合成氨变换工艺设计

合成氨变换工艺设计 yiyangdoudou 四 川 理 工 学 院 题 目 年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计 系 别 化 学 工 程 与 工 艺 专 业 无 机 化 工 011 指导教师 教研室主任 学生姓名 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 论 文 任 务 书 材 料 与 化 学 工 程 系 无 机 化 工 专业 2001-1 班 题 目 年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计 起迄日期 2005 年 2 月 25 日起至 2005 年 6 月 1日止 指 导 老 师 教研室主任 (签名) 系 主 任 (签名) 学 生 姓 名 批 准 日 期 2005 年 2 月 25 日 接受任务日期 2005 年 2 月 25 日 完成任务日期 2005 年 6 月 1 日 一、设计(论文)的要求: 1、说明书 包括前言，合成氨变换工段工序原理，工艺条件及工艺流程确定，以及主要设备的选择说明，对本设计的评述。 2、计算部分 包括物料衡算，热量衡算，有效能利用率计算，主要设备计算。 3、图纸 带控制点的工艺流程图。 二、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。 年工作日330天,其余数据自定。 三、参考资料及说明: 《化工工艺设计手册》(上、下册)、《氮肥工艺设计手册》理化数据、《化肥企业产品能平衡》、《小合成氨厂工艺技术与设计手册》、《合成氨工学》、《化工制图》、《化工原理》、《化学工程》、《化工设计概论》以及关于氮肥的其他相关杂志。 目 录 1. 前言„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 2. 工艺原理„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 3. 工艺条件„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„5 4. 工艺流程的确定„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 5. 主要设备的选择说明„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 6. 对本设计的综述„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 第一章 变换工段物料及热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„8 第一节 中变物料及热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 1(确定转化气组成„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 2(水汽比的确定„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 3(中变炉一段催化床层的物料衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„9 4(中变炉一段催化床层的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„11 5(中变炉催化剂平衡曲线„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„13 6. 最佳温度曲线的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„14 7(操作线计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„15 8(中间冷淋过程的物料和热量计算„„„„„„„„„„„„„„„„„16 9(中变炉二段催化床层的物料衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„17 10.中变炉二段催化床层的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„18 第二节 低变炉的物料与热量计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„19 第三节 废热锅炉的热量和物料计算„„„„„„„„„„„„„„„„„24 第四节 主换热器的物料与热量的计算„„„„„„„„„„„„„„„„26 第五节 调温水加热器的物料与热量计算„„„„„„„„„„„„„„28 第二章 设备的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„29 1. 低温变换炉计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„29 2. 中变废热锅炉„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„31 参考文献及致谢„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 35 前 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，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CO和氨合成所需要的H。因此，CO变换既是原料气的净化过22 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。 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。 工艺原理: 一氧化碳变换反应式为: CO+HO=CO+H+Q (1-1) 222 CO+H= C+HO (1-2) 2 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: H+O=HO+Q 222 工艺条件 1.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. 1.温度: 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 TeTm= RTE2e，1ln,EEE211 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。 1( 汽气比: 水蒸汽比例一般指HO/CO比值或水蒸汽/干原料气.改变水蒸汽比例是2 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FeO的稳定而不被还原，并使析炭及生34 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:HO/CO=3,5，经反应后，2 O/CO可达15以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。 中变气中H2 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。 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 3变炉选用C6型催化剂，计算得低变催化剂实际用量10.59m。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。 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 变换工段物料及热量衡算 第一节 中温变换物料衡算及热量衡算 1(确定转化气组成: 已知条件中变炉进口气体组成: CO CO H N CH O 组分 合计 22242 % 9.6 11.42 55.71 22.56 0.38 0.33 100 计算基准:1吨氨 3计算生产1吨氨需要的变化气量:(1000/17)×22.4/(2×22.56)=2920.31 M(标) 3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 M(标) 年产5万吨合成氨生产能力: 日生产量:50000/330=151.52T/d=6.31T/h 要求出中变炉的变换气干组分中CO,小于2, 进中变炉的变换气干组分: 合 CO CO H N O CH 组 分 22224 计 9.6 11.42 55.71 22.56 0.33 0.38 100 含量，, 563.82750.1113.18.764933474 16.29 M(标) 6 68 9 3 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。 P进中变炉干气压力=1.75Mpa. 中 2(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HO/CO=3.5 2 3故V=1973.52m(标) n=88.1kmol (水)水() 因此进中变炉的变换气湿组分: 组 分 CO CO H N O2 CH HO 合计 22242含量, 6.86 8.16 39.8 16.12 0.24 0.27 28.56 100 3M(标) 474 563.86 2750.68 1113.9 16.29 18.763 1973.52 6911.02 koml 21.16 25.172 122.798 49.73 0.727 0.838 88.1 308.53 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+HO,H+CO，则CO的实际变换率为: 222 ,Y,Yaa,=×100=74, X,，，Y1，Yaa 'Y式中Ya、分别为原料及变换气中CO的摩尔分率(湿基) a 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: HO,=28.56,-6.04,+0.48,=23, 2 CO,=8.16, -6.04,=2.12, H, =39.8,+6.04,-0.48,=45.36, 2 CO,=6.86,+6.04,=12.9, 2 中变炉出口的平衡常数: K= (H,×CO,)/(HO,×CO,)=12 222 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HO/CO可用。 2 3.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 CO CO H N O2 CH HO 合计 22242含量，, 6.86 8.16 39.8 16.12 0.24 0.27 28.56 100 3M(标) 474 563.86 2750.68 1113.9 16.29 18.763 1973.52 6911.02 koml 21.16 25.172 122.798 49.73 0.727 0.838 88.1 308.53 假使O与H 完全反应，O 完全反应掉 222 故在一段催化床层反应掉的CO的量为: 360,×563.86=338.318M(标)=15.1koml 出一段催化床层的CO的量为: 3563.86-338.318=225.545 M(标)=10.069koml 故在一段催化床层反应后剩余的H的量为: 2 32750.68+338.318-2×16.29=3056.41 M(标)=136.447koml 故在一段催化床层反应后剩余的CO的量为: 2 3474+338.318=812.318 M(标)=36.26koml 出中变炉一段催化床层的变换气干组分: 组 分 CO CO H N CH 合计 2224 含量, 15.54 43.1 58.47 21.13 0.35 100 3M(标) 812.318 225.545 3056.41 1113.9 18.76 5226.94 koml 36.26 10.069 136.447 49.73 0.838 233.35 剩余的HO的量为: 2 31973.52-338.318+2×16.29=1667.79M(标)=74.45koml 所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分: 组 分 CO CO H N CH HO 合计 22242含量, 11.78 3.27 44.33 16.16 0.27 24.19 100 3M(标) 812.318 225.545 3056.41 1113.9 18.76 1667.79 6894.73 koml 36.26 10.069 136.447 49.73 0.838 74.45 307.8 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 CO CO H N CH HO 合计 22242含量, 11.78 3.27 44.33 16.16 0.27 24.19 100 3M(标) 812.318 225.545 3056.41 1113.9 18.76 1667.79 6894.73 koml 36.26 10.069 136.447 49.73 0.838 74.45 307.8 对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算: 根据:K=(H,×CO,)/(HO,×CO,)计算得K=6.6 222 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 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? O，O2，H 这4种物质会发生以下2种反应: 反应放热Q:在变化气中含有CO，H22 CO +HO=CO+H (1-1)222 O+ 2H= 2 HO (1-2) 2 22 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: 0H=?H=Cpdt T298 T式中 H——气体在在TK的统一基准焓，T ,298 kcal/kmol(4.1868kJ/kmol); 0?H——该气体在25?下的标准生成热，298 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: 23Cp=A+A×T+A×T+A×T+„„ 0123 式中A、A、A、A„„气体的特性常数 0123 将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式: 234Ht=a+a×T+a×T+a×T+a×T 01234 式中常数a、a、a、a、a与气体特性常数及标准生成热的关系为: 01234 a=A, a=A/2, a=A/4, a=A/4 10213343 0234a=?H,298.16a,298.16×a2,298.16×a,298.16×a 0298134 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 a a a a a 012 34 3–3–7–10O2 1.90318×10 5.80298 2.15675×10 -7.40499×10 1.08808×10 3,4,7,11H2 -2.11244×10 7.20974 -5.5584×10 4.8459×10 -8.18957×10 4,3,7,11H2O -6.0036×10 7.11092 1.2932×10 1.28506×10 -5.78039×10 3,4,7,11N2 -1.97673×10 6.45903 5.18164×10 2.03296×10 -7.65632×10 4,4,9,11CO -2.83637×10 6.26627 8.98694×10 5.04519×10 -4.14272×10 ,3,6CO2 -96377.88867 6.396 5.05×10 -1.135×10 0.00 计算O的基准焓: 2 234根据基准焓的计算通式:Ht=a+a×T+a×T+a×T+a×T 01234 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 O2 H2 H2O CO CO2 Ht(kcal/kmol) 6699.742 2724.221 -54502.665 -23634.754 -89956.67833 Ht(kJ/kmol) 28050.412 11405.77 -228191.759 -98953.987 -376630.6208 放热: CO +HO=CO+H (1) 222 ?H1=(?Hi)始-(?Hi)末 =-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759 =-38079.10484kJ/koml Q1=15.1×(-38079.10484)=-575121.414kJ O + 2H= 2 HO (2) 222 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: -2根据《物理化学》知CO, H2, H2O, CO2, N，可用公式:Cp=a+b+CT来计算热容。 2 热容的单位为kJ/(kmol.?) 查表可得: 物质 CO H HO CO N 2222 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 -3b/10 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 -5c/10 -0.46 0.502 0.33 -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 U,q根据HO/CO=3.5，与公式X=×100, 2P2AW V=KAB-CD P 2q= U,4WV U=K(A+B)+(C+D)，W=K-1 PP 其中A、B、C、D分别代表CO、CO、CO及H的起始浓度 222 t 300 320 340 360 380 400 T 573 593 613 633 653 673 Xp 0.9012 0.8737 0.8424 0.8074 0.7687 0.7058 t 420 440 460 T 693 713 733 Xp 0.6859 0.6416 0.5963 中变炉催化剂平衡曲线如下: 1 0.8 0.6 中变炉平衡曲线 0.4转化率 Xp 0.2 0 250300320340360380400420440460 温度 (?) 6.最佳温度曲线的计算 由于中变炉选用C6型催化剂， Te最适宜温度曲线由式 进行计算。 RTEe2，1ln,EEE211 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: Xp 0.9012 0.8737 0.8424 0.8074 0.7687 0.7058 T 526 546.8 564.2 581.5 598.8 624.5 t 253 273.8 291.2 308.5 325.8 351.5 Xp 0.67 0.64 0.61 0.58 0.55 0.52 T 638.2 649.4 660.7 671 681.6 692.6 t 365.2 376.4 387.3 398 408.6 419.6 Xp 0.49 0.45 T 702.6 716.6 t 429.6 443.6 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图: 1 0.9 0.8 0.7 0.6 最适宜温度线0.5 0.4 转化率 Xp0.3 0.2 0.1 0 253274291309326352365376387398409420430444 温度(?)7(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% 由此可作出中变炉催化剂反应的操作线如下: 70 60 50 40操作线30 转化率 Xp20 10 0 330415 温度 (?) 8(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/k P/kPa H/(kJ/kg) 600 1600 3693.2 600 1800 3691.7 700 1600 3919.7 700 1800 3918.5 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 CO COHHO NCH2 2 22 4 C 31 48.2 29.6 37.2 30.7 56.1 p 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) 3 X=169.46kg=9.415koml=210.88 M(标) 所以进二段催化床层的变换气组分: 3水的量为:210.88+1667.79=1878.67 M(标) 组 分 CO CO H N CH HO 合计 22242 含11.432 3.17 43.01 15.68 0.26 26.44 100 量, 3M(标) 812.318 225.545 3056.413 1113.18.76 1878.67 7105. 9 61 koml 36.265 10.068 136.45 49.73 0.838 83.87 317.2 2 9(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) 3所以在二段CO的变化量563.86*0.74=417.26 M(标) 在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为: 3225.545-(563.86-417.26)=78.94M(标)=3.52koml 3出中变炉二段催化床层的CO的量为:225.545-78.94=146.605 M(标) 故在二段催化床层反应后剩余的CO的量为: 2 3812.318+78.94= 891.26M(标) 故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为: 3 3056.413+78.94= 3135.353M(标) 故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为: 31878.67-78.94= 1799.73M(标) 所以出中变炉的湿组分: 组 分 CO CO H N CH HO 合计 22242 含12.54 2.06 44.125 15.67 0.26 25.33 100 量, 3M(标) 891.26 146.605 3135.353 1113.18.76 1799.73 7105. 9 6 koml 39.788 6.545 139.971 49.73 0.838 80.345 317.2 2 对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算: ,×CO,)/(HO,×CO,) 根据:K= (H222 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: 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 H2 H2O CO CO2 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 +HO=CO+H (1) 222 ?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, N，可用公式:Cp=a+b+CT-2来计算热 2 容。 热容的单位为kJ/(kmol.?) 表5-1.2 H2 H2O CO2 CO N 物质 2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/10-5 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- 23CH可用公式Cp=a+b+cT+dT来计算热容: 4 物质 a b c d CH4 17.45 60.46 1.17 -7.2 计算结果: 组分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 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 低变炉的物料与热量计算 1.已知条件: 进低变炉的湿组分: 组 分 CO CO H N CH HO 合计 22242 含12.54 2.06 44.125 15.67 0.26 25.33 100 量, 3M(标) 891.26 146.605 3135.353 1113.18.76 1799.73 7105. 9 6 koml 39.788 6.545 139.971 49.73 0.838 80.345 317.2 2 进低变炉的干组分: 组 分 CO CO H N CH 合计 2224 含量, 16.79 2.76 59.09 20.99 0.35 100 3M(标) 891.26 146.605 3135.353 1113.9 18.76 5305.91 koml 39.788 6.545 139.971 49.72 0.838 236.87 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: ,Y,Yaa ,=×100=90.11, ,，，Y1，Yaa 3则反应掉的CO的量为:146.605×90.11,=132.11 M(标)=5.898 koml 3出低温变换炉CO的量:146.605-132.11=14.495 M(标)=0.64722koml 3出低温变换炉H2的量: 3135.353+132.11=3267.463 M(标)=145.869 koml 3出低温变换炉H2O的量:1799.73-132.11=1667.62 M(标)=74.45koml 3出低温变换炉CO2的量: 891.26 +132.11=1023.37 M(标)=45.68koml 出低变炉的湿组分: 组 分 CO CO H N CH HO 合计 22242 含量, 14.4 0.2 45.98 15.68 0.26 23.47 100 3M(标) 1023.37 14.495 3267.463 1113.9 18.76 1667.62 7105.62 koml 45.68 0.64722 145.869 49.72 0.838 74.45 317.22 出低变炉的干组分: 组 分 CO CO H N CH 合计 2224 含量, 18.82 0.27 60.08 20.48 0.35 100 3M(标) 1023.37 14.495 3267.463 1113.9 18.76 5437.99 0.64722 koml 45.68 145.869 49.72 0.838 242.767 对出低变炉的变换气温度进行估算: 根据:K= (H,×CO,)/(HO,×CO,) 222 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(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 H2 H2O CO CO2 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 +HO=CO+H (1) 222 ?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, N，可用公式:Cp=a+b+CT-2来计算热 2 容。 热容的单位为kJ/(kmol.?) 表5-1.2 H2 H2O CO2 CO N 物质 2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/10-5 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- 23CH可用公式Cp=a+b+cT+dT来计算热容: 4 表5-1.3 物质 a b c d CH4 17.45 60.46 1.17 -7.2 计算结果: CO HO N CH 组分 CO H22224Cp 30.1 29.03 44.39 35.13 29.85 45.05 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(低变炉催化剂平衡曲线 U,q根据公式X=×100, P2AW V=KAB-CD P 2q= U,4WV U=K(A+B)+(C+D) P W=K-1 P 其中A、B、C、D分别代表CO、CO、CO及H的起始浓度 222 t 160 180 200 220 240 260 T 433 453 473 493 513 533 Xp 0.9769 0.9623 0.9389 0.9121 0.8732 0.8229 t 280 T 553 Xp 0.76 低变炉催化剂平衡曲线如下: 1.2 1 0.8 0.6低变炉平衡曲线 0.4转化率 Xp 0.2 0 160180200220240260280 温度 (?) 5.最佳温度曲线的计算 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 O=CO+HCO的反应式为: CO +H222 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: -32-33 ?H=-1000-0.291*T+2.845×10*T-0.97.3×10T 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 Te由式Tm= 进行计算 RTEe2，1ln,EEE211 最适宜温度计算列于下表中: Xp 0.9769 0.9623 0.9389 0.9121 0.8732 0.8229 T 402 421 440 457 475 493 t 129 148 167 184 201 220 Xp 0.76 T 510 t 237 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图: 1.2 1 0.8 最适宜温度曲线0.6 0.4转化率 Xp 0.2 0 129148167184201220237 温度 (?) 第三节(废热锅炉的热量和物料计算 1(已知条件: 进废热锅炉的转化气组份: 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合计 , 7.54 8.97 43.76 17.72 0.29 0.26 21.7 100 3M(标) 474 563.87 2750.68 1113.9 18.76 16.29 1364.55 6285.75 koml 21.161 25.173 122.798 49.73 0.838 0.728 60.917 280.614 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.热量计算: (1) 入热: 水的带入热Q 1 水在20?时 Cp=33.52 kJ/(kmol.?) Q=X*(20+273)*33.52 1 =9821.36X 转化气的带入热Q2: 转化气在925?时T=1193K -2根据《物理化学》知CO, H, HO, CO, N，可用公式:Cp=a+b+CT来计算热容。 2222 热容的单位为kJ/(kmol.?) 表5-1.2 H2 H2O CO2 CO N 物质 2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/10-5 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- 23可用公式Cp=a+b+cT+dT来计算热容: CH4 表5-1.3 物质 a b c d CH4 17.45 60.46 1.17 -7.2 计算结果: 组分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 33.27 31.2 54.33 42.8 32.96 78.94 Cpm=?Y*Cp=36.4kJ/(kmol.?) i Q=36.4*280.62*(920+273)=12185577.7kJ 2 (2)出热: 转化气的带出热:Q=32.66×280.62×(330+273)=5526711.3KJ 3 转化气在335?时T=608K -2根据《物理化学》知CO, H, HO, CO, N，可用公式:Cp=a+b+CT来计算热 2222 容。 热容的单位为kJ/(kmol.?) 表5-1.2 H2 H2O CO2 CO N 物质 2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/10-5 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- 计算结果: 组分 CO H CO HO N CH 22224 Cp 30.76 29.38 47.25 36.55 30.44 52.73 Cpm=?Y*Cp=32.66kJ/(kmol.?) i Q=32.66*280.62*(330+273)=5526711.265kJ 3 水的带出热Q4: 水在335?，T=603K时的热容为:Cp=36.55 kJ/(kmol.?) Q=X*36.55*(330+273)=22039.65X 4 热损失Q: 5 Q=0.04*(Q+ Q) 512 热量平衡: 0.96*(Q+ Q)= Q+ Q 1234 0.96(9821.36X +12185577.7)=22039.65X+5526711.265 X=489.365koml 3.水蒸汽的加入: 要使HO/CO=3.5还要加入的水量为: 2 (1973.52-1364.55)?22.4=27.187koml 第四节 主换热器的物料与热量的计算 1.已知条件: 进出设备的变换气的量:190.33koml 进出设备的水的量:Xkoml 物料的量在设备中无变化。 温度: 变换气进设备的温度:365? 变换气出设备的温度:250? 水进设备的温度: 20? 水出设备的温度: 90? 2.热量计算: (1) 入热: 变换气带入热:Q 1 -2 变换气在365?时根据《物理化学》知CO, H, HO, CO, N，可用公式:Cp=a+b+CT2222 来计算热容。 热容的单位为kJ/(kmol.?) 表5-1.2 H2 H2O CO2 CO N 物质 2a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/10-5 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- 23CH可用公式Cp=a+b+cT+dT来计算热容: 4 表5-1.3 物质 a b c d CH 17.45 60.46 1.17 -7.2 4 计算结果: 组分 CO H CO HO N CH 22224 Cp 33.27 31.2 54.33 42.8 32.96 78.94 Cpm=?Y*Cp=33.94kJ/(kmol.?) i Q=317.22*33.94*(365+273)=6868920.88kJ 1 : 水的带入热Q2 水在20?时Cp=33.52 kJ/(kmol.?) Q=X*(20+273)*33.52=9821.36*X 2 出热: 变换气在出口温度为250?，T=523K时根据《物理化学》知CO, H, HO, CO, N，2222 -2可用公式:Cp=a+b+CT来计算热容。 热容的单位为kJ/(kmol.?) 表5-1.2 H2 H2O CO2 CO N 物质 2a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/10-5 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- 23CH可用公式Cp=a+b+cT+dT来计算热容: 4 表5-1.3 物质 a b c d CH 17.45 60.46 1.17 -7.2 4 计算结果: 组分 CO H CO HO N CH 22224 Cp 33.27 31.2 54.33 42.8 32.96 78.94 Cpm=?Y*Cp=33.14kJ/(kmol.?) i Q=33.14*523*317.22=5498069.055kJ 3 水的带出热Q: 4 水在90?时Cp=34.14 kJ/(kmol.?) Q=X*34.14*(90+273)=12392.82*X 4 热损失Q:取0.04Q 5 根据热量平衡: 0.96*(Q+Q)=Q+Q 1234 X=371.93koml 第五节 调温水加热器的物料与热量计算 1.已知条件: 入设备的变换气温度:250? 出设备的变换气温度:181? 进设备的湿变换气的量:190.33koml 变换气带入的热量:Q=3298841.433kJ 1 变换气带出的热Q: 2 变换气在181?时T=454K时根据《物理化学》知CO, H, HO, CO, N，可用公2222 -2式:Cp=a+b+CT来计算热容。 热容的单位为kJ/(kmol.?) 表5-1.2 H2 H2O CO2 CO N 物质 2a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 -3b/10 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 -5c/10 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- 23CH可用公式Cp=a+b+cT+dT来计算热容: 4 表5-1.3 物质 a b c d CH4 17.45 60.46 1.17 -7.2 计算结果: 组分 CO H CO HO N CH 22224 Cp 33.27 31.2 54.33 42.8 32.96 78.94 Cpm=?Y*Cp=32.62kJ/(kmol.?) i Q=190.33*32.62*454=2835274.946kJ 2 设备及管道损失取:0.04Q 1 变换气放出的热量: Q=Q-Q-Q=331612.83kJ 123 第二章 设备的计算 1. 低温变换炉计算 1.1 已知条件:平均操作压力0.83Mpa. 气体进口温度 180? 气体出口温度 220? 3气体流量(干) 6.313×3556.288=22450.85Nm/h 3湿气流量 6.313×4707.66=29719.45 Nm/h 进低变炉催化剂气体(干)组分 组 分 CO CO H N CH 合计 2224含16.79 2.76 59.09 20.99 0.35 100 量, 低变炉出口干气中CO含量: CO%=0.27% 入催化剂蒸汽比 R=0.2445 1.2 催化剂用量计算 B302型低变催化剂的宏观动力学方程为: 4,,ycoyH,，1.035110,0.3,0.822,,r=1822exp(1-) y0.6yyycoCOHHO22,,2ycoyHORT2,, 根据低变催化剂的选用原则，故选B302型国产低变催化剂，当变换气中 3.CO(干)为0.27%时，计算得催化剂床层空速为2120(标)/(m(h)( 对于B204因动力学方程式中催化剂按体积计,计算出的催化剂床层空速 是以体积为单位的“空速”. 22450.853 =,10.59m因此,催化剂理论用量:V低2120 在采用中变串低变的流程中，低变催化剂条件较好，故可以不考虑催化剂备用 系数。 1.3 催化剂床层直径计算 设计要求催化剂层总阻力,690Kpa(即700mmHO), 2 催化剂层阻力降采用式(4-6-16)试算 1.9fGE1,6,ΔP=2.1× L10，1.13rdE.p B302为非球形催化剂，粒度为5×4.5?0.5，取其平均值为5×4.25=21.25， =4.6mm=0.0046m 即转化为球形粒径，即φ4.6mm，dp 设催化剂床层直径为2.5m, 则: d0.0046p,0.378，0.308，,0.3786 E=0.378+0.308 D2.5 1.31催化剂床层阻力 气体平均分子量M=14.7 气体在进入低变催化剂层中的重度γ 14.703γ==2.968Kg/m 273，200122.4，，2738.5 式中:200为气体的平均温度值 22450.85，14.712 气体质量流量G==3001.45Kg/(m.h) ，3.1422.42，，，2.54 1.3.2催化剂层高 10.59L==2.16 m ,2，2.54 1.91.5，3001.451,0.37868, 所以:ΔP= 2.1，10，，，2.161.13，，，，2.968，0.00460.3786 2 =396Kgf/m=3.96Kpa(396mmH2O) 计算结果符合要求ΔP,6.90KPa,故取催化剂直径2.5m 2. 中变废热锅炉 取中变废热锅炉入口热水温度为80?,假定出口热水温度为150?,查饱和 水蒸气表得150?时的焓值I=632.20KJ/?, I=2750.7 KJ/?,汽化热H2OH2O(g) 为2115.5 KJ/? 2.1 已知条件: 气体流量及组成(不考虑水蒸气冷凝量) 进气流量:6.323×10.16=1326.74kmol/h 出气流量:6.323×10.16=1326.74 kmol/h 气体组成: =14.77 同中变气体出口组成(略) m 操作状况: 操作状况 进口温度? 出口温度? 操作压 430 280 1.2MPa 中 变 气 力,mPa(绝) 80 150 热 水 蒸汽压 换热器热负荷: 476.24kpa 拟采用单程换热器,并使热气体走管内,冷气体走管间,故以热气体放出热量 为计算热负荷: Q=6.313×(Q- Q) =6.313×(998423.71-35620) 放损 =6080452.43kJ/h 2.2 设备直径与列管数量确定: 为使设备结构紧凑,减少热量损失,提高单位面积换热能力,拟采用φ25×2.5小列管,单程结构,并使热气体走管内,冷气体走管程. 列管数量估算: 管内气体重量流量为: G=14.77×210.16×6.313=19595.95Kg/h 2 为使管内雷诺准数大于10000，估计重量流速为25Kg/(m.s),则需要列管 19595.95数为:n=(根) ,693,225，，0.02，36004 管板直径估算: 采用正六角形排列，取充填系数η=0.9，管间距取t=19mm. 693n D=1.05t=1.05×30=927.12mm 0.8, 设备规格选定: 中变废热锅炉内径取940mm,列管φ25×2.5，采用正六角形排列，管间距取30mm, 管壁与壳壁净距不小于15mm。共排13层(553根) 每个弓形内布23孔，扣除拉杆6孔得:n=553+6×23-6=685 根 2.3 传热系数计算 管内给热系数计算: ,0.80.4=0.023RePr 管内给热系数按下式计算:α内d 430，280管内气体平均温度? ,3552 按温度355?及压力0.75Mpa压力确定物性参数为: C=2.9356KJ/(?.K) m -5μ=1.2965×10Pa.S m λ=0.1792W/(m.K) m 19595.59，0.02，4所以:Re=G.d/µmF==22666.07 .,224.666，10，685，0.02，3.14 ,24.666，10，0.701,0.2119 Pr= µmCm/λ= .m0.1543 0.154320.80.4,==290.95Cal/(m.h.?)=338.37 ，0.023，22666.07，0.2119内0.02 2 =338.37W/(m.K) 管间给热系数计算: 管间装方形挡板r=0.47m,方形板开口高度取直径的40%，即h′=0.376m, 板间距取0.32m,此时流体横过管束的流道截面积: 25,,21, S=Hd(1-d/t)=0.32×0.94=0.0501m ,,1030,, r,h'2-120.5 ,挡板开口方向截面积:S=/180rCOS()-(r-h’)(Dh’-h’)ar 0.47,0.3762-1,=/180×0.47COS()-(0.47-0.376)×0.47 22=0.2682m 0.94，0.376,0.376 开口弓形面积减去列管所占面积: 22，，，，d25,,,, 20,10.911,0.91S=S==0.2682×=0.0987m,,,,,,,,2a30t,,,,,,,,，，，， 2平均流通截面积:S==0.0703 mSS,0.0501，0.0987m12 80，150t壳程热水在压力1.2Mpa,温度==115?时水的物性参数: 2 C=4.249KJ/(?.?) H2O -5μ=24.81×10Pa.S -2λ=68.56×10W/(m.?) 管间给热系数按下式计算 0.60.61/30.14 α=λ/de×1.72de(dG/µSm)(Cm µ/λ)(µ/µ) 外m0MMmMW 2222D,nd0.94,685，0.0250式中: d===0.0252m e0.94，685，0.025D，nd0 0.025，19595.95dG/µmSm= =7799.26 0,289.3506，10，0.0703 dG/µmSm=(0.014×754.959×8.7771)/(0.06414×0.09992)=14475.08 0 ,2,C，1.01489.3056mm ==1.5388 ,0.5904m 略去流体由于蒸汽的存在而对热水的物性参数如粘度的影响，则: 0.590420.60.61/3 α=1.72×=1114.65Cal/(m.h.?) ，0.0252，7799.26，1.5388外0.025 总传热系数计算 以管外表面计的总传热系数为: 1 K= 0,ddd11000RR，，，，，i0,,dd,dmii外内 0.025,0.02d 列管平均直径:==0.0224m m0.025ln0.02 列管导热系数λ=30Cal/(m.h.?) 2R,R垢层热阻=0.003m.h.?/Kcal 0i 1K,所以: 010.00225251250.0030.003，，，，，，，1114.653022.420338.3720 2=87.6Kcal/(m.h.?) 平均温度差计算: 430,150,280,80，，，， Δt==237.36? m430,150ln280,80 换热面积计算: Q6080452.43 F,,=69.96 0K,t4.18，237.36，87.6m 取备用系数1.3，则F′=90.95m 90.95 列管长度计算L==1. 70m 685，0.025，, 考虑管板、挡板所占长度及定管尺长，实取L=2.0m 主要设备一览表 序号 名称 位号 台型号，规格 数 1 D203 1 中温材质:12CrMo 变换操作温度?450? 炉 操作压力? 1.74MPa 2 C202 1 中变U型换热器，列管: 换热φ25×2 器 3 F202 1 淬冷工作压力:1.7Mpa 器 工作温度:180? 4 D205 1 低温材质:16MnR 变换操作温度?260? 炉 操作压力? 1.69MPa 5 C201 1 中变型号:DG25-50× 废热10 锅 炉