以天然气为原料合成氨工艺模板

以天然气为原料合成氨工艺模板资料内容仅供您学习参考，如有不当或者侵权，请联系改正或者删除。目录1 引言 11.1 氨的性质 11.2 氨的用途 21.3 合成氨的发展历史 21.3.1 氨气的发现 21.3.2 合成氨的发现及其发展 21.3.3 国外合成氨工业发展 31.3.4 国内合成氨工业发展 31.3.5 国内合成氨工业的发展趋势 41.4 合成氨工段设计主要参数计算的主要内容 52 工艺计算 62.1 生产流程简述 62.2 原始条件 62.3 物料衡算 82.3.1 合成塔物料衡算 82.3.2 氨分离器气液平衡计算 92.3.3 冷交换器气、液平衡计算 112.3.4 液氨贮槽气、液平衡计算 112.3.5 液氨贮槽物料计算 132.3.6 合成系统物料计算 142.3.7 进出合成塔物料计算 152.3.8 进出水冷器物料计算 162.3.9 进出氨分离器物料计算 162.3.10 冷交换器物料计算 172.3.11 氨冷器物料计算: 182.3.12 冷交换器物料衡算 202.3.13 液氨贮槽物料计算 212.3.14 物料计算结果汇总 212.4 热量核算 222.4.1 交换器热量核算 222.4.2 氨冷器热量核算 252.4.3 循环机热量核算 272.4.4 合成塔热量核算 282.4.5 废热锅炉热量核算 312.4.6 热交换器热量核算 322.4.7 水冷器热量核算 332.4.8 氨分离器热量核算 343 氨合成过程中的绿色化学化工 353.1 绿色化学化工的基本概念 353.2 合成氨工段的原子经济性 353.3 合成氨工段的热能综合利用 353.4 合成氨工段的”三废”处理 364 设备选型 374.1 合成塔催化剂层设计 374.2 换热器: 424.3 废热锅炉设备工艺计算 434.3.1 计算条件 434.3.2 官内给热系数α计算 434.3.3 管内给热系数αi计算 454.3.4 总传热系数K计算 464.3.5 平均传热温差Δtm计算 464.3.6 传热面积 464.4 水冷器设备工艺计算: 474.4.1 计算条件 474.4.2 管内给热系数的计算 474.4.3 管外给热系数 484.4.4 传热温差 494.4.5 传热总系数K 494.4.6 传热面积 494.5 冷交换器设备工艺计算 494.5.1 计算条件 494.5.2 管内给热系数的计算 504.5.3 管外给热系数 524.5.4 总传热系数 554.5.5 传热面积核算 554.5.6 主要设备选型汇总表 555 合成氨合成车间的安全生产 575.1 合成氨车间的职业危害 575.2 安全措施 585.3 合成氨工序重大事故危险与防范 595.3.1 蒸汽锅炉的重大事故危险与防范 595.3.2 容器爆炸 605.3.3 灼烫 605.3.4 起重伤害 60参考文献 62致谢 63设计参数年产10万吨合成氨的合成工段工艺设计(以天然气为原料)产量:10万吨/年,液氨合成塔入口惰性气体含量:15%合成塔进口氨浓度:2.5%合成塔出口氨浓度:13.2%合成塔操作压力:30MPa新鲜补充气:N224%;H275%;CH40.3%;Ar0.7%精炼气温度:35℃水冷器出口气体温度:35℃循环机进出口压差:1.47Mpa年工作日:300d产品质量规格:氨含量(wt%)>=99%

以天然气为原料年产10万吨合成氨厂合成工段的工艺设计设计说明书TOC\o"1-3"\p""\h\z\u任务来源:本次设计按照化工系下达的设计任务书进行编制的,而且参照石家庄双联化工厂合成氨工段的现场生产而设计而成。设计标准:按照国家相关化工安全生产标准和化工仪器设备设计标准设计设计原则:本设计的原则是以绿色化工为准则,低耗能、低成本、无污染的原则。设计的主要内容及特点:本工段生产液氨,生产能力为10万吨液氨/年,与传统的流程相比较具有节能低耗的特点。在废热锅炉和水冷器之间设计一个热交换器,经过热交换器回收了废热锅炉出来的气体中剩余的热量并同时为原料气进行了预热,另外也进一步降低了合成气的温度,为对后续的冷凝工作有利,间接的节约了消耗的热量和冷量。现将具体的设计内容介绍如下:(1)循环机位置本工段循环机设置在氨分离系统后,合成塔之前,从而充分利用循环机压缩功,提高进合成塔温度,减少冷量消耗,降低氨冷器负荷,同时提高进塔压力,提高合成率,而进循环机的氨冷量较低,避免了塔后循环机流程容易带液氨而导致循环机泄漏。(2)反应热回收的方式及利用热量的回收主要集中在合成塔处,这里涉及到废热锅炉的热量回收利用和合成塔塔外换热器如何科学设置的问题,废热锅炉的配置实际上是如何提高反应热的回收率和获得高品位热的问题,本次设计选择的是塔后换热器及后置锅炉的工艺路线,设置塔后换热器使废热锅炉出口气体与合成塔二进气体换热,充分提高合成塔二进温度,相应提高了合成塔二出温度,进废热锅炉的气体温度为365度,副产1.372兆帕的中压蒸汽,充分提高回收热量品位。(3)采用”二进二出”合成流程全部冷气经合成塔的外围环隙后进入热交换器,可使合成塔塔体各点温度分布均匀,出口气体保持较低温度,确保合成塔长期安全稳定运行,与循环机来的冷气直接进入热交换器相比,使热交换器出口温度增大。进入水冷的气体温度降低意味着合成余热回收率高和水冷器的负荷低。(4)水冷器和氨冷器的设置水冷后直接进行分离液氨然后再进行冷交,水冷有利于降低后续氨冷的负荷,边冷却边分离液氨,即提高了液氨的分离效果,又避免了气液两相流的存在,经过设置氨冷器的冷凝充分解决了低压下,水冷后很少有氨冷凝下来的矛盾,达到了进一步冷却,保证合成塔入口氨含量的要求。(5)新鲜气及放空点位置设置新鲜气的补充设置在冷交换气的二次入口,以便减少系统阻力,并经过氨冷器进一步洗脱微量二氧化碳和一氧化碳及氨基甲酸等杂质,有利于保护触媒、防止管道和设备堵塞。放空点设置在冷交换器和氨分离器之间,氨分后有效气体浓度较低,惰性气体含量较高,有利于降低新鲜气单耗。(6)冷交换器设备的使用分离器为外向型旋流板,上部换热器为列管换热器和下部氨分离器,将热气体在进入氨冷器前用冷气体进行冷却换热,以回收冷气体的冷冻量,使入氨冷器的热气体预冷却,从而节省冷冻量,同时分离经氨冷后含氨混和气中的液氨,安徽淮南化工公司发表与《小氮肥》杂志上的有关资料表明,该设备节能降耗显著。(7)三废治理及环境保护①放空气弛放气送膜提氢回收系统,先用氨洗涤塔回收几乎全部氨,制成浓氨水,再回收大部分氨送入高压机压缩后制氨既能够避免氨气进入大气,与放空气作燃料相比又更合理经济。②其它废水废渣集中处理达到国家排放标准后排放。(8)生产制度:每年操作日300天,三班连续操作。(9)结论本设计主要是对于合成氨的工艺流程的设计;其中包括合成氨各主要工段设备的物料衡算和热量核算包括:合成塔的物料衡算和热量衡算、氨冷器的物料衡算及热量核算、冷交换器的物料衡算和热量核算等;合成氨各主要设备的工艺计算和选型;合成氨车间的安全因素及防范措施;工艺流程、车间中设备布置图以及氨合成塔、废热锅炉、水冷器三个主要设备的CAD图纸。关键词:合成氨;物料衡算;热量核算;工艺设计Usingnaturalgasasrawmaterialwithannualoutputof100000tonsofsyntheticammoniaplantofthesectioninprocessdesignDesignspecificationThesourceofthetaskThisdesignisaccordingtothechemicalindustrydepartmentissuedthedesigntaskbookprepared,andreferringtoShijiazhuangjointchemicalfactoryammoniasectionon-siteproductionanddesigned.Designstandards:InaccordancewiththerelevantnationalsafetyproductionstandardandchemicalequipmentdesignDesignprinciples:Theprincipleofdesignisbasedonthegreenchemicalindustryasacriterion,lowenergyconsumption,lowcost,nopollutionprinciple.Designofthemaincontentsandcharacteristics:Theproductionofliquidammonia,liquidammoniaproductioncapacityof100000tonsperyear,andComparedwiththetraditionalprocessthisprocesshavethecharacteristicsofenergy-savingandlowconsumption.Todesignaheatexchangerbetweenthewasteheatboilersandwatercoolers,recyclingtheresidualheatinthewasteheatboilergasthroughtheheatexchangerandatthesametimeasthefeedgaspreheating.Theotheralsofurtherreducesthesynthesisgasforsubsequentcondensationtemperature,favorableforthesubsequentcondensationandindirectsavingsintheconsumptionofheatandcold.Thespecificdesignandcontentareasfollows:(1)circulationmachinelocationThissectioncyclemachineisarrangedinthebehindoftheammoniaseparationsystem,andbeforethesynthetictower,thusmakefulluseofrecyclingmachinecompressionwork,raisethegastemperatureofsynthetictower,reducethecoldconsumption,reducetheammoniacoolerload,meanwhileincreasingtheinletpressureoftower,improvetherateofsynthesisandintothecirculationmachineammoniacoolingcapacityisrelativelylow,avoidingthetowerposteriorcirculationmachineprocesswithliquidammoniaandleadtocirculatingmachineeasytoleak.(2)ThewaysofreactionheatrecoveryandutilizationHeatrecoveryfocusesonthesynthetictower,itinvolvesinwasteheatboilerheatrecoveryutilizationandhowscientificsettingproblemofheatexchangerofsynthetictoweroutside,wasteheatboilerconfigurationisactuallyhowtoimprovereactionheatrecoveryrateandobtainhighgradeheatproblem.Thisdesignisthechoiceoftheprocessrouteisthattheheatexchangerinbehindofthetowerandpostboiler.Setbehindthetowerheatexchangermadeofwasteheatboileroutletgasandsynthesistowertwointothegasheatexchanger,fullyimprovethesynthetictowertwoinletgastemperature,increasethesynthesistowertwooutletgastemperature.Thetemperatureofthegasthatisintothewasteheatboileris365degrees,andproduce1.372MPasteampressure,soitimproverecoveryofheatgrade.(3)Theuseofthe"Thetwogasinlettwooutlet"synthesisprocessAllair-conditioningintotheheatexchangeraftertheperipheralannulusofthesynthetictower,thesynthetictowerbodyateachpointofauniformtemperaturedistribution,andexportgastomaintainalowertemperaturetoensurethatthesynthesistowerdirectlyintothelong-termsafeandstableoperation.Comparedwiththecirculationmachinetocoldgasdirectlyintotheheatexchanger,theheatexchangeroutlettemperatureincrease.Enterthewatertemperatureofthegastoreducemeansthattherehaveahighofsynthesiswasteheatrecoveryrateandlowloadofwatercooler.(4)WatercoolerandammoniacoolersettingsAfterwater-cooled,thegasdirectlytheseparationofliquidammoniathencoldexchang,water-coolingishelpfultoreducethesubsequentammoniacoolingload,Edgecoolingandseparationofliquidammonianotonlyimprovetheliquidammoniaseparation,butalsotoavoidthepresenceofgas-liquidtwo-phaseflow.Throughthesettingofammoniatankscondensationfullysolvedunderlowpressureafterthewatercoolingfewammoniacondensingthecontradictiondown,tofurthercooling,ensurethatthecontentofammoniasynthesistowerentrancerequirements.(5)ThefreshgasandventpositionsettingThesupplementaryoffreshgassetinthecoldexchanger`stwoentrance,soastoreducetheresistanceofthesystem,andthroughtheammoniacoolerfurtherelutiontraceimpuritiessuchascarbondioxide,carbonmonoxideandaminoacidandsoon,beneficialtotheprotectionofcatalysts,andpreventpipingandequipmentjam.Thesettingofventpointlocatedbetweenthecoldexchangerandammoniaseparator.Aftertheconcentrationofthegaseffectiveammoniapointslower,inertgascontentishigher,whichhelpsreducefreshgasconsumption.(6)TheuseofcoldheatexchangerequipmentSeparatorforextroversionswirlplate,heatexchangertubeheatexchangerforupperandlowerammoniaseparator,hotgasintoammoniacoolerforcoldaircoolingandheatexchange,torecoverthefreezingcoldgasrefrigeration,makethehotgasthatintotheammoniacoolercooling,whichcansavefrozenvolume,meanwhileseparatedtheliquidammoniaafterammoniacoolingammoniacontaininggasmixture.AnhuichemicalindustrycompanyinHuainanandSmallNitrogenousFertilizerpublishedonthemagazineofrelevantdatashowthattheequipmentissavingenergyandreducingconsumptionissignificant.(7)Wastemanagementandenvironmentalprotection①Emptygasandpurgegasfilmfeedinghydrogenextractionrecoverysystem,usingammoniawashingtowerrecoveryalmostallammonia,makeconcentratedammonia,andrecyclingmostammoniathenintohighpressuremachinecompressedammoniacanavoidtheammoniagasintotheatmosphere,andthedischargegasasfuelandmorereasonablethanecommic.②Theotherwastewaterreatmenttofocusonwasteresidueafternationalemissionstandardemissions.(8)TeproductionsystemAnnualoperatingonthe300daysandthreeconsecutiveoperations.(9)ConclusionThisdesignismainlytothesyntheticammoniaprocessingflowdesign;itincludessyntheticammoniaprocessflowdesign,thematerialbalanceandheatcalculationofsynthesistower,ammoniacoolercalculationandcoldexchanger,theprocesscalculationandequipmentselectionofthemajorequipmentsofammoniasynthesis,andammoniasynthesisplantsafetyfactorsandpreventivemeasure.Accordingtotheresults,fiveCADdrawingsonprocess,workshopequipmentlayoutandammoniasynthesistower,wasteheatboiler,watercoolerareattachedinthearticle.Keywords:Ammoniasynthesis;materialbalance;thermalcalculation;processdesign引言氮是植物营养的重要成分之一,大多数的植物不能直接吸收存在于空气中的游离氮,只有当氮与其它元素化合以后,才能被植物吸收利用。将空气中的游离氮转变为化合态氮的过程称为”固定氮”。20世纪初,经过人们的不懈探索,终于成功的开发了三种固定氮的方法:电弧法、氰氨法、和合成氨法。其中合成氨法的能耗最低。19工业上实现了氨合成以后,合成氨法发展迅速,30年代以后,合成氨法已成为人工固氮的主要方法。氨的性质氨化学式为NH3常温下为无色有刺激性辛辣味的恶臭气体,会灼伤皮肤、眼睛,刺激呼吸道器官粘膜,空气中氨的质量分数占0.5%~1.0%就会使人在几分钟内窒息。氨的主要物理性质见表0-1。氨在常温加压易液化,称为液氨。氨易溶于水,与水反应形成水合氨(NH3+H2O=NH3·H2O)简称氨水,呈弱碱性,氨水极不稳定,受热分解为氨气和水,氨含量为1%的水溶液PH为11.7。浓氨水氨含量为28%~29%。氨的化学性质比较活泼,能与酸反应生成盐,如与盐酸反应生成氯化铵;与磷酸反应生成磷酸铵;与硝酸反应生成硝酸铵;与二氧化碳反应生成甲基甲酸铵,脱水后生成尿素等等。表1-1氨的主要物理性质[1]项目数据项目数据相对分子质量17.03临界密度/(g/cm3)0.235氮含量82.20临界压缩系数PV=ZRT0.242摩尔体积(0℃,0.1MPa)/(L/mol)22.08临界热导率[kj/K.h.m)]0.522气体密度(0℃,0.1MPa)/(g/L)0.7714沸点(0.1MPa)/℃`-33.35液体密度(-33.4℃,0.1MPa)/(g/cm3)0.6818蒸发热(-33.4℃)/(kJ/kg)1368.02临界温度/℃132.4冰点/℃-77.70临界压力/MPa11.30熔化热(-77.7℃)/(kJ/kg)332.42临界比体积/(L/kg)4.257氨的用途氨主要用于制造化学肥料,如农业上使用的所有氮肥、含氮混合肥和复合肥等;也作为生产其它化工产品的原料,如基本化学工业中的硝酸、纯碱、含氮无机盐,有机化学工业的含氮中间体,制药工业中磺胺类药物、维生素,化纤和塑料工业中的己酰胺、己二胺、甲苯二异氰酸酯、人造丝、丙烯腈、酚醛树脂等都需要直接或间接地以氨为原料。另外在国防工业尖端技术中,作为制造三硝基甲苯、三硝基苯酚、硝化甘油、硝化纤维等多种炸药的原料。氨还能够做冷冻,冷藏系统的制冷剂。合成氨的发展历史氨气的发现十七世纪30年代末英国的牧师、化学家S.哈尔斯(HaLes,1677～1761),用氯化铵与石灰的混合物在以水封闭的曲颈瓶中加热,只见水被吸入瓶中而不见气体放出,1774年化学家普利斯德里重做该实验,用汞代替水来密封,制得了碱空气(氨),而且她还研究发现了氨的性质,发现氨极易溶于水、能够燃烧,还发现该气体通以电火花时其容积增加,而且分解为两种气体:H2和N2,其后H.戴维(Davy,1778～1829)等化学家继续研究,进一步证明了2体积的氨经过电火花放电后,分解为1体积的氮气和3体积的氢气[2]。合成氨的发现及其发展19世纪以前农业上所需的氮肥来源主要来自于有机物的副产物和动植物的废物,如粪便、腐烂动植物等等,随着农业和军工生产的发展的需要,迫切的需要建立规模巨大的探索性的研究,化学家们设想,能不能把空气中大量的氮气固定下来,从而开始设计以氮和氢为原料的合成氨流程。19世纪,大量的化学家开始试图合成氨,她们试图利用高温、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,随着化学热力学、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。19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。19在德国建立了世界上第一个日产30吨的合成氨厂[2]。合成氨也随之工业化,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。国外合成氨工业发展到20世纪50年代,由于北美成功开发了天然气资源,从此天然气作为制氨的原料开始盛行。到了20世纪60年代末,国外主要产氨国都已先后停止用焦炭、煤为原料,取而代之的是以天然气、重油等为原料,天然气所占的比重不断上升。1982年,世界合成氨的生产能力为125Mt氨,但因原料供应、市场需求的变化,合成氨的产量远比生产能力要低。近年,合成氨产量以苏联、中国、美国、印度等十国最高,占世界总产量的一半以上。合成氨主要消费部门为化肥工业,用于其它领域的(主要是高分子化工、火炸药工业等)非化肥用氨,统称为工业用氨。当前,合成氨年总消费量(以N计)约为78.2Mt,其中工业用氨量约为10Mt,约占总氨消费量的12%。合成氨主要原料有天然气、石脑油、重质油和煤等。1981年,世界以天然气制氨的比例约占71%,苏联为92.2%、美国为96%、荷兰为100%;中国仍以煤、焦炭为主要原料制氨,天然气制氨仅占20%。70年代原油涨价后,一些采用石脑油为原料的合成氨老厂改用天然气,新建厂绝大部分采用天然气作原料。生产合成氨的方法主要区别在原料气的制造,其中最广泛采用的为蒸汽转化法和部分氧化法[3]。从世界燃料储量来看,煤的储量约为石油、天然气总和的10倍,自从70年代中东石油涨价后,从煤制氨路线重新受到重视,但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、成本低的缘故,预计到20世纪末,世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为主要原料。合成氨成本中能源费用占较大比重,合成氨生产的技术改进重点放在采用低能耗工艺、充分回收及合理利用能量上,主要方向是研制性能更好的催化剂、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。现在已提出以天然气为原料的节能型合成氨新流程多种,每吨液氨的设计能耗可降低到约29.3GJ。合成氨生产中副产大量的二氧化碳,不但可用于冷冻、饮料、灭火,也是生产尿素、纯碱、碳酸氢铵的原料。如果在合成氨原料气脱除二氧化碳过程中能联合生产这些产品,则能够简化流程、减少能耗、降低成本。中国开发的用氨水脱除二氧化碳直接制碳酸氢铵新工艺,以及中国、意大利等国开发的变换气气提法联合生产尿素工艺,都有明显的优点。国内合成氨工业发展建国前,中国国内内的合成氨工业基础非常薄弱,规模小,厂家少,而且技术落后。建国后,合成氨工业发展很快,产量也不断增加。中国的合成氨工业是在20世纪30年代开始的,当时仅在南京和大连两地建有规模不大的两个合成氨工厂,另外在上海还有一个电解水制氢生产合成氨的小型车间,全国年产量不到1万吨。建国以来,基于农业的迫切需要,中国的合成氨工业得到了快速发展。在原料方面,由单一的焦炭发展到煤、天然气、焦炉气、石油炼厂气、轻油和重油等多种原料制氢。研制并生产多种合成氨工艺所需的催化剂,在品种、产量和质量上都能满足工业生产的要求,一些品种的质量已达到国际先进水平;中国已完成大型合成氨厂的设计及关键设备的制造。具有因地制宜特点的中国小型合成氨工业,经过多年的改进,工艺日趋完善,能耗也有明显降低。经过50多年的努力,中国已拥有多种原料、不同流程的大、中、小型合成氨工厂550余个。在技术力量方面,中国已拥有一支能从事合成氨生产的科研、设计、制造和施工的高素质技术队伍。在生产能力方面,1980年中国合成氨产量为1498万吨,到1990年上升至2129万吨,仅次于前苏联名列世界第二。1994年中国氨产量达到2442万吨,中国氨产量为4596万吨,中国合成氨产量为4937.9万吨,中国合成氨产量已超过5000万吨,从1994年后中国合成氨产量位列世界第一[4]。国内合成氨工业的发展趋势合成氨工业的迅速发展促进了一系列科学技术和近代化学合成工业的发展。随着科学技术的进步和生产能力的不断发展,合成氨工业在国民经济中的基础作用必将日益显著。展望21世纪,合成氨装置将继续朝着大型化、集中化、自动化、低能耗与环境友好型方向发展,并形成具有一定规模的生产中心,单系列合成氨装置的能力将从1000～1350t/d提高至1500～t/d[5]。合成氨生产包括三个主要步骤:第一步是制造含氮和氢的原料气;第二步是将原料气进行净化处理,以除去各种杂质和有毒成分,从而获得纯净的氮氢混合气体;第三步是氨的合成。当前工业上采用的原料气主要分为三种:固体原料(焦炭、无烟煤、褐煤等)、液体原料(重油、原油、轻油等)、气体原料(天然气、油田气、焦炉气、炼厂气等)[5]。21世纪,由于能源危机、清洁环保因素的制约,而且近年来提倡的低碳生活,根据合成氨技术发展的情况分析,未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变,其技术发展将会继续紧密围绕”降低生产成本、提高运行周期,改进经济性”的基本目标,进一步集中在”大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发。在这种大环境下,最理想的原料气就是天然气,也是下一阶段合成氨的清洁技术方面发展的重点。过去被合成氨工业认为没有太多困难的环境保护问题,由于对污染控制变得日益严格,一些认为已经解决的问题,现在又得重新加以评价。特别是近年来因地球气候日益变暖而提出的对温室效应的控制,将会对二氧化碳的排放加以严格限制。所有这些新旧问题对合成氨工业的发展,都会起到举足轻重的影响。合成氨工段设计主要参数计算的主要内容合成氨的生产工艺主要分为原料气的制取和原料气的净化以及氨的合成。氨的合成是全工段的中枢,是合成氨厂的最后一道工序,它的任务是在一定温度、压力及催化剂存在的条件下,由净化工段过来的合成气(N2+H2)进入合成塔在催化剂的作用下开始氨的合成,其后便是液气分离,得到液氨产品和未反应的气体做循环气使用,氨合成的反应的化学方程式是:由反应方程式能够看出氨的合成具有如下几个特点:①可逆反应②放热反应③体积缩小的反应④反应需要有催化剂才能较快的进行故对于这次毕业设计的主要环节包括:对合成氨工段的工艺资料进行综合整理;合成工段中各个反应设备的物料衡算和热量衡算,包括合成塔、水冷器、废热锅炉、热交换器、冷交换器、氨冷器以及液氨贮槽;合成工段合理利用热能;制定变换工段的工艺流程,并绘制工艺流程图;主要的设备选型及计算;安全因素、经济效益方面等;厂房与设备布置。工艺计算生产流程简述放空新鲜气弛放放空新鲜气弛放氨分离器水冷器热交换器合成塔废热锅炉油分离器循环机冷交换器液氨储槽氨冷器图2-1工艺流程图图2-1工艺流程图原始条件 (1)年产10万吨,年产时间扣除检修时间后按300天计算,则产量为13.8889t/h (2)新鲜补充气组成如表2-1。表2-1新鲜补充气组成组分H2N2CH4Ar总计含量/%75.0024.000.300.70100.00 (3)合成塔入口氨含量:NH3=2.5% (4)合成塔出口氨含量:NH3=13.2% (5)合成塔入口惰性气体含量:CH4+Ar=15% (6)合成塔操作压力:30MPa (7)精炼气温度:35℃1.——精炼气;13——放空气;20——弛放气;1——液氨;其余各节点为循环气图2-2计算物料点流程物料衡算合成塔物料衡算 (1)合成塔入塔气组分: 入塔氨含量: yNH3=2.5%; 入塔甲烷含量:y5,CH4=15.00%×0.3%/(0.3+0.7)×100%=4.5% 入塔氢含量: y5,H2=[100-(2.5+15)]×3/4×100%=61.875% 入塔氩含量: y5,Ar=15%-4.5%=10.5% 入塔氮含量: y5,N2=[100-(2.5+15)]×1/4×100%=20.125%将入塔组分归入表2-2。表2-2入塔气组分含量/%组分NH3H2N2CH4Ar总计含量/%2.5061.8710.504.520.63100.00(2)合成塔出口气组分以1000kmol入塔气作为基准求出塔气组分,由下式计算塔内生成氨含量[6]: 出塔气量: M8=入塔气量－生成氨气量=1000－94.523=905.477kmol 出塔氨含量:y8,NH3=13.2%出塔甲烷含量: 出塔氩含量:出塔氢含量:出塔氮含量:将出塔气体组分归入表2-3。表2-3出塔气体组分含量/%组分NH3H2N2CH4Ar总计含量13252.67617.5584.97011.596100(3)氨的合成率:合成率氨分离器气液平衡计算氨分离器进口气体组成等于合成塔出口气体组成及氨分离器入口混合物组分如表2-4所示。表2-4氨分离器入口混合气体组分m(i)组分NH3H2N2CH4Ar总计含量0.132000.526760.175580.049700.115961.00000查t=35℃,P=29.4MPa时各组分的平衡常数,见表2-5所示。表2-5各组分平衡常数K(i)[6]KNH3KH2KN2KCH4KAr0.09827.50034.5008.20028.200设时,代入L总=LNH3+LCH4+LH2+LN2+LAr=0.04309kmol分离气体量:V=1－0.04309=0.95691计算液气比误差,符合要求,故结果合理从而可计算液体中各组分含量,由式x(i)=L(i)/L可得液体中各组分的含量,将计算结果汇入下表2-6。表2-6氨分离器出口液体含量/%组分NH3H2N2CH4Ar总计xi,15/%96.4131.9970.6300.4290.531100.000分离气体组分含量: 气体氨含量:y12,NH3=[mNH3－LNH3]/V=9.453% 同理有:y12,CH4=5.165%y12,H2=54.957%y12,N2=18.325%y12,Ar=12.100%将分离气体组分含量归入表2-7。表2-7氨分离器出口气体含量/%组分NH3H2N2CH4Ar总计yi,12/%9.45354.95718.3255.16512.100100.000冷交换器气、液平衡计算冷交换器各组分平衡常数在t=-10℃,p=28.3MPa下查得,见表2-8。表2-8冷交换器各组分的平衡常数[6]组分NH3H2N2CH4ArKi0.025476.000086.000028.000051.0000冷交换器出口液体组分含量:出口液体氨含量:x16,NH3=yNH3/KNH3=98.580%同理:x16,H2=0.160%x16,N2=0.206%x16,CH4=0.814%x16,Ar=0.240%将冷交换器出口液体组分含量归入表2-9。表2-9冷交换器出口液体组分含量组分NH3H2N2CH4Ar总计xi,16/%98.5800.1600.2060.8140.240100.00液氨贮槽气、液平衡计算由于氨分离器液体和冷交换器出口分离液体汇合后进入液氨贮槽经减压后溶解在液氨中的气体会解吸,即弛放气;两种液体百分比估算值,即水冷后分离液氨占总量的白分数。水冷后分离液氨占总量的39.640%冷交,氨冷后分离液氨占总量的60.360%。以贮槽进口1kmol液体为计算基准,进口液体的组成由下式计算:得到进入氨贮槽的液氨组成汇入表2-10。表2-10氨贮槽的液氨组成组分NH3H2N2CH4Ar总计z21,i/%97.2720.4440.3401.5280.416100.000当t=17℃,P=1.568MPa时,计算得热平衡常数归入表2-11。表2-11各组分的平衡常数[6]KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620根据气液平衡L(i)=z21,i/[1+(V/L)Ki],设(V/L)=0.0701,代入上式得:出口液体氨含量:LNH3=z21,NH3/[(1+(V/L)×kNH3]=0.97272/(1+0.0701×0.598)=0.933571Kmol出口液体甲烷含量:LCH4=z21,CH4/[1+(V/L)×kCH4]=0.01528/(1+0.0701×170)=0.000343Kmol出口液体氩含量:LAr=z21,Ar/[1+(V/L)×kAr]=0.00416/(1+0.0701×540)=0.000088Kmol出口液体氢气含量:LH2=z21,H2/[1+(V/L)×kH2]=0.00444/(1+0.0701×575)=0.000370Kmol出口液体氮气含量:LN2=z21,N2/[1+(V/L)×kN2]=0.00340(1+0.0701×620)=0.000093Kmol因此得,L(总)=0.934465,V=1-0.934465=0.0655Kmol则,(V/L)`=V/L=0.07013,误差=(0.07013-0.0701)/0.0701=0.0080%,假定正确。出口液体组分含量:出口液体氨含量:xNH3=LNH3/L=0.933571/0.934465×100%=99.9043%出口液体甲烷含量:xCH4=LCH4/L=0.000343/0.9334465×100%=0.0367%出口液体氩含量:xAr=LAr/L=0.000088/0.9334465×100%=0.0094%出口液体氢气含量:xH2=LH2/L=0.000370/0.9334465×100%=0.0396%出口液体氮气含量:xN2=LN2/L=0.000093/0.9334465×100%=0.0010%将液氨贮槽出口液氨组分归入表2-12。表2-12液氨贮槽出口液氨组分(%)NH3CH4ArH2N2小计99.90430.03670.00940.03960.0011.0000出口弛放气组分含量:弛放气氨含量: yNH3=(z21,NH3-LNH3)/V=(0.972723-0.933571)/0.0655×100%=59.742%弛放气甲烷含量: yCH4=(z21,CH4-LCH4)/V=(0.004437-0.000343)/0.0655×100%=6.247%弛放气氩含量: yAr=(z21,Ar-LAr)/V=(0.003405-0.000088)/0.0655×100%=5.061%弛放气氢气含量: yH2=(z21,H2-LH2)/V=(0.015284-0.000370)/0.0655×100%=22.758%弛放气氮气含量: yN2=(z21,N2-LN2)/V=(0.004155-0.000093)/0.0655×100%=6.198%将出口驰放气组分含量归入表2-13。表2-13出口弛放气组分含量(%)NH3CH4ArH2N2小计59.7426.2475.06122.7586.198100液氨贮槽物料计算以液氨贮槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨贮槽出口液体量L19=1000×22.4/(0.9990×17)=1318.966m3其中,NH3,L19,NH3=L19NH3×x19NH3=1318.966×99.90﹪=1317.704m3CH4,L19,CH4=L19,CH4×x19,CH4=1320.317×0.131﹪=0.485m3Ar,L19,Ar=L19,Ar×x19,Ar=1320.317×0.004﹪=0.124m3H2,L19,H2=L19,H2×x19,H2=1320.317×0.053﹪=0.522m3N2,L19,N2=L19,N2×x19,N2=1320.317×0.014﹪=0.132m3液氨贮槽出口弛放气(V/L)=0.07012V20=0.062×L19=0.062×1318.966=92.486m３其中, NH3,V20,NH3=V20,NH3×y20,NH3=92.486×59.742﹪=55.253m3CH4,V20,CH4=V20,CH4×y20,CH4=92.486×6.247﹪=5.778m3Ar,V20,Ar=V20Ar×y20,Ar=92.486×5.061﹪=4.681m3H2,V20,H2=V20,H2×y20,H2=92.486×22.758﹪=21.048m3N2,V20,N2=V20,N2)×y20,N2=92.486×6.198﹪=5.732m3液氨贮槽出口总物料=L19+V20=1318.966+92.486=1411.452m3液氨贮槽进口液体:由物料平衡,入槽总物料=出槽总物料,L21=L19+V20=1411.452m3入口液体各组分含量计算:L21,i=L19,i+V20,i其中,NH3,L21,NH3=1318.966+55.253=1372.957m3CH4,L21,CH4=0.485+5.778=6.262m3Ar,L21,Ar=0.124+4.681=4.805m3H2,L21,H2=0.522+21.048=21.570m3N2,L21,N2=0.132+5.732=5.864m3入口液体中组分含量核算由,x´(21,i)=L21,i/L21入口液体中氨含量, x´21,NH3=1372.962/1411.452×100﹪=97.273﹪入口液体中甲烷含量, x´21,CH4=6.262/1411.452×100﹪=0.444﹪入口液体中氩含量, x´21,Ar=4.805/1411.452×100﹪=0.340﹪入口液体中氢气含量 x´21,H2=21.570/1411.452×100﹪=1.528%入口液体中氮气含量 x´21,N2=5.864/1411.452×100﹪=0.416%入口液体中组分含量 x´21,i≈z´21,i合成系统物料计算将整个合成看着一个系统,进入该系统的物料有新鲜补充气补V1,离开该系统的物料有放空气V13,液氨贮槽弛放气V弛,产平液氨L氨。由前计算数据如下表2-14。表2-14各组分的含量物料组成yi/%气(液)量m3NH3H2N2CH4Ar新鲜气一75.000024.00000.30000.7000V1放空气9.453254.957418.32525.165212.0708V13弛放气(V20)59.747622.75976.19856.24755.052892.485液氨99.90430.03960.01000.03670.00941318.966进塔气2.500061.875020.62504.500010.5000V5出塔气0.132000.526760.175580.049700.11596V8根据物料平衡和元素平衡求V1、V13、V5、V8(忽略产品液氨中溶解的气体):循环回路中氢平衡:V1yH2,1=V13yH2,13+V20yH2,20+3/2×V13×yNH3,13+3/2V20×yNH3,20+3/2L19┉┉┉┉┉┉┉┉┉①循环回路中氮平衡:V1×yN2,1=V13yN2,13+V20yNH3,20+1/2V13×yNH3,13+1/2V20yNH3,20+1/2L19┉┉┉┉┉┉┉┉┉②循环回路中惰性气体平衡:V1(yCH4+yAr)=V13(yCH4,13+yAr,13)+V20(yCH4,20+yAr,20)V1(0.003+0.007)=V13(0.051652+0.120708)+V20(0.062475+0.050528)V1=17.2360V13+11.3003V20=17.2360V13+1045.108┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉③循环回路中氨平衡:V8yNH3,8-V5yNH3,5=L19+V13yNH3,13+V20yNH3,200.132V8-0.025V5=1318.966+0.094532V13+55.258=1374.224+0.094532V13┉┉┉┉┉┉④循环回路中总物料体平衡:V5=V8+V1-V13-V20-L19=V8+V1-V13-1411.451┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉⑤将L19=1318.966m3,V20=92.485m3及已求得的气体组成代入式①、②中联立求解得0.75V1=0.69137V13+2082.38466┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉⑥0.24V1=0.23052V13+692.84447┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉⑦联立①②③④⑤⑥⑦各式解得:V13=107.838m3,V1=2183.680m3,V8=12786.256m3,V5=13447.647m3进出合成塔物料计算一进气体量,V5=13447.647m3`其中:NH3,V5,NH3=13447.647×2.5%=336.191m3`同理,CH4,V5,CH4=605.144m3`Ar,V5,Ar=1414.003m3`H2,V5,H2=8320.732m3`N2,V5,N2=2773.577m3` 一出、二进气体量,V6=V7=V5=13447.647m3二出气体量,V8=12783.256m3其中,NH3,V8,NH3=V8×y8,NH3=12783.256×0.132=1687.390m3同理 CH4,V8,CH4=635.328m3 Ar,V8,Ar=1478.895m3 H2,V8,H2=6733.708m3 N2,V8,N2=2244.612m3合成塔生成氨的含量: ΔVNH3=V8,NH3-V5,NH3=1687.390-336.191=135.199m3进出废热锅炉物料量V9=V8=12783.256m3进出热交换器物料量进出冷气体量,V6=V7=13447.647m3进出热气体量,V10=V9=V8=12783.256m3进出水冷器物料计算V11=V10=12783.256m3进出氨分离器物料计算进口气体量:V11=12783.256m3在分离器中,将水冷器冷凝下来的液氨进行分离,得到液氨,由气-液平衡得:L=0.04309kmol出口液氨量,L15=V11×L=12783.256×0.04309=550.831m3出口气体量,V12=12783.256-550.831=12232.425m3其中,NH3,V12,NH3=V12×y12,NH3=12232.425×0.09453=1156.331m3同理,CH4,V12,CH4=631.805m3Ar,V12,Ar=1476.576m3H2,V12,H2= 6722.574m3N2,V12,N2=2241.592m3 出口液体各组分由L11,i=V8,i-V12,i其中, NH3,L11,NH3=1687.390-1156.331=531.059m3 CH4 ,L11,CH4=635.328-631.805=3.523m3 Ar,L11,Ar=1478.895-1476.576=1.752m3 H2,L11,H2=6733.708-6722.574=11.134m3 N2,L11,N2=2244.612-2241.592=3.020m3放空气体量,V13=107.838m3冷交换器物料计算进器物料:进入冷交换器的物料等于氨分离器出口气体物料减去放空气量,即 V14=V12-V13=12232.425-107.838=12124.587m3其中,NH3,V14,NH3=V14×0.09453=1146.137m3 CH4,V14,CH4=V14×0.05165=626.235m3 H2,V14,H2=V14×0.54957=6663.309m3 N2,V14,N2=V14×0.18325=2221.831m3 Ar,V14,Ar=V14×0.121=1467.075m3出器物料(热气):设热气出口温度17℃,查t=17℃,P=28.42MPa气相平衡氨含量yNH3=5.9%,计算热气出口冷凝液氨时,忽略溶解在液氨中的气体,取饱和度10%故,y17,NH3=1.1×5.9%=6.49%设热气出口氨浓度为a,则: 解得,a=761.952m3则L17,NH3=V14,NH3-a=1146.137-761.952=384.185m3冷交换器热气出口气量及组分:其中,NH3,V17NH3=V14NH3-L17NH3=1146.137-384.185=761.952m3CH4,V17,CH4=V14CH4=626.235m3Ar,V17,Ar=V14Ar=1467.075m3H2,V17,H2=V14H2=6663.309m3N2,V17,N2=V14N2=2221.831m3出口总气量,V17=V14-L17NH3=12124.587-384.185=11740.402m3出口气体各组分:NH3,V17NH3/V17=761.952/11740.402×100%=6.490%CH4,V17CH4/V17=626.325/11740.402×100%=5.335%Ar,V17Ar/V17=1467.075/11740.402×100%=12.496%H2,V17H2/V17=6663.309/11740.402×100%=56.755%N2,V17N2/V17=2221.831/11740.402×100%=18.925%氨冷器物料计算:进器物料:氨冷器进器物料等于冷交换器出器物料加上补充新鲜气物料V1=2183.680m3其中,CH4,V1,CH4=2183.680×0.003=6.551m3Ar,V1,Ar=2183.680×0.007=15.286m3H2,V1,H2=2183.680×0.75=1637.76m3N2,V1,N2=2183.680×0.24=524.083m3V2=V18=V17+V1=11740.402+2183.680=13924.082m3进器气体组分含量,V18,i=V1,i+V17,iNH3, V18,NH3=V17,NH3=761.952m3CH4, V18,CH4=6.551+626.235=632.786m3Ar, V18,Ar=15.286+1467.075=1482.361m3H2, V18,H2=1637.76+6663.309=8301.069m3N2, V18,N2=2221.831+524.083=2745.914m3注:冷交换器出口的热气体的组成yi,17,即为放空气组成以,yi,13因此有由上式可求得氨冷器气体组成其中,NH3,y18,NH3=0.08011H2,y18,H2=0.58016N2,y18,N2=0.19191CH4,y18,CH4=0.04423Ar,y18,Ar=0.10359进器液体等于冷交换器冷凝液氨量L18=L18,NH3=L17,NH3=384.185m3进器总物料＝V18+L18=13924.082+384.185=14308.267m3出器物料:已知出器气体中氨含量为2.500%,设出器气体中氨含量为bm3b/(13924.082-761.952)=2.500%解得,b=329.053m3则氨冷器中冷凝液氨量:L′18,NH3=V18,NH3-b=761.952-329.053=432.899m3氨冷器出口总液氨量:L2NH3=L18NH3+L′18,NH3=384.185+432.899=817.084m3氨冷器出口气量:V2=V18-L′18,NH3=13924.082-432.899=13491.183m3其中,NH3,V2,NH3=329.053m3CH4,V2,CH4=V18,CH4=632.786m3Ar,V2,Ar=V18,Ar=1482.361m3H2,V2,H2=V18,H2=8301.069m3N2,V2,N2=V18,N2=2745.914m3各组分百分含量,y2,i=V2i/V2NH3,y2,NH3=329.053/13491.183×100%=2.439%CH4,y2,CH4=4.690%Ar,y2,Ar=10.987%H2,y2,H2=61.530%N2,y2,N2=20.3534出器总物料=V2+L2NH3=13491.183+817.084=14308.267m3将氨冷器出口气体组成归入表2-15。表2-15氨冷器其出口气体组成组分NH3H2N2CH4Ar合计进气口yi,18/%8.01058.01619.1914.42310.359100进气口气体含量761.9528301.0692745.914632.7861482.36113924.082进气口液体含量L18384.1850000384.185出气口y2,i/%2.43961.53020