河北科技大学化工工艺课程设计剖析.docx

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河北科技大学化工工艺课程设计剖析

化工工艺与化工设计概论

课程设计

题目年产四万吨合成氨变换工段工艺初步设计

系别化学与制药工程学院

专业化学工程与工艺

姓名曹泽众

学号*********

指导教师刘洪杰孙立明赵瑞红

1.前言…………………………………………………………………2

2.工艺原理……………………………………………………………2

3.工艺条件……………………………………………………………2

4.设计规模及设计方案的确定………………………………………3

5.工艺流程简述………………………………………………………4

6.主要设备的选择说明………………………………………………4

7.对本设计的综述……………………………………………………4

第一章变换工段物料及热量衡算……………………………………6

第一节变换炉物料及热量衡算………………………………………6

第二节主要设备的物料与热量衡算…………………………………15

第二章设备的计算……………………………………………………17

主要设备一览表…………………………………………‥……………25

前言

氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。

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。

合成氨的生产主要分为：

原料气的制取；原料气的净化与合成。

粗原料气中常含有大量的C，由于CO可使氨合成触媒中毒，必须进行净化处理，所以，变换工段的任务就是，使co转化为易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。

因此，CO变换既是原料气的净化过程，又是原料气造气的继续。

最后，少量的CO用液氨洗涤法，或是低温变换串联甲烷化法加以脱除。

变换工段是指CO与水蒸气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。

工艺原理：

一氧化碳变换反应式为：

CO+H2O=CO2+H2+Q（1-1）

CO+H2=C+H2O（1-2）

其中反应

（1）是主反应，反应

（2）是副反应，为了控制反应向生成目的产物的方向进行，工业上采用对式反应（1—1）具有良好选择性催化剂，进而抑制其它副反应的发生。

一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。

变换过程中还包括下列反应式：

H2+O2=H2O+Q

工艺流程的选择

合成氨变换工艺发展至今，工艺主要有4种：

全中变、中串低、全低变和中低低。

对于每一种变换工艺，由于采用不同的热回收方式而使变换工艺的流程及设备结构有所不同。

合理选择变换工艺应考虑一下因素：

半水煤气、水和蒸汽的质量，半水煤气中硫化氢的质量；变换气中CO含量要求；对变换后续工段的影响；企业现有管理水平和操作水平。

本设计采用全低变流程。

变换炉的段间降温方式有：

半水煤气冷机降温、水冷激降温和蒸汽冷激降温。

由于水的蒸发潜热大，少量的水就能达到降温的目的，用它降温既方便又灵敏，另外，由于水冷激降温是将气体的显热转变为蒸汽的潜热，降温后系统内总的热负荷并没有增加多少，相应的系统阻力也变化较小。

所以，本次设计变换炉段间降温方式采用水冷激降温。

工艺流程简述

下边

原料及主要工艺条件

写任务书上的

其他条件

任务书

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。

单就平衡而言，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底。

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投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。

本设计压力取1.7MPa.

温度：

变化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。

因而存在着最佳反应温度。

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。

汽气比：

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。

增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡变换率，从而有利于降低CO残余含量，加速变换反应的进行。

由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分Fe3O4的稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。

但是，水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义，蒸汽比例如果过高，将造成催化剂床层阻力增加；CO停留时间缩短，余热回收设备附和加重等。

设计规模及设计方案的确定

1）原料组成

本设计采用的原料的组成，如表1所示。

表1半水煤气的组成（干基）

组分

H2

CO

CO2

O2

N2

CH4

合计

含量/％

41.0

27.0

12.0

0.3

18.7

1.0

100

2）建设规模

年生产40000t合成氨厂生产能力，年工作日按330天计，日产量40000/330/24=5.05t/h。

3）设计方案

本工艺采用以煤为原料一氧化碳低温变换工艺设计。

催化剂采用B302Q,该催化剂的活性温度为180℃～500℃之间，变换炉为二段，一二段采用换热器降温，最终一氧化碳的变换率达到符合生产的需要。

工艺流程简述

半水煤气温度35℃，压力0.88MPa，进入饱和塔加热增湿，出塔气体补充蒸汽达到所需的蒸汽比后进入蒸汽混合器，饱和塔出气所夹带的少量水雾皆可蒸发成蒸汽，而保证进入热换热器的半水煤气的干燥，半水煤气在热交换器中被加热到38℃左右，进入变换炉，经一段变换后的气体由变换炉引到热交换器降温后气体再回到变换炉二段触媒层，完成全部变换反应，出炉气体先去热交换器与部分半水煤气换热后依次进入水加热器和热水塔加热系统中循环热水，出热水塔的变换气进入第二水加热器加热锅炉给水后，再进入冷凝塔，被冷却水所洗涤和冷却。

然后进变换气储罐。

画方框图

图1一氧化碳变换生产流程

主要设备的选择说明

低温变换流程中，主要设备有低变炉、饱和热水塔、换热器、水加热器等。

以上设备的选择主要是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中碳氧化物的含量以及变换气中所要求的CO浓度。

对本设计评述

半水煤气的变换是合成氨生产中较为关键的一步，因为能否正常生产出合格的变换气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。

因此，必须控制一定的工艺条件，使转化气的组成，满足的工艺生产的要求。

在本设计中，根据已知的原料气组成，操作条件，采用了全低变变换的工艺流程路线。

首先进行物料和热量衡算，在计算的基础上，根据计算结果对主要设备选型，最终完成了本设计的宗旨。

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《合成氨工艺学》《化工原理》《物理化学》等书。

第一章变换工段物料及热量衡算

第一节变换炉物料衡算及热量衡算

已知条件

（1）生产流程见图1；

（2）干半水煤气成分见表1；

（3）每吨氨消耗干半水煤气量3270Nm3；

（4）半水煤气温度35℃；变换气温度38℃；

（5）触媒型号B302Q

（6）变换气中一氧化碳（干基）1.5%；

（7）各设备的热损失按5%计算；

（8）热水塔出口变换气温度：

75-80℃；

（9）加入蒸汽为饱和蒸汽：

压力1.0Mpa（表）；冷却水温度：

37℃

1．确定转化气组成：

已知条件

低变炉进口气体组成：

表1半水煤气的组成（干基）

组分

H2

CO

CO2

O2

N2

CH4

合计

含量/％

41.0

27.0

12.0

0.3

18.7

1.0

100

年产10万吨合成氨生产能力：

日生产量：

100000/330/24=12.63t/h

要求出低变炉的变换气干组分中CO％小于1.5％

表2进低变炉的变换气干组分

组分

H2

CO

CO2

O2

N2

CH4

合计

含量，％

41.0

27.0

12.0

0.30

18.7

1.0

100

M3（标）

1340.7

882.9

392.4

9.81

611.49

32.7

3270

2．变换炉工艺条件计算

（1）进出口温度的估计

根据触媒B302Q的活性温度,选取变换炉进气温度为200℃（此值尚待以后计算检验是否合适）。

因系煤气冷激气流程,进出口温度差可稍小一点,现取为20℃,则变换炉出口温度为200+20=220℃。

（2）蒸汽比的选择

假定汽气比为1.2,则单位干混合煤气应加入水蒸气：

882.9×1.2=1059.48N

；

=56.76kmol

则进变换器总的湿转化气量为

=3270+1059.48=4329.48N

表3变换进口的湿气组成

组分

CO2

CO

H2

N2

O2

CH4

H2O

合计

含量，％

9.06

20.39

30.97

14.12

0.23

0.76

24.47

100

M3（标）

392.4

882.9

1340.7

611.49

9.81

32.7

1059.48

4329.48

Kmol

17.52

39.42

59.85

27.30

0.44

1.46

47.30

193.29

生产中可测定原料气及变换气中一氧化碳的含量（干基），而由下式计算一氧化碳的实际变换率x：

Xp％=

×100

式中

、

分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（干基）。

所以：

Xp％=

=93.0％

变换后气体中有关成分的浓度为（氧气与氢气的反应略去不计；转化率为93.0％）

H2=0.3097+0.2039×0.930=0.4993

CO=0.2039×（1-0.930）=0.0143

CO2=0.0906+0.2039×0.930=0.2802

H2O=0.2447-0.2039×0.930=0.0551

出口组成的平衡常数由下试算出:

K=

=

=177.56

相应的平衡温度由参考《无机化工工艺学》P88查得，

T=200℃时，K=227.9;T=250℃时，K=86.51.内插法求得K=177.56时，T为217.8℃。

出口平衡温差为220-217.8=2.2℃。

计算所得出口平衡温差在合理范围之内，不必重新假设蒸汽比，原假设的蒸汽比可用。

（3）湿半水煤气组成

上一个表中的数据

组分

CO2

CO

H2

N2

O2

CH4

H2O

合计

含量，％

9.06

20.39

30.97

14.12

0.23

0.76

24.47

100

M3（标）

376.66

847.68

1287.53

587.02

9.56

31.6

1017.31

4157.36

Kmol

16.82

37.84

57.48

26.21

0.43

1.41

45.42

185.60

3.低变炉一段催化剂床层的物料衡算

计算基准：

1吨氨。

假设CO在一段催化床层的实际变换率为70％。

因为进低变炉一段催化床层的变换气湿组分：

见上表

假设O2与H2完全反应，O2完全反应掉

故在一段催化床层反应掉的CO的量为：

70％×882.9=618.03M3（标）=27.59koml

出一段催化床层的CO的量为：

882.9*（1-30%）=264.87M3（标）

故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为:

1340.7+508.61-2×9.56=1777.02（标）=79.33koml

故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

376.66+508.61=885.27M3（标）=39.52koml

出低变炉一段催化床层的变换气干组分：

组分

CO2

CO

H2

N2

CH4

合计

含量，％

24.46

9.37

49.09

16.22

0.87

100

M3（标）

885.27

339.07

1777.02

587.02

31.6

3619.98

Kmol

39.52

15.14

79.33

26.21

1.41

161.61

剩余的H2O的量为：

1017.31-508.61+2×9.56=527.82M3（标）=23.56koml

所以出低变炉一段催化床层的变换气湿组分：

组分

CO2

CO

H2

N2

CH4

H2O

合计

含量％

21.34

8.17

42.84

14.51

0.726

12.73

100

M3（标）

885.27

339.07

1777.02

587.02

31.6

527.82

4147.8

koml

39.52

15.14

79.33

26.21

1.41

23.56

185.17

对出低变炉一段催化床层的变换气的温度进行计算：

根据：

K=

=（0.2134*0.4284）/（0.0817*0.1273）=8.7901

查《无机工艺学》知当t=450℃K=7.311；t=400℃K=11.70。

求得K=8.7901，t=433.1℃

设平均温距为30℃，则出变换炉一段催化床层的变换气温度为：

433.1℃-30℃=403.1℃

4．低变炉一段催化床层的热量衡算

以知条件：

进低变炉温度：

217.8℃

出低变炉一段催化床层的变换气温度为：

403.1℃

反应放热Q：

在变化气中含有CO，H2O，O2，H2这4种物质会发生以下2种反应：

CO+H2O=CO2+H2（1-1）

O2+2H2=2H2O（1-2）

这2个反应都是放热反应。

由公式计算得温度403.1℃时-△HR=38291KJ/kmol。

则CO变换反应热：

-（37.84-15.14）×38291=-869205.7KJ；

O2反应热:

（-54456*2-2934-2760*2）×0.44×4.18=-215859.55KJ

气体吸热Q3=Cpm×192.27×（403.1-217.8）=35.84×192.27×（403.1-217.8）=1276894.30KJ

假设热损失Q4

根据热量平衡的：

Q=Q3+Q4

Q4=191829.75kJ

5．变换炉二段催化床层的物料衡算：

一，二段之间采用体外换热降温。

所以出一段与进二段之间的物料不变。

进二段催化床层的变换气湿组分的含量（％）：

组分

CO2

CO

H2

N2

CH4

H2O

合计

含量％

21.34

8.17

42.84

14.51

0.726

12.73

100

M3（标）

885.27

339.07

1777.02

587.02

31.6

527.82

4147.8

koml

39.52

15.14

79.33

26.21

1.41

23.56

185.17

求低变炉二段催化床层的转化率

因为总转化率x=93.0%，入变换炉时半水煤气中的CO的含量是847.68M3（标），则反应完成后CO的含量是59.3376M3（标）。

X=（339.07-59.3376）/339.07=82.50%

在低变炉二段催化床层的转化的CO的量为：

339.07-59.3376=279.7324M3（标）

故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1777.02+279.7324=2056.7524M3（标）=91.82kmol

故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

885.27+279.7324=1165.0024M3（标）=52.01kmol

故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：

527.82-279.7324=248.0876M3（标）=11.08kmol

所以出二段催化床层的湿组分：

组分

CO2

CO

H2

N2

CH4

H2O

合计

含量％

28.09

1.43

49.59

14.15

0.76

5.98

100

M3（标）

1165.0024

59.3376

2056.75244

587.02

31.6

248.0876

4147.80004

koml

52.01

2.34

91.82

26.21

1.41

11.08

184.87

第二节主要设备的物料与热量的计算

1、热水塔排水温度的计算

热水温度的估计，进热水塔变换气压力为0.88Mpa（绝），变换气中水蒸汽分压为0.88×0.0598=0.052624Mpa（绝），由《化工原理》饱和水蒸气表内插求得变换气露点约为82.35℃，出水加热器的变换气温为140℃，管道热损失取为2℃，进热水塔变换气温度为138℃。

因变换气入塔温度较露点温度高得较多，因此绝热饱和温度可假定为100.84℃。

干变换气分子量=（2×0.4959+28×0.0143+44×0.2809+28×0.1415+16×0.0076）/（1-0.0598）=18.97

干变换气0℃～138℃平均热容算得为1.52kJ/kmol

100.84℃时饱和水汽分压PH=104.61KPa绝压

100.84℃时饱和湿含量XS=104.61/（880-104.61）*18/17.98=0.1351kg/kg

变换气中湿含量X=52.624/（880-52.624）*18/17.98=0.0637kg/kg

100.84℃与138℃的蒸汽焓分别为2680.36kJ/kg和2735.16kJ/kg

由参考文献[1]中式（4-8-4）是等号的左边

1.52×100.84+0.1351×2680.36=515.39

由参考文献[1]中式（4-8-4）等号的右边

1.52×138+0.0626×2735.16+100.84×（0.1351-0.0626）=388.29

于是热水塔出口热水温度可取为100.84℃，热水经水加热器加热后温升估计为6℃,经过管道及热水泵的热损失取为2.5℃，于是饱和塔入口热水温度估计为：

100.84+6-2.5=104.34℃

饱和塔出口半水煤气温度的估计

饱和塔出口气液温差取为4℃，于是饱和塔出口半水煤气温度为104.34-4=100.34℃。

饱和塔出口半水煤气中夹带蒸汽量

饱和塔出口半水煤气的水蒸汽饱和度取为95%

100.34℃时蒸汽压力蒸汽表查得为102.7KPa

半水煤气中水蒸汽含量为

X=102.7*0.93/（880-102.7*0.93）=0.1217kmol/kmol干气

2、第一热交换器进口半水煤气温度的选定

热交换器进口半水煤气中的蒸汽分压为：

查得在0.1871MPa时半水煤气的露点温度为117.88℃

由热平衡检验出饱和塔半水煤气加入补充蒸汽后能否达到或超过以上温度，补充蒸汽为1.0MPa（表）饱和蒸汽。

入热干半水煤气1*17.97*100.34=1903.45KJ

半水煤气中夹带水汽

补充水汽（0.27-0.1217）*18*2788.5=7443.62KJ

合计18373.99

出热干半水煤气1*17.97*117.88=2236.18KJ

水汽

合计15457.08

入热>出热

虽然入热>出热,但因为没有考虑热损失，混合气体温度可能不能达到127.688℃，加入补充蒸汽后将有冷凝产生，第一热交换器入口温度即为露点温度。

3、第二热交换器物料及热量衡算

（1）物料衡算

①进出物料：

湿混合煤气成分同进变换器

②变换气：

变换气同出一段变换气相同

（2）热量衡算：

湿混合煤气出口温度217.8℃，变换气进口温度403.1℃，变换器出口温度190℃

①入热

变换气带入热量

因为各流体的热容值假定为一常数，不随温度和组成而变，CP=35.84kJ/kmol·℃。

干变换气热含量=1.171×403.1×35.84=16917.56kJ

水蒸气热含量=0.174×18×2555.67=8004.35k

变换气带入热量=16917.56+8004.35=24921.91kJ

半水煤气带入热量：

设半水煤气进口温度为153.6℃

干半水煤气热含量=153.6×35.84=5505.024kJ

水蒸气带入热量=0.324×18×2755.09=16067.68kJ

②出热

湿混合煤气带出热量

干混合煤气0℃～217.8℃平均热容为CP=35.84kJ/kmol·℃

干混合煤气热含量=29.95×217.8=6523.11kJ

水蒸气热含量=0.324×18×2752=16049.664kJ

湿混合煤气带出热量22572.774kJ

干变换气0℃～190℃平均热容为CP=35.84kJ/kmol·℃

干变换气热含量=1.171×29.05×190=6463.3345kJ

水蒸气带出热量=0.324×18×2768.54=16146.125kJ

热损失取为总入热的2%

（16067.68+5505.024+24921.91）×0.02=929.89kJ

③热平衡

总入热=16067.68+5505.024+24921.91=46494.614kJ

总出热=6463.3345+16146.125+929.89+16049.664=39588.75kJ

总入热与总出热相近，故半水煤气进第二热交换器温度为153.6℃。

4、第一热交换器物料及热量衡算

（1）物料衡算

①进出物料：

湿混合煤气成分同进变换器

②变换气：

变换气同出二段变换气相同

（2）热量衡算

湿混合煤气进口温度127.7℃，湿混合煤气出口温度153.6℃,变换气进口温度403.1℃，

①入热

变换气带入热量

因为各流体的热容值假定为一常数，不随温度和组成而变，CP=35.84kJ/kmol·℃。

干变换气热含量=1.2292×403.1×35.84=17758.38kJ

水蒸气热含量=0.1278×18×2680=6165.07kJ

半水煤气带入热量：

干水煤气0℃～127.7℃平均热容为CP=35.84kJ/kmol·℃

干水煤气热含量=127.7×35.84=4576.768kJ

水蒸气带入热量=0.324×18×2709.66=15802.737kJ

②出热

湿混合煤气带出热量

干混合煤气0℃～153.6℃平均热容为CP=35.84KJ/kmol·℃

干混合煤气热含量=35.84×153.6=5505.02kJ

水蒸气热含量=0.324×18×2756.3=16074.742kJ

设变换气出口温度为251℃

干变换气0℃～251℃平均热容为CP=35.84kJ/kmol·℃

干变换气热含量=1.2292×35.84×251=11057.686kJ

水蒸气带出热量=0.324×18×2789.2=16266.