小合成氨厂低温变换工段工艺设计资料

1、化工工艺设计化工工艺设计任务书课题 内容变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序， 又是原料气的再制 造工序，经过变换工段后的气体中的 CO含量大幅度下降，符合进入甲 烷化或者铜洗工段气质要求。要求：绘制带控制点的工艺流程图系统物料、能量合算系统主要设备能力及触媒装填量核算该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统 热量核算和系统水循环设备及能力核算课题进度按化工设计要求进度进行基本 条件 要求1. 入工序气体流量：6000kmol/h （干基）压力：2.47Mpa温度：40C2. 入 口气体组分：CO%=2.79%CO2%=11.95%出=39.71%N2%=13.9

2、3% CH4%=0.21% 出0%=31.23% Ar=0.18 %（体积比）3. 出口气体组分：CO%0.34% （体积比）3变换工艺设计说明书设计题目小合成氨厂低温变换工段工艺设计课题来源小合成氨厂低温变换工段工艺设计 变换工段化学工艺设计标准 变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的 CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。要求：1.绘制带控制点的工艺流程图2. 系统物料、能量衡算3. 系统主要设备能力及触媒装填量核算4该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统 水循环设备及能力核算。

3、变换工艺流程低压机四段来的半水煤气压力2.0 MPa，温度40C的半脱气经热水洗涤塔除去气体中的油污、杂质，进入饱和塔下部与上部喷淋下来的166175 C的热水逆流接触，进行传质传热，使气体中的水汽含量接近饱和，从塔顶出来到蒸汽喷射器，补入外管来的高压蒸汽，进一步提高气体的温度和水气比，使出0/干气=0.60.7。达到变换所需的液气比值。接着气体进入半水煤气换热器I,半水煤气换热器n管内加热，温度升至300 C,经过加压电炉进入中变炉内。中变炉触媒分三段，每段各装一层触媒，上段出口变换气CO含量1315%，温度437C，通过甲烷化加热器壳程换热和增湿器降温，增湿温度降至370C进入中变二段，二

4、段出口 CO变换率89%，温度403 C进入增温器，三段出口变换气中，CO 33.5%，温度386C，经过半水煤气换热器n和半水煤气换热器I的管间，加热进中变的半水煤气，温度 降至285C然后进入一水加热器被管内的循环热水降温至185C,进入低变炉进行低温变换。低变炉触媒分上、下两段，每段各层一层耐硫变换催化剂，上段出口变换气温度222C，含CO 0.50.6%，进入段间冷却器管间，温度降至190C，进入低变炉下段反应，出口变换气温度232 C,含CO 0.20.3%，进入二水加热器降温后，温度170 C进入热水塔与饱和塔底出来的热水逆流接触，进行传质传热，进一步降温并回收热量，147C的变换

5、气接着又进入脱盐水预热器管内与来自脱盐水站的脱盐水换热后进入变换气水冷器管间，出来后温度降至40 C,在变换气水分离器内，分离冷凝水后去变脱工段。变换工段化学工艺设计原则1. 入工序气体流量： 6000kmol/h （干基）压力：2.47Mpa温度：40 C2. 入 口气体 组分：CO%=2.01%CO2%=10.95%出=41.49%2%=13.93%CH4%=0.21% H2O%=31.23%Ar=0.18 %（体积比）3. 出口气体组分：CO% 0.34% （体积比）目录1. 前言1.1.1. 变换气反应原理 1.1.2. CO变换反应的化学平衡的影响因素： 31.3. CO低温变换催化

6、剂4.1.4. 工艺流程简述5.2. 物料及热量衡算7.2.1. 设计条件7.2.2. 低温炉变换第I段催化剂层物料及热量衡算 72.2.1. 低温变换第I段催化剂层 H20/干气 72.2.2. 低温变换第I段催化剂层CO的平衡转换率计算 82.2.3. 出口温度校核8.2.2.4. 低温炉变换第I段催化剂层物料及热量衡算 92.3. 第二变换炉第U段催化剂床层物料及热量衡算 92.3.1. 第二变换炉第二段催化剂层CO的平衡转化率计算102.3.2. 第二变换炉第二段催化剂热量衡算 1 02.3.3. 平衡温距校核 1.13. 主要设备计算1.23.1. 低变换炉的计算 123.1.1.

7、低温变换第一段催化剂用量计算 1 23.1.2. 第二变换炉第二段催化剂用量计算1 33.2. 煤气换热器的计算143.2.1. 设备直径及管数确定1.43.2.2. 设备规格的确定153.2.3. 传热系数计算163.2.4. 传热面积计算203.2.5. 列管长度的计算204. 主要设备一览表215. 主要参考文献22化工工艺设计丄、F亠一1.刖言合成氨生产常用的原料包括：焦碳、煤、焦炉气、天然气、石脑油和重油。不论以固体、液体或气体为原料，所得到的合成氨原料气中均含有一氧化碳。固体燃料气化所得半水煤气中的一氧化碳含量为28%30%，烃类蒸汽转化为12%13%,焦炉转化气为11%15%，重

8、油部分氧化为44%48%。一氧化碳的清 除一般分为两次。大部分一氧化碳，先通过变换反应，即在催化剂存在的条件下， 一氧化碳与水蒸气作用生成氢气和二氧化碳。通过变换反应，既能把一氧化碳变 为易于清除的二氧化碳，同时，又可制得与反应了的一氧化碳相等摩尔的氢， 而 所消耗的只是廉价的水蒸气。因此，一氧化碳的变换既是原料气的净化过程， 又 是原料气制造的继续。最后，残余的一氧化碳再通过铜氨液洗涤法、液氮洗涤法 或甲烷化法等方法加以清除。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。目前，变换工序主要有 全低变”工艺和 中低变”工艺，此次设计运用的是 中 低变串联”工艺是90年代在我国小合成氨

9、厂开始使用的，是从“中低变”演变而 来，使用低温活性较好的 B302Q、B303Q等耐硫变换催化剂，各段进口温度均 在200 C左右。经过几年的发展，随着耐硫低温催化剂的开发利用，“全低变”的工艺和设备不断完善，操作水平也进一部提高，目前“全低变”工艺已进入成 熟阶段。该工艺具有蒸汽消耗低、系统阻力小、生产强度大等优点。1.1.变换气反应原理合成氨生产需要的原料气是 H2和N2,而半水煤气中含有约30%左右的CO, 需要将其除去。变换工段的目的就是将半水煤气中的 CO除去，在本质上是原料 气净化的一个过程。为了将 CO除去，工业上采用的方法是：在催化剂存在的条 件下，利用较为廉价的水蒸气与 C

10、O反应，生成H2和CO2。原料气中的一氧化碳与水蒸汽的变换反应可用下式表示：CO + H O C2O 尹Q( 1-1此反应为可逆放热反应，反应热为 40964 J/mol,当开车正常生产后，即可利用 其反应热来维持过程的继续进行。在一般情况下，一氧化碳与水蒸汽直接进行反应，其变换反应的速度是很慢的，如果用催化剂催化，则可以加快反应速度，大大有利于变换反应的进行。 随着一氧化碳变换反应的进行，伴随着微量的副反应发生，主要有如下几种:（1）甲烷的生成CO 3H2 二CH4 H2O QCO 3H2 二CH4 H2O QCO2 4H2 = CH 4 2H 2O Q（2）一氧化碳的分解反应2C0 二 C

11、 CO2 Q（3）有机硫的转化反应COS h2 二 CO h2sCOS H2O =CO2 h2sCS2 2H2O 二 CO2 2H2SCO变换反应化学平衡一氧化碳和水蒸汽的变换反应系可逆反应。(1-2)(1-3)(1-4)(1-5)(1-6)(1-7)(1-8)CO H2O = CO2 H2 Q其平衡常数为:.,yCO2 yH 2 rCO Ch 2Kp -yCO yH2OrCOrH2O(1-9)式中：yi各组分的摩尔分数r 气体的逸度系数Kp CO的平衡常数 =0. 02 4M Pasu 出=0.0123MPa.su C0=0. 021MPa.su O2 =0.0282MPa.s由于CH4和0

12、2含量很低，可忽略。则由以上数据代入式（3-8）可求得21.01 1.62,18 24.33 2.47 . 28 17.85 2.49 , 28 29.86 1.23 . 25.53 2.19 . 44-(21.01 汇丽 +24.33汉 728 +17.85汉压 +29.86江寸勺 +5.53疋阿)汉 102=0.0212 MP s =0.0764kg/(m h)同理可求得则由雷诺准数计算公式代入数据可得由普朗特准数计算公式入 m=0.2332J/m?h?Kr*22.6。.。点 2 39 08 90.0 76 4代入数据可得0.0764 1.720.2332二 0.563管内传热系数可用下面

13、的公式计算:内=0.023Re0.8 Pr0.4d(3-7)式中：d列管直径。代入数据可得0 2332a 内=0.023239080.80.5630.14 = 589.88 kJ/m2?h?K内0.023(2)壳侧给热系数计算 挡板采用圆缺板，板间距取 0.83 m,缺口高度为直径的30%，给热系数由下面 公式计算= 1.72(de)0.f譽)0竽八($)w0.14(3-8)Gm流体在壁下的粘度，kg/(m?h)式中：de设备当量直径按流道基准截面积计算的流体重量流速，kg/(m2?h)do管外径，mF 0.4在本计算范围内，由于温度对气体的粘度影响不大，故粘度校正项上i可忽luw丿略不计。在

14、286C，压力1.0 MPa下，变换气的物性数据如下：Cp(m)=33.56 kJ/kmol?K卩=0.0857 kg/m?h入=0.342 kJ/ m?h?K壳程流道基准面积由下面公式计算式中，S1流体横过管束时的流道截面积，m2;S2弓形缺口处流道截面积，m2。对于正六边形排列的换热管，流体横过管束时的流道截面积S1可由下面的公式计算plV hD1十)(3-9)S?二 Sa弓形缺口处流道截面积S2可由下面公式计算(3-10)其中，Sa可由下面公式计算:-hAi r丿r _ h , Dh - (h)2(3-11)式中，Sa弓形截面积，m2h 弓形高度，mr挡板半径，mh挡板间距，m0.028

15、 5=0.83 1.2 (1)0.032= 0.125m2Sa3.14 (0.6)2 cost。6 一.3) -(0.6 -0.3)、1.2 0.3 - 0.32180 0.62= 0.221 m二 0.067 m2Sm 二.SjS2.0.125 0.0672= 0.092 m变换气质量流量1907.3 18.933600= 10.029 kg/s变换气质量流速w 变10.029Sm 0.0922=109.01kg/m s当量直径de由下式计算deD2 - nd02D nd0代入数据可得deD2 - nd；1.22 -980 0.0282D nd01 980 0.028=0.024 m将以上计

16、算得到的数据代入可以得到0 6，外九72 O.814 (.024) .0.028= 2032.13kJ/m2 h K,0.028 109.01 36000.6 ,0.0857 33.38J3( )( )0.08570.0814(3) 总传热系数的确定总传热系数可由下面公式计算内外(3-12)式中，R管、壳程污垢热阻，根据经验各取 0.001SI管管壁厚度，m入一-壁传热系数，kJ/m2?h?K则总传热系数K =110.00250.001589.88 2032.13402=259.74 kJ/ m .h.K3.2.4.传热面积计算以变换气放出的热量为热负荷的计算基准 平均温差：t360 -200

17、 - 200 -187,360 200In200 -187= 58.57 C传热面积20-91 106 -1426 10 437.12m258.57 259.742设富裕量为30%，可知F实=437.12 1.3=568.27m3.2.5.列管长度的计算568.27(0.028-0.0025) 3.14 980二 7.24 m实际取7.4m （加上管板厚度所需要的管长）4. 主要设备一览表主要设备的型号、尺寸及工作条件见表3-6。表3-6主要设备一览表序号 名称位号台数型号、规格1低温变换炉RO42021煤气换2热器EO42011变换气3换热器EO42021材质：16MnR操作温度 280 C

18、操作压力 1.69MPa催化剂床层直径：4.0 m催化剂用量：一段8.6 m3,二段24.4 m双管程单壳程式换热器，列管：$ 28X2.5 mm, 980 根，长 7.4 m2总传热面积 568.27 m工作压力：1.7 MPa工作温度：360 C工作压力：1.7 MPa工作温度：230 C5. 主要参考文献1. 化工工艺设计手册.国家医药管理局上海医药设计院，1986年.2. 化工过程及设备设计华南理工大学出版社，1986年.3谭天恩，麦本熙，丁惠华等编，上下册（第二版），化学工业出版社4. 黄仲九，房鼎业.化学工艺学M.北京:高等教育出版社,2001.5. 化工手册编委会编.化工手册（第一篇），化学工业出版社，1980.6. 朱思明，汤善普等编，化工设备机械基础，华南理工大学出版社，1991.7 时均，汪家鼎，余国琮等.化学工程手册M. 2版.北京：化学工业出版社，1996. 8石油化学工业部化工设计院主编.小氮肥厂设计手册.石油化学工业出版社， 1979.9 石油化学工业