15万吨合成氨一氧化碳变换工段设计毕业设计Word文档下载推荐.docx

1、变换过程中还包括下列反应式：H2+O2=H2O+Q -+工艺条件平衡而言，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，1.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1.21.8Mpa。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、.1.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。1 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

3、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，所以，中（高）变换时适宜的水蒸气比例一般为：H2O/CO=35，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。工艺流程确定目前的变化工艺有：中温变换，中串低，全低及中低低4种工艺。本设计参考四川省自贡市鸿鹤化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。转化气从转化炉进入废热锅炉，在废热锅炉中变换气从920降到3

4、30，在废热锅炉出口加入水蒸汽使汽气比达到3到5之间，以后再进入中变炉将转换气中一氧化碳含量降到3%以下。再通过换热器将转换气的温度降到180左右，进入低变炉将转换气中一氧化碳含量降到0.3%以下，再进入甲烷化工段。 主要设备的选择说明 中低变串联流程中，主要设备有中变炉、低变炉、废热锅炉、换热器等。低变炉选用C6型催化剂，计算得低变催化剂实际用量10.59m3。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。对本设计评述天然气变换工段工序是合成氨生产中的第一步，也是较为关键的一步，因为能否正常生产出合格的压缩气，是后面的所有工序正常运

5、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，根据已知的天然气组成，操作条件，采用了中变串低变的工艺流程路线。首先对中，低变进行了物料和热量衡算，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。设计中一共有中温废热锅炉，中变炉，主换热器，调温水换热器，低变炉几个主要设备。 由于天然气变换工段工序是成熟工艺，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合成氨工艺学这两本书。由于时间有限，设计可能不完善，请各位老师指出。谢谢！第一章 变换工段物料及热量衡算第一节 中温变换物料衡算及热量衡算1确定转化气组成

6、：已知条件中变炉进口气体组成：组分CO2COH2N2CH4O2合计%9.611.4255.7122.560.380.33100计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变化气量：（1000/17）22.4/（222.56）=2920.31 M3（标）因为在生产过程中物量可能会有消耗，因此变化气量取2962.5 M3（标）年产5万吨合成氨生产能力：日生产量：150000/330=454.55/d=18.93T/h要求出中变炉的变换气干组分中CO小于2进中变炉的变换气干组分：组 分含量，M3（标）474563.862750.681113.916.2918.7634937.5假设入中变炉气体温度为335摄

7、氏度，取出炉与入炉的温差为30摄氏度，则出炉温度为365摄氏度。进中变炉干气压力=1.75Mpa.2水汽比的确定：考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.5故V（水）=1973.52m3（标） n（水）=88.1kmol因此进中变炉的变换气湿组分:H2O含量6.868.1639.816.120.240.2728.561973.526911.02koml21.1625.172122.79849.730.7270.83888.1308.53中变炉CO的实际变换率的求取：假定湿转化气为100mol，其中CO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+H2OH2

8、+CO2，则CO的实际变换率为：=100=74式中Ya、分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）则反应掉的CO的量为：8.1674=6.04则反应后的各组分的量分别为：H2O=28.56-6.04+0.48=23CO=8.16 -6.04=2.12H2 =39.8+6.04-0.48=45.36CO2=6.86+6.04=12.9中变炉出口的平衡常数：K= （H2CO2）/（H2OCO）=12查小合成氨厂工艺技术与设计手册可知K=12时温度为397。中变的平均温距为397-365=32中变的平均温距合理，故取的H2O/CO可用。3.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

9、率为60。因为进中变炉一段催化床层的变换气湿组分：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：60563.86=338.318M3（标）=15.1koml出一段催化床层的CO的量为：563.86-338.318=225.545 M3（标）=10.069koml故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为:2750.68+338.318-216.29=3056.41 M3（标）=136.447koml故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：474+338.318=812.318 M3（标）=36.26koml出中变炉一段催化床层的变换气干组分：15.5443.158

10、.4721.130.35812.318225.5453056.4118.765226.9436.2610.069136.447233.35剩余的H2O的量为：1973.52-338.318+216.29=1667.79M3（标）=74.45koml所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分：11.783.2744.3316.1624.191667.796894.7374.45307.8对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行计算：已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量（）：对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算：根据：K=（H2CO）计算得K=6.6查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当K=6

11、.6时t=445设平均温距为30，则出变炉一段催化床层的变换气温度为：445-30=4154中变炉一段催化床层的热量衡算以知条件：进中变炉温度：335 出变炉一段催化床层的变换气温度为：415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= 2 H2O （1-2）这2个反应都是放热反应。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，kcal/kmol（4.1868kJ/kmol）

12、；H0298 该气体在25下的标准生成热，kcal/kmol（4.1868kJ/kmol）；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+A1T+A2T2+A3T3+ 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+a1T+a2T2+a3T3+a4T4 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=A1/2, a3=A3/4, a4=A3/4a0=H0298298.16a1298.162a2298.16

13、3a3298.164a4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=（niHi）始（niHi）末 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，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；I 气体的统一基准焓，kcal/kmol，（4.1868kJ/kmol）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）常数表分子式 a0 a1 a2 a3 a41.90318103 5.802982.15675103-7.40499

14、1071.088081010-2.112447.20974-5.55841044.8459107-8.189571011-6.00361047.110921.29321031.28506-5.78039-1.976736.459035.181642.03296-7.65632-2.836376.266278.986945.04519109-4.14272-96377.888676.3965.05-1.1351060.00计算O2的基准焓：根据基准焓的计算通式：T4在415时T=415+273=683K查表可得变换气的各个组分的基准焓列于下表：Ht（kcal/kmol）6699.7422724.

15、221-54502.665-23634.754-89956.67833Ht（kJ/kmol）28050.41211405.77-228191.759-98953.987-376630.6208放热： CO +H2O=CO2+H2 （1）H1=（Hi）始-（Hi）末=-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759 =-38079.10484kJ/komlQ1=15.1（-38079.10484）=-575121.414kJ O2 + 2H2= 2 H2O （2）Q2=H2=（niHi）末=-368924.3632kJ气体共放热：Q=Q1+Q2=575121.

16、414+368924.3632=944045.7772kJ气体吸热Q3：根据物理化学知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.）查表可得：物质a28.4127.283044.1427.87b/10-34.13.2610.719.044.27c/10-5-0.460.502-8.53-Cpm=Yi*Cp=34.06 KJ/（kmol.）所以气体吸热Q3=34.06*307.8*（415-330）=891111.78kJ假设热损失Q4根据热量平衡的：Q= Q3 +Q4Q4=52934.965 kJ5中变炉催化剂平衡曲线根

17、据H2O/CO=3.5，与公式XP=100V=KPAB-CDq=U=KP（A+B）+（C+D），W=KP-1其中A、B、C、D分别代表CO、CO2、CO2及H2的起始浓度t300 320 340 360 380400T573593613633653673Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.7058 420 440 4606937137330.68590.64160.5963中变炉催化剂平衡曲线如下：6.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。查小合成氨厂工艺技术与设计手册C6型催化剂的正负反应活化能分别为E1=10000千卡/公

18、斤分子，E2=19000千卡/公斤分子。最适宜温度计算列于下表中：526546.8564.2581.5598.8624.5253273.8291.2308.5325.8351.50.670.640.610.580.550.52638.2649.4660.7671681.6692.6365.2376.4387.3398408.6419.60.490.45702.6716.6429.6443.6将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图：7操作线计算 有中变催化剂变换率及热平衡计算结果知： 中变炉人口气体温度 335 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

19、此可作出中变炉催化剂反应的操作线如下：8中间冷淋过程的物料和热量衡算：此过程采用水来对变换气进行降温。 变换气的流量：307.8koml 设冷淋水的流量：X kg 变换气的温度： 冷淋水的进口温度：20 进二段催化床层的温度：353 操作压力：1750kp热量计算：冷淋水吸热Q1：据冷淋水的进口温度20查化工热力学可知h1 =83.96kJ/kg根据化工热力学可知T/kP/kPaH/（kJ/kg）60016003693.218003691.77003919.73918.5冷淋水要升温到353，所以设在353, 615K,1750kp时的焓值为h对温度进行内查法：1600kpa时（626-600 ）/（h-3693.2）=（700-626）/（3919.7-h） h=3752.09 kJ/kg1800kpa时（626-600）/（h-3691.7）=（700-626）/（3918.5-h） h=3750.668 kJ/kg对压力用内差法得353，615K，1750Kp时的焓值h为：（1750-1600）/（h-3752.09）=（1800-1750）/（3750.668-h）h=3751.0235 kJ/kgQ1= X（ 3813.244875-83.96）变换气吸热Q2根据表5-1.2和表5-1.3的计算方法得：