合成氨变换工段工艺中变串低变换热方案设计书.docx
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合成氨变换工段工艺中变串低变换热方案设计书
2009级应用化工生产技术专业
题目：
合成氨变换工段中变串
低变工艺换热设计
时间：
2012年6月
学生姓名：
杨丽娟
指导教师：
李发达
班级：
2009级应用化工生产技术（4）班
2011年1月29日
酒泉职业技术学院2012届各专业
毕业论文（设计）成绩评定表
姓名
杨丽娟
班级
09应化（4）班
专业
应用化工生产技术
指导教师第一次指导意见
指导教师第二次指导意见
指导教师第三次指导意见
指导教师评语及评分
成绩：
签字（盖章）年月日
答辩小组评价意见及评分
成绩：
签字（盖章）年月日
教案系毕业实践环节指导小组意见
签字（盖章）年月日
学院毕业实践环节指导委员会审核意见
签字（盖章）年月日
说明：
1、以上各栏必须按要求逐项填写。
2、此表附于毕业论文（设计）封面之后。
摘要
换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。
热量交换中常有一些腐蚀性、氧化性很强的物料，因此，要求制造在换热器的材料具有抗强腐蚀性能。
换热器的分类比较广泛：
反应釜、压力容器冷凝器、反应锅、螺旋板式换热器、波纹管换热器、列管换热器、板式换热器、螺旋板换热器、管壳式换热器、容积式换热器、浮头式换热器、管式换热器、热管换热器、汽水换热器、换热机组、石墨换热器空气换热器、钛换热器。
在合成氨生产过程中，换热器应用十分广泛，主要用于热量的交换和回收。
变换工段中主要涉及一氧化碳的转化和能量的回收利用，列管换热器在传热效率，紧凑性和金属耗量不及某些换热器，但它具有结构简单，坚固耐用，适用性强，制造材料广泛等独特优点，因而，在合成氨变换工段选择列管式换热器，而本设计主要对该换热器进行相关选型和计算。
关键词换热器，变换，设计
第一章绪论
1.1合成氨技术进展综述
氨是最为重要的基础化工产品之一，其产量居各化工产品首位；同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10%的能源用于生产合成氨。
氨主要用于农业，合成氨是氮肥工业的基础，氨本身是重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨，再加工程尿素或各种铵盐肥料，这部分约占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、制药、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”。
未来合成氨技术进展的主要趋势是“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”。
1.1.1世界合成氨技术现状及进展
自20世纪20年代第一套合成氨工业投产以来，尽管合成氨生产的基本原理未变，但在合成气制备、合成气净化、氨合成等工艺单元，均取得了重大的技术进步，实现了不少单元技术的革新，以至全流程的更新，使装置规模不断扩大，能量消耗逐步接近理论值。
与此同时，在天然气、重油和煤等制氨原料中，由于天然气具有投资省、能耗低的明显经济性优势，使世界上约有85%的装置以天然气为原料。
因此合成氨技术的发展主要体现在天然气制氨的技术进步中。
20世纪60年代中期，美国凯洛格公司首先开发出以天然气为原料、日产1000吨的大型合成氨技术，其装置在美国投产后每吨氨能耗达到42.0吉焦的先进水平。
凯洛格传统合成氨工艺首次在合成氨装置中，采用了离心式压缩机，并将装置中工艺系统与动力系统与动力系统非有机结合起来，实现了装置的单系列大型化（无并行装置）和系统能量自我平衡（即无能量输入），是传统型制氨工艺的最显著特征。
称为合成氨工艺的“经典之作”。
之后ICI-Uhde、Topsoe、Braun公司等相继开发出与凯洛格工艺技术，其中Topsoe和ICI在以清幽为原料的制氨技术方面，处于世界领先地位。
这是合成氨工业史上的第一次技术变革和飞跃。
1.1.2我国合成氨技术的基本状况
我国氮肥工业自20世纪5年代以来，不断发展壮大，目前合成氨产量已跃居世界第一位，现已掌握了以焦煤、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术，形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。
目前合成氨总生产能力为4500万t/a左右，氮肥工业已基本满足了国内需求，在与国际接轨后，具备与国际合成氨产品竞争的能力今后的发展重点是调整原料和产品结构，进一步盖上经济性。
我国目前有大型合成氨装置共计34套，生产能力约1000万t/a；其下游产品除1套装置生产硝酸磷肥之外，均为尿素。
按照原料类型分：
以天然气（油田气）为原料的17套，以轻油为原料的6套，以重油为原料的9套，以煤为原料的2套。
除上海吴泾化工厂为国产化装置外其他均系从国外引进。
1.2合成氨技术未来的发展趋势
根据合成氨技术发展的情况分析，估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性地改变，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，改善经济性”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。
1.2.1合成氨装置的发展方向
大型化、集成化、自动化，形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好降是未来合成氨装置的主流发展方向。
单系列合成氨装置生产能力将从2000t/d提高到4000～5000t/d。
以天然气为原料制氨吨氨能耗已经接近了理论水平，今后难以有较大幅度的降低，但以油、煤为原料制氨，降低能耗还能有所作为。
天然气自热转化技术和非催化部分氧化技术将会在合成气制备工艺的大型化方面发挥重要作用。
以低温甲醇洗、低温液氮洗为代表的低温净化工艺，有可能在合成气净化大型化中得以应用。
以Uhde公司的“双压法氨合成工艺”和Kellogg公司的基于催化剂KAAP工艺“，将会在合成氨工艺的大型化方面发挥重要的作用。
针对大型化的合成气压缩机正在开发之中，以适用于未来产量可能达到3000～5000t/d甚至更高的装置。
1.2.2原料结构和产品结构的调整
以“油改气”和“油改煤”为核心的原料结构调整和以“多联产和在加工”为核心的产品结构调整，是合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的有效途径。
全球原油供应处于递减模式，正处于总递减曲线的中点，2010年原油出现了自然短缺。
石油时代将逐步转入煤炭（气体）时代，原油的加工产品轻油、渣油的价格也随之持续升高。
目前以轻油和渣油为原料的制氨装置在市场经济条件下，已经不具备生存的基础，以“油改气”和“油改煤”为核心的原料结构调整势在必行。
借氮肥装置原料结构的调整之机，及时调整产品结构，联产氢气及多种C1化工产品亦是装置改善经济性的有效途径。
1.2.3实施与环境友好的清洁生产
实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和唯一的选择。
生产过程中不生成或很少生成副产物、废物，实现或接近“零排放“的清洁生产技术日趋成熟和不断完善。
1.2.4提高生产运转的可靠性，延长运行周期
提高生产运转的可靠性，延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。
有利于“提高装置生产运转率、延长运行周期”的技术，包括工艺优化技术、先进控制技术等将越来越受到重视。
第二章工艺过程设计概述
2.1合成氨的生产过程
20世纪初，德国物理化学家哈勃（F.Haber）成功的采用化学合成的方法，将氢氮气通过催化剂的作用，在高温高压下制取氨。
为了与其他制氨方法相区别，将这种直接合成的产物称为“合成氨”。
目前工业上生产氨的方法几乎全部都采用氢氮气直接合成法，但合成氨的名称一直沿用至今。
2.1.1氨的性质
合成氨别名：
氨气。
分子式NH3，英文名：
syntheticammonia。
世界上的氨除少量从焦炉气中回收副产物外，绝大部分是合成的氨。
氨在常温、常压下为无色气体，比空气轻，具有特殊的刺激性臭味，较易液化。
当温度250C、压力1MPa时，气态氨可液化为无色的液氨。
氨气易溶于水，溶解时放出大量的热。
液氨或干燥的氨气对大部分物质不腐蚀，在有水存在时，对铜、银、锌等金属有腐蚀。
氨是一种可燃性气体，自燃点为6300C，故一般较难点燃。
2.1.2氨的用途
合成氨主要用作化肥、冷冻剂和化工原料。
合成氨生产，首先必须制取含氢和氮的原料气。
氮气来源于空气，可以在低温下将空气液化，分离而得；也可在制氢过程中加入空气，直接利用其中的氮。
合成氨生产大多采用后一种方式提供氮。
氢气的主要来源是水和碳氢化合物中的氢元素，以及含氢的工业气体。
2.1.3氨合成的原料
合成氨生产常用的原料包括：
焦碳、煤、焦炉气、天然气、石脑油和重油。
不论以固体、液体或气体为原料，所得到的合成氨原料气中均含有一氧化碳。
固体燃料气化所得半水煤气中的一氧化碳含量为28%~30%，烃类蒸汽转化为12%~13%，焦炉转化气为11%~15%，重油部分氧化为44%~48%。
一氧化碳的清除一般分为两次。
大部分一氧化碳，先通过变换反应，即在催化剂存在的条件下，一氧化碳与水蒸气作用生成氢气和二氧化碳。
通过变换反应，既能把一氧化碳变为易于清除的二氧化碳，同时，又可制得与反应了的一氧化碳相等摩尔的氢，而所消耗的只是廉价的水蒸气。
因此，一氧化碳的变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。
最后，残余的一氧化碳再通过铜氨液洗涤法、液氮洗涤法或甲烷化法等方法加以清除。
2.2工艺原理
一氧化碳是氨合成反应的毒物，在原料气中含量为13%~30%，一氧化碳变换主反应为：
CO+H2O=CO2+H2+Q（1-1）
通过上述反应，CO转化为较易被消除的CO2并获得宝贵的H2，因而一氧化碳变换既是气体的净化过程，又是原料气制取的继续。
最后，少量的CO再通过其他净化法加以脱除。
此外，一氧化碳与氢之间还可发生下列反应：
CO+H2=C+H2O（1-2）
CO+3H2=CH4+H2O（1-3）
但是，由于变换所用催化剂对反应式（1-1）具有良好的选择性，从而抑制了其他副反应的发生。
变换过程中还包括下列反应式：
2H2+O2=2H2O+Q
2.3工艺条件
2.3.1温度
变换反应存在最佳温度，如果整个反应过程能按最佳温度曲线进行，则反应速率最大，即相同的生产能力下所需催化剂用量最少。
但是实际生产中完全按最佳温度曲线操作是不现实的。
首先，在反应初期，x很小，但对应的Tm很高，且已超过了催化剂的耐热温度。
而此时，由于远离平衡，反应的推动力大，即使在较低温度下操作仍有较高的反应速率。
其次，随着反应的进行，x不断升高，反应热不断放出，床层温度不断提高，而依据最适宜曲线，Tm却要求不断降低。
因此，随着反应的进行，应从催化床中不断移出适当的热量，使床层温度符合Tm的要求。
生产上控制变换反应温度应遵循如下两条原则。
一，应在催化剂的活性温度范围内操作催化床温度；二，入口温度高于催化剂的起始活性温度200C左右，热点温度低于催化剂的耐热温度。
在满足工艺条件的前提下，尽量维持低温操作。
随着催化剂使用时间的增长，因催化剂活性下降，操作温度应适当提高。
催化床温度应尽可能接近最佳温度。
为此，必须从催化床中不断移出热量，并且对移出的热量加以合理利用。
根据催化床与冷却介质之间的换热方式的不同，移出方式可分为连续换热和多段换热式两大类。
对变换发应，由于整个反应过程变换率较大，反映前期与后期单位催化床所需排出的热量想差甚远，故主要采用多段换热式。
此类变换炉的特点是反应过程与移热过程分开进行。
多段换热式又可分为多段间接换热与多段直接换热。
前者是在间壁式换热器中进行的；后者则是在反应器中直接加入冷流体以达到降温的目的，又称冷激式。
变换反应可用的冷激介质有；冷原料气，水蒸汽及冷凝水。
对于低温过程，由于一氧化碳反应量少，无需从床层移热。
其温度控制除了必须在催化剂的活性温度范围内操作外，低限温度必须高于相应条件下的水蒸汽露点温度约300C。
变换反应是可逆放热反应。
从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即CO平衡含量增大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。
而存着最佳反应温对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为
Tm=
式中Tm、Te—分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成和催化剂的不同而变化。
2.3.2压力
压力对变换反应的平衡几乎没有影响，但是提高压力将使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。
对平衡而言，加压并无好处。
但从动力学角度，加压可提高反应速率。
从能量消耗上看，加压也是有利。
由于干原料气摩尔数小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压变换再进行压缩的能耗低。
具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机各段压力的合理配置而定。
一般小型氨厂操作压力为0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.2-1.8Mpa。
本设计的原料气由小型合成氨厂天然气蒸汽转化而来，故压力可取1.7Mpa。
2.3.3H2O/CO2
水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气.改变水蒸汽比例是工业变换反应中最主要的调节手段。
为了尽可能地提高CO的变换率，防止副反应的发生，工业上是在水蒸气过量下进行反应的。
因此，应该充分利用变换的反应热，直接回收蒸汽，以降低水蒸气的消耗。
此外，合理确定CO最终变换率以及催化剂床层的段效，保持良好的段间冷却效果，都可以促进水蒸气消耗的降低。
中（高）变换时适宜的水蒸汽比例一般为：
H2O/CO=3～5，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，因此，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。
2.4变换工段简介
变换工段是指CO与水蒸汽反应生成二氧化碳和氢气的过程。
在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。
目前，变换工段主要采用中变串低变的工艺流程，这是从80年代中期发展起来的。
所谓中变串低变流程，就是在B107等铁铬系催化剂之后串入钴钼系宽温变换催化剂。
在中变串低变流程中，由于宽变催化剂的串入，操作条件发生了较大的变化。
一方面入炉的蒸汽比有了较大幅度的降低；另一方面变换气中的CO含量也大幅度降低。
由于中变后串了宽变催化剂，使操作系统的操作弹性大大增加，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。
2.5固定管板式换热器
固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈，（或膨胀节）。
当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。
特点：
结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。
固定管板式换热器主要有外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。
固定管板式换热器的结构特点是在壳体中设置有管束，管束两端用焊接或胀接的方法将管子固定在管板上，两端管板直接和壳体焊接在一起，壳程的进出口管直接焊在壳体上，管板外圆周和封头法兰用螺栓紧固，管程的进出口管直接和封头焊在一起，管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板。
这种换热器管程可以用隔板分成任何程数。
固定管板式换热器结构简单，制造成本低，管程清洗方便，管程可以分成多程，壳程也可以分成双程，规格范围广，故在工程上广泛应用。
壳程清洗困难，对于较脏或有腐蚀性的介质不宜采用。
当膨胀之差较大时，可在壳体上设置膨胀节，以减少因管、壳程温差而产生的热应力。
固定管板式换热器的特点是：
1.旁路渗流较小；2.造价低；3.无内漏。
固定管板式换热器的缺点是：
1.壳体和管壁的温差较大，易产生温差力；2.壳程无法清洗，管子腐蚀后连同壳体报废，设备结垢场合，寿命较低，不适用于壳程易结垢场合。
第三章工艺过程设计
合成氨厂变换工段为回收变换气的热量以提高进饱和塔的热水温度，需设计一台列管式换热器。
已知：
变换气流量为12×103kg/h,变换气进换热器温度为245℃，压力为0.9MPa.热水流量为52×103kg/h，热水进换热器温度为160℃，压力为0.95MPa。
要求热水升温8℃。
设变换器出换热器时的压力为0.88MPa。
3．1估算传热面积
3.1.1查取物行数据
水的定性温度为（160+168）/2=164℃。
变换气的平均压力=（0.9+0.88）/2=0.89MPa。
设变换气出换热器的温度为168℃，则变换气的平均温度为=（245+168）/2=206.5℃，查得水与变换器的物性数据如下：
介质
密度ρ（kg/m3）
比热容Cp（kJ/kg·℃）
粘度μ（Pa·s）
导热系数λ（W/m·℃）
水变换气
934.8
2.98
4.308
0.96
24.01×10-5
1.717×10-5
0.686
0.0783
3.1.2热量衡算
热负荷Q=qm,cCp,c（t2-t1）=52×103×4.266×（168-160）=1.79×106kJ/h
变换气出口温度T2=T1-Q/qm,hCp,h=245-1.79×106（12×103×1.96）-1=169℃
此T2值与原设T2=168℃相近，故不再试算，以上物行数据有效。
3.1.3确定换热器的材料和压力等级
考虑到腐蚀性不大，合成氨厂该换热器一般采用碳钢材料，故本设计中也采用碳钢材料。
本设计中压力稍大于0.59MPa，为安全设计，采用1.0MPa的公称压力等级。
3.1.4流体通道的选择
合成氨厂此换热器中一般是热水走管程，变换气走壳程，这是因为变换气流量比水大得多，走壳程流道界面大且易于提高其α值的缘故。
本设计亦采用此管、壳程流体的方案。
3.1.5计算传热温差
首先计算逆流时平均温差：
考虑到管程可能是2、4程，但壳程数为1。
查图2-29得φΔt=0.89〉0.8所以两流体的平均温差为：
Δtm=φΔtΔtm′=0.89×24.68=21.96℃
3.1.6选K值，估算传热面积
根据生产经验，取K=200W/（m2·℃），则
3.1.7初选换热器型号
由于两流体温差小于50℃，故可采用固定管板式换热器。
由固定板管式换热器的标准系列初选G800VI-10-100型换热器，有关参数列表如下：
外壳直径D
800
管子尺寸mm
φ25×2.5
公称压强MPa
1.0
管子长度lm
3
公称面积m2
100
管数N
444
管程数Np
6
管心距tmm
32
管子排列方式
三角形
按上列数据核算管程、壳程的流速及Re：
管程流通截面积：
管内水的流速：
壳程流通截面积：
S0=h（D-ncd0）
取nc=24
取折流板间距：
h=400mm.S0=0.4×（0.8-24×0.025）=0.08m2
壳内变换气流速：
当量直径：
3.2计算流体阻力
3.2.1管程流体阻力
∑Δpi=（Δp1+Δp2）FtNpNs
设管壁粗糙度ε为0.1mm，则ε/d=0.1/20=0.005,
Rei=4.99×104,查得摩擦系数λ=0.032
∑Δpi=（Δp1+Δp2）FtNpNs=1611×1.4×6×1=13534Pa符合一般要求。
3.2.2壳程流体阻力
∑Δp0=（Δp1′+Δp2′）FsNs
故
3.3.2壳程对流传热系数α0
壳程采用弓形折流板，故
3.3.3计算传热系数
取污垢热阻Rsi=0.30m2·℃/kW,Rs0=0.50m2·℃/kW.
以管外面积为基准
则
3.3.4计算传热面积
所选换热器实际面积为
S=nπd0l=444×3.14×0.025×3=104.6m2
0-I-10-60型换热器主要参数及计算结果
主要参数
计算结果
外壳直径mm
公称压强kg/cm2
公称面积m2
管程数
管子排列方式
管子尺寸mm
管长m
管数N
管中心距tmm
管程通道截面积m2
折流板间距mm
壳程通道截面积mm
600
10
60
1
三角形排列
φ25×2.5
3
269
32
0.0845
600
0．0504
热负荷kJ/h
传热温差℃
管内液体流速m/s
管外气体流速m/s
管内液体雷诺数
管外气体雷诺数
管内液体压降Pa
管外气体压降Pa
管内液体对流给热系数W/（m2·℃）
管外气体对流给热系数W/（m2·℃）
传热系数计算值W/（m2·℃）
传热面积需要值m2·
1.55×104
36.8
0.160
16.24
1.37×104
5.69×104
140
9643
1.82×103
448
264
44.3
安全系数
以上计算表明，选用G600-I-10-60固定管板式列管换热器可用于合成氨变换工段的余热回收。
所以本次设计使用G600-I-10-60固定管板式换热器。
结论
此次毕业小设计既是一个检验化工原理所学知识的一个过程，假声了我对化工原理这门课在实际应用过程中的体会，同时也是一个增长知识的过程。
通过此次毕业小设计，我对如何开展化工设计工作程序有了一定的了解，学到了很多知识，进步了很多。
但是，在设计的过程中，我也认识到了自己存在的不足。
知识是一个长期的不断积累的过程，只有积极的学习和吸取新的知识，与时俱进，不断的充实自己，才能成为一名合格的进而优秀的化工从业者。
总之，通过毕业设计培养了我对计算、编辑设计文件、使用规范化手册等最基本的实际能力。
在此设计中，我不仅学到了新的只是，而且也把化工原理课中学到的知识以及其他相关课程知识进行了一遍应用复习和检验，让我跟家牢固地掌握了各项知识。
同时，通过毕业设计的训练，提高了我分析问题和解决问题的能力，使我树立起实事求是、认真负责及与他人合作的工作作风。
致谢
这次毕业论文能够最终顺利完成，归功于各位老师的认真负责，使我能够很好的掌握专业知识，并在毕业论文中得以体现。
也正是你们长期不懈的支持和帮助才使得我的毕业论文最终顺利完成。
特别是我的指导老师李发达老师，够顺利完成毕业设计，离不开他的悉心指导，他对我的设计从确定题目、修改直到完成，给予了我许多的指点和帮助。
感谢他在繁忙的工作之余，挤出时间对设计提出精辟的修改意见。
在此，向李老师致以最诚挚的谢意！
感谢在整个毕业设计期间和我密切合作的同学，和曾经在各个方面给予过我帮助的伙伴们，在大学生活即将结束的最后的日子里，我们再一次演绎了团结合作的童话。
正是因为有了你们的帮助，才让我不仅学到了本次设计所涉及的新知识，更让我感觉到了知识以外的东西，那就是团结的力量。
最后，我向酒泉职业技术学院化学工程系的全体老师和同学们再次表示衷心感谢：
谢谢你们，谢谢你们的辛勤栽培！
参考文献
1.《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》上海市化学工业局设计编室，化学社出版
2.蒋德军，《现代化工》，2002，22（6）：
39-48
3.《小合成氨厂工艺技术与设计手册（上、下）》，梅安华主编，化学工业出版社
4.《化工工艺设计技术概论》，扬国荣编
5．陈五平,《合成氨工艺学》化学工业出版社1996年5月第二版，ISBN7-5025-1452-X/G.364；引用部分：
131页—167页
6．张成芳，《合成氨工艺与节能》华东化工学院出版社，ISBN7-5628-0065-71TQ.3；引用部分：
149
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