(完整版)合成氨厂变换工段工艺设计毕业设计.doc

1、以下文档格式全部为word格式，下载后您可以任意修改编辑。四川理工学院毕业设计题 目年产三万吨合成氨厂变换工段设计作者系别材料与化学工程系专业无机化工011指导教师接受任务日期2005年 2月 28日完成任务日期2005年6月1日四川理工学院毕业设计说明书题目年产 3 吨合成氨厂变换工段设计作者系别材料与化学工程系专业无机化工指导 教师接受任务日期2005年 2 月 28 日完成任务日期2005年 6月 1日四川理工学院毕业设计任务书材化系无机化工专业01级1班题目年产 3 吨合成氨厂变换工段设计起讫日期2005年 2 月 28 日起至 2005年 6月1 日止指导老师教研室主任系主任学生姓名

2、批准日期2005年 2月28日接受任务日期 2005年 2月 28日完成任务日期2005年 6月 1日一计要求：1. 进行工段工艺流程设计，绘制带主要控制点的工艺流程图。2. 进行工段物料计算、 热量计算，并绘制物料衡算表、热量衡算表 。3. 进行工段设备设计、选型，制备设备一览表。4. 编写工段工艺初步设计说明书。5. 绘制主要设备结构图。二设计原始数据：以在自贡市鸿鹤化工厂的实际数据为原始数据组 分CO 2COH2N2O 2CH 4合计含量，9.6011.4255.7122.560.330.38100目录 4前言41.42.43.54. 55. 6第一章物料与热量衡算7172CO83 94

3、. 1 051 16 1 771 781 99 2 310.2 411 2 9122 913. 3 014 3 115. 3 4163 4 1 7 . 3 6第二章设备的计算3 71.3 72.4 2 6 4950第一章物料与热量衡算已知条件：组 分CO 2COH2N2O 2CH 4合计含量，9.6011.4255.7122.560.330.3810011100017 22.4222.56=2920.31 M3()32962.5 M ( )年产 3 万吨合成氨生产能力（一年连续生产330 天）：日生产量：=90.9Td=3.79T (水)=52.862kmol因此进中变炉的变换气湿组分组分CO

4、2COH 2N2O2CH 4H 2O合计含6.868.1639.8016.120.240.2728.56100量M 3(标)284.42338.321650.42668.349.7711.21184.14146.6162kmol12.6915.1073.6829.840.440.5052.86185.122. 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 8.16，要求变换气中CO含量为 2，故根据变换反应：CO+H 2OH2+CO2，则 CO 的实际变换率公式为：Xp=100（2-1）式中、分别为原料及变换气中CO 的摩尔分率（湿基）所以： X p=74

5、则反应掉的 CO 的量为：8.1674=6.04则反应后的各组分的量分别为：H 2O=28.56-6.04+0.48=23CO =8.16 -6.04=2.12H 2 =39.8+6.04-0.48=45.36CO 2 =6.86+6.04=12.9中变炉出口的平衡常数：Kp=（H2CO2）（H2CO）=12O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H 2OCO 可用。3中变炉催化剂平衡曲线根据 H 2OCO=3.5 ，与文献小合成氨厂工艺技术

6、与设计手册上的公式X P=100V=K PAB-CDq=U=K P（A+B）+（C+D ）W=K P-1其中 A、B、C、D 分别代表 CO、H 2O、CO2 及 H2 的起始浓度计算结果列于下表：t300320340360380400T573593613633653673Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.7058t420440460T693713733Xp0.68590.64160.5963中变炉催化剂平衡曲线如下：pX率化转OC1009080706050403020100300350400450500温 度（）4. 最佳温度曲线的计算由于中变炉选用C6 型

7、催化剂，最适宜温度曲线由式进行计算。查 3000 吨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 千卡公斤分子。最适宜温度计算结果列于下表中：Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.7058T526546.8564.2581.5598.8624.5t256273.8291.2308.5325.8351.5Xp0.670.640.610.580.550.52T638.2649.4660.7671681.6692.6t365.2376.4387.3398408.6419.6Xp0.490.45T702.6

8、716.6t429.6443.6将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图：10.90.80.7pX0.6率化0.5转O0.4C0.30.20.10250270290310330350370390410430450温 度（）5中变炉一段催化床层的物料衡算已知条件：进中变炉一段催化床层的变换气的温度为330进中变炉一段催化床层的变换气湿组分：组分CO2COH 2N2O 2CH 4H 2 O合计含6.868.1639.816.120.270.2428.56100量M3(标 )284.42338.11650.4668.349.7811.261184.14146.61811kmol12.6915.1073

9、.6829.840.440.5052.86185.125.1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：60 338.318=202.9908 M3(标)=9.062kmol出一段催化床层的CO 的量为：338.9908=135.3272 M3(标 )=6.0414kmol故在一段催化床层反应后剩余的H 2 的量为：1650.409+202.9908-29.776=1833.8478 M3(标)=81.868kmol故在一段催化床层反应后剩余的CO 2 的量为：284.4+20

10、2.9908=487.3908 M3(标)=21.758kmol故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：V 总（干） =135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258=3136.1638 M3(标)故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO 的含量：CO =4.31%同理得：CO 2 =15.54%H 2 =58.47%CO 2 =15.54%N2 =21.13%CH 4 =0.35%所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分：组 分CO 2COH 2N 2CH 4合计含量15.544.3158.4721.130.35100M 3(标)487.39135.3

11、31833.84668.3411.253136.16kmol21.766.0481.8729.830.50140.01剩余的 H 2O 的量为：1184.9908+29.776=1000.6742 M3(标)=44.6729kmol故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积：V 总（湿） =135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6742=4136.838 M3(标)=184.68kmol故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O 的含量H 2O= =24.19%故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO 2 的含量CO 2=11.78同

12、理可得：CO =3.27H 2=44.33N2=16.16CH 4 =0.27所以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11.783.2744.3316.160.2724.19100量M3(标 )487.39135.331833.84668.3411.261000.674136.92koml21.766.0481.8729.830.5044.67184.685.2 对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行估算：已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量（）组 分CO 2COH 2N 2CH 4H 2O合计含11.783.2744.3316.16

13、0.2724.19100量M 3(标)487.39135.321833.84668.3411.261000.674136.92koml21.766.0481.8729.830.5044.67184.68根据： Kp= （H 2 CO 2）（ 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Kp=6.6 时 t=445设平均温距为 35，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：445 -35=4155.3 中变炉一段催化床层的热量衡算以知条件：进中变炉一段催化床层的变换气温度：330出中变炉一段催化床层的变换气温度为：415可知反应放热 Q：在变化气中含有 CO ，H 2O，O

14、2，H 2 这 4 种物质会发生以下 2 种反应：CO +H O=CO +H2（1）22O2 + 2H2= 2 H2O（2）这 2 个反应都是放热反应。根据小合成氨厂工艺技术与设计手册可知为简化计算，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：H T 气体在在TK的统一基准焓，kcalkmol(4.1868kJkmol)； H0 298 该气体在25下的标准生成热，kcalkmol(4.1868kJkmol)；T 绝对温度， K ；Cp 气体的等压比热容，kcal（ kmol. ） 4.1868kJ （ km

15、ol. ） 气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：Cp=A 0+A1T+A 2T 2+A3T 3+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=a 0+a1T+a 2T 2+a3T3+a4T 4(5-1)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=A12,a3 =A34,a4 =A34a0=H 0298298.16a 1 298.16 2a2298.16 3 a3298.16 4 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

16、得出该过程的总热效果。 H= （ ni Hi ） 始（ ni Hi ）末 (5-2)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，单位： 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；Hi 气体的统一基准焓， kcalkmol，（ 4.1868kJkmol）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 5-1.1分子a0a1a2a3a4式O21.903183 3 10 102.15675 10- 7.40499 101.08808 105.802987H 2- 2.112441037.20974 7

17、-5.55838 104.8459 10-8.18957 10411H 2O47.11092 37-6.0036 101.29319 101.28506 10-5.78039 1011N2-1.97673 1036.45903 475.18164 102.03296 10-7.65632 1011CO-2.83637 1046.26627 498.98694 105.04519 10-4.14272 1011CO 2-96377.888676.396 360.005.05 10-1.135 10计算 O2 的基准焓：根据基准焓的计算通式：Ht=a 0+a1T+a2 T 2+a3T 3+a4 T

18、 4在 415时 T=415+273=683K将 O2 的常数带入上式得：332 73Ht= 1.9031810+5.80298 683+2.15675 10683 - 7.4049910683+1.08808 10 106834=6699.742kcalkmo=28050.412 kJkmol同理根据以上方法计算可得变换气的各个组分的基准焓列于下表组分O2H 2H 2OCOCO 2Ht （ kcalkmol ）6699.7422724.221-54502.665-23634.754-89956.678Ht （ kJkmol）28050.41211405.77.759-98953.987.62

19、02放热：CO+H22+H2（ ）O=CO1 H1=（ Hi ）始 （ Hi ） 末 =.6208+11405.77+98953.987+228191.759 =-38079.10484kJ kmolQ1=9.062 （-38079.10484 ）=.8481kJO2 + 2H2= 2 H2O（ 2）Q 2= H 2=（ ni Hi ） 始 （ ni Hi ） 末=.6179kJ气体反应共放热：Q=Q 1+Q2=345072.8481+221354.6179=566427.4659kJ气体吸热 Q3根据物理化学教程知CO, H 2, H 2O, CO 2, N2 ，可用公式： Cp=a+b+C

20、T -2来计算热容，热容的单位为kJ（kmol.T ）表 5-1.2物质COH 2H 2OCO 2N 2a28.4127.283044.1427.87b10-34.13.2610.719.044.275-0.460.5020.33-8.53c10CH 4 可用公式： Cp=a+b+CT 2+dT 3 来计算热容 :表 5-1.3物质ab10-3c10-6d10-9CH 417.4560.461.117-7.2计算结果得：物质COCO 2H 2H 2ON2CH 4Cp3148.229.637.230.756.1所以平均热容：Cpm= Yi*Cp=34.06KJ （kmol.T）所以气体吸热 Q3

21、=34.06184.68()=534667.068kJ假设热损失 Q4（一般热损失都小于总热量的10% ）根据热量平衡的：Q= Q3 +Q4Q 4=31760.979 kJ6 中变一段催化剂操作线的计算有中变一段催化剂变换率及热平衡计算结果知：中变炉入口气体温度330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%由此可作出中变炉催化剂反应的操作线如下：pX率化转OC1009080706050403020100300350400450温 度（）7中间冷凝过程的物料和热量计算：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： 184.68koml设冷凝水的

22、流量： X kg变换气的温度： 415冷凝水的进口温度： 20进二段催化床层的温度：353操作压力： 1750kp冷凝水吸热Q1：据冷凝水的进口温度20查化工热力学可知h1=83.96kJkg根据化工热力学可知：TKPkPaH(kJkg)60016003693.260018003691.770016003919.770018003918.5冷凝水要升温到353，所以设在 353 , 626K,1750kp 时的焓值为 h对温度进行内查法：1600kpa 时()(变换的 CO 的量，分子分率；其中 A、B、C、D 分别代表 CO、CO2、CO2 及 H2 的起始浓度2-1.2 第一段床层触媒用量

23、计算基准： 3.79T=8.16%-3.27%=4.89%在 372.5时，查小合成氨厂工艺技术与设计手册Kp=16.030631则：W=16.=15.030631U=16.030631 (0.0816+0.2856)+(0.0686+0.398)=6.353V=16.030631 0.08160.2856-0.0686 0.398=0.3463q=6.3532415.0306310.3463=4.6713ToKp k qln2Wn 2Wnuuqqlnuquq=0.000514h所以：V 01 =T 0* V 0 =0.000514 15489.7=7 M3备用系数取： 1.1所以： V 0

24、1=71.1=7.7 M 32-1.3第二段床层触媒用量已知条件：第二段床层变换气进口温度为：353，第二段床层变换气出口温度为：365平均温度为：（353+365） 2=359由 3000 吨型合成氨厂工艺和设备计算得到在375时反应速度常数k1=4600，在 317时反应速度常数k 2=2130。使用内插法：（）（4600-k）=（353.5-317）（ k-2130）k=3684加压时取校正系数： 2.8，则： k1=3684*2.8=10315进中变炉二段床层的组分：组分CO2COH2N 2CH 4H2 O合计含11.4323.1743.0115.680.2626.44100量M 3(

25、标)487.39135.331833.85668.3411.261127.204263.37koml21.766.0481.8729.800.5050.32190.33出中变炉二段床层的CO 组分： 2.06%n=3.17%-2.06%=1.11%由小合成氨厂工艺技术与设计手册得到在359时反应平衡常数Kp=18.17则：W=18.17-1=17.17U=18.17(0.0317+0.2644)+(0.4301+0.11432=5.925V=18.170.0317 0.2644-0.4301 0.11432=0.1031q=4.86ToKpln 2Wnuqlnuq=0.00015hkq2Wnu

26、quq所以： V =T0*V0=0.00015 15489.702= 2.323M3备用系数取： 1.1所以： V 02 =2.323 1.1=2.6 M3中温变换炉触媒用量 :V= V 01+V 02=2.6+7.7=10.3 M 3C6 型触媒堆重度 :1.45kgL触媒堆重量 :37901722.4 (22.56% 2)=11038.8Nm3)0.5n管数管板填充系数，取0.9t管子中心距，取0.032m所以D=0.56官板直径选用 0.75m，设备外径为 1.0m2-2.3 传热系数的验算管内给热系数的计算公式如下：a 内=0.023Re0.3Pr0.4Re=G*duPr=u*Cmu=

27、粘度的计算：查化工原理在307.5时，各气体的u 值如下：组分CO 2COH 2CH 4N 2H 2Ou(mp*s)0.0310.03050.0150.0250.03020.023根据公式得：=0.0255mPa*s=0.0918kg(m*= Yi*Cp=33.55 kJ（ kmol.T）=8.0134 kJ（ kmol* ） M= YiMi=15.979kgkmolCp=8.013415.979=0.503kcal(kg*)雷诺系数的计算：Re=G*du=(0.02*3600*13.73)0.0918=10455Pr=(u*Cm)=(0.0918*0.503)0.=1.053则： a 内 =

28、0.023Re0.8Pr 0.4=0.023*（0.02） * （ 10455） 0.8* （1.053）0.4=84.55kcal(m*u) 13*(uu w)0.14在本设计中由于温度对气体粘度变化影响不大，故校正项(uuw0.14 可以忽)略不计。水的物性数据水的温度为：（20+90）2=55导热系数：=65.04kcal(mh )热容：Cm=4.176kJ(kg )粘度u=50.9110-5 PaS取 de=0.024m所以壳侧对流传热系数为：a 外=1.72*(d o)*(d e)0.6*(d o*G uu)0.6*(C m*u) 13=6423kcal(m2*=90.65传热面积：

29、 S=Q(K*t m)=83.7m3安全系数：设计综述本设计的优点在于选择较为良好的工艺路线，确定良好的工艺条件、合理的催化剂以及设备的选型和能源综合利用。另外，就是尽量减少设备投资费用。分析出了气体组分对温度的影响变化。在设计过程中能发现文献中不合理的地方。本设计也有许多不足的地方：压力选取过高、在设备计算中气体在高压下取的流速不太准确。由于本人水平不高，设计许多因数对设计的影响考虑不足。由于合成氨的变换工段是成熟工艺，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3000 吨合成氨厂工艺和设备计算这两本书。由于本人水平有限，本设计肯定会有不少缺点与不足，热切期望得到各位老