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完整版合成氨厂变换工段工艺设计毕业设计论文

优秀论文审核通过

未经允许切勿外传

四川理工学院

毕业设计

题目年产三万吨合成氨厂变换工段设计

作者

系别材料与化学工程系

专业无机化工011

指导教师

接受任务日期2005年2月28日

完成任务日期2005年6月1日

四川理工学院

毕业设计说明书

题目年产3吨合成氨厂变换工段设计

作者

系别材料与化学工程系

专业无机化工

指导教师

接受任务日期2005年2月28日

完成任务日期2005年6月1日

四川理工学院

毕业设计任务书

材化系无机化工专业01级1班

题目年产3吨合成氨厂变换工段设计

起讫日期2005年2月28日起至2005年6月1日止

指导老师

教研室主任

系主任

学生姓名

批准日期2005年2月28日

接受任务日期2005年2月28日

完成任务日期2005年6月1日

一．计要求：

1.进行工段工艺流程设计，绘制带主要控制点的工艺流程图。

2.进行工段物料计算、热量计算，并绘制物料衡算表、热量衡算表。

3.进行工段设备设计、选型，制备设备一览表。

4.编写工段工艺初步设计说明书。

5.绘制主要设备结构图。

二．设计原始数据：

以在自贡市鸿鹤化工厂的实际数据为

原始数据

组分

CO2

CO

H2

N2

O2

CH4

合计

含量，％

9.60

11.42

55.71

22.56

0.33

0.38

100

目录

说明书………………………………………………………………………4

前言…………………………………………………………………………………4

1.工艺原理…………………………………………………………………………4

2.工艺条件…………………………………………………………………………4

3.工艺流程的选择…………………………………………………………………5

4.主要设备的选择说明…………………………………………………………5

5.工艺流程的说明………………………………………………………………6

第一章物料与热量衡算…………………………………………………7

1．水汽比的确定…………………………………………………………………7

2．中变炉CO的实际变换率的求取………………………………………………8

3．中变炉催化剂平衡曲线………………………………………………………9

4.最佳温度曲线的计算…………………………………………………………10

5．中变炉一段催化床层的物料衡算……………………………………………11

6．中变一段催化剂操作线的计算………………………………………………17

7．中间冷淋过程的物料和热量衡算……………………………………………17

8．中变炉二段催化床层的物料与热量衡算……………………………………19

9．中变二段催化剂操作线计算………………………………………………23

10.低变炉的物料与热量衡算……………………………………………………24

11低变催化剂操作线计算………………………………………………………29

12低变炉催化剂平衡曲线………………………………………………………29

13.最佳温度曲线的计算…………………………………………………………30

14废热锅炉的物料和热量衡算…………………………………………………31

15.水蒸汽的加入………………………………………………………………34

16主换热器的物料与热量的衡算………………………………………………34

17.调温水加热器的物料与热量衡算……………………………………………36

第二章设备的计算……………………………………………………………37

1.中变炉的计算…………………………………………………………………37

2.主换热器的计算…………………………………………………………………42

设计的综述……………………………………………………………………………6

参考文献……………………………………………………………………………49

致谢…………………………………………………………………………………50

第一章物料与热量衡算

已知条件：

组分

CO2

CO

H2

N2

O2

CH4

合计

含量，％

9.60

11.42

55.71

22.56

0.33

0.38

100

计算基准：

1吨氨

计算生产1吨氨需要的变换气量：

（100017）×22.4（2×22.56）=2920.31M3（标）

因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取2962.5M3（标）

年产3万吨合成氨生产能力（一年连续生产330天）：

日生产量：

=90.9Td=3.79T（水）=52.862kmol

因此进中变炉的变换气湿组分

组分

CO2

CO

H2

N2

O2

CH4

H2O

合计

含量％

6.86

8.16

39.80

16.12

0.24

0.27

28.56

100

M3（标）

284.42

338.32

1650.42

668.34

9.77

11.26

1184.12

4146.61

kmol

12.69

15.10

73.68

29.84

0.44

0.50

52.86

185.12

2.中变炉CO的实际变换率的求取：

假定湿转化气为100mol，其中CO湿基含量为8.16％，要求变换气中CO含量为2％，故根据变换反应：

CO+H2O＝H2+CO2，

则CO的实际变换率公式为：

Xp％=×100（2-1）

式中、分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）

所以：

Xp=

=74％

则反应掉的CO的量为：

8.16×74％=6.04

则反应后的各组分的量分别为：

H2O％=28.56％-6.04％+0.48％

=23％

CO％=8.16％-6.04％

=2.12％

H2％=39.8％+6.04％-0.48％

=45.36％

CO2％=6.86％+6.04％

=12.9％

中变炉出口的平衡常数：

Kp=（H2％×CO2％）（H2O％×CO％）=12

查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知Kp=12时温度为397℃。

中变的平均温距为397℃-365℃=32℃

根据《合成氨工艺与节能》可知中温变换的平均温距为：

30℃到50℃，中变的平均温距合理，故取的H2OCO可用。

3．中变炉催化剂平衡曲线

根据H2OCO=3.5，与文献《小合成氨厂工艺技术与设计手册》上的公式

XP=×100％

V=KPAB-CD

q=

U=KP（A+B）+（C+D）

W=KP-1

其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度

计算结果列于下表：

t

300

320

340

360

380

400

T

573

593

613

633

653

673

Xp

0.9012

0.8737

0.8424

0.8074

0.7687

0.7058

t

420

440

460

T

693

713

733

Xp

0.6859

0.6416

0.5963

中变炉催化剂平衡曲线如下：

4.最佳温度曲线的计算

由于中变炉选用C6型催化剂，

最适宜温度曲线由式进行计算。

查《3000吨合成氨厂工艺和设备计算》C6型催化剂的正负反应活化能分别为E1=10000千卡公斤分子，E2=19000千卡公斤分子。

最适宜温度计算结果列于下表中：

Xp

0.9012

0.8737

0.8424

0.8074

0.7687

0.7058

T

526

546.8

564.2

581.5

598.8

624.5

t

256

273.8

291.2

308.5

325.8

351.5

Xp

0.67

0.64

0.61

0.58

0.55

0.52

T

638.2

649.4

660.7

671

681.6

692.6

t

365.2

376.4

387.3

398

408.6

419.6

Xp

0.49

0.45

T

702.6

716.6

t

429.6

443.6

将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图：

5．中变炉一段催化床层的物料衡算

已知条件：

进中变炉一段催化床层的变换气的温度为330℃

进中变炉一段催化床层的变换气湿组分：

组分

CO2

CO

H2

N2

O2

CH4

H2O

合计

含量％

6.86

8.16

39.8

16.12

0.27

0.24

28.56

100

M3（标）

284.42

338.18

1650.41

668.34

9.78

11.26

1184.11

4146.61

kmol

12.69

15.10

73.68

29.84

0.44

0.50

52.86

185.12

5.1中变炉一段催化床层的物料衡算

假设CO在一段催化床层的实际变换率为60％

假使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：

60％×338.318=202.9908M3（标）

=9.062kmol

出一段催化床层的CO的量为：

338..9908=135.3272M3（标）

=6.0414kmol

故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1650.409+202.9908-2×9.776=1833.8478M3（标）

=81.868kmol

故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

284.4+202.9908=487.3908M3（标）

=21.758kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：

V总（干）=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258

=3136.1638M3（标）

故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO％==4.31%

同理得：

CO2％==15.54%

H2％==58.47%

CO2％==15.54%

N2％==21.13%

CH4％==0.35%

所以出中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％

15.54

4.31

58.47

21.13

0.35

100

M3（标）

487.39

135.33

1833.84

668.34

11.25

3136.16

kmol

21.76

6.04

81.87

29.83

0.50

140.01

剩余的H2O的量为：

1184..9908+2×9.776=1000.6742M3（标）

=44.6729kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积：

V总（湿）=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6742

=4136.838M3（标）

=184.68kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量

H2O％==24.19%

故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量

CO2％==11.78％

同理可得：

CO％==3.27％

H2％==44.33％

N2％==16.16％

CH4％==0.27％

所以出中变炉一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％

11.78

3.27

44.33

16.16

0.27

24.19

100

M3（标）

487.39

135.33

1833.84

668.34

11.26

1000.67

4136.92

koml

21.76

6.04

81.87

29.83

0.50

44.67

184.68

5.2对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行估算：

已知出中变炉一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％

11.78

3.27

44.33

16.16

0.27

24.19

100

M3（标）

487.39

135.32

1833.84

668.34

11.26

1000.67

4136.92

koml

21.76

6.04

81.87

29.83

0.50

44.67

184.68

根据：

Kp=（H2％×CO2％）（H2O％×CO％）计算得K=6.6

查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp=6.6时t=445℃

设平均温距为35℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：

445℃-35℃=415℃

5.3．中变炉一段催化床层的热量衡算

以知条件：

进中变炉一段催化床层的变换气温度：

330℃

出中变炉一段催化床层的变换气温度为：

415℃

可知反应放热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）

O2+2H2=2H2O

（2）

这2个反应都是放热反应。

根据《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知为简化计算，拟采用统一基准焓（或称生成焓）计算。

以P=1atm，t=25℃为基准的气体的统一基准焓计算式为：

HT=△H0298=Cpdt

式中：

HT——气体在在TK的统一基准焓，kcalkmol（4.1868kJkmol）；

△H0298——该气体在25℃下的标准生成热，kcalkmol（4.1868kJkmol）；

T——绝对温度，K；

Cp——气体的等压比热容，kcal（kmol.℃）[4.1868kJ（kmol.℃）]

气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：

Cp=A0+A1×T+A2×T2+A3×T3+……

式中A0、A1、A2、A3……气体的特性常数

将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式：

Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4（5-1）

式中常数a0、a1、a2、a3、a4与气体特性常数及标准生成热的关系为：

a1=A0,a2=A12,a3=A34,a4=A34

a0=△H0298－298.16a1－298.162×a2－298.163×a3－298.164×a4

采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行，步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果。

△H=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末（5-2）

式中:

△H——过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热，单位：

kcal；（4.1868kJ）;

ni——始态或末态气体的千摩尔数，kmol；

Hi——始态温度下或末态温度下；

Hi——气体的统一基准焓，kcalkmol，（4.1868kJkmol）

现将有关气体的计算常数列于下表中

气体统一基准焓（通式）常数表5-1.1

分子式

a0

a1

a2

a3

a4

O2

1.90318×103

5.80298

2.15675×10–3

-7.40499×10–7

1.08808×10–10

H2

-2.11244×103

7.20974

-5.55838×10－4

4.8459×10－7

-8.18957×10－11

H2O

-6.0036×104

7.11092

1.29319×10－3

1.28506×10－7

-5.78039×10－11

N2

-1.97673×103

6.45903

5.18164×10－4

2.03296×10－7

-7.65632×10－11

CO

-2.83637×104

6.26627

8.98694×10－4

5.04519×10－9

-4.14272×10－11

CO2

-96377.88867

6.396

5.05×10－3

-1.135×10－6

0.00

计算O2的基准焓：

根据基准焓的计算通式：

Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4

在415℃时T=415+273=683K

将O2的常数带入上式得：

Ht=1.90318×103+5.80298×683+2.15675×10–3×6832-7.40499×10–7×6833

+1.08808×10–10×6834

=6699.742kcalkmo=28050.412kJkmol

同理根据以上方法计算可得变换气的各个组分的基准焓列于下表

组分

O2

H2

H2O

CO

CO2

Ht（kcalkmol）

6699.742

2724.221

-54502.665

-23634.754

-89956.678

Ht（kJkmol）

28050.412

11405.772

.759

-98953.987

.620

放热：

CO+H2O=CO2+H2

（1）

△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末=.6208+11405.77+98953.987+228191.759

=-38079.10484kJkmol

Q1=9.062×（-38079.10484）

=.8481kJ

O2+2H2=2H2O

（2）

Q2=△H2=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末=.6179kJ

气体反应共放热：

Q=Q1+Q2=345072.8481+221354.6179=566427.4659kJ

气体吸热Q3

根据《物理化学教程》知CO,H2,H2O,CO2,N2，可用公式：

Cp=a+b+CT-2来计算热容，热容的单位为kJ（kmol.T）

表5-1.2

物质

CO

H2

H2O

CO2

N2

a

28.41

27.28

30

44.14

27.87

b10-3

4.1

3.26

10.71

9.04

4.27

c105

-0.46

0.502

0.33

-8.53

CH4可用公式：

Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容:

表5-1.3

物质

a

b10-3

c10-6

d10-9

CH4

17.45

60.46

1.117

-7.2

计算结果得：

物质

CO

CO2

H2

H2O

N2

CH4

Cp

31

48.2

29.6

37.2

30.7

56.1

所以平均热容：

Cpm=∑Yi*Cp=34.06KJ（kmol.T）

所以气体吸热Q3=34.06×184.68×（）

=534667.068kJ

假设热损失Q4（一般热损失都小于总热量的10%）

根据热量平衡的：

Q=Q3+Q4

Q4=31760.979kJ

6．中变一段催化剂操作线的计算

有中变一段催化剂变换率及热平衡计算结果知：

中变炉入口气体温度330℃

中变炉出口气体温度415℃

中变炉入口CO变换率0

中变炉出口CO变换率60%

由此可作出中变炉催化剂反应的操作线如下：

7．中间冷凝过程的物料和热量计算：

此过程采用水来对变换气进行降温。

以知条件：

变换气的流量：

184.68koml

设冷凝水的流量：

Xkg

变换气的温度：

415℃

冷凝水的进口温度：

20℃

进二段催化床层的温度：

353℃

操作压力：

1750kp

冷凝水吸热Q1：

据冷凝水的进口温度20℃查《化工热力学》可知h1=83.96kJkg

根据《化工热力学》可知：

TK

PkPa

H（kJkg）

600

1600

3693.2

600

1800

3691.7

700

1600

3919.7

700

1800

3918.5

冷凝水要升温到353℃，所以设在353℃,626K,1750kp时的焓值为h

对温度进行内查法：

1600kpa时

（）（——变换的CO的量，分子分率；

其中A、B、C、D分别代表CO、CO2、CO2及H2的起始浓度

2-1.2．第一段床层触媒用量

计算基准：

3.79T=8.16%-3.27%=4.89%

在372.5℃时，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》Kp=16.030631

则：

W=16.

=15.030631

U=16.030631×（0.0816+0.2856）+（0.0686+0.398）

=6.353

V=16.030631×0.0816×0.2856-0.0686×0.398

=0.3463

q=

=4.6713

=0.000514h

所以：

V01=T0*V0=0.000514×15489.7=7M3

备用系数取：

1.1

所以：

V01=7×1.1=7.7M3

2-1.3第二段床层触媒用量

已知条件：

第二段床层变换气进口温度为：

353℃，第二段床层变换气出口温度为：

365℃

平均温度为：

（353℃+365℃）2=359℃

由《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》得到在375℃时反应速度常数k1=4600，在317℃时反应速度常数k2=2130。

使用内插法：

（）（4600-k）=（353.5-317）（k-2130）

k=3684

加压时取校正系数：

2.8，则：

k1=3684*2.8=10315

进中变炉二段床层的组分：

组分

CO2

CO

H2

N2

CH4

H2O

合计

含量％

11.432

3.17

43.01

15.68

0.26

26.44

100

M3（标）

487.39

135.33

1833.85

668.34

11.26

1127.20

4263.37

koml

21.76

6.04

81.87

29.80

0.50

50.32

190.33

出中变炉二段床层的CO组分：

2.06%

n=3.17%-2.06%=1.11%

由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》得到在359℃时反应平衡常数Kp=18.17

则：