年产二十万吨合成氨转化工段设计

毕业设计题目：年产二十万吨合成氨转化工段设计学院：化学与材料工程专业：化学工程与工艺姓名：学号：指导老师：完成时间：2014年5月20日1绪论1.1合成氨转化工段简述1.1.1概述氨是1794年由J.普里斯特利在加热氯化铵和石灰混合物时候发现，1784年C-L．伯托利确定氨由氮和氢组成。19世纪中叶，炼焦工业兴起，生产焦炭的工程中制得了氨。虽然可以从副焦炉气中回收氨，但是这样的回收的氨量不能满足需求，促使人们研究新的得到氨的方法。慢慢发展有：电弧法，氰化法，合成氨法。氨，或称“氨气”，分子式为NH3，是一种无色气体，有强烈的刺激气味。极易溶于水，常温常压下1体积水可溶解700倍体积氨。氨对地球上的生物相当重要，它是所有食物和肥料的重要成分。氨也是所有药物直接或间接的组成。氨有很广泛的用途，同时它还具有腐蚀性等危险性质。由于氨有广泛的用途，氨是世界上产量最多的无机化合物之一，多于八成的氨被用于制作化肥。由于氨可以提供弧对电子，所以它也是一种路易斯碱。我国合成氨工业的发展情况：解放前我国只有两家规模不大的合成氨厂，解放后合成氨工业有了迅速发展。1949年全国氮肥产量仅0.6万吨，而1982年达到1021.9万吨，成为世界上产量最高的国家之一。近几年来，我国引进了一批年产30万吨氮肥的大型化肥厂设备。我国自行设计和建遣的上海吴泾化工厂也是年产30万吨氮肥的大型化肥厂。这些化肥厂以天然气、石油、炼油气等为原料，生产中能量损耗低、产量高，技术和设备都很先进。1.1.2合成氨生产技术的发展合成氨生产技术的发展分为四个阶段。阶段一是合成氨的原料构成是从固体燃料为主转移到以气体燃料和液体燃料为主，阶段二是生产规模向大型化发展，表现在：(1)单系列合成氨装置的大型化。(2)热能体现了综合利用。(3)高度生产自动化。阶段三是低能耗新工艺。合成氨，除了原料天然气，石油，煤炭等一次能源以外，整个生产过程还需要消耗较多的电力，蒸汽等二次能源，而且用量又很大。现在合成氨能源消耗费用占生产成本费用的70%以上，因而能耗是衡量合成氨技术水平好经济效益的重要标志。阶段四是生产自动化。合成氨生产特点之一是工序多，连续性强。为了保证能够长周期的安全生产，对过程控制提出更高的要求，从而发展到把全流程的温度，压力，流量，物位和成分五大参数的模拟仪表，报警，连锁系统实行显示和监视控制。1.1.3合成氨转化工段天然气转化法主要反应天然气是指储藏于地层较深的部位的可燃气体，而与石油共生的天然气常称为油田气。它们的主要成分均可用CnHm来表示。它在高温下与水蒸气作用生成以H2和CO为主要组分的粗原料气，其反应为：其中还有一个反应，这两个反应为制取粗原料气的主要反应。1.1.4合成氨转化工段分为两段的原因天然气合成氨转化工段要求较高。第一，由于天然气的转化深度高要求CH4的含量小于百分之零点五，导致反应温度与水碳比要求很高，反应设备一下难以达到要求。第二，气体组成的要求较高，二段转化炉中要燃烧空气，补充氮气，使得H2+CO/N2基本达到3：1，波动范围不能过大，同时为反应提供大量的燃烧热，从而达到转化任务，CH4含量低于0.5%。1.1.5合成氨转化工段设计的主要设备一段转化炉一段转化炉是烃类蒸汽转化法制氨的关键设备之一，它是由若干根反虚管与加热室的辐射段以及回收热量的对流段两个主要部分组成。二段转化炉二段转化炉为一立式圆筒，壳体材质是碳钢，内衬耐火材料，炉外有水夹。1.2生产流程的选择1.2.1转化工段工艺流程介绍到目前为止，全国近百个以天然气为原料的小合成氨厂中大多数仍采用间歇催化转化工艺流程，少数厂采用管式炉连续加压催化转化流程。但随着小合成氨工业的发展和技术的进步。正在开发和推广各种节能革新工艺。应为合成氨生产中能量消耗的费用占总生产成本的75%以上。下面介绍几种合成氨转化工段传统工艺和节能型工艺流程。换热式二段转化工艺流程：天然气经过加热炉预热和脱硫后，被高温水饱和或添加蒸汽，使水碳比达到2.5以上，再经换热器加热到500～600摄氏度的天然气蒸汽混合气进入换热式一段炉管内，在催化剂作用下，有30%左右的CH4被转化成H2，CO，和CO2，出转化管气体的温度约650摄氏度进入二段转化炉上部混合器，与被加压和预热的富氧空气混合，空气中的氧与一段转化气中的氢迅猛反应。放出大量的反应热，以供给二段炉中甲烷蒸汽催化转化反应的吸热。由二段转化炉出口的转化气温度高达950～1000摄氏度，残余甲烷控制到0.35%以下，再回到一段炉的管间，通过热交换向转化管内提供反应热。温度降至620～640摄氏度出一段炉，再相继经气体换热器和废热锅炉，转化气温度降至360摄氏度左右送中温度换炉进行CO的变换反应。间歇催化转化工艺流程：天然气间歇催化转化制合成氨原料气分吹风和制气两个阶段循环操作。吹风阶段：经脱硫并减压到一定0.08-0.1MPa的天然气与罗茨风机送来的空气按一定比例从蜗壳烧嘴的天然气和空气管加入烧嘴，经蜗壳旋转混合进入燃烧炉炉膛燃烧，产生1300摄氏度左右的高温燃烧气，经蓄热炉二段蓄热炉，提高蓄热炉的温度，然后，燃烧气从转化炉顶部进入催化剂床层，燃烧气以转化炉底部出来时温度约850摄氏度，然后进入火管式废热锅炉管内，使管间的软水蒸发，产生0.6-1.0MPa的饱和蒸汽，供转化与交换用汽。出废热锅炉烟气温度为250摄氏度左右，再经软水预热器降至150摄氏度左右通过烟囱放空。制气阶段：来自罗茨风机的空气与减压至0.1MPa的水蒸汽按比例从燃烧炉膛加入，经蓄热炉加热后，在二段蓄热炉的入口处与减压至0.05—0.08MPa的天然气混合，发生高温非催化反应，温度达950～1000摄氏度进入催化剂层进行催化转化反应，并还原吹风阶段被氧化了的镍催化剂。转化气从转化炉底部出来时约850摄氏度，亦相继经废热锅炉，软水预热器回收余热，降至150摄氏度左右，再经洗气箱，洗气塔冷却至常温送入气柜。原料天然气经过脱硫后补充蒸汽，使得混合气水碳比达到3.5左右经混合气预热器，加热至450～550摄氏度进入一段转化炉管内，在镍催化剂作用下进行转化反应。出一段炉的转化气含CH410%，温度750摄氏度左右。反应所需的热量由管外的天然气与空气燃烧供给。燃烧烟气经辐射段后进入对流段依次经过空气预热气，天然气蒸汽混合气预热气，工艺天然气预热器和烟气废热锅炉回收余热温度降至250摄氏度以下经引风机抽入烟囱排至大气。一段转化气集气管进入二段转化炉的上部，与经预热到450～500摄氏度的工艺空气混合。空气中的02首先与一段转化气中的氢气发生燃烧反应。放出大量的热，使得温度达到1000摄氏度以上。随后，混合气在二段转化炉催化剂的作用下进行自热式甲烷蒸汽转化和部分一氧化碳的变换反应。出二段炉气温度降至900摄氏度左右。CH4含量小于0.5%。二段炉的空气加入量应该控制使得转化气中(CO+H2)/N2略大于3以满足合成氨生产对原料的需求。转化气再经废热锔炉回收余热，使得温度降至360摄氏度左右进入中温变换工序。选择的流程介绍：连续催化转化工艺流程（管式炉连续催化转化工艺流程）此流程就是本设计中选用的流程，详细的介绍如上。1.2.2选择转化工段的工艺流程及原因原因：换热式二段转化虽然实现了甲烷连续催化转化制气，又取消了专门为提供反应热的燃烧烟气，使得吸热与供热过程融为一体，做到了工艺系统的热能自身平衡外，多余部分用于副产蒸汽，使得转化气降至约360摄氏度送至中温变换炉。漫有放空气造成大的大量的低位热能损失。但没有废热锅炉，使得蒸汽的利用没有得到合理的利用，而且热量的需要也很难得到满足。连续催化转化工艺流程（管式炉连续催化转化工艺流程）更好的实现了蒸汽的利用和热量的供给。连续催化转化工艺流程即为管式炉连续催化转化工艺流程。河南城建学院本科毕业设计物料衡算2物料衡算计算按照天然气，水蒸汽，空气传统的两段转化流程。2.1一段炉转化计算基础数据及衡算2.1.1基础数据以l00kmol一段炉入口干气量为基准计算。取一吨氨消耗干转化气VH=3000NM3（标）=133.93kmol。最后全部折合为1t氨每小时为基准的物料量。表2-1天然气组成组成CH4C2H6C3H8CO2N2H2Smol%96.891.180.131.780.02微量入炉水碳比：R=∑C=3.3；出炉气体CH4含量：8.5%；（干基）出炉气体压力：P1=1.15MPa（绝）。物料计算令：V出炉干转化气总量，kmol;nCO出炉气体中CO气量，kmol;nCO2出炉气体中CO2气量，kmol;nH2出炉气体中H2气量，kmol;nH2O出炉气体中水蒸汽量，kmol。2.1.2一段转化炉物料衡算以上表中天然气量为入炉原料气体作元素守恒计算，则有：碳(C)平衡：出口气总碳量=进口气总碳量：(2-1)101.42即为入炉气总碳量，按入炉水碳比R=3.3可以得到入炉气是水蒸汽量G为：G=101.42R=101.42×3.3=334.686氢(H2)平衡：(2-2)氧（O2）平衡：(2-3)出炉干转化气总量：(2-4)一化碳平衡：一般一氧化碳变换反应在转换炉出口接近平衡，可以近似按达到平衡处理，其平衡常数可以写成：因为所以(2-5)解联立方程(2-1～5)求解，可求出V，，，，。解方程按以下步骤计算：首先假设出炉温度T1为760℃，并由氮肥工艺设计手册一理化数据分册第572页查出Kp=l.180，将Kp代人式（2-1～5）得到方程组如下：nCO++0.085V=101.42++0.17V=193.78+3.54+0.52+334.686=532.526+0.5nC0+0.5=169.1230.915V=nCO+++0.02设nCO为x，为y，为z，为a，则x+y+0.085V=101.42(2-1)z+a+0.17V=532.526(2-2)0.5x+y+0.5a=169.123(2-3)x+y+z-0.915V=-0.02(2-4)yz=l.180xa(2-5)用（2-1）－(2-4)得z=V-101.44(2-6)把(2-6)代人(2-2)得V－101.44+a+0.17V=532.526即a=633.96-1.17V(2-7)(2-3)-(2-4)得-0.5x+0.5a-z+0.915V=169.143（2-8)把（2-6）和（2-7）代人（2-8）得-0.5x+0.5(633.96-1.17V)-(V-101.44)+0.915V=169.143即x=498.56-1.34V(2-9)把（2-6），(2-7)，(2-9)代入(2-4)得498.56-1.34V+y+V-101.44-0.915V=-0.02即y=l.225V-397.14(2-10)把(2-6)，（2-7），(2-9)，（2-10）代入(2-5)得(1.225V-397.14)×(V-101.44)=1.053×(498.56-1.34V)×(633.966-1.17V)0.625-1169.3349V+332676.8234=0V=1520.974（舍弃），或V=349.9616把V=348.7397代入(2-6)，（2-7），（2-9），(2-10)得x=498.56-1.34349.9616=29.6111y=l.225349.9616-397.14=31.5633z=349.9616-101.44=248.5219a=633.966-1.17349.9616=224.5046所以：nCO为x=29.6111n为y=31.5633n为z=248.5219nH2O为a=224.50462.1.3一段转化炉出口气体量表表2-2一段转化炉出口气体量表组分Kmolmol%(干)mol%(湿)CO29.61118.72995.2505CO231.56339.29805.5967H2248.521973.210344.0667CH429.74688.50005.2746H2O224.504639.8081N20.02000.00590.0037V349.9619总为100%总为100%V-o574.4662校核平衡温距由出一段炉出口参数计算与之相应的水蒸汽转化的平衡常数Kz，应的温度Tz就是此条件下得平衡温度。上式中P1=1.15MP=11.3498atm此.由氮肥工艺设计手册一理化数据分册第565页查得Kz对应的平衡温度为Tz在730到735℃之间，用内查法得到Tz=738.6℃。所以平衡温距=760-738.6=21.4℃。在一般转化操作条件下一段转化平衡温距设计按20～30℃取用。新催化剂或活性良好时，△T实际较小；当催化剂中毒，或使用后期，活性明显衰退后T1增大。设计应按不利情况考虑。由于△T=21.4℃，故符合设计要求，不再重新计算，若不符合，则重设T1，直到符合要求为止。（这步我算了很多遍）2.2二段炉转化计算基础数据及物料衡算2.2.1基础数据入炉水碳比：R=∑C=3.3；表2-3加氮空气组成组分N2O2Ar合计mol/%78211100加氮控制量：转化气中氢氮比(H2+CO)/N2=3.1；转化气CH4含量0.3%（干基）；二段转化炉出口压力：P2=0.9MPa（绝）2.2.2二段转化炉物料衡算为计算方便，将一段炉，二段炉视为一体作为独立系统建立各有的平衡关系。该系统进入物料有加氢天然气，水蒸汽，加氮空气；出系统物料则为转化气体一项，二段炉出口转化气各组分气体符号同一段炉计算符号，并令F为加氮空气总量，并联立方程如下：碳(C)平衡：同一段炉nCO+n+0.003V=101.42(2-11)101.42即为入炉气总碳量，按入炉水碳比R=3.3可以得到入炉气是水蒸汽量G为：G=10l.42R=101.42×3.3=334.686=193.78+3.54+0.52+334.686=532.526(2-12)n+0.5nCO+0.5n=1.78+0.5G+0.21Fn+0.5nCO+0.5n=169.123+0.21F(2-13)出二段炉干转化气总量：V=nCO+n+n+0.003V+(0.78+0.01)F+0.02=nCO+n+n+0.003V+0.79F+0.02(2-14)氮量控制方程（氢氮比）：=2.418F+0.062(2-15)一氧化碳变换反应平衡方程：（2-16）联解式(2-1-6)6式可以解得6个未知数，联解试算步骤与一段转化炉相同。nCO+n+0.003V=101.42（2-11）+n+0.06V=193.78+3.54+0.52+334.686=532.526（2-12）+0.5nCO+O.5n=169.123+0.21F（2-13）V=nCO+n+n+0.003V+0.79F+0.02（2-14）n+nC0=2.418F+0.062（2-15）（2-16）nCO，n，n，n，V，F这6个未知数分别设为x，y，z，a，V，F假设二段炉出口温度为T2=995℃由氮肥工艺设计手册一理化数据分册第572页查出Kp=0.5680，将Kp代人式(2-16)得到方程组如下：则：x+y+0.003V=101.42（2-11）z+a+0.006V=532.526（2-12）y+0.5x+0.5a=169.123+0.21F（2-13）V=x+y+z+0.003V+0.79F+0.02（2-14）z+x=2.418F+0.062（2-15）yz=0.5680xa（2-16）由(2-11)-(2-14)得：z=V－101.44－0.79F（2-17）把(2-17)代人(2-12)得：V－101.44－0.97F+a+0.06V=532.526a=633.966－1.06V+0.79F(2-18)由(2-15)-(2-14)得0.997V－y=3.388F+0.082y=-0.082+0.997V－3.388F(2-19)由(2-13)－(2-14)得-0.5x+0.5a－z+0.997V=169.143+1.18F(2-20)把(2-17)和(2-18)代人(2-20)得-0.5x+0.5×（633.966－1.06V+0.79F)－(V－101.44－0.79F)+0.997V=169.143+1.18Fx=498.56－1.066V+0.55F(2-21)由(2-12)－2×(2-11)得z+a－2x－2y=329.686(2-22)把(2-17)，(2-18)，(2-19)，(2-21)代入(2-22)得V－101.44－0.97F+633.966－1.06V+0.79F－2×(498.56－1.066V+0.55F)－2×(-0.082+0.997V－3.388F)=329.686即：0.078V=794.28－5.676FV=10183.0769－72.7692F(2-23)把(2-23)分别代入(2-17)，(2-18)，(2-19)，(2-21)得z=10183.0769－72.7692F－101.44－0.79Fz=10081.6369－71.7992F(2-24)a=633.966－1.06×(10183.0769－72.7692F)+0.79Fa=-10160.0955+78.1053F(2-25)y=-0.082+0.997×(10183.0769－72.7692F)－3.388Fy=10152.4457－75.9389F(2-26)x=498.56－1.066×(10183.0769－72.7692F)+0.55Fx=-10356.6+78.122F(2-27)把(2-24)，(2-25)，(2-26)，(2-27)代人(2-26)得(10152.4457－75.9389)×(10081.6369-71.7992)=0.5680×(-10356.6+78.122F)×(-10160.0955+78.1053F)1986.5627－584230.723F+42586013.58=0解得：F=160.6612（舍去），或F=133.4301所以：nCO=x=-10356.6+78.122F=67.2256n=y=10152.4457－75.9389F=19.9113n=z=10081.6369－71.7992F=501.4631n=a=-10160.0955+78.1053F=261.5018V=10183.0769－72.7692F=473.47532.2.3二段转化炉出口气体量表表2-4二段转化炉出口气体量表组成转化气工艺空气Kmolmol%(干)mol%（湿）Kmolmol%CO67.22569.66657.0250CO219.91132.86312.0807H2501.463172.108352.4021H2O261.501827.3265CH41.42040.30000.1484N2104.095514.968110.8778104.075578Ar1.33430.19190.13941.33431O228.020321V473.4753100100133.4301100V1734.9771校验平衡温距：将结果代入得Kz=3433.2680由氮肥工艺设计手册一理化数据分册第565页查得Kz对应的平衡温度为Tz在945到950℃之间，用内查法得出Tz=947.8℃。所以平衡温距：△T=T2-Tz=995-947.8=47.2一般设计平衡温距为40～50℃之间，合符要求，不再重算。（这步衡算了多次得出）2.3以吨氨每小时为计算标淮折合指标因为设计是二十万吨合成氨的工艺设计，所以将主要计算结果乘以干转化气消耗定额与干转化气计算量之比，再乘以200000/(330×24)=25.2525即都乘(133.94/473.4753)×25.2525，得出以一吨氨每小时为基准的有关物料总量：原料天然气：l00×(133.94/473.4753)×25.2525=714.3603kmol/h（16001.6699（标））工艺水蒸汽：334.686×(133.94/473.4753)×25.2525=2390.8641kmol/h(53555.3557kg/h)工艺空气：133.4301×(133.94/473.4753)×25.2525=953.1719kmol/h(21351.05(标)）一段转化气：349.9616×(133.94/473.4753)×25.2525=2499.9869kmol/h(55999.7072（标））574.4662×(133.94/473.4753)×25.2525=4103.751kmol/h(91924.0216(标))含蒸水汽二段转化气：473.4753×(133.94/473.4753)×25.2525=5250.3851kmol/h(75763.9649(标))734.9771×(133.94/473.4753)×25.2525=3382.3199kmol/h(117608.6273(标)）含水蒸汽物料计算结果汇总于图一中。河南城建学院本科毕业设计热量衡算3热量衡算3.1计算基准和计算方法同物料衡算，先以l00koml一段转化炉进口气为基准，而后将结果乘以(133.94/473.4753)×25.2525折合为一吨氨每小时为基准。计算方法：由于反应较为复杂，并且压力不同，可以忽略压力对热效应的影响。为简化计算，拟采用统一的基准焓（或生成焓）计算。以P=latm，t=25℃为基准的气体的统一基准焓计算式为：(3-1)式中为气体在在TK的统一基准焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；该气体在25℃下的标准生成热，kcal/kmol(4.1868kj/kmol)；T绝对温度，K；气体的等压比热容，kcal/(kmol℃)气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：+…(3-2)式中，,，…为气体的特性常数。将(3-2)代人(3-1)积分得统一基准焓的计算通式：…(3-3)式中常数，，，与气体的特性常数及标准生成热的关系为：现在将有关气体的计算常数列到表3-1中。采用气体的统一基准焓进行热能够量平衡，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=(始一()末）式中；△H过程热效应，其值为正值时为放热，为负值是为系统吸热，kcal；nf始态或末态i气体的千摩尔数，kmol；H1始态湿度或末态温度下i的基准焓kcal/kmol。表3-1气体统一基准焓（通式）常数表分子式a0a1a2a3a4O2-1.90318×1045.802982.15675×10-3-7.40499×10-71.08808×10-10-2.11244×1037.20974-5.55838×10-44.84590×10-7-8.18957×10-11H2O-6.00360×1047.110921.29319×10-31.28506×10-7-5.78039×10-11N2-1.79673×1036.469035.1864×10-42.03296×10-7-7.65632×10-11CO-2.83637×1046.266278.98694×10-45.04519×10-7-4.14272×10-11CO2-96377.888676.3695.05×10-3-1.135×10-60Ar-1481.258884.986000CH4-1.96251×1043.35968.49588×10-3-7.11247×10-7-2.54873×10-11C2H6-2.21485×104-0.10392.40804×10-2-7.78185×10-61.14415×10-9C3H8-2.73961×104-1.265473.68744×10-2-1.28499×10-51.97668×10-93.2一段转化炉热量平衡3.2.1进入混合气带入焓设混合气入炉温度为480℃，根据天然气物料表2-1得各天然气组分量及水蒸汽量G列于计算表3-2。Hi用(3-3)求得：表3-2一段炉进口混合气焓计算表分子式mol/%,kmol,kcal/mol,kcalCH422.289796.89-12661-1226724.29C2H60.27151.18-11524-13598.32C3H80.00300.13-12284-1596.92CO20.40951.78-89181-158742.18N20.00460.02324464.88H2S微量微量H2O76.9949334.686-53910-18042922.26合计100434.686-19443519.09注：lkcal=4.1868kj混合气带入焓为：=-19443519.09×(133.94/473.4753)×25.2525=-138896792.6kcal/()=-581533091.4kj/()3.2.2一段转化气带出焓一段转化气温度760℃，根据一段炉物料平衡表2-2中各组分量列于计算表3-3。Hi用(3-3)求得表3-3一段转化焓计算表分子式mol/%,kmol,kcal/kmol(760℃),kcalCO5.250529.6111-21881-647920.4791CO25.596731.5633-90530-2857452.549H244.0667248.521955411377059.8479CH45.274629.7468-16202-481957.6536H2O39.8081224.5046-51781-11625072.6926N20.00370.02476895.36合计100574.4662-14235248.1664注：lkcal=4.1868kj一段气体带出焓：Hi=-14235248.1664×(133.94/473.4753)×25.2525=-101690969.8kcal/)=-425759752.4kj/()3.2.3燃料天然气量计算由于辐射段热负荷==-581533091.4－(-425759752.4)kj/()=-155773339kj/()=-37205822.82kcal/()燃料天然气量计算：燃料天然气组成见表2-1。由各组分气体的低热值计算燃料气低热值为：=0.9689×8555+0.0118×15226+0.0013×21795=8496.9398kcal/m3（标）=35574.9876（标）辐射段热效率以燃料天然气总热值的48%计，则需燃料气量为：v==155773339/(0.48x35574.9876)=9122.3585（标）/（）燃料总热值：=35574.9876x9122.3585=324527789.6kj/()=77512130.88kcal/()3.3二段转化炉热量平衡3.3.1一段转化气带入焓=-425759752.4kj/()3.3.2工艺空气带入焓设空气入炉温度为480℃，依据表2-3工艺空气组分表各组分量，列空气带入焓表3-4。表3-4空气带入焓计算分子式mol/%,kmol,kcal/kmol(480),kcalN278104.07553244337620.922O22128.0203304985433.8947Ar1.01.334322603015.518合计100133.4301426070.3347注：lkcal=4.1868kj空气带入焓为=426070.3347×(133.94/473.4753)×25.2525=3043677.568kcal/()=12743269.24kj/()3.3.3二段转化气带出焓二段转化气出炉温度为995℃，按二段炉气体出口表2-4中转化气组成列于转化气带出焓计算表3-5Hi用(3-3)求得：表3-5转化气焓计算表分子式mol/%,kmol,kcal/kmol(995),kcalCO7.025067.2256-26356-1771797.914CO22.080719.9113-89746-1786959.53H252.4021501.463170393529798.761CH40.14841.4204-15306-21740.6424H2O27.3265261.5018-49622-12976242.32N210.8778104.09556341660069.5655Ar0.13941.334348186428.6574合计100956.952-14027452.64注：lkcal=4.1868kj转化气带出焓：=-14027452.64×(133.94/473.4753)×25.2525=-100206560.9kcal/()=-419544829.3kj/()二段炉热量平衡=-101690969.8+3043677.568－(-100206560.9)=1559268.688kcal/()=6528346.059kj/()△H为正，说明有多余的热量放出作散热损失（包括一段转化气入二段炉夹套及表面散热）。3.4天然气预热器负荷计算3.4.1天然气带入焓由于目前小型合成氨厂天然气压力一般较低，故以入预热器温度为40℃计，由天然气组成表2-1天然气各组分量列预热器入口气体焓计算。表3-6天然气焓计算表(1)40℃分子式mol/%,kmol,kcal/kmol,kcalCH496.8996.89-17764-1756681.96C2H61.181.18-20047-23655.46C3H80.130.13-24551-3191.63CO21.781.78-93915-167168.7N20.020.021022.04合计100100-1950695.71注：lkcal=4.1868kj天然气带入焓：=-1950695.71×(133.94/473.4753)×25.2525=-13934996.86kcal/()=-58343044.87kj/()3.4.2天然气带出焓脱硫温度按420℃计，组分量同表3-6，列天然气焓计算表(2)，见表3-7：表3-7天然气焓计算表(2)，420℃分子式mol/%,kmol,kcal/kmol,kcalCH496.8996.89-13510-1336003.91.181.18-12978-15314.040.130.13-14378-1869.141.781.78-89896-160014.880.020.02-279955.98合计100100-1513145.98注：lkcal=4.1868kj天然气带出焓：=-1513145.98×(133.94/473.4753)×25.2525=-10809315.05kcal/()=45256440.25kj/()天然气预热器热负荷：=-13934996.86－(-10809315.05)=-3125681.81kcal/()=-13086604.6kj/()3.5混合气预热负荷计算3.5.1天然气带入焓设脱硫热量损失使得气体温度降至390℃，则天然气焓计算表(3)见表3-8表3-8天然气焓计算表(3)，390℃分子式mol/%,kmol,kcal/kmol,kcal96.8996.89-13918-1376351.021.181.18-13676-16137.680.130.13-15383-1999.791.781.78-90246-160637.880.020.02257951.58合计100100-1555074.79注：lkcal=4.1868kj天然气带入焓：=1555074.79×(133.94/473.4753)×25.2525=-11109340.62kcal/()=-46512587.29kj/()3.5.2水蒸汽带入焓水蒸汽按1.275MPa（表）饱和蒸汽计，其焓值为666.2kcal/kg,0℃时水蒸汽化热为597.3kcal/kg，故当以0℃之水为基准时，水蒸汽焓应为666.2－597.3=68.9kcal/kg。设水蒸汽在t℃时统一基准焓为，0℃时查（或算）H=-57955kcal/kmol，则有：(-57955)=68.9×18.02所以：=68.9×18.02-57995=-56753.442kcal/kmol由统一基准焓表可以查得相当于其焓值的温度为154℃。所以蒸汽带入焓=2390.804×(-56753.442)=-135689637kcal/()=-568105372.1kj/()式中2390.804为以一吨氨每小时为基准的水蒸汽耗量，kmol/h。混合气带出焓混合气带出焓即：=-138896792.6kcal/()=-581533091.4kj/()3.5.3混合气预热器热负荷=-11109340.62+(-135689637)－(-138896792.6)=-7902185.02kcal/()=-33084868.24kj/()3.6工艺空气预热器热负荷计算工艺空气带入焓：由于进入空气考虑净化除油，不回收压缩热，按40℃计算，列空气焓计算表3-9。表3-9工艺空气焓计算表分子式mol/%,kmol,kcal/kmol,kcal78104.075510210615.7012128.02031042914.1112Ar11.334375100.0725合计100133.430113629.8847注：lkcal=4.1868kj工艺空气带入焓：=13629.8847×(133.94/473.4753)×25.2525=97365.3081kcal/()=407649.0718kj/()工艺空气带出焓：=3043677.568kcal/()=12743269.24kj/()工艺空气预热器热负荷：空气预热器热负荷：=97365.3081－3043677.568=-2946312.26kcal/()=-12335620.17kj()3.7燃烧烟气计算3.7.1燃烧空气量计算理论空气量计算：燃料天然气量：=9122.3585（标）/()=407.2481kmol/()其组成见表2-1燃烧每mol燃料所需理论空气量为：式中：XH2燃料中的摩尔百分数，%；XCmHn燃料中XCmHn碳氢化合物摩尔百分数，%；21氧在空气中的摩尔百分数，%。所以：=3850.5825kmol/()=86253.0486（标)/()3.7.2实际空气量的计算为保证燃料完全燃烧，取空气过剩系数a=l.1，实际空气量：=l.l×3850.5825=4235.6408kmol/()=94878.3528（标）/()烟气量及组成计算略去空气带入水分，并按燃料中可燃组分完全燃烧列出燃料·空气·烟气平衡计算表3-10表3-10燃料气空气烟道气平衡计算表(1)组分燃料天然气燃烧空气烟气kmolmol%kmolmol%kmolmol%CH4402.727696.89C2H64.80591.18C3H80.52940.13CO27.24901.78421.17689.0713N20.08410.023303.7998783303.799871.1601O2889.48462164.5731.3681Ar42.3564142.35640.9123H2O810.902417.4655合计407.24811004235.64081004642.8841100烟气温度计算：最高绝热燃烧温度计算：根据热量平衡有：燃料焓+空气焓－烟气焓（时）=0以燃料温度，空气温度都为25℃时，空气焓=0所以烟气焓()=燃料焓(25℃)由表3-10得燃料焓：=7.2490×(-94052)+402.7276×(-17889)+4.8059×(-20236)+0.5094×(-24820)=-7996476.028kcal/()=-33479645.83kj/()设烟气温度为1900℃，则：=3303.7998×14886+42.3564×9315+421.1768×(-70278)+64.573×15720+810.9024×(-38466)=-10199999.34kcal/()=-42705357.24kj/()=-33479645.83－(-42705357.24)=9202785.164kj/()>0说明还有多余的热量放出，温度应当更高，设t=1930℃=3303.7998×15139+42.3564×9464+421.1768×(-69912)+64.573×15995+810.9024×(-38080)=-8872891.819kcal/()=-7996476.028－(-8872891.819)=874237.8637>0说明还有多余的热量放出，温度应当更高，设t=1950℃=3303.7998×15476+42.3564×9553+421.1768×(-69647+64.573×16045+810.9024×(-37676)=-7313270.591kcal/()-7996476.028－(-7313270.591)=-483205.419kcal/()<0说明热量不足，温度应该在1930～1950℃之间，由两次试算结果应有：=1930+(1950-1930)/()=1930+20×874237.8637/1559621.22=1941.24℃在最高温度t=1941.24℃时烟气的焓值为：=3303.7998×15342+42.3564×9502+421.1768×(-69852)+64.573×15983+810.9024×(-37859)=-7996889.565kcal/()=-33481377.23kj/()-7996476.028－(-7996889.565)=413.5355kcal/()=1731.3905kj/()△H与总值比仅万分之六，可略去不计，绝热燃烧温度=1941.24℃。烟气出辐射段温度：烟气在辐射段放出热量应当是一段转化热与本段热量损失之和。取热量损失为燃料低发热量的4%。设烟气出辐射段温度为，则有：=155773339+0.04×324527789.6=168752396.6/()即168752396.6=-33481377.23－168752396.6=-202233773.9kj/(）=48302707.05kcal/()计算结果，当=1016.4℃时=3303.7998×7574+42.3564×4971+421.1768×(-82225)+64.573×7909+810.9024×(-48683)=-48363071.69kcal/()所以t1=1016.4℃对流段烟气温度分布计算由于炉内负压操作，入孔，视孔，烟道漏气茌所难免，故计算对流段烟道气温度时，烟气量和组成按空气过剩系数为1.2计算，故实际空气量为：=1.2×3850.5825=4620.699kmol/()=103503.6576（标）/()比辐射段多用了空气4620.699－4235.6408=385.0582kmol，所以对流段烟气量及组成可在原基础上加上多余空气各组分量而得：表3-11表3-11对流段烟气量及组成烟气组分N2ArCO2O2H2O合计kmol/()3604.226846.2070421.1708145.4295810.90245027.9366mol/%71.6840.9198.37662.892516.1279100烟气入对流段温度：设燃料和空气燃烧前温度都为25℃，设对流段烟气焓为，则燃料焓：燃料焓+空气焓(25℃)-=辐射段热负荷+损失。其中：=-7996476.028kca/()=37205822.82kcal/()辐射段损失=0.04=0.04×77512130.88=3100485.232kcal/()空气焓(25℃)为0。所以：对流段烟气焓：=－－=-799647682-3100485.232=-48302293.48kcal/()=-202232042.4kj/()试算得：=942℃时=145.4295×7342+3604.2268×7050+46.2070×4667+421.1708×(-83125)+810.9024×(-49314)=-48305475.49kcal/()=-202245364.8kj/()因≈，故=942℃以下烟气经各预热之后热损失全部按预热器热负荷的5%计算，先以热平衡求出各预热器烟气焓值，而后在试算其温度，计算方法与上面计算完全相似，此处从略仅将计算结果列于表3-12中。表3-12对流段烟气温度分布表烟气位置预热器热负荷kj/()烟气焓值kj/()温度℃烟气段问放热kj/()对流段进口-202245364.8942空气预热器出口12335465.07-215197603.186612952238.31混合气预热器出口33082360.27-249934079.2650.734736476.06天然气预热器出口13086445.36-263674846.8566.7413740767.63烟气废锅出口50489554.07-378940158.126355265311.293.8转化工序自产蒸汽量计算3.8.1烟气废锅产汽量及热负荷烟气废锅产汽量：设烟气废锅段放出的热量中10%作为散热和排污损失，产生1.275MPa表压饱和蒸汽，其焓为666.2kcal/kg。进水温度90℃，其焓为90.04kcal/kg，则每kg蒸汽需要热量：=666.2－90.04=576.16kcal=2412.2667kj由表3-12的烟气放热Q=55265311.29kj/()故应产蒸汽量为：=0.9Q/=0.9×55265311.29/2412.2667=20619.1049kg/()烟气废热负荷：设软水总固体为150ppm，排污水中总固体2000ppm，若排污量kg，则有总体平衡有：(G+)×150=2000=150G/(2000-150)=150x20619.1049/1850=1671.8193kg/()排污水焓：197.3kcal/kg废锅热负荷为：0.9×55265311.29+1671.8193×(197.3-90.04)×4.1868=49738780.16+750774.2048=50489554.36kj/()其中49738780.16kj/()为产生蒸汽的有效热量。转化气废锅产汽量转化气带入焓：=-100206560.9kcal/()=-419544829.3kj/()转化气带出废锅焓：设出废锅转化温度为360℃，于是可按其组成算得：=501.463l×2339+104.0955x2360+1.3343×1664+19.9113×(-90592)+67.2256×(-24041)+1.4204×(-14314)+261.5018×(-54992)=-16400005.88kcal=(133.94/473.4753)×25.2525=-16400005.88×(133.94/473.4753)×25.2525=-117153714.9kcal/()=-490499173.4kj/()转化气方程热量=-100206560.9－(-117153714.9)=16947154kcal/()=707954344.37kj/()3.8.2转化气废锅产汽计算设包括二段炉出口管段损失及排污等占总热量的15%，其它条件同烟气废锅，则产汽量为：kg/()排污量：=150×25001.8759/1850=2027.1791kg/()热负荷:60311192.71+2027.1791×(197.3-90.04)×4.1868=61225956.34kj/()转化工序自产蒸汽总量：G==20619.1049+25001.8759=45620.9808kg/()除了自耗用43035.0299kg/()外，尚多出2587.7503kg/()。加上交换，合成产生蒸汽，可以有汽外供。3.9物料，热量平衡结果原料天然气消耗：16001.6699((标)）燃料天然气消耗：9122.3585/((标)）天然气总消耗：25124.0284/((标))以上定额未计算弛放气回收燃料热量，故实际生产管理好者，天然气总耗量可以在l000m（标）以下。将热量计算结果汇总后也列于图一中。图一物料热量汇总框图（以一吨氨每小时为基准）物料名称原料天然气原料天然气工艺蒸汽混合气一段转化气物料组分（%）N20.020.020.00460.0037O2ArH244.0667CO21.781.780.40955.5967CO5.2505CH496.8996.8922.28975.2746C2H61.181.180.2715C3H80.130.131000.0030H2O76.994939.8081流量Kmol/h(干)714.3603714.3603714.36032499.9869Kmol/h(湿)2390.86413105.22444103.751温度（℃）40390480760压力（MPa）1.421.371.3751.3461.15统一基准焓(kj)-58343044.87-46512587.29-568098457.3-58126013.3425754570.2物料名称二段转化气燃料天然气烟道气工艺空气工艺空气物料组分（%）N210.87780.0271.68407878O22.89252121Ar0.13940.919011H252.4021CO22.08071.788.3766CO7.0250CH40.148496.89C2H61.18C3H80.13H2O27.326516.1279流量Kmol/h(干)3382.3199407.2481953.1719953.1719Kmol/h(湿)5250.38514642.8841温度（℃）9952526340480压力（MPa）0.90.21.251.15统一基准焓(kj)-419544829.377511187.49-318940158.1407649.071812743269.24河南城建学院本科毕业设计设备的选型计算4设备的选型计算（主要设备）4.1一段转化炉辐射室计算4.1.1已知条件入炉混合气：表4-1入炉气组成组分N2CO2CH4C2H6C3H8H2O平均分子量mol/%0.00460.409522.28970.27150.003076.994929.48入炉压力：1.346MPa（绝）；入炉温度：480℃入炉气量：干气714.3603kmol/h湿气714.3603+2390.8614=3105.2244kmol/h出一段炉转化气：表4-2一段炉转化气组成组分H2N2COCO2CH4H2O平均分子量mol/%44.06670.00375.25055.59675.274639.808124.53一段转化气压力：1.15MPa（绝）；一段转化气温度：760℃；气量：干气2499.9869kmol/h湿气4103.751kmol/h燃料天然气：表4-3燃料天然气组成组分CH4C2H6C3H8CO2N2mol/%96.891.180.131.780.02温度：25℃，压力：0.2MPa;气量：407.2481kmol/h=9122.3574m3(标)/h;燃料低热值；35574.9876kj/(标)。燃烧烟气：空气过剩系数：a=1.1表4-4烟气组成组分N2ArCO202H2O平均分子量mol/%71.16010.91239.07131.368117.465525.65烟气量：4642.6841kmol/h；理论最高燃烧温度：1016.4℃转化管热负荷：=37205822.82kcal/h=155773339kj/h辐射段热效率：=48%辐射段热损失：Qs=3100485.235kcal/h=12981111.58kj/h4.1.2炉型选择选用项烧大火焰烧嘴方箱炉。该炉型的火焰与转化管平行，烟气能均匀由烟道排出。采用适当管间距，火焰不会发生冲击管子的现象。采用强制通风，燃烧稳定；烧嘴能力大，数量少，控制方便，适于中小合成氨厂使用。烧嘴自上而下喷射燃烧可满足反应供热需要，上部烟气温度高，管内转化速度快，吸热量多，下部烟气温度低，管内转化慢，需要热量少，转化管壁温度基本均匀。对流室设于地面，便于检修，但占地面积大，需设引风机。炉管选用：Cr25Ni20离心烧铸管；炉管尺寸：124×ll，有效长度L=10000mm。催化剂选用：Z107，粒度为16×16×6.干气空速取：4.1.3计算方法天然气蒸汽转化反应所需要热量通过燃料在管外燃烧而得。本设备既是一个反应器，又是一个换热器，反应和换热密切相关。由于转化管内气体浓度，温度治炉管轴向变化及转化反应所需的热量不均匀，故应将管内反应动力学与燃料燃烧及燃料传递关联起来，，建立数学模型，应用计算机，进行积分计算，以确定管内气体组成与温度分布曲线，转化管壁温及管外烟气温度分布曲线，从而得出辐射室的主要参数。由于分段计算十分繁杂，且其中涉及的催化剂动力学数据也难于取得，故本计算将一段转化辐射段作为一个整体，按转化管进，出口气体温度和组成，炉管平均壁温，烟气离辐射室的温度进行计算。4.1.4炉膛尺寸确定炉管有效容积，每根管有效容积为：催化剂用量：根据入炉干气量及选定空速计算催化剂用量为：炉管根数计算：根炉管布置及炉膛尺寸设计：考虑炉体紧凑，减小尺寸，将炉管分成7排布置，每排30根，每排炉管间布燃烧嘴12个，共布烧嘴8排96个。烧嘴与炉管间距取0.7m;各排炉管的管心距取2=0.248m。故炉管（或烧嘴）的排间距为：b==1.38m由此得辐射室尺寸：炉宽：3b+2×0.7=3×1.38+1.4=5.54m炉长：(30-1)×0.248+2×0.25=7.692m炉高：10m4.1.5转化管内传热系数计算转化管内壁到转化气之间的内膜给热系数，包括辐射给热系数和对流给热系数，可由下式计算：(4-1)式中：管内总给热系数，kcal/()；管内辐射给热系数，kcal/()；管内对流给热系数，kcal/()；管内辐射给热系数计算：=0.1918（4-2）式中：管内壁温度，℃；（4-3）管壁黑度，=0.8-0.9催化剂黑度，对转化镍催化剂=0.6则：=l/(1/0.9+1/0.6-1)=0.5625=0.1918x0.5625×=93.0855kcal/()=108.258W/()管内对流给热系数计算管内对流给热系数因条件不同而有不同计算式：当/<0.35,=1000~4000时，=0.813(/)(/)(4-4)式中气体混合物导热系数，kcal/()；气体混合物粘度，kg/()；催化剂当量直径，m；对圆柱体，直径为，高度为H时，=(4-5)G气体空管质量流速，kg/()；转化管内径，m。当／>6150<<4500时，=0.0646（4-6）式中催化剂的比表面积，；催化剂空隙率，查图小合成氨厂工艺设计手册第297页图15-3-1。其余意义同前。当条件不合a，b时，=3.6/(4-7)因本条件下，气体温度，组成在管内变化较大，故物性参数采用进口态和出口态的平均计算：进口混合气：温度480℃，压力1.346MPa（绝），根据入炉气体组成计算出物性参数：=0.655kcal/()；=0.0943kg/()出口气体温度760℃，压力1.15MPa（绝），及气体组成可得出口气物性参数：=0.152kcal/()；=0.1206kg/()；=O.6878kcal/(kg℃)；故：=(+)/2=(0.0655+0.152)/2=0.1088()=(+)/2=(0.0943+0.1206)/2=0.1075kg/()又：=3105.2244x29.48/22.5x=55374kg/()由式(4-5)得：==22.0mm=0.022m由/=22.0/102=0.216查图得：=0.597所以=G/=0.022×55374/0.597×0.1075=18982>4000应按(4-7)计算：=3.6×(0.1088/0.022)×=648.789kcal/()=754.54管内总给热系数：=93.0855+648.789=741.883kcal/()=862.81炉管平均壁温计算：管内物料平均温度：=(480+760)/2=620℃炉管平均热强度（外径）计算：==37205822.82/(210×0.124×10)=45503.03=190512.074.1.6炉管外壁平均温度计算取管内垢热阻R=O.0002/kcal；管材导热系数=20kcal/()；则=+(/+/1/R+)=620+(1/862.81+0.011/20+0.0002)×45503.03×124/102=725.6℃炉管内壁平均温度计算：=620+(45503.03×124)/(862.81×102)=684℃与假设tb=679℃接近，可以不再重算。最高管壁温度计算：因未采用分段计算，故很准确确定最高外壁温度的位置及该点的实际热强度。现按转化气出口温度及炉管平均热强度来计算，所得最高外壁温度值比实际出口点外壁温度偏高。并以此计算值近似的作为炉管的设计温度。催化剂层径向导热系数计算=+kcal/()(4-8)式中不流通情况下催化剂层径向有效导热系数，kcal/()；流通情况下催化剂层径向有效导热系数，kcal/()；=(4-9)式中：催化剂导热系数kcal/()；对镍催化剂入s=l；实验数据，=0.04；相邻两催化剂颗粒间的辐射给热系数，kcal/()；从空隙到相邻空隙的催化剂辐射给热系数，kcal/()；其余符合意义同前。=0.1918（4-10）式中：为催化剂黑度，取为0.6=0.1918×0.6/(2-0.6)×=86.7kcal/()=100.83=0.1918（4-11）式中=0.1918×0.6785×=137.3kcal/()=159.68由式(4-9)得：=(1-0.587)/{1+[1/[(0.152/0.04)+86.7×0.0196]}=1.9229kcal/()=2.4535=(4-12)式中实验数据为0.12出口气等压比热容，=0.6878kcal/=0.12×0.0196×0.6878×43589=70.514kcal/()=82.007由式(4-8)得：=1.9291+70.514=72.443kcal/()=84.252与管内壁接触的催化剂表面温度计算：把催化剂层视为整体导热，通过炉管内壁的热强度为：q==37205822.82/(210×3.14×0.102×10)=55317=231602.9管内表面温度梯度为：=55317/72.443=763.593℃/m=7.64℃/cm假定转化管的传热量是原来的一半，其半径为内径的倍的圆周上任一点的热强度为：=33115=163766.79则=39115/72.443=539.94℃/m=5.51℃/cm催化剂层中的径向平均温度梯度为：=0.5[()+()]=0.5×(7.64+5.40)=6.52℃/cm当半径为0.5=0.051时：△x。=0.05l×(1－）=0.0149m=l.49cm于是转化管内壁接触的催化剂层表面温度为：=t+=760+1.49x6.52=769.71℃炉管内壁温度计算：(4-13)式中α管壁至催化剂给热系数，kcal/()；管壁至催化剂辐射给热系数，kcal/（）；管壁至催化剂对流给热系数，kcal/()。=0.19188(4-14)=1.I(4-15)设=847℃，则由式(4-14)得=0.1918×0.6/(2-0.6)×=113.33kcal/()=131.803由出口气体物性参数代人(4-15)得=1.l×(0.152/0.0196)××=508.35kcal/()=589.885α=+=113.33+508.35=621.68kcal/()=723.01代人式(4-13)得=769.71+55317/723.01=846.22℃与假设=847℃接近，不再重算