毕业设计（论文）产五万吨合成氨变换工段工艺设计.doc

本科生毕业论文（设计）年产五万吨合成氨变换工段工艺设计姓 名： 指导教师： 院 系： 化学系 专 业： 制药工程 提交日期： 2011年04月20日 目 录中文摘要3外文摘要4引言51合成氨变换工段工艺简介51.1工艺原理51.2工艺条件5 1.3工艺流程的确定6 1.4主要设备的选择说明6 1.5对本设计的综述2. 变换工段物料及热量恒算 6 2.1确定转化气组成6 2.2水气比的确定7 2.3 中变炉一段催化床层的物料衡算7 2.4 中变炉一段催化床层的热量衡算7 2.5 中变炉催化剂平衡曲线7 2.6 最佳温度曲线的计算7 2.7操作线计算7 2.8中间冷淋过程的物料和热量计算82.9中变炉二段催化床层的物料衡算92.10中变炉二段催化床层的热量衡算103设备的计算9 3.1低温变换炉计算9 3.2低温变换炉计算94结论15参考文献16致谢18年产五万吨合成氨变换工段工艺设计XXX指导老师：（黄山学院化学系，黄山，安徽 245041）摘要：用中温中压三段变换的方法，半水煤气首先经过饱和热水塔，在饱和热水塔内气体与塔顶流下的热水逆流接触进行热量与质量传递，使半水煤气气体温增湿，出塔气体进入气水分离器分离夹带的液滴，再进入主热换热器、中间换热器和电炉升温，使温度达到320oC左右进入变换炉一段，经一段反应后的变换气在段间补充水分后进入变换炉二段，二段反应后变换气进入中间换热器，达到一定温度后进入三段反应，最终将半水煤气中CO的含量30.000%降低至3.0%左右，使之符合年产9万吨中温变换工艺设计的要求，本设计从变换理论，工艺计算及设备选型等方面进行了阐述，并对该变换工艺进行了物料计算，热量计算和有关的设备计算。根据设计任务和要求，确定了一套中温变换系统。本设计采用低温活性好的中变催化剂，降低了炉气中蒸汽比，采用电炉升温，革新了变换炉系统燃烧炉升温的方法，使之达到操作简单，平稳、省时、节能的效果关键词：半水煤气；一氧化碳；变换系统.Yearly Produces 50,000 Ton Synthetic Ammonia Transformation Construction section Technological DesignKong ChaoDirector:Zhan Yi Min（Department of Chemisty, Huangshan University, Huangshan, China, 245041）Abstract：Warm presses three sections of transformations with the methods,The semi-water first passed through the saturated hot water tank,The gas and tower go against the hot water adverse current contact in the saturated hot water tank which flowed off to carry on the quantity of heat and the mass transfer,Causes the semi-water gas body temperature humidification,Leaved the tower gas to enter was mad the water separator separation smuggles bubble,Again entered the host hot heat interchanger,the middle heat interchanger and the electric stove elevation of temperature,enabled the temperature to achieve 320oC about entered the shift converted section.After a section of response converted gas in the section supplemented the moisture contend less advanced entered the shift converter two sections,after two sections of responses the converted gas entered the middle heat interchanger,achieved certain temperature less advanced entered three sections of responses,Finally the CO contend by 30.00% reduced the semi-water gas in to 3.0% about,causes it to tally yearly produces 90,000 ton warm transformation technological design the request.This design from transformation theory,aspects and so on process design and equipment shaping have carried on the claboration,And has carried on the material computation to this transformation craft,Heat calculation computation.According to design duty and request,has determined a set of warm transformation system.This design used low temperature activeness good to change the catalyst.Reduced in the furnace gas the steam ration,used the electric stove elevation of temperature,innovated the method which the shift converter symstem combustion furnace elevates temperature,enabled it to achieve the operation simply,steady,time-saving,the energy conservation effect.Key Words：semi-water;Carbon monoxide;Transform system引 言本设计为年产5万吨合成氨的一氧化碳变换的初步设计，一氧化碳不是合成氨生产所需要的直接原料，而且在一定条件下还会与合成氨的铁系催化剂发生反应，导致催化剂失活。因此，在原料气使用之前，必须将一氧化碳清除。一氧化碳变换是在一定温度、压力下，使半水煤气中CO在催化剂作用下，与水蒸气反应转化为H2和CO2达到除去绝大部分CO，同时制得等量H2。一氧化碳变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。一氧化碳的变换是一个可逆的放热反应，因此，温升对反应不利，在催化剂活性范围内提高温度可加快反应速度，在同一气体组成和汽气比的条件下选择适宜的温度有利于一氧化碳平衡变换率的提高，以达到最佳的反应效果及最合理的催化剂用量。催化剂的活性温度越低，在相同条件下，CO的平衡变换率越高，即变换气中含CO越低，从而可节省蒸汽用量。11 合成氨变换工段工艺简介1.1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（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 1.2工艺条件工艺条件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1.21.8Mpa。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.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。3.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，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，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。1.3 工艺流程的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330，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。1.4 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：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/（2×22.56）=2920.31 M3(标)因为在生产过程中物量可能回有消耗，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：50000/330=151.52T/d=6.31T/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CO2COH2N2O2CH4合计含量，9.611.4255.7122.560.330.38100M3(标)474563.862750.681113.916.2918.7634937.5假设入中变炉气体温度为335摄氏度，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:组 分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量6.868.1639.816.120.240.2728.56100M3(标)474563.862750.681113.916.2918.7631973.526911.02koml21.1625.172122.79849.730.7270.83888.1308.53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+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：8.16×74=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= （H2×CO2）/（H2O×CO）=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率为60。因为进中变炉一段催化床层的变换气湿组分：组 分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量，6.868.1639.816.120.240.2728.56100M3(标)474563.862750.681113.916.2918.7631973.526911.02koml21.1625.172122.79849.730.7270.83888.1308.53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：60×563.86=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+338.318-2×16.29=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：组 分CO2COH2N2CH4合计含量15.5443.158.4721.130.35100M3(标)812.318225.5453056.411113.918.765226.94koml36.2610.069136.44749.730.838233.35剩余的H2O的量为：1973.52-338.318+2×16.29=1667.79M3(标)=74.45koml所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3(标)812.318225.5453056.411113.918.761667.796894.73koml36.2610.069136.44749.730.83874.45307.8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（）：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3(标)812.318225.5453056.411113.918.761667.796894.73koml36.2610.069136.44749.730.83874.45307.8对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算：根据：K=(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K=6.6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)；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+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 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=H0298298.16a1298.162×a2298.163×a3298.164×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 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 a4O21.90318×103 5.802982.15675×103-7.40499×1071.08808×1010H2-2.11244×1037.20974-5.5584×1044.8459×107-8.18957×1011H2O-6.0036×1047.110921.2932×1031.28506×107-5.78039×1011N2-1.97673×1036.459035.18164×1042.03296×107-7.65632×1011CO-2.83637×1046.266278.98694×1045.04519×109-4.14272×1011CO2-96377.888676.3965.05×103-1.135×1060.00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查表可得变换气的各个组分的基准焓列于下表：组分O2H2H2OCOCO2Ht（kcal/kmol）6699.7422724.221-54502.665-23634.754-89956.67833Ht（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=（ni×Hi）始（ni×Hi）末=-368924.3632kJ气体共放热：Q=Q1+Q2=575121.414+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COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427.87b/10-34.13.2610.719.044.27c/10-5-0.460.5020.33-8.53-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 380400T573593613633653673Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.7058t 420 440 460T693713733Xp0.68590.64160.5963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/公斤分子，E2=19000千卡/公斤分子。最适宜温度计算列于下表中：Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.7058T526546.8564.2581.5598.8624.5t253273.8291.2308.5325.8351.5Xp0.670.640.610.580.550.52T638.2649.4660.7671681.6692.6t365.2376.4387.3398408.6419.6Xp0.490.45T702.6716.6t429.6443.6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。以知条件： 变换气的流量：307.8koml 设冷淋水的流量：X kg 变换气的温度：415 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)60016003693.260018003691.770016003919.770018003918.5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：物质COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以Cpm= Yi*Cp =33.92 kJ/（kmol.）Q2=308.53*33.92*(415-353)取热损失为0.04 Q2根据热量平衡：0.96 Q2= X(3751.0235-83.96) X=169.46kg=9.415koml=210.88 M3(标)所以进二段催化床层的变换气组分：水的量为：210.88+1667.79=1878.67 M3(标)组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11.4323.1743.0115.680.2626.44100M3(标)812.318225.5453056.4131113.918.761878.677105.61koml36.26510.068136.4549.730.83883.87317.229中变炉二段催化床层的物料衡算：设中变炉二段催化床层的转化率为0.74（总转化率）所以在二段CO的变化量563.86*0.74=417.26 M3(标)在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为：225.545-（563.86-417.26）=78.94M3(标)=3.52koml出中变炉二段催化床层的CO的量为：225.545-78.94=146.605 M3(标)故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：812.318+78.94= 891.26M3(标)故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为： 3056.413+78.94= 3135.353M3(标)故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：1878.67-78.94= 1799.73M3(标)所以出中变炉的湿组分：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量12.542.0644.12515.670.2625.33100M3(标)891.26146.6053135.3531113.918.761799.737105.6koml39.7886.545139.97149.730.83880.345317.22对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算：根据：K= （H2×CO2）/（H2O×CO）计算得K=10.6查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当K=10.6时t=409设平均温距为48，则出变炉一段催化床层的变换气温度为：409-44=36510.中变炉二段催化床层的热量衡算：以知条件：进变炉二段催化床层的变换气温度为：353 出变炉二段催化床层的变换气温度为：365变换气反应放热Q1:计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，平均温度为：632K,计算结果如下：组分H2H2OCOCO2Ht（kcal/kmol）2373.4-54949.05-24005.565-90536.421Ht（kJ/kmol）9936.95-230060.69-100506.5-379057.89放热： CO +H2O=CO2+H2 （1）H1=（Hi）始（Hi）末 =-38553.74846 kJ/kgQ1=3.52*38553.74846=135580.683 kJ/kg气体吸热Q2：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.）表5-1.2物质COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427.87b/10-34.13.2610.719.044.27c/10-5-0.460.5020.33-8.53-CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3来计算热容：物质abcdCH417.4560.461.17-7.2计算结果：组分COH2CO2H2ON2CH4Cp 28.56 29.25 47.3 36.78 30.31 53.72Cpm=Yi*Cp=33.61KJ/（kmol.）Q2=33.61*317.22*（365-353）=12789.1kJ热损失：Q3=Q1-Q2=7641.6 kJ第二节 低变炉的物料与热量计算1.已知条件：进低变炉的湿组分:组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量12.542.0644.12515.670.2625.33100M3(标)891.26146.6053135.3531113.918.761799.737105.6koml39.7886.545139.97149.730.83880.345317.22进低变炉的干组分：组 分CO2COH2N