10万吨每年合成氨宽温变换工艺设计毕业论文.doc

100kt a 合成氨宽温变换工艺设计 摘摘 要要 CO 变换反应既是原料气制造的继续 又是净化的过程 所以在合成氨工艺 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 同时对设备选型计算 在设备选型计算时主要对全低变换炉进行了 计算 全低变换催化剂的选型 用量计算和确定全低变换炉工艺尺寸 关键词关键词 合成氨 变换 催化剂 衡算 选型 The Wide Temperature Process Design of 100kt a Synthetic Ammonia Transformation Abstract CO 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 1 前前 言言 1 1 11 1 工艺原理工艺原理 1 1 21 2 变换工艺流程确定变换工艺流程确定 1 1 31 3 变换工艺参数的确定变换工艺参数的确定 2 1 3 1 压力 2 1 3 2 温度 2 1 3 3 汽气比 2 1 41 4 主要设备的选择说明主要设备的选择说明 3 2 2 变换工段物料及热量衡算变换工段物料及热量衡算 4 2 12 1 变换炉物料衡算及热量衡算变换炉物料衡算及热量衡算 4 2 1 1 已知转化气组成 4 2 1 2 本设计的计算基准 4 2 1 3 工艺条件的确定 4 2 1 4 变换炉催化床层的物料衡算 4 2 1 5 变换炉催化床层的热量衡算 6 2 1 6 变换炉催化剂平衡曲线 7 2 1 7 最佳温度曲线的计算 8 2 1 8 操作线计算 8 3 3 辅助设备物料及热量计算辅助设备物料及热量计算 10 3 13 1 饱和塔的物料与热量衡算饱和塔的物料与热量衡算 10 3 23 2 热水塔物料与热量衡算 热水塔物料与热量衡算 12 3 3 3 3 第一换热器的热量衡算第一换热器的热量衡算 13 3 4 3 4 废热锅炉的热量衡算废热锅炉的热量衡算 14 3 5 3 5 第二换热器的热量衡算第二换热器的热量衡算 15 3 63 6 物料汇总表物料汇总表 17 3 73 7 热量汇总表热量汇总表 18 4 设备计算设备计算 20 4 1 4 1 变换炉的计算变换炉的计算 20 4 2 4 2 饱和塔的计算饱和塔的计算 23 4 3 4 3 热水塔的计算热水塔的计算 27 4 4 4 4 第一换热器的计算第一换热器的计算 30 4 5 4 5 第二换热器的计算第二换热器的计算 36 4 6 4 6 封头的选择封头的选择 43 4 7 4 7 群座群座 43 4 8 4 8 人孔人孔 44 4 9 4 9 排气孔排气孔 44 4 10 4 10 接管接管 44 4 11 4 11 法兰法兰 45 4 12 4 12 筋板筋板 45 4 134 13 主要设备一览表主要设备一览表 46 参考文献参考文献 47 对本设计评述对本设计评述 48 致谢致谢 49 附附 50 1 前 言 1 1 工艺原理 氨是一种重要的化工产品 主要用于化学肥料的生产 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 合成氨的生产主要分为 原料气的制取 原料气的净化与合成 粗原料气中常含有大量的 CO 由于 CO 是合成氨催化剂的毒物 所以必须进行净化处理 通常 先经过 CO 变换反应 使其转化为易于清除的 CO2和氨合成所需要的 H2 因此 CO 变换既是原料气 的净化过程 又是原料气造气的继续 最后 少量的 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 工艺原理 一氧化碳变换反应式为 CO H2O CO2 H2 Q 1 1 CO H2 C H2O 1 2 其中反应 1 1 是主反应 反应 1 2 是副反应 为了控制反应向生成目的产 物的方向进行 工业上采用对式反应 1 1 具有良好选择性催化剂 进而抑制其 它副反应的发生 一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应 反应热是温度的函数 变换过程中还包括下列反应式 H2 O2 H2O Q 1 2 变换工艺流程确定 目前变换工艺流程有 中温变换 中串低 全低及中低低 4 种工艺 中温 变换流程的特点是 采用低温高活性的中变催化剂 降低了工艺上对过量蒸汽 的要求 采用段间喷水冷凝降温 减少了系统的热负荷和阻力 减少外供蒸汽量 合 成与变换 铜洗构成第二换热网络 合理利用热能 中温变换串低温变换流程 的特点 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 所以以煤或重油为原料制取的原料气在进行中温变换后 一般 要经过湿法脱硫 一次脱碳 氧化锌脱硫后 才能进行低温变换 最后还要二 次脱碳 流程长 设备多 能耗大 中低低流程的特点是 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 利用中温变换的高温来提高反 应速率 脱除有毒杂质 利用两段低温变换提高变换率 实现节能降耗 全低 变换流程的特点是 变换炉入口温度及床层内的热点温度均比中变炉低 使变 换系统在较低的温度范围内操作 有利于提高 CO 平衡变换率 在满足出口变 换气中 CO 含量的前提下 可降低入炉蒸汽量 使全低变流程比中变及中变串 低变流程蒸汽消耗降低 催化剂用量减少一半 使床层阻力下降 考虑到全低 变流程的优点 所以本设计选用全低工艺流程 此流程为 转化气首先进入饱 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 变换气的温度降到 127 1 3 变换工艺参数的确定 1 3 1 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 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投各段压力的合理配置而定 一般小型氨厂操作压力为 0 7 1 2MPa 中型氨厂为 1 2 1 8MPa 1 本设计为小型氨厂故压力可取 0 8MPa 1 3 2 温度 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 因而存在着最佳反应温度 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 1 2 12 ln1 E E EE RT T e e 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 1 3 3 汽气比 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 增加水蒸汽用量 提高了 CO 的 平 衡变换率 从而有利于降低 CO 残余含量 但是 水蒸气用量是变换过程中 最主要消耗指标 尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义 蒸汽比 例如果过高 将造成催化剂床层阻力增加 CO 停留时间缩短 余热回收设 备负荷加重等后果 1 4 主要设备的选择说明 全低变流程中 主要设备有变换炉 饱和热水塔 换热器等 催化剂选 用 B302Q 型催化剂 并确定其用量 以上设备的选择主要是依据所给定的 合成氨系统的生产能力 原料气中碳氧化物的含量以及变换气中所要求的 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 已知转化气组成 已知变换炉进口气体组成 表 2 1 变换炉进口气体组成 组分COCO2H2H2SO2合计 含量 30 21154 14 50 2100 2 1 2 本设计的计算基准 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 则入变换炉气体的干基组成为 表 2 2 变换炉进口气体干基组成 组分COCO2H2H2SO2合计 Nm330 21154 14 50 2100 30 21154 14 50 2100 2 1 3 工艺条件的确定 根据参考文献 1 确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 5 2 1 4 变换炉催化床层的物料衡算 因水气比 H2O CO 3 5 则 V H2O 105 7Nm3 则入变换炉气体的湿基组成为 表 2 3 变换炉进口气体湿基组成 组分COCO2H2H2SO2H2O合计 Nm330 21154 14 50 2105 7205 7 14 685 3526 302 190 1051 38100 本设计要求出催化剂床层的 CO 干基含量为 1 5 所以 CO 的实际变换率为 21 21 1YY YY X 015 0 1 302 0 015 0 302 0 93 63 则反应了的 CO 量为 30 2 93 63 28 28 Nm3 则反应后的变换气组成为 V H2 54 1 28 28 0 4 81 98 Nm3 V H2O 105 7 28 28 0 4 77 82 Nm3 V CO 30 2 28 28 1 92 Nm3 V CO2 11 28 28 39 28 Nm3 V H2S 4 5 Nm3 所以 出变换炉的干基组成为 表 2 4 出变换炉变换气干基组成 组分COCO2H2H2S合计 Nm31 9239 2881 984 5127 68 1 5030 7664 213 53100 出变换炉的湿基组成为 表 2 5 出变换炉变换气湿基组成 组分COCO2H2H2SH2O合计 Nm31 9239 2881 984 577 82205 5 0 9319 1139 892 2037 87100 所以 平衡常数 K 为 K OHCO CO 2 22 H 87 3793 0 11 1989 39 21 64 查 2 得 Te 346 设平衡温距为 13 则出口温度为 To 333 2 1 5 变换炉催化床层的热量衡算 取进出口的平均温度 T平 170 333 252 进行计算为 混合气体的热容为 CO Cp 4 1868 6 48 0 1566 0 01 T 0 02387 0 00001 T2 H2 Cp 4 1868 6 424 0 1039 0 01 T 0 007804 0 00001 T2 H2O Cp 4 1868 6 97 0 3464 0 01 T 0 04833 0 00001 T2 CO2 Cp 4 1868 18 036 0 00004474 T 158 08 T1 2 H2S Cp 4 1868 7 07 0 3128 0 01 T 0 1364 0 00001 T2 O2 Cp 28 17 6 297 0 001 T 0 7494 0 000001 T2 查 2 得 CO 变换反应放热 Q1为 Q1 28 28 22 4 6548 384294 103950 234172 50025 3kJ H2燃烧放热 Q2为 Q2 0 4 22 4 234172 0 2 22 4 6866 0 4 22 4 6548 4359 8kJ 所以 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 平均温度下变换气的热容 组分COCO2H2H2SH2O Cp kJ kmol 30 3046 5329 0938 0536 24 0 9319 1139 892 2037 87 Cpm 0 0093 30 30 0 3989 29 09 0 3787 36 24 0 1911 46 53 0 022 38 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 4 Cpm t 由热量衡算有 Q Q4 Q3 带入数据的 t 163 所以 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 根据 H2O CO 3 5 与公式 XP AW qU 2 100 V KPAB CD q WVU4 2 U KP A B C D W KP 1 其中 A B C D 分别代表 CO H2O CO2及 H2的起始浓度 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 98 V KPAB CD 458 24 14 68 51 38 5 35 26 30 345490 66 W KP 1 458 24 1 457 24 q WVU4 2 66 34549024 457498 30302 2 16922 82 XP AW qU 2 24 45768 142 82 1692298 30302 0 9967 其它温度下的计算结果如下 表 2 7 变换炉中温度与平衡转化率之间的关系 t KpWVUqXp 170458 24457 24345490 6630302 9816922 820 9967 190286 34285 34215833 6518947 2710613 910 9947 210186 34185 34140407 8112341 276943 650 9919 230125 69124 6994662 038334 734717 420 9881 25087 5086 5065856 905811 903315 370 9830 27062 6561 6547113 584170 312402 760 9765 29046 0045 0034555 183070 411790 950 9684 31034 5533 5525918 922314 021369 810 9586 33026 4725 4719824 511780 261072 200 9469 35020 6620 6615442 271396 45857 730 9333 37016 3915 3912221 591114 37699 610 9179 2 1 7 最佳温度曲线的计算 变换炉中选用 B302Q 型催化剂 最适宜温度曲线由式 Tm 88 1 lg 1986 1 2 AXpBAXpA AXpDAXpC E E 进行计算 其中 A B C D 分别代表 CO H2O CO2及 H2的起始浓度 2 查 2 得 B302Q 型催化剂的正负反应活化能分别为 E1 43164kJ kmol E2 E1 r HR 其中 r 1 HR 10000 0 291 T 2 845 0 001 T2 0 9703 0 000001 T3 带入相关数据有 E2 53456 4 kJ kmol 最适宜温度计算列于下表中 表 2 8 最适宜温度与平衡转换率之间关系 Xp0 99670 99470 99190 98810 98300 9765 T K428449468488507527 t 155176196215234254 Xp0 96840 95860 94690 93330 9179 T K546566585604627 t 273293312331354 2 1 8 操作线计算 由中变催化剂变换率及热平衡计算结果知 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 所以 操作线为 T 174 09x 170 0 91 0 92 0 93 0 94 0 95 0 96 0 97 0 98 0 99 1 150200250300350400 图 2 1 CO 变换过程的 T X 图 3 辅助设备物料及热量计算 3 1 饱和塔的物料与热量衡算 1 饱和塔的物料衡算 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 进饱和塔的气体压力 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的饱和度为 93 113 时的饱和蒸汽压 P H2O 160kPa 3 所以 出饱和塔原料气中带出的蒸汽量为 G 74 14804 93 0 16 0 9 0 93 0 16 0 Nm3 h 2932 57 Nm3 h 2 饱和塔的热量衡算 入热 气体带入热 Q1 35 原料气的比热容为 表 3 1 35 原料气的比热容 组分COCO2H2H2SO2 Cp kJ kmol 29 0337 4328 1834 0930 01 30 21154 14 50 2 Cpm 0 302 29 03 0 11 37 43 0 541 28 18 0 045 34 09 0 002 30 01 kJ kmol 29 73 kJ kmol Q1 14804 74 22 4 29 73 35 25 kJ 1 965 105 kJ h 116 的水带入热 Q2为 Q2 35000 4 187 116 25 kJ 1 334 107kJ h 合计 Q Q1 Q2 1 354 107kJ h 出热 113 的干原料气带出热 Q3为 113 原料气的比热容为 表 3 2 113 原料气的比热容 2 组分COCO2H2H2SO2H2O Cp kJ kmol 29 2639 6628 3534 7530 2430 16 干气百分含量 30 21154 14 50 20 Cpm 0 302 29 26 0 11 39 66 0 541 28 35 0 045 34 75 0 002 30 24 kJ kmo l 30 16 kJ kmol Q3 2932 57 22 4 30 16 113 25 kJ 1 754 106kJ h 水蒸气带出热 Q4为 Q4 2932 57 22 4 33 91 113 25 kJ 3 907 105 kJ h 塔底排水量为 35000 2932 57 22 4 18 kg 32643kg h 所以 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 108 3 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 h a 物料衡算 塔内蒸汽冷凝量为 设气体出热水塔的温度为 127 在 127 时的蒸汽压 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 所以 塔内蒸汽冷凝量为 11519 84 10499 78 Nm3 1020 06 Nm3 h 塔顶进水量为 设饱和热水塔的排污由饱和塔底排出 排污量为总循环量的 0 5 排污量为 35000 0 5 175kg h 所以 塔顶进水量为 32643 175 32468 kg h 外界向系统补水为 35000 32468 1020 06 22 4 18 1712 31 kg h b 热量衡算 入热 气体带入热 Q1为 147 变换气的比热容为 表 3 3 147 变换气的比热容 组分COCO2H2H2SH2O Cp kJ kmol 29 3640 5128 4235 0434 13 干气百分含量 1 5030 7664 213 530 Cpm 0 015 29 36 0 3076 40 51 0 6421 28 42 0 0353 35 04 kJ kmol 32 39 kJ kmol Q1 18899 60 22 4 32 39 147 25 kJ h 3 334 106 kJ h 147 的水蒸汽带入热 Q2为 Q2 11519 84 22 4 34 13 147 25 kJ h 2 141 106kJ h 塔顶水带入热 Q3为 Q3 32468 4 183 108 25 kJ h 1 127 107 kJ h 补充水带入热 Q4 补充水的温度为 25 为 Q4 0 合计 Q Q1 Q2 Q3 Q4 1 674 107 kJ h 出热 气体带出热 127 变换气的比热容为 表 3 4 127 变换气的比热容 组分COCO2H2H2SH2O Cp kJ kmol 29 3040 0228 3734 8732 20 干气百分含量 1 5030 7664 213 530 Cpm 0 015 29 30 0 3076 40 02 0 6421 28 37 0 0353 34 87 kJ kmol 32 20 kJ kmol Q5 18899 60 22 4 32 20 127 25 kJ h 2 771 106 kJ h 127 的水蒸汽带入热 Q2为 Q6 10499 78 22 4 34 00 127 25 kJ 1 626 106kJ 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 109 3 3 第一换热器的热量衡算 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 入换热器的水量 35000kg h 109 的水带入的热 Q109为 Q109 35000 4 184 109 25 kJ h 1 230 107 kJ h 116 的水带出的热 Q116为 Q116 35000 4 187 116 25 kJ h 1 334 107 kJ h 147 的变换气带出的热 Q147为 由上计算可知 Q147 5 475 106 kJ h 由热平衡有 Qx Q147 Q116 Q109 得 Qx 6 515 106kJ h 由计算可得 入第一换热器的原料气温度为 169 3 4 废热锅炉的热量衡算 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 入废热锅炉的变换气量 30419 44Nm3 h 169 的变换气带出的热 Q169为 由上计算可知 Q169 6 515 106kJ h 317 的变换气带入的热 Q317为 317 变换气的比热容为 表 3 5 317 变换气的比热容 组分COCO2H2H2SH2O Cp KJ Kmol 29 8444 0228 7636 5435 22 干气百分含量 1 5030 7664 213 530 Cpm 0 015 29 84 0 3076 40 02 0 6421 28 76 0 0353 36 54 kJ kmol 33 75 kJ kmol Q1 18899 60 22 4 33 75 317 25 kJ h 8 314 106 kJ h 317 的水蒸汽带入热 Q2为 Q2 11519 84 22 4 35 22 317 25 kJ 5 289 106kJ h Q317 Q1 Q2 1 360 107 kJ h 25 的水带入的热 Q25为 Q25 0 100 的水蒸汽带出的热 Q100为 m 为水的流量 Q100 m 4 180 100 25 m 2676 95 kJ h 由热平衡有 Q100 Q25 Q317 Q169 得 m 1984 32kg h 3 5 第二换热器的热量衡算 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 入换热器的原料气量 30449 89 Nm3 h 333 的变换气带入的热 Q333为 333 变换气的比热容为 表 3 6 333 变换气的比热容 组分COCO2H2H2SH2O Cp kJ kmol 29 8944 3028 8036 6935 32 干气百分含量 1 5030 7664 213 530 Cpm 0 015 29 89 0 3076 44 30 0 6421 28 80 0 0353 36 69 kJ kmol 33 86 kJ kmol Q1 18899 60 22 4 33 86 333 25 kJ h 8 799 106 kJ h 333 的水蒸汽带入热 Q2为 Q2 11519 84 22 4 35 32 333 25 kJ h 5 595 106kJ h Q333 Q1 Q2 1 439 107 kJ h 317 的变换气带入的热 Q317为 由上计算可知 Q317 1 360 107kJ h 170 的原料气带出的热量 Q170为 170 原料气的比热容为 表 3 7 170 原料气的比热容 Cpm 0 302 29 43 0 11 41 08 0 541 28 46 0 045 35 25 0 002 30 40 kJ kmol 30 45 kJ kmol Q1 14804 74 22 4 30 45 170 25 kJ h 2 918 106 kJ h Q2 15645 15 22 4 34 28 170 25 kJ h 3 472 106 kJ h Q170 Q1 Q2 6 390 106kJ h 设入口原料气带入的热 Qx为 由热量衡算有 Q170 Qx Q333 Q317 得 Qx 5 600 106kJ h 出饱和塔的气体带入的热为 2 145 106kJ h 所以 补充蒸汽带入热为 5 600 2 145 106KJ 3 455 106kJ h 补充蒸汽量为 15645 15 2932 57 Nm3 12712 58 Nm3 h 所以补充蒸汽的规格为 202 0 8Mpa 的过热蒸汽 则混合后的温度为 148 组分COCO2H2H2SO2H2O Cp 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 3 6 物料汇总表 进饱和热水塔的原料气组成 表 3 8 进饱和热水塔的原料气组成 组分COCO2H2H2SO2合计 含量 30 21154 14 50 2100 出饱和热水塔的原料气组成 表 3 9 出饱和热水塔的原料气组成 组分COCO2H2H2SO2H2O合计 Nm330 21154 14 50 219 8119 8 25 219 1845 163 760 1716 52100 变换炉进口气体组成 表 3 10 变换炉进口气体组成 组分COCO2H2H2SO2H2O合计 Nm330 21154 14 50 2105 7205 7 14 685 3526 302 190 1051 38100 变换炉出口气体组成 表 3 11 变换炉出口气体组成 组分COCO2H2H2SH2O合计 Nm31 9239 2881 984 577 82205 5 0 9319 1139 892 2037 87100 废热锅炉 第二换热器的进出口变换气组成与变换炉出口组成相同 第一换热气器进口变换气组成 表 3 12 第一换热气器进口变换气组成 组分COCO2H2H2SH2O合计 Nm31 9239 2881 984 577 82205 5 0 9319 1139 892 2037 87100 第一换热器出口变换气组成 表 3 13 第一换热器出口变换气组成 组分COCO2H2H2SH2O合计 Nm31 9239 2881 984 570 92198 6 0 9619 7841 282 2735 71100 3 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 反应放热 kJ气体吸热 kJ热量损失 kJ 54385 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1 965 1051 754 106 水1 334 1071 135 107 水蒸气 3 907 105 热损失 46036 合计1 354 1071 349 107 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3 334 1062 771 106 水1 127 1071 231 107 水蒸气2 141 1061 626 106 热损失 33480 合计1 675 1071 671 107 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6 515 1065 475 106 水1 230 1071 334 107 合计1 882 1071 882 107 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1 360 1076 515 106 水07 085 106 合计1 360 1071 360 107 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5 397 1066 187 106 变换器1 439 1071 360 107 合计1 979 1071 979 107 4 设备计算 4 1 变换炉的计算 催化剂用量计算 2 选用 B302Q 耐硫变换催化剂 其宏观动力学方程为 r dW dVyco 4 22 总 1822exp 8 0 2 8 0 2 2 0 6 43164 HCOOHco yyyy RT 1 OHCO HCO yy yy 2 22 变形得 OHco Hco HcoOHco yco yy yy yyyy d d 2 22 8 0 222 6 0 1 RT 43104 exp1822 4 22 V 8 0 W 总 进出口的温度与湿基含量满足如下方程 443 0 1468A B 606 0 0093A B 解得 T 1185 45x 617 02 V总的计算 按无物料损失进行理论计算 因年产量为 100kt a 生产时间为 330 天 所以每小时产量为 100000 330 24 12 63t h 又 N2 3H2 2NH3 由反应关系有 V H2 172 10 4 22310 63 12 36 Nm3 h 由前面的计算结果可知 每进 100Nm3的原料气 出变换炉的 H2的量为 81 98 Nm3 所以 V总 30449 89Nm3 h 对 CO 含量变化分区间即可求得催化剂用量 W 由 CO 湿基含量从 14 68 降到 0 93 分成 11 段 以第一段区间为例 14 68 13 43 由上述 进出口的温度与湿基含量满足如下方程可知 当 x 13 43 时 T 458K 185 Kp 320 87 yco 13 43 yH2 27 40 yH2O 50 36 yCO2 6 62 带入 OHco Hco HcoOHco yco yy yy yyyy d d 2 22 8 0 222 6 0 1 RT 43104 exp1822 4 22 V 8 0 W 总 得 W1 0 2061m3 现将计算结果列于下表 表 4 1 催化剂装填量与转化率 X 的关系 xT KKpycoyH2yH2OyCO2W m3 0 1343458320 870 13430 27400 50360 06620 2061 0 1218473229 900 12180 28650 49110 07870 1865 0 1093487171 770 10930 29900 47860 09120 1737 0 0968502128 120 09680 31150 46610 10370 1602 0 084351797 240 08430 32400 45360 11620 1506 0 071853275 060 07180 33650 44110 12870 1449 0 059354758 790 05930 34900 42870 14120 1441 0 046856246 700 04680 36150 41620 15370 1506 0 034357638 100 03430 37400 40360 16620 1741 0 021859130 980 02180 38650 39110 17870 2439 0 009360625 480 00930 39900 37860 19121 807 所以 催化剂总量为 3 542 m3 取备用系数为 1 2 则催化剂的实际用量为 W 3 542 1 2 4 250m3 催化剂床层直径的确定 要求全低变换炉床层阻力 0 688MPa 设催化剂床层直径为 1 80m 床层阻力降由 P L E E rd fG p 3 9 1 8 1 101 2 1 1 对于 B302Q 催化剂外形尺寸为 3 5mm 取其平均值 4mm 即 dp 0 004m E 0 378 0 308 D dp 0 378 0 308 0 004 1 80 0 3787 气体的密度为 m v 其中 m 1 92 22 4 28 81 98 22 4 2 77 82 22 4 18 39 28 22 4 44 4 5 22 4 34 103kg 156 24kg m v 156 21 205 5kg m3 0 7603 kg m3 校正温度 压力对密度的影响 P P T T 0 7603 800 101 3 273 525 kg m3 3 122 kg m3 G 为气体质量流量 G 37358 01kg m2 h 2 8 1 4 122 3 89 30449 催化剂床层高度 L 为 L m 2 8 1 4 250 4 1 67m 所以 床层阻力降 P 为 P L E E rd fG p 3 9 1 8 1 101 2 1 1 67 1 3787 0 3787 0 1 004 0 122 3 01 373585 1 101 2 31 1 9 1 8 kgf m2 40763 61 kgf m2 0 3999MPa0 25mm 故最后取 mmC25 0 1 该塔体可以用厚度为 10mm 的 20R 钢板制造 4 校核 由 4 查得 s T T Se SeDi P 90 2 式中 MPaPP T 1 188 0 25 125 1 Se Sn C 10 0 25 1 8 75mm 由 4 查得 MPa s 245 则 MPa T 7 113 75 8 2 75 81800 1 1 Ts MPa 5 22024519 09 0 所以水压试验强度足够 所以该塔是一个直径为1800mm 壁厚为10mm的20R制成 4 2 饱和塔的计算饱和塔的计算 塔型 填料塔 采用 50 瓷矩鞍环 原料气组成 表 4 2 原料气组成 组分组分COCO2H2H2SO2合计合计 30 21154 14 50 2100 操作压力 0 9MPa 进塔原料气温度 35 出塔原料气温度 113 进塔水的温度 116 出塔水的温度 108 进塔干气量 14804 74Nm3 h 进塔干气的平均分子量为 15 97kg kmol 进塔原料气的质量流量为 14804 74 22 4 15 97 10554 99kg h 进塔水量为 35000kg h 出塔水量为 32643kg h a 塔径计算 由于塔出口温度最高 湿含量最大 计算塔径时以塔顶条件进 行计算 要求填料阻力 0 147kPa 即 15mmH2O m 填料 b 空塔速度计算 横坐标为 2 1 L G G L r r W W 纵坐标为 2 0 2 L L GO u r r g KNW 式中 WL 液体流量 kg h WG 气体流量 kg h rL 液体密度 kg m3 rG 气体密度 kg m3 WO 空塔速度 m s g 重力加速度 m s2 uL 液体粘度 mPa s K 填料因子 m 1 N 液体校正系数 即水的密度与液体密度之比 N r水 rL 各数据如下 WL 35000kg h WG 10554 99 2932 57 22 4 18 kg h 12911 52kg h rL 949 42 kg m3 116 108 2 112 操作状态下出塔气体体积流量为 V 14804 74 2932 57 273 113 273 101 33 900m3 h 2823 63 m3 h 所以 rG 12911 52 2823 63 4 573kg m3 水的粘度 水在 116 uL 0 2459 mPa s 50 瓷矩鞍环 K 216 N 1000 949 42 1 053 则 2 1 L G G L r r W W 2 1 42 949 573 4 52 12911 35000 0 19 由 5 查得 P 15mmH2O m 填料时 2 0 2 L L GO u r r g KNW 0 018 08 0 2459 0 42 949 573 4 81 9 053 1 216 2 0 2 OW WO2 0 018 WO 0 474 m s 塔径计算 气体流量 V 2823 63 3600 0 784m3 s 所以 D 1 451m O W V 4 474 0 784 0 4 圆整后取塔径为 1 60m c 理论塔板数计算 a 平衡曲线计算 由 I Cpmt Xi 计算出 105 120 时饱和蒸汽的焓 并列于下表 表 4 3 I 与 X 之间的关系 温度 oC 蒸汽热 焓 kJ kg 饱和蒸汽 压 PH2O MPa 干气比热 容 kJ kg P PH2O MPa OH OH PP P 2 2 干MPP P X OH OH18 2 2 I kJ kg 1052683 840 123230 520 77680 15860 17873684 18 1102692 110 146130 570 75390 19380 21843950 66 1152698 810 172430 620 72760 23690 26704241 88 1202706 350 202530 660 69750 29030 32724564 72 操作线计算 进塔气体的焓 35 进塔气体的焓为 29 73kJ kg 35 时蒸汽压和蒸汽的焓分别为 PH2O 0 0058MPa i 2559kJ kg I1 t MPP P OH OH pm 2 2 Ci 18 干 kgkJ 3573 292559 97 15 18 93 0 0058 0 9 0 93 0 0058 0 1057 94kJ kg 出塔水温 t2 108 出塔气体的焓 113 出塔气体的焓为 30 16kJ kg 113 时蒸汽压和蒸汽的焓分别为 PH2O 0 16MPa i 2698 1kJ kg I2 t MPP P OH OH pm 2 2 Ci 18 干 kgkJ 11316 30 1 2698 97 15 18 93 0 16 0 9 0 93 0 16 0 4010 46kJ kg 进水温度 t1 116 塔板数的计算 利用平衡曲线和操作线 并在平衡线及操作线间作梯级 由此得饱和塔 的理论塔板数为 2 块 填料高度计算 理论板当量高度 由于矩鞍环是一种新型填料 对于塔板当量高度还 未见到合适的计算公式 根据资料推荐的意见 矩鞍形填料的高度可粗略取为 相应条件下拉西环和鲍尔环高度的中值 50 鲍尔环推荐的等板高度 H E T P 为 700 750mm 考虑到饱和塔直径较大 气液分布不如小塔或 试验条件 取等板高度 1 5m b 填料总高度 H 1 5 2 3 0m f 全塔阻力降计算 由前面计算知 2 1 L G G L r r W W 2 1 42 949 573 4 52 12911 35000 0 19 实际空塔速度 W实 0 137m s 2 4 D V sm 7 2 784 0 4 2 0 2 2 L L u KN r r g WG实 2 0 2 2459 0 42 949 573 4 81 9 053 1 216137 0 0 0016 查 3 得 P 1mmH2O m 填料 总阻力降 P 1 3 3mm H2O 0 02943kPa 4 3 热水塔的计算热水塔的计算 塔型 填料塔 采用 50 瓷矩鞍环 变换气组成 表 4 4 变换气组成 组分组分COCO2H2H2SH2O 0 9319 1139 892 2037 87 操作压力 0 7MPa 进塔变换气温度 147 出塔变换气温度 127 进塔水的温度 108 出塔水的温度 109 进塔干气的平均分子量为 16 44kg kmol 进塔变换气量 18899 60 22 4 16 44 23128 kg h 进塔水量为 32468kg h 出塔水量为 32468 1020 06 22 4 18 kg h 33288 kg h a 塔径计算 由于热水塔进口温度最高 湿含量最大 计算塔径时以进口条 件进行计算 要求填料阻力0 25mm 故最后取 mmC25 0 1 该封头可以用厚度为 10mm 的 20R 钢板制造 4 7 群座 由 9 查得 表 4 20 裙座尺寸 2 0 35mkgq 塔径 Dg mm SC mm S环 mm Z M 18003 08 68 27 Sc 裙座计算壁厚 mm S环 基础环计算厚度 mm Z M 地脚螺栓个数及公称直径 由 9 查得 表 4 21 裙座基座尺寸 群座直径 mm D1 mm D2 mm D0 mm F环 102 cm2 W环 104 cm2 1800213020001600155 265 9 D1 基础环的外径 mm D2 基础环的内径 mm F环 基础环截面积 cm2 W环 基础环断面系数 cm2 地脚螺栓 由 9 查