10万吨合成氨变换工段的设计毕业设计(编辑修改稿)

10万吨合成氨变换工段的设计毕业设计(编辑修改稿)内容摘要：

O、 CO 2和 H 2各组分的分压； yCO 、 yH2O 、 yCO2 、 yH2 —— 分别为 CO、 H 2 O、 CO 2和 H 2 摩尔分数。 平衡含量和转化率的计算 现以 1 mol 湿原料气为基准 ya 、 yb、 yc 、 yd 分别为 CO、 H 2 O、 CO 2和 H 2 的摩尔分数， xp 为 CO 的平衡转化率，则各组分平衡含量分别为： ya ya xp ， yb yaxp ， yac ya xp ，和 yd ya xp。 所以 Kp=))(( ))(( 00 22 22 pabHco padpacHco Hco xyyyy xyyxyypp pp   已知温度及初始组成，则可根据上叙关系计算 CO 的平衡变换率 xp 及系统平衡组成。 生产 中可测定原料气及变换气中一氧化碳的 含量 ，而由下式计算一氧化碳的实际变换率 X： X= %100)1(   aa aa yy yy 式中 : ya 、 ya′—— 分别为原料气及变换气中一氧化碳的摩尔分数（干基）。 变换工艺的选择 变换工艺主要有 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流程及设备结构有所不同。 合理选择变换工艺应考虑以下因素：半水煤 气、水和蒸汽的质量；半水煤气中硫化氢含量；变换气中 CO 含量要求；对变换后续工段的影响；企业现有的管理水平和操作水平。 中变段间的热回收方式最主要有 3 种：煤气冷激、中变炉内喷冷激和中变炉外喷水增湿。 中变段间煤气冷激与中变炉内喷水冷激两种中低低工艺流程各有优缺点。 现比较如： A、节能效果：段间喷水热回收率高，直接将段间高位能转化为蒸气，增加了汽气比，降低了蒸汽消耗，节能效果比段间煤气冷激要好。 B、设备：段间喷水冷激需在中变炉内设置蒸发层和喷头，这样与煤气冷激相比中变炉的结构就更为复杂，设备高度亦需增加，煤气 冷激流程有部分半水煤气不经过主热交，因此主热换热面积也比炉内喷水流程要小。 C、操作运行：煤气冷激流程操作简单，但需防止中变下段发生偏流，造成床层宁夏大学本科毕业设计 第二章 变换流程及工艺条件 漏氧，引起低变一段催化剂中毒失活，炉内喷水冷激操作要求高，冷激水最好能用脱氧软水，喷水冷激装置既要达到所需的喷淋量，又要保证雾化好，以免中变下段催化剂粉化和结块。 通过以上比较，中变炉内喷水冷激流程具有节能，运行费用低等优点，中变段间煤气冷激流程具有操作简单、投资省等优点。 因此本设计采用中变－低变串联流程。 流程图如下 ： 图 2–1 主要设备说明 变换炉 变炉是变换工段的主要设备，对其设计必须满足低汽气比的要求。 从理论上分析，入炉的反应初期，离平衡比较远，可逆反应速率起主导作用。 当汽气比增加时，除增加反应物 H2O 含量外，还造成反应物 CO 湿含量的降低，对反应速率的降低起主导作用。 因此，在保证触媒安全的前提下，反应初期并不要求很高的汽气比，实际上反应速率是随汽气比的增高而降低的。 当反应进入后期，离平衡比较近，此时反应物H2O 含量的增高，对平衡向正反应方向移动起主导作用。 因此，适当增加汽气比是完全必要的。 常见的变换炉，一般设为 二 段床层 ,上面的理论分析 可知，一段宜采用低汽气比，但考虑到催化剂的操作温度，往往还是加入比较高的蒸汽量。 一、二段间宜喷水降温，其调温手段灵活，同时取得增加汽气比的效应，符合触媒后期变换反应的要求，采用炉内喷水比炉外喷水增湿，减少设备，节省投资，缩短管线，减少阻力。 冷凝水宜用软水。 宁夏大学本科毕业设计 第二章 变换流程及工艺条件 换热器 本设计采用最常用的 固定管板式换热器。 固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈（或膨胀节）。 当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。 特点 ：结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。 固定管板式换热器主要有外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。 固定管板式换热器结构简单，制造成本低，管程清洗方便，管程可以分成多程，壳程也可以分成双程，规格范围广，故在工程上广泛应用。 工艺条件 温度 变换反应存在最佳温度，如果整个反应过程能按最佳温度曲线进行，则反应速率最大，即相同的生产能力下所需催化剂用量最少。 但是实际生产中完全按最佳温度曲线操作是不现实的。 首先，在反应初期， x 很小，但对应的 Tm很高，且已超过 了催化剂的耐热温度。 而此时，由于远离平衡，反应的推动力大，即使在较低温度下操作仍有较高的反应速率。 其次，随着反应的进行， x 不断升高，反应热不断放出，床层温度不断提高，而依据最适宜曲线， Tm却要求不断降低。 因此，随着反应的进行，应从催化床中不断移出适当的热量，使床层温度符合 Tm的要求。 生产上控制变换反应温度应遵循如下两条原则。 应在催化剂的活性温度范围内操作催化床温度。 入口温度高于催化剂的起始活性温度 200C 左右，热点温度低于催化剂的耐热温度。 在满足工艺条件的前提下，尽量维持低温操作。 随着催化剂使用时间的增长 ，因催化剂活性下降，操作温度应适当提高。 催化床温度应尽可能接近最佳温度。 为此，必须从催化床中不断移出热量，并且对移出的热量加以合理利用。 根据催化床与冷却介质之间的换热方式的不同，移出方式可分为连续换热和多段换热式两大类。 对变换发应，由于整个反应过程变换率较大，反映前期与后期单位催化床所需排出的热量想差甚远，故主要采用多段换热式。 此类变换炉的特点是反应过程与移热过程分开进行。 多段换热式又可分为多段间接换热与多段直接换热。 前者是在间壁式换热器中进行的；后者则是在反应器中直接加入冷流体以达到降温的目的，又称冷 激式。 变换反应可用的冷激介质有；冷原料气，水蒸汽及冷凝水。 对于低温过程，由于一氧化碳反应量少，无需从床层移热。 其温度控制除了必须在催化剂的活性温度范围内操作外，低限温度必须高于相应条件下的水蒸汽露点温度宁夏大学本科毕业设计 第二章 变换流程及工艺条件 约 300C。 变换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。 而存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=1212ln1 EEEE RTTee 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。 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。 对平衡而言，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低。 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各段压力的合 理配置而定。 一般小型氨厂操作压力为 ,中型氨厂为。 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。 水汽比 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。 为了尽可能地提高 CO 的变换率，防止副反应的发生，工业上是在水蒸气过量下进行反应的。 因此，应该充分利用变换的反应热，直接回收蒸汽，以降低水蒸气的消耗。 此外，合理确定 CO 最终变换率以及催化剂床层的段效，保持良好的段间冷却效果，都可以 促进水蒸气消耗的降低。 中（高）变换时适宜的水蒸汽比例一般为： H2O/CO=3～ 5，经反应后，中变气中H2O/CO 可达 15 以上，因此，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。 宁夏大学本科毕业设计 第三章 工艺计算 第 三 章 工艺计算 已知条件 如下表 ： 表 3–1： 组 分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合计 含量，％ 100 计算 基准： 1 吨氨 计算生产 1 吨氨需要的 变换气量： （ 1000/17） （ 2） = M3(标 ) 因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取 M3(标 ) 年产 10 万吨合成氨生产能力（一年连续生产 350 天）： 每小时的 生产量： 100000247。 350247。 24=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 如下表 ： 表 3–2： 组 分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合计 含量， ％ 100 M3(标 ) kmol 假设进中变炉的变换气温度为 330℃，取 变化气 出炉与入炉的温差为 35℃ ，出炉的 变换气温度为 365℃。 进中变炉干气压力 中P =. 基本工艺数据的确定 水气比的确定 考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取 H2O/CO= 故 V（水） = VCO=*=(标 ) ， n(水 )= V（水） /= 因此进中变炉的变换气湿组分 如下表。 表 3–3： 组 分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合计 含量 ％ 100 M3(标 ) kmol 宁夏大学本科毕业设计 第三章 工艺计算 中变炉 CO 的实际变换率的求取 假定湿转化气为 100mol，其中 CO 湿基含量为 ％ ，要求变换气中 CO 含量为 2％ ，故根据变换反应： CO+H2O＝ H2+CO2， 则 CO 的实际变换率公式为： Xp％ =  aaaa YY YY  1 100 （ 31） 式中 aY 、 39。 aY 分别为原料及变换气中 CO 的摩尔分率（湿基） 所以： Xp=     =74％ 则反应掉的 CO的量为： 74％ = 则反应后的各组分的量分别为： H2O％ =％ ％ +％ =23％ CO％ =％ ％ =％ H2％ =％ +％ ％ =％ CO2％ =％ +％ =％ 中变炉出口的平衡常数： Kp= （ H2％ CO2％） /（ H2O％ CO％） =12 查《 小合成氨厂工艺技术与设计手册 》可知 Kp=12 时温度为 397℃。 中变的平均温距为 397℃ 365℃ =32℃ 根据《合成氨工艺与节能 》可知中温变换的平均温距为： 30℃ 到 50℃ ，中变的平均温距合理，故取的 H2O/CO 可用。 中变炉催化剂平衡曲线 根据 H2O/CO=，与文献《 小合成氨厂工艺技术与设计手册 》上的公式 XP= AWqU2 100％ ① V=KPABCD ② q= WVU 42  ③ U=KP（ A+B） +（ C+D） ④ W=KP1 ⑤ 其中 A、 B、 C、 D 分别代表 CO、 H2O、 CO2及 H2的起始浓度 将 ② 、 ③ 、 ④ 、 ⑤ 式代入 ① 式并查的不同温度下的 KP值便可计算出 XP值。 计算结果列于下表： 表 3–4： 宁夏大学本科毕业设计 第三章 工艺计算 t 300 320 340 360 380 400 420 440 460 T 573 593 613 633 653 673 693 713 733 Xp 中变炉催化剂平衡曲线如下： 0102030405060708090100300 350 400 450 500温 度（℃）CO转化率 Xp.图 3–1 . 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1212ln1 EEEE RTTTmee 进行计算。 查《合成氨厂工艺和设备计算》 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。