合成氨装置布朗流程工艺设计.doc

合成氨装置布朗流程低压部分工艺设计毕业设计条件表专题部分：低压部分新鲜气量：有关气体组成（mol/mol）组分原料气mol%新鲜气mol%返氢气mol%空气mol%废气mol%08024.9424.3878.0977.180.0674.8372.604.6997.5016.540.233.020.941.590.200.010.950.250.2460ppm含噻吩20.96总计100100100100100操作日：300天/年大气压：740mmHg平均温度：25中文摘要合成氨是重要的化工产品，被广泛的应用于农业、工业、国防、医药、冶金等方面，在国民经济中具有十分重要的意义。我国拥有多种原料、不同流程的大、中、小型合成氨厂1000多个，其中年产30万吨合成氨装置有40多套，氨年产量居世界第一。我们已经完成的年产30万吨合成氨布朗流程的工艺设计，它的工艺流程如下：以天然气为原料，原料天然气压缩与脱硫，原料天然气与工艺蒸汽混合在一段炉内转化，工艺空气压缩，工艺空气与一段炉转化气混合在二段炉内进一步反应，二段炉出来的工艺气在经过高低温变换脱除一氧化碳气体，工艺气再经过脱碳塔脱除二氧化碳气体，再经过甲烷化炉脱除剩余的一氧化碳和二氧化碳气体，在经过分子筛干燥器脱除工艺气体中的水，在经过深冷净化装置使工艺气体中氢氮比为3：1，以及脱除其中多余的甲烷和氩气，新鲜气经过压缩再到合成塔合成进行合成反应。本设计共分三个部分。第一部分：文献综述。在文献综述中对氨的性质、用途、在国民经济中的作用以及对国际、国内合成氨生产的概述和发展作了详细的叙述；几种节能型合成氨工艺介绍。第二部分：设计基础。包括生产方案的确定、生产流程的确定、生产方法的确定、工艺参数的确定、能量回收及利用方案的确定。第三部分：工艺计算。包括物料衡算、热量衡算以及设备的工艺计算。关键词：合成氨 布朗工艺 一段转化 脱碳 甲烷化67Abstract目 录中文摘要IAbstractII第一章 文献综述11.1氨的性质和用途11.2 氨的发现与生产方法31.3 我国合成氨工业概况41.4合成氨的发展趋势51.5 设计任务6第二章 设计基础72.1 设计方案的确定72.1.1生产方案的确定72.1.2 工艺参数的确定112.1.3能量的回收利用122.2 工艺流程的确定132.2.1 本设计选用节能型流程布朗流程132.2.2 布朗流程的简介13第三章 工艺计算203.1 符号说明203.1.1 组成203.1.2 其它203.2 概述203.3 物料衡算203.3.1 消耗定额的计算203.3.2 脱硫罐V5物料衡算243.3.3 一段炉H1的物料衡算243.3.4 二段转化炉R1的物料衡算283.3.5高温变换炉R2的物料衡算313.3.6 低温变换炉R3物料衡算333.3.7气水分离器V-8分水量的计算353.3.8 脱碳塔T1物料衡算363.3.9 甲烷化炉物料衡算383.3.10 气水分离器V-17分水量的计算403.3.11 分子筛干燥器V-18的计算413.3.12 冷箱的计算423.4 热量衡算443.4.1 一段炉热量衡算443.4.2 燃料用量的计算523.4.3 二段炉热量衡算553.4.4二段炉出口废热锅炉E-8热量衡算593.4.5 废热锅炉E-8蒸汽发生量的计算603.4.6高温变换炉热量衡算613.4.7 高温变换炉出口换热器E-10热量衡算643.4.8 低温变换炉热量衡算663.4.9 甲烷化炉热量衡算693.4设备工艺计算72沈阳化工学院学士学位论文 第二章 设计基础第一章 文献综述1.1氨的性质和用途氨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。人们在空气含氨浓度100ppm(76mg/Nm3)的环境中，每天接触8小时会引起慢性中毒；500010000ppm时，只要接触几分钟就会有致命作用。氨水溶液能引起局部刺激作用，浓氨水对眼睛会产生特别严重的作用；对皮肤的作用随浓度和接触时间而变化，从轻度皮肤炎到严重烧伤。因此，应牢记氨对人可能造成的危害及应采取的措施。 物理性质表1-1-1 氨的主要物理性质物理性质数值物理性质数值分子量17.03沸点（0.1MPa）,-33.35含氮量，%82.2冰点，-77.70摩尔体积（0，0.1MPa）,L/mol22.08蒸发热（-33.4），kJ/kg1368.02气体密度（0，0.1MPa）,g/L0.7714熔化热（-77.7），kJ/kg332.42临界压缩系数0.242气体高热值，MJ/m317.25临界温度，132.4液体高热值，MJ/kg22.35临界压力，MPa11.30液体低热值，MJ/kg16.74临界比容，L/kg4.257标准焓H0，kJ/mol-46.21临界密度，g/cm30.235自由能F0(气体，25)-16.64液体密度（-33.4，0.1MPa）,g/cm30.6818标准熵S0（气体，25，0.1MPa）,J/molK192.6020下将氨气加压到0.87MPa时，液化为无色的液体。液氨的物理性质和水相似，也是一种优良的溶剂。氨气易溶于水，溶解时放出大量的热。液氨或干燥的氨气对大部分物质不腐蚀，在有水存在时，对铜、银、锌等金属有腐蚀。氨是一种可燃性气体，自然点为630，故一般较难点燃。氨与空气或氧气的混合物在一定浓度范围能够发生爆炸。有饱和水蒸气存在时，氨空气混合物的爆炸界限较窄。 化学性质氨在常温时相当稳定，在高温、电火花或紫外光的作用下可分解为氢气和氮气：2NH3 N2 + 3H2 氨易与许多物质发生反应，例如：在催化剂作用下能与氧反应生成NO，与CO2 反应生成氨基甲酸铵，然后脱水成尿素。4NH3 + 5O2 4NO + 6N2O2NH3 + CO2 NH4COONH2 NH4COONH2 CO（NH2）2 + H2O 氨与无机酸反应：NH3 + HCl NH4ClNH3 + HNO3 NH4NO32NH3 + H2SO4 (NH4)2SO4NH3 + H3PO4 (NH4)H2PO42NH3 + H3PO4 (NH4)2HPO4 工业上利用这些反应制取尿素、硝酸铵和磷酸铵的主要品种的氮肥。氨也能生产各种配位化合物，它们和水合物类似，通称氨合物，例如：对应CaCl26H2O和CuSO44H2O也分别有CaCl26NH3和CuSO44NH3 。此等化合物称为氨络物。 氨的用途氨在国民经济中有着重要的意义，现在约有85%的氨用来制造化学肥料，其余作为生产其他化工产品的原料。除液氨可以直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵、氯化铵、氨水以及各种含氮混肥和复肥，都是以氨为原料的。氨在工业上主要用来制造炸药和各种化学纤维及塑料。从氨可以制得硝酸，进而再制造硝酸铵、硝化甘油、三硝基甲苯和氨基纤维素等炸药。在化纤和塑料工业中，则以氨、硝酸和尿素等作为氨源，生产己内酰胺、尼农6单体、己二胺、人造丝、丙烯腈、酚醛树脂和脲醛树脂等产品。氨在其他工业用途也十分的广泛，例如：在在制冰、空调、冷藏等系统的制冷剂，在冶金工业中用来提炼矿石中的铜、镍等金属，在医药工业中用作生产磺胺类药物、维生素、蛋氨酸和其他氨基酸等等。1.2 氨的发现与生产方法 氨是1754年普里斯特利（JPriestley）在加热氯化铵和石灰石混合物时发现的，1784年伯托利(CLBerthollet)确定氨由氮和氢组成。19世纪中叶，随着炼焦工业兴起，副产物焦炉气除氢、甲烷等主要组分以外，尚有少量的氨。但因回收的氨量不能满足需要，促使人们研究从空气中将游离态氮转变成氨的方法。直到20世纪初开始相继在工业上实现了氰化法和直接合成法制氨工艺。 氰化法1898年弗兰克（AFrank）等人发现碳化钙在氮气中加热到1000时生成氰氨化钙。氰氨化钙除作为氮肥外，与过热蒸汽反应即可得到氨，人们称这种制氨方法为氰化法。从制取碳化钙开始到生成氨的系列反应为：CaO + 3C CaC2 + COCaC2 + N2 CaCN2 + CCaC2 + 3H2O CaCO3 + 2NH3 1905年在德国建成世界第一座氰氨化钙的工业装置。一次世界大战期间，德国、美国炸药工业需要的氨主要采用氰化法获得。但是该法的能量消耗高，每制取1t氨需要190GJ（45.38Gcal），所以并不经济。 直接合成法此法是在高压、高温和有催化剂时，氮气和氢气直接合成为氨的一种方法。早在1900年，德国物理化学家哈伯（FHaber）根据化学热力学原理计算了不同压力和温度下氨的平衡含量（见表1-2-1）.表 1-2-1 不同温度和压力下氨的平衡含量温度，300500700900压力，0.1MPa2.20.130.020.00710MPa52.110.42.140.68 1909年，哈伯以很细的锇粉末做催化剂，在17.520MPa和500600下进行合成氨的实验，得到6%NH3 。由于氢、氮气通过氨合成塔时只有一小部分起反应，为了提高原料的利用率，哈伯提出将未反应的氢、氮气返回到氨合成塔的循环方法。1910年，哈伯在机械工程师博施（CBosch）协助下建成每小时80g合成氨实验室装置。1911年在化学家米塔希（AMittasch）的提议下，德国巴登苯胺纯碱公司（BASF）经过多次实验，研制成功以铁为活性组分的合成氨催化剂。铁比锇价廉、易得。直到现在，铁催化剂仍在工业生产中广泛应用。而在合成氨工业生产中遇到的一些技术难题，例如：氢对钢材的腐蚀，高压反应器的结构，以及制取氢氮原料气的方法，也都在博施的协助下得到解决。1912年在德国奥堡（Oppau）建成一个日产30t的合成氨装置，1913年开始运行，1914年达到设计生产能力。1917年，另一座日产90t合成氨的装置也在德国洛伊纳（Leuna）建成投产。由于哈伯贡献突出而获1918年诺贝尔化学奖金，人们也称这种直接合成氨的方法为哈伯-博施法。当时采用焦炭为原料，1t氨需要消耗能量88GJ，与氰化法相比，已减少很多。因此，到30年代此法就成为合成氨工业生产中的主要方法。1.3 我国合成氨工业概况我国合成氨生产是在30年代开始的，但当时仅在南京、大连两地建有氨厂，最高年产量不过50kt(1941年)。此外，在上海还有一个电解水制氢生产合成氨的小型车间。建国以来，化工部门贯彻以农业服务的方针，把发展化肥工业放在首位。经过四十多年的努力，我国已拥有多种原料，不同流程的大、中、小合成氨厂一千多个，1992年总产量为22.983Mt氨，排名世界第一。我国合成氨工业的发展可以分为如下几个阶段：恢复老厂和新建中型氨厂50年代初，在恢复与扩建老厂的同时，从苏联引进以煤为原料年产50kt的三套合成氨装置，1957年开始先后建成投产。试制成功高压往复式压缩机、氨合成塔后，它标志我国具有自力更生发展合成氨工业的条件。于是设计与自制设备，陆续建成一批年产50kt的中型氨厂。60年代随着石油、天然气资源开采，又从英国引进以天然气为原料的加压蒸汽转化法、一套年产100kt合成氨装置；并从意大利引进以重油为原料的部分氧化法、一套年产50kt合成氨装置，从而形成了以煤、油、气原料并举的中型氨厂生产体系。迄今为止，已建成50多座中型氨厂，1992年产量为4.777Mt。 小型氨厂的发展为了适应农业发展的迫切需要，发挥中央和地方办化肥厂的积极性，1985年著名化学家侯德榜提出碳化法合成氨流程制取碳铵新工艺，经过生产试验，历时六年，终于闯过了技术关、经济关。从60年代开始在全国各地（除西藏外）建成了一大批小型氨厂，1979年最多时曾发展到1539座氨厂。 大型氨厂的引进70年代是世界合成氨工业大发展的时期，由于大型合成氨装置的优越性，1972年2月，我国作出了成套引进化学肥料技术和设备的决定。1973年开始，从美国、日本、法国首批引进13套年产300kt合成氨的成套装置，其中以天然气为原料的4套，以油田气为原料的4套，以石脑油为原料的5套。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，其中以渣油为原料的3套，以煤为原料的1套。这些大型合成氨引进装置的建成投产，不仅较快地增加合成氨产量和提高生产技术水平，而且也缩小了与世界先进水平的差距。此外，我国设计以石脑油为原料的年产30万吨的合成氨装置也于1980年建成投产，而以天然气为原料的我国第一套年产20万吨氨的国产化大型装置，于1990年在四川化工总厂建成，吨氨能耗设计保证值为29.31GJ，1992年考核实际值为30.202GJ。 最近我国又引进3套具有80年代末期世界先进技术水平，以天然气为原料的节能型合成氨装置。除建成的22套大型合成氨装置以外，考虑我国是农业大国，化肥需求量逐年增长，为此在“八五”期间还将新建一批以气、油、煤为原料的年产30万吨引进的和国产化的合成氨装置。1.4合成氨的发展趋势原料：合成氨系统的能源消耗占有很大的比重，主要是原料用天然气和燃料天然气两个方面。天然气是目前最理想，最切实际，最具前途的新能源。我国有丰富的天然气资源，且是清洁燃料，可采储量前景好，所以合成氨以天然气做燃料的比例还会大幅度上升。低能耗生产工艺：采用低水碳比操作，从而有效的减少一段炉的传热负荷和炉管的压降以节省燃料气的消耗。生产规模大型化：以前我国建设了一批中型氮肥企业，合成氨单系列装置生产能力达到612万t/a，随着我国化学工业的迅速发展，合成氨产量增长较快，我国大型氨厂约有30家左右，且年产30万吨。生产自动化：自从20世纪70年代计算机技术应用到合成氨工业以后，操作控制就发生了飞跃。1975年美国Honeywe公司开发成功TPC2000总体分散性控制系统DCS。DCS是现代计算机技术，控制技术，数据通讯技术和荧光屏技术相结合的产物。1.5 设计任务1. 生产规模：节能型年产30万吨合成氨转化工艺。2. 原料规格及来源本设计采用天然气为原料，来自川南气矿。表1-5-1 原料规格组分N2%H2%CH4%CO2%C2H6%C3H8%C4H10%S%组成0.800.0697.500.200.950.250.2460ppm含噻吩3. 主副产品的规格 主产品规格：液氨含量99.9% 副产品规格：副产品为CO2 （再生气），其含量99.99%4. 厂址的选择本设计厂址选择在四川省泸州市合江县榕山镇，榕山镇位于合江县城东北方向，黄金水道长江，省道合渝公路穿镇而过，水陆交通便利，水电资源丰富，且离中心城市较远。第二章 设计基础2.1 设计方案的确定2.1.1生产方案的确定制取原料气的方法天然气、油田气、炼厂气、焦炉气、石脑油、重油、焦炭和煤，都是生产合成氨的原料。按照供热方式的不同，制取粗原料气有以下三种方法：外部供热的蒸汽转化法 此法广泛用于天然气、石脑油等轻质烃类为原料的合成氨厂。在催化剂作用下，含烃气体与蒸汽在耐高温的合金钢反应管内进行转化反应，管外有燃料气燃烧，以辐射的方式传热到管壁。内部蓄热的间歇操作法 此法分为吹风和制气两个阶段。先为吹风阶段，把空气送入气化炉使燃料燃烧，提高床层温度，生成的吹风气放空；接着是制气阶段，通入蒸汽进行吸热的气化反应，此时床层温度下降。随后转入下一循环的吹风、制气。因此，生产粗原料气的操作时间歇的，可适用于以焦炭和煤为原料的合成氨厂，目前我国中、小型氨厂大多采用这种方法。自热反应的部分氧化法 在高温下利用不完全燃烧放出的热量来保证吸热的制气反应进行，以维持过程连续的自然操作。此法比较简单，不需外部供热，但需要提供氧气或富氧空气，重油和煤的连续气化一般用此法。 甲烷蒸汽转化法反应原理：CH4 + H2O CO + 3H2CH4 + 2H2O CO2 + 4H2CH4 + CO2 2CO + 2H2CH4 + 2CO2 3CO + H2 + H2OCH4 + 3CO2 4CO + 2H2OCO + H2O CO2 + H2 副反应：CH4 C2H2CO CCOCOHCHO主反应是我们所希望的，而副反应既消耗原料，析出的炭黑又沉积在催化剂表面，使催化剂失活。工业上含烃的原料采用蒸汽转化法制取转化气可以分为一段转化和二段转化。提高反应压力，可以节省动力消耗，可以提高过热蒸汽余热的利用价值，可以减少原料气制备与净化系统的设备投资；提高温度对反应有利；降低水碳比，采用能适当降低水碳比的催化剂，可以防止发生析碳反应；压力越高，可适当采取较高的空速，即少用一些催化剂。 部分氧化法部分氧化法分为常压和加压，有催化剂和无催化剂几种。催化部分氧化法实际上是烃类部分氧化与蒸汽转化相结合的方法。反应气体首先进行部分氧化反应，放出热量提供给其余烃类进行蒸汽转化反应所需要的热量。主反应：CH4 + 1/2O2 CO + 2H2 + 35.58KJ为了防止反应过程中结碳，需要加入一定量的水蒸气。其他反应：CH4 + H2O CO + 3H2 206.37 KJCO + H2O CO2 + H2 + 41.20 KJCH4 + CO2 2CO + 2H2 247.39 KJ转化温度在800950，空速300350h-1 （以甲烷计），从综合能耗和物料消耗等经济角度考虑，天然气转化法优于部分氧化法。因此本设计采用甲烷蒸汽转化法。2.硫化物的脱除各种原料制取的粗原料气中，都含有一些硫的氧化物，为了防止合成氨生产过程中催化剂中毒，都必须在氨合成工序前脱除。工业脱硫方法种类很多，归纳起来可分为湿法和干法两类。湿法脱硫湿法脱硫方法的特点：吸收速度或化学反应的速度快，硫容大，适合于脱除大量无机硫；脱硫液再生简便，且可循环使用，还可回收硫磺。但因受物理或化学平衡的制约，其脱硫的精度比不上干法。干法脱硫干法脱硫是用固体脱硫剂，最大的优点是脱硫精度高，可将硫化物脱至0.1ppm以下。常用的干法脱硫有氢氧化铁法、氧化锌脱硫法和钴钼加氢脱硫法。常温氧化锌脱硫法 在适当条件下可将硫化氢脱至12mg/m3 ，脱硫的最适宜温度为30左右，但在高温下采用氧化铁脱有机硫，其脱硫的极限值最终受Fe2O3、H2、H2S三者化学平衡限制，并且温度越高，净化度越低。氧化锌法 脱硫精度高，硫容量大，使用性能稳定可靠，可脱除天然气、石油馏分、油田气、以及原料气中的硫化氢和多种有机硫，有机硫一般在350450范围类被脱除，但在此温度下噻吩不易分解，所以，氧化锌基本上不能用来脱除噻吩。钴钼加氢法 钴钼催化剂加氢脱硫的基本原理是在300400下，采用钴钼加氢脱硫催化剂，使有机硫与氢气反应生成容易被脱除的硫化氢和烃，然后再用氧化锌吸收硫化氢，即可到达脱硫后在0.1ppm以下的目的。至今，属于加氢脱硫催化剂已有很多系列，如钴钼系、镍钼系、镍钴铜系等。但真正能将有机硫全部转化为硫化氢的仅有钴钼系和镍钼系。如果为了保护烃类蒸汽转化催化剂，则以采用钴钼系催化剂为好，钴钼催化剂在正常操作下，使用寿命可在五年以上，甚至能到达十年，但若长期不加氢循环操作，或者操作不慎使床层温度超过430，将引起催化剂严重析碳和活性下降，使后序工序氧化锌脱硫以及一段转化炉恶化，所以，必须将积碳的催化剂再生，有控制地将积碳烧掉，以恢复其活性。本设计采用钴钼加氢法和氧化锌法脱硫。3.一氧化碳的变换方法在合成氨生产中，制取氢在生产成本中占有很大的比重，因此要尽一切可能获得最多的氢，同时一氧化碳对氨合成催化剂有严重的毒害，必须除去。合成氨中的一氧化碳一般分两次除去，大部分先通过一氧化碳变换反应：CO + H2O CO2 + H2 这样既能把一氧化碳变为易于脱除的二氧化碳，同时也可制得与转化了的一氧化碳相等摩尔量的氢气，而所消耗的只是廉价的水蒸气，因此一氧化碳变换即是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。利用一氧化碳在不同温度下分两步进行，第一步是高温变换，高变催化剂的主要活性组分是铁的氧化物；第二步是低温变换，低变催化剂是铜锌催化剂。本设计采用高温串低温变换脱除一氧化碳。4.二氧化碳的脱除二氧化碳即是合成氨催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料，因此变换气中的二氧化碳的脱除必须兼顾这两个方面的要求。脱除二氧化碳的方法很多，一般采用溶液吸收法。根据吸收性能的不同，一般可以分为两大类。一类是物理吸收法，利用二氧化碳能溶于水或有机溶剂这一性质完成的。吸收后的溶液可有效的用减压蒸汽使大部分二氧化碳解析。另一类是化学吸收法，化学吸收比较适用于脱除气体中少量的酸性气组分，最突出的方法是地热或低能耗的本菲尔工艺，其特点在于再生过程中使溶液在较低的压力下进行闪蒸，而将闪蒸出来的蒸汽用蒸汽喷射泵或压缩机压缩，再送回再生塔作为再生热源的一部分，这就节省了外供蒸汽，减少了再沸器的传热面积，总体上取得了显著的节能效果。因此本设计采用本菲尔工艺脱除二氧化碳。5.合成氨原料气中少量的CO、CO2的去除经一氧化碳变换和二氧化碳脱除后的原料气中尚还有少量残余的一氧化碳和二氧化碳，为了防止他们对氨合成催化剂的毒害，规定一氧化碳和二氧化碳的总含量不得大于10cm3/m3 。铜氨液吸收法这是在高压和低温下用铜盐的氨溶液吸收一氧化碳、二氧化碳的方法。铜氨液是铜离子、酸根及氨组成的水溶液，为了避免设备遭受腐蚀，工业上不用强酸，而用蚁酸、醋酸或碳酸等弱酸的铜氨溶液。铜氨溶液吸收法工艺复杂，费用高。甲烷化法甲烷化法是在催化剂存在下使少量的CO、CO2 与氢反应生成甲烷和水的一种净化工艺。它可将气体中的碳的氧化物（CO+CO2）的含量脱除到10cm3/m3 以下，反应原理：CO + 3H2 CH4 + H2OCO2 + 4H2 CH4 + 2H2O与铜氨溶液吸收法相比，甲烷化法具有工艺简单，操作方便，费用低的优点。所以本设计采用甲烷化法除去少量的一氧化碳和二氧化碳。6.最终净化法铜氨溶液吸收法与甲烷化法都是利用化学反应吧碳的氧化物脱除到10cm3/m3 以下，净化后的氢氮混合气尚还有0.5%1%的甲烷和氩。虽然这些气体不会使合成氨催化剂失活，但他们能降低氢氮气体的分压，从而影响氨合成的反应速率。深冷净化分离法是在深度冷冻（-100）条件下用液氨吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分的氩。这是此法的一个突出优点。从流程的经济性考虑，本设计选用深冷分离法最终净化。2.1.2 工艺参数的确定转化工段的工艺参数 转化温度：提高温度可以降低甲烷残余甲烷含量，但温度过高对转化管寿命影响很大。本设计的一段转化炉的入口温度为415，出口温度为695，二段转化炉入口温度为695，出口温度为876。压力：从烃类蒸汽转化反应的化学平衡考虑，宜在低压下进行。提高压力，为达到预期得到甲烷残余量，必须提高转化温度或水碳比。降低压力，就会增加压缩功耗和设备投资。本设计的一段炉转化段压力为32.2atm，二段炉转化压力为29.6atm。甲烷含量：采用二段转化，其中一段转化炉出口甲烷含量为29.6%干基，二段转化炉出口残余甲烷含量为1.65%干基。水碳比：提高水碳比对转化有利，可以防止析碳反应发生，但过高的水碳比经济上不合理，且蒸汽通过转化管时增加系统的阻力，又需要吸收一些热量。本设计的水碳比为2.7。变换工段的工艺参数变换炉入口温度：温度是一氧化碳变换的重要工艺条件。由于一氧化碳变换反应为放热反应，随着一氧化碳变换反应的进行，温度不断升高。对一定类型的催化剂和一定气体而言，对应的有最佳温度或最适宜温度。本设计的变换炉入口温度选择为：高温变换炉入口温度为388，低温变换炉入口温度为204。压力：压力对变换反应的平衡几乎没有影响，但提高压力使析碳和生成甲烷的副反应易于进行。就平衡而言，加压没有好处，但就动力学角度而言，加压可以提高反应速率，且可减少能耗。本设计高温变换炉入口压力为29.6bar，出口压力为29.1bar；低温变换炉入口压力为29.1bar，出口压力为28.6bar。变换后一氧化碳含量：一氧化碳是氨合成催化剂的有毒性物质，必须限制其出口含量。经高温变换和低温变换两步完成。本设计高温变换炉出口一氧化碳含量为3.5%，低温变换炉出口一氧化碳含量为0.37%。脱碳工段吸收前进气温度：较高温度下吸收可以提高吸收反应速率，而且可以增加溶液中溶质溶解度，提高溶液吸收能力。但温度过高会使溶液对设备腐蚀严重。本设计将一氧化碳变换后的气体冷却到104，进入二氧化碳吸收塔的温度为70，进入再生塔的温度为112。吸收液的再生：为了使吸收液能循环使用，必须经过再生处理。再生过程比吸收过程复杂，不但要把吸收的气体解吸出来，而且要使溶液再生后加以补充。甲烷化工段甲烷化炉的入口温度：甲烷化是一个强放热反应，温度过高会使设备烧坏，而适当提高温度也可以增加反应速度，一般在230-450。本设计的甲烷化炉入口温度选为316。2.1.3能量的回收利用1.转化系统能量消耗占很大的比重，主要是原料天然气和燃料天然气两个方面。通过对能量的利用率和操作的可靠性等因素的综合考虑，本设计采用燃气透平驱动工艺空气压缩机，含氧约15%的燃气轮机尾气供一段转化炉燃用。蒸汽系统由高压、中压和低压三个等级的参数组成全装置的蒸汽系统。2.一段炉的对流段有预热盘管，能够预热原料气、空气和锅炉给水。3.脱碳系统的能量消耗约占总能耗的10%左右，对节能也有重要的意义，本设计采用四级蒸汽喷射泵，从贫液中闪蒸出水蒸气，而后，水蒸气返回再生塔以再生本菲尔溶液，可以降低能耗。2.2 工艺流程的确定2.2.1 本设计选用节能型流程布朗流程图2.1 布朗工艺合成氨装置流程示意图1. 原料气 2.蒸汽3.蒸汽4.锅炉给水5.二氧化碳6.氨气7.甲烷 8.蒸汽9.产品氨A、 一段转化 B、二段转化 C、变换 D、脱碳 E、甲烷化F、干燥 G、深冷净化 H、合成 I、冷冻2.2.2 布朗流程的简介合成氨的生产能耗大体分为两部分，即原料能耗和燃料能耗。布朗公司正是基于降低合成氨过程燃料能耗方面的构思以及在这方面的努力，形成了“温和的一段转化、二段炉加入过量空气、深冷净化”的布朗基本工艺。布朗工艺流程与其他合成氨流程大同小异，主要包括天然气压缩及脱硫、一段转化、工艺空气压缩、二段转化、一氧化碳变换、二氧化碳脱出、甲烷化、干燥、深冷净化、压缩、氨合成及冷冻等工段。所有工艺设备均为单系列。所有压缩机均为离心式压缩机。工艺空气压缩机用燃气透平驱动、苯菲尔蒸汽压缩机用电机驱机，其它压缩机均用蒸汽透平驱动。锅炉给水泵、锅炉循环水泵(一台蒸汽透平、两台电机驱动)、压缩机润滑油和密封油泵等都采用蒸汽透平驱动，但为了操作安全可靠，备用机泵用电机驱动，一段转化炉引风机采用一台透平、一台电机驱动。原料气压缩和脱硫原料气中预计含有大量硫化氢和有机硫化物。硫化氢设计浓度为400毫克标准立方米，有机硫最高浓度为60毫克标准立方米，其中硫醇占90。进界区原料气温度为25,压力为0.50.8Mpa。原料气经过分离器V4和过滤器F13，然后进入原料气压缩机C4。原料气经三段压缩，最终出口压力设计为3.7Mpa。一部份天然气以1.39Mpa的压力从二段出口抽出，用作燃气透平的燃料。原料气脱硫分二步完成。经过过滤和压缩的原料气，在 E18中被加热至140，再经过一段转化炉的对流段盘管被加热至350（实际330左右），在E18中预热的原因是为了防止烟道气中有任何酸性物在一段炉的盘管表面冷凝。该原料气再通过一台钴-钼加氢器V5A，将其中的有机硫转化为硫化氢，出钴-钼加氢器后，原料气中所生成的硫化氢，在氧化锌床层被立即脱除（氧化锌槽设有一台10m3可并可串的旁路）。氧化锌保护床的大小是按吸附硫化氢的期限为两年来设计的，使用两年后就用新的物料更换。离开脱硫系统的原料气含硫量设计为0.2ppm。一段转化 脱硫后的原料气按设计水碳比为2.7与蒸汽混合。原料气流量通过水碳比来控制，其目的在于万一蒸汽中断时可保护转化催化剂。原料气和蒸气的混合气先用高温变换炉出口气换热器E10预热至415；再在一段转化炉对流段进一步加热至545（实际555左右），然后混合气进入一段转化炉装有催化剂的88根管道，在镍催化剂存在的条件下，原料气和蒸汽反应生成氢和碳的氧化物。一段转化炉出口工艺气的温度设计为695，压力设计为3.0 Mpa，并含有设计为29.36(摩尔，干基)未转化的甲烷。该出口气送至二段炉R1的顶部。二段转化 压缩工艺空气在一段转化炉对流段预热后送入二段转化炉R1。在二段转化炉上部燃烧室，工艺空气与一段炉出口气中的氢气燃烧放出热量。然后该气体混合物向下通过下段的镍转化催化剂床层。在此，上述氧化反应放出的热量将剩余的甲烷转化为碳氧化物和氢。二段转化炉出口甲烷含量设计为1.65(摩尔，干基)，出口工艺气的温度设计为870。 在传统的二段转化炉内，工艺空气加入量是按新鲜合成气中的氢氮比为3：1来控制的。布朗深冷净化工艺使用大约50的过量空气，过量的空气增加了二段炉反应热，降低了一段炉的热负荷。另外，要求的残余甲烷含量比传统的0.25至0.30要高得多。这就减轻了转化条件的苛刻性，并降低了二段转化炉的出口温度。 过量的甲烷和多余的氮在随后的深冷净化器中一并脱除，并送往一段炉燃料气系统。 二段转化炉出口气在一个强制循环的废热锅炉E8中冷却至设计为388后送往变换，废热锅炉则产生设计为12.5 Mpa的高压蒸汽。这种冷却方法对高温变换炉的入口温度起到了很好的控制作用。 变换 冷却后的二段转化出口气经过常规的高温变换炉R2催化剂床层。在此，一氧化碳与水蒸汽反应生成二氧化碳和氢，大约有66的一氧化碳被转化。高温变换炉出口气中一氧化碳的含量设计为3.5(摩尔，干基)。该气体相继与一段转化炉入口气及锅炉给水换热而被冷却至204。 然后，该气体再经过低温变换R3催化剂床层。大部份剩余的一氧化碳被转化为二氧化碳，低温变换炉出口气中残余一氧化碳的含量设计为0.37(干基)。此后，该低温变换出口气就到二氧化碳脱除系统。二氧化碳脱除 低温变换炉出口气相继经过三个串联的换热器，其温度从230冷却到大约l04，以使二氧化碳脱除系统酸性冷凝液的排放量最小。第一个换热器El2塔顶冷凝液再沸腾，产生0.35Mpa动力蒸汽，供溶液闪蒸槽喷射器使用。第二个换热器El3就是再生塔底的脱碳溶液再沸器。第三个换热器El4加热除氧器给水。 从工艺气体中冷凝出的水在分离罐V8中分离，并送往工艺冷凝液汽提塔T6。 冷却后的工艺气体进入二氧化碳吸收塔。在此，用脱碳溶液洗涤。从二氧化碳吸收塔顶部出来的气体中，二氧化碳含量设计为800ppm(实际控制3000ppm)。该气体经过除雾器和分离罐V9，以除去气体中微量的碳酸钾溶液。 吸收塔底的富液经过水力透平PE6A，以回收动力。用来驱动一台碳酸钾溶液循环泵，此后，溶液在再生塔T2顶部闪蒸，并在溶液再生塔填料段用蒸汽汽提再生。再生溶液在闪蒸槽Vl0内闪蒸，以产生更多的蒸汽，用来加热溶液再生塔。为降低闪蒸槽的操作压力，从而增加闪蒸蒸汽量，采用了四台蒸汽喷射器和一台蒸汽压缩机C5。喷射器的动力蒸汽来自塔项冷凝液再沸器，蒸汽压缩机用电动机驱动。蒸汽喷射器和蒸汽压缩机的出口汽均送至碳酸钾溶液再生塔。从闪蒸槽出来的经过再生和闪蒸的碳酸钾溶液分为两股。一股经除氧器给水和冷却水冷却至70后，送往二氧化碳吸收塔塔顶。未经冷却的一股去二氧化碳吸收塔的主吸收段。 再生塔塔顶气经水冷器El7冷却至40，在Vll中分离出冷凝液后送往尿素装置，多余的冷凝液送往TK100，然后再送往T6塔回收利用。冷凝液经泵送入再生塔顶部作洗涤水和塔项冷凝液再沸器给水，另有一部分用作脱碳溶液系统及泵的密封冲洗水。送往尿素装置二氧化碳的纯度设计为98.5以上(按体积计，干基) 。 甲烷化从二氧化碳吸收塔顶部出来的气体，同甲烷化炉出口气E27换热而被预热至316。如果需要，也可以在甲烷化炉开工加热器E28内用l2.5Mpa的蒸汽加热。然后该气体流经甲烷化炉R4，在这里剩余的碳氧化合物和氢在镍催化剂上反应，生成甲烷和水。甲烷化炉出口气中残存的碳氧化合物设计为10ppm(摩尔，干基)。 当低变催化剂是新的时，采用蒸汽加热的开工加热器来补充热量是必不可少的，因为这时低温变换炉出口气中一氧化碳含量大大低于设计值。 在此期间，用开车加热器补充热量，维持甲烷化炉入口温度在290以上，这样才足以保证甲烷化反应的开始。甲烷化炉、甲烷化炉进出口气换热器及有关管道设计的机械承受操作温度为427。这种设计为适应过量的反应热提供了余地，从而，即使二氧化碳脱除系统出故障，也能保护甲烷化装置。另外，在低温变换炉未投用的条件下，生产装置也可以在低负荷下运行。 干燥 甲烷化炉出口气首先与甲烷化炉入口气换热，经水冷器E30冷却至37；最后，用氨冷却器E31冷却至4.4，这是为了将工艺气体中绝大部分的水冷凝下来，以制备干燥的工艺气。 氨冷却器中氨的汽化压力用一蝶阀PVl25控制，以防止工艺气流中水分结冰。 冷却后的工艺气中的冷凝水在分离罐Vl7中分离，并通过冷凝泵Pl0送入二氧化碳吸收塔入口分离器V8，再送往工艺冷凝汽提塔。 分离出来的气体送到干燥分子筛Vl8A/B。干燥分子筛的大小是以脱除二氧化碳和水份为基准来设计的，其干燥周期为24小时。干燥器的再生设计是按l2小时的再生周期来设计的，从而提供了令人放心的安全余地。干燥器的再生与冷却用气，是来自深冷净化装置的废气(不足部份由4/8)返回气来补充；再生时该废气在E35中用3.6Mpa的蒸汽来加热。出干燥器Vl8A/B的工艺气中含碳氧化合物设计为1ppm，温度设计为4.4，然后进入深冷净化。深冷净化干燥器出口气在深冷净化装置中与合成气及净化装置废气换热，冷却至零下129。然后，该气体流经一个膨胀机以除去能量，从而产生深冷净化装置所需的冷冻量。膨胀机出口气经过换热进一步冷却并部分冷凝，使温度降至零下175，然后进入净化器精馏塔。 膨胀机移出的能量，随净化器精馏塔底部液位的需要而变化。 从精馏塔底部出来的液体经减压阀减压在经过精馏塔顶冷凝器壳程。这样，就使精馏塔顶部气流冷却，并使精馏塔产生回流。 精馏塔底部液体含有来自二段转化炉的过量氮以及来自二段转化炉及甲烷化炉的甲烷，还有大约60的氩气。部分汽化后的液体离开精馏塔塔顶冷凝器后，与净化器进口气换热被加热并汽化，随后作为废气排出净化器。废气用来再生合成气干燥器，然后再送往一段转化炉用作燃料。精馏塔塔顶冷凝器出来的合成气同净化器进气换热而被加热至2.2。净化器的操作由合成气氢气分析仪来控制，以维持氨合成新鲜补充气中氢氮比为3:1。合成气压缩净化后的合成气经三段压缩至大约14.0Mpa。循环气在循环段前与新鲜气混合进入循环段。该混合气离开压缩机时的压力设计为l5.1Mpa（实际控制16.0Mpa）。混合气经预热后直接进入串联式的三台径向氨合成塔。对合成气压缩机透平转速的控制主要是维持压缩机的入口压力。在减负荷操作时，压缩后的气体经过防喘振阀返回至压缩机前段的入口，以防止压缩机喘振。氨合成 氨是在三台串联固定径向合成塔内生成的，在各合成塔之间要进行冷却。每台合成塔内部都装有常规的氨合成铁催化剂。从合成气压缩机来的合成气和循环气，先在合成塔进出口气换热器E40AB中同第三合成塔R7出口气换热，使温度从60预热至306；然后再在E41中同第一合成塔R5出口气换热，使温度从306加热至380。第一合成塔入口气中大约含有3.53的氨。 第一台合成塔出口气中氨含量设计为11.85，通过与其入口气换热，并在废热锅炉 E53中产生12.5Mpa蒸汽，其温度降至380。而且，从第二合成塔R6出口气中回收的热量也产生l2.5Mpa蒸汽。同时，从第三合成塔R7出口气中回收的热量用来产生12.5Mpa蒸汽，并预热第一合成塔入口气。第二合成塔和第三合成塔出口气中氨含量设计分别约为17.04和21。第三合成塔出口气进一步经水冷器E44、循环气冷却器E47及两级氨冷器E45、E46冷却至4.4。在水冷器E44中，气氨就开始冷凝形成液氨，冷凝温度约49。液氨产品在第一氨分离器Vl9中分离，并在液氨减压罐V20内降压至大约3.6Mpa，再在液氨收集槽V25内进-步减压至1.62Mpa。第一氨分离器出来的循环气被用来冷却合成塔出口气，然后返回至合成气压缩机循环段入口。 进入合成气压缩机的新鲜合成气中的惰性气体总含量只有0.23(摩尔)，这几乎完全是氩气。进入合成回路的惰性气体的96.5随小量(约为补充合成气的7.7(摩尔)气流被连续排放掉。回路驰放气的流量是根据用以维持氨合成回路压力平衡的惰性气体含量或生产尿素所需的与氨产量成化学计量相同的二氧化碳流量来确定的。剩余的惰性气体溶于离开第一氨分离器的液氨中。有大约67的溶解于液氨中的惰性气体，在液氨减压罐内被闪蒸出来。合成回路驰放气与液氨减压罐闪蒸气混合后送往氨吸收冷却塔E48；在此氨作为氨水被回收。该氨水再送往汽提塔T8，用3.6Mpa的蒸汽加热，使其沸腾。回收的气氨(约含0.5的水)和氨气流混合后再到氨冷凝器E50。氨洗涤塔出来的驰放气部分返回钴钼加氢器与有机硫化合物反应。其余的氨洗涤驰放气被送往一段炉燃料气系统或回收进入工艺系统。 第三章 工艺计算3.1 符号说明3.1.1 组成表示组成，表示A物料当中的氮气的含量。3.1.2 其它温度：t表示摄氏温度，T表示开氏温度。压力：P单位兆帕、atm、bar；(g)表示表压，（a）表示絶压。焓值：H单位，KJ/h或者Kcal/h。3.2 概述物料横算的依据是质量守恒定律，热量横算的依据是热量守恒定律。3.3 物料衡算3.3.1 消耗定额的计算 设计计算物流图，如图3.1 计算条件大气压740mmHg，平均温度25再生CO2含量为99.06%，吸收塔塔顶出口CO2含量为0.08%（干基）操作日：300天新鲜气量：2820Nm3/tNH3 计算基准：100Nm3新鲜气设计变量:图3.1 消耗定额计算图表3-3-1 物流说明表物流号物流物流号物流A原料天然气K进入二氧化碳吸收塔的气体B返氢气L汽水分离器V-8分离出的水量C工艺蒸汽M进入甲烷炉的气体D脱硫后的气体N甲烷化炉出口气E入一段炉的混合气O进入干燥器V-18的气