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1、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22.工艺原理23.工艺条件24.设计规模及设计方案的确定35.工艺流程简述46.主要设备的选择说明47.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

2、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

3、向生成目的产物的方向进行，工业上采用对式反应（11）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

4、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

5、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

6、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H2COCO2O2N2

7、CH4合计含量/41.027.012.00.318.71.01002）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180500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

8、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

9、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

10、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：371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H2COCO2O2N2CH4合计含量/41.027.012.00.318.71.0100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H2COCO2O2N2CH4合计含量，41.027.012.00.3018.71.

11、0100M3(标)1340.7882.9392.49.81611.4932.732702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：882.91.2=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CO2COH2N2O2CH4 H2O合计含量，9.0620

12、.3930.9714.120.230.7624.47100M3(标)392.4882.91340.7611.499.8132.71059.484329.48Kmol17.5239.4259.8527.300.441.4647.30193.29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+0.20390.930=0.4993 CO=0.2039（1-0.930）=0.0143CO2

13、=0.0906+0.20390.930=0.2802H2O=0.2447-0.20390.930=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CO2COH2N2O2CH4 H2O合计含量，9.0620.3930.9714.120.230.7624.47100M3(标)376

14、.66847.681287.53587.029.5631.61017.314157.36Kmol16.8237.8457.4826.210.431.4145.42185.603.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：70882.9=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

15、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CO2COH2N2CH4 合计含量，24.469.3749.0916.220.87100M3(标)885.27339.071777.02587.0231.63619.98Kmol39.5215.1479.3326.211.41161.61剩余的H2O的量为：1017.31-508.61+29. 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CO

16、2COH2N2CH4H2O合计含量21.348.1742.8414.510.72612.73100M3(标)885.27339.071777.02587.0231.6527.824147.8koml39.5215.1479.3326.211.4123.56185.17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=403.14低变

17、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= 2 H2O （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）0.444.18=-215859.55 KJ气体吸热Q3= Cpm192.27(403.1-217.8

18、)=35.84192.27(403.1-217.8)=1276894.30 KJ假设热损失Q4根据热量平衡的：Q=Q3+Q4Q4=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CO2COH2N2CH4H2O合计含量21.348.1742.8414.510.72612.73100M3(标)885.27339.071777.02587.0231.6527.824147.8koml39.5215.1479.3326.211.4123.56185.17求低变炉二段催化床层的转化率因为

19、总转化率x=93.0%，入变换炉时半水煤气中的CO的含量是847.68 M3(标)，则反应完成后CO的含量是59.3376 M3(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=279.7324 M3(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：527.82-2

20、79.7324=248.0876M3(标)=11.08kmol所以出二段催化床层的湿组分：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量28.09 1.43 49.59 14.15 0.76 5.98 100M3(标)1165.002459.3376 2056.75244587.0231.6248.08764147.80004koml52.012.3491.8226.211.4111.08184.87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0.880.0598=0.052624Mpa（绝），由化工原理饱

21、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=（20.4959+280.0143+440.2809+280.1415+160.0076）/(1-0.0598)=18.97干变换气0138平均热容算得为1.52 kJ/kmol100.84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.

22、624)*18/17.98=0.0637kg/kg100.84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1.52100.84+0.13512680.36=515.39由参考文献1中式（4-8-4）等号的右边1.52138+0.06262735.16+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

23、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=19

24、03.45KJ 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) 物料衡算进出物料：湿混合煤气成分同进变换器变换气：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入热变换气带入热

25、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=35.84 kJ/kmol。干变换气热含量=1.171403.135.84=16917.56kJ水蒸气热含量=0.174182555.67=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=153.635.84=5505.024kJ水蒸气带入热量=0.324182755.09=16067.68kJ出热湿混合煤气带出热量干混合煤气0217.8平均热容为CP=35.84 kJ/kmol干混合煤气热含量=29.95217.8=6523.11

26、kJ水蒸气热含量=0.324182752=16049.664 kJ湿混合煤气带出热量22572.774kJ干变换气0190平均热容为CP=35.84 kJ/kmol干变换气热含量=1.17129.05190=6463.3345kJ水蒸气带出热量=0.324182768.54=16146.125kJ 热损失取为总入热的2%(16067.68+5505.024+24921.91)0.02 =929.89kJ热平衡总入热=16067.68+5505.024+24921.91=46494.614 kJ总出热=6463.3345+16146.125+929.89+16049.664=39588.75kJ

27、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) 物料衡算进出物料：湿混合煤气成分同进变换器变换气：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，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=35.84 kJ/kmol。干变换气热含量=1.2292403.135.84=17758.38kJ水蒸气热含量=0.1278182680=6165.07 kJ半水煤气带入热量：干水煤气0127.7平均热容为CP=35.84 kJ/kmol干水煤气热含量=127.735.84=4576.768 kJ水蒸气带入热量=0.324182709.66=15802.737kJ出热湿混合煤气带出热量干混合煤气0153.6平均热容为CP=35.84 KJ/kmol干混合煤气热含量=35.84153.6=5505.02 kJ水蒸气热含量=0.324182756.3=16074.742 kJ设变换气出口温度为251干变换气0251平均热容为CP=35.84 kJ/kmol干变换气热含量=1.229235.84251=11057.686kJ水蒸气带出热量=0.324182789.2=16266.