天然氣合成氨工藝設計

吉林化工學院化工綜合設計題目天然氣合成氨工藝設計教學院化工與材料工程學院專業(yè)班級化學工程與工藝學生姓名學生學號09110611指導教師潘頂峰2012年12設計任務書專業(yè)：化工與材料工程學院班級：化工0906姓名：劉玉岐設計題目：天然氣合成氨工藝設計設計條件：年產30萬噸氨要求：一段轉化爐出口甲烷含量設計為10％爐出口溫度：822出口壓力：30.9Kg/cm3〔表壓〕二段轉化爐補加蒸汽量為參加空氣量的10%；出口甲烷含量：0.5%；出口壓力：3.00Mpa；出口溫度：1003一段轉化爐入反響管溫度：510入反響管壓力：3.5MPa出上升管溫度：850出上升管壓力：3.1PMa二段轉化爐入口混合氣溫度：822入口空氣溫度：482出口變換氣溫度：1003目錄設計任務書I目錄II摘要-1-Abstract-2-1正文-3-1.1氨的性質、用途及重要性-3-1.1.1氨的性質-3-1.1.2氨的用途及在國民生產中的作用-3-1.2合成氨生產技術的開展-4-世界合成氨技術的開展-4-中國合成氨工業(yè)的開展概況-6-1.3天然氣合成氨轉變工序的工藝原理-8-1.3.1天然氣合成氨的典型工藝流程介紹-8-1.3.2天然氣合成氨轉化工序的工藝原理-9-合成氨變換工序的工藝原理-10-1.4設計方案確實定-10-1.4.1原料的選擇-10-1.4.2工藝流程的選擇-11-1.4.3工藝參數(shù)確實定-12-2設計工藝計算-14-2.1轉化段物料衡算-14-2.1.1一段轉化爐的物料衡算-15-2.1.2二段轉化爐的物料衡算-18-2.2轉化段熱量衡算-21-2.2.1一段爐輻射段熱量衡算-21-2.2.2二段爐的熱量衡算-28-2.3變換段的衡算-29-2.3.1高溫變換爐的衡算-29-2.3.2低溫變換爐的衡算-31-2.5設備工藝計算-34-結論-38-致謝-39-參考文獻-40-主要符合說明-41-附錄-42-摘要氨是重要的根底化工產品之一，在國民經濟中占有重要地位。合成氨生產經過多年的開展，現(xiàn)已開展成為一種成熟的化工生產工藝。近年來合成氨工業(yè)開展很快，大型化、低能耗、清潔生產均是合成氨設備開展的主流，技術改良主要方向是開發(fā)性能更好的催化劑、降低氨合成壓力、開發(fā)新的原料氣凈化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位熱能等方面上。設計采用的工藝流程簡介：天然氣經過脫硫壓縮進入一段轉化爐，把CH4和烴類轉化成H2，再經過二段爐進一步轉化后換熱進入高變爐，在催化劑作用下大局部CO和水蒸氣反響獲H2和CO2，再經過低變爐使CO降到合格水平，去甲烷化工序。關鍵字：合成氨；天然氣；轉化；變換；AbstractAmmoniaisthemostimportantoneofbasicchemicalproducts,playsanimportantroleinthenationaleconomy.Ammoniaproductionafteryearsofdevelopment,nowhasdevelopedintoamaturechemicalproductionprocesses.Inrecentyears,thelarge-scaleindustrialdevelopmentsoonammonia,lowenergyconsumption,thecleanproductionofsyntheticammoniaequipmentdevelopmentarethemaindirectionoftechnicalimprovement,istodevelopbetterperformanceofcatalyst,reducingammoniasynthesispressure,thedevelopmentofnewmaterialsgaspurificationmethods,reducefuelconsumption,lowheatrecoveryandreasonableutilization,etc.Thedesignprocessusedinbriefare:compressednaturalgasafterdesulfurizationandconversionintoafurnace,themethaneandhydrocarbonsintohydrogen,throughtheSecondaryreformerfurthertransformedintothehighlyvariablefurnaceheatexchanger,thegreatcatalystpartofthereactionofcarbonmonoxideandhydrogenandcarbondioxidevapor,thenthroughthelow-temperatureshifttoreducetoanacceptablelevelofcarbonmonoxidetomethanationprocess.Keywords:ammonia;naturalgas;transformation;transformation；1正文1.1氨的性質、用途及重要性氨的性質氨分子式為NH3，在標準狀態(tài)下是無色氣體，比空氣輕，具有特殊的刺激性臭味。人們在大于100cm3/m3氨的環(huán)境中，每天接觸8小時會引起慢性中毒。氨的主要物理性質有：極易溶于水，溶解時放出大量的熱。氨水溶液呈堿性，易揮發(fā)。液氨和枯燥的氨氣對大局部物質沒有腐蝕性，但在有水的條件下，對銅、銀、鋅等金屬有腐蝕作用。氨的化學性質有：在常溫下相當穩(wěn)定，在高溫、電火花或紫外光的作用下可分解為氮和氫。具有可燃性，自然點為630℃氨的用途及在國民生產中的作用氨是重要的無機化工產品之一，在國民經濟中占有重要地位。合成氨指由氮和氫在高溫高壓和催化劑存在下直接合成的氨。世界上的氨除少量從焦爐氣中回收外，絕大局部是合成的氨。氨主要用于農業(yè)，合成氨是我化肥工業(yè)的根底，氨本身是最重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大都是先合成氨，再加工成尿素或各種銨鹽肥料，這局部均占70%的比例，稱之為“化肥氨〞；同時氨也是重要的無機化學和有機化學工業(yè)根底原料，用于生產銨、胺、染料、炸藥、合成纖維、合成樹脂的原料，這局部約占30%的比例，稱之為“工業(yè)氨〞。氨作為工業(yè)原料和氨化飼料，用量約占世界產量的12％。硝酸、各種含氮的無機鹽及有機中間體、磺胺藥、聚氨酯、聚酰胺纖維和丁腈橡膠等都需直接以氨為原料生產。液氨常用作制冷劑。合成氨是大宗化工產品之一，世界每年合成氨產量已到達1億噸以上，其中約有80%的氨用來生產化學肥料，20%作為其它化工產品的原料。氨作為最為重要的根底化工產品之一，同時也是能源消耗的大戶，世界上大約有10%的能源用于合成氨。隨著世界人口的不斷增加，用于制造尿素、硝酸銨、磷酸銨、硫酸銨以及其它化工產品的氨用量也在增長。據(jù)統(tǒng)計1994年世界氨產量為113.46Mt，其中中國、美國、印度、俄羅斯四個主要產氨國占了一半以上。在化學工業(yè)中合成氨工業(yè)已經成為重要的支柱產業(yè)[1]。1.2合成氨生產技術的開展1.2.1世界合成氨技術的開展原料構成的變化為了合成氨，首先必須提供氮和氫。氮來自空氣，氫來自水。氣和水到處都有，而且取之不盡。傳統(tǒng)的制氮方法是在低溫下將空氣液化、別離，以及水電解制氫。由于電解制氫法，電能消耗大，本錢高。傳統(tǒng)方法還是采用高溫下將各種燃料和水蒸氣反響制造氫。因此合成氨生產的初始原料是焦炭、煤、焦爐氣、天然氣、石腦油、重油等，60多年來世界合成氨原料的構成變化見下表1-1。表1.1世界合成氨原料構成〔%〕原料192919391953196519711975198019851990焦炭、煤65.253.6375.89.09.05.56.513.5焦爐氣15.827.12220天然氣-1.32644.26062.071.571.077石腦油4.82019.015.013.06重油9.24.55.07.58.53其它191815166.55.00.51.00.5合計100100100100100100100100100由表1-1可知，合成氨的原料構成是從以固體燃料為主轉移到以氣體燃料和液體原料為主。自從北美大量開發(fā)天然氣資源成功之后，20世紀50年代開始采用天然氣制氨。因為天然氣便于管道運輸，用作合成氨的原料具有投資省、能耗低等明顯優(yōu)點。到20世紀60年代末，國外主要產氨國都已先后停止用焦炭、煤為原料，而以天然氣、重油等為原料，天然氣所占比重不斷上升。一些沒有天然氣資源的國家，如日本、英國在解決了石腦油蒸汽轉化過程的析碳問題后，1962年開發(fā)成功石腦油為原料生產合成氨的方法。石腦油經脫碳、氣化后，可采用和天然氣為原料的相同生產裝置制氨。但石腦油價格比天然氣高，而且又是石油化工的重要原料，用于制氨受到一定限制。為了擴大原料范圍，又開發(fā)了用重油局部氧化法制氫。從此比石腦油價廉、來源廣泛的重油和減壓渣油開始作為合成氨的另一種原料。表1-2為各種原料的日產1043.3t合成氨廠，相對投資和能量消耗比擬。由表可見，雖然各國資源不同，但選用原料的根本方向相同。只要資源條件具備作為合成氨的原料。首先應考慮天然氣和油田氣，其次采用石腦油。表1.2氨廠采用的各種原料的相對投資和能量消耗原料天然氣重油煤相對投資費用1.01.52.0能量消耗/(GJ/t)283848特別是以天然氣為原料的合成氨工業(yè)占了很大的比重，本設計就是以天然氣為原料合成氨，主要是轉化工段的設計。生產規(guī)模大型化20世紀50年代以前，氨合成塔的最大能力為日產200t氨，到60年代初期為400t。隨著蒸汽透平驅動的高壓離心式壓縮機研制成功，美國凱洛格公司運用建設單系列大型煉油廠的經驗，首先運用工藝過程的余熱副產高壓蒸汽作為動力，于1963年和1966年相繼建成日產544.31t和907.19t的氨廠，實現(xiàn)了單系列合成氨裝置的大型化，這是合成氨工業(yè)開展史上第一次突破。大型化的優(yōu)點是投資費用低，能量利用率高，占地少，勞動生產率高。從20世紀60年代中期開始，新建氨廠大都采用單系列的大型裝置。但是，大型的單系列合成氨裝置要求能夠長周期運行，對機器和設備質量要求很高，而且在超過一定規(guī)模以后，優(yōu)越性并不十清楚顯了。因此大型氨廠通常是指日產600t級，日產1000t級和日產1500t級的三種。現(xiàn)在世界上規(guī)模最大的合成氨裝置為日產1800t氨，1991年在比利時的安特衛(wèi)普建成投產。低能耗新工藝合成氨，除原料為天然氣、石油、煤炭等一次能源外。整個生產過程還需消耗較多的電力、蒸汽等二次能源，而用量又很大?，F(xiàn)在合成氨能耗占世界能源消費總量的3%，中國合成氨生產能耗約占全國能耗的4%。由于噸氨生產本錢中能源費用占70%以上，因此能耗是衡量合成氨技術和經濟效益的重要標志。以天然氣為原料的日產1000t合成氨裝置噸氨能耗目前已從20世紀70年代的40.19GJ下降到39.31GJ左右，而且以天然氣為原料的大型氨廠的所需動力約有85%可由余熱供應[3]。生產自動化合成氨生產特點之一是工序多、連續(xù)性強。20世紀60年代以前的過程控制多采取分散方式，在獨立的幾個車間控制室中進行。自從出現(xiàn)單系列裝置的大型氨廠，除泵類有備用外，其它設備和機器都是一臺。因此，某一環(huán)節(jié)的失調就會影響生產，為了保證長周期的平安生產，對過程控制提出更高的要求，從而開展到把全流程的溫度、壓力、流量、物位和成分五大參數(shù)的模擬儀表、報警、連鎖系統(tǒng)全部集中在中央控制室顯示和監(jiān)視控制。自從20世紀70年代計算機技術應用到合成氨生產以后，操作控制上產生了飛躍。1975年美國霍尼威爾公司開發(fā)成功TCP-2000總體分散控制系統(tǒng)〔TotolDistributedControlSystem〕，簡稱集散控制系統(tǒng)〔DCS〕。DCS是現(xiàn)代計算機技術、控制技術、數(shù)據(jù)通訊技術和熒光顯示技術〔CRT〕相結合的產物。在CRT操作平臺上可以存取、顯示多種數(shù)據(jù)和畫面，包括帶控制點的流程，全部過程變量、控制過程變量，以及其參數(shù)的動態(tài)數(shù)值和趨勢圖，從而實現(xiàn)集中監(jiān)視和集中操作。操作人員對于人一控制點、控制單元、生產設備、車間以及全廠的運作情況進行隨機或定勢的觀察，只要通過鍵操作調出相應的畫面，即可把所需內容顯示在CRT上，以便監(jiān)視、控制和修改某些參數(shù)。需要的數(shù)據(jù)、流程都可隨機或定時在打印機上打印和彩色硬拷貝機上拷貝。與此同時，報警、連鎖系統(tǒng)，程序控制系統(tǒng)，采用了微機技術的可編程序邏輯控制器〔PLC〕代替過去的繼電器，采用由用戶編寫的程序，實現(xiàn)自動或手動的“開〞或“停〞和復雜程序不同的各種邏輯控制，計時、計數(shù)、模擬控制等。近年由于機電一體化需要邏輯控制和模擬控制計時、計數(shù)、運算等功能相結合，各儀表廠家的產品已從單一的邏輯控制，趨向多種控制功能結合為一體。因此，用“可編程序控制器〞〔PC〕這一名稱較為確切。此外，假設配置有高一級管理、控制功能的上位機系統(tǒng)，還能進行全廠綜合優(yōu)化控制和管理，這種新穎的過程控制系統(tǒng)不僅可以取代常規(guī)模擬儀表，而且還可以完成局部優(yōu)化控制以及模擬儀表難以實現(xiàn)的復雜自控系統(tǒng)。假設能用仿真技術進行操作人員的模擬培訓只需在一臺高性能的計算機上配合相應的軟件以代替實際生產裝置的控制、運作設備，這樣就可以在較短的時間內學習開停車、正常操作和事故狀態(tài)操作。這些都表示氨生產技術自動化進入新的階段，改變了幾十年合成氨生產控制的面貌。1.2.2中國合成氨工業(yè)的開展概況中國合成氨生產是從20世紀30年代開始的，但當時僅在南京、大連兩地建有氨廠，一個是由著名愛國實業(yè)家范旭東先生創(chuàng)辦的南京永利化學工業(yè)公司铔廠——永利寧廠，現(xiàn)南京化學工業(yè)公司的前身；另一個是日本占領東北后在大連開辦的滿洲化學工業(yè)株式會社，最高年產量不超過50Kt〔1941年〕。此外在上海還有一個電解水制氫生產合成氨、硝酸的小型車間。中華人民共和國成立以來，化工部門貫徹為農業(yè)效勞的方針，把開展化肥生產放在首位。經過50多年的努力，中國已擁有多種原料、不同流程的大、中、小型合成氨廠1000多個，1999年總產量為34.52Mt氨，已躍居世界第1位，已掌握了以焦炭、無煙煤、褐煤、焦爐氣、天然氣及油田氣和液態(tài)烴等氣固液多種原料生產合成氨的技術，形成中國大陸特有的煤、石油、天然氣原料并存和大、中、小生產規(guī)模并存的合成氨生產格局。中國合成氨工業(yè)的開展經歷了以下幾個階段。第一、恢復老廠和新建中型氨廠20世紀50年代初，在恢復和擴建老廠的同時，從原蘇聯(lián)引進以煤為原料、年產50kt的三套合成氨裝置，并創(chuàng)立了吉化、蘭州、太原三大化工基地，后又自行設計、制造了7.5萬噸合成氨系統(tǒng)，以川化的創(chuàng)立為標志。到60年代中期中氮已投產了15家。20世紀60年代隨著石油、天然氣資源的開采，又從英國引進一套以天然氣為原料的加壓蒸汽轉化法年產100kt合成氨裝置(即瀘天化)；從意大利引進一套以重油為原料的局部氧化法年產50kt合成氨裝置，從而形成了煤油氣原料并舉的中型氨廠生產系統(tǒng)，迄今為止，已建成50多座中型氨廠。第二、小型氨廠的開展從20世紀60年代開始在全國各地建設了一大批小型氨廠，1979年最多時曾開展到1539座氨廠。第三、大型氨廠的崛起20世紀70年代是世界合成氨工業(yè)大開展時期。由于大型合成氨裝置的優(yōu)越性，1972年2月中國作出了成套引進化學肥料技術和設備的決定。1973年開始，首批引進13套年產300kt合成氨的成套裝置(其中10套為天然氣為原料，建在川化、瀘天化、云南、貴州等地)，為了擴大原料范圍，1978年又開始第二批引進4套年產300kt合成氨裝置。中國是世界上人口最多的農業(yè)大國，為了在2000年氮肥產量到達根本自給自足，最近十年先后陸續(xù)引進14套具有20世紀90年代先進水平的年產300kt合成氨成套設備，同時從20世紀70年代起，我國開始了大型合成氨成套裝置的自行設計、自行制造工作，第一套年產30萬噸的合成氨裝置于80年在上海建成投產。特別是于90年代初在川化建成投產的年產20萬噸合成氨裝置到達了當時的國際先進水平。從而掌握了世界上幾乎所有先進的工藝和先進技術如低能耗的凱洛格工藝、布朗工藝等，通過對引進技術的消化吸收和改造創(chuàng)新，不但使合成氨的技術水平跟上了世界前進的步伐，而且促進了國內中小型氨廠的技術開展。至今，在32套引進裝置中，原料為天然氣、油田氣的17套，渣油7套，石腦油5套，煤2套和尤里卡瀝青1套，加上上海吳涇，成都的兩套國產化裝置，合成氨總能力為10.22Mt。中國潛在的天然氣資源十分豐富，除新勘探的新疆塔里木盆地有大量的天然氣可以通過長距離的管線東輸外，對海南鶯歌海域蘊藏的天然氣已決定在新世紀初新建一套引進的年產450kt合成氨裝置，這將是中國規(guī)模最大的一套合成氨裝置[1]。1.3天然氣合成氨轉變工序的工藝原理1.3.1天然氣合成氨的典型工藝流程介紹天然氣合成氨的生產過程包括三個主要步驟：原料氣的制備、凈化和壓縮和合成。(1)原料氣制備將天然氣原料制成含氫和氮的粗原料氣。(2)凈化對粗原料氣進行凈化處理，除去氫氣和氮氣以外的雜質，主要包括變換過程、脫硫脫碳過程以及氣體精制過程。①一氧化碳變換過程在合成氨生產中，各種方法制取的原料氣都含有CO，其體積分數(shù)一般為12%～40%。合成氨需要的兩種組分是H2和N2，因此需要除去合成氣中的CO。變換反響如下：CO+H2O→H2+CO2ΔH=-41.2kJ/mol；由于CO變換過程是強放熱過程，必須分段進行以利于回收反響熱，并控制變換段出口剩余CO含量。第一步是高溫變換，使大局部CO轉變?yōu)镃O2和H2；第二步是低溫變換，將CO含量降至0.3%左右。因此，CO變換反響既是原料氣制造的繼續(xù)，又是凈化的過程，為后續(xù)脫碳過程創(chuàng)造條件。②脫硫脫碳過程各種原料制取的粗原料氣，都含有一些硫和碳的氧化物，為了防止合成氨生產過程催化劑的中毒，必須在氨合成工序前加以脫除，以天然氣為原料的蒸汽轉化法，第一道工序是脫硫，用以保護轉化催化劑。工業(yè)脫硫方法種類很多，通常是采用物理或化學吸收的方法，常用的有低溫甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。粗原料氣經CO變換以后，變換氣中除H2外，還有CO2、CO和CH4等組分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化劑的毒物，又是制造尿素、碳酸氫銨等氮肥的重要原料。因此變換氣中CO2的脫除必須兼顧這兩方面的要求。一般采用溶液吸收法脫除CO2。根據(jù)吸收劑性能的不同，可分為兩大類。一類是物理吸收法，如低溫甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一類是化學吸收法，如熱鉀堿法，低熱耗本菲爾法，活化MDEA法，MEA法等。③氣體精制過程經CO變換和CO2脫除后的原料氣中尚含有少量剩余的CO和CO2。為了防止對氨合成催化劑的毒害，規(guī)定CO和CO2總含量不得大于10cm3/m3(體積分數(shù))。因此，原料氣在進入合成工序前，必須進行原料氣的最終凈化，即精制過程。目前在工業(yè)生產中，最終凈化方法分為深冷別離法和甲烷化法。深冷別離法主要是液氮洗法，是在深度冷凍(<-100℃)條件下用液氮吸收別離少量CO，而且也能脫除甲烷和大局部氬，這樣可以獲得只含有惰性氣體100cm3/m3以下的氫氮混合氣，深冷凈化法通常與空分以及低溫甲醇洗結合。甲烷化法是在催化劑存在下使少量CO、CO2與H2反響生成CH4和H2O的一種凈化工藝，要求入口原料氣中碳的氧化物含量(體積分數(shù))一般應小于0.7%。甲烷化法可以將氣體中碳的氧化物(CO+CO2)含量脫除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性氣體CH4CO+3H2→CH4+H2OΔH=-206.2kJ/mol；CO2+4H2→CH4+2H2OΔH=-165.1kJ/mol；(3)氨合成將純潔的氫、氮混合氣壓縮到高壓，在催化劑的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨產品的工序，是整個合成氨生產過程的核心局部。氨合成反響在較高壓力和催化劑存在的條件下進行，由于反響后氣體中氨含量不高，一般只有10%～20%，故采用未反響氫氮氣循環(huán)的流程。氨合成反響式如下：N2+3H2→2NH3(g)ΔH=-92.4kJ/mol；1.3.2天然氣合成氨轉化工序的工藝原理本設計中的合成氨轉變工序是指轉化工序和變換工序的合稱。轉換工序是指天然氣中的氣態(tài)烴類轉換成H2、CO和CO2，并到達要求，合成氨廠的轉化工序分為兩段進行。在一段轉化爐里，大局部烴類與蒸汽于催化劑作用下轉化成H2、CO和CO2。烷烴：CnH2n+n+nH2O→nCO+(2n+1)H2或C0nH2n+n+2nH2O→nCO2+(3n+1)H2烯烴：CnH2n+nH2O→nCO+2nH2CnH2n+2nH2O→nCO2+3nH2接著一段轉化氣進入二段轉化爐，在此參加空氣，由一局部H2燃燒放出熱量，催化劑床層溫度上升到1200～1250℃，并繼續(xù)進行甲烷的轉化反響。CH4+H2O→CO+3H2CH4+2H2O→CO+4H2二段轉化爐出口氣體溫度約950～1000℃，剩余甲烷含量和〔H2+CO〕/N2比均可到達指標。1.3.3合成氨變換工序的工藝原理變換工序是指CO與水蒸氣反響生成二氧化碳和氫氣的過程。在合成氨工藝流程中起著非常重要的作用。目前，各種方法制取的原料氣都含有CO，其體積分數(shù)一般為12%～40%，合成氨需要的兩種組分是H2和N2，因此需要除去合成氣中的CO。變換工段主要利用CO變換反響式：CO+H2O→CO2+H2ΔH298=-41.20kJ/mol在不同溫度下分兩步進行，第一步是高溫變換〔簡稱高變〕使大局部CO轉化為CO2和H2，第二步是低溫變換簡稱低變，將CO含量降到0.3%左右。因此，CO變換既是原料氣制造的繼續(xù)，又是凈化的過程。1.4設計方案確實定原料的選擇合成氨生產的原料有焦炭、煤、焦爐氣、天然氣、石腦油、重油等。本設計選擇天然氣作為原料，主要考慮到我國天然氣資源豐富及清潔節(jié)能等原因，詳如下述。首先，我國天然氣資源比擬豐富。地質資源總量約38～39萬億立方米，列世界第十位，其中陸上30萬億立方米，海上9萬億立方米。已探明儲量約1.9萬億立方米，僅占資源總量的5%左右，列世界第16位，天然氣資源勘探潛力很大。近年來我國天然氣勘探取得了重大突破，陸上已在川渝、陜甘寧、新疆和青海形成四大氣區(qū)；海上氣田以渤海、南海西部地區(qū)和東海西湖凹陷作為重點勘探和增加產量的地區(qū)。其次，我國天然氣工業(yè)高速開展方興未艾。據(jù)最新的《石油與勘探開發(fā)》介紹，目前，我國天然氣工業(yè)正處于開展頂峰時期，且開展速度越來越快。近年來，國家對環(huán)境問題越來越重視。天然氣作為一種清潔優(yōu)質的能源，在我國改善能源結構，以及我國在大力推動低碳經濟開展的過程中，獲得了前所未有的大開展。無論是在傳統(tǒng)的天然氣產區(qū)，還是在新的天然氣勘探開發(fā)區(qū)，近幾年，我國天然氣工業(yè)的開展都呈現(xiàn)出前所未有的良好態(tài)勢。我國將大力提高天然氣在我國能源消費結構中的比重。天然氣作為化石能源中污染最少的能源，熱值相應高于煤炭與石油。在目前我國的能源消費結構里，煤炭占67％，石油占20％，而天然氣卻只占3.4％，遠低于23.5％的世界平均水平。加大天然氣在能源消費結構中的比重，既有利于促進節(jié)能減排，又能夠維持經濟與社會可持續(xù)開展。第三，以天然氣為原料合成氨工藝比重油和煤為原料的工藝本錢低，而且能耗低。根據(jù)計算，假設大型氨廠分別用石腦油、渣油、天然氣和煤為原料制氨，其價格分別按1800元/t、1400元/t、1.20元/m3和260元/t計，中壓蒸汽價格按78元/t計，對應的合成氨本錢分別為1721元/t、1557元/t、1493元/t和1021元／t?？梢姡谶@4種原料中，以煤為原料制氨本錢最低,然而，以煤為原料合成氨能耗遠大于天然氣〔見表1-1〕。天然氣工藝技術目前最可靠，天然氣合成氨工藝成熟、生產可靠、連續(xù)。煤頭技術中，固定層氣化流程，雖然工藝成熟，但氣化消耗高，環(huán)保污染嚴重、難以達標、廠區(qū)環(huán)境惡劣；水煤漿氣化技術對煤種要求特別高，包括煤的活性，灰份含量、灰熔點、固定碳含量。工藝流程的選擇本設計主要是轉化和變換工序的工藝設計，所選流程為：脫硫脫硫壓縮壓縮一段轉化二段轉化高溫變換低溫變換天然氣空氣水蒸氣變換氣去甲烷化天然氣蒸汽轉化和變換工序是合成氨生產中的第一步，也是較為關鍵的一步，因為能否正常生產出合格的變換氣，是后面的所有工序正常運轉的前提條件。在本設計中，甲烷和其他烴類轉化為CO和H2的轉化工序采用的是兩段爐催化轉化，經過二段轉化后，甲烷含量約為0.5%左右。CO變換工序采用了高變串低變的工藝流程路線，經過低溫變換后的氣體中CO含量為0.4%左右。工藝參數(shù)確實定以天然氣為原料合成氨生產裝置轉化變換工序設計，其主要參數(shù)是一、二段轉化工藝和CO高-低變串聯(lián)流程的溫度和壓力。天然氣經加氫脫硫，出口總硫量小于0.5ppm后，在壓力3.03MPa、溫度380℃左右的條件下配入中壓蒸汽到達水碳比為3.5〔R=3.5〕，進入一段轉化爐的對流段加熱，氣體一邊加熱一邊反響，出反響管的溫度在822℃左右，最后沿集氣管中間的上升管上升，繼續(xù)吸收一些熱量，使溫度升到工藝空氣經壓縮機壓到3.3～3.5MPa，也配入少量水蒸氣，然后進入對流段的工藝空氣加熱盤預熱到480℃左右，進入二段爐頂部與一段轉化氣集合，在頂部燃燒區(qū)燃燒、放熱，溫度升到1200℃左右，在通過催化劑床層時繼續(xù)反響并吸收熱量，離開二段轉化爐的溫度約為1000℃經二段轉化后的合成氣送入第一換熱器〔101-C〕，接著又送入第二換熱器〔102-C〕，使合成氣溫度由1003℃降到360含CO的原料合成氣經換熱器降溫，在壓力3.0MPa、溫度371℃下進入高變爐〔因原料氣中水蒸氣含量較高，一般不需要加蒸汽〕。經高變處理后，氣體中CO降到3.0％左右，溫度為425～440℃。氣體通過高變廢熱鍋爐，冷卻到336℃左右，鍋爐產生10.0MPa2設計工藝計算2.1轉化段物料衡算原料氣〔入加氫轉化器天然氣〕組成如下表：組分mol〔干〕％kmol/hkg/hCH489．00996.8015948.80C2H65．0056.001680．00C3H84.0044.801971.20C4H101.0011.20649.60C5H120.808.96645.12N20.202.2462.72∑干100.001120．0020957.44循環(huán)氫氣組成如下表：組分kmol/hkg/hN219.50545H258.30117Ar0.209CH40.8013合計78．80684出加氫器氣體組成如下表：組分mol〔干〕％kmol/hCH483.2165997.6C2H64.671356C3H83.737144.8C4H100.934311.2C5H120.74748.96N21.813421.74H24.863258.3Ar0.01670.2合計100.001198.8一段轉化爐的物料衡算計算數(shù)據(jù)依據(jù)：水碳比R=3.50一段爐出口甲烷含量設計為10％一段轉化爐出口溫度：822一段轉化爐出口壓力：30.9Kg/cm3〔表壓〕物料衡算：總碳流量：∑C=997.6+56×2+44.8×3+11.2×4+8.96×5=1333.6kmol/h水碳比：R=3.50故參加水蒸汽量：nH2O=3.50×1333.6=4667.6kmol/h設一段轉化爐出口CO、CO2、H2的含量分別為nCO、nCO2和nH2，干轉化氣總量為Vkmol/h,轉化消耗水蒸汽量為n′H2Okmol/h。列元素平衡式C平衡1333.6=nCO+nCO2+0.1V〔1〕H2平衡58.3+997.6×2+56×3+44.8×4+11.2×5+8.96×6+4667.6=nH2+2×0.1V+(4667.6-n′H2O)化簡為2510.46=nH2+0.2V-n′H2O〔2〕O2平衡×4667.6=×(4667.6-n′H2O)+nCO+nCO2化簡為2nCO2+nCO-n′H2O=0〔3〕出口總干氣量：V=nCO2+nCO+nH2+nN2+nAr+nCH4=nCO2+nCO+nH2+21.74+0.2+0.1V化簡為V=nCO2+nCO+nH2+0.1V+21.94〔4〕一段轉化爐進行的主要反響為：CH4+H2O(g)→CO+3H2CO+H2O(g)→CO2+H2查[2]知，在t=822℃時，kpco〔4〕-〔1〕得nH2=V-1355.54〔6〕〔6〕-〔2〕得n′H2O=1.2V-3866〔7〕故化簡nH2O=4363.5107-〔1.19V1-3730.945〕得nH2O=8094.4557-1.19V〔8〕〔3〕-〔1〕得nCO2=n′H2O將〔7〕代入上式，可化簡為nCO2=1.3V-5199.6〔9〕由〔1〕×2-〔3〕可得nCO′H2O〔10〕將〔7〕代入〔10〕得nCO=2667.2-0.2V-1.2V+3866化簡為nCO=6533.2-1.4V〔11〕出口轉化氣中水蒸氣量nH2O=4667.6-n′H2O=4667.6+3866-1.2V可化簡為nH2O=8533.6-1.2V〔12〕將〔6〕〔8〕〔9〕〔10〕帶入〔5〕得=0.94135解之得V=4352.0377kmol/hnH2=2996.4977kmol/hnCO=440.3472kmol/hnCO2=458.0490kmol/hnCH4=435.2038kmol/hnH2O=3311.1548kmol/h故一段轉化爐出口總濕氣量為：∑n濕氣=V1+nH2O=4241.0127+3047.6506=7288.6633kmol/h出一段轉化爐的物料組成如下表：組分kmol/hmol〔干〕％kg/hCO440.347210.118212329.7216CO2458.049010.524920234.1560H22996.497768.85285992.9954CH4435.203810.00006963.2608N221.74000.4995608.7200Ar0.20000.00468.0000干氣4352.0377100.000046056.7794H2O3311.154859600.7720合計7663.1925105657.5514一段轉化爐平衡溫距的計算根據(jù)[7],設計壓力為740mmHg柱一段爐出口壓力為30.9Kg/cm2〔表壓〕P=30.9+1.006／1.033=30.8867atmkpCH4====133.5637查[2]，對應的平衡溫度t=810.95平衡溫距△t=822-810.95=11.05一段轉化爐理論氫空速的計算以1atm、60℉〔15.56設計轉化爐內觸媒裝填量V′為15.2SVH2=代值有SVH2==8064.5974h-1該流程設計理論氫空速參考值為7800h-1。二段轉化爐的物料衡算設計數(shù)據(jù)依據(jù)：空氣組成：N2：78%；O2：21%；Ar：1%；補加蒸汽量為參加空氣量的10%；出口甲烷含量：0.5%；出口壓力：3.00Mpa；出口溫度：1003℃列元素平衡關系式〔各未知數(shù)表示與一段轉化爐相同〕得：C平衡440.3472+458.0490+435.2038=nCO+nCO2+0.005V化簡為1333.6=nCO+nCO2+0.005V〔1〕H2平衡2996.4977+435.2038×2+〔3311.1548+0.1y〕=nH2+2×0.005V+〔3311.1548+0.1y-n′H2O〕化簡為3866.9053=nH2+0.01V-n′H2O〔2〕O2平衡×440.3472+458.0490+×〔3311.1548+0.1y〕+0.21y=nCO2+nCO+(3311.1548+0.1y-n′H2O)化簡為1356.4452=nCO+2nCO2-0.42y-n′H2O〔3〕進出二段爐總物料守衡V=nCO+nCO2+nH2+nN2+nAr+nCH4代值化簡為0.005V=nCO+nCO2+nH2+21.94+0.79y〔4〕設出口條件下CO變換反響到達平衡那么在1003℃0.566135〔5〕設出口〔摩爾比〕為3.1即〔6〕〔1〕-〔4〕得V=1355.94+0.79y+nH2〔7〕由〔7〕式得nco+nH2=3.1nN2那么nco=3.1×〔21.74+0.79y〕-nH2化簡得nco=67.394+2.418y-nH2〔8〕將〔7〕〔8〕代入〔1〕式得1333.6=67.394+2.418y-nH2+nCO2+0.005×〔1355.94+0.79y+nH2〕化簡得nCO2=1259.4263+0.995nH2-2.4219y〔9〕將〔7〕代入〔2〕得n′H2O=1.01nH2+0.0079y-3853.3459〔10〕將〔8〕〔9〕〔10〕代入〔3〕得y=1781.2480-0.0070084nH2〔11〕將上式分別代入〔8〕〔9〕〔10〕得nco=67.394+2.418×〔1781.2480-0.0070084nH2〕-nH2化簡得nco=4374.4517-1.016946nH2〔12〕nCO2=1.011974nH2-3054.5782〔13〕n′H2O=1.01nH2+0.0079×〔1781.2480-0.0070084nH2〕-3853.3459化簡得n′H2O=1.009945nH2-3839.2740〔14〕nH2O=3311.1548+0.1y-n′H2O=3311.1548+0.1×nH2〕-1.009945nH2+3839.2740化簡得nH2O=7328.5536-1.016953nH2〔15〕將〔12〕〔13〕〔14〕〔15〕代入〔5〕式得化簡得0.426485n2H2+3683.1954nH2-18149384.41=0解之得nH2=3505.0608kmol／hnco=809.9941kmol／hnCO2=492.4522kmol／hnH2O=3764.0715kmol／hy=1756.6831故二段爐入口空氣組成如下表：組分mol〔干〕％kmol/hkg/hN2781370.212838365.9584O221368.903511804.9120Ar117.5668702.6720合計1001756.683150873.5424補加的水蒸氣量為Q=0.1y=175.6683kmol/h二段爐出口總干氣為V=1355.94+0.79y+nH2=6248.7804kmol/h剩余甲烷含量為nCH4=0.5％×6248.7804=31.2439kmol/h轉化掉的水量nH2O=1.009945×3505.0608-3839.2740=-299.3554kmol/h二段轉化爐出口氣組成如下表：組分mol〔干〕％kmol/hkg/hCO12.9631809.994122679.8CO27.8812492.452221667.9H256.09473505.06087010.1CH40.500031．2439499．9N222.27671391.952838974.7Ar0.284317.7668710.7干氣100.00006248.470691543.1H2O3764.071567753.3合計10012.5421159296.4二段轉化爐平衡溫距的計算二段爐出口處絕對壓強P=3.00+0.0986=3.0986Mpa那么kpCH4====42.1379查[2]，對應溫度t=953.5那么平衡溫距△t=1000-953.5=46.5二段轉化爐理論氫空速的計算以1atm、60℉〔15.56設計轉化爐內觸媒裝填量V′為33.4SVH2=代值得SVH2==3015.7911h-1該流程設計參考值為3500h-1。2.2轉化段熱量衡算一段爐輻射段熱量衡算計算數(shù)據(jù)依據(jù)：入反響管溫度：510入反響管壓力：3.5MPa出上升管溫度：850出上升管壓力：3.1PMa入一段轉化爐爐芯燃料氣溫度為：105輻射段出口煙氣溫度為：252熱量衡算以統(tǒng)一基準焓為計算基準，數(shù)據(jù)查自[10]；同時，以1atm、25℃為計算基準1kcal=4.186kJ轉化管熱負荷計算轉化管入口統(tǒng)一基準焓〔510℃〕組分nikmol/hHikcal／kmolniHikJ／hCH4997.6000-12218.6-51.0243×106C2H656.0000-10764-2.5232×106C3H844.8000-11192.2-2.0989×106C4H1011.2000-12335.2-0.5883×106C5H128．9600-13051.6-0.4893×106N221.74003469.20.3156×106H258.30003394.80.8285×106Ar0．20002409.60.0020×106干氣1198.8000-56.5679×106H2O4667.6000-53633.0-1047.9123×106合計5866.4000-1104.4802×106轉化管出口氣統(tǒng)一基準焓〔822℃〕如下表組分nikmol/hHikcal／kmolniHikJ／hCO440.3472-20476.1-37.7435×106CO2458.0490-84812.8-162.6195×106H22996.49775635.670.6892×106CH4435.2038-7054.2-12.8511×106N221.74005876.20.5820×106Ar0.20003959.10.0033×106干氣4352.0377-141.9868×106H2O3311.1548-50610.8-701.4907×106合計7663.1925-843.4775×106故一段爐轉化管的熱負荷Q1為：△H=H2-H1=-843.4775×106-〔-1104.4802×106〕=261.0027×106kJ／hQ1=△H=261.0027×106kJ／h一段爐上升管氣統(tǒng)一基準焓〔850℃〕組分nikmol/hHikcal／kmolniHikJ／hCO440.3472-20232.4-37.2390×106CO2458.0490-84360.6-161.7524×106H22996.49775884.273.8075×106CH4435.2038-6436.9-11.7265×106N221.74006145.80.5593×106Ar0.20004128.80.0035×106干氣4352.0377-136.3476×106H2O3311.1548-50266.6-696.7199×106合計7663.1925-883.0675×106故上升管的熱負荷Q2為：Q2=H3-H2=10.41×106kJ／h輻射段總熱負荷Q為：Q=Q2+Q1=261.0027×106+10.41×106=271.4127×106kJ／h一段轉化爐輻射段混合燃料計算和熱量衡算計算數(shù)據(jù)依據(jù)：〔1〕混合燃料氣進入輻射段溫度為：510℃〔2〕根據(jù)[3]燃料氣組成為：天然氣60%，弛放氣40%〔體〕。弛放氣組成如下表：組分N2H2CH4ArNH3合計yi0.20230.60290.13230.03760.02611.0000混合燃料氣組成及低熱值如下表：組分YiQi〔低熱值〕kcal／kmolYiQikJCH40.5976192029.92480373.13C2H60.0196339784.2227877.80C3H80.0088487265.2217949.29C4H100.0056633540.7014851.21C5H120.0047782825.3315401.46H20.242957565.2058531.11NH30.010475656.003293.64N20.0895O20.0030Ar0.0149CO20.0030合計1.0000618277.65混合燃料燃燒的計算是以1kmol混合燃料氣為計算基準主要燃燒反響有：CH4+2O2=CO2+2H2OC2H6+3.5O2=2CO2+3H2OC3H8+5O2=3CO2+4H2OC4H10+6.5H2O=4CO2+5H2OC5H12+8H2O=5CO2+6H2OH2+O2=H2ONH3+O2=N2+H2O那么混合燃料氣的理論耗氧量為：組分Yi理論耗氧量kmol燃燒產物kmolCO2H20N2CH40.59761.19520.59761.1952C2H60.01960.06860.03920.0588C3H80.00880.0440.02640.0352C4H100.00560.03640.02240.028C5H120.00470.03760.02350.0282H20.24290.121450.2429NH30.01040.00780.01560.0052合計0.88951.511050.70911.60390.0052燃燒1kmol混合燃料氣的理論空氣耗量為：n理==7.1812kmol／kmol混合燃料查[3]取空氣過剩系數(shù)為1.15。故n實=1.15n理=8.2584kmol／kmol混合燃料干空氣中各組分的量為nO2=0.21×8.2584=1.7374kmol／kmol混合燃料nN2=0.78×8.2584=6.4416kmol／kmol混合燃料nAr=0.01×8.2584=0.0825kmol／kmol混合燃料查[3]設計空氣入口溫度為30℃在此條件下，水的飽和蒸汽壓為0.04325kg／cm2那么nH2O==0.2562kmol／kmol混合燃料混合燃料氣煙氣組成：nO2=1.7374-1.51105+0.003=0.2263kmol／kmol混合燃料nN2=6.4416+0.0052+0.0895=6.5363kmol／kmol混合燃料nAr=0.0825+0.0149=0.0974kmol／kmol混合燃料nH2O=1.6039+0.2562=1.8601kmol／kmol混合燃料nCO2=0.7091+0.003=0.7121kmol／kmol混合燃料煙氣平均熱容如下表：組分niHikcal／kmolYiCPi(0～1043℃)kcal／kmol·CPi(0～252℃kcal／kmol·℃O20.22630.02407.88587．2272CO20.71210.075511.84179.8464N26.53630.69307.49156.9716Ar0.09740.01034.96114.9851H2O1.86010.19729.25028.1480合計9.43221.0000CP煙氣(0～1043℃)=0.024×7.8858+0.0755×11.8417+0.693×7.4915+0.0103×4.9611+0.1972×=8.1502kcal／kmol·℃=34.1166kJ／kmol·℃CP煙氣(0～252℃)=0.024×7.2272+0.0755×9.8464+0.693×6.9716+0.0103×4.9851+0.1972×=7.4063kcal／kmol·℃=31.0028kJ／kmol·℃混合燃料氣的平均熱容如下表：組分YiCPi(0～105℃)kcal／kmol·YiCPikcal／℃CH40.59768.84385.2850C2H60.019613.44450.2639C3H80.008818.83350.165C4H100.005625.28050.1411C5H120.004734.00930.1592H20.24296.92101.6808NH30.01049.00040.0938N20.08957.07500.6131O20.0034.97500.2123Ar0.01496.85400.0748CO20.0039.36650.0281合計1.008.7171設混合燃料氣在該段的消耗量為Xkmol／h總收入熱量：Q入=Q燃燒熱+Q混燃料帶入熱+Q空氣帶入熱總支出熱量：Q出=Q熱負荷+Q煙氣帶走熱+Q熱損失由于Q燃燒熱=X·Q低熱=618277.65XkJ／hQ混燃料帶入熱=∑Yi·CPi〔0～105℃)·△t·=8.7171×4.186×105X=3831.4270XkJ／h空氣組成平均熱容〔0～30℃)如下表：組分YiCPi(0～30℃)kcal／kmol·YiCPikcal／℃O20.216.691.4049N20.786.845.3352Ar0.014.960.0496合計1.006.7897查[3]可得CPH2O(0～30℃)=7.798kcal／kmol·℃Q空氣帶入熱=Q干氣帶入熱+Q水蒸氣帶入熱=8.2584·CPi(0～30℃)·△t·X+0.2562·CPH2O(0～30℃)·△t=8.2584×6.7897×30X+0.2562×7.798×30X=1742.0972kcal／h=7292.4188kJ／hQ熱負荷=274.6703×106kJ／hQ煙氣帶走熱=∑ni·CPi〔0～1043℃)·△t·=9.4322×34.1166×1043X=335631.7621XkJ／hQ熱損失取該段總收入熱量的2%Q熱損失=2%Q入=629401.4958X·2%=12588.2100XkJ／h列輻射段熱量收支平衡：∑Q入=∑Q出即Q燃燒熱+Q混燃料帶入熱+Q空氣帶入熱=Q熱負荷+Q煙氣帶走熱+Q熱損失代入數(shù)據(jù)629401.4958X=348219.792X+274.6703×106解得X=976.8427kmol／h那么n天然氣=0.6×976.8427=586.1056kmol／hn弛放氣=0.4×976.8427=390.7371kmol／h一段爐輻射段熱量平衡表如下表：入方出方工程熱量kJ／h工程熱量kJ／h燃燒熱603.9600×106熱負荷274.6703×106混合燃料帶入熱3.7427×106煙氣帶走熱327.8594×106空氣帶入熱7.1235×106熱損失12.2965×106合計614.8262×106合計614.8262×106二段爐的熱量衡算設計數(shù)據(jù)依據(jù)：入口混合氣溫度：822入口空氣溫度：482出口變換氣溫度：1003(1)入口混合氣統(tǒng)一基準焓〔822℃由一段爐熱量衡算可得H1=-843.4775×106kJ／h(2)根據(jù)二段爐物料衡算，求得空氣入二段爐統(tǒng)一基準焓〔482℃〕組分nikmol/hHikcal／kmolniHikJ／hN21370.21283259.7218.6968×106O2368.90353425.725.2901×106Ar17.56682269.720.1669×106H2O175.6683-53891.24-39.6288×106合計1932.3514-15.4750×106(3)二段轉化爐出口統(tǒng)一基準焓〔1003℃〕組分nikmol/hHikcal／kmolniHikJ／hCO809.9941-19022.22-64.4296×106CO2492.4522-92373.90-190.4200×106H23505.06086973.50102.3165×106CH431.2439-3655.20-0.4781×106N21391.9528732942.7068×106Ar17.76684858.880.3614×106H2O3764.0715-48741.20-767.9860×106合計10012.5421-877.9290×106(4)由二段爐熱平衡求得熱損失為Q損=∑H入-∑H出=(-15.4750×106-843.4775×106)-(-877.9290×106)=-18.9765×106kJ／h熱損失是入口焓的%為：×100%=2.21%2.3變換段的衡算2.3.1高溫變換爐的衡算物料衡算設計數(shù)據(jù)依據(jù)高變爐出口CO含量：3.00%變換反響：CO+H2O〔g〕CO2+H2設出口干氣總量為Vkmol／h，變換掉的CO量為nCOkmol／h由反響可知，干氣總量增加一倍故V=V入口干氣+nCO=6248.4706+〔809.9941-0.03V〕解得V=6852.8784kmol／h消耗掉的CO量為nCO=604.4077kmol／h那么高溫變換爐出口各組分為nCO=0.03×6852.8784=205.5864kmol／hnH2O=3764.0715-604.4077=3159.6638kmol／hnCO2=492.4522+604.4077=1096.8599kmol／hnH2=3505.0608+604.4077=4109.4685kmol／hnCH4=31.2439kmol／hnAr=17.7668kmol／hnN2=1391.9528kmol／h高溫變換爐出口各組成如下表：組分nikmol/hmol〔干〕％kg/hCO205.58643.00005756.4CO21096.859916.005848261.8H24109.468559.96708218.9CH431.24390.4559499.9N21391.952820.311938694.7Ar17.76680.2593710.7干氣6852.8783100.0000102142.4H2O3159.663856873.9合計10012.5421159016.3熱量衡算高變爐入口統(tǒng)一基準焓已由前計算為：H371℃=-1084.6781×106高變爐出口氣體統(tǒng)一基準焓〔432℃〕組分nikmol/hniHikcal／kmolniHikJ／hCO205.5864-23506.28-20.2291×106CO21096.8599-89741.76-412.0453×106H24109.46852845.2848.9452×106CH431.2439-13340.12-1.7447×106N21391.95282888.1616.8285×106Ar17.76682021.720.1504×106干氣6852.8783-368.0950×106H2O3159.6638-54347.36-718.8173×106合計10012.5421-1086.9123×106高變爐熱損失取平均溫度下反響熱的10%入、出口平均溫度tm==301.5℃=674.65K查[2]得此溫度下的反響熱效應△rH=-9115.0935kcal／kmol高變爐的反響熱Q反=-△rH·nCO=9115.0935×604.4077×4.186=23.0616×106kJ／h損失的熱量Q損=23.0616×106×0.1=2.3062×106kJ／h高變爐熱平衡：∑H入=-1084.6781×106kJ／h∑H出=H出+Q損=-1086.9123×106+2.3062×106=-1084.6061×106kJ／h高變爐平衡溫距的計算KPCO===6.939075查[2]得對應的平衡溫度t平=440.77高變爐平衡溫距△t=440.77-432=8.77高變爐干空速的計算以1atm、60℉〔15.56℃設計高變爐觸媒裝填量為55.1m干空速SV=×22.4=2684.9164h-1低溫變換爐的衡算物料衡算：設計數(shù)據(jù)依據(jù)出口CO含量為：0.40%，設低變爐出口干氣總量為Vkmol／h，那么在低變爐中變換掉的CO為：n′COV=V入口干氣+n′CO=6852.8783+〔205.5864-0.004V〕解得V=7030.3433kmol／h消耗掉的CO量為n′CO=177.4650kmol／h那么低溫變換爐出口各組分為：nCO=0.004×7030.3433=28.1214kmol／hnH2O=3159.6638-177.4650=2982.1988kmol／hnCO2=1096.8599+177.4650=1274.3249kmol／hnH2=4109.4685+177.4650=4286.9335kmol／hnCH4=31.2439kmol／hnAr=17.7668kmol／hnN2=1391.9528kmol／h低溫變換爐出口各組成如下表：組分nikmol/hmol〔干〕％kg/hCO28.12140.4000787.4CO21274.324918.126156070.3H24286.933560.97768573.9CH431.24390.4444499.9N21391.952819.799238974.7Ar17.76680.2527710.7干氣7030.3433100.0000105616.9H2O2982.198853679.6合計10012.5421159296.5低溫變換爐熱量衡算〔1〕低溫變換爐入口氣體統(tǒng)一基準焓〔241℃〕組分nikmol/hHikcal／kmolniHikJ／hCO205.5864-24906.2-21.4339×106CO21096.8599-91904.6-421.9759×106H24109.46851508.225.9444×106CH431.2439-15763.6-2.0617×106N21391.95281054.18.7640×106Ar17.76681072.40.0798×106干氣6852.8783-410.6833×106H2O3159.6638-56024.1-740.9945×106合計10012.5421-1151.6778×106〔2〕低變爐出口氣統(tǒng)一基準焓〔254℃〕組分nikmol/hniHikcal／kmolniHikJ／hCO28.1214-24813.04-2.9209×106CO21274.3249-91765.16-489.5051×106H24286.93351598.9228.6928×106CH431.2439-15615.56-2.0423×106N21391.952815709.3032×106Ar17.76681137.840.0864×106干氣7030.3433-456.3877×106H2O2982.1988-56024.1-697.9965×106合計10012.5421-1153.3842×106〔3〕熱平衡熱損失按平均溫度反響熱的10%計算出、入口平均溫度==247.5℃查[2]得此溫度下的反響熱效應△rH=-9475.1018kcal／kmol低變爐的反響熱Q反=-△rH·nCO=9475.1018×177.4650×4.186=6.9942×106kJ／h損失的熱量Q損=6.9942×106×0.1=0.6994×106kJ／h〔4〕低變爐平衡溫距及空速的計算KPCO===65.1408查[2]得對應的平衡溫度t平=276.65低變爐平衡溫距△t=276.65-254=22.65低變爐干空速的計算〔以1atm、60℉干空速SV=×22.4=2759.3344h-12.5設備工藝計算本設計的設備計算局部主要是高變爐催化劑用量的計算，計算如下：根據(jù)反響動力學方程r=k(ab-)根據(jù)前面物料衡算結果可知，變換爐氣體組成如下表：組分H2COCO2N2ArCH4合計含量%56.1012.967.8823.06100計算依據(jù)：入口壓力：30kg/cm2入口溫度：371蒸氣∶干氣=0.6024∶1出口CO含量：3.0%高變爐中CO分子變換量約為〔以100分子干氣進如變換爐為標