年产4万吨合成氨变换工段工艺初步设计.doc

课 程 设 计 设计题目 年产 4 万吨合成氨变换工段工艺初步设计 学院 专业 班级 学生 指导教师 系主任 签名 一 设计要求 1 根据设计题目 进行生产实际调研或查阅有关技术资料 选定合理的流程方案和设 备类型 并进行简要论述 字数不小于 8000 字 2 设计说明书内容 封面 目录 设计题目 概述与设计方案简介 工艺方案的选择 与论证 工艺流程说明 专题论述 参考资料等 3 图纸要求 工艺流程图 1 张 图幅 2 号 设备平面或立面布置图 1 张 图幅 3 号 二 进度安排 教学内容学时地点备注 查资料 说明书提纲 流程论证 工艺流程 图 第一周设计室 设备布置图 说明书整理 答辩 第二周设计室 三 指定参考文献与资料 过程装备成套技术设计指南 兼用本课程设计指导书 过程装备成套技术 化工单元过程及设备课程设计 四 设计 论文 的原始数据 天然气成分 以鸿化厂的实际工作数据为依据来进行 组 分CO2COH2N2O2CH4合计 含量 9 60 11 42 55 71 22 56 0 330 38100 年工作日 330 天 其余数据自定 摘要摘要 在合成氨生产过程中造气是极为重要的过程 气体的纯度 湿度 温度等 参数直接关系到氨合成的转化效率 本设计针对年产 4 万吨合成氨的变换工段 从物料衡算 热料衡算 工艺论证以及设备选型进行了较为详细的设计计算 做出了合成氨变换工段带控制点的工艺流图和设备布置图 为年产 4 万吨合成 氨的变换工段工艺流程进行了初步设计 在合成氨生产过程中 换热器应用十分广泛 主要用于热量的交换和回收 变换工段中主要涉及一氧化碳的转化和能量的回收利用 列管换热器在传热效 率 紧凑性和金属耗量不及某些换热器 但它具有结构简单 坚固耐用 适用 性强 制造材料广泛等独特优点 因而在合成氨变换工段选择列管式换热器 而本设计主要对该换热器进行相关选型和计算 目录目录 摘要摘要 3 前前 言言 3 1 工艺原理 工艺原理 4 2 工艺条件 工艺条件 4 3 主要设备的选择说明 主要设备的选择说明 7 4 工艺流程确定 工艺流程确定 7 5 对本设计评述 对本设计评述 10 第一章第一章 变换工段物料及热量衡算变换工段物料及热量衡算 11 第一节第一节 中温变换物料衡算及热量衡算中温变换物料衡算及热量衡算 11 1 确定转化气组成 11 2 水汽比的确定 11 3 中变炉一段催化床层的物料衡算 12 4 中变炉一段催化床层的热量衡算 14 5 中变炉催化剂平衡曲线 16 6 最佳温度曲线的计算 17 7 操作线计算 17 8 中间冷淋过程的物料和热量衡算 17 9 中变炉二段催化床层的物料衡算 19 10 中变炉二段催化床层的热量衡算 20 第二节第二节 低变炉的物料与热量计算低变炉的物料与热量计算 22 第三节 废热锅炉的热量和物料计算第三节 废热锅炉的热量和物料计算 25 第四节第四节 主换热器的物料与热量的计算主换热器的物料与热量的计算 28 第五节第五节 调温水加热器的物料与热量计算调温水加热器的物料与热量计算 30 第二章第二章 设备的计算设备的计算 31 1 低温变换炉计算低温变换炉计算 31 2 中变废热锅炉中变废热锅炉 32 主要设备一览表主要设备一览表 36 总结总结 37 参考文献参考文献 37 致谢致谢 38 附录附录 38 前前 言言 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 C 由于 CO 是 合成氨催化剂的毒物 在原料气中含量为 13 至 30 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 1 工艺原理工艺原理 一氧化碳变换反应式为 CO H2O CO2 H2 41 2KJ 1 1 CO H2 C H2O 1 2 其中反应 1 是主反应 反应 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 OHCHHCO 242 3 QOHOH 222 22 2 工艺条件 工艺条件 1 1 压力压力 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 行压缩的能耗底 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 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 1 7MPa 2 2 温度温度 变换反应存在最佳温度 如果整个反应过程就能按最佳温度曲线进行 则反应 速率最大 即相通的生产能力下所需要的催化剂用量最少 但是实际生产中完 全按最佳温度曲线操作之不现实的 首先 在反应初期 x 值很小 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 反应从催化床中不断移出适当的热量 使床层温度负荷 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层温度 入口温度高于催化剂的 起始活性温度 20 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 精良维持低温操作 随着催化剂使用时刻的增长 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 对变换反应 由于整个反应过程变换率较大 反应前期与 后期单位催化床所需排除的热量相差甚远 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歇换热 与多段直接换热 前者是在间壁式换热器中进的 后者则是在反应器中直接加 入冷流体一达到降温的目的 又称冷激式 变换放映可用的冷激介质有 冷原 料气 水蒸气及冷凝水 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 底线温度必须高于相应条件下的水 蒸气露点温度约 30 变化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 3 3 汽气比汽气比 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 加速变换反应的进行 由于过量水蒸汽的存在 保 证催化剂中活性组分 Fe3O4的稳定而不被还原 并使析炭及生成甲烷等副反应 不易发生 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 余热回收设备附和加重等 所以 中 高 变换时适 宜的水蒸气比例一般为 H2O CO 3 5 经反应后 中变气中 H2O CO 可达 15 以 上 不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求 4 4 空间速率空间速率 空间速率简称空速 是指单位时间内 单位体积催化剂通过的气体量 氨 合成反应在催化剂颗粒表面进行 气体中氨含量与气体和催化剂表面接触时间 有关 当反应温度 压力 进塔气组成一定时 对于既定结构的合成塔 增加 空速也就是加快气体通过催化剂床层的速率 气体与催化剂表面接触时间缩短 使出塔气中的氨含量降低 但催化剂床层中对于一定位置的平衡氨含量与气体 中实际氨含量的差值很大 即氨合成反应速率相应增大 由于氨净值 指合成 塔进出口氨含量之差 降低的程度比空速的增大倍数要少 所以当空速增加时 氨合成的生产强度 是指单位时间内 单位体积催化剂上生成氨的量 有所提 高 即氨的产量有所增加 5 5 变换工段简介变换工段简介 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 目前 变换工段主要采用中变串低变的工艺流程 这是从 80 年代中期发展起来的 所 谓中变串低变流程 就是在 B107 等 Fe Cr 系催化剂之后串入 Co Mo 系宽温变换催化剂 在中变串低变流程中 由于宽变催化剂的串入 操作条件发生了较大的变化 一方面入炉 的蒸汽比有了较大幅度的降低 另一方面变换气中的 CO 含量也大幅度降低 由于中变后 串了宽变催化剂 使操作系统的操作弹性大大增加 使变换系统便于操作 也大幅度降低 了能耗 3 主要设备的选择说明 主要设备的选择说明 中低变串联流程中 主要设备有中变炉 低变炉 废热锅炉 换热器等 低变炉选用 C6 型催化剂 计算得低变催化剂实际用量 10 59m3 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 4 工艺流程确定 工艺流程确定 目前的变化工艺有 中温变换 中串低 全低及中低低 4 种工艺 本设计 参考四川省自贡市鸿鹤化工厂的生产工艺 选用中串低工艺 转化气从转化炉 进入废热锅炉 在废热锅炉中变换气从 920 降到 330 在废热锅炉出口加入 水蒸汽使汽气比达到 3 到 5 之间 以后再进入中变炉将转换气中一氧化碳含量 降到 3 以下 再通过换热器将转换气的温度降到 180 左右 进入低变炉将转 换气中一氧化碳含量降到 0 3 以下 再进入甲烷化工段 1 1 一氧化碳脱除方法和选择一氧化碳脱除方法和选择 一氧化碳的脱除方法一氧化碳的脱除方法 脱除半水煤气中一氧化碳主要有以下四种方法 1 1 液氨洗涤法 液氨洗涤法是用液氨在 1 8 到 2 5Mpa 和 190 左右 的条件下洗涤转化气 液氨洗涤时 一氧化碳和甲烷等冷凝液进入液氨中 吸 收后的液氨经过分馏 一氧化碳馏分子以回收 液氨循环使用 液氨洗涤可以 同时脱除一氧化碳和甲烷 气体净制程度较高 但需要空气分离装置 此法主 要用在焦炉分离以及重要部分氧化 煤富氧化的制氨流程中 2 2 一氧化碳甲烷化法 甲烷化是 60 年代开发的新方法 它是在一定 温度和催化剂存在时 使原料气中的一氧化碳与氢作用而生成甲烷 这种方法 流程简单 不消耗化学品 催化剂寿命长达 2 5 年 但甲烷化法消耗原料气中 的氢氢气生成甲烷 甲烷虽然是对合成氨催化剂无害 可他在合成中是惰性气 体 降低了反应中有效组成的浓度 因此此法只能适用于一氧化碳含量甚少的 原料气 通常在低温变换后残余一氧化碳的转换气 其反应式为 OHCHHCO 242 3 3 3 铜氨液洗涤法 铜氨液洗涤法是用亚铜盐的溶液在高温和低温下洗涤 原料气以吸收一氧化碳 吸收液在减压升温下再生 再生的铜氨循环使用 再 生时释放的一氧化碳作为再生气回收 其反应式为 2323 CONHCuNHCONHCu 铜氨液洗涤法适用于中温变换后一氧化碳含量相对较高的转化气 我国以 无烟煤或焦炭为原料的合成氨厂多采用铜洗流程 4 4 一氧化碳的变换 一氧化碳变换是在一定温度 压力下 是半水煤 气镇南关的 CO 在催化剂作用下 与水蒸气反应转化为和达到出去绝大 2 H 2 CO 部分 CO 同时制得等量的 一氧化碳变换即使原料气的净化过程 又是原 2 H 料气制造的继续 使用于一氧化碳含量较多的原料气中 此法可脱除大量 CO 并转化成有效成分 H2 经中温变换 残余的 CO 可降低至 3 左右 经低温变换 后 CO 可降至 0 3 左右 一氧化碳脱除的方案选择一氧化碳脱除的方案选择 本设计是年产 4 万吨合成氨变换工段工艺设计 由于铜氨液洗涤法 一氧 化碳甲烷化法 液氨洗涤法只使用于脱除少量的一氧化碳 而原料气中的 CO 含 量为 11 42 要达到要求 则只能用一氧化碳变换来脱除半水煤气中 CO 本设 计用中温变换就能满足生产要求 是原料气在出变换系统的含量在 3 左右 且 中温变换的催化剂操作温度较宽 价格低 寿命长 因此本设计采用中温变换 来脱除 CO 2 2 管板式换热器管板式换热器 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强圈 或膨胀节 当壳体和管束热膨胀不同时 补强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 固定管板式换热器只要有外壳 管板 管束 封头压盖等部件组成 固定 管板式换热器的结构特点是在壳体中设置有管束 管束两端用焊接或胀接的方 法将管子固定在管板上 两端管板直接和壳体焊接在一起 壳程的进出口管直 接焊接在壳体上 管板外周围和封头法兰用螺栓紧固 管程的进出口管直接和 封头焊接在一起 管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板 这种换热器 管程可以用隔板分成任何程数 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 壳程清洗困 难 对于较脏或有腐蚀性的介质不宜采用 当膨胀之差较大时 可在壳体上设 置膨胀节 以减少因管 壳程温差而产生的热应力 固定管板式换热器的特点是 1 旁路渗流较小 2 造价低 3 无内漏 固定管板式换热器的缺点是 1 壳体和管壁的温差较大 易产生温差力 2 壳程无法清洗 管子腐蚀后连同壳体报废 设备结垢场合 寿命较低 不适用于壳程易结垢场合 3 3 中变炉的选择中变炉的选择 理论分析 中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 才入炉的反应初期 离平衡比较远 可逆反应速率起 主导作用 当汽气比增加时 除增加反应物含量外 还造成反应物 CO 湿OH2 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 此时反应物含量的增高 对平衡向正反OH2 应方向移动可起主导作用 因此 适当增加汽气比是完全必要的 中变炉工艺 常见的变换炉 一般设为三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 冷流水宜用 软水 若用硬水易造成设备腐蚀 且易结垢 堵塞催化剂空隙 增大床层阻力 第三段 CO 变化反应量是比较低的 不必最求增加汽气比的效应 因此 二 三段间降湿放出的 热 应当用以加热半水煤气 以使三段出口的变换气热能能够加以充分利用 且三段入口 汽气比仍远高于安全状态的需要 所以用间接换热为好 5 对本设计评述 对本设计评述 天然气变换工段工序是合成氨生产中的第一步 也是较为关键的一步 因为能否正常生产出合格的压缩气 是后面的所有工序正常运转的前提条 件 因此 必须控制一定的工艺条件 使转化气的组成 满足的工艺生产 的要求 在本设计中 根据已知的天然气组成 操作条件 采用了中变串低变的工 艺流程路线 首先对中 低变进行了物料和热量衡算 在计算的基础上 根据计算结果对主要设备选型 最终完成了本设计的宗旨 设计中一共有 中温废热锅炉 中变炉 主换热器 调温水换热器 低变炉几个主要设备 由于天然气变换工段工序是成熟工艺 参考文献资料较多 在本设计中 主要参考了 小合成氨厂工艺技术与设计手册 和 合成氨工艺学 这两 本书 由于时间有限 设计可能不完善 请各位老师指出 谢谢 第一章第一章 变换工段物料及热量衡算变换工段物料及热量衡算 第一节第一节 中温变换物料衡算中温变换物料衡算及热量衡算及热量衡算 1 确定转化气组成 确定转化气组成 已知条件中变炉进口气体组成 组分CO2COH2N2CH4O2合计 9 611 4255 7122 560 380 33100 计算基准 1 吨氨 计算生产 1 吨氨需要的变化气量 1000 17 22 4 2 22 56 2920 31 M3 标 因为在生产过程中物量可能回有消耗 因此变化气量取 2962 5 M3 标 年产 4 万吨合成氨生产能力 日生产量 40000 330 121 21T d 5 05T h 要求出中变炉的变换气干组分中 CO 小于 3 进中变炉的变换气干组分 组 分CO2COH2N2O2CH4 合 计 含量 9 611 4255 7122 560 330 38100 M3 标 474 563 8 6 2750 68 1113 9 16 29 18 76 3 493 7 5 假设入中变炉气体温度为 335 摄氏度 取出炉与入炉的温差为 30 摄氏度 则 出炉温度为 365 摄氏度 进中变炉干气压力 1 75Mpa 中 P 2 水汽比的确定 水汽比的确定 考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气 所以取 H2O CO 3 5 故 V 水 1973 52m3 标 n 水 88 1kmol 因此进中变炉的变换气湿组分 组 分 CO2COH2N2O2CH4H2O 合计 含量 6 868 1639 816 120 240 2728 56100 M3 标 474563 862750 681113 916 2918 7631973 526911 02 koml21 1625 172122 79849 730 7270 83888 1308 53 中变炉 CO 的实际变换率的求取 假定湿转化气为 100mol 其中 CO 基含量为 8 16 要求变换气中 CO 含量为 2 故根据变换反应 CO H2O H2 CO2 则 CO 的实际变换率为 100 74 X aa aa YY YY 1 式中 Ya 分别为原料及变换气中 CO 的摩尔分率 湿基 a Y 则反应掉的 CO 的量为 8 16 74 6 04 则反应后的各组分的量分别为 H2O 28 56 6 04 0 48 23 CO 8 16 6 04 2 12 H2 39 8 6 04 0 48 45 36 CO2 6 86 6 04 12 9 中变炉出口的平衡常数 K H2 CO2 H2O CO 12 查 小合成氨厂工艺技术与设计手册 可知 K 12 时温度为 397 中变的平均温距为 397 365 32 中变的平均温距合理 故取的 H2O CO 可用 3 中变炉一段催化床层的物料衡算中变炉一段催化床层的物料衡算 假设 CO 在一段催化床层的实际变换率为 60 因为进中变炉一段催化床层的变换气湿组分 组 分 CO2COH2N2O2CH4H2O 合计 含量 6 868 1639 816 120 240 2728 56100 M3 标 474563 862750 681113 916 2918 7631973 526911 02 koml21 1625 172122 79849 730 7270 83888 1308 53 假使 O2与 H2 完全反应 O2 完全反应掉 故在一段催化床层反应掉的 CO 的量为 60 563 86 338 318M3 标 15 1koml 出一段催化床层的 CO 的量为 563 86 338 318 225 545 M3 标 10 069koml 故在一段催化床层反应后剩余的 H2的量为 2750 68 338 318 2 16 29 3056 41 M3 标 136 447koml 故在一段催化床层反应后剩余的 CO2的量为 474 338 318 812 318 M3 标 36 26koml 出中变炉一段催化床层的变换气干组分 组 分 CO2COH2N2CH4 合计 含量 15 5443 158 4721 130 35100 M3 标 812 318225 5453056 411113 918 765226 94 koml36 2610 069136 44749 730 838233 35 剩余的 H2O 的量为 1973 52 338 318 2 16 29 1667 79M3 标 74 45koml 所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分 组 分 CO2COH2N2CH4H2O 合计 含量 11 783 2744 3316 160 2724 19100 M3 标 812 318225 5453056 411113 918 761667 796894 73 koml36 2610 069136 44749 730 83874 45307 8 对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行计算 已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量 组 分 CO2COH2N2CH4H2O 合计 含量 11 783 2744 3316 160 2724 19100 M3 标 812 318225 5453056 411113 918 761667 796894 73 koml36 2610 069136 44749 730 83874 45307 8 对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算 根据 K H2 CO2 H2O CO 计算得 K 6 6 查 小合成氨厂工艺技术与设计手册 知当 K 6 6 时 t 445 设平均温距为 30 则出变炉一段催化床层的变换气温度为 445 30 415 4 中变炉一段催化床层的热量衡算 中变炉一段催化床层的热量衡算 以知条件 进中变炉温度 335 出变炉一段催化床层的变换气温度为 415 反应放热 Q 在变化气中含有 CO H2O O2 H2 这 4 种物质会发生以下 2 种反 应 CO H2O CO2 H2 1 1 O2 2H2 2 H2O 1 2 这 2 个反应都是放热反应 为简化计算 拟采用统一基准焓 或称生成焓 计算 以 P 1atm t 25 为基准的气体的统一基准焓计算式为 HT H0298 Cpdt 式中 HT 气体在在 TK 的统一基准焓 T 298 kcal kmol 4 1868kJ kmol H0298 该气体在 25 下的标准生成热 kcal kmol 4 1868kJ kmol T 绝对温度 K Cp 气体的等压比热容 kcal kmol 4 1868kJ kmol 气体等压比热容与温度的关系有以下经验式 Cp A0 A1 T A2 T2 A3 T3 式中 A0 A1 A2 A3 气体的特性常数 将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式 Ht a0 a1 T a2 T2 a3 T3 a4 T4 式中常数 a0 a1 a2 a3 a4与气体特性常数及标准生成热的关系为 a1 A0 a2 A1 2 a3 A3 4 a4 A3 4 a0 H0298 298 16a1 298 162 a2 298 163 a3 298 164 a4 采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算 不必考虑系统中反应如何进行 步骤有多少 只要计算出过程始态和末态焓差 即得出该过程的总热效果 H ni Hi 始 ni Hi 末 式中 H 过程热效应 其值为正数时为放热 为负数时系统为吸热 kcal 4 1868kJ ni 始态或末态气体的千摩尔数 kmol Hi 始态温度下或末态温度下 I 气体的统一基准焓 kcal kmol 4 1868kJ kmol 现将有关气体的计算常数列于下表中 气体统一基准焓 通式 常数表 分子式 a0 a1 a2 a3 a4 O21 90318 103 5 802982 15675 10 3 7 40499 10 71 08808 10 10 H2 2 11244 1037 20974 5 5584 10 44 8459 10 7 8 18957 10 11 H2O 6 0036 1047 11092 1 2932 10 31 28506 10 7 5 78039 10 11 N2 1 97673 1036 45903 5 18164 10 42 03296 10 7 7 65632 10 11 CO 2 83637 1046 26627 8 98694 10 45 04519 10 9 4 14272 10 11 CO2 96377 888676 396 5 05 10 3 1 135 10 6 0 00 计算 O2的基准焓 根据基准焓的计算通式 Ht a0 a1 T a2 T2 a3 T3 a4 T4 在 415 时 T 415 273 683K 查表可得变换气的各个组分的基准焓列于下表 组分 O2H2H2OCOCO2 Ht kcal kmol 6699 7422724 221 54502 665 23634 754 89956 67833 Ht kJ kmol 28050 41211405 77 228191 759 98953 987 376630 6208 放热 CO H2O CO2 H2 1 H1 Hi 始 Hi 末 376630 6208 11405 77 98953 987 228191 759 38079 10484kJ koml Q1 15 1 38079 10484 575121 414kJ O2 2H2 2 H2O 2 Q2 H2 ni Hi 始 ni Hi 末 368924 3632kJ 气体共放热 Q Q1 Q2 575121 414 368924 3632 944045 7772kJ 气体吸热 Q3 根据 物理化学 知 CO H2 H2O CO2 N2 可用公式 Cp a b CT 2来计算热容 热容的单位为 kJ kmol 查表可得 物质 COH2H2OCO2N2 a28 4127 283044 1427 87 b 10 34 13 2610 719 044 27 c 10 5 0 460 5020 33 8 53 Cpm Yi Cp 34 06 KJ kmol 所以气体吸热 Q3 34 06 307 8 415 330 891111 78kJ 假设热损失 Q4 根据热量平衡的 Q Q3 Q4 Q4 52934 965 kJ 5 中变炉催化剂平衡曲线 中变炉催化剂平衡曲线 根据 H2O CO 3 5 与公式 XP 100 AW qU 2 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 CO2 CO2及 H2的起始浓度 t300 320 340 360 380400 T573593613633653673 Xp0 90120 87370 84240 80740 76870 7058 t 420 440 460 T693713733 Xp0 68590 64160 5963 6 最佳温度曲线的计算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 进行计算 1 2 12 ln1 E E EE RT T e e 查 小合成氨厂工艺技术与设计手册 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 公斤分子 最适宜温度计算列于下表中 Xp0 90120 87370 84240 80740 76870 7058 T526546 8564 2581 5598 8624 5 t253273 8291 2308 5325 8351 5 Xp0 670 640 610 580 550 52 T638 2649 4660 7671681 6692 6 t365 2376 4387 3398408 6419 6 Xp0 490 45 T702 6716 6 t429 6443 6 7 操作线计算 操作线计算 有中变催化剂变换率及热平衡计算结果知 中变炉人口气体温度 335 中变炉出口气体温度 415 中变炉入口 CO 变换率 0 中变炉出口 CO 变换率 60 8 中间冷淋过程的物料和热量衡算 中间冷淋过程的物料和热量衡算 此过程采用水来对变换气进行降温 以知条件 变换气的流量 307 8koml 设冷淋水的流量 X kg 变换气的温度 415 冷淋水的进口温度 20 进二段催化床层的温度 353 操作压力 1750kp 热量计算 冷淋水吸热 Q1 据冷淋水的进口温度 20 查 化工热力学 可知 h1 83 96kJ kg 根据 化工热力学 可知 T kP kPaH kJ kg 60016003693 2 60018003691 7 70016003919 7 70018003918 5 冷淋水要升温到 353 所以设在 353 615K 1750kp 时的焓值为 h 对温度进行内查法 1600kpa 时 626 600 h 3693 2 700 626 3919 7 h h 3752 09 kJ kg 1800kpa 时 626 600 h 3691 7 700 626 3918 5 h h 3750 668 kJ kg 对压力用内差法得 353 615K 1750Kp 时的焓值 h 为 1750 1600 h 3752 09 1800 1750 3750 668 h h 3751 0235 kJ kg Q1 X 3813 244875 83 96 变换气吸热 Q2 根据表 5 1 2 和表 5 1 3 的计算方法得 物质 COCO2H2H2ON2CH4 Cp3148 229 637 230 756 1 所以 Cpm Yi Cp 33 92 kJ kmol Q2 308 53 33 92 415 353 取热损失为 0 04 Q2 根据热量平衡 0 96 Q2 X 3751 0235 83 96 X 169 46kg 9 415koml 210 88 M3 标 所以进二段催化床层的变换气组分 水的量为 210 88 1667 79 1878 67 M3 标 组 分 CO2COH2N2CH4H2O 合计 含量 11 4323 1743 0115 680 2626 44100 M3 标 812 318225 5453056 4131113 9 18 761878 677105 61 koml36 26510 068136 4549 730 83883 87317 2 2 9 中变炉二段催化床层的物料衡算 中变炉二段催化床层的物料衡算 设中变炉二段催化床层的转化率为 0 74 总转化率 所以在二段 CO 的变化量 563 86 0 74 417 26 M3 标 在中变炉二段催化床层的转化的 CO 的量为 225 545 563 86 417 26 78 94M3 标 3 52koml 出中变炉二段催化床层的 CO 的量为 225 545 78 94 146 605 M3 标 故在二段催化床层反应后剩余的 CO2的量为 812 318 78 94 891 26M3 标 故在二段催化床层反应后剩余的 H2 的量为 3056 413 78 94 3135 353M3 标 故在二段催化床层反应后剩余的 H2O 的量为 1878 67 78 94 1799 73M3 标 所以出中变炉的湿组分 组 分 CO2COH2N2CH4H2O 合计 含量 12 542 0644 12515 670 2625 33100 M3 标 891 26146 6053135 3531113 9 18 761799 737105 6 koml39 7886 545139 97149 730 83880 345317 2 2 对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算 根据 K H2 CO2 H2O CO 计算得 K 10 6 查 小合成氨厂工艺技术与设计手册 知当 K 10 6 时 t 409 设平均温距为 48 则出变炉一段催化床层的变换气温度为 409 44 365 10 中变炉二段催化床层的热量衡算中变炉二段催化床层的热量衡算 以知条件 进变炉二段催化床层的变换气温度为 353 出变炉二段催化床层的变换气温度为 365 变换气反应放热 Q1 计算变换气中各组分的生成焓 原理与计算一段床层一样 平均温度为 632K 计算结果如下 组分H2H2OCOCO2 Ht kcal kmol 2373 4 54949 05 24005 565 90536 421 Ht kJ kmol 9936 95 230060 69 100506 5 379057 89 放热 CO H2O CO2 H2 1 H1 Hi 始 Hi 末 38553 74846 kJ kg Q1 3 52 38553 74846 135580 683 kJ kg 气体吸热 Q2 根据 物理化学 知 CO H2 H2O CO2 N2 可用公式 Cp a b CT 2 来计算 热 容 热容的单位为 kJ kmol 表 5 1 2 物质COH2H2OCO2N2 a28 4127 283044 1427 87 b 10 34 13 2610 719 044 27 c 10 5 0 460 5020 33 8 53 CH4可用公式 Cp a b cT2 dT3来计算热容 物质 abcd CH417 4560 461 17 7 2 计算结果 组分 COH2CO2H2ON2CH4 Cp 28 56 29 25 47 3 36 78 30 31 53 72 Cpm Yi Cp 33 61KJ kmol Q2 33 61 317 22 365 353 12789 1kJ 热损失 Q3 Q1 Q2 7641 6 kJ 第二节第二节 低变炉的物料与热量计算低变炉的物料与热量计算 1 1 已知条件 进低变炉的湿组分 组 分 CO2COH2N2CH4H2O 合计 含量 12 542 0644 12515 670 2625 33100 M3 标 891 26146 6053135 3531113 9 18 761799 737105 6 koml39 7886 545139 97149 730 83880 345317 2 2 进低变炉的干组分 组 分 CO2COH2N2CH4 合计 含量 16 792 7659 0920 990 35100 M3 标 891 26146 6053135 3531113 918 765305 91 koml39 7886 545139 97149 720 838236 87 2 2 低变炉的物料衡算 要将 CO 降到 0 2 湿基 以下 则 CO 的实际变换率为 100 90 11 X aa aa YY YY 1 则反应掉的 CO 的量为 146 605 90 11 132 11 M3 标 5 898 koml 出低温变换炉 CO 的量 146 605 132 11 14 495 M3 标 0 64722koml 出低温变换炉 H2 的量 3135 353 132 11 3267 463 M3 标 145 869 koml 出低温变换炉 H2O 的量 1799 73 132 11 1667 62 M3 标 74 45koml 出低温变换炉 CO2 的量 891 26 132 11 1023 37 M3 标 45 68koml 出低变炉的湿组分 组 分 CO2COH2N2CH4H2O 合计 含量 14 40 245 9815 680 2623 47100 M3 标 1023 3714 4953267 4631113 918 761667 627105 62 koml45 680 64722145 86949 720 83874 45317 22 出低变炉的干组分 组 分 CO2COH2N2CH4 合计 含量 18 820 2760 0820 480 35100 M3 标 1023 3714 4953267 4631113 918 765437 99 koml45 680 64722145 86949 720 838242 767 对出低变炉的变换气温度进行估算 根据 K H2 CO2 H2O CO 计算得 K 141 05 查 小合成氨厂工艺与设计手册 知当 K 141 05 时 t 223 设平均温距为 20 则出变炉一段催化床层的变换气温度为 t 223 20 203 3 3 低变炉的热量衡算 以知条件 进低变炉催化床层的变换气温度为 181 出低变炉催化床层的变换气温度为 203 变换气反应放热 Q1 在 203 时 T 476K 计算变换气中各组分的生成焓 原理与计算一段床层一样 平均温度为 476K 计算结果如下 组分 H2H2OCOCO2 Ht kcal kmol 1241 516 56347 304 25178 916 92311 594 Ht kJ kmol 5197 977 2359149 084 105419 084 386490 181 放热 CO H2O CO2 H2 1 H1 Hi 始 Hi 末 39958 286 kJ kg Q1 5 898 39958 286 235687 29 kJ kg 气体吸热 Q2 气体吸热时的平均温度 181 203 2 191 5 T 464 5K 根据 物理化学 知 CO H2 H2O CO2 N2 可用公式 Cp a b CT 2 来计算 热 容 热容的单位为 kJ kmol 表 5 1 2 物质COH2H2OCO2N2 a28 4127 283044 1427 87 b 10 34 13 2610 719 044 27 c 10 5 0 460 5020 33 8 53 CH4可用公式 Cp a b cT2 dT3来计算热容 表 5 1 3 物质 abcd CH417 4560 461 17 7 2 计算结果 组分 COH2CO2H2ON2CH4 Cp30 1 29 0344 3935 1329 8545 05 Cpm Yi Cp 32 86kJ kmol Q2 33 61 317 22 203 181 230669 84kJ 热损失 Q3 Q1 Q2 235687 29 230669 84 5017 45 kJ 4 4 低变炉催化剂平衡曲线 根据公式 XP 100 AW qU 2 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 CO2 CO2及 H2的起始浓度 t160180200220240260 T433453473493513533 Xp0 97690 96230 93890 91210 87320 8229 t280 T553 Xp0 76 由于低变炉选用 B302 型催化剂 查 小合成氨厂工艺技术与设计手册 B302 型催化剂的正反应活化能分别为 E1 43164kJ koml CO 变化反应的逆反应活化能 E2 为 E2 E1 r H 对于 CO 变换反应 r 1 则 E2 H E1 H 为反应热 取其平均温度下的值 即 181 203 2 192 T 465K CO 的反应式为 CO H2O CO2 H2 反应热是温度的函数 不同温度下的反应热可以用以下公式计算 H 1000 0 291 T 2 845 10 3 T2 0 97 3 10 3T3 得 H 9422 62 kcal kmol 39450 653 kJ kmol E2 39450 653 43164 82614 653 kJ kmol 6 最适宜温度曲线 由式 Tm 进行计算 1 2 12 ln1 E E EE RT T e e 最适宜温度计算列于下表中 Xp0 97690 96230 93890 91210 87320 8229 T402421440457475493 t129148167184201220 Xp0 76 T510 t237 第三节 废热锅炉的热量和物料计算第三节 废热锅炉的热量和物料计算 1 1 已知条件 进废热锅炉的转化气组份 组份 CO2COH2N2CH4O2H2O 合计 7 548 9743 7617 720 290 2621 7100 M3 标 474563 872750 681113 918 7616 291364 556285 75 koml21 16125 173122 79849 730 8380 72860 917280 614 进废热锅炉的温度为 925 出废热锅炉的温度为 335 进出设备的水温 20 出设备的水温 335 进出设备的转化气 湿 168 3koml 进出设备的水量 X koml 物量在设备里无物量的变化 2 2 热量计算 1 入热 水的带入热 Q1 水在 20 时 Cp 33 52 kJ kmol Q1 X 20 273 33 52 9821 36X 转化气的带入热 Q2 转化气在 925 时 T 1193K 根据 物理化学 知 CO H2 H2O CO2 N2 可用公式 Cp a b CT 2来计算热 容 热容的单位为 kJ kmol 表 5 1 2 物质COH2H2OCO2N2 a28 4127 283044 1427 87 b 10 34 13 2610 719 044 27 c 10 5 0 460 5020 33 8 53 CH4可用公式 Cp a b cT2 dT3来计算热容 表 5 1 3 物质 abcd CH417 4560 461 17 7 2 计算结果 组分 COH2CO2H2ON2CH4 Cp33 2731 254 3342 832 9678 94 Cpm Yi Cp 36 4kJ kmol Q2 36 4 280 62 920 273 12185577 7kJ 2 出热 转化气的带出热 Q3 32 66 280 62 330 273 5526711 3KJ 转化气在 335 时 T 608K 根据 物理化学 知 CO H2 H2O CO2 N2 可用公式 Cp a b CT 2来计算热 容 热容的单位为 kJ kmol 表 5 1 2 物质COH2H2OCO2N2 a28 4127 283044 1427 87 b 10 34 13 2610 719 044 27 c 10 5 0 460 5020 33 8 53 计算结果 组分 COH2CO2H2ON2CH4 Cp30 7629 3847 2536 5530 4452 73 Cpm Yi Cp 32 66