10万吨每年合成氨宽温变换基本工艺设计.doc

四川理工学院毕业设计（论文） 100kt/a合成氨宽温变换工艺设计学 生： 学 号：专 业： 班 级： 指引教师： 四川理工学院材料与化学工程学院摘 要CO 变换反映既是原料气制造继续，又是净化过程，因此在合成氨工艺流程中占有重要地位。本设计采用全低变换流程，并对流程中各个设备进行物料和能量衡算，同步对设备选型计算。在设备选型计算时重要对全低变换炉进行了计算、全低变换催化剂选型、用量计算和拟定全低变换炉工艺尺寸。核心词：合成氨，变换，催化剂，衡算，选型The Wide Temperature Process Design of 100kt / a Synthetic Ammonia Transformation AbstractCO feed gas shift reaction is made to continue，but also a purification process，so play an important role in the ammonia process. This design uses in low-temperature series transformation process，and the process of various materials and equipment，material balance can be calculated for selection of equipment. In the selection of equipment for low temperature shift in the main furnace calculated：low shift catalyst dosage，the selection and calculation of furnace temperature transform technology dimensions.Keywords：synthetic ammonia，transform，catalyst，calculation and selection目录 1.前 言11.1工艺原理11.2变换工艺流程拟定11.3变换工艺参数拟定21.3.1压力21.3.2温度21.3.3汽气比21.4 重要设备选取阐明32.变换工段物料及热量衡算42.1变换炉物料衡算及热量衡算42.1.1已知转化气构成42.1.2本设计计算基准42.1.3工艺条件拟定42.1.4.变换炉催化床层物料衡算42.1.5变换炉催化床层热量衡算62.1.6变换炉催化剂平衡曲线72.1.7最佳温度曲线计算82.1.8操作线计算83.辅助设备物料及热量计算103.1饱和塔物料与热量衡算103.2热水塔物料与热量衡算123.3.第一换热器热量衡算133.4.废热锅炉热量衡算143.5.第二换热器热量衡算153.6物料汇总表173.7热量汇总表184.设备计算204.1.变换炉计算204.2.饱和塔计算234.3.热水塔计算274.4.第一换热器计算304.5.第二换热器计算364.6.封头选取434.7.群座434.8.人孔444.9.排气孔444.10.接管444.11.法兰454.12.筋板454.13重要设备一览表46参照文献47对本设计评述48道谢49附50 1.前 言1.1工艺原理氨是一种重要化工产品，重要用于化学肥料生产。合成氨生产通过近年发展，现已发展成为一种成熟化工生产工艺。合成氨生产重要分为：原料气制取；原料气净化与合成。粗原料气中常具有大量CO，由于CO是合成氨催化剂毒物，因此必要进行净化解决，普通，先通过CO变换反映，使其转化为易于清除CO2和氨合成所需要H2。因而，CO变换既是原料气净化过程，又是原料气造气继续。最后，少量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与水蒸气反映生成二氧化碳和氢气过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要作用。工艺原理：一氧化碳变换反映式为：CO+H2O=CO2+H2+Q (1-1) CO+H2 = C+H2O (1-2) 其中反映(1-1)是主反映，反映(1-2)是副反映，为了控制反映向生成目产物方向进行，工业上采用对式反映(1-1)具备良好选取性催化剂，进而抑制其他副反映发生。一氧化碳与水蒸气反映是一种可逆放热反映，反映热是温度函数。变换过程中还涉及下列反映式：H2+O2=H2O+Q 1.2变换工艺流程拟定当前变换工艺流程有：中温变换，中串低，全低及中低低4种工艺。中温变换流程特点是：采用低温高活性中变催化剂，减少了工艺上对过量蒸汽规定;采用段间喷水冷凝降温，减少了系统热负荷和阻力，减少外供蒸汽量;合成与变换，铜洗构成第二换热网络，合理运用热能。中温变换串低温变换流程特点：采用铁铬系中温变换催化剂后串铜锌系低温变换催化剂。由于铜锌催化剂对硫敏感，因此以煤或重油为原料制取原料气在进行中温变换后，普通要通过湿法脱硫、一次脱碳、氧化锌脱硫后，才干进行低温变换，最后还要二次脱碳，流程长、设备多、能耗大。中低低流程特点是:在一段铁铬系中温变换催化剂后直接串两段钴钼系耐硫变换催化剂，运用中温变换高温来提高反映速率，脱除有毒杂质，运用两段低温变换提高变换率，实现节能降耗。全低变换流程特点是：变换炉入口温度及床层内热点温度均比中变炉低，使变换系统在较低温度范畴内操作，有助于提高CO平衡变换率，在满足出口变换气中CO含量前提下，可减少入炉蒸汽量，使全低变流程比中变及中变串低变流程蒸汽消耗减少。催化剂用量减少一半，使床层阻力下降。考虑到全低变流程长处，因此本设计选用全低工艺流程。此流程为：转化气一方面进入饱和热水塔，在饱和热水塔中转化气被增湿。在进变换炉前加入蒸汽使H2O/CO达到3.5，再进入变炉炉将转换气中一氧化碳含量降到1.5%。再通过换热器将变换气温度降到127。 1.3变换工艺参数拟定1.3.1压力压力对变换反映平衡几乎没有影响。但是提高压力将使析炭和生成甲烷等副反映易于进行。单就平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加压可提高反映速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数不大于干变换气摩尔数，因此，先压缩原料气后再进行变换能耗，比常压变换再进行压缩能耗低。详细操作压力数值，应依照中小型氨厂特点，特别是工艺蒸汽压力及压缩机投各段压力合理配备而定。普通小型氨厂操作压力为0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.2-1.8MPa1。本设计为小型氨厂故压力可取0.8MPa。1.3.2温度 变换反映是可逆放热反映。从反映动力学角度来看，温度升高，反映速率常数增大对反映速率有利，但平衡常数随温度升高而变小，即 CO平衡含量增大，反映推动力变小，对反映速率不利，可见温度对两者影响是相反，因而存在着最佳反映温度。对一定催化剂及气相构成，从动力学角度推导计 算式为：Tm=式中Tm、Te分别为最佳反映温度及平衡温度，最佳反映温度随系统构成和催化剂不同而变化。1.3.3汽气比水蒸汽比例普通指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气。变化水蒸汽比例是工业变换反映中最重要调节手段。增长水蒸汽用量，提高了CO平衡变换率，从而有助于减少CO残存含量。但是，水蒸气用量是变换过程中最重要消耗指标，尽量减少其用量对过程经济性具备重要意义，蒸汽比例如果过高，将导致催化剂床层阻力增长，CO停留时间缩短，余热回收设备负荷加重等后果。1.4 重要设备选取阐明 全低变流程中，重要设备有变换炉、饱和热水塔、换热器等。催化剂选用B302Q型催化剂，并拟定其用量。以上设备选取重要是根据所给定合成氨系统生产能力、原料气中碳氧化物含量以及变换气中所规定CO浓度。2.变换工段物料及热量衡算2.1变换炉物料衡算及热量衡算2.1.1已知转化气构成已知变换炉进口气体构成：表2-1 变换炉进口气体构成组分COCO2H2H2SO2共计含量%30.21154.14.50.21002.1.2本设计计算基准本设计中物料衡算以100 Nm3原料气为计算基准，热量衡算以25为计算基准，则入变换炉气体干基构成为：表2-2 变换炉进口气体干基构成组分COCO2H2H2SO2共计Nm330.21154.14.50.2100%30.21154.14.50.21002.1.3工艺条件拟定依照参照文献1拟定变换工艺条件如下：入口Ti=170，操作压力P=0.8MPa,水气比 H2O/CO=3.52.1.4.变换炉催化床层物料衡算因水气比 H2O/CO=3.5，则V (H2O) =105.7Nm3则入变换炉气体湿基构成为：表2-3 变换炉进口气体湿基构成组分COCO2H2H2SO2H2O共计Nm330.21154.14.50.2105.7205.7%14.685.3526.302.190.1051.38100本设计规定出催化剂床层CO干基含量为1.5%因此CO实际变换率为： =93.63%则反映了CO量为：30.293.63%=28.28 Nm3则反映后变换气构成为： V(H2)=54.1+28.28-0.4=81.98 Nm3 V(H2O)=105.7-28.28+0.4=77.82 Nm3V(CO)=30.2-28.28=1.92 Nm3V(CO2)=11+28.28=39.28 Nm3V(H2S)=4.5 Nm3因此，出变换炉干基构成为：表2-4 出变换炉变换气干基构成组分COCO2H2H2S共计Nm31.9239.2881.984.5127.68%1.5030.7664.213.53100出变换炉湿基构成为：表2-5 出变换炉变换气湿基构成组分COCO2H2H2SH2O共计Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100因此，平衡常数K为： K= = =21.64查2得，Te=346设平衡温距为13，则出口温度为To=3332.1.5变换炉催化床层热量衡算取进出口平均温度T平=(170+333)=252进行计算为：混合气体热容为： CO： Cp=4.1868(6.48+0.15660.01T-0.023870.00001T2)H2： Cp=4.1868(6.424+0.10390.01T-0.0078040.00001T2)H2O： Cp=4.1868(6.97+0.34640.01T-0.048330.00001T2)CO2： Cp=4.1868(18.036-0.00004474T-158.08/T1/2)H2S ： Cp=4.1868(7.07+0.31280.01T+0.13640.00001T2)O2： Cp=28.17+6.2970.001T-0.74940.000001T2)查2得， CO变换反映放热Q1为：Q1=28.28/22.4(+103950+234172)-50025.3kJH2燃烧放热Q2为：Q2=0.4/22.4(-234172)-0.2/22.46866-0.4/22.46548=-4359.8kJ因此，总放热量Q为： Q=Q1+Q2=-54385.18kJ由上可计算各组分热容如下表：表2-6 平均温度下变换气热容组分COCO2H2H2SH2OCp(kJ/kmol)30.3046.5329.0938.0536.24%0.9319.1139.892.2037.87Cpm=0.009330.30+0.398929.09+0.378736.24+0.191146.53+0.02238.05 =35.34kJ/(kmol)假设热损失Q4为3%，则 Q4=3%Q=1631.56kJ气体吸热量Q3为： Q3=205.5/22.4Cpmt由热量衡算有， Q=Q4+Q3带入数据：t=163因此，出口温度To=(170+163) =333从而上述温距假设合理。2.1.6变换炉催化剂平衡曲线依照H2O/CO=3.5，与公式XP=100%V=KPAB-CDq=U=KP(A+B)+(C+D),W=KP-1其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2起始浓度2。以170时为例进行计算：U=KP(A+B)+(C+D) =458.24(14.68+51.38)+(5.35+26.30) =30302.98V=KPAB-CD =458.2414.6851.38-5.3526.30 =345490.66W=KP-1 =458.24-1 =457.24q= = =16922.82XP= = =0.9967其他温度下计算成果如下： 表2-7 变换炉中温度与平衡转化率之间关系t/KpWVUqXp170458.24457.24345490.6630302.9816922.820.9967190286.34285.34215833.6518947.2710613.910.9947210186.34185.34140407.8112341.276943.650.9919230125.69124.6994662.038334.734717.420.988125087.5086.5065856.905811.903315.370.983027062.6561.6547113.584170.312402.760.976529046.0045.0034555.183070.411790.950.968431034.5533.5525918.922314.021369.810.958633026.4725.4719824.511780.261072.200.946935020.6620.6615442.271396.45857.730.933337016.3915.3912221.591114.37699.610.91792.1.7最佳温度曲线计算变换炉中选用B302Q型催化剂最适当温度曲线由式Tm=进行计算。其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2起始浓度2，查2得B302Q型催化剂正负反映活化能分别为E1=43164kJ/kmol，E2=E1+r(-HR),其中r=1，HR=-10000-0.291T+2.8450.001T2-0.97030.000001T3。 带入有关数据有,E2=53456.4 kJ/kmol最适当温度计算列于下表中： 表2-8 最适当温度与平衡转换率之间关系Xp0.99670.99470.99190.98810.98300.9765T/K428449468488507527t/155176196215234254Xp0.96840.95860.94690.93330.9179T/K546566585604627t/2732933123313542.1.8操作线计算 由中变催化剂变换率及热平衡计算成果知： 变换炉入口气体温度 170 变换炉出口气体温度 333 变换炉入口CO变换率 0% 变换炉出口CO变换率 93.63%因此，操作线为：T=174.09x+170图 2-1 CO变换过程T-X图3.辅助设备物料及热量计算3.1饱和塔物料与热量衡算 1.饱和塔物料衡算 已知条件 温度 进塔原料气温度 35 出塔原料气温度 113 进塔热水温度 116 压力 进饱和塔气体压力 0.9MPa 物料量 进塔干原料气量 14804.74Nm3/h 入塔水量 35000kg/h物料衡算 取饱和塔出口气中蒸汽饱和度为93%，113时饱和蒸汽压P(H2O)=160kPa3因此，出饱和塔原料气中带出蒸汽量为： G= Nm3/h =2932.57 Nm3/h 2. 饱和塔热量衡算 入热 气体带入热Q135原料气比热容为：表3-1 35原料气比热容组分COCO2H2H2SO2Cp/kJ/(kmol)29.0337.4328.1834.0930.01%30.21154.14.50.2Cpm=(0.30229.03+0.1137.43+0.54128.18+0.04534.09+0.00230.01)kJ/(kmol) =29.73 kJ/(kmol)Q1=14804.74/22.429.73(35-25)kJ =1.965105 kJ/h 116水带入热Q2为： Q2=350004.187(116-25)kJ=1.334107kJ/h 共计： Q=Q1+Q2=1.354107kJ/h出热 113干原料气带出热Q3为：113原料气比热容为：表3-2 113原料气比热容2组分COCO2H2H2SO2H2OCp/kJ/(kmol)29.2639.6628.3534.7530.2430.16干气百分含量%30.21154.14.50.20Cpm=(0.30229.26+0.1139.66+0.54128.35+0.04534.75+0.00230.24)kJ/(kmol) =30.16 kJ/(kmol)Q3=2932.57/22.430.16(113-25)kJ =1.754106kJ/h水蒸气带出热Q4为： Q4=2932.57/22.433.91(113-25)kJ =3.907105 kJ/h塔底排水量为： (35000-2932.57/22.418)kg=32643kg/h 因此，塔底水带出热Q5为： Q5=(32643H-104.80)kJ/h假设热损失Q6=0.34%Q=46036 kJ/h由热平衡，有： Q=Q3+ Q4+ Q5+ Q6带入数据得，H=452.48kJ/kg查3得，t=1083.2热水塔物料与热量衡算 已知压力 气体出塔压力 0.7MPa温度 变换气入口温度 147 变换气出口温度 127物料量 入塔变换气量 30419.44Nm3/ha. 物料衡算塔内蒸汽冷凝量为： 设气体出热水塔温度为127，在127时蒸汽压PH2O=0.25MPa 变换气带出蒸汽量 G=0.25/(0.7-0.25)18899.60 Nm3=10499.78 Nm3/h因此，塔内蒸汽冷凝量为：(11519.84-10499.78)Nm3=1020.06 Nm3/h塔顶进水量为： 设饱和热水塔排污由饱和塔底排出，排污量为总循环量0.5%，排污量为：350000.5%=175kg/h 因此，塔顶进水量为：32643-175=32468 kg/h外界向系统补水为：35000-32468-1020.06/22.418=1712.31 kg/hb. 热量衡算 入热 气体带入热Q1为：147变换气比热容为表3-3 147变换气比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol)29.3640.5128.4235.0434.13干气百分含量%1.5030.7664.213.530 Cpm=(0.01529.36+0.307640.51+0.642128.42+0.035335.04)kJ/(kmol) =32.39 kJ/(kmol)Q1=18899.60/22.432.39(147-25)kJ/h =3.334106 kJ/h 147水蒸汽带入热Q2为： Q2=11519.84/22.434.13(147-25)kJ/h=2.141106kJ/h 塔顶水带入热Q3为： Q3=324684.183(108-25)kJ/h=1.127107 kJ/h 补充水带入热Q4（补充水温度为25）为：Q4=0 共计：Q= Q1+ Q2+ Q3+ Q4=1.674107 kJ/h 出热气体带出热 127变换气比热容为：表3-4 127变换气比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol)29.3040.0228.3734.8732.20干气百分含量%1.5030.7664.213.530 Cpm=(0.01529.30+0.307640.02+0.642128.37+0.035334.87)kJ/(kmol) =32.20 kJ/(kmol)Q5=18899.60/22.432.20(127-25)kJ/h =2.771106 kJ/h 127水蒸汽带入热Q2为： Q6=10499.78/22.434.00(127-25)kJ=1.626106kJ/h热损失Q7为：Q7=0.2%Q=33480 kJ/h出热水塔热水带出热Q8为：Q8=35000(H-104.80)由热平衡Q= Q5+ Q6+ Q7+ Q8得，H=456.50 kJ/h查3得，t=1093.3.第一换热器热量衡算已知温度 水入口温度 109 水出口温度 116 变换气出口温度 147物料量 入换热器干气量 30419.44Nm3/h 入换热器水量 35000kg/h109水带入热Q109为：Q109=350004.184(109-25)kJ/h=1.230107 kJ/h 116水带出热Q116为：Q116=350004.187(116-25)kJ/h=1.334107 kJ/h 147变换气带出热Q147为：（由上计算可知）Q147=5.475106 kJ/h由热平衡有，Qx- Q147= Q116- Q109得，Qx=6.515106kJ/h由计算可得，入第一换热器原料气温度为：1693.4.废热锅炉热量衡算已知温度 水入口温度 25 水蒸汽出口温度 100 变换气入口温度 317变换气出口温度 169物料量入废热锅炉变换气量 30419.44Nm3/h169变换气带出热Q169为：（由上计算可知）Q169=6.515106kJ/h317变换气带入热Q317为：317变换气比热容为：表3-5 317变换气比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/KJ/(Kmol)29.8444.0228.7636.5435.22干气百分含量%1.5030.7664.213.530 Cpm=(0.01529.84+0.307640.02+0.642128.76+0.035336.54)kJ/(kmol) =33.75 kJ/(kmol)Q1=18899.60/22.433.75(317-25)kJ/h =8.314106 kJ/h 317水蒸汽带入热Q2为： Q2=11519.84/22.435.22(317-25)kJ=5.289106kJ/hQ317=Q1+Q2=1.360107 kJ/h25水带入热Q25为：Q25=0100水蒸汽带出热Q100为：（m为水流量） Q100=m4.180(100-25)+m2676.95 kJ/h由热平衡有，Q100- Q25= Q317- Q169得，m=1984.32kg/h3.5.第二换热器热量衡算已知温度 变换气入口温度 333 变换气出口温度 317原料气出口温度 170物料量 入换热器变换气量 30419.44Nm3/h入换热器原料气量 30449.89 Nm3/h333变换气带入热Q333为：333变换气比热容为：表3-6 333变换气比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol)29.8944.3028.8036.6935.32干气百分含量%1.5030.7664.213.530 Cpm=(0.01529.89+0.307644.30+0.642128.80+0.035336.69)kJ/(kmol) =33.86 kJ/(kmol)Q1=18899.60/22.433.86(333-25)kJ/h =8.799106 kJ/h 333水蒸汽带入热Q2为： Q2=11519.84/22.435.32(333-25)kJ/h=5.595106kJ/hQ333=Q1+Q2=1.439107 kJ/h317变换气带入热Q317为:(由上计算可知)Q317=1.360107kJ/h170原料气带出热量Q170为：170原料气比热容为： 表3-7 170原料气比热容组分COCO2H2H2SO2H2OCp/kJ/(kmol)29.43 41.08 28.46 35.2530.4034.28干气百分含量%30.2 11 54.1 4.50.20 Cpm=(0.30229.43+0.1141.08+0.54128.46+0.04535.25+0.00230.40)kJ/(kmol) =30.45 kJ/(kmol)Q1=14804.74/22.430.45(170-25)kJ/h =2.918106 kJ/hQ2=15645.15/22.434.28(170-25)kJ/h =3.472106 kJ/hQ170=Q1+Q2=6.390106kJ/h设入口原料气带入热Qx为：由热量衡算有，Q170-Qx= Q333- Q317得，Qx=5.600106kJ/h出饱和塔气体带入热为：2.145106kJ/h因此，补充蒸汽带入热为：(5.600-2.145)106KJ=3.455106kJ/h 补充蒸汽量为：(15645.15-2932.57)Nm3=12712.58 Nm3/h因此补充蒸汽规格为：202，0.8Mpa过热蒸汽。则混合后温度为：148。3.6物料汇总表进饱和热水塔原料气构成：表3-8 进饱和热水塔原料气构成组分COCO2H2H2SO2共计含量%30.21154.14.50.2100出饱和热水塔原料气构成：表3-9出饱和热水塔原料气构成组分COCO2H2H2SO2H2O共计Nm330.21154.14.50.219.8119.8%25.219.1845.163.760.1716.52100变换炉进口气体构成：表3-10 变换炉进口气体构成组分COCO2H2H2SO2H2O共计Nm330.21154.14.50.2105.7205.7%14.685.3526.302.190.1051.38100变换炉出口气体构成：表3-11变换炉出口气体构成组分COCO2H2H2SH2O共计Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100废热锅炉，第二换热器进出口变换气构成与变换炉出口构成相似。第一换热气器进口变换气构成：表3-12 第一换热气器进口变换气构成组分COCO2H2H2SH2O共计Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100第一换热器出口变换气构成：表3-13 第一换热器出口变换气构成组分COCO2H2H2SH2O共计Nm31.9239.2881.984.570.92198.6%0.9619.7841.282.2735.711003.7热量汇总表以25为计算基准: 表3-14 变换炉催化剂床层热量平衡表反映放热/kJ气体吸热/kJ热量损失/kJ54385.1852753.621631.56 表3-15 饱和塔热量平衡表 带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ原料气1.9651051.754106水1.3341071.135107水蒸气3.907105热损失46036共计1.3541071.349107 表3-16 热水塔热量平衡表 带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ变换干气3.3341062.771106水1.1271071.231107水蒸气2.1411061.626106热损失33480共计1.6751071.671107 表3-17 第一换热器热量平衡表带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ变换气6.5151065.475106水1.2301071.334107共计1.8821071.882107表3-18 废热锅炉热量平衡表带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ转换气1.3601076.515106水07.085106共计1.3601071.360107表3-19 第二换热器热量平衡表带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ原料气5.3971066.187106变换器1.4391071.360107共计1.9791071.9791074.设备计算4.1.变换炉计算 催化剂用量计算