天然气合成氨年产19万吨 设计说明书.docx

年产X万吨天然气合成氨合成段的工艺设计任务书一、设计项目：年产X万吨天然气合成氨合成段的工艺设计二、设计规模：X万吨/年，年生产时间：330三、设计阶段：初步设计四、设计条件与要求1、合成塔进口气体组成（V%）NH3： 2.26%H2： 58.79%N2： 19.55% CH4： 17.49% Ar： 1.91%2、合成塔出口气体NH3含量：17.8%3、水冷器出口温度：35°C4、合成塔操作压力：30.0MPa五、设计要求和工作量完成设计报告一份六、设计主要内容1、工艺流程设计2、物料衡算3、热量衡算4、主要设备工艺设计与选型化工设计报告（大体章节要求）摘要第一章前言第二章天然气合成氨简介第三章合成氨工艺论证第四章工艺计算4.1物料衡算4.2能量衡算第五章主要设备的工艺计算及选型主要结构参数表第六章设计小结参考文献七、设计主要参考文献化工原理;化工产品手册;化工工艺设计手册;小氮肥厂工艺设计手册;氮肥工艺设计手册；小合成氨厂工艺技术与设计手册；合成氨；无机化 工生产技术等八、设计时间：2012.12.18-2012.12.24目录摘要1第一章前言2第二章天然气合成氨简介32.1氨的性质、用途及重要性32.1.1氨的性质32.1.2氨的用途及在国民生产中的作用32.2合成氨生产技术的发展32.2.1世界合成氨技术的发展32.2.2中国合成氨工业的发展概况52.3合成氨转变工序的工艺原理62.3.1合成氨的典型工艺流程介绍62.3.2合成氨转化工序的工艺原理72.3.3合成氨变换工序的工艺原理72.4设计方案的确定8第三章合成氨工艺论证93.1氨合成过程的基本工艺步骤93.2 氨合产工艺的选择103.3工艺参数的确定11第四章工艺计算124.1物料衡算134.1.1初始条件134.1.2合成塔出口气组分134.1.3氨分离器气液平衡计算144.1.4冷交换器气液平衡计算154.1.5液氨贮槽气液平衡计算164.1.6液氨贮槽物料计算184.1.7合成系统物料计算194.1.8合成塔物料计算204.1.9水冷器物料计算214.1.10氨分离器物料计算214.1.11冷交换器物料计算214.1.12氨冷器物料计算224.1.13冷交换器物料计算234.2物料衡算结果汇总244.3热量衡算264.3.1冷交换器热量衡算264.3.2氨冷器热量计算284.3.3循环机热量计算294.3.4合成塔热量计算304.3.5废热锅炉热量计算324.3.6热交换器热量计算334.3.7水冷器热量计算334.3.8氨分离器热量核算34参考文献35第五章设计小结36化工设计教师评分表37摘要氨是重要的基础化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。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。本设计是以天然气为原料年产十九万吨合成氨转变工序的设计。近年来合成 氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产均是合成氨设备发展的主流，技术 改进主要方向是开发性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化 方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等方面上。设计采用的工艺流程简介：天然气经过脱硫压缩进入一段转化炉，把CH4 和烃类转化成h2,再经过二段炉进一步转化后换热进入高变炉，在催化剂作用 下大部分CO和水蒸气反应获h2和co2,再经过低变炉使CO降到合格水平， 去甲烷化工序。本设计综述部分主要阐述了国内外合成氨工业的现状及发展趋势以及工艺 流程、参数的确定和选择，论述了建厂的选址；介绍了氨变换工序的各种流程并 确定本设计高-低变串联的流程。工艺计算部分主要包括转化段和变换段的物料 衡算、热量衡算、平衡温距及空速计算。设备计算部分主要是高变炉催化剂用量 的具体计算，并根据设计任务做了转化和变换工序带控制点的工艺流程图。本设计的优点在于选择较为良好的厂址和原料路线，确定良好的工艺条件、 合理的催化剂和能源综合利用。另外，就是尽量减少设备投资费用。关键字：合成氨；天然气；转化；变换;第一章前言本设计说明书是年产19万吨合成氨厂造气工段的初步设计。氨是一种重要的化工原料，特别是生产化肥的原料，它是由氢和氮合成。合 成氨工业是氮肥工业的基础。为了生产氨，一般均以各种燃料为原料。首先，制 成含H2和CO等组分的煤气，然后，采用各种净化方法，除去气体中的灰尘、 h2s、有机硫化物、CO、CO2等有害杂质，以获得符合氨合成要求的洁净的1： 3的氮氢混合气，最后，氮氢混合气经过压缩至15Mpa以上，借助催化剂合成氨。我国能源结构中，煤炭资源占很大比重。煤的气化是煤转化技术中最主要的 方面，并已获得广泛的应用。煤气化提供洁净的可以管道输送的气体燃料。目前 还在建设采用各种煤气化技术的工业化装置。煤气化在各方面的应用都依赖于煤 气化技术的发展，这主要因为煤气化环节往往在总投资及生产成本中占相当大的 比重。我国合成氨工业原料路线是煤汽油并举，以煤为主。合成产量60%以上是以 煤为原料，全国现有1000多家大中小型以煤为原料的合成氨厂。随着油价的不 断上涨，今后将停止以油为原料的新设备建设，并要求进行以煤代油的技术改造。本说明书是在工艺和设备计算的基础上加以工艺论证及选择而编制的。主要 内容包括：绪论、设计任务及要求、生产方案，生产流程的选择及论证、制气生 产原理、工艺指标、设备计算及选型。此外，随书附有造气工段带控制点工艺流 程图。第二章天然气合成氨简介2.1氨的性质、用途及重要性2.1.1氨的性质氨分子式为NH，在标准状态下是无色气体，比空气轻，具有特殊的刺 激性臭味。人们在关于100cm3/m3氨的环境中，每天接触8小时会引起慢性 中毒。氨的主要物理性质有：极易溶于水，溶解时放出大量的热。氨水溶液 呈碱性，易挥发。液氨和干燥的氨气对大部分物质没有腐蚀性，但在有水 的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。氨的化学性质有：在常温下相当稳定，在高温、电火花或紫外光的作 用下可分解为氮和氢。具有可燃性，自然点为 630 °C，一般较难点燃。氨与 空气或氧的混合物在一定范围内能够发生爆炸。氨的性质比较活泼，能与 各种无机酸反应生成盐。2.1.2氨的用途及在国民生产中的作用氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。合成氨 指由氮和氢在高温高压和催化剂存在下直接合成的氨。世界上的氨除少量 从焦炉气中回收外，绝大部分是合成的氨。氨主要用于农业，合成氨是我 化肥工业的基础，氨本身是最重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大都是先 合成氨，再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分均占70%的比例，称之为“化 肥氨”；同时氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，用于生产 铵、胺、染料、炸药、合成纤维、合成树脂的原料，这部分约占30%的比例， 称之为“工业氨”。氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的 12 %。硝酸、各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺 纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料生产。液氨常用作制冷剂。合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。氨作 为最为重要的基础化工产品之一，同时也是能源消耗的大户，世界上大约 有10%的能源用于合成氨。随着世界人口的不断增加，用于制造尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵 以及其它化工产品的氨用量也在增长。据统计1994年世界氨产量为 113.46Mt，其中中国、美国、印度、俄罗斯四个主要产氨国占了一半以上。 在化学工业中合成氨工业已经成为重要的支柱产业 1。2.2合成氨生产技术的发展2.2.1世界合成氨技术的发展（一）原料构成的变化为了合成氨，首先必须提供氮和氢。氮来自空气，氢来自水。气和水 到处都有，而且取之不尽。传统的制氮方法是在低温下将空气液化、分离， 以及水电解制氢。由于电解制氢法，电能消耗大，成本高。传统方法还是 采用高温下将各种燃料和水蒸气反应制造氢。因此合成氨生产的初始原料 是焦炭、煤、焦炉气、天然气、石脑油、重油等，世界合成氨经过60多年的发展，合成氨的原料构成已从固体燃料为主转移到以气体燃料和液体原 料为主。自从北美大量开发天然气资源成功之后，20世纪50年代开始采用天然 气制氨。因为天然气便于管道运输，用作合成氨的原料具有投资省、能耗 低等明显优点。到20世纪60年代末，国外主要产氨国都已先后停止用焦 炭、煤为原料，而以天然气、重油等为原料，天然气所占比重不断上升。 一些没有天然气资源的国家，如日本、英国在解决了石脑油蒸汽转化过程 的析碳问题后，1962年开发成功石脑油为原料生产合成氨的方法。石脑油 经脱碳、气化后，可采用和天然气为原料的相同生产装置制氨。但石脑油 价格比天然气高，而且又是石油化工的重要原料，用于制氨受到一定限制。 为了扩大原料范围，又开发了用重油部分氧化法制氢。从此比石脑油价廉、 来源广泛的重油和减压渣油开始作为合成氨的另一种原料。此后合成氨工业又经过多年的发展，特别是以天然气为原料的合成氨 工业占了很大的比重，本设计就是以天然气为原料合成氨，主要是转化工 段的设计。（二）生产规模大型化20世纪50年代以前，氨合成塔的最大能力为日产200t氨，到60年代初期为400t。随着蒸汽透平驱动的高压离心式压缩机研制成功，美国凯 洛格公司运用建设单系列大型炼油厂的经验，首先运用工艺过程的余热副 产高压蒸汽作为动力，于1963年和1966年相继建成日产544.31t和907.19t 的氨厂，实现了单系列合成氨装置的大型化，这是合成氨工业发展史上第 一次突破。大型化的优点是投资费用低，能量利用率高，占地少，劳动生 产率高。从20世纪60年代中期开始，新建氨厂大都采用单系列的大型装 置。但是，大型的单系列合成氨装置要求能够长周期运行，对机器和设备 质量要求很高，而且在超过一定规模以后，优越性并不十分明显了。因此 大型氨厂通常是指日产600t级，日产1000t级和日产1500t级的三种。现 在世界上规模最大的合成氨装置为日产1800t氨，1991年在比利时的安特卫普建成投产。（三）低能耗新工艺合成氨，除原料为天然气、石油、煤炭等一次能源外。整个生产过程还 需消耗较多的电力、蒸汽等二次能源，而用量又很大。现在合成氨能耗占 世界能源消费总量的3%，中国合成氨生产能耗约占全国能耗的 4%。由于吨 氨生产成本中能源费用占70%以上，因此能耗是衡量合成氨技术和经济效益 的重要标志。以天然气为原料的日产1000t合成氨装置吨氨能耗目前已从20世纪70 年代的40.19GJ下降到39.31GJ左右，而且以天然气为原料的大型氨厂的 所需动力约有85%可由余热供给31（四）生产自动化合成氨生产特点之一是工序多、连续性强。20世纪60年代以前的过程 控制多采取分散方式，在独立的几个车间控制室中进行。自从出现单系列 装置的大型氨厂，除泵类有备用外，其它设备和机器都是一台。因此，某 一环节的失调就会影响生产，为了保证长周期的安全生产，对过程控制提 出更高的要求，从而发展到把全流程的温度、压力、流量、物位和成分五 大参数的模拟仪表、报警、连锁系统全部集中在中央控制室显示和监视控 制。2.2.2中国合成氨工业的发展概况中国合成氨生产是从20世纪30年代开始的，但当时仅在南京、大连两 地建有氨厂，一个是由著名爱国实业家范旭东先生创办的南京永利化学工 业公司钮厂一一 永利宁厂，现南京化学工业公司的前身；另一个是日本占 领东北后在大连开办的满洲化学工业株式会社，最高年产量不超过50Kt（1941年）。此外在上海还有一个电解水制氢生产合成氨、硝酸的小型车 间。中华人民共和国成立以来，化工部门贯彻为农业服务的方针，把发展化 肥生产放在首位。经过50多年的努力，中国已拥有多种原料、不同流程的 大、中、小型合成氨厂1000多个，1999年总产量为34.52Mt氨，已跃居世 界第1位，已掌握了以焦炭、无烟煤、褐煤、焦炉气、天然气及油田气和 液态烃等气固液多种原料生产合成氨的技术，形成中国大陆特有的煤、石 油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的合成氨生产格局。中国合成氨工业的发展经历了以下几个阶段。第一、恢复老厂和新建中型氨厂20世纪50年代初，在恢复和扩建老厂的同时，从原苏联引进以煤为原 料、年产50kt的三套合成氨装置，并创建了吉化、兰州、太原三大化工基 地，后又自行设计、制造了 7.5万吨合成氨系统，以川化的创建为标志。 到60年代中期中氮已投产了 15家。20世纪60年代随着石油、天然气资源 的开采，又从英国引进一套以天然气为原料的加压蒸汽转化法年产100kt合成氨装置（即泸天化）；从意大利引进一套以重油为原料的部分氧化法年产 50kt合成氨装置，从而形成了煤油气原料并举的中型氨厂生产系统，迄今 为止，已建成50多座中型氨厂。第二、小型氨厂的发展从20世纪60年代开始在全国各地建设了一大批小型氨厂，1979年最 多时曾发展到1539座氨厂。第三、大型氨厂的崛起20世纪70年代是世界合成氨工业大发展时期。由于大型合成氨装置的 优越性，1972年2月中国作出了成套引进化学肥料技术和设备的决定。1973 年开始，首批引进13套年产300kt合成氨的成套装置（其中10套为天然气为 原料，建在川化、泸天化、云南、贵州等地），为了扩大原料范围，1978年又 开始第二批引进4套年产300kt合成氨装置。中国是世界上人口最多的农业大国，为了在2000年氮肥产量达到基本自给自足，最近十年先后陆续引进14套具有20世纪90年代先进水平的年 产300kt合成氨成套设备，同时从20世纪70年代起，我国开始了大型合成氨 成套装置的自行设计、自行制造工作，第一套年产30万吨的合成氨装置于80 年在上海建成投产。特别是于90年代初在川化建成投产的年产20万吨合成氨装 置达到了当时的国际先进水平。从而掌握了世界上几乎所有先进的工艺和先 进技术如低能耗的凯洛格工艺、布朗工艺等，通过对引进技术的消化吸收 和改造创新，不但使合成氨的技术水平跟上了世界前进的步伐，而且促进 了国内中小型氨厂的技术发展。至今，在32套引进装置中，原料为天然气、油田气的17套，渣油7套，石脑油5套，煤2套和尤里卡沥青1套，加上上海吴泾，成都的两套 国产化装置，合成氨总能力为10.22Mt。中国潜在的天然气资源十分丰富， 除新勘探的新疆塔里木盆地有大量的天然气可以通过长距离的管线东输 外，对海南莺歌海域蕴藏的天然气已决定在新世纪初新建一套引进的年产 450kt合成氨装置，这将是中国规模最大的一套合成氨装置。2.3合成氨转变工序的工艺原理2.3.1合成氨的典型工艺流程介绍合成氨的生产过程包括三个主要步骤：原料气的制备、净化和压缩和 合成。（1）原料气制备将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦 炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法 获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成 气。净化对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变 换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。 一氧化碳变换过程在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有 CO，其体积分数一般 为12%40%。合成氨需要的两种组分是H和N，因此需要除去合成气中的 co。变换反应如下：2 2CO+H O-H +CO A H=-41.2kJ/mol ；由于CO变换过程豆强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并 控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分 CO转变为CO2 和H ；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应 既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。 脱硫脱碳过程各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合 成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为 原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和 煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定 脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法， 常用的有低温甲醇洗法（Rectisol）、聚乙二醇二甲醚法（Selexol）等。粗原料气经CO变换以后，变换气中除H夕卜，还有CO、CO和CH等组 分，其中以CO含量最多。CO既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、 碳酸氢铵等氮肥的重要原料。2因此变换气中CO的脱除必须兼顾这两方面的 要求。2 气体精制过程经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的 CO和CO2。为了 防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm3/m3（体积 分数）。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即 精制过程。目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷 分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻（ -100 °C）条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/ m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量 CO、CO与H反应生成CH和HO的一种 净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小2于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：CO+3H2 目H CH4+H2O H=-206.2kJ/mol ；CO2+4H2|g CH4+2H2O H=-165.1kJ/mol ；(3)氨合成将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合 成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部 分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体 中氨含量不高，一般只有10%20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨 合成反应式如下：N2+3Hi 2NH3(g) H=-92.4kJ/mol ；2.3.2合成氨转化工序的工艺原理本设计中的合成氨转变工序是指转化工序和变换工序的合称。转换工序是指天燃气中的气态烃类转换成H、CO和CO，并达到要求，合成 氨厂的转化工序分为两段进行。在一段转化炉里2，大部分烃类与蒸汽于催化剂作用下转化成史、CO和co2。烷烃：22C H +nH 0nC0+(2n+1)Hn 2n+n22或C0 H +2nH 0nC0 + (3n+1)Hn 2n+n22:烯烃：C H +nH 0nC0+2nHn 2n22C H +2nH 0nCO +3nH接着一段转化气进入二段转化炉，在此加入空气，由一部分H燃烧放出热 量，催化剂床层温度上升到12001250 °C，并继续进行甲烷的转化反应。CH +H 0- CO+3HCH +2H 0- C0+4H二段转化炉出口气体温度约4 9501000 C，2残余甲烷含量和(H+CO) /N 比均可达到指标。222.3.3合成氨变换工序的工艺原理变换工序是指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。目前，各种方法制取的原料气都含有CO,其体积分数一般为12%40%，合 成氨需要的两种组分是H2和凡，因此需要除去合成气中的CO。变换工段主 要利用CO变换反应式：2 2CO+HOf CO +H A H =-41.20kJ/mol在不同温度下分两步进行，第一步是高温变换（简称高变）使大部分CO转 化为CO和H，第二步是低温变换简称低变，将CO含量降到0.3%左右。因此， CO变换既是原料气制造的继续，又是净化的过程。2.4设计方案的确定合成氨生产的原料有焦炭、煤、焦炉气、天然气、石脑油、重油等。 本设计选择天然气作为原料，主要考虑到我国天然气资源丰富及清洁节能等 原因，详如下述。首先，我国天然气资源比较丰富，新疆地区有得天独厚的区位优势。地质资源总量约3839万亿立方米，列世界第十位，其中陆上30万亿立方米，海上9万亿立方米。已探明储量约1.9万亿立方米，仅占资源总量 的5%左右，列世界第16位，天然气资源勘探潜力很大。近年来我国天然气 勘探取得了重大突破，陆上已在新疆、陕甘宁、川渝和青海形成四大气区； 海上气田以渤海、南海西部地区和东海西湖凹陷作为重点勘探和增加产量 的地区。新疆天然气资源也十分丰富，所以在选择天然气作为原料合成氨有着 明显的区位优势。其次，我国天然气工业高速发展方兴未艾。据最新的石油与勘探开发介 绍，目前，我国天然气工业正处于发展高峰时期，且发展速度越来越快。近年来， 国家对环境问题越来越重视。天然气作为一种清洁优质的能源，在我国改善能源 结构，以及我国在大力推动低碳经济发展的过程中，获得了前所未有的大发展。 无论是在传统的天然气产区，还是在新的天然气勘探开发区，近几年，我国天然 气工业的发展都呈现出前所未有的良好态势。我国将大力提高天然气在我国能源 消费结构中的比重。天然气作为化石能源中污染最少的能源，热值相应高于煤炭 与石油。在目前我国的能源消费结构里，煤炭占67%，石油占20%，而天然气 却只占3.4%，远低于23.5%的世界平均水平。加大天然气在能源消费结构中的 比重，既有利于促进节能减排，又能够维持经济与社会可持续发展。第三，以天然气为原料合成氨工艺比重油和煤为原料的工艺成本低，而且能 耗低。根据计算，若大型氨厂分别用石脑油、渣油、天然气和煤为原料制氨，其 价格分别按1800元/t、1400元/t、1.20元/m3和260元/t计，中压蒸汽价格按 78元/t计，对应的合成氨成本分别为1721元/t、1557元/t、1493元/t和1021 元/to可见，在这4种原料中，以煤为原料制氨成本最低，然而，以煤为原料合 成氨能耗远大于天然气。天然气工艺技术目前最可靠，天然气合成氨工艺成熟、 生产可靠、连续。煤头技术中，固定层气化流程，虽然工艺成熟，但气化消耗高， 环保污染严重、难以达标、厂区环境恶劣。第三章合成氨工艺论证3.1氨合成过程的基本工艺步骤实现氨合成的循环，必须包括如下几个步骤：氮氢原料气的压缩并补入循环 系统；循环气的预热与氨的合成；氨的分离；热能的回收利用；对未反应气体补 充压力并循环使用，排放部分循环气以维持循环气中惰性气体的平衡等。由于采用压缩机的型式、氨分冷凝级数、热能回收形式以及各部分相对位置 的差异，而形成不同的工业生产流程，但实现氨合成过程的基本工艺步骤是相同 的。(1) 气体的压缩和除油为了将新鲜原料气和循环气压缩到氨合成所要求的操作压力，就需要在流程 中设置压缩机。当使用往复式压缩机时，在压缩过程中气体夹带的润滑油和水蒸 汽混合在一起，呈细雾状悬浮在气流中。气体中所含的油不仅会使氨合成催化剂 中毒、而且附着在热交换器壁上，降低传热效率，因此必须清除干净。除油的方 法是压缩机每段出口处设置油分离器，并在氨合成系统设置滤油器。若采用离心 式压缩机或采用无油润滑的往复式压缩机，气体中不含油水，可以取消滤油设备， 简化了流程。(2) 气体的预热和合成压缩后的氢氮混合气需加热到催化剂的起始活性温度，才能送入催化剂层进 行氨合成反应。在正常操作的情况下，加热气体的热源主要是利用氨合成时放出 的反应热，即在换热器中反应前的氢氮混合气被反应后的高温气体预热到反应温 度。在开工或反应不能自热时，可利用塔内电加热炉或塔外加热炉供给热量。(3) 氨的分离进入氨合成塔催化层的氢氮混合气，只有少部分起反应生成氨，合成塔出口 气体氨含量一般为1020%，因此需要将氨分离出来。氨分离的方法有两种， 一是水吸收法；二是冷凝法，将合成后气体降温，使其中的气氮冷凝成液氨，然 后在氨分离器中，从不凝气体中分离出来。目前工业上主要采用冷凝法分离循环气中的氨。以水和氨冷却气体的过程是 在水冷器和氨冷器中进行的。在水冷器和氨冷器之后设置氨分离器，把冷凝下来 的液氨从气相中分离出来，经减压后送至液氮贮槽。在氨冷凝过程，部分氢氮气 及惰性气体溶解在液氨中。当液氨在贮槽内减压后，溶解的气体大部分释放出来， 通常称为“贮罐气”。(4) 气体的循环氢氮混合气经过氨合成塔以后，只有一小部分合成为氨。分离氨后剩余的氢 氮气，除为降低情性气体含量而少量放空以外，与新鲜原料气混合后，重新返回 合成塔，再进行氨的合成，从而构成了循环法生产流程。由于气体在设备、管道 中流动时，产生了压力损失。为补偿这一损失，流程中必须设置循环压缩机。循 环机进出口压差约为2030大气压，它表示了整个合成循环系统阻力降的大小。(5) 惰性气体的排除氨合成循环系统的情性气体通过以下三个途径带出：(1) 一小部分从系统中 漏损；(2)一小部分溶解在液氨中被带走；(3)大部分采用放空的办法，即间断或 连续地从系统中排放。在氨合成循环系统中，流程中各部位的惰性气体含量是不同的，放空位置应 该选择在惰性气体含量最大而氨含量最小的地方，这样放空的损失最小。由此可 见，放空的位置应该在氨已大部分分离之后，而又在新鲜气加入之前。放空气中 的氨可用水吸收法或冷凝法加以回收，其余的气体一股可用作燃料。也可采用冷 凝法将放空气中的甲烷分离出来，得到氢、氮气，然后将甲烷转化为氢，回收利 用，从而降低原料气的消耗。有些工厂设置二循环合成系统，合成系统放空气进入二循环系统的合成塔， 继续进行合成反应，分离氨后部分情性气体放空，其余部分在二循环系统继续循 环。这样，提高了放空气中惰性气体含量，从而减少了氢氮气损失。(6) 反应热的回收利用氨的合成反应是放热反应，必须回收利用这部分反应热。目前回收利用反应 热的方法主要有以下几种：(1) 预热反应前的氢氮混合气。在塔内设置换热器，用反应后的高温气体预 热反应前的氢氮混合气，使其达到催化剂的活性温度。这种方法简单，但热量回 收不完全。目前小型氨厂及部分中型氨厂采用此法回收利用反应热。(2) 预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽。既在塔内设置换热器预热反应前 的氢氮混合气，又利用余热副产蒸汽。按副产蒸汽锅炉安装位置的不同，可分为 塔内副产蒸汽合成塔(内置式)和塔外副产蒸汽合成塔(外置式)两类。目前一般采 用外置式，该法热量回收比较完全，同时得到了副产蒸汽，目前中型氮厂应用较 多。(3) 预热反应前的氢氮混合气和预热高压锅炉给水。反应后的高温气体首先 通过塔内则换热器预热反应前的氢氮混合气，然后再通过塔外的换热器预热高压 锅炉给水。此法的优点是减少了塔内换器的面积，从而减小了塔的体积，同时热 能回收完全。目前大型合成氨厂一般采用这种方法回收热量。用副产蒸汽及预热 高压锅炉给水方式回收反应热时，生产一吨氨一般可回收0.50.9吨蒸汽。3.2氨合产工艺的选择考虑氨合成工段的工艺和设备问题时，必须遵循三个原则：一是有利于氨的 合成和分离；二是有利于保护催化剂，尽量延长使用寿命；三是有利于余热回收 降低能耗。氨合成工艺选择主要考虑合成压力、合成塔结构型式及热回收方法。氨合成 压力高对合成反应有利，但能耗高。中压法技术比较成熟，经济性比较好，在15 30Pa的范围内，功耗的差别是不大的，因此世界上采用此法的很多。一般中小 氮肥厂多为32MPa ,大型厂压力较低，为1020MPa。由于近来低温氨催化剂的 出现，可使合成压力降低。合成反应热回收是必需的，是节能的主要方式之一。除尽可能提高热回收 率,多产蒸汽外，应考虑提高回收热的位能，即提高回收蒸汽的压力及过热度。 高压过热蒸汽的价值较高，当然投资要多，根据整体流程统一考虑。本次设计选用中压法(压力为32MPa)合成氨流程，采用预热反应前的氢 氮混合气和副产蒸汽的方法回收反应热，塔型选择见设备选型部分。本设计主要是转化和变换工序的工艺设计，所选流程为:变换气去甲烷一低温变化高温变化天然气蒸汽转化和变换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变换气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。 在本设计中，甲烷和其他烃类转化为CO和H2的转化工序采用的是两段炉催化转 化，经过二段转化后，甲烷含量约为0.5%左右。CO变换工序采用了高变串低变 的工艺流程路线，经过低温变换后的气体中CO含量为0.4%左右。3.3工艺参数的确定以天然气为原料合成氨生产装置转化变换工序设计，其主要参数是一、二段 转化工艺和co高-低变串联流程的温度和压力。天然气经加氢脱硫，出口总硫 量小于0.5ppm后，在压力3.03MPa、温度380°C左右的条件下配入中压蒸汽达 到水碳比为3.5 (R=3.5)，进入一段转化炉的对流段加热，气体一边加热一边反 应，出反应管的温度在822C左右，最后沿集气管中间的上升管上升，继续吸收 一些热量，使温度升到850C左右，经输气总管送往二段转化炉。工艺空气经压缩机压到3.33.5 MPa,也配入少量水蒸气，然后进入对流段 的工艺空气加热盘预热到480°C左右，进入二段炉顶部与一段转化气汇合，在顶 部燃烧区燃烧、放热，温度升到1200C左右，在通过催化剂床层时继续反应并 吸收热量，离开二段转化炉的温度约为1000C左右，压力为3.0 MPa，所得混合 气残余甲烷含量约为0.3%。经二段转化后的合成气送入第一换热器，接着又送入第二换热器，使合成气 温度由1003C降到360C左右，利用这些能量制取高压蒸汽。从第二换热器出来 的气体继续送往变换工序处理。含CO的原料合成气经换热器降温，在压力3.0 MPa、温度371C下进入高变 炉（因原料气中水蒸气含量较高，一般不需要加蒸汽）。经高变处理后，气体中 CO降到3.0%左右，温度为425440C。气体通过高变废热锅炉，冷却到336C 左右，锅炉产生10.0MPa的饱和蒸汽。由于此时气体温度还不能进行低温变换， 于是将变换气用来加热其它工艺气体，而变换气被冷却到241C后进入低变炉。 经低变处理后，气体残余CO降到0.3%0.5%之间，再送入后续工段继续净化。1.2.3.4.5.精炼气6.7.8.9.10.11.12.14.17.18.合成气;13放空气20弛放气15.16.19.21液氨图计算物料点流程第四章工艺计算4.1物料衡算4.1.1初始条件（1）年产19万吨，年产时间扣除检修时间后按330天计算，则产量为23.9899t/h。（2）新鲜补充气组成如下表：组分HNCH4Ar总计含量/%60.14920.00217.89441.954100.00（3）入塔气体组成如下表:组分NH,H2些CHAr总计含量/%2.2658.7919.5517.491.91100.00（4）合成塔入口氨含量：NH3=2.26%（5）合成塔出口氨含量：NH3=17.8%（6）合成塔入口惰性气体含量：CH4+Ar=19.4%（7）合成塔操作压力：30.0MPa（8）水冷器出口温度：35°C4.1.2合成塔出口气组分以1000kmo1入塔气作为基准求出塔气组分，由下式计算塔内生成氨含量：）- =1000 xMnh = M 5 x一出，NH “入，、+y出，NH 3(0.1780 0.0226)/ = 131.9185 kmolU + 0.1780)出塔气量:M8=1000 - 131.9185 = 868.0815 kmol出塔氨含量：yNH3=17.8%1000 x 17.49% = 20.1479%868.0815出塔甲烷含量：yCH 4出塔氩含量:1000 x 1.91% = 2.20% 868.0815出塔氢含量:=3 xG 0.178 0.201479 0.0220)x100% = 44.889% 4=1 xG 0.178 0.201479 0.0220)x 100% =14.9 6 % n2 4组分NH3HCH4Ar总计含量/%17.844.88914.96320.14792.20100.00出塔氮含量:出塔气体组成含量如下表所示：合成率=/一2 x 131.9185. x 100% = 33.678%1000x!1- 0.0226- 0.1794- 0.0191)4.1.3氨分离器气液平衡计算m 已知氨分离器入口混合物组分i，则氨分离器入口混合物组分如下表所示:nh3H2N2CH4Ar0.1780.448890.149630.2014790.220查35°C，P = 29.4"。各组分平衡常数:Knh3KCH4KArKH2KN20.0988.228.227.534.5表4-1-5平衡常数表，V设 L = 10.8代入L = 计算各组分溶解液量:'1 + x KL i0.178LCH 4LAr=0.08647491 +10.8 x 0.0980.201479 =0.00224971 +10.8 x 8.20.220=0.000719991 +10.8 x 28.20.44889= 0.001506341 +10.8 x 27.50.14963 =0.00040804 1 +10.6 x 34.5分离液体量：L 总=0.0864749 + 0.0022497 + 0.00071999 + 0.00150634+0.00040804 = 0.09135897分离气体量：V = 1 - L = 1 - 0.09135897 = 0.90864103计算气液比:0.90864103 = 9.9458326860.09135897误差=10.8-9.945832686 x 100% = 7.9089566%10.8结果合理从而可计算出液体中各组分含量:液体中氨含量：X = Lnh3 = 0.0864749 = 0.946539787 nh 3L 0.09135897液体中甲烷含量：x= H = 0.0022497 = 0.0246248397ch 4L 0.0913589