大学毕业论文--年产30万吨合成氨工程设计

内蒙古化工职业学院毕业论文用纸I-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；湿基总量：8.965+15.203+30.558+12.66+31.8124+0.6196=99.82干基总量：68.006入二段气体组成如下表：成份COCO2H2N2O2CH4+ArH2O湿基（%）8.98115.2330.6212.6800.620731.87干基（%）13.1822.3644.9312.6800.911146.782.2.3中变炉二段出口温度的计算其中,假设为428℃,查得①Cp的计算℃成份COCO2H2N2O2CH4+ArH2Oyi(%)17.936.23821.9512.660.17870.619640.42cpi7.4511.807.037.327.7713.659.12cp8.312②℃经验证假设℃不符合＜0.5%要求重新假设℃得=435.72℃＜0.5%所以的温度为435℃2.2.4出二段气体的组成含量CO：：：21.25CH4+ar:0.0104组分COCO2H2N2O2CH4+ArH2O合计数量0.0750.33070.58840.212500.01040.40941.6264湿基（%）4.6120.3336.1813.0700.63925.17100%干基（%）6.1627.1748.3517.4600.855100%2.2.5中变炉三段出口温度的计算(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.=7.4×0.2418=②的计算℃成份COCO2H2N2O2CH4+ArH2OCpyi(%)4.6120.3336.1813.0700.63925.178.636kcal/kmct℃cpi7.4211.787.027.3613.689.12W23===(2)三段入湿半水煤气的量和组成①二、三段间增加汽气比=0.05587二到三段总的汽气比=0.7342②二三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0.1730.06020.21190.12220.001720.005950.42460.999湿基17.36.02421.1912.220.17260.595742.475100%③入三段气体的组成O2+2H2CO2:0.19007H2:0.33824N2:0.1222H20:0.2984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+ArH2OCp0.043350.19040.33890.1224010059680.29897.3911.757.027.3013.429.108.305=392.4℃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0.0620.34370.601450.21250.01040.50161.7316湿基%3.5819.2534.7312.270.6028.97100%（5）平衡温距查得t2=463℃℃符合计算要求。2.3中变炉的热量衡算2.3.1热量平衡量（1）CO变换反应热（2）（3）气体升温热一段总气量（4）热损=(1)+(2)-(3)+1349.23+346.8-1648.352.3.2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）2.3.3二段（1）变换反应热（2）气体升温热：一段总气量（3）热损=（1）+（2）=681.0125-598.464=82.5492.3.4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=2.3.5三段气体升温热气体总量==2.4主热变换器的物热衡算2.4.1物料衡算(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2.4.2热量衡算(1）及值计算①求cp℃℃组分COCO2H2N2O2CH4+ArCp入0.3010.10470.36840.21250.0030.01047.0810.286.9857.047.3210.307.3111.427.0157.257.6512.817.405b:干变气℃℃℃其中假设t9=200℃组分COCO2H2N2O2CH4+ArCp入0.05040.2740.48890.172800.00857.3611.67.0157.2713.207.1210.66.9857.0710.98.4088.047(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2.5.1低变炉出口温度t出计算(1)进入温度℃组成COCO2H2N2O2CH4+ArH2O数量（kmol）0.0620.34370.60150.2500.01040.506干基（%）5.0427.9448.8917.800.845湿基（%）315619.7634.5812.200.595729.08(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+ArH2O0.17310.060230.21190.12220.00170.00590.42467.1310.656.9957.087.4662=225.28℃＜0.5%℃符合要求2.5.2低变炉出口组成和量计算O2：O组分COCO2H2N2O2CH4+ArH2O合计干基量数量0.0190.3860.6620.21500.01040.45891.74961.2912.5.3热量衡算(1)反应垫(2)温升热2.6第一水加热器物热衡算2.6.1蒸汽露点温度115℃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。2.6.2第一热水塔出水绝热饱和温度ts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）0.05040.27940.48890.17280.0084528442281619.6562℃下组分COCO2H2N2CH40.05040.27940.48890.17280.008457.0710.206.9857.0310.17.9213c、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.2.6.3物料衡算垫水量COCO2H2N2O2CH4H2O2.6.4热量衡算a、出水温度确定饱和塔生口气液温差取3.5℃;t15=t6+3.5=123.30+3.5=126.80℃;t16=t15+△t=126.80+0.2=127℃b、入垫(1)干变气带入垫t10=t出-△t=225℃-0.3=224.7℃p=7.035①求CP组分COCO2H2N2CH40..014870.29940.51290.16460.0080577.1410.786.9957.1111.258.1823Q1=1.2907×224.7×8.1823=2373.03Kcal(2)干变气中水汽带入热查t10=224.7℃汽=695.0PH2O=7.035×0.2908=2.0457Q2=0.4589×18×695.0=5740.839Kcal(3)饱热水带水热℃组分COCO2H2N2CH4+Ar0.14870.29940.51290.16460.0080577.0710.206.9857.0310.107.980;℃其中求得℃;℃＞1.2符合要求℃较为合同。2.7饱和塔的物热衡算2.7.1物料衡算（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]2.7.2热量衡算（1）入垫①干半气带入热P=7.5kg/cm2t=90℃组分COCO2H2N2O2CH4+Ar0.3010.10470.36840.21250.0030.01047.049.8256.9657.027.199.407..324Q1=1×7.324×90=659.223（2）半水煤气中水气带入热由t=90℃（3）补加热水带入的热由℃2.7.3出热在℃组分COCO2H2N2O2CH4+Ar0.3010.10470.36840.21250.0030.01047.0610.056.9757.0157.259.887.3622.8热水塔的物料衡算2.8.1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）2.8.2热量衡算①干半气入热在t=136℃P=条件下求组分COCO2H2N2CH4+Ar0.05040.27940.48890.17280.00857.0710.206.9857.0310.107.9213②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）18=5.4816kgd、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2.8.3出热（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2.9.1物料衡算（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2.9.2热量衡算（1）入热①干变气带入热组分COCO2H2N2CH4+Ar0.05040.27940.48890.17280.008457.049.906.977.029.557.82（2）水汽带入热查2.9.3出热（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+Ar0.05040.27940.48890.1730.008457.049.766.967.029.357.778（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2002.3[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。1.0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化膜的破坏。4.所有现有的设备的使用率可不在系统中进行任何更改。5.较低的能源需求。6.低MDEA组成的要求。7.MDEA(甲基二乙醇胺)是无害环境和生物化学。8.MEA的解决方案是一种腐蚀性溶液，然而MDEA是无腐蚀性。因此MDEA系统并不需要任何腐蚀抑制剂。9.乙二醇流程需要其他制冷系统。3.2IFFCOKalol技术改造经过详细的研究，结果发现，巴斯夫脱碳的激活过程是最适合我们的要求的。以下三个模块为改造现有脱碳部分可用1）直解决方案交换。2）单阶段MDEA过程。3）两段MDEA过程。考虑到厂的蒸汽管网及所有现有的设备的使用率即没有添加新的设备，它决定去为直解决方案交换。a-MDEA(甲基二乙醇胺)直解决方案为交换系统实现以下好处：1）低能量需求2）没有资本成本3）较低MDEA组成4）环境友好、可生物降解的化学5）降低经营成本和非腐蚀性化学3.2.1低能量需求：MEA系统能耗是kgmol的CO2中需要36000千卡。与MDEA相比，它可能减少能耗到26000千卡/kgmole相比较原本设计中采用的32000千卡/kgmole。能源需求和操作参数的过程在table-2中概述。3.5公斤/cm2g要求蒸汽在蒸汽再沸器是在10到15吨/小时的甚至比早期蒸汽消耗20至25吨/小时的二氧化碳脱除率要高27%。40%MDEA溶液与6.5%piprazine是流传在闭环控制系统。二氧化碳加载活化MDEA溶液中的仍然是35至45Nm3/t的溶液。虽然在稀溶液中的CO2加载仍然是约5Nm3/t的溶液。在变更后循环液中的铁剩余低于5ppm。剩余产品流中的CO2流体低于250ppm(v/v)。3.2.2没有资金成本：直接交换的a-MDEA05二氧化碳去除系统中不需要补充任何的新设备。在此选项中所需的额外资本成本为零。唯一的要求是更换测量溶液a-MDEA溶液。还有需要改变系统时间约1周，并进行了短暂的关闭。3.2.3低MDEA组成：活化甲基二乙醇胺具有较低的蒸汽压，因此溶液损失很低。平均组成要求的溶剂是每年的10-12吨。然而随着我系统组成量曾经是35到40吨每年。溶液具有长保质期以及搞的化学和热量稳定性。3.2.4环境友好、可生物降解的化学IFFCOKalol厂位于内陆地区。MEA的解决方案构成环境污染问题。MDEA溶液是一种无毒，可生物降解，环境友好，无腐蚀性溶剂。3.2.5更低的运营成本伴随着a-MDEA直接溶液交换，二氧化碳脱除的耗费比起MEAUCAR更低。MDEA是非腐蚀性的溶液，因此成为可能隔离腐蚀抑制系统的尤卡胺防护。这从而节约了昂贵的抑制剂和系统运行成本。整体运营成a-MDEA的系统与MEA系统比低得多。4.0从MEA改到a-MDEA：由于变化温和，二氧化碳脱出部分的设备都被DM水清洗干净。换了管壳式双方从hydrojetted。hydrojetted走换热器管壳侧。系统又充满了D