日产千吨合成氨蒸汽转化工段工艺设计

1、课 程 设 计设计题目 日产千吨合成氨 蒸汽转化工段工艺设计 学生姓名 徐超 学 号2012212044 专业班级化学工程与工艺12-2班 指导教师 王百年 2016 年 3 月 13 日目录摘要2关键词2第一章 前言21.1 中国合成氨行业概况21.2 合成氨生产的基本过程31.3 氨的主要用途41.4 甲烷蒸汽转化制合成气概述51.4.1 生产方法51.4.2 工艺原理51.4.3 转化催化剂和反应动力学71.4.4 工艺流程和主要设备9第二章 工艺计算122.1 设计条件122.2 物料衡算132.2.1 物料衡算主要方程式132.2.2 物料衡算基准142.2.3 一段转化炉物料衡算1

2、62.2.4二段转化炉物料衡算192.3能量衡算212.3.1 已知数据212.3.2 计算过程222.4 管径计算23第三章 总结及致谢27参考文献28摘要：本设计以天然气为原料通过水蒸气转化法制合成气，为日产千吨合成氨提供原料气。设计文件由设计说明书，工艺流程图和厂区平面布置图组成。设计内容包括工艺路线设计，物料衡算，热量衡算，管道确定。工艺路线通过一段蒸汽转化和二段加水蒸汽工艺空气氧化联合转化过程。设计中通过平衡温距法计算一二段炉进出口物料组成以及通过物料流量及相关资料计算进出口管径，同时对一段炉进行能量衡算。关键词： 天然气 水蒸气 物料衡算 平衡温距法 能量衡算 初步设计第一章 前言

3、1.1 中国合成氨行业概况氨是最为重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位；同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10%的能源用于生产合成氨。氨主要用于农业，合成氨是氮肥工业的基础，氨本身是重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分约占70%的比例。未来合成氨技术进展的主要趋势是“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”。中国合成氨产量位居世界第一位，现已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术，形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。2013年，中国合成氨总生产

4、能力为7400万吨左右，氮肥工业已基本满足了国内需求；在与国际接轨后，具备与国际合成氨产品竞争的能力，今后发展重点是调整原料和产品结构，进一步改善经济性。中国目前有中型合成氨装置55套，生产能力约为500万吨/年；其下游产品主要是尿素和硝酸铵。其中以煤、焦为原料的装置有34套，以渣油为原料的装置有 9套，以气为原料的装置有12套。目前，中国有小型合成氨装置700多套，生产能力约为3000万吨/年；其下游产品主要是碳酸氢铵，但现有已有112套经过改造后开始生产尿素。中国合成氨生产装置原料以煤、焦为主；其中以煤、焦为原料的占总装置的96，以气为原料的仅占 4。中国引进大型合成氨装置的总生产能力为1

5、000万吨/年，只占中国合成氨总产能的1/4左右，因此可以说我国合成氨行业对外依赖性并不高。中国自行研发了多套工艺技术，促进了氮肥生产的发展和技术水平的提高，如合成气制备、CO变换、脱硫脱碳、气体精制和氨合成技术1-2 。1.2 合成氨生产的基本过程合成氨工艺流程叙述：(1)原料气制备 将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。 (2)净化 对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。 一氧化

6、碳变换过程 在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下： CO + H2O = H2 + CO2 H= -41.2kJ/mol由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成

7、工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol) 等。粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。 CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法

8、，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。 气体精制过程经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻 (<-100) 条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体

9、100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物 (CO+CO2) 含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：CO+3H2CH4+H2O H = -206.2kJ/molCO2+4H2CH4+2H2O H = -165.1kJ/mol 0298(3)氨合成 将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液

10、氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下：N2+3H22NH3(g) H = -92.4kJ/mol1.3 氨的主要用途合成氨工业是基础化学工业的重要组成部分，有十分广泛的用途。氨可生产多种氮肥，如尿素、硫酸铵、硝酸铵、碳酸氢铵等；还可生产多种复合肥，如磷肥等。氨也是重要的工业原料。如无机化学工业中的硝酸、纯碱及各种含氮无机盐；有机工业中各种中间体，制药工业中磺胺药物，高分子行业中聚纤维、氨基塑料、丁腈橡胶、冷却剂等，国防工业中三硝基甲苯、硝化甘油

11、、硝化纤维；中国合成氨应用分析图1.4 甲烷蒸汽转化制合成气概述1.4.1 生产方法以天然气为原料生产合成氨原料气，目前工业上多采用水蒸气转化（steam reforming），该方法制得的合成气中H2/CO比值理论上为3，有利于用来制造合成氨和氢气；用来制造其它有机化合物（例如甲醇、醋酸、乙烯、乙二醇等）时此比值需要再加调整。目前工业上由天然气制合成气的技术主要有蒸汽转化法和部分氧化法。蒸汽转化法是在催化剂存在及高温条件下，使甲烷等烃类与水蒸气反应，生成H2、CO等混合气，其主反应为CH4 + H2O = CO + 3H2 H=206 kJ/mol该反应是强吸热的，需要外界供热。此法技术成熟

12、，目前广泛应用于生产合成气、纯氢气和合成氨原料气。部分氧化法是由甲烷等烃类与氧气进行不完全氧化生成合成气，CH4 + 1/2 O2 = CO + 2H2 H= -35.7 kJ/mol该过程可自热进行，无需外界供热，热效率较高。1.4.2 工艺原理甲烷，水蒸气转化反应和化学平衡正常正常生产工况下，甲烷水蒸气转化过程的主要反应有：CH4+H2O = CO+3H2 （1）CO+H2O = CO2+H2 （2）以上二反应均是可逆反应，其中甲烷水蒸气转化反应式（1）是强烈吸热反应，在压力不太稳定时，其平衡常数K仅是温度的函数，可由下式计算：（3）（3）式中，T，KP1为平衡常数，T单位为K，KP1单位

13、为（atm）CO变换反应式（2）为放热反应，其平衡常数KP2与温度的关系为：(4)各组分的平衡分压和平衡组成要用平衡时物料衡算来计算。若反应前体系中组分CH4、CO、CO2、H2O、H2、N2的物质的量分别为n（CH4）、n（CO）、n（CO2）、n（H2O）、n（H2）、n（N2），设平衡时CH4反应式（1）的转化量为n x mol，CO反应式（2）的转化量为ny mol，总压（绝对压力）为p。根据物料衡算可计算出反应平衡时各组分的分压，代入式（1）和式（2）的平衡常数式，整理后可以得到: (5) (6)根据反应温度由（3）和（4）求出KP1和KP2，再将总压和气体的初始组成代入（5）和（6

14、）两式迭代解出nx和ny，即可求出平衡组成。1.4.3 转化催化剂和反应动力学转化催化剂：甲烷水蒸气转化，在无催化剂时的反应速率很慢，在1000以上才有满意的速率，然而在高温下大量甲烷裂解，没有工业生产价值，所以必须采用催化剂。催化剂的组成和结构决定了其催化性能，而对其使用是否得当会影响其性能的发挥。生产中催化剂因其老化、中毒和积碳而失去活性。(1) 转化催化剂的组成和外形 研究表明，一些贵金属和镍均具有对甲烷蒸汽转化的催化活性，其中镍最便宜，又具有足够高的活性，所以工业上一直采用镍催化剂，并添加一些助催化剂以提高活性或改善诸如机械强度、活性组分分散、抗结碳、抗烧结、抗水合等性能。甲烷与水分子

15、的反应是在固体催化剂活性表面上进行的，所以催化剂应该具有较大的镍表面积。提高镍表面的最有效的方法是采用大比表面积的载体，来支承、分散活性组分，并通过载体与活性组分间的强相互作用而使镍晶粒不易烧结。载体还应具有足够机械强度，使催化剂使用中不易破碎。为了抑制烃类在催化剂表面酸性中心上裂解析碳，往往在载体中添加碱性物质中和表面酸性。一般固体催化剂是多孔物质，催化剂颗粒内部毛细孔的表面称之为内表面，其上分布有活性组分，反应物分子扩散到孔内表面上进行反应，如果孔径大而短，在孔的深处反应物的浓度较高，反应速率大，产物向外扩散阻力也小，若孔细又长，结果相反，这些孔的深处可能没有反应物分子，其内表面就没有被利

16、用。因为催化剂内表面积比外表面积大得多，所以内表面积对反应速率起着非常重要的作用。为了提高内表面利用率，可以减小催化剂颗粒尺寸，改善颗粒外形。(2) 转化催化剂的使用和失活 转化催化剂在使用前是氧化态，装入反应器后应先进行严格的还原操作，是氧化镍还原成金属镍才有活性。还原气可以是氢气、甲烷或一氧化碳。纯氢还原可得到很高的镍表面积，但镍表面积不稳定，在反应时遇水蒸气会减少，故工业上是通入水蒸气并升温到500以上，然后添加一定量的天然气和少量氢气进行还原。水蒸气存在虽使镍表面有所下降，但它可将催化剂中的微量硫化物转化成硫化氢气体而脱除，也可将催化剂中石墨气化而除去，还可以使反应器内温度均匀，不会产

17、生热点而损坏催化剂。转化催化剂在使用中出现活性下降的现象的原因主要有老化、中毒、积碳等。催化剂在长期使用过程中，由于经受高温和气流作用，镍晶粒逐渐长大、聚集甚至烧结，致使表面积降低，或某些促进剂流失，导致活性下降，此现象成为老化。许多物质，例如硫、砷、氯、溴、铅、钒、铜等的化合物，都是转化催化剂的毒物。最重要、最常见的毒物是硫化物，极少量的硫化物就会使催化剂中毒，使活性明显降低，时间不长就完全失活。甲烷水蒸气转化过程伴随有析碳副反应，同时也有水蒸气消碳反应。析出的碳是否能在催化剂上积累，要看析碳速率与消碳速率之比，但析碳速率小于消碳速率时，则不会积碳。这与温度、压力、组分浓度等条件有密切关系。

18、生产中，催化剂活性显著下降可由三个现象来判断：其一是反应器出口气中甲烷含量升高；其二是出口平衡温距增大。平衡温距为出口实际温度与出口气体组成对应的平衡温度之差。催化剂活性下降时，出口甲烷含量升高，一氧化碳和氢含量降低，此组成对应的平衡常数减小，故平衡温度降低，平衡温距增大。催化剂活性越低，平衡温距则越大；其三是出现“红管”现象。因为反应是吸热的，活性降低则吸热减少，而管外供热未变，多余热量将管壁烧得通红。此时管材强度下降，如不及时停工更换催化剂，将会造成重大事故。甲烷水蒸气转化的反应机理很复杂，从20世纪30年代开始研究至今，仍未取得一致认识。不同研究者采用各自的催化剂和实验条件，提出了各自的

19、反应机理和动力学方程，以下举例3种。 (7) (8) (9)式中 r反应速率；k反应速率常数；KP1转化反应的平衡常数；p(CH4)、p(H2O)、p(H2)和p(CO)CH4、H2O、H2和CO的瞬时分压。由以上方程可知，对于一定的催化剂而言，影响反应速率的主要因素有温度、压力和组成 3 。（1) 温度的影响 温度升高，反应速率常数增大，由（7）和（8）看，反应速率亦增大；在式（9）中还有一项KP1也与温度有关，因甲烷蒸汽转化因甲烷蒸汽转化是要吸热的，平衡常数随温度的升高而增大，结果反应速率也是增大的。（2) 压力的影响 总压增高，会使各组分的分压也增高，对反应初期的速率提高很有利。此外，加

20、压尚可使反应体积减小。（3）组分的影响 原料的组成由水碳比决定，H2O/CH4过高时，虽然水蒸气分压高，但甲烷分压过低，反应速率不一定高；反之，H2O/CH4过低时，反应速率也不会高。所以水碳比要适当。在反应初期，反应物H2O和CH4的浓度高，反应速率高。到反应后期，反应物浓度下降，产物浓度增高，反应速率降低，需要提高温度来补偿。转化反应是气固相催化过程，包括内、外扩散和催化剂表面上吸附、反应、产物脱附和扩散等多个步骤，每个步骤对整个过程的总速率都有影响，最慢的一步控制了总速率4-5 。1.4.4 工艺流程和主要设备工艺流程图如图1-1所示，据此进行物料恒算和热量恒算图1-1 工艺流程程图流程

21、简介如下：原料天然被压缩至3.6MPa左右，送到一段炉的对流段预热至380 至400，热源是由辐射段来的高温烟道气。预热后气体进入钴钼催化脱硫器，使有机硫加氢变成硫化氢，再到氢化锌脱硫罐脱硫硫化氢，使天然气中总含硫量降至0.5×10-6（体积分数）以下。脱硫后天然气与中压蒸汽混合，再送到对流段加热至500 至520，然后分流进入位于一段炉辐射段的各转化管，自上而下经过管内催化剂层进行吸热的转化反应，热量由管外燃烧天然气提供。由反应管地步出来的转化气温度为800 至820，甲烷含量约9.5%（干基），各管气体汇合于集气管并沿中心管上升，由炉顶出来送往二段转化炉。在二段炉入口预热至450

22、左右的空气，与一段转化气中的部分甲烷在炉顶部燃烧，是温度升至1200 左右，然后经过催化剂床层继续转化，离开二段炉的转化器约1000，压力3.0MPa，残余甲烷低于0.3%(干基），（H2+CO）/ N2=3。从二段转化炉出来的高温转化气先后经废热锅炉，回收高温气的显热产生蒸汽，此蒸汽再经对流段加热成为高温过热蒸汽，作为工厂动力和工艺蒸汽。转化气本省温度降至370左右，送往变化工段。 燃料天然气先经一段炉对流段预热后，进入到辐射段的烧嘴，助燃空气由鼓风机送预热器后也送至烧嘴，在喷射过程中混匀并在一段炉内燃烧，产生的热量通过反应管壁传递给催化剂和反应气体。离开辐射段的烟道气温度高于1000，在炉

23、内流至对流段，依次流经排列在此段的天然气-水蒸气混合原料气的预热器、二段转化工艺空气的预热器和助燃空气预热器，温度降至150至200，由排风机送至烟囱而排往大气。主要设备：（1）一段转化炉：一段转化炉采用顶烧方箱炉，由辐射段和对流段组成，外壁用钢板制成，炉内壁衬耐火层。转化管竖直排列在辐射段炉膛内，总共有300400根内径约70120mm、总长1012m的转化管，每根管内装催化剂。多管型式能提供大的比传热面积，而且，管径小者更有利于横截面上温度均匀，提高反应效率。反应炉管的排布要着眼于辐射传热的均匀性，故应有合适的管径、管心距和排间距，此外，还应形成工艺期望的温度分布，要求烧嘴有合理的布置及热

24、负荷的恰当控制。反应炉管的入口处温度500至520，出口处800至820。对流段有回收热量的换热管，采用中国西南化工研究院生产的Z-111型一段转化炉用催化剂。（2）二段转化炉：二段转化炉不需要外部供热，在炉内，氧气与部分甲烷燃烧放热，使转化反应自热进行。故采用内径约3m，高约13m的圆筒形转化炉，壳体为碳钢制成，内衬不含硅的耐火材料，炉壳外保温，与环境无热交换，所以，二段炉是一个上部有均相燃烧空间的固定床绝热式催化反应器，高温气体自上而下流过带孔的耐火砖层、耐高温的铬催化剂层、镍催化剂层，最后由炉下部引出二段转化气。采用中国西南化工研究院生产的Z-206型二段转化炉用催化剂。（3）钴钼加氢脱

25、硫器：为圆筒形设备，内装两层催化剂。采用中国T-201型加氢催化剂 。（4）氧化锌脱硫槽：为立式圆筒形设备，其结构与加氢脱硫器相似，采用T-303 型催化剂。脱硫剂的用量可按一年考虑，设计为两槽串联，使用半年后，第一槽（前槽）更换为新脱硫剂，而将第二槽（后槽）作前槽使用。 这样总是让新脱硫剂在串联的后槽起把关作用6-7。第二章 工艺计算2.1 设计条件进一段炉原料气组成如下表，进口温度510。原料气组成组分N2H2CO2CH4C2H6C3H8C4H10C5H12合计mol%2.5110.1010.01194.2192.1610.1990.0980.7100空气组成组分N2O2Armol%782

26、11进二段炉空气中加10%的蒸汽（安全目的）进合成系统合成气组成合成气组成组分H2N2CH4Ar合计mol%73.9524.651.080.32100一段转化的H2O/C=3.5一段转化压力P3.1MPa二段转化压力P2.97MPa上升管出气温度856一段炉转化反应CH4H2O3H2COCOH2OH2CO2CH42H2O4H2CO2C2H64H2O7H22CO2C3H86H2O10H23CO2C4H108H2O13H24CO2C5H1210H2O16H25CO2二段炉反应H2+O2=2H2OCH4H2O3H2COCH42H2O4H2CO2COH2OH2CO2空气中的氧气按下式全部生成水O2 +

27、 2H2 = 2H2O设CO2吸收塔出口CO2含量为0.1%（干基），此CO2在甲烷化炉中按下式全部转化为CH4CO2 + 4H2 = CH4 + 2H2O每生产一吨氨耗氢96.025kmol ，高于理论值；耗二段转化气量142.68kmol2.2 物料衡算2.2.1 物料衡算主要方程式一段炉转化反应：CH4H2O3H2COCOH2OH2CO2CH42H2O4H2CO2C2H64H2O7H22CO2C3H86H2O10H23CO2C4H108H2O13H24CO2C5H1210H2O16H25CO2二段炉反应：H2+O2=2H2OCH4H2O3H2COCH42H2O4H2CO2COH2OH2C

28、O2甲烷化反应：CO2 + 4H2 = CH4 + 2H2O2.2.2 物料衡算基准2.2.2.1以生产1吨氨为基准计算1、计算基准100kmol纯氢、氮气。2、以100kmol原料气为基准，按照一段路转化反应方程式，计算100kmol 原料气可提供的总氢气量为0.101+94.219×4+2.161×7+0.199×10+0.098×13+0.7×16=406.568 kmol/100kmol原料气3、以100kmol合成气为基础，计算原料气的量G、进二段炉空气的量A以及CO2回收量 ； N2 平衡：0.002511×G+0.78&

29、#215;A=24.65H2平衡：由合成气组成知1mol CH4消耗4mol H2，在二段炉中1mol O2消耗2mol H2，则有G×4.06568-2×0.21×A-1.08×4=73.95联立以上两式可解出：G=22.509 kmol A=31.53 kmol 。合成每吨氨气：需要原料气量22.509×142.68/100=32.12kmol/t NH3空气需要量31.53×142.68/100=44.99kmol/t NH3水蒸气需求量=进一段炉空气量+进二段炉空气量×10%天然气总碳指数=（94.219+2.161

30、×2+0.199×3+0.098×4+0.7×5）/100=1.0234则需要的水蒸气的量=32.12×1.0234×3.5+44.99×10%=119.55kmol/t NH3CO2回收量=32.12×(1.0234+0.00011)-142.68×0.0108=31.33kmol/t NH3按日产千吨氨气计算消耗的原料量日产千吨氨生产消耗的原料量物料原料气工艺空气水蒸气CO2回收消耗/（kmol/t NH3)32.1244.99119.5531.33消耗/(kmol/h)1338.3331874.58

31、34981.251305.4172.2.2.2 循环氢气量计算设定出加氢转化器的出口氢气量为5%，再计算一段炉出口物料组成，通过计算平衡温差判断出口氢气量的设定是否合理，经过计算得只当出口氢气量为5%时，平衡温差t=63，与生产中控制一段炉的平衡温距2228的范围相差过大，结果不合理。重新设定出口氢气量含量为4.5%。计算结果如下。循环氢气（合成气）中氢气组分为74.113%H2的平衡方程 0.001×y+0.7395×(1-y)=1.0×0.045解得 y=0.9334 1-y=0.0666可知0.9334kmol 原料气加氢转化需要循环气为0.0666kmol

32、 ，则每吨NH3需要循环氢气量为：32.12×0.0666÷0.9334=2.292kmol/t NH3出转化器气体量为：32.12+2.292=34.41kmol加氢转化器进出口物料组成见下表：进出加氢转化器气体组成组分进-天然气量进-循环气量出-总气体量mol%kmol/t NH3kmol/hmol%kmol/t NH3kmol/hmol%kmol/t NH3kmol/hN22.511 0.807 33.606 24.650 0.565 23.541 3.986 1.372 57.146 H20.101 0.032 1.352 73.950 1.695 70.622 4

33、.50 1.727 71.974 CO20.011 0.004 0.147 0.010 0.004 0.147 CH494.219 30.263 1260.964 1.080 0.025 1.031 88.516 30.288 1261.996 C2H62.161 0.694 28.921 2.017 0.694 28.921 C3H80.199 0.064 2.663 0.186 0.064 2.663 C4H100.098 0.031 1.312 0.091 0.031 1.312 C5H120.700 0.225 9.368 0.653 0.225 9.368 Ar0.320 0.007

34、 0.306 0.021 0.007 0.306 合计10032.121338.331002.29295.510034.4121433.832.2.3 一段转化炉物料衡算1、计算依据天然气总碳指数 =（88.02+2.017×2+0.186×3+0.091×4+0.653×5）/100=0.962则需要的水蒸气的量=34.412×0.962×3.5=115.865kmol/t NH3 =4827.71 kmol/h进一段炉气体总量=出加氢转化器气体+水蒸汽量 =34.412+115.865 =150.277 kmol/t NH3进一段

35、炉气体组成进一段炉气体组成组分N2H2CO2CH4C2H6C3H8C4H10C5H12Ar合计mol%3.9865.020.0188.5162.0170.1860.0910.6530.021100水碳比为3.5一段转化压力P3.1MPa二段转化压力P2.97MPa上升管出气温度856出口转化气中CH4含量为9.7%（干基）出口温度下，CO转化反应达到平衡即气体组成满足：kp=pCO2·pH2pCO·pH2O=nCO2·nH2nCO·nH2O查设计资料氮肥工艺设计手册 理化数据得知当t=856 时，kp=0.8432、计算过程一段炉出口气体量的计算设nCO

36、 、nCO2 、nH2 分别表示转化炉出口气中的CO、CO2、H2的物质的量。nH2O表示反应掉的蒸汽的物质的量，nH2O表示转化炉出口气中H2O的物质的量，V表示干气的物质的量。 C平衡： 0.004+30.288+0.694×2+0.064×3+0.031×4+0.225×5 = nCO + nCO2 +0.097V整理得：1380.04= nCO + nCO2 +0.097V H2平衡： 71.974+1261.996×2+28.921×3+2.663×4+1.312×5+9.368×6+4827.

37、71 = nH2 +2×0.097V +4827.71- nH2O 整理得：2756.149= nH2 +0.194V- nH2O O2平衡： 0.147+0.5×4827.71=0.5×4827.71-0.5×nH2O +0.5nCO+ nCO2整理得： 0.294=2 nCO2 + nCO - nH2O 总气量V= nCO + nCO2 +0.097V+ nH2 + nN2 + nAr = nCO + nCO2 +0.097V+ nH2 +57.452 - nH2 = V-1437.492 + nH2O =1.194V-4193.641 - 联立 n

38、CO2 =1.291V-5573.387 nCO=6953.427-1.388V nH2O=4827.71- nH2O=9021.351-1.194V 因为 kp=pCO2·pH2pCO·pH20=nCO2·nH2nCO·nH2O=0.843得到 1.291V-5573.387（ V-1437.492）6953.427-1.388V（9021.351-1.194V）=0.843整理 V2-95528V+423274519=0解得 V=4658 kmol/h将V值代入得nH2=3220.5 kmol/hnH2O=3459.7 kmol/hnCO=388.1

39、 kmol/hnCO2=440.0 kmol/hnCH4=451.8 kmol/hnH2O=1368 kmol/hn湿=3459.7+4658=8117.7kmol/h3.一段炉平衡温距的计算kpCH4=pCO·p3H2pCH4·pH2O=nCO·n3H2nCH4·nH2O(Pn湿)2=488.1×3220.53451.8×3459.7×(30.698117.7)2=305.8查设计资料得t=824 ，故得平衡温距t=856-824=32。一段炉进出口物料组成表组分进出mol%kmol/hmol%kmol/hN23.9855

40、6157.146 1.25357957.146 H25.01968871.974 70.645883220.5CO20.0102670.147 9.669525440.8CH488.015511261.996 9.910825451.8C2H62.01706728.921 00C3H80.1857462.663 00C4H100.0914731.312 00C5H120.6533779.368 00Ar0.0213130.306 0.0067040.306 CO8.513482388.1干气1001433.833 1004558.652 H2O4827.713459.7湿气6261.543 8

41、018.352 2.2.4二段转化炉物料衡算1、计算依据：二段炉出口CH4含量为0.033%（干基）；出口气体温度为1003；出口压力为2.97MPa；补充蒸汽为工艺蒸汽量的10%。2、计算过程二段炉出口转化气气体量的计算二段炉入口的工艺空气的量为1874.583kmol/h ，补充蒸汽量为187.5kmol/h 。设nCO 、nCO2 、nH2 分别表示转化炉出口气中的CO、CO2、H2的物质的量。nH2O表示反应掉的蒸汽的物质的量，nH2O表示转化炉出口气中H2O的物质的量，V表示干气的物质的量。则有C平衡：nCO + nCO2 +0.0033V=1380.04 H2平衡：nH2 + 0.

42、0033V×2+ ( 3459.7+187.5 ) - nH2O= 3220.5+451.8×2+ ( 3459.7+187.5 )整理得：4124.1= nH2 + 0.0066V - nH2O O2平衡：440.8+388.1×0.5+ ( 3459.7+187.5 ) ×0.5+0.21×1875= 0.5nCO +nCO2 + ( 3459.7+187.5 ) ×0.5- 0.5nH2O整理得： 2037.04=nCO + 2nCO2 - nH2O 干气物质的量V= nCO + nCO2 + nH2 + nN2 + nAr+

43、nCH4 = nCO + nCO2 + nH2 +57.146+0.306+0.79×1875+0.0033V整理得 V= nCO + nCO2 + nH2 +1538.702+0.0033V 设出口条件下，CO转化反应达到平衡，查设计资料得该条件下 kpCO=0.566kpCO =pCO2·pH2pCO·pH20=nCO2·nH2nCO·nH2O +得 V= nH2+2918.742 将代入得 nH2O=1.0066 nH2- 4104.84 -得 657-0.0033V = nCO2 - nH2O 将代入得 nCO2 =1.0099 nH2

44、-3438.2 将代入得 nCO =4808.6-1.0132 nH2 出二段炉气体中nH2O=3459.7+187.5- nH2O =7752.04-1.0066 nH2 将代入kpCO=(1.0099 nH2-3438.2) ·nH24808.6-1.0132 nH2·(7752.04-1.0066 nH2)=0.566整理得n2H2 + 8711.8 -49051800 = 0从而解得 nH2= 3891.7 kmol/h将解得的nH2代入得nH2O=3834.7 kmol/hnCO=865.4 kmol/hnCO2=492.03 kmol/hnCH4=22.47 k

45、mol/hnH2O=-187.5 kmol/h （负号表示反应完成后体系内水含量增加）出口干气V= nH2 +2918.742=6810.4kmol/hn湿=V+ nH2O= 10645.1 kmol/h3、二段转化炉平衡温距的计算二段转化炉出口压力为2.97MPa。则kpCH4=pCO·p3H2pCH4·pH2O=nCO·n3H2nCH4·nH2O(Pn湿)2=865.4×3891.7322.47×3834.7×(29.710645.1)2=4987.9查设计资料知kpCH4=4987.9 时，对应t=963；故平衡温距t

46、=1003-963=40二段转化炉进出口物料衡算表组分进出mol%kmol/hmol%kmol/hN223.616041519.256 22.30951519.256 H250.0613220.557.147623891.7CO26.852007440.87.225209492.03CH47.022996451.80.3299622.47O26.119007393.645Ar0.29613819.0510.27975419.051CO6.032813388.112.70796865.4干气1006433.152 1006809.907 H2O3459.73834.7湿气10644.607 2.

47、3能量衡算2.3.1 已知数据一段转化炉进出、口各物料量见上表；基准温度取298K。反应器入口温度为370(643K)，出口温度为856(1129K)，各组分在对应温度下的平均摩尔热容值以及各组分在298K的生成热可从文献中查出8-13。组分643K1129KCH4-7490045.256.77CO-11060029.831.19CO2-39370043.448.39H2029.229.57N2029.630.91Ar029.630.91H2O-24200035.137.592.3.2 计算过程原料混合气370一段转化气856一段转化气298K原料混合气298K（25）H1H3H2本稳态流动反

48、应体系的热量衡算按下式计算。即： （1）下面分别计算输入端和输出端的总焓。一段转化炉输入端的焓（每小时）输入组分n/kmol/kJ/K/kJCH41262.00-9452380034519679628CO003450CO20.147-578743452201H271.9740345725066N257.1460345583575Ar0.30603453125H2O4828-95832000034558464666合计6220-105290167479458261H入 = -1052901674+79458261=-973443413kJ一段转化炉输出端的焓（每小时）输出组分/kmol/kJ/K

49、/kJCH4451.8-3383982078020005975.1CO388.1-429238607809441774.42CO2440.8-17354296078016637643.36H23220.5078074279544.3N257.14607801377778.63Ar0.30607807377.6H2O3459.7-837247400780101439096合计8018.352-1087554040223189189H出 = -1087554040 + 223189189 = -864364851kJQP=H出-H入=-864364851-973443413=1.1×10

50、8KJQ为正值，说明需要向反应器供给热量，每输入1200kmol原料天然气需要供热1.1×108KJ 。2.4 管径计算由流体的常用流速范围，初步选定管内流体流速，按下式计算管子的内径，并修正到符合公称直径要求。式中：流体在操作条件下的体积流量，； 流体的流速，； 管子内径，(1) 预热后原料天然气管道：操作条件为：温度510，压力3.1MPa，流量1433.833kmol/h由PV=nRT，得操作状态下的体积流量:V=nRTP=1433.83×8.314×510+273×1033.1×106=3011m3/h初选流速u=14 m/s，则d=4

51、×30113.14×14×3600=276mm选中299×10的无缝钢管，d=279mm，实际的流速：u=4Vd2=4×30113.14×0.2792×3600=13.7m/s(2) 工艺蒸汽管道操作条件为：温度316，压力3.62MPa，流量4828kmol/h由PV=nRT，得操作状态下的体积流量:V=nRTP=4828×8.314×273+316×1033.62×106=6531m3/h初选流速u=18 m/s，则d=4×65313.14×18×3600=358mm选中377×6的无缝钢管，d=365mm，实际的流速：u=4Vd2=4×65313.14×0.3652×3600=17.3m/s（3）混合气管道：操作条件为：温度370，压力3.1MPa，流量6262kmol/h由PV=nRT，得操作状态下的体积流量:V=nRTP=6262×8.314×273+370×1033.1×106=10798m3/h初选流速u= 19m/s，则d=4×107983.14×19×3600=448mm选中4