小时会引起慢性中毒。氨的主要物理性质有：极易溶于水，溶解时放出大量的热。氨水溶液呈碱性，易挥发。液氨和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。氨的化学性质有：在常温下相当稳定，在高温、电火花或紫外光的作用下可分解为氮和氢。具有可燃性，自然点为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。氨的性质比较活泼，能与各种无机酸反应生成盐。氨的用途及在国民生产中的作用氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。合成氨指由氮和氢在高温高压和催化剂存在下直接合成的氨。世界上的氨除少量从焦炉气中回收外，绝大部分是合成的氨。氨主要用于农业，合成氨是我化肥工业的基础，氨本身是最重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大都是先合成氨，再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分均占70%的比例，称之为“化肥氨”；同时氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，用于生产铵、胺、染料、炸药、合成纤维、合成树脂的原料，这部分约占30%的比例，称之为“工业氨”。氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12%。硝酸、各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料生产。液氨常用作制冷剂。合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。氨作为最为重要的基础化工产品之一，同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10%的能源用于合成氨。随着世界人口的不断增加，用于制造尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵以及其它化工产品的氨用量也在增长。据统计1994年世界氨产量为113.46Mt，其中中国、美国、印度、俄罗斯四个主要产氨国占了一半以上。在化学工业中合成氨工业已经成为重要的支柱产业[1]。产品世界产业状况据统计，世界合成氨产能已超过1.76亿吨/年，主要生产能力分布情况：美国1000万吨/年、加拿大520万吨/年、墨西哥291万吨/年、南美地区856万吨/年(其中特立尼达453万吨/年)、西欧1218万吨/年、东欧3333.4万吨/年、中东/非洲1560.2万吨/年、亚太地区8720万吨/年。合成氨按终端用途来分，约85%-90%的合成氨用作化肥：液态氨、硝酸铵、尿素或其他衍生物，仅13%用于其他商品市场。据美国SRI咨询公司指出，近年来部分产能关闭使世界合成氨供需平衡得到稳固。由于美国天然气价格持续居高位使合成氨行业盈利困难，美国一些公司均关闭了产能。总部位于纽约的J.P.Morgan公司咨询师DavidSilver指出，世界合成工业已经走出困境，仍在复苏之中，由于需求强劲增长，加上产能增加很少推进复苏，另外北美产能关闭使得全球合成氨开工率维持在85%以上，并使生产商有条件抬高价格。由于北美地区天然气原料价格走高，过去5年美国有相当数量的合成氨产能被永久关闭，合成氨生产正向天然气低价格地区转移，将集中在中东、北非和特立尼达。随着天然气价格不断上涨，欧洲已成为世界上生产成本最高地区，相当数量的产能也正经受考验。产品的市场需求预测由于因地球变暖而导致的气候异常现象、新兴国家内需增长、将粮食转用于生物燃料等原因，导致全球性粮食价格高涨。在这种背景之下，用于肥料原料的氨便被视为粮食供给中重要的战略物资。目前全球氨的生产量约为1亿5000万吨。一提到氨，人们首先想到的便是刺鼻的味道，除此之外对氨似乎并不了解。事实上，将近80%的氨被用于肥料原料，其余大约20%被用于生产合成树脂或纤维。肥料的三大要素是氮、磷、钾，将氮用于肥料时需要对空气中的氮气进行固化。唯一的工业生产方法便是使氮气与氢相结合生成氨，这种方法早在大约100年前被发明，而且一直沿用至今。换言之，只有氨才能提供氮成分，氨是化学肥料中必不可缺的原料。自不待言，肥料对农业生产而言是至关重要的。由于世界人口数量的增加、耕地面积的减少以及新兴国家饮食文化水平的提高，为了解决粮食不足的问题，就要提高单位面积的农作物的产量。为了实现这一目的，适宜地使用肥料至关重要。在上述背景之下，今后氨的年需求量增长比例预计将达到3～4%。尤其是面临粮食危机的亚洲、中南美以及非洲的需求量增长是毋庸置疑的。我国经济市场的逐渐复苏是市场发展的主要动力，2010年随着液氨下游市场的形式转好，主要是非化肥行业用氨情况的好转，液氨行业是一个快速发展的阶段。目前我国的农业用氨一年基本固定在（合成氨量）3500万吨，按我国基本的合成氨量在5000万吨左右，其中有1500万吨要应用在非化肥行业以及化肥出口的方面。一、化肥消耗液氨的情况：作为商品氨的主要发展基石，化肥用商品氨依然是液氨行业的基础，包括复合肥、尿素等外购氨。每年平均消耗液氨在550-600万吨之间。2007-2008年，我国的化肥出口政策呈现内紧的形式，国家一度对化肥出口征收150%的临时关税，这在客观上大大限制了化肥企业的生产情况，也对液氨市场造成了直接的影响，一度液氨价格降到了1500元/吨的水平。2009年底，国家取消了化肥出口的关税限制。预计2010年我国化肥出口要有一个质的增长，这在客观上要大大带动液氨市场的快速流通。如果化肥行业的出口一经启动，液氨市场的基础会有一个稳定快速的增长。我国化肥在国际市场上价格还占一定的优势，尤其是东南亚的市场。2010年我国化肥出口按保底的500万吨（N折纯计算），那要带动液氨市场的300万吨左右的市场增量，这个增量足以改变目前主要液氨产地液氨市场的变化格局。化肥市场的变化是呈现一个周期的变化，2010年是我国经济持续转好的关键一年，国家对经济的预测以及实际的刺激经济增长的力度都是很大的，农业是我国经济发展的基础，粮食的安全历来是我国上层领导极为重视的内容。作为和农业息息相关的化肥行业，一直是我国重要的基础行业。3500万吨的合成氨消耗量，在2010年只会增长。二、非化肥行业消耗液氨情况：液氨行业的基础是化肥行业，液氨行业的推进剂是非化肥行业。重点在氨基酸、谷氨酸、冶炼、制冷、小化工等行业当口。这些行业对液氨的需求是液氨行业的利润点以及增长点。这些行业受2008年以来的金融危机的影响，2009年一直处于复苏的过程。2010是这些行业真正恢复的年份，2009年以来国家在经济政策方面的大力度的政策刺激，在2009年底已经有了一个明显的趋势。例如2009年12月份的液氨平均价格。较8-11月份的价格，整整增加了20%。液氨下游市场的吸货量有了一个明显的提升[2]。产品价格分析2010年是液氨市场全面恢复的一年，价格有受供需形势的可能有大幅度的波动，产量会有很大的增长。我国目前的液氨行情正恢复前些年的行情，随着我国经济形势的逐渐好转，合成氨行业也借助经济的复苏，发生着明显的变化。2010年一月份，我国液氨价格普遍上涨。四川地区一度上涨到3000元/吨，涨幅达到1000元左右.市场的行情随着下游化肥市场以及小化工市场的启动也逐步显示出强劲的提升趋势。价格的变化只是一个价值规律的体现，还不能实质表现出整体市场的变化。在价格提升的同时，液氨的产量也发生着明显的增长。下游市场对液氨的需求活跃程度日渐增加。去年，一年的时间液氨市场都在动荡中起伏，市场的最低价格达到1500元/吨；2010年第一季度各个方面都显示出液氨整体市场趋好的变化[3]。项目内容项目名称、地址、承办单位及性质项目名称：年产30万吨合成氨工程设计地址：黑龙江省鹤岗市工业区性质：新建项目项目编制的依据和原则编制依据：教材《化工设计》中的设计指导《当前国家重点鼓励发展的产业、产品和技术目录》《中华人民共和国环境保护法》《中华人民共和国安全生产法》编制原则：1）从国内行情、企业实力出发，严格控制工程建设项目的生产规模和投资。2）设计方案要特别注意生产的安全性和可靠性，经济的合理性，严格执行项目建设的有关规定、标准、规范。3）充分考虑环境保护和职业安全卫生要求。环保和安全卫生设施与设备装置同步建设，同时投用，确保项目投产后污染物处理和环境保护达标。4）平面布置合理。在满足有关安全、防火的标准和规范条件下，尽可能节省用地，并考虑今后项目的发展建设要求。5）设备、仪表全部立足国内解决，以节省投资[4]。项目背景氨对地球上的生物相当重要，它是所有食物和肥料的重要成分。氨也是所有药物直接或间接的组成。合成氨是氮肥工业的主要原料，85－90%的合成氨用于化肥生产。美国约有30%的液氨作为氮肥直接施用，但在世界范围内，通常是将合成氨加工成下游氮肥品种施用。氮肥的主要品种包括尿素、硝酸铵、硫酸铵及磷酸铵等。世界工业用氨量占合成氨总消费量的10-15%。工业用氨主要用于动物饲料、炸药以及聚合物产品等，由于氨有广泛的用途，氨是世界上产量最多的无机化合物之一。1.5原料的选择合成氨工业的发展迄今已有80多年的历史，早期合成氨是以焦炉气、水电解氢及焦炭气化产生的水煤气为原料,70年代开始转向以天然气、石脑油为原料。国外合成氨装置中不同原料所产合成氨占总量如下[5]：原料名称天然气石脑油重油煤焦炉气其它占比例，%71.519421.52近年来，由于天然气和石脑油资源日益枯竭，世界各国都在积极开发或建设以煤为原料的大型氨装置,但由于经济原因，目前还难以与天然气竞争。我国油、气资源少，煤炭资源丰富，又缺少发展大型氨厂所需技术和资金，所以实施与世界各国不同的战略：同时发展大、中、小型氨厂。目前已投产或试生产的大型氨厂有28家，总能力约8400kt/a。其中天然气为原料的13套，石脑油为原料的6套，渣油为原料的7套，煤为原料的2套。中型氨厂有55家，总能力为5200kt/a。除四川等少数省有天然气资源外，其它多以煤或焦炭为原料。小型氨厂始建于50年代末期，全国有800~1000家，总能力达14000~15000kt/a,大部分是以煤为原料。资料表明，我国石油开采量为年产0.14Gt，仅为世界开采量的2.4%,天然气开采量不到世界总量的1%。煤炭资源约为765Gt,1995年开采量为1.28Gt,超过美国，居世界第一位。我国能源消耗70%是煤。合成氨厂60%以上是用煤或焦炭为原料，年用量达46000kt，占煤炭总用量的3.4%。目前，我国合成氨工业原料分布及吨氨耗量与成本见表1-1[6]表1-1我国合成氨原料分布及吨氨耗量与成本类别天然气石脑油渣油煤焦炭合成氨能力，Kt·a-1占总能力，%吨氨耗能单价，元原料成本，元5150980m3784177016001360213095017160603504902190350490由于资源结构的原因,在我国以油、气为原料制氨，其原料成本较高，且供应往往难以保证。以煤为原料，成本较低，来源丰富。当然，以煤为原料的合成氨工艺存在不少缺点，如能耗高，流程长，环境污染严重，综合成本较高。但近年来，我国科技人员做了大量技术开发工作，节能、降耗及减少环境污染等有了很大的进展，在相当长时期内，以煤为原料的氨厂，尤其是中、小型装置仍有发展的空间。以煤为原料的合成氨厂总体流程选择以煤为原料制氨的总体流程选择，大体上可分为水煤浆气化工艺路线及常压气化路线。水煤浆气化路线美国德士古水煤浆气化技术是较完善的煤气化技术，其气化温度达1350~1450℃，气化压力从3.92MPa到6.37MPa。1989年在日本宇部兴产公司建成第一套日产1000t氨的水煤浆气化装置。我国渭河化肥厂也建成一套日产1000t氨的水煤浆气化装置。水煤浆气化与重油气化总体流程有相似之处[7]。该流程特点是以煤(主要用烟煤)为原料，制成水煤浆，配置大型空分装置，其氧气供气化，氮气在氮洗配入合成气之中，气化后饱含水的合成气先进入变换(耐硫催化剂)，使CO与H2O反应为H2和CO2,经甲醇洗(Rectisol)脱除CO2和H2S，再经液氮洗脱除微量CO、CO2及其它杂质，配以N2制成纯净的净化合成气去氨合成工序。我国山东鲁南化肥厂建成中型水煤浆气化合成氨装置，其规模为80kt/a。鲁南化肥厂的这套水煤浆气化压力较低(3.92MPa)，配套NHD脱硫、脱CO2技术，投资省,但能耗较高。（2）常压气化路线常压气化一般以无烟块煤或焦炭为原料，用空气或富氧空气气化，经常压脱硫、低压段压缩、变换、脱CO2、净化、高压段压缩去氨合成。流程较长，但投资省，技术风险小，便于操作、管理，灵活性大，适合国内中、小型氨厂。常压气化主要工艺选择1.7.1造气以无烟块煤或焦炭为原料的常压造气技术，目前有空气间歇气化及富氧连续气化二种。空气间歇造气有多年使用经验，中、小氮肥厂普遍采用，投资少，不用氧气，但能耗高，吹风气排放时对环境有污染。富氧气化效率高，节省用煤，单炉生产能力及蒸汽分解率高，流程简单，无吹风气，不影响环境。但要加氧气或富氧空气，制备氧气及富氧空气的装置造价昂贵，耗电量大。两种气化方法气体成份及吨氨煤耗见表1-2[8]。表1-2两种气化方法气体成份及吨氨耗煤量气体组成，%气化方法CO+耗氧量耗量CO2O2COH2CH4N2H2/N2，m3，t富氧气化12.560.1439.5626.320.1921.23.1450间歇气化两种气化方法投资及成本比较见表1-3(以年产合成氨6kt为例)表1-3两种气化方法投资及成本比较项目间歇气化富氧气化煤气炉台数(Ф3000mm)，台（套）空分装置(制氧3500m3/h)，套空分装置投资，万元造气装置投资，万元合计投资，万元合计气化投资，元·t-15400×5=2000200040231400×3=120030004200470比较可知，如有廉价氧气提供，可考虑富氧造气；一般情况，仍采用常压空气间歇造气。1.7.2变换目前，CO变换工艺有全中温变换、中温串低温变换及全低温变3种。中温变换(温度400～500℃)使用铁催化剂，变换率较低，蒸汽消耗较高；中温串低温变换流程较复杂，全低温变换(温度250～350℃)采用耐硫低温钴钼催化剂，蒸汽消耗量少，有条件应尽可能采用，以节省能耗[9]。1.7.3脱CO2脱CO2方法有：(1)化学脱碳，如无毒G/V、苯菲尔、空间位阻胺等，其吸收效率高，操作可靠，但再生蒸汽消耗量大；(2)物理吸收法，有低温甲醇洗(Rectisol)、碳酸丙烯酯(PC)、聚乙二醇二甲醚(Selexol或NHD)，基本上不耗蒸汽；(3)物理化学吸收法，有N-甲基二乙醇胺(MDEA)，既有化学吸收，又有物理吸收作用，蒸汽耗量少，脱CO2同时脱硫；(4)变压吸附法，利用加压下通过吸附剂吸收CO2，卸压后解析，间歇反复作用。达到脱除CO2及其它杂质的目的[10]。化学吸收法在有廉价蒸汽来源的厂利用时较为有利，物理吸收法则宜在蒸汽价高的地方应用，变压吸附因气体损失大，投资也较大，慎用。1.7.4净化原料气净化指在脱CO2后脱除微量CO、CO2及硫化物。目前可供选择的工艺有铜洗、甲烷化、液氮洗等。有低温冷源的可选择液氮洗，其净化度最高。铜洗能耗高，流程复杂，虽有不少中小氮肥厂在用，一般新建厂不宜采用。甲烷化流程简单，投资省，选用较多，但需使脱碳气中CO、CO2及硫化物尽可能低，并要配以氧化锌或其它干法精脱硫。1.7.5合成氨氨合成工艺选择主要考虑合成压力、合成塔结构型式及热回收方法。氨合成压力高对合成反应有利,但能耗高,一般中小氮肥厂多32MPa,大型厂压力较低，为10～20MPa。由于近来低温氨催化剂的出现，可使合成压力降低。合成塔结构较先进的有托普索200径向中间换热式、卡萨里三层中间换热式等。国内中、小型合成塔有轴径向、双绝热层、冷激式、双层并流型等。主要根据生产规模、管理水平来确定，以结构简单、节能高效为佳。合成反应热回收是必需的，是节能的主要方式之一。除尽可能提高热回收率，多产蒸汽外，应考虑提高回收热的位能，即提高回收蒸汽的压力及过热度。高压过热蒸汽的价值较高，当然投资要多，根据整体流程统一考虑。1.7.6结论在我国已建成的合成氨厂中，大多以煤为原料,且各地根据需求还可能新建一批以煤为原料的装置，如云浮、大黄磷等磷铵装置需配套氨厂。无论是新建氨厂还是老厂改造都有工艺选择的问题。我国近年来合成氨技术发展很快，可供选择的技术很多。应实事求是地根据装置所在地的特点综合考虑，主要应考虑节能降耗、工艺流程，做到配套合理、投资省、操作稳定可靠。1.8项目意义本项目采用煤间接气化产生的半水煤气，通过全中温变换反应（煤气冷激及蒸汽换热方式），物理吸附法脱出CO2，铜洗净化半水煤气，冷激式合成氨，生产年产30万吨合成氨。并且对本项目中的CO变换工段进行物料、热量、设备的初步计算，达到初步设计要求。该项目的建设能有效推动地方经济发展，创造更多就业机会，达到经济效益，社会效益和环境效益相统一。第2章一氧化碳变换系统计算2.1主要参数（1）半水煤气温度：半水煤气饱和塔进口饱和塔出口中变炉进口温度90℃左右120℃左右340左右（2）变换气温度：变换气温度中变炉三段出口低变炉进口低变炉出口397℃左右180℃—210℃210℃~240℃左右变换气温度第一水加热器出口第二水加热器出口第一热水塔出口136℃80℃~110℃变换气温度第二热水塔出口冷却冷凝器出口~95℃40℃（3）热水温度热水饱和塔进口第二热水塔进口第二热水塔出口一水加热器出口温度℃124~12585（从精炼来）103（去精炼）124~125热水一水加热器进口二水加热器出口热水塔补水冷却冷凝器进口温度℃3276114~25（循环水）（4）压力压力半水煤气进段压力蒸汽压力绝压kg/cm3（5）组成干基中变炉三段出口低变炉出口%~5（6）流量流量蒸汽添加量饱和塔循环量精炼水循量二水循环水18~22（一般200吨）（1）设备热损失估计：（a）中变炉：一段△t1=3℃、二三段、△t2=2℃、冷激段△t冷=3℃（b）低变炉：△t=3℃（c）主热变换器Q换=Q人×0.4%；其它设备Q换=Q人×0.3%（2）管道温度损失及压力（3）触媒型号：中变：B120型（4）转化率X=（5）计算基准变换炉工艺条件计算以1Kmol湿半水煤气为准，所有热衡算以1kmol干半水煤气准。（6）入炉汽气比0.6即水蒸汽/干气量=0.6（汽气比）2.2中变炉工艺条件计算1的确定（1）一段进口温度t1=340℃（3）湿半水煤气组成湿基%=co%（湿）=则湿半水煤气组成如下表：成份COCO2H2N2O2CH4+ArH2OH2S干基%3684≤湿基%（4）一段出口温度t1＇的计算t1=t-△+t①式中△t1一盘温度损失△t1=3℃х1=0.5х1=0.1х0=0Cp一定压力，在下的混合气体真分子热容Cp=℃)假设t=463℃其中t=340℃2在t=℃2下Cp=由①式计算得t℃相对误差为∴假设t=463℃符合要求（5）一段生口湿基量及组成以1kmol湿基为设计算基准C0+HOCO+HO+2H2HO近似以为O出口含量为1××；H×××同理可得各组分的一段出口湿基量列表如下：成份COCO2H2N2O2CH4+ArH2O总计一段入口湿基含量出口湿基量0一段出口湿基百分含量（%）0的确定（1）喷水量的计算①喷淋水与一般气换热前后的焓量iHzo及i汽(a)H2O喷水温度t=114℃查[800]Pih22(b)汽假高二段入口温度t=390℃PH2O=P×由PH2O②的计算定性温度t=℃p=7kg/cm2成份COCO2H2N2O2CH4+ArH2OCpyi(%)03③喷淋水量的计算其中代入数据××(390+3)得TNH3二段入湿半水煤气组成①一、二段间冷激后气体的原始组成计算示例:同理可得下表3-9：②入二段气体组成；入二段气体组成如下表：成份COCO2H2N2O2CH4+ArH2O湿基（%）0干基（%）0的计算其中,假设为428℃,查得①Cp的计算℃成份COCO2H2N2O2CH4+ArH2Oyi(%)cpicp②℃经验证假设℃不符合＜0.5%要求重新假设℃得℃＜0.5%所以的温度为435℃CO：：：21.25CH4组分COCO2H2N2O2CH4+ArH2O合计数量0湿基（%）0100%干基（%）0100%的计算(1)二三段可冷激水量的计算式中Cp—二段出口真分子热容—二三段温度损失℃①喷淋水与二段气换热前后焓、=P.×0.2418=②的计算℃成份COCO2H2N2O2CH4+ArH2OCpyi(%)0℃cpiW23===(2)三段入湿半水煤气的量和组成①二、三段间增加汽气比二到三段总的汽气比②二三段间冷却后气体的原始姐成同理可得其它组分的组成：组分COCO2H2N2O2CH4+ArH2O合计湿量湿基100%③入三段气体的组成O2+2H2CO2:0.19007H2:0.33824N2:0.1222H20列表如下

(3)t3＇的计算其中%==79.41%假设t3＇为393℃其中t3=386℃℃求℃组分COCO2H2N2CH4+ArH2OCp01005968℃所以假设t3＇=393℃符合要求(4)三段出口湿气的量和组成;增加水汽量：总水汽量：组分COCO2H2N2CH4+ArH2O合计数量湿基%100%（5）平衡温距查得t2=463℃℃符合计算要求。（1）CO变换反应热（2）（3）气体升温热一段总气量2.3.2喷淋水冷激段（一二段间）（1）段间气体降温热（2）冷激水升温热（3）（1）变换反应热（2）气体升温热：一段总气量2.3.4喷水冷激段（二、三段）①段间气体降温热②冷激水升温执③Q损=①-②=650.438-640.57=气体升温热气体总量==2.4主热变换器的物热衡算(1）进料干半水煤气1kmol;干半气带水汽0.6kmol;干变气1.23kmol;干变气带水汽0.516kmol.(2）出料同进料(1）及值计算①求cp℃℃组分COCO2H2N2O2CH4+ArCp入7.405b:干变气℃℃℃其中假设t9=200℃组分COCO2H2N2O2CH4+ArCp入0(2)值半水煤气带水汽T入=152℃℃变换气带水气℃℃＜0.5%所以假设℃符合要求。2.5低变炉工艺条件计算出计算(1)进入温度℃组成COCO2H2N2O2CH4+ArH2O数量（kmol）0干基（%）0湿基（%）31560(3)进出口转人化率(4)低变炉热损失℃(5)计算①（）的计算设℃-℃℃②的计算在℃组分COCO2H2N2O2CH4+ArH2O℃＜0.5%℃符合要求O2：O组分COCO2H2N2O2CH4+ArH2O合计干基量数量0(1)反应垫(2)温升热2.6第一水加热器物热衡算℃取t13=1361℃热水塔出水温度取决于入塔变换器绝热饱和温度。绝热饱和温度汽液能被加热冷却至极限温度。由热平衡可知当达到绝热饱和温度时气体最终含量将相当于其初始热含量加纯水蒸汽状态进入气体中水蒸汽含量其中—干变气在下平均分子热容———变换气中过热水蒸汽含量—绝热饱和温度下蒸汽焓值—进塔时变换气温含量—饱和湿含量组分COCO2H2N2CH4（干）284422816℃下组分COCO2H2N2CH4c、计算X入及=121℃查得S=2.112kg/㎝2e、计算XS所以假设ts=120℃符合要求.垫水量COCO2H2N2O2CH4H2Oa、出水温度确定℃;t15=t6℃;t16=t15+△t=126.80+0.2=127℃b、入垫(1)干变气带入垫t10=t出-△t=225℃℃①求CP组分COCO2H2N2CH40..01487Q1××(2)干变气中水汽带入热查t10℃汽PH2O×Q2×18×695.0=5740.839Kcal(3)饱热水带水热℃组分COCO2H2N2CH4+Ar;℃其中求得℃;℃符合要求℃较为合同。2.7饱和塔的物热衡算（1）进料①干半气③热水量（2）出料①干半气：②水蒸汽量半水煤气中带水量③出塔水量热水循环量-[饱和塔出气湿含量-入塔气湿含量]（1）入垫①2t=90℃组分COCO2H2N2O2CH4+Ar7..324Q1=1××（2）半水煤气中水气带入热由t=90℃（3）补加热水带入的热由℃在℃组分COCO2H2N2O2CH4+Ar2.8热水塔的物料衡算（1）进料①变换气量：②进塔水量：③补加水量：（在热衡算中算出）（2）出料①干变气量：干气②出塔热水量：③变换中水蒸汽量：（在热衡算中算出）①干半气入热在t=136℃P=条件下求组分COCO2H2N2CH4+Ar②水蒸汽入热查得③热水带入热功当量℃查得④补加水带入热、需要补加的水量热水循环量一进热水塔水量一冷凝水量设℃查得、出塔变换气中带水汽含量c、塔中冷凝水量塔中冷凝水量=（进塔气中含的水-生塔气中含的水）18干半气=（0.4589-0.2229）d、需要补加的水量热水量循环量进热水塔水量-冷凝水量、补加水带入热其中℃查得（1）干变气带出热在℃下条件下求（2）水蒸汽带出热在℃下查得（3）热水带出热由℃查得则＜0.5%所以假设℃符合要求。2.9二水加热器的物热衡算（1）进料①干变气②变换气中带水汽百分含量（2）出料①干变气在热量衡算中一并算出②变换气中带水汽在热量衡算中一并算出③冷凝水（1）入热①干变气带入热组分COCO2H2N2CH4+Ar（2）水汽带入热查（1）设出塔变换气带水汽量为冷凝水量=变换水带入水-带出水（2）干变气带出的热组分COCO2H2N2CH4+Ar（3）软水带出热（4）冷凝水带出热＜0.5%第3章公用工程设施3.1公用工程方案新建项目按规划要求，使总平面布置与其适应，并考虑予留发展及施工方便。在满足生产工艺流程，安全消防，管理及维修方便的要求下，同类型的工艺生产装置及辅助设施，尽量结合在一起。布置有利于生产和原材料及产品运输，力求流程短捷流畅，避免交叉。在符合有关规范要求下，布置紧凑，节约用地，力求整体协调，美观[15]。3.2给排水在本项目中考虑生活和生产用水较多，所以要根据地理优势建设一个净水站，供应生产、生活用水。排水高有污水处理站，对外排污水进行预处理，再由园区污水处理厂综合处理。结论毕业论文是本科学习阶段一次非常难得的理论与实际相结合的机会，通过此次合成氨工艺的设计，我摆脱了单纯的理论知识学习状态，和实际设计的结合锻炼了我的综合运用所学的专业基础知识，解决实际工程问题的能力，同时也提高我查阅文献资料、设计手册、设计规范以及电脑制图等其他专业能力水平，而且通过对整体的掌握，对局部的取舍，以及对细节的斟酌处理，都使我的能力得到了锻炼，经验得到了丰富，并且意志品质力，抗压能力及耐力也都得到了不同程度的提升。虽然毕业设计内容繁多，过程繁琐。但我的收获却更加丰富。各种工艺参数的选择与设定，各种设备的选型，我都是随着设计的不断深入而不断熟悉并学会应该用的。所以通过这次设计是我对合成氨有了更深一步的了解，并使我对其中的一氧化碳变换工段有了全面深入的认识。因为合成氨跟我的工作有直接关系，所以通过这次设计让我对我以后的工作更加了解，更加有利于个人的发展。由于合成氨的变换工段是成熟工艺，参考文献资料较多，在本设计中，主要参考了《小合成氨厂工艺技术与设计手册》和《3000吨合成氨厂工艺和设备计算》这两本书。其中的涉及的图表和部分公式均来自《小合成氨厂工艺技术与设计手册》。由于本人水平有限，本设计肯定会有不少缺点与不足，热切期望得到各位老师的批评指正。参考文献[1]陈五平.无机化工工艺学上册[M].第三版,北京：化学工业出版[2]张成芳.合成氨工艺与节能.华东化工学院出版社，1988[3]王红林陈砺.化工设计.华南理工大学出版社，2001[4]丁振亭.大化肥装置的现状及发展趋势[J].化肥工业,1995,22(3):131.[5]宋航.化工技术经济.化学工业出版社，2006[6]卓远清.水煤浆制合成氨原料煤源的调查及评述[J].大氮肥,1996,19(1):9.[7]AtwoodKArnoldMR,Appel,E,G.lnd.Eng.Chen.1950,(42):1600.[8]周振戎.变压吸附制纯氧、富氧连续气化制合成气初探[J].中氮肥,1995,(6):11.[9]VanKrevelenDW,HoftizerPJ.andHuntijenFJ.Rec.Trav.Chem,1949,63～191.[10]HontiG.D.TheNitrogenIndustryPartI.AkademiaiKiadoBadapest.1976.[11]井上辰雄，“低温CO转化触媒”，硫安技术，第17卷第二期，1~8页(1964)。[12]李应麟,尹其光.化工过程的物料衡算和能量衡算[M].北京:高等教育出版社,1987.27.[13]朱子彬，小氨肥设计技术，No2,40-43（1985）[14]国家医药管理局上海医药设计院，<<化工工艺设计手册>>化学工业社1996年6月第二版.ISBN7-5025-1537-2[15]邓世水.合成氨“三废”和余热资源化途径简述附录A合成氨装置中二氧化碳去除部分的改造在IFFCOKalol摘要合成氨装置中的二氧化碳去除部分是高度的耗能过程。为了使其更节能和环境友好，因此做了很多研究。MDEA过程对于二氧化碳去的去除，是最好的可用的程序，以满足特定的二氧化碳纯度高、最低H2损失、无腐蚀、低能源需求与低的资本投资的装置的条件。在IFFCOKalolMEA二氧化碳脱除中可直接换用一个MDEA重整解决方案。装置增容中二氧化碳脱出部分的技术改造是为了提高生产能力。MDEA过程增加了二氧化碳吸收能力并减少能量需求且没有明显的花费。简介在合成气中二氧化碳是不能保留的部分，因为它会使合成氨催化剂中毒。因此从体积上必须减少合成气中的二氧化碳含量至5到10PPM。二氧化碳吸收由选择性吸收后进行低温变换转化。二氧化碳去除过程都基于在二氧化碳溶剂中化学和物理吸附。有很多种方法可以从合成气中移除二氧化碳。基于使用的过程，可以是气体吸收归类为物理或化学吸收过程。A.M.KunjunnyM.R.PatelNavinNathSeniorGeneralManagerSeniorManager(Process)SeniorEngineer(Process)物理吸附过程通常使用有机溶剂吸收二氧化碳作为其分压的功能。由于高二氧化碳荷载作用，所以对于这些典型的过程涉及到流通率与较少的公用设施费用。常用的物理吸附过程是乙二醇过程，这种溶剂是polythelene-乙二醇的同系物。化学吸收过程可分为三个主要类别；热碳酸钾过程、alkanolamines进程和其他化学吸收过程。商用中的热碳酸钾过程是Befield的过程，甘氨Vetrocoke进程和急流过程。在Alkanolamines进程中的溶液是胺类组份。最常使用的解决方案是单乙醇胺(MEA)和二乙醇胺(DEA)等。当今最优先解决胺过程是活化甲基二乙醇胺(a-MDEA)。二氧化碳去除活性的MDEA过程是一个物理/化学吸收的过程。它表现为物理吸附过程在较高的部分压力的二氧化碳和化学吸收过程中的低二氧化碳部分过程。在低CO2部分过程的化学吸收过程。大部分的溶液可以通过简单的闪光再生，从而导致非常低的能量消耗。2.0各种二氧化碳去除流程由于投资和能耗，在合成氨过程中二氧化碳的脱除是非常重要的部分，并且由于快速的能源成本增加，二氧化碳去除过程是持续改善。由于这样的要求，所以脱除每千摩尔的二氧化碳所消耗的能量已从9500大卡/公斤减少到36000大卡/公斤。3.0在IFFCOKalol中二氧化碳脱出部分的详细信息在选择技术中，单乙醇胺（多边环境协定）溶液筛板塔的设计被选定为氨厂中脱出二氧化碳的设备在IFFCOKalol。请参阅图-1。mononethanol胺溶液高度腐蚀性和脱碳部分的腐蚀问题导致频繁的停工，生产能耗损失较高。为了减少腐蚀速率和节约能源，在1979年安装了尤卡胺后卫-Ⅱ系统。通过UAGII系统，可以降低二氧化碳汽提塔再沸器中蒸汽25t/小时。这一变化，二氧化碳去除部分中频繁出现的故障消除了。减少氨的能源消耗0.13Gcal/t。这并不包括实现不间断运行的装置的增益。稍后试图增加的装置在1994年从910tpd增长到1100tpd，二氧化碳去除部分也是瓶颈之一，由于使用石脑油作为部分进料。生产中产生的二氧化碳增加了27%。中文全称胺防护Ⅱ脱碳系统的主要工厂的生产能力限制增加到1100吨。二氧化碳的脱出改造包括：增加二氧化碳去除能力具体的节能降耗减少腐蚀速率采用环境友好、可生物降解的化学物质。对各种以满足我们要求的二氧化碳去除过程进行了研究并发a-MDEA过程是最合适的。3.1a-MDEA过程的优点：对比其他流程，活化的MDEA流程的主要优点总结如下：1.在活化MDEA流程中高效脱除二氧化碳可以采用同样的设备和更低的循环率。2.合成气中的低惰性组成取决于二氧化碳含量。这是理想的，因为现有的合成部分是专为低惰性。低二氧化碳气体含量对生产气体有进一步的优势，如减少氢甲烷化，合成气中的高单程转化取决于从合成回路中的低惰性组成和还原气。3.纯二氧化碳在MDEA激活脱碳过程是99.8%，在其他流程情况下，它是大约98.5%。在MDEA中二氧化碳激活的氢含量较少。二氧化碳中的氢含量使爆炸混合物在尿素装置和更高氢增加氨损失。高氢也对尿素中的腐蚀处理产生了影响，因为它有助于氢渗透和随之而来氧