年產10萬噸合成氨變換工段工藝設計畢業(yè)論文.doc

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1、西南科技大學本科生畢業(yè)論文 IV合成氨廠變換車間工藝設計摘要：本設計主要是對合成氨工廠變換工段的設計，此設計選用中變串低變工藝流程。工藝計算過程主要包括物料衡算，能量衡算以及設備選型計算等。關鍵詞：合成氨；變換；計算The Technological Design on transform System for Ammonia PlantAbstract：This design was mainly for the synthetic ammonia plant shift conversion section. The technological process used the middl

2、e temperature change first ，and then used the low temperature change .Process calculation mainly included material balance, energy balance and equipment selection.Key words: ammonia synthesis, transform , calculation.目 錄第1章 緒 論11.1 概述11.2 目的和意義11.3 合成氨工業(yè)概況21.3.1 基本現(xiàn)狀21.3.2 發(fā)展趨勢21.3.3 應用領域21.4 變換工藝介紹

3、31.4.1 中溫變換工藝31.4.2 中串低變換工藝31.4.3 中低低變換工藝31.4.4 全低變工藝41.5 變換工藝的選擇41.5.1 工藝原理41.5.2 工藝條件41.5.3 工藝流程確定51.5.4 主要設備的選擇說明6第2章 物料與熱量衡算72.1 已知生產條件72.2 水氣比的確定72.3 中變爐CO的實際變換率的求取82.4 中變爐催化劑平衡曲線92.5 最佳溫度曲線的計算102.6 中變爐一段催化床層的物料衡算102.6.1 中變爐一段催化床層的物料衡算112.6.2 對出中變爐一段催化床層的變換氣的溫度進行估算132.6.3 中變爐一段催化床層的熱量衡算132.7 中變

4、一段催化劑操作線的計算162.8 中間冷凝過程的物料和熱量計算172.9 中變爐二段催化床層的物料與熱量衡算182.9.1中變爐二段催化床層的物料衡算：192.9.2 中變爐二段催化床層的熱量衡算：212.10 中變爐物料、熱量恒算結果列表232.11 低變爐的物料與熱量衡算242.11.1 低變爐的物料衡算242.11.2 低變爐的熱量衡算262.12 低變爐催化劑平衡曲線282.13 最佳溫度曲線的計算292.14 廢熱鍋爐的熱量和物料衡算302.15 水蒸汽的加入322.16 主換熱器的物料與熱量的衡算332.17 調溫水加熱器的物料與熱量衡算34第3章 設備的選型363.1 中變爐的計

5、算363.1.1觸媒用量的計算363.1.2第一段床層觸媒用量363.1.3 第二段床層觸媒用量373.1.4 觸媒直徑的計算393.2主換熱器的計算413.2.1傳熱面積的計算413.2.2 設備直徑與管板的確定423.2.3 傳熱系數(shù)的驗算423.2.4 殼側對流傳熱系數(shù)計算443.2.5 總傳熱系數(shù)核算453.2.6傳熱面積的核算453.3 其他主設備46第4章 設備一覽表47參考文獻48致 謝49 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第51頁第1章 緒 論1.1 概述氨是一種重要的化工產品，主要用于化學肥料的生產。合成氨生產經過多年的發(fā)展，現(xiàn)已發(fā)展成為一種成熟的化工生產工藝。合成氨的生產

6、主要分為：原料氣的制??；原料氣的凈化與合成。粗原料氣中常含有大量的C，由于CO是合成氨催化劑的毒物，所以必須進行凈化處理，通常先經過CO變換反應，使其轉化為易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO變換既是原料氣的凈化過程，又是原料氣造氣的繼續(xù)。最后，少量的CO用液氨洗滌法，或是低溫變換串聯(lián)甲烷化法加以脫除1。變換工段是指CO與水蒸氣反應生成二氧化碳和氫氣的過程。變換工段工序是合成氨生產中的第一步，也是較為關鍵的一步，因為能否正常生產出合格的壓縮氣，是后面的所有工序正常運轉的前提條件。在合成氨工藝流程中起著非常重要的作用。1.2 目的和意義氨是重要的無機化工產品，在國民經濟中占有重要地位

7、。隨著世界人口的不斷增加，用于制造尿素、硝酸銨、磷酸銨、硫酸銨以及其他化工產品的氨用量也在增長。在化學工業(yè)中，合成氨工業(yè)已經成為了重要的支柱產業(yè)。據(jù)統(tǒng)計，世界每年合成氨產量已達到1億噸以上，其中約有80%的氨用來生產化學肥料，20%作為其它化工產品的原料。合成氨變換工段是指CO與水蒸氣反應生成CO2和H2的過程。在合成氨工藝流程中起著非常重要的作用。在合成氨生產中，各種方法制取的原料氣都含有CO，其體積分數(shù)一般為12%40%2。合成氨需要的兩種組分是H2和N2，因此需要除去合成氣中的CO。變換反應如下：。由于CO變換過程是強放熱過程，必須分段進行以利于回收反應熱，并控制變換段出口殘余CO含量。

8、第一步是高溫變換，使大部分CO轉變?yōu)镃O2和H2；第二步是低溫變換，將CO含量降至0.3%左右。因此，CO變換反應既是原料氣制造的繼續(xù)，又是凈化的過程，為后續(xù)脫碳過程創(chuàng)造條件。目前，變換工段主要采用中變串低變的工藝流程，這是從80年代中期發(fā)展起來的1。所謂中變串低變流程，就是在B106等Fe-Cr系催化劑之后串入Co-Mo系寬溫變換催化劑。在中變串低變流程中，由于寬變催化劑的串入，操作條件發(fā)生了較大的變化。一方面入爐的蒸汽比有了較大幅度的降低；另一方面變換氣中的CO含量也大幅度降低。由于中變后串了寬變催化劑，使變換系統(tǒng)便于操作，也大幅度降低了能耗。變換過程需在高溫高壓使用催化劑條件下進行，因此

9、變換工序是合成氨生產的高成本工序,其成本降低對合成氨成本的降低有重要意義。13 合成氨工業(yè)概況1.3.1基本現(xiàn)狀我國的氮肥工業(yè)自20世紀50年代以來,不斷發(fā)展壯大,目前合成氨產量已躍居世界第一位,已掌握了以焦炭、無煙煤、焦爐氣、天然氣及油田伴生氣和液態(tài)烴多種原料生產合成氨、尿素的技術,形成了特有的煤、石油、天然氣原料并存和大、中、小生產規(guī)模并存的生產格局。目前合成氨總生產能力為5000萬噸/年左右3,氮肥工業(yè)已基本滿足了國內需求,在與國際接軌后,具備與國際合成氨產品競爭的能力,今后發(fā)展重點是調整原料和產品結構,進一步改善經濟性。1.3.2 發(fā)展趨勢根據(jù)合成氨技術發(fā)展的情況分析,估計未來合成氨的

10、基本生產原理將不會出現(xiàn)原則性的改變,其技術發(fā)展將會繼續(xù)緊密圍繞“降低生產成本、提高運行周期,改善經濟性”的基本目標,進一步集中在 “大型化、低能耗、結構調整、清潔生產、長周期運行”等方面進行技術的研究開發(fā)4。大型化、集成化、自動化,形成經濟規(guī)模的生產中心、低能耗與環(huán)境更友好將是未來合成氨裝置的主流發(fā)展方向5。單系列合成氨裝置生產能力將從2000t/d提高至40005000t/d。以天然氣為原料制氨噸氨能耗已經接近了理論水平,今后難以有較大幅度的降低,但以油、煤為原料制氨,降低能耗還可以有所作為。在合成氨裝置大型化的技術開發(fā)過程中,其焦點主要集中在關鍵性的工序和設備,即合成氣制備、合成氣凈化、氨

11、合成技術、合成氣壓縮機6；在低能耗合成氨裝置的技術開發(fā)過程中,其主要工藝技術將會進一步發(fā)展；實施與環(huán)境友好的清潔生產是未來合成氨裝置的必然和惟一的選擇。生產過程中不生成或很少生成副產物、廢物,實現(xiàn)或接近“零排放”的清潔生產技術將日趨成熟和不斷完善；提高生產運轉的可靠性,延長運行周期是未來合成氨裝置“改善經濟性、增強競爭力”的必要保證。有利于“提高裝置生產運轉率、延長運行周期”的技術,包括工藝優(yōu)化技術、先進控制技術等將越來越受到重視。1.3.3 應用領域氨在國民經濟中占有重要的地位，現(xiàn)在約有80%的氨用來制造化學肥料，其余作為生產其他化工產品的原料。除液氨可直接作為肥料外，農業(yè)上使用的氨肥，例如

12、尿素、硝酸銨、磷酸銨、硫酸銨、氯化銨、氨水以及各種含氨混肥和復肥，都是以氨為原料的2。氨在工業(yè)上主要用來制造炸藥和各種化學纖維和塑料。從氨可以制的硝酸，繼而再制造硝酸銨、硝化甘油、三硝基甲苯和硝基纖維素等。在化纖和塑料工業(yè)中，則以氨、硝酸和尿酸作為氮源，生產已內酰胺，己二胺、人造絲、全脂樹脂和脲醛樹脂等產品7。氨的其他工業(yè)用途也十分廣泛，例如作為制冰、空調、冷藏等系統(tǒng)的制冷劑，在冶金工業(yè)中用來提煉礦石中的銅、鎳等金屬，在醫(yī)藥和生物化學方面生產磺胺類生物、維生素、蛋氨酸和其他氨基酸等。1.4 變換工藝介紹1.4.1 中溫變換工藝中溫變換工藝早期均采用常壓，經節(jié)能改造，現(xiàn)在大都采用加壓變換。加壓中

13、溫變換工藝主要特點是：采用低溫高活性的中變催化劑，降低了工藝上對過量蒸汽的要求；采用段間冷激降溫，減少了系統(tǒng)的熱負荷和阻力，減小外供蒸汽量；合成與變換，銅洗構成第二換熱網(wǎng)絡，合理利用熱能。其中有兩種模式，一是“水流程”模式，二是“汽流程”模式。前者指在合成塔后設置水加熱器以熱水形式向變換系統(tǒng)補充熱能，并通過變換工段設置的兩個飽和熱水塔使自產蒸汽達到變換反應所需的汽氣比。后者在合成塔設后置式鍋爐或中置式鍋爐產生蒸汽供變換用，變換工段則設置第二熱水塔回收系統(tǒng)余熱供精煉銅液再生用；采用電爐升溫，革新了變換工段燃燒爐升溫方法，使之達到操作簡單、平穩(wěn)、省時、節(jié)能效果。1.4.2 中串低變換工藝所謂中溫變

14、換串低溫變換流程，就是在B107等Fe-Cr系催化劑之后串入Co-Mo系寬溫變換催化劑1。由于寬變催化劑的串入，操作條件發(fā)生了較大的變化。一方面入爐的蒸汽比有較大幅度的降低；另一方面變換氣中的CO含量也大幅度降低。由于中變后串了寬變催化劑，使變換系統(tǒng)便于操作，也大幅度降低了能耗。根據(jù)催化劑低溫性能，低變爐入口溫度可控制在180230。這樣，由于催化劑終態(tài)溫度降低，可以減少蒸汽添加量，達到節(jié)能的效果。另外，由于變換效率的提高，合成氨產量可以相對增加。與中變流程相比,中串低工藝蒸汽消耗下降,飽和塔負荷減輕。1.4.3 中低低變換工藝中低低流程是在一段鐵鉻系中溫變換催化劑后直接串二段鈷鉬系耐硫變換催

15、化劑，利用中溫變換的高溫來提高反應速率，脫除有毒雜質，利用兩段低溫變換提高變換率，實現(xiàn)節(jié)能降耗。這樣充分發(fā)揮了中變催化劑和低變催化劑的特點，實現(xiàn)了最佳組合，達到了能耗低、阻力小、操作方便的理想效果。該流程與中變串低變相比，關鍵是增加了第一低變，填補了280250這一中變串低變所沒有的反應溫區(qū)，充分利用了低變催化劑在這一溫區(qū)的高活性。比全低變工藝操作穩(wěn)定在于中低低工藝以鐵鉻系中變催化劑為凈化劑，過濾煤氣中氧和油污，起到了保護鈷鉬系耐硫催化劑的作用。1.4.4 全低變工藝全低變工藝是全部采用低溫活性鈷鉬系變換催化劑進行一氧化碳變換的工藝過程，作為一種節(jié)能新工藝, 節(jié)能降耗的效果顯著。低變爐各段進口

16、溫度均在200左右，床層溫度比傳統(tǒng)的床層溫度下降100300，有利于變換反應平衡。汽氣比降低，蒸汽消耗大幅下降，在幾種變換流程中蒸汽消耗最低。熱回收率高，有效能損失小，熱交換設備換熱面積可減少1/2左右。與原高變催化劑比較，催化劑用量可以減少一半以上，降低了變換爐床層阻力，降低了壓縮功耗。余熱回收效果好。催化劑段間換熱等用水加熱器逐級回收、逐級加熱飽和熱水塔循環(huán)熱水，出飽和塔半水煤氣的溫度及飽和度高，出熱水塔變換氣溫度可降到100以下。1.5 變換工藝的選擇1.5.1 工藝原理一氧化碳變換反應式為： (1) (2)其中反應（1）是主反應，反應（2）是副反應，為了控制反應向生成目的產物的方向進行

17、，工業(yè)上采用對式反應（1）具有良好選擇性催化劑，進而抑制其它副反應的發(fā)生8。一氧化碳與水蒸氣的反應是一個可逆的放熱反應，反應熱是溫度的函數(shù)。變換過程中還包括下列反應式： （3）1.5.2 工藝條件(1)壓力壓力對變換反應的平衡幾乎沒有影響，但是提高壓力使析炭和生成甲烷等副反應易于進行。單就平衡而言，加壓并無好處，但從動力學角度，加壓可提高反應速率。從能量消耗上看，加壓也是有利。由于干原料氣摩爾數(shù)小于干變換氣的摩爾數(shù)，所以，先壓縮原料氣后再進行變換的能耗，比常壓變換再進行壓縮的能耗底。具體操作壓力的數(shù)值，應根據(jù)中小型氨廠的特點，特別是工藝蒸汽的壓力及壓縮機投各段壓力的合理配置而定。一般小型氨廠操

18、作壓力為0.71.2MPa,中型氨廠為1.21.8Mpa。本設計壓力取1.75Mpa。(2)溫度變化反應是可逆放熱反應。從反應動力學的角度來看，溫度升高，反應速率常數(shù)增大對反應速率有利，但平衡常數(shù)隨溫度的升高而變小，即 CO平衡含量增大，反應推動力變小，對反應速率不利，可見溫度對兩者的影響是相反的。因而存在著最佳反應溫。對一定催化劑及氣相組成，從動力學角度推導的計算式為9：注：式中Tm、Te分別為最佳反應溫度及平衡溫度，最佳反應溫度隨系統(tǒng)組成和催化劑的不同而變化。(3)汽氣比水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料氣。改變水蒸汽比例是工業(yè)變換反應中最主要的調節(jié)手段。增加水蒸汽用量，提高

19、了CO的平衡變換率，從而有利于降低CO殘余含量，加速變換反應的進行。由于過量水蒸汽的存在，保證催化劑中活性組分Fe3O4的穩(wěn)定而不被還原，并使析炭及生成甲烷等副反應不易發(fā)生。但是，水蒸氣用量是變換過程中最主要消耗指標，盡量減少其用量對過程的經濟性具有重要的意義，蒸汽比例如果過高，將造成催化劑床層阻力增加；CO停留時間縮短，余熱回收設備附和加重等，所以，中（高）變換時適宜的水蒸氣比例一般為：H2O/CO=35，經反應后，中變氣中H2O/CO可達15以上，不必再添加蒸汽即可滿足低溫變換的要求。1.5.3 工藝流程確定一氧化碳變換工藝的流程安排應做如下考慮。若一氧化碳體積分數(shù)較高，應采用中溫變換，因

20、為中變催化劑操作溫度范圍較寬，而且價廉，壽命長，大多數(shù)合成氨原料氣中一氧化碳高于10%，故都可先通過中變除去大部分一氧化碳。對一氧化碳體積分數(shù)高于15%者，一般可考慮適當分段，段間進行冷卻降溫，盡量靠近最適宜溫度操作。其次，根據(jù)原料氣的溫度和濕含量情況，則考慮適當預熱和增濕，合理利用余熱。如允許變換氣中殘余CO體積分數(shù)在3%左右，只采用中變即可。如要求在0.3%左右，則將中變和低變串聯(lián)使用。目前的變化工藝有：中溫變換，中串低，全低及中低低4種工藝。本設計參考自貢市鴻鵠化工廠的生產工藝，選用中串低工藝。從壓縮工段來的半水煤氣進入飽和熱水塔，在飽和塔中半水煤氣從30升溫到109，在飽和塔出口加入水

21、蒸汽使汽氣比達到3到5之間，以后再進入中變爐將轉換氣中一氧化碳含量降到3%以下。再通過換熱器將轉換氣的溫度降到180左右，進入低變爐將轉換氣中一氧化碳含量降到0.3%以下，再進入脫碳工段。工藝流程圖如圖1-1所示。半水煤氣飽和熱水塔H2O中溫變換爐換熱器低溫變換爐變換氣圖 1-1 合成氨變換工段工藝流程圖1.5.4 主要設備的選擇說明中低變串聯(lián)流程中，主要設備有中變爐、低變爐、飽和熱水塔、換熱器等10。中變爐選用C6型催化劑，計算得中變催化劑實際用量38.25 m3。以上設備的選擇主要是依據(jù)所給定的合成氨系統(tǒng)的生產能力、原料氣中碳氧化物的含量以及變換氣中所要求的CO濃度。第2章 物料與熱量衡算

22、2.1 已知生產條件已知天然氣進入變換工段時的組分如表2-1所示。表2-1 天然氣進入變換工段時的各組分含量百分比組 分CO2COH2N2O2CH4合計含量，9.60 11.42 55.71 22.56 0.330.38100計算基準：1噸氨/小時。計算生產1噸氨需要的變換氣量：（1000/17）22.4/（222.56）=2920.31 m3(標)因為在生產過程中物料可能會有損失，因此變換氣量取2962.5 m3(標)。年產10萬噸合成氨工廠日生產能力（一年連續(xù)生產330天）：日生產量：100000/330=303.03 t/d=12.63 t/h。要求出中變爐的變換氣干組分中CO小于2。進

23、中變爐的變換氣干組分如表2-2所示。表2-2 進中變爐的變換氣干氣組分含量組 分CO2COH2N2O2CH4合計含量，9.611.4255.7122.560.330.38100m3(標)284.44338.321650.41668.349.7811.262962.50kmol12.69615.10373.67929.8370.4360.503132.25假設進中變爐的變換氣溫度為330 ，取變化氣出爐與入爐的溫差為35 ，出爐的變換氣溫度為365 。進中變爐干氣壓力=1.75 mpa。 2.2 水氣比的確定考慮到是天然氣蒸汽轉化來的原料氣，所以取H2O/CO=3.5。故V（水）=3.5Vco=

24、1184.11 m3(標)，n(水)=52.862 kmol。因此進中變爐的變換氣濕組分如2-3所示。表2-3 進中變爐的變換氣濕氣組分含量組 分CO2COH2N2O2CH4H2O合計含量6.868.1639.8016.120.240.2728.56100m3(標)284.42338.321650.4668.349.7711.21184.14146.61kmol12.6915.1073.6829.840.440.5052.86185.122.3 中變爐CO的實際變換率的求取假定濕轉化氣為100 mol，其中CO濕基含量為8.16，要求變換氣中CO含量為2，故根據(jù)變換反應：CO+H2OH2+CO

25、2 （4）則CO的實際變換率公式為：Xp=100 （2-1）注：式中、分別為原料及變換氣中CO的摩爾分率（濕基）。所以：Xp=74則反應掉的CO的量為：8.1674=6.04則反應后的各組分的量分別為：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中變爐出口的平衡常數(shù)：Kp= （H2CO2）/（H2OCO）=12查 小合成氨廠工藝技術與設計手冊 可知Kp=12時溫度為397 。中變的平均溫距為397 - 365=32 。根據(jù)合成氨工藝與節(jié)能 可知中溫變換的平均溫距為：30到5

26、0 5，中變的平均溫距合理，故取的H2O/CO可用。2.4 中變爐催化劑平衡曲線根據(jù)H2O/CO=3.5，與文獻小合成氨廠工藝技術與設計手冊上的有關公式：XP=100 (2-2)V=KPAB-CD (2-3)q= (2-4)U=KP（A+B）+（C+D） (2-5)W=KP-1 (2-6)注：其中A、B、C、D分別代表CO、H2O、CO2及H2的起始濃度。計算結果列于下表(2-4)。表 2-4 不同溫度下CO的轉換率t300 320 340 360 380400 420 440 460T573593613633653673693713733Xp0.910.870.840.810.770.710

27、.690.640.60中變爐催化劑平衡曲線如圖2-1所示。圖2-1 中變爐催化劑平衡曲線圖2.5 最佳溫度曲線的計算中變爐選用C6型催化劑。查資料得最適宜溫度曲線由式： 進行計算。查小型合成氨廠工藝和設備計算C6型催化劑的正負反應活化能分別為E1=10000千卡/公斤分子，E2=19000千卡/公斤分子15。最適宜溫度計算結果列于下表(2-5)中。表 2-5 不同轉化率下的最適宜溫度表Xp0.910.870.840.810.770.710.670.640.610.580.550.520.490.45T526546.8564.2581.5598.8624.5638.2649.4660.76716

28、81.6692.6702.6716.6t256273.8291.2308.5325.8351.5365.2376.4387.3398408.6419.6429.6443.6將以上數(shù)據(jù)作圖即得最適宜溫度曲線如圖2-2所示。圖 2-2 最適宜溫度曲線圖2.6 中變爐一段催化床層的物料衡算已知條件：進中變爐一段催化床層的變換氣的溫度為330 。進中變爐一段催化床層的變換氣濕組分如表2-6所示。表2-6 進中變爐一段的變換氣濕氣組分表組 分CO2COH2N2O2CH4H2O合計含量6.868.1639.816.120.270.2428.56100m3(標)284.42338.181650.41668.

29、349.7811.261184.114146.61kmol12.6915.1073.6829.840.440.5052.86185.122.6.1 中變爐一段催化床層的物料衡算假設CO在一段催化床層的實際變換率為60。假使O2 與H2 完全反應，O2 完全反應掉。故在一段催化床層反應掉的CO的量為：60338.318=202.9908 m3(標) =9.062 kmol出一段催化床層的CO的量為：338.318-202.9908=135.3272 m3(標)=6.0414 kmol故在一段催化床層反應后剩余的H2的量為：1650.409+202.9908-29.776=1833.8478 m3

30、(標)=81.868 kmol故在一段催化床層反應后剩余的CO2的量為：284.4+202.9908=487.3908 m3(標)=21.758 kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣干組分的體積：V總（干）=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258 =3136.1638 m3(標)故出中變爐一段催化床層的變換氣干組分中CO的含量：CO=4.31%同理得：CO2=15.54%H2=58.47%CO2=15.54%N2=21.13%CH4=0.35%所以出中變爐一段催化床層的變換氣干組分如表2-7所示。表2-7 出中變爐一段的變換氣干組分列表組 分CO2

31、COH2N2CH4合計含量15.544.3158.4721.130.35100m3(標)487.39135.331833.84668.3411.253136.16kmol21.766.0481.8729.830.50140.01剩余的H2O的量為：1184.113-202.9908+29.776=1000.6742 m3(標)=44.6729 kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的體積：V總（濕）=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6742=4136.838 m3(標)=184.68 kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組

32、分中H2O的含量： H2O= =24.19%故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分中CO2的含量： CO2=11.78同理可得： CO=3.27 H2=44.33 N2=16.16 CH4=0.27所以出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分如表2-8所示：表 2-8出中變爐一段的變換氣濕氣組分列表組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量11.783.2744.3316.160.2724.19100m3(標)487.39135.331833.84668.3411.261000.674136.92koml21.766.0481.8729.830.5044.67184.682.6.2 對出中變爐一段催

33、化床層的變換氣的溫度進行估算已知出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的含量如表2-8所示。根據(jù)：Kp= （H2CO2）/（H2OCO）計算得K=6.6。查小合成氨廠工藝技術與設計手冊知當Kp=6.6時t=445 。設平均溫距為35 ，則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：445-35=415 。2.6.3 中變爐一段催化床層的熱量衡算以知條件：進中變爐一段催化床層的變換氣溫度：330 。 出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：415 。在變化氣中含有CO，H2O，O2，H2 這4種物質會發(fā)生以下2種反應：CO +H2O=CO2+H2 （5）O2 + 2H2= 2 H2O （6）這2個反應都是放熱反

34、應。根據(jù)小合成氨廠工藝技術與設計手冊可知為簡化計算，擬采用統(tǒng)一基準焓（或稱生成焓）計算7。以P=1 atm，t=25 為基準的氣體的統(tǒng)一基準焓計算式為：HT=H0298=Cpdt (2-7)式中： HT 氣體在在T K的統(tǒng)一基準焓，kcal/kmol(4.1868 kJ/kmol)。H0298 該氣體在25下的標準生成熱， kcal/kmol(4.1868 kJ/kmol)。T絕對溫度，K。Cp 氣體的等壓比熱容，kcal/（kmol.）(4.1868 kJ/kmol)。氣體等壓比熱容與溫度的關系有以下經驗式8：Cp=A0+A1T+A2T2+A3T3+注：式中A0、A1、A2、A3氣體的特性常

35、數(shù)。將式代入式積分可得統(tǒng)一基準焓的計算通式：Ht=a0+a1T+a2T2+a3T3+a4T4 (2-8)注:式中常數(shù)a0、a1、a2、a3、a4與氣體特性常數(shù)及標準生成熱的關系為：a1=A0，a2=A1/2，a3=A3/4，a4=A3/4，a0=H0298298.16a1298.162a2298.163a3298.164a4。采用氣體的統(tǒng)一基準焓進行熱量平衡計算，不必考慮系統(tǒng)中反應如何進行、步驟有多少，只要計算出過程始態(tài)和末態(tài)焓差，即得出該過程的總熱效果：H=（niHi）始（niHi）末 (2-10)式中： H 過程熱效應，其值為正數(shù)時為放熱，為負數(shù)時系統(tǒng)為吸熱，單位：kcal.。ni 始態(tài)或

36、末態(tài)氣體的千摩爾數(shù)，kmol。Hi 始態(tài)溫度下或末態(tài)溫度下氣體的統(tǒng)一基準焓,單位：kcal。現(xiàn)將有關氣體的計算常數(shù)列于表(2-9)中。表2-9氣體統(tǒng)一基準焓（通式）常數(shù)表物質 a0 a1 a2 a3 a4O21.90318103 5.802982.15675103-7.404991071.088081010H2-2.112441037.20974-5.558381044.8459107-8.189571011H2O-6.00361047.110921.293191031.28506107-5.780391011N2-1.976731036.459035.181641042.03296107-7

37、.656321011CO-2.836371046.266278.986941045.04519109-4.142721011CO2-96377.888676.3965.05103-1.1351060.00計算O2的基準焓：根據(jù)基準焓的計算通式：Ht=a0+a1T+a2T2+a3T3+a4T4 (2-11)在415 時T=415+273=683 K。將O2的常數(shù)帶入上式得：Ht=1.90318103+5.80298683+2.156751036832-7.404991076833+1.0880810106834=6699.742kcal/kmo=28050.412 kJ/kmol同理根據(jù)以上方法

38、計算可得變換氣的各個組分的基準焓列于表2-10。表 2-10 變換氣各組分的基準焓組分O2H2H2OCOCO2Ht（kcal/kmol）6699.7422724.221-54502.665-23634.754-89956.678Ht（kJ/kmol）28050.41211405.772-228191.759-98953.987-376630.620反應放熱： CO +H2O=CO2+H2 （7） 反應焓變：H1=（Hi）始（Hi）末 =-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759=-38079.10484 kJ/kmolQ1=9.062（-38079.1

39、0484）= -345072.8481 kJO2 + 2H2= 2 H2O （8）反應焓變：Q2=H2=（niHi）始（niHi）末= - 221354.6179 kJ氣體反應共放熱：Q=Q1+Q2=345072.8481+221354.6179=566427.4659 kJ氣體吸熱Q3：根據(jù)物理化學教程知CO，H2，H2O，CO2，N2可用公式：Cp=a+b+CT2來計算熱容，熱容的單位為kJ/（kmol.T）表2-11 變換氣組分的a、b、c常數(shù)列表物質COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427.87b/10-34.13.2610.719.044.27c/105-0.

40、460.5020.33-8.53-表 2-12 甲烷的的a、b、c、d常數(shù)列表物質ab/10-3c/10-6d/10-9CH417.4560.461.117-7.2CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3來計算熱容。熱熔計算結果如表2-13所示。表2-13 變換氣各組分在683K時熱熔列表物質COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以平均熱容：Cpm=YiCp=34.06 KJ/（kmol.T）所以氣體吸熱：Q3=34.06184.68(415-330)=534667.068 kJ假設熱損失Q4（一般熱損失都小于總熱量的10%）。根據(jù)熱量平衡的： Q

41、= Q3 + Q4Q4=31760.979 kJ2.7 中變一段催化劑操作線的計算 有中變一段催化劑變換率及熱平衡計算結果知： 中變爐入口氣體溫度330 。 中變爐出口氣體溫度415 。 中變爐入口CO變換率0。 中變爐出口CO變換率60%。由此可作出中變爐催化劑反應的操作線如圖2-3所示：圖 2-3 中變爐催化劑反應的操作線圖2.8 中間冷凝過程的物料和熱量計算此過程采用水來對變換氣進行降溫。以知條件：變換氣的流量：184.68 koml。設冷凝水的流量：X kg。變換氣的溫度：415 。冷凝水的進口溫度：20 。 進二段催化床層的溫度：353 。 操作壓力：1750 kpa。冷凝水吸熱Q1

42、：據(jù)冷凝水的進口溫度20 查化工熱力學可知h1 =83.96 kJ/kg。根據(jù)化工熱力學可知溫度、壓強與焓值的關系如表2-14所示。表 2-14 溫度、壓強與焓值的關系表 T/K P/kPa H/(kJ/kg) 600 1600 3693.2 600 1800 3691.7 700 1600 3919.7 700 1800 3918.5冷凝水要升溫到353 ，所以設在353 , 626 K,1750 kpa時的焓值為H。對溫度進行內查法：1600 kpa時：(626-600)/(h-3693.2)=(700-626)/(3919.7-h) h=3752.09 kJ/kg1800 kpa時： （

43、626-600）/（h-3691.7）=(700-626)/( 3918.5-h) h=3750.668 kJ/kg再對壓力使用內查法得在353 ,626K,1750kp時的焓值H為：(1750-1600)/(h-3752.09)=(1800-1750)/(3750.668-h)H=3751.0235 kJ/kg。Q1= X( 3813.244875-83.96)。變換氣吸熱Q2：由表（2-13）知：Cpm= YiCp =33.92 kJ/（kmol.T）。Q2=184.6833.92(415-353)=388389.4272 kJ。取熱損失為0.04 Q2。根據(jù)熱量平衡：0.96 Q2= X

44、(3751.0235-83.96) X=101.676 kg=5.649 kmol=126.53 m3(標)水的量為：126.53+1000.6742=1127.2042 m3(標) =50.3261 kmol所以進二段催化床層的變換氣組分如表2-15所示.表 2-15 變換氣進二段催化床層各組分含量組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量11.4323.1743.0115.680.2626.44100M3(標)487.39135.321833.84668.3411.261127.204263.37kmol21.766.04181.8729.830.5050.32190.332.9 中變爐

45、二段催化床層的物料與熱量衡算已知條件：所以進中變爐二段催化床層的變換氣干組分如表2-16所示。表2-16 進中變爐二段變換氣干組分含量組 分CO2COH2N2CH4合計含量15.544.3158.4721.130.35100M3(標)487.39135.321833.84668.3411.263136.16kmol21.766.0481.8729.830.50140.012.9.1中變爐二段催化床層的物料衡算：設中變爐二段催化床層的轉化率為0.75（總轉化率）。所以在CO的變化量為：338.3180.75=250.35532 m3(標) =11.7658 kmol在中變爐二段催化床層的轉化的C

46、O的量為：135.3272-（338.318-250.35532）=47.36452 m3(標)=2.11 kmol出中變爐二段催化床層的CO的量為：135.3272-47.36452=87.96268 M3(標) =3.9269 kmol 故在二段催化床層反應后剩余的CO2的量為：487.3908+47.364528= 534.75532 m3(標) =23.873 kmol故在二段催化床層反應后剩余的H2的量為：1833.8478+47.36452= 1881.21232 m3(標) =83.9826 kmol所以在二段催化床層反應后的變換氣總量：V總（干）=87.96268+534.75

47、532+1881.21232+668.34+11.258 =3183.528 m3(標) =142.1218 kmol所以出中變爐二段催化床層的變換氣干組分如表2-17所示。表2-17 變換氣出中變爐二段時變換氣干組分含量組 分CO2COH2N2CH4合計含量16.792.7659.0920.990.35100M3(標)534.7587.961881.21668.3411.263183.53kmol23.873.9383.9829.830.50142.12故在二段催化床層反應后剩余的H2O的量為：1127.2042-47.36452= 1079.84 m3(標) =48.207 kmol故出中

48、變爐二段催化床層的變換氣濕組分中CO的含量：CO= =2.06%同理得：CO2= =12.54%H2= =44.125% N2= =15.67%CH4= =0.26%H2O= =25.33%所以出中變爐的濕組分如2-18所示。表2-18 變換氣出中變爐濕氣組分含量組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量12.542.0644.12515.670.2625.33100m3(標)534.7687.961881.21668.3411.261079.844263.32kmol23.873.9383.9829.830.5048.21190.33對出中變爐一段催化床層的變換氣溫度進行估算：根據(jù)：Kp=

49、 （H2CO2）/（H2OCO）計算得Kp=10.6查小合成氨廠工藝技術與設計手冊知當Kp=10.6時t=409 設平均溫距為44 ，則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：409-44=365 。2.9.2 中變爐二段催化床層的熱量衡算：以知條件：進中變爐二段催化床層的變換氣溫度為：353 。 出中變爐二段催化床層的變換氣溫度為：365 。變換氣反應放熱Q1：計算變換氣中各組分的生成焓，原理與計算一段床層一樣，使用公式2-11及表2-10計算平均溫度為632 K時的生成焓。計算結果如表2-19所示。表2-19 變換氣各物質的生成焓列表組分H2H2OCOCO2Ht（kcal/kmol）2373.

50、4-54949.05-24005.565-90536.421Ht（kJ/kmol）9936.95-230060.69-100506.5-379057.89反應放熱： CO +H2O=CO2+H2 （9）H1=（Hi）始（Hi）末 =-38553.74846 kJ/kg所以得： Q1=2.1138553.74846=81348.40955 kJ/kg氣體吸熱Q2：根據(jù)物理化學教程知CO，H2，H2O，CO2，N2，可用公式：Cp=a+b+CT2來計算。表 2-20 各組分的a、b、c常數(shù)列表物質COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427.87b/10-34.13.2610.

51、719.044.27c/105-0.460.5020.33-8.53-CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3來計算熱容。表 2-21 甲烷的的a、b、c、d常數(shù)列表物質ab/10-3c/10-6d/10-9CH417.4560.461.117-7.2計算各物質熱熔結果如表2-22所示。表2-22 變換氣各組分在623K時的熱熔組分COH2CO2H2ON2CH4Cp 28.56 29.25 47.3 36.78 30.31 53.72所以得：Cpm=YiCp=33.61 kJ/（kmol.T）故：Q2=33.61190.33（365-353）=76763.46 kJ熱損失：Q3=Q1-Q2

52、=4584.95 kJ2.10 中變爐物料、熱量恒算結果列表表 2-23 中變爐一段物料平衡表組分進中變換爐的物料量/m3 出一段催化床層的物料量/m3CO2284.42487.39CO338.32135.33H21650.421833.84N2668.34668.34O29.77CH411.2611.26H2O1184.121000.67合計4146.614136.92表 2-24 中變爐二段物料平衡表組分進二段催化床層的物料量/m3出二段催化床層的物料量/m3CO2487.39534.76CO135.3287.96H21833.841881.21N2668.34668.34CH411.26

53、11.26H2O1127.201079.84合計4263.324263.32表 2-25 中變爐一段熱量平衡表反應放熱/kJ氣體吸熱/kJ熱量損失/kJCO反應：345072.848534667.06831760.979O2反應：221354.6179總熱量：566427.4659表2-26 中變爐二段熱量平衡表反應放熱/kJ氣體吸熱/kJ熱量損失/kJ81348.4095576763.464584.952.11 低變爐的物料與熱量衡算已知進中變爐的濕氣組分如表2-27所示，干變換氣的組分如表2-28所示。表 2-27 變換氣進低變爐時濕氣各組分含量組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量12.542.0644.12515.670.2625.33100m3(標)534.7687.961881.21668.3411.261079.844263.37kmol23.873.9383.9829.840.5048.21190.33表 2-28 變換氣進低變爐干氣各組分含量組 分CO2COH2N2CH4合計含量16.792.7659.0920.990.35100m3(標)534.7687.961881.21668.3411.2583183.53kmol23.873.9383.9829.830.503142.122.11.1 低變爐的物料衡算