年产三十万吨合成氨装置的粗煤气一氧化碳耐硫变换工艺设计

年产三十万吨合成氨装置的粗煤气一氧化碳耐硫变换工艺设计摘要 本文介绍了合成氨生产基本情况以及年产三十万吨合成氨系统流程，介绍了一氧化碳变换的基本原理，工艺条件以及工艺参数和变换催化剂的选择原则。并且对第一和第二变换炉进行热量和能量衡算，对催化剂装填量进行计算，掌握了变换系统的设计方法。关键词：变换，催化剂，工艺条件，一氧化碳含量目录第一章前言……………………（4）第1．1节合成氨在国民经济中的重要地位…（4）第1．2节合成氨工业发展简介………………（5）第1．3节天脊集团合成氨的生产方法………（5）第二章设计说明………………（7）第2．1节设计目的……………（7）第2．2节工艺原理……………（7）第2．3节工艺条件对一氧化碳含量的影响…（7）第2．4节上下流程配置………(8)第2．5节催化剂的选择………(8)第2．6节热量回收……………(9)第三章设计计算………………（10）第3．1节已知条件与要求…………………（10）第3．2节核算蒸汽是否够用………………（10）第3．3节计算煤气成分……（11）第3．4节变换炉温升的估算…………………（11）第四章物料衡算………………（13）第4．1节第一变换炉的物料衡算……………（13）第4．2节第二变换炉的物料衡算……………（15）第五章热量衡算………………（18）第5．1节第二换热器进口煤气温度的计算…（18）第5．2节第一换热器进口煤气温度的计算…（19）第5．3节第一换热器热量衡算………………（21）第5．4节第二换热器热量衡算………………（21）第5．5节第一变换炉热量衡算………………（22）第5．6节第二变换炉热量衡算………………（23）第六章变换炉的工艺计算……（23）第6.1节催化剂用量的计算…………………（23）第6.2节变换炉工艺尺寸的计算……………（25）第6.3节催化剂床层阻力的计算……………（26）第七章换热器选型……………（29）第7.1节第一换热器的选型与计算…………（29）第八章设备一览表……………(34)第九章设计结果分析和改进方向……………（34）第十章参考文献………………（35）第十一章致谢…………………（36）第一章前言第1．1节合成氨工业在国民经济中的重要地位合成氨是化工的重要组成部分，在国民经济中有相当重要的位置。氨是化学工业的重要原料之一，用途十分广泛。以氮和氢为原料合成氨，是目前世界上采用最广泛，也是最经济的一种方法。氨的用途很广。以氨为主要原料可以制造各种氮素肥料和复合肥料。氨本身就是一种高效肥料，液氨含氮82.3%，一些国家已大规模直接施用液氨。可见，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着十分重要的作用。氨是氮肥的主要原料，可生产尿素、硫酸铵、硝酸铵、碳酸氢铵等；氨还可用来生产多种复合化肥，如磷酸氢铵等。对农业生产有重大意义。氨也是一些工业部门的重要原料。工业用氨量已占合成氨产量的百分之十以上。基本化学工业中的硝酸、纯碱、各种含氮无机盐，有机化学中的各种含氮中间体。制药工业中的磺胺类药物和高分子化学工业中的氨基塑料、聚酰胺纤维、丁腈橡胶等，都需直接或间接以氨为原料。食品工业中，氨广泛用作冷冻剂，冶金工业、石油加工工业、机械工业亦需使用氨或其加工产品。氨还应用于国防和尖端科学技术部门。制造三硝基甲苯、三硝基苯酚、硝化甘油、硝化纤维等多种炸药都要消耗大量的氨。生产导弹、火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。不仅如此，合成氨工业的迅速发展，又促进了一系列科学技术和化学合成工业的发展。如高压低温技术、催化和特殊金属材料的应用、固体燃料气化、液体和气体燃料的合理使用，以及尿素、甲醇、高级醇的合成，石油加氢，高压聚合物（如高压聚乙烯）的生产等，都是在合成氨工业的基础上发展起来或应用其生产技术成就而获得成功的。随着科学和生产技术的发展，合成氨工业在国民经济各部门中的作用必将日益显著。第1．2节合成氨工业发展简介1784年，有学者证明氨是由氮和氢组成的。19世纪，人们试图利用高温、高压、电弧、催化剂等手段试验直接合成氨，均未成功。19世纪末，在化学热力学、动力学和催化剂等领域取得一定进展后，对合成氨反应的研究有了新的进展。1901年法国物理化学家吕·查得利开创性地提出氨合成的条件是高温、高压，催化剂存在。1912年在德国建立了世界上第一个日产30吨的合成氨厂。在以后的生产过程中，人们对合成氨的生产工艺进行了不断改进和完善，如变换工艺的改进。原料气净化方法的革新及合成塔的改造等，但工艺路线没有大的变化。改革开放以来，我国合成氨工业发展很快，产量不断增加，在原料气制造方面，基本掌握了煤、油、气不同原料的气化技术。为了满足我国社会主义建设发展的需要，在发展煤炭加工业的同时，还积极开发石油和天然气资源，开展综合利用，逐步扩大了合成氨工业的原料来源。近年来，由于透平式离心压缩机和电子计算机自动控制等新技术的应用，使我国合成氨工业朝现代化方向迈进了一步。但是，单位氨产量的能量消耗、劳动生产率等方面和工业发达国家相比仍有较大差距。按人口平均的化肥产量（吨/人·年）和单位种植面积施肥量仍然较低。所以高速发展合成氨工业仍是一项紧迫的任务。第1．3节天脊集团合成氨的生产方法天脊煤化工集团有限责任公司是我国于20世纪80年代初从国外成套引进技术和设备而兴建的，以煤为原料生产硝酸磷复合肥的大型煤化工基地。其年产30万吨合成氨装置采用MARK-IV型鲁奇加压气化炉气化制成的粗煤气，在一氧化碳变换工序中经过两段钴钼系耐硫催化剂床层进一步提高H2含量，冷却后的变换气进入低温甲醇洗工序除去变换气中CO2、H2S，除去CO2、H2S的合成气再进入液氮洗工序，脱除CO的同时将N2和H2配比成适当的比例经合成气压缩机提压后送入托普索100型合成塔进行氨合成。在2021年我公司将托普索100型合成塔技术改造为卡萨利300型轴径向型合成塔，在2021年我公司又进行了扩产改造，在原基础上增加部分设备使装置生产能力提高到年产合成氨45万吨。中国是世界上少有的以煤为原料进行合成氨和甲醇生产的国家。众所周知，煤化工与石油化工、天然气化工比较，具有先天不足。主要表现在：工艺流程长，技术复杂；产品较单一，产业链较短；废物排放多，环保问题突出；装置投资高，经济效益较差。但是，随着煤化工技术的发展和国际石油形势的日趋紧张，发展煤化工是必然的选择，煤化工产业已成为中国国民经济持续发展的重要保障。山西是煤炭大省，煤种齐全，为发展煤化工提供了得天独厚的资源条件。山西是我国重要的煤化工基地，煤化工以焦化、气化和乙炔化工为主，代表企业有天脊、三维、山焦、太化、丰喜、兰花等。天脊煤化工集团前身为山西化肥厂，属中国“六五”重点建设工程，是20世纪80年代初成套引进德国、日本、法国、挪威等八个国家的十一项专利技术建成的大型高效复合肥生产基地，充分发挥了山西的煤炭资源优势，弥补了中国复合肥的不足，是山西省有代表性的煤化工企业。经过80年代建设、90年代完善改造和近几年快速发展，天脊目前已形成了年产合成氨81万吨、硝酸81万吨、硝酸磷肥90万吨、尿素60万吨、多孔硝铵20万吨、水泥30万吨、塑料编织袋7500万条的生产能力。第二章设计说明第2．1节设计目的 本设计为年产三十万吨合成氨装置中的一氧化碳变换工序，目的是为了提高从造气工序生产出的粗煤气中的氢含量，降低其中的一氧化碳含量。第2．2节工艺原理一氧化碳和水蒸气在催化剂的作用下反应生成二氧化碳和氢气。其反应式：CO+H2O﹦CO2+H2+410894kJ/kmol称做水煤气变换反应，简称变换反应。变换反应为放热等分子可逆反应。因此降低反应温度和增加蒸汽用量都可降低变换气中CO的平衡浓度，若温度高，蒸汽量少，将不利于变化反应甚至还可能发生逆变换反应过程。在要求变换气中CO浓度一定的条件下，降低反应温度是降低蒸汽用量的必要手段。在不能降低反应温度条件下，片面追求降低CO浓度，将会造成极大的蒸汽浪费。第2．3节工艺条件对CO含量的影响除催化剂、反应热以外，对一氧化碳变换反应产生影响的还有反应温度、水蒸气、CO2、压力等工艺条件。2.3.1反应温度的影响由化学反应平衡移动原理可知，反应温度越低，越有利于CO的变换，但工业生产中，降低反应温度和催化剂的性能综合考虑，反应开始时为提高反应速度一般在比较高温度下进行，在反应后段，为使反应进行比较完全，必须降低反应温度。通常情况下，反应器入口温度要高出催化剂起活温度20-30℃。另外由于煤气被水蒸气饱和，出口温度还要高出露点温度25-30℃。2.3.2水蒸气含量的影响适度增加水蒸气的含量，也就提高了反应物浓度，有利于变换反应的进行，鲁奇炉产生的高水汽比煤气含有的水蒸气，足以满足反应的需要。2.3.3CO2含量的影响如果在每次反应后除去CO2，则反应向生成H2的方向移动，但是这样会导致流程复杂，设备增多。随着宽温耐硫变换催化剂的研制成功和推广应用，解决了这一问题。2.3.4压力的影响从理论上讲，压力对变换反应无多大影响，因为变换反应是气体等分子反应。但是实际生产中，由于高汽气比的水煤气含大量的水蒸气，压力升高，水蒸气分压随着升高，各段入口变换气露点随之升高，为保护催化剂，势必各段的温度也要提高，出口温度提高，CO的含量就不能保证，因此压力对变换反应的影响不可小视。第2．4节上下流程配置从气化工序来的粗煤气，绝对压力2.94MPa，冷却到被蒸汽饱和的181℃后进入本变换工序，经过一氧化碳变换后进入低温甲醇洗脱硫脱碳和液氮洗脱除一氧化碳、甲烷。第2．5节催化剂的选择一氧化碳变换反应催化剂的选用，主要根据合成氨生产工艺要求来确定，主要依据为原料气和变换气中一氧化碳和二氧化碳的含量、原料气中硫化氢和有机硫化物的含量以及原料气最终精制工艺的要求。本合成氨装置采用低温甲醇洗﹙-65℃﹚脱硫脱碳以及液氮洗脱除一氧化碳、甲烷，和甲烷蒸汽转化的工艺路线。变换入口粗煤气中一氧化碳和二氧化碳的含量较高，硫化氢干基含量达0.77％。铁铬系高变催化剂虽然对工艺气中低浓度的硫化物不敏感，但是硫化物浓度太高，高于500×10-6，则催化剂会产生硫中毒（硫中毒反应Fe3O4+3H2S=3FeS+4H2O），生成的FeS在水蒸气和高温的作用下，又会发生分解而放出H2S，从这个意义上说，高变催化剂硫中毒是可逆的，当原料气中的硫含量降到很低时，催化剂的中毒现象可基本消失，但是FeS的生成和分解，使催化剂的强度下降，因此当原料气中硫含量较高时，不宜选用。而硫和氯就是传统的低变催化剂最主要的毒物，可使低变催化剂发生永久性中毒，硫可与催化剂的活性金属铜发生反应而生成硫化铜，使催化剂的有效成分减少，活性下降。据介绍，低变催化剂中的硫含量只要达到0.25％，其活性将下降一半，原料气中硫含量即使只有1×10-6，也会使催化剂中毒而失去活性，大大缩短使用寿命。因此，本变换系统不能选用铁铬系变换催化剂和铜系催化剂，须选用钴钼系宽温耐硫变换催化剂。钴钼系宽温耐变换催化剂与铁铬系变换催化剂相比具有以下优异特点：1、良好的低温变换活性，操作温度可比铁铬系变换催化剂低100℃以上，2、很宽的活性温区，但作为宽温变换催化剂的使用是有条件的，需要存在一定的硫化氢浓度，操作温度越高，汽气比越大，要求的最低硫化氢含量也就相应提高，3、突出的耐硫和抗毒性能，活性成分以硫化物形式存在，因此对硫化氢浓度上限无要求，同时少量的毒物对其活性基本没有影响，4、可再生，失活后可通过蒸汽或空气处理，然后进行硫化使其活性恢复，5、强度高，载体通常为γ-Al2O3或MgAl2O4，硫化后强度可提高30％～50％，6、选择性好，无论是高压或低压，高温或低温，在变换工艺条件下基本不发生副反应，7、使用寿命与工艺条件有关，一般3～5a，如条件缓和会更长。8、能够将有机硫降解为无机硫，从而使硫化物从工艺系统脱除后便于回收利用。本合成氨流程低温甲醇洗脱硫脱碳工序放到了变换工序之后决定了在变换炉中必须采用耐硫催化剂，并且按热量能级顺序首先进行变换反应，然后再进行低温甲醇洗，降低了合成系统的能耗。根据以上原则和钴钼系宽温耐变换催化剂的特点以及后序的净化流程，在本设计中采用齐鲁石化研究院生产的QCS-04耐硫变换催化剂。第2．6节热量回收变换反应是一个强放热反应，大量余热的利用对吨氨能耗有很大的影响，做好变换装置的热回收设计对工厂的经济意义重大。同时，段间热量的及时移出有利于反应的进行。变换热利用的合理性，不仅体现在热能的充分回收上，还表现在热能尽可能不降级使用，即较高温度（较高能级）的热能加热高温物料或直接生产蒸汽，低温余热用于加热低温物料，使能级不同的变换热能做到物尽其用，获得最大的回收效益。第三章设计计算第3．1节已知条件与要求已知条件：从造气工序来的粗煤气，绝对压力2.94MPa,被冷却到被蒸汽饱和的181℃后，进入本工序。总湿气量为164000。粗煤气（干基）的主要成分（体积）：组成N2COCH4CO2H2合计含量％2.3522.788.5426.7539.59100要求：出变换工序的CO含量要达到3％（干基），因为后工序要进行的甲烷蒸汽转化反应是吸热反应，用这部分未被变换的CO作为燃料气来为甲烷蒸汽转化反应提供热量，所以不能把CO全部变换掉。第3．2节核算核算：从造气工序来的粗煤气中的水蒸汽对变换反应是否充足。查181℃时的饱和水蒸气压PS=1.0254MPa 则： 而干气中CO的百分含量是22.78％， 因为变换反应中CO和H2O（g）之比为1：1，所以在181℃、2.94MPa下被水蒸汽饱和的粗煤气进行变换反应，其中的水蒸汽已经足够了，不用再补加水蒸汽。第3．3节计算煤气的成份以1kmol干煤气为基准计算湿煤气的成分： 单位干煤气里携带的蒸汽量为0.5356kmol则湿煤气的成分为：N2：CH：CO：CO：H：：将上述煤气各成分列为下表：组成N2COCH4CO2H2H2O合计含量（％）1.514.515.4317.0425.2336.29100含量（kmol）0.0150.14510.05430.17040.25230.36291第3．4节变换炉温升估算式中：出、进催化剂床气体温度℃：出、进催化剂床气体的变换率：进催化剂床气体在平均温度()下的真实分子热容kcal/kmol,℃：进口温度下的反应热kcal/kmolCO%：气体中CO的浓度，摩尔分率查表得到在0—600℃范围内的平均热容为8.35kcal/kmol，ΔHR=9000kcal/kmol 变换率：X=进口煤气、出口变换气中一氧化碳的含量，，（干基）代入数字可以得到变换率为：X===84.3 代入数字可以得到大致的温升为：==134.8℃从上面的计算可以看出要使粗煤气中的CO含量从22.78%经过变换反应降到3%，变换炉的温升大概在130~140℃。而我们设计所选用的催化剂QCS-04的活性温度范围是320~480℃。通常情况下，反应器入口要高出催化剂起活温度10~30℃，另外由于煤气被水蒸气饱和，出口温度还要高出露点温度25~30℃。如果把此变换反应放到一台变换炉中进行的话，变换气的出口温度很可能会超过催化剂的活性温度从而使催化剂失活。并且变换反应是放热反应，随着温度的升高将不利于变换率的提高，即使在一台变换炉可以达到变换率，势必会使变换炉的高度增加而使设备投资费用增加和造成床层出口超温。综合上述原因，本设计将此变换反应定为在两台变换炉中进行。为了充分利用催化剂的活性范围，我们将第一变换炉入口的温度定为330℃，把第一变换炉出口温度定为410℃。然后将变换气引出与粗煤气换热降低变换气的温度，在第二变换炉中继续进行变换反应。第四章物料衡算第4．1节第一变换炉的物料衡算第一变换炉的入口温度选为330℃，出口温度选为410℃，查表在410℃(683K)时变换反应的热效应：-ΔH=9094.97kcal/kmol湿煤气由330℃升至410℃，平均温度为370℃。在370℃时，常压下各组分的平均定压热容： 表4—1组分CO2COH2H2OCH4N2Cpkcal/kmol,℃10.217.1066.9748.33210.5737.059湿煤气在370℃，常压下的分子热容：CP0=ΣyiCpi=10.21×0.1704+7.106×0.1451+6.974×0.2523+8.332×0.3629+10.573×0.0543+7.059×0.015=8.23kcal/kmol,℃由《氮肥设计手册》，查出各气体的临界温度，临界压力：表4—2组分CO2COH2H2OCH4N2Tc,K304.213333.3647190126.2Pc,atm72.934.512.8218.345.833.5利用上表中的数据，可以求得在进口组成的虚临界值：Tc=Σyi.TCi=304.2×0.1704+133×0.1451+33.3×0.2523+647×0.3629+190.7×0.0543+126.2×0.015=326KPc=Σyi.Pci=72.9×0.1704+34.5×0.1451+12.8×0.2523+218.3×0.3629+45.8×0.054356+33.5×0.015=102.9atm设入口压力:2.90MPa=28.62atm则可以求得入口状态下的：对比温度：对比压力：查热容校正图：ΔCp=0.165kcal/kmol℃由热平衡关系，求第一变换炉出口气体变换率：式中：出，进催化剂床气体温度℃：出，进催化剂床气体的变换率：进催化剂床气体在平均温度()下的热容kcal/kmol·℃：进口温度下的反应热kcal/kmolCO%：气体中CO的浓度，摩尔分率Δt：因损失而造成变换气温度降℃(取10℃变换了的CO的量为：0.1451×0.5725=0.08307kmol(1kmol湿煤气中CO变换量)剩余的CO的量为：0.1451-0.08307=0.0620kmol则第一变换炉出口各组分：(以1kmol湿气为基准)N2：0.015kmolCO：kmolCH4：0.0543kmolCO2：0.2535kmolH2：kmolH2O：0.3629－0.08307=0.2798kmol第一变换炉出口各组分含量表：表4—3组分N2COCH4CO2H2H2O合计含量（％）1.56.25.4325.3533.5427.98100含量kmol0.0150.06200.05430.25350.33540.27981410℃lgKp=1914/T-1.782=1914/683-1.782=1.02Kp=101.02=10.47第一变换炉入口温度为：330℃第一变换炉出口温度为：410℃第一变换炉入口CO变换率为：0第一变换炉出口CO变换率为：57.25％第4．2节第二变换炉的物料衡算第二变换炉入口压力假定为：2.81MPa=27.73atm第二变换炉的入口温度选为305℃，出口温度选为337℃，平均温度为321℃(594K)。在321℃，常压下各组分的平均定压热容为：表4-4组分CO2COH2H2OCH4N2Cpkcal/kmol,℃10.637.06686.96428.253610.23497.0247则第二变换炉中变换气在321℃时的平均热容为：=10.063×0.2535+7.0668×0.062+6.9642×0.3354+8.2530.2798+10.2349×0.0543+7.0247×0.015=8.294kcal/kmol,℃=289.1K=90.5atm查热容校正图：ΔCP=0.172CP=CP0+ΔCP=8.294+0.172=8.466kcal/kmol,℃337℃=9270.9kcal/kmol337=t-10+9270.9×0.1451/8.466×(0.843-0.5725)t=304.7℃≈305变换了的CO总量：0.1451×0.843=0.1223kmol则第二变换炉出口各组分：(以1kmol湿气为基准)N2：0.015kmolCO：kmolCH4：0.0543kmolCO2：0.2927kmolH2：kmolH2O：0.3629－0.1223=0.2406kmol第二变换炉出口成分含量表：表4—5组分N2COCH4CO2H2H2O合计含量（％）1.52.285.4329.2737.4624.06100含量kmol0.0150.02280.05430.29270.37460.240614.2.3物料衡算表：以1kmol湿煤气为基准的物料衡算表：表4-6组分进变换系统第一变换炉出口出变换系统kmol％kmol％kmol％N20.0151.50.0151.50.0151.5CO0.145114.510.06206.20.02282.28CH40.05435.430.05435.430.05435.43CO20.170417.040.253525.350.292729.27H20.252325.230.335433.540.374637.46H2O0.362936.290.279827.980.240624.06合计110011001100以1kmol干煤气为基准的物料衡算表：表4-7组分进变换系统第一变换炉出口出变换系统kmolV％kmolV％kmolV％N20.02352.350.02352.080.02351.97CO0.227822.780.09738.610.03583.00CH40.08538.530.08537.550.08537.16CO20.267526.750.397935.190.459538.54H20.395939.590.526446.570.587949.32合计11001.13041001.1920100H2O0.535653.560.404835.810.343328.80总湿气1.5356153.561.5356135.811.5356128.80第五章热量衡算第5．1节第二换热器进口煤气温度的计算粗煤气330℃以1kmol湿煤气为基准：粗煤气330℃第二换热器第二换热器变换气410℃ 变换气305℃粗煤气t图5—1变换气由410℃降到305℃，平均温度为357.5℃(630.5K)。在630.5K下，常压下各组分的平均定压热容为： 表5—1组分CO2COH2H2OCH4N2Cpkcal/kmol℃10.17257.0966.97158.31210.48687.0503Cp0=∑yiCpi=10.1725×0.2535+7.096×0.062+6.9715×0.3354+8.312×0.2798+10.4868×0.0543+7.0503×0.015=8.3578kcal/kmol,℃TC=289.1KPC=90.5atm查普遍化热容校正图：ΔCP=0.144CP=CP0+ΔCP=8.3587+0.144=8.5018kcal/kmol,℃煤气在330℃(603K)时，常压下各组分的平均定压热容：表5—2组分CO2COH2H2OCH4N2CpKcal/Kmol℃10.097.0746.9668.26810.2947.031CP0=∑yiCpi=10.09×0.1704+7.074×0.1451+6.966×0.2523+8.268×0.3629+10.294×0.0543+7.031×0.015=8.1683kcal/kmol,℃TC=325KPC=103.7atmTr=603/325=1.855Pr=28.62/103.7=0.276查普遍化热容校正图：ΔCP=0.189CP=CP0+ΔCP=8.1683+0.189=8.3573kcal/kmol,℃该换热器热损为：1×8.5018×(410-305)=1×8.3573×(330+5-t)t=228第5．2节第一换热器进口煤气温度的计算以1kmol湿煤气为基准计算：t,待求第一换热器 粗煤气181℃ 粗煤气第一换热器第二变换炉337℃ 图5—2煤气从181℃升至228℃，平均温度为204.5℃(477.5K)。在477.5K下，常压下各组分的平均定压热容为：表5—3组分CO2COH2H2OCH4N2Cpkcal/kmol℃9.69446.97366.94098.07659.44066.9336CP0=∑yiCpi=9.6944×0.1704+6.9736×0.1451+6.9409×0.2523+、8.0768×0.3629+9.4406×0.0543+6.9336×0.0150=7.9627kcal/kmol,℃TC=325KPC=103.7atmTr=477.5/325=1.469Pr=29.01/103.7=0.280查热容校正图：ΔCP=0.4CP=CP0+ΔCP=7.9627+0.4=8.3627kcal/kmol,℃第二变换炉出口变换气在337℃(610K)时，常压下各组分的平均定压热容:表5—4组分CO2COH2H2OCH4N2Cpkcal/kmol℃10.1117.07966.96748.279210.34537.0359CP0=∑yiCpi=10.111×0.2927+7.0796×0.0228+6.9674×0.3746+8.2792×0.2406+10.3453×0.0543+7.0359×0.0150=8.3802kcal/kmol,℃TC=272.5KPC=84.4atmTr=610/272.5=2.239Pr=27.34/84.4=0.324查热容校正图：ΔCP=0.128CP=CP0+ΔCP=8.3802+0.128=8.5082kcal/kmol,℃取换热器热损为2℃：1×.3627×(228-181)=1×8.3627×(337-2-t)t=288第5．3节第一换热器热量衡算以1kmol湿煤气为基准计算：变换气由337℃降至288℃，平均温度为312.5℃(585.5K)，在585.5K，常压下各组分的平均定压热容：表5—5组分CO2COH2H2OCH4N2Cpkcal/kmol℃10.03757.066.96258.2410.17637.0188CP0=yiCpi=10.0375×0.2927+7.06×0.0228+6.9625×0.3746+8.24×0.2406+10.1763×0.0543+7.0188×0.0150=8.3476kcal/kmol,℃TC=272.5KPC=84.4atmTr=585.5/272.5=2.149Pr=27.34/84.4=0.324查热容校正图：ΔCP=0.151CP=CP0+ΔCP=8.3476+0.151=8.4986kcal/kmol,℃煤气由181℃升至228℃吸热量为：1×8.3627×(228-181)=393.05kcal/kmol变换气由337℃降温到288℃放热量为：1×8.4986×(337-288)=416.43kcal/kmol热损失：416.43-393.05=23.38kcal/kmol(23.38/393.05×100%=5.95%)第5．4节第二换热器热量衡算以1kmol湿煤气为基准计算：变换气由228℃升至330℃，平均温度为279℃(552K)在552K，常压下各组分的平均定压热容：表5—6组分CO2COH2H2OCH4N2CpKcal/Kmol℃9.93287.03326.95588.18859.94726.9932CP0=∑yiCpi=9.9328×0.1704+7.0332×0.1451+6.9558×0.2523+8.1885×0.3629+9.9472×0.0543+6.9932×0.0150=8.0845kcal/kmol,℃TC=325KPC=103.7atmTr=552/325=1.698Pr=28.82/103.7=0.278查热容校正图：ΔCP=0.26CP=CP0+ΔCP=8.0845+0.26=8.3445kcal/kmol,℃第二换热器中煤气从228℃升温到330℃吸热：1×8.3445×(330-228)=851.14kcal/kmol变换气从410℃降温到305℃：1×8.5018×(410-308)=892.69kcal/kmol热损失：892.69-851.14=41.55kcal/kmol（41.55/892.69×100%=4.65%）第5．5节第一变换炉的热量衡算以1kmol湿煤气为基准：CO变换反应热：出第一变换炉的CO变换率为57.25%。CO变换量为：0.2278×0.5725=0.1305kmol/kmol0.1305×9094.97=1186.89kcal/kmol粗煤气升温耗热：1.5695×8.4×(410-330)=1054.70kcal/kmol热损失：1186.89-1054.70=132.19kcal/mol第5．6节第二变换炉的热量衡算以1kmol湿煤气为基准：CO变换量为：0.0973-0.0358=0.0615kmol/molCO变换反应热为：0.0615×9270.9=570.16kcal/kmol气体升温耗热为：1.5695×8.4662×(337-305)=425.21kcal/kmol热损失：570.16-425.21=144.95kcal/kmol第六章变换炉的工艺计算第6．1节变换催化剂用量的计算变换催化剂用量的计算：VR=τ0×V0式中：VR---催化剂体积，m3τ0----标准接触时间，h.m3/Nm3V0----通过催化剂气体体积，Nm3/h6.1.1运用施湛青主编，《无机物工艺学》上册第六章中变换催化剂用量计算：若令K----反应速度常数，Nm3/m3催化剂.h则6.1.2通过触媒床气体的体积的确定：为了在事故情况下或者床层阻力上升情况下仍然能够维持生产，本设计特设变换系统为两个相同的系列。从造气工序来的总湿气为164000，所以通过每一系列的湿气体积为：V0=Nm3/h因为没有查到催化剂的资料，所以在本设计中暂用型催化剂的资料来代替说明催化剂装填量的计算方法。型催化剂：式中T为热力学温度，K为反应速度常数第一变换炉催化剂用量的计算：=330℃=410℃==370℃(643K)lgKP=KP=15.6557根据W=KP-1=15.6557-1=14.6557u=KP(A+B)+(C+D)=15.6557×(0.145+0.3629)+(0.1704+0.2523)=8.3758V=KPAB-CD=15.6557×0.1451×0.3629-0.1704×0.2523=0.7814q==4.9342x=0.1451-0.0620=0.0831τ0==1.485hVR=1.485×10-4×82021=12.156第二变换炉催化剂量的计算：t平均==321℃(594K)lgKP=KP=27.5423根据w=KP-1=27.5423-1=26.5423u=KP(A+B)+(C+D)=27.5423×(0.062+0.2798)+(0.2535+0.3354)=10.0029V=KPAB-CD=27.5423×0.062×0.2798-0.2535×0.3354=0.3928q===7.6561x=0.062-0.0228=0.0392τ0==3.61810-4hVR=3.618×10-4×82021=29.667m变换炉催化剂用量：（修正到与实际装填量相同）第一变换炉备用系数取2.6，第二变换炉备用系数取1.08V1=12.156×2.6=32V2=29.667×1.08=32V=32+32=64m第6．2节变换炉工艺尺寸计算第一变换炉塔径的计算进入第一变换炉的气体流量：==1.760一般空塔气速为0.2～1.0，这里选择为则：3.19m将塔径圆整，塔径取为D=3.2m变换炉高度第二变换炉塔径的计算进入第二变换炉的气体流量：==1.637这里选择为则：3.16m将塔径圆整，塔径取为D=3.2m变换炉高度第6.3节催化剂床层阻力降计算式中：----颗粒的直径，m----混合煤气的密度，Kg/m3----以床层空截面积计算的流体平均流速，----床层高度，m----修正摩擦系数，无因次=+1.75μ----混合煤气的粘度，Kg/m.sG----混合煤气的质量流速，Kg/m3.sε----空隙率，取0.34催化剂颗粒为Φ4×4，ds=4×10-3m进入第一变换炉气体的平均温度为370℃进入第一变换炉的气体量：进入第一变换炉气体的摩尔质量：44.01×0.1704+28.01×0.1451+2.016×0.2523+18.016×0.3629+16.042×0.0543+28.016×0.0150=19.89kg/进入气第一变换炉气体的质量：=19.89kg/kmol=20.228kg/s进入第一变换炉的气体实际体积：ρ1===11.493kg/m3G1===2.516kg/m2.s===0.2189m/s=0.04040.1704+0.019×0.1451+0.00347×0.2523+0.0495×0.3629+0.0159×0.0543+0.0180×0.0150=0.02961CP(厘泊)Tr=1.978Pr=0.276查普遍化粒度图:μr=0.88μ=.μr=0.88×0.02961=0.02606CP=2.606×10-5Kg/m.sRem===585fm=+1.75=+1.75=2.0064=4=18554kg/m.s2=0.018进入第二变换炉气体的平均温度为321℃进入第二变换炉气体的摩尔质量：44.01×0.2535+28.01×0.062+2.016×0.3354+18.016×0.2798+16.042×0.0543+28.016×0.0150=19.89g/mol进入第二变换炉气体的质量：=20.228kg/s进入第二变换炉气体实际体积：ρ2===12.357Kg/m3G2===2.5164kg/m3.s===0.2036m/s=0.04040.2535+0.0190.062+0.00347×0.3354+0.0495×0.2798+0.0159×0.0543+0.0180×0.0150=0.0756CP(厘泊)Tr=2.055Pr=0.306查普遍化粒度图：μr=0.91μ=μr×μc=0.91×0.02756=0.02508CP=2.508×10-5kg/m.sRem===608fm=+1.75=+1.75=1.996=4=17168kg/m.s2=0.017第七章换热器的选型第7．1节换热器的选型7．1．1换热器的型号规格当不计热损失时，换热器的热负荷为：Q=kcal/s416.43kcal/k17mol4.183kJ/kcal=1771304W逆流平均温度差=108℃逆流： t1181℃t2228℃T2288℃T1337℃初估计值：==1.04==0.301初步决定采用单壳程，偶数管程的浮头式换热器。由《化工原理》查得校正系数=0.95，因为>0.8可行。1080.95=102.6初步估计传热系数K=120W/（m2，℃）===143.86m2由于两流体温差较大，同时为了便于清洗，参照换热器系列标准，初步选定-800-4.0-150-6/25-4型浮头式内导流换热器。有关参数见附表。外壳直径D，mm 800管程数NP 4公称面积m2150管束NT 352公称，MPa4.0管子排列方式正方形错列管子尺寸mm管中心距，mm32管长m6计算换热面积，m2162.57.1.2管，壳程的对流给热系数和压降：7.1.2.1管程为充分利用变换气的热量，采用变换气走管程，粗煤气走壳程管程通流面积==0.0276m2管内变换气流速：4.732粗煤气181℃变换气288℃粗煤气228℃变换气337℃进出第一换热器的粗煤气的平均温度是204.5℃，进出第一换热器的变换气的平均温度是312.5粗煤气.在204.5℃下的物性数据：N2COCH4CO2H2H2O组成%1.514.515.4317.0425.2336.29（w/m℃）0.0140.0180.0260.0110.1420.0310.05720.0250.02450.01460.0220.0180.01614.727CP（kJ/kg.℃）1.7559变换气在312.5℃N2COCH4CO2H2H2O组成%1.52.285.4329.2737.4624.06（w/m℃）0.0210.0260.03810.01750.1910.0420.07260.02850.0280.01810.0260.01450.020.019912.357CP（kJ/kg.℃）1.6749=58767变换气被冷却，所以：=0.023=432W/m2.℃去管壁粗糙度=0.15，=0.075，插图可以得到摸查系数=0.034所以=1.02Pa7.1.2.2壳程选用缺口高度为25的弓型挡板，取折流板间距h=300mm，所以折流板书目NB=-1=-1=19壳程流道面积壳程中粗煤气流速:1.85m/s正方形排列的当量直径为=39337=0.574壳程中粗煤气被加热，取，所以按式=0.36=224W/m2℃壳程压降;=1.72=0.134=2.0Pa7.1.2.3计算传热面积：传热系数 忽略管壁热阻，则W/m2℃===127m2==1.28即传热面有28﹪的裕度。第八章设备一览表序号名称位号设计温度℃设计压力MPa主要尺寸备注1第一变换炉C—301A/B5003.5催化剂32m3，直径3.2m高4.0m2台2第二变换炉C—302A/B4303.5催化剂32m3，直径3.2m高4.0m2台3第一换热器W—301A/B壳程260管程3503.5直径800mm换热面积150㎡2台4第二换热器W—302A/B壳程420管程5003.5直径1000mm换热面积150㎡2台第九章设计结果分析及改进方向通过设计计算，我认为第一变换炉的变换率有点低。这样会使得第二变换炉的催化剂量很大，从而使它的高度增加，来完成剩余的一氧化碳的变换反应，造成催化剂能力的浪费。在以后的设计中，尽量让催化剂的能力发挥完全，再适当提高第一变换炉出口的温度，在第一变换炉中快速反应，而在第二变换炉中有足够的时间来使变换反应达到平衡。第十章参考文献1.郭铠、唐小恒、周绪美编，《化学反应工程》，化学工业出版社，2021年2.《化学工艺设计手册》上册(第二版)，化学工业出版社，2021年3.《煤气设计手册》中册，中国建筑工业出版社，1986年4.天脊集团合成氨造气生产记录报表和操作规程5.葛婉华、陈鸣德编，《化工计算》，化学工业出版社，2021年6.《氮肥工艺设计手册》(理化数据分册)，石油化学工业出版社，1979年7.施湛青主编，《无机物工艺学》上册，化学工业出版社，1981年8.陆美娟主编，《化工原理》上册，化学工业出版社，2021年9.《年产30万吨合成氨设计书》第十一章致谢四年的函授学习生活马上就要结束了，回顾这四年的学习生活，我感到很充实。在此，感谢天脊大学给我们提供了这样一个学习充电的机会。感谢北京化工大学老师们不辞辛苦给我们奉上的精彩讲解。本次设计从选题、定稿、修改都得到了指导教师冯军强的全程指导，在此对他表示深深地感谢，感谢他在百忙之中抽时间对我的设计提出的建议和指导，感谢北京化工大学的教授在期中检查时对我的设计提出的宝贵意见，在设计中也得到了单位同事和领导的帮助，在此也对他们表示感谢。本次设计由于时间仓促，在设计中仍有一些不完善之处，请各位教授、评委老师多多指正。符号说明Q—反应热，J/molT—温度，Kt—温度，℃K—平衡常数，P—压力，大气压（Pa）Cp—分子热容，kcal/kmolV—体积，τ—标准接触时间，h·m3/Nm3ds—颗粒的直径，mmρf—混合煤气的密度，kg/m3—以床层空截面积计算的流体平均流速，m/sL--床层高度，m--修正摩擦系数，无因次μ--混合煤气的粘度，G--混合煤气的质量流速，kg/m2.sε--空隙率，Pc—临界压力，大气压（Pa）Tc—临界温度，KPr—对比压力Tr—对比温度

社会实践报告系别：班级：学号：姓名：作为祖国未来的事业的继承人，我们这些大学生应该及早树立自己的历史责任感，提高自己的社会适应能力。假期的社会实践就是很好的锻炼自己的机会。当下，挣钱早已不是打工的唯一目的，更多的人将其视为参加社会实践、提高自身能力的机会。许多学校也积极鼓励大学生多接触社会、了解社会，一方面可以把学到的理论知识应用到实践中去，提高各方面的能力；另一方面可以积累工作经验对日后的就业大有裨益。进行社会实践，最理想的就是找到与本专业对口单位进行实习，从而提高自己的实战水平，同时可以将课本知识在实践中得到运用，从而更好的指导自己今后的学习。但是作为一名尚未毕业的大学生，由于本身具备的专业知识还十分的有限，所以我选择了打散工作为第一次社会实践的方式。目的在于熟悉社会。就职业本身而言，并无高低贵贱之分，存在即为合理。通过短短几天的打工经历可以让长期处于校园的我们对社会有一种更直观的认识。实践过程：自从走进了大学，就业问题就似乎总是围绕在我们的身边，成了说不完的话题。在现今社会，招聘会上的大字报都总写着“有经验者优先”，可还在校园里面的我们这班学子社会经验又会拥有多少呢？为了拓展自身的知识面，扩大与社会的接触面，增加个人在社会竞争中的经验，锻炼和提高自己的能力，以便在以后毕业后能真正真正走入社会，能够适应国内外的经济形势的变化，并且能够在生活和工作中很好地处理各方面的问题，我开始了我这个假期的社会实践-走进天源休闲餐厅。实践，就是把我们在学校所学的理论知识，运用到客观实际中去，使自己所学的理论知识有用武之地。只学不实践，那么所学的就等于零。理论应该与实践相结合。另一方面，实践可为以后找工作打基础。通过这段时间的实习，学到一些在学校里学不到的东西。因为环境的不同，接触的人与事不同，从中所学的东西自然就不一样了。要学会从实践中学习，从学习中实践。而且在中国的经济飞速发展，又加入了世贸，国内外经济日趋变化，每天都不断有新的东西涌现，在拥有了越来越多的机会的同时，也有了更多的挑战，前天才刚学到的知识可能在今天就已经被淘汰掉了，中国的经济越和外面接轨，对于人才的要求就会越来越高，我们不只要学好学校里所学到的知识，还要不断从生活中，实践中学其他知识，不断地从各方面武装自已，才能在竞争中突出自已，表现自已。在餐厅里,别人一眼就能把我人出是一名正在读书的学生,我问他们为什么,他们总说从我的脸上就能看出来,也许没有经历过社会的人都有我这种不知名遭遇吧!我并没有因为我在他们面前没有经验而退后,我相信我也能做的像他们一样好.我的工作是在那做传菜生,每天9点钟-下午2点再从下午的4点-晚上8:30分上班,虽然时间长了点但,热情而年轻的我并没有丝毫的感到过累,我觉得这是一种激励,明白了人生,感悟了生活,接触了社会,了解了未来.在餐厅里虽然我是以传菜为主,但我不时还要做一些工作以外的事情，有时要做一些清洁的工作，在学校里也许有老师分配说今天做些什么，明天做些什么，