30萬噸合成氨畢業(yè)設(shè)計論文

30萬噸合成氨畢業(yè)設(shè)計論文本設(shè)計是年產(chǎn)30萬噸合成氨轉(zhuǎn)化凈化工段的設(shè)計設(shè)計說明書分兩部分第一部分是綜述分九章討論了氨的性質(zhì)用途及其在國民經(jīng)濟(jì)中的地位合成氨工業(yè)的現(xiàn)狀及其發(fā)展趨勢現(xiàn)代大型氨長的生產(chǎn)特點設(shè)計方案的論證生產(chǎn)方法的綜述與選擇本設(shè)計主要工藝參數(shù)的論證與確定生產(chǎn)工藝流程的評述與選擇合成氨生產(chǎn)原理與本設(shè)計生產(chǎn)流程的敘述及本設(shè)計主要設(shè)備一覽表第二部分是工藝設(shè)計計算分別進(jìn)行了消耗定額返氫量的計算天然氣催化轉(zhuǎn)化的計算CO變換氣體凈化甲烷化過程的物料與熱量衡算換熱器熱負(fù)荷計算進(jìn)行了設(shè)備計算-——加壓兩段填料吸收塔工藝設(shè)計計算本設(shè)計附有轉(zhuǎn)化凈化工段帶控制點的工藝流程圖CO2吸收塔的裝配圖本設(shè)計選用Kellogg節(jié)能型流程具有能耗低流程簡單的特點第一章綜述411氨的性質(zhì)用途及其在國民經(jīng)濟(jì)中的地位612合成氨工業(yè)的現(xiàn)狀及其發(fā)展趨勢613現(xiàn)代大型氨廠的生產(chǎn)特點814設(shè)計方案的論證10com碳變換1515本設(shè)計主要工藝參數(shù)的確定與論證20com出口氣甲烷含量21com再生的溫度再生塔的水汽比及溶液組成23com爐入口溫度2516生產(chǎn)工藝流程的評述與選擇2517合成氨生產(chǎn)原理與本設(shè)計生產(chǎn)流程的綜述28com的脫硫28com汽轉(zhuǎn)化29第二章工藝設(shè)計計算3421設(shè)計依據(jù)3422消耗定額返氫量的計算3423轉(zhuǎn)化38com物料熱量衡算42com料熱量計算50com物料熱量衡算53com102-F排水量計算5625CO2吸收塔原料氣系統(tǒng)物料衡算5826甲烷化61com爐的物料衡算61com爐熱量衡算62com104-F排水量的計算6527凈化66com溶液循環(huán)量的計算66com1103-F排水量及回流水量的計算68com1110-C1104-C熱負(fù)荷的計算72com再生系統(tǒng)的熱平衡7528換熱器熱負(fù)荷的計算84COm103-C熱負(fù)荷計算84Com104-C熱負(fù)荷計算85com114-C熱負(fù)荷計算86COm144-C熱負(fù)荷計算87com115-C的熱負(fù)荷計算89com1115-C熱負(fù)荷計算90com136-C熱負(fù)荷計算92第三章加壓兩段填料吸收塔設(shè)計9431設(shè)計項目9432設(shè)計條件9433設(shè)計計算96com徑計算及下塔填料計算105com算110氮N是植物生長所必需的重要元素之一空氣的主要成分是氧和氮其中氮占78體積但是大多數(shù)植物不能直接吸收這種游離態(tài)的氮只有當(dāng)?shù)c其他元素化合以后才能為植物所利用這種使空氣中游離態(tài)氮轉(zhuǎn)變成化合態(tài)氮的過程稱為氮的化肥是農(nóng)作物增產(chǎn)的重要手段對發(fā)展中國家尤其如此而合成氨工業(yè)是化肥生產(chǎn)的主要組成部分對我國農(nóng)業(yè)的增產(chǎn)起著舉足輕重的作用氨的密度0771kgm3比重05971沸點-3335℃固體氨溶點-777℃臨界溫度1329℃臨界壓力1123atm液氨比重066720℃液氨揮發(fā)性很強(qiáng)汽化熱較大氨有毒而且易爆它不象一般的毒氣具有累積的毒害作用但對人體組織有很大的灼傷性正常空氣中若含有5000ppm的氨含量既能使人在短時間內(nèi)窒息只要有2000ppm的氨含量就有可能在幾秒內(nèi)灼燒皮膚使它起泡并可水腫濃度超過700ppm將會損傷眼睛如不及時治療便會失去視力氨在空氣中的可燃極限是1625體積在02中是1579雖然NH3-空氣的混合氣不易燃燒但很容易引起爆炸氨的自燃點是630℃燃燒時生成藍(lán)色火焰氣相或液相的干氨對大部分物質(zhì)沒有腐蝕性但如摻入水分后便對CuAgZn等金屬有腐蝕作用氨和水銀可構(gòu)成爆炸混合物液氨的重量相當(dāng)于水的60它易溶于水可制成商品氨水其含量在1530范圍內(nèi)氨也可溶于鹽類水溶液和各種有機(jī)溶液但都低于在水里的溶解度氨是活潑的化合物可與多種物質(zhì)進(jìn)行反應(yīng)氧化反應(yīng)是其中的一種氨在高溫下燃燒生成一氧化氮和水一氧化氮再氧化并溶解于水制成硝酸使用氨作為肥料時植物對氨態(tài)氮和硝酸態(tài)氮都能吸收還原劑通常不與NH3作用工業(yè)上氨主要是和酸進(jìn)行中和反應(yīng)生成鹽類譬如氨與硝酸作用生成硝酸銨與CO2作用生成氨基甲酸銨然后脫水成尿素氨是一種重要的含氮化合物工業(yè)上采用N2和H2直接合成的方法生產(chǎn)氨用合成的方法生產(chǎn)的氨稱為合成氨氨是基本化工產(chǎn)品之一用途很廣無論是直接用或作為中間體主要均在化肥領(lǐng)域以氨為原料可制造各種氮素肥料此外液氨本身就是一種高效氮素肥料可以直接施用可見合成氨工業(yè)是氮肥工業(yè)的基礎(chǔ)對農(nóng)業(yè)增產(chǎn)起著很大的作用另外氨也是重要的化工原料廣泛應(yīng)用于制藥煉油純堿合成纖維合成樹脂含氮無機(jī)鹽等工業(yè)部門將氨氧化可以制硝酸而硝酸又是生產(chǎn)炸藥燃料等產(chǎn)品的重要原料生產(chǎn)火箭的推進(jìn)劑和氧化劑同樣也離不開氨此外氨還是常用的冷凍劑合成氨工業(yè)大的迅速發(fā)展也促進(jìn)了高壓催化特殊金屬材料固體燃料氣化低溫等科學(xué)技術(shù)的發(fā)展同時尿素和甲醇的合成石油加氫高壓聚合等工業(yè)也是在合成氨工業(yè)的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的氨和氨加工工業(yè)已成為現(xiàn)代化學(xué)工業(yè)的一個重要合成氨工業(yè)是化肥生產(chǎn)的重要組成部分對我國農(nóng)業(yè)的增產(chǎn)起著舉足輕重的作用我國人口密度大可耕面積少人均耕地面積少糧食需求量大為了能在國民經(jīng)濟(jì)穩(wěn)步發(fā)展的基礎(chǔ)上逐步改善人民的生活水平就必須大力發(fā)展合成氨工業(yè)12合成氨工業(yè)的現(xiàn)狀及其發(fā)展趨勢自從1754年普里斯特利priestly加熱氯化銨和石灰時發(fā)現(xiàn)氨以后直到20世紀(jì)初才由哈伯haber等人研究成功了合成氨法于1913年在德國奧堡建成世界上第一個合成氨工廠第一次世界大戰(zhàn)后德國因戰(zhàn)敗而被迫把合成氨技術(shù)公開有些國家還在這個基礎(chǔ)上做了一些改進(jìn)從此合成氨工業(yè)得到了迅速的發(fā)展目前合成氨生產(chǎn)技術(shù)已發(fā)展到相當(dāng)高的水平生解放前全國合成氨工業(yè)與其它工業(yè)一樣是十分落后的那時只有兩個規(guī)模不大的合成氨工廠不僅生產(chǎn)能力低而且技術(shù)水平也很落后解放后我國合成氨工業(yè)發(fā)展十分迅速尤其是八十年代后期通過技術(shù)引進(jìn)與消化吸收我國合成氨發(fā)展向大工業(yè)化自動化控制方向發(fā)展目前的合成氨技術(shù)與過去相比較從各種原料生產(chǎn)合成氨的總流程并沒有新的變化歸納一下流程分為三類一是烴類蒸汽轉(zhuǎn)化制氣低變串甲烷化凈化流程一是重油部分氧化富氧氣化制氣冷法凈化流程一是煤氣由于國外企業(yè)間的競爭更為激烈為了爭取更大的利潤于是開始引用煉油裝置在機(jī)械設(shè)備儀表和熱能綜合利用等方面成熟的經(jīng)驗在合成氨工業(yè)進(jìn)行一場重大改革主要內(nèi)容為生產(chǎn)規(guī)模大型化能量綜合利用高度自動化控制英國ICI公司的LCA合成氨工藝于1988年在英國建成兩套日產(chǎn)450噸的合成氨裝置經(jīng)一年試運轉(zhuǎn)證明是成功的LCA工藝的主要特點是簡化了工藝流程改進(jìn)了催化劑的化學(xué)反應(yīng)工程它利用二段轉(zhuǎn)化后的反應(yīng)熱作為一段爐的熱源轉(zhuǎn)化管僅受很小的壓力差省去龐大和昂貴的一段轉(zhuǎn)化爐節(jié)省燃料天然氣采用新型的轉(zhuǎn)化和變換催化劑降低原料氣中的水碳比進(jìn)而節(jié)省了工藝蒸汽采用變壓吸附凈化工藝省去復(fù)雜的溶劑脫CO2裝置采用壓力為80bar的低壓氨合成系統(tǒng)節(jié)省壓縮機(jī)功耗減少壓縮機(jī)段數(shù)使離心壓縮機(jī)可在中型氨廠采用該工藝取消了復(fù)雜的高壓蒸汽系統(tǒng)改用壓力為60bar的中壓蒸汽降低鍋爐給水的要求這些改進(jìn)使Brown公司的布朗工藝降低一段爐負(fù)荷一段爐出口溫度由Kellogg的950℃降低到696℃一段爐出口甲烷含量為30熱量的減少使一段爐負(fù)荷降低操作更穩(wěn)定為滿足合成氨生產(chǎn)熱量需求加重二段爐負(fù)荷空氣加入過量50后端采用冷箱脫除過量的氮氣使能量利用更合理瑞士卡薩利公司對氨合成塔進(jìn)行改造其特點是合成塔內(nèi)件中采用軸徑向結(jié)合的氣體流向和專門的氣體分布器這樣既降一段爐的改造體現(xiàn)在轉(zhuǎn)化管的使用上原有的HK-40厚壁管改用高強(qiáng)度的HNb薄壁管這使轉(zhuǎn)化管在相同外徑時催化劑容積增加在100110負(fù)荷下轉(zhuǎn)化管壁溫下降4550℃轉(zhuǎn)化管的阻力降降低合成氨工業(yè)是能耗大投資十分客觀的工業(yè)隨著農(nóng)業(yè)生產(chǎn)的發(fā)展世界化肥需求量與日俱增世界能源日漸減少這就使不論是在世界范圍內(nèi)還是我國合成氨工目前我國化肥行業(yè)繼續(xù)推廣一系列行之有效的節(jié)能方法大氮肥長周期穩(wěn)定生產(chǎn)已在大部分企業(yè)得到全面推廣使生產(chǎn)合成氨的煤油焦氣和電的消耗降低13現(xiàn)代大型氨廠的生產(chǎn)特點生產(chǎn)規(guī)模的大型化這里所說的大型化是指規(guī)模為日產(chǎn)1000噸合成氨的單系列規(guī)模大型氨廠具有投資省成本低占地少勞動效率高的特點現(xiàn)在世界新建氨廠大都采用單系列大型裝置但大型合成氨裝置超過一定規(guī)模以后優(yōu)越性就不十分明顯了一般以日產(chǎn)10001500噸氨為主熱能的綜合利用合成氨工業(yè)是一個消耗原料燃料和動力很大的部門以天然氣為原料的合成氨裝置每噸氨僅電耗就需1000度以煤重油為原料的電耗更大但在另一方面合成氨生產(chǎn)過程中都有很多余熱未能充分利用隨著合成氨裝置大型化以后流程設(shè)計上十分注意利用余熱產(chǎn)生高壓蒸汽用于驅(qū)動高壓蒸汽透平并抽氣到中壓管網(wǎng)作為工藝蒸汽中壓用戶蒸汽以及小透平的驅(qū)動蒸汽約有85可由余熱供給再配以輔助鍋爐蒸汽可以自給這樣就大大減少了電耗高度的自動化水平因為大型合成氨裝置中每種機(jī)器和設(shè)備基本上都是單臺造成設(shè)備尺寸的大型化另一方面為了經(jīng)濟(jì)起見不再像過去那樣分成幾個獨立的車間而是把工廠設(shè)計為露天操作將全流程控制點的二次儀表集中到中控室整個過程采用自動化控制降低了勞動強(qiáng)度減少了人員不過大型合成氨裝置對操作人員的技術(shù)水平管理水平和責(zé)任心都提出了更高的要求綜上所述在二十世紀(jì)六十年代開始的合成氨廠大型化是其發(fā)展史上的一次飛躍但是大型氨廠也具有它的弱點作為一個單系列裝置而言只要生產(chǎn)過程中任何一個環(huán)節(jié)發(fā)生故障都會影響整系列裝置甚至?xí)斐扇盗械耐＼囉捎谧鳛閯恿Φ恼羝饕揽炕厥展に囉酂崛绻谘b置低負(fù)荷狀態(tài)下勢必導(dǎo)致蒸汽的不平衡而無法生產(chǎn)由于未能預(yù)見的原因而臨時停車對大型化的合成氨廠造成的經(jīng)濟(jì)損失也是巨大的14設(shè)計方案的論證本設(shè)計是以天然氣為原料年產(chǎn)30萬噸合成氨轉(zhuǎn)化工序與凈化工序的設(shè)計com選擇表1-1原料列表原料造氣方法能耗106kJ相對投資天然氣加壓蒸汽轉(zhuǎn)化3561石腦油加壓蒸汽轉(zhuǎn)化368115重油加壓蒸汽轉(zhuǎn)化41615煤加壓連續(xù)氣化4861821煤常壓連續(xù)氣化5861821水電解117322由上表所知水電解法最不經(jīng)濟(jì)與其它方法不具有競爭力最經(jīng)濟(jì)的是天然氣次順序是石腦油重油煤因此七十年代以后合成氨的主要原料是天然氣和石腦油本設(shè)計選用天然氣為原料無論哪種原料都含有一定的硫分硫主要以H2SCS2COS硫醇硫醚噻吩等形式存在因所處地區(qū)不同硫化物的含量在原料中所占比例不同在以天然氣為原料的合成氨生產(chǎn)過程中需要應(yīng)用多種不同的催化劑這些催化劑都沒有抗硫性且無論哪種硫化物都會使催化劑中毒嚴(yán)重地影響催化劑的活性和使用壽命H2S還對管道具有腐蝕性以烴類為原料的蒸汽轉(zhuǎn)化法制取原料氣鎳催化劑對硫含量限制十分嚴(yán)格要求烴類原料氣中總硫<05ppm因此在合成氨生產(chǎn)中硫化物應(yīng)盡量除凈脫硫方法很多按脫硫劑的物理形態(tài)分為干法和濕法而干法和濕法又分很多種表2-2脫硫方法分類硫化物種類無機(jī)硫有機(jī)硫干法吸附法—--活性炭分子篩吸應(yīng)法——氧化鋅轉(zhuǎn)化法——鈷鉬加氫濕法化學(xué)吸附法---氨水催化ADA乙醇胺冷NaOH吸收法物理吸收法----低溫甲醇洗氧化鈉吸收法物理化學(xué)綜合吸收法----環(huán)丁砜下面簡干法脫硫活性碳法可用于脫除無機(jī)硫和有機(jī)硫活性炭脫除無機(jī)硫過程比較復(fù)雜分為脫硫再生和硫的回收幾個步驟而脫除有機(jī)硫則主要用于脫除了大量的H2S之后除去硫醇等有機(jī)硫化物及少量的H2S因反應(yīng)機(jī)理不同分為吸附法氧化吸附法或單純吸附法是利用活性碳選擇吸附的特性以脫除噻吩最為有效氧化法是基于有氨存在時有機(jī)硫化物于活性炭表面進(jìn)行氧化反應(yīng)其生成物被活性炭吸附該法對氧硫化碳十分有效催化法是在活性炭中浸了銅鐵等重金屬使有機(jī)硫催化生成硫化氫而后H2S被活性炭吸附吸附法與氧化法脫除有機(jī)硫時都不希望有氧存在因為氧能將少量H2S氧化鈷鉬加氫轉(zhuǎn)化是脫除含氫原料中有機(jī)硫十分有效的預(yù)處理措施鈷鉬加氫催化劑幾乎可使天然氣石腦油原料中的有機(jī)硫化物全部轉(zhuǎn)化為H2S再用氧化鋅吸收可把總硫脫除到002ppm在有機(jī)硫轉(zhuǎn)化的同時也能使烯烴加氫轉(zhuǎn)化為飽和的烷烴從而減少下一工序蒸汽轉(zhuǎn)化催化劑析碳的可能為主體的合成氣因為這些反應(yīng)都是吸熱的根據(jù)熱量來源不同而有以下兩種主要的造氣方法外部供熱的蒸汽轉(zhuǎn)化法在催化劑存在下含烴氣體在耐高溫的合金鋼管內(nèi)部發(fā)生蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)所需熱量由燃料燃燒供給其出口氣在二段爐內(nèi)加入空氣繼續(xù)內(nèi)部蓄熱的間歇轉(zhuǎn)化分為吹風(fēng)和制氣兩個階段先把空氣送入煤氣發(fā)生爐內(nèi)為了能利用燃料燃燒的反應(yīng)熱達(dá)到連續(xù)操作制取合成氣于是發(fā)展了以氧為氣化劑的部分氧化法此法生產(chǎn)合成氣同前述二法不同它不需要昂貴的合金反應(yīng)管而能連續(xù)操作過程簡單原料范圍極廣任何氣態(tài)烴液態(tài)烴甚至煙煤都可但部分氧化法需要有空氣分離以供給純氧或富氧空氣本設(shè)計以天然氣為原料故采用烴類蒸汽轉(zhuǎn)化法天然氣是各種烴類的混合物除主要含有甲烷外還含有一些其它烷烴甚至少量的烯烴在這里以甲烷代表烴類此外當(dāng)烴類與蒸汽作用時幾個反應(yīng)同時發(fā)生一般包括以下幾個反應(yīng)主反應(yīng)CH42H20C024H2CH42H20CO4H2副反應(yīng)6-33因此用167三個方程式就可表示這一系列反應(yīng)在工業(yè)生產(chǎn)中含烴原料采用蒸汽催化轉(zhuǎn)化法制取合成氣分為一段和二段轉(zhuǎn)化流程對合成氨而言大都采用二段轉(zhuǎn)化流程這是因為烴類作為制氨原料要求盡可能轉(zhuǎn)化完全同時甲烷在氨合成過程為一惰性氣體它會在合成回路中逐漸積累有害無利因此首先要求轉(zhuǎn)化氣中殘余甲烷含量要低考慮到經(jīng)濟(jì)合理一般要求轉(zhuǎn)化氣中殘余甲烷<05干基為了達(dá)到這項目標(biāo)在加壓操作條件下相應(yīng)的蒸汽轉(zhuǎn)化溫度需在1000℃以上對于吸熱的蒸汽烴類轉(zhuǎn)化反應(yīng)要在高溫下進(jìn)行除了采取蓄熱式的間歇催化法以外大型合成氨廠都采用外熱式的連續(xù)催化轉(zhuǎn)化法由于目前耐熱合金鋼管還只能在800900℃以下工作考慮到制氨不僅要有氫而且還應(yīng)有氮于是工業(yè)上提出轉(zhuǎn)化過程分段進(jìn)行的流程在內(nèi)襯耐火襯里的固定床中在催化劑的作用下加入空氣與一段爐出口氣中的H2發(fā)生爆炸反應(yīng)生成水再進(jìn)一步進(jìn)行蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)使二段爐出口氣中甲烷徹底反應(yīng)合成氨原料氣中的CO一般分兩次除去大部分先通過變換反應(yīng)COH20gCO2H2同時又可制得與反應(yīng)了的CO等摩爾的H2而所消耗的只是廉價的水蒸汽合成氨的原料氣是N2和H2CO不但不是合成氨生產(chǎn)的有效成分而且當(dāng)溫度為300℃左右和在有鐵催化劑存在的條件下能與氫反應(yīng)生成CH4和水使惰性氣體增加對氨的合成不利更嚴(yán)重的是生成的水會使鐵催化劑中毒所以轉(zhuǎn)化氣中的為主體的催化劑使用溫度范圍為350550℃由于操作溫度的限制氣體經(jīng)變換后仍有3左右的CO六十年代以來由于脫硫技術(shù)的發(fā)展氣體中總硫含量可降低到1ppm以下有可能在更低溫度下使用活性高而200280℃殘余CO可降至03左右為了區(qū)別上述兩種溫度范圍的變換過程將前者稱為中溫變換而后者則稱為低溫變換合成氨廠二段爐出口氣中CO含量在1015左右變換反應(yīng)又是一個強(qiáng)放熱反應(yīng)而高溫變換催化劑操作溫度高壽命長適于脫除大量的CO根據(jù)進(jìn)入變換系統(tǒng)原料氣的溫度及汽氣比考慮氣體的預(yù)熱及增濕合理利用預(yù)熱根據(jù)變換出口氣的CO需求量來確定變換的具體形式下面簡述兩種變換流程以作出分析高變低變串聯(lián)流程采用此流程時一般與甲烷化方法配合天然氣蒸汽轉(zhuǎn)化法制氨過程中由于原料氣中CO含量較低高變催化劑只需布置一段含CO為1315的原料氣經(jīng)廢熱鍋爐降溫進(jìn)入高變爐因原料氣中水蒸汽含量較高一般不需增濕反應(yīng)后氣體中的CO含量降至3左右高變出口氣溫度較高為滿足低變催化劑溫度使用要求通過加熱鍋爐給水的方式來達(dá)到余熱的利用同時高變出口氣被冷卻到低變催化劑使用的溫度多段變換流程以固體燃料氣化制得的合成氨原料氣CO含量較高需采用多段中溫變換且由于進(jìn)入的原料氣溫度與濕含量較低流程中設(shè)有原料氣余熱及增濕裝置以天然氣為原料制氨原料氣中CO含量較低故本設(shè)計采用高變低變串聯(lián)流程無論何種原料制氨經(jīng)CO變換后粗原料氣中都含有一定的CO2為了將粗原料氣加工成純凈的N2H2必須將這些CO2從原料氣中脫除此外CO2是制造尿素純堿碳酸氫銨等產(chǎn)品的原料而且還可以加工成干冰作于其它用途因此從粗原料氣中分離的CO2大都需要回收以送到相應(yīng)的車間處理習(xí)慣上把脫除氣體中CO2的過程稱為脫碳的方法有水洗法低溫甲醇洗法碳酸丙烯酯法等吸收劑的最大吸收能力由在該溶劑中的溶解度來決定吸收CO2后的溶液再生較為氣體能與溶液中的堿性物質(zhì)進(jìn)行化學(xué)反應(yīng)而將其吸收化學(xué)吸收法種類繁多例如生所以再生需消耗一定的熱量再生的耗熱量在整個操作費用中占有相當(dāng)?shù)谋壤@是評價和選擇脫碳方法的一個主要經(jīng)濟(jì)指標(biāo)此外吸收后氣體的凈化度吸收劑環(huán)丁砜法和聚乙二醇二甲醚是既有物理吸收又有化學(xué)吸收的物理化學(xué)吸收時以化學(xué)吸收為主而當(dāng)氣相中的CO2分壓較高時則物理吸收化學(xué)吸收同時進(jìn)行這樣既能保持溶液對CO2有較大的吸收能力又可保證對氣體有較高的凈化度在選擇脫碳方法時既要著眼于方法本身的特點也需從整個流程結(jié)合制氨原當(dāng)采用高碳?xì)浔鹊闹赜兔簽樵喜糠盅趸ㄖ迫≡蠒r由于需要純氧而設(shè)有空分裝置一般多用液氮洗滌法脫除少量的殘余CO在這種條件下考慮脫碳方法就可以選用低溫甲醇洗等物理吸收法較為合適這是因為高碳?xì)浔鹊脑闲杳摮?dāng)采用以低碳?xì)浔鹊奶烊粴馐X油為原料蒸汽轉(zhuǎn)化法制取原的熱量溶液的吸收能力又不如低溫甲醇洗法等物理吸收法而蒸汽轉(zhuǎn)化法流程中若脫碳采用低溫操作冷法而脫除殘余CO用高溫操作甲烷化法則從全流程來看在變換之后先把氣體冷卻而脫碳之后再把氣體加熱這樣從能量利用上是不經(jīng)濟(jì)的們對合成催化劑的毒害規(guī)定CO和CO2的含量不得多于10ppm因此原料氣送往合溶液測定CO的方法以后又研究成功了低溫液氮洗滌法和甲烷化法銅氨液吸收法這是1913年就開始采用的方法在高壓和低溫下用銅鹽氨溶液CO的操作稱為銅洗銅鹽氨溶液稱為銅氨液或銅液凈化后的氣體稱為銅洗氣或精煉氣液氮洗滌法二十世紀(jì)二十年代以后制氨原料擴(kuò)大到焦?fàn)t氣于是在空氣液化分離技術(shù)的基礎(chǔ)上在低溫下逐級冷凝焦?fàn)t氣中各個高沸點組分最后用液體氮把少量CO及殘余的CH4脫除這是一個典型的物理過程可以比銅洗法制得純度更高的氫氮混合氣通常把用液體氮洗滌CO的操作稱為氮洗現(xiàn)在此法主要用在焦?fàn)t氣分離以及重油部分氧化煤富氧氣化的制氨流程中甲烷化法這是上世紀(jì)六十年代開發(fā)的新方法雖然在催化劑的作用下用氫氣把CO還原成甲烷的研究工作早已完成但因反應(yīng)過程要消耗氫氣生成對合成氨反應(yīng)無用的甲烷所以此法只能適用于CO含量較少的原料氣直到低溫變換工藝成熟之后才為CO的甲烷化反應(yīng)提供了條件1965年以后國外新建合成氨廠全用甲烷化法和氮洗法替代銅洗法國內(nèi)新建氨廠幾乎全部采用甲烷化法脫除少量的CO但在相當(dāng)多的原有中小型氨廠仍在繼續(xù)使用銅洗法過去以烴類為原料的蒸汽轉(zhuǎn)化法制氨流程很少采用液體氮作為脫除CO的洗滌劑六十年代后期出現(xiàn)了獨特的布朗凈化新流程于甲烷化后再串聯(lián)液氮洗滌從而制得了純度很高的氫氮混合氣其中含惰性氣體甲烷氮只有02在本設(shè)計中是以氣態(tài)烴類為原料的蒸汽轉(zhuǎn)化法造氣的并采用高溫變換串聯(lián)低溫變換的CO變換裝置使變換氣中最終出口含量很低因此本設(shè)計采用甲烷化法15本設(shè)計主要工藝參數(shù)的確定與論證所謂水碳比SC是指進(jìn)口氣體中水蒸汽占含烴原料中碳分子數(shù)之比這個指標(biāo)表示轉(zhuǎn)化操作所用的工藝蒸汽量在給定條件下水碳比愈高甲烷平衡含量愈低若工業(yè)上要提高轉(zhuǎn)化壓力而又不提高轉(zhuǎn)化溫度的話一般都采用提高水碳比的辦法來降低殘余甲烷含量另一方面提高水碳比對析碳反應(yīng)有抑制作用但是烴類蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)是吸熱反應(yīng)如果提高水碳比將降低一段爐出口溫度一段爐出口殘余甲烷含量會上升為了保證一段爐出口殘余甲烷不變勢必要通過加大燃?xì)饬縼硌a(bǔ)充缺少的熱量又增加了燃?xì)獾南乃栽诮?jīng)濟(jì)方面考慮要選擇一個合適的水碳比目前一般選擇水碳比354本設(shè)計取水碳比35com出口氣甲烷含量烴類作為制氨原料要求盡可能轉(zhuǎn)化完全同時甲烷在氨合成過程為一惰性氣體有害無利因此要求轉(zhuǎn)化氣中殘余甲烷含量要低考慮到經(jīng)濟(jì)合理一般要求轉(zhuǎn)化氣中甲烷少于05干基考慮到日前合金鋼管只能在800900℃下工作把轉(zhuǎn)化分為兩段進(jìn)行一般情況下一段爐二段爐轉(zhuǎn)化氣中殘余甲烷分別按1005設(shè)計本設(shè)計取一段轉(zhuǎn)化氣中殘余甲烷含量為10二段轉(zhuǎn)化氣則為03從烴類蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)的化學(xué)平衡考慮宜在低壓下進(jìn)行轉(zhuǎn)化壓力從上世紀(jì)50年代初開始提高逐漸提高到3540atm下操作其原因是可以節(jié)省動力消耗烴類蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)為體積增加的反應(yīng)而氣體壓縮功是與氣體體積成正比的所以壓縮含烴原料氣要比壓縮轉(zhuǎn)化氣省功同時由于氨是在高壓下合成氫氮混合氣壓縮機(jī)的吸入壓力愈高功耗愈低可以提高過量蒸汽余熱的利用價值由于轉(zhuǎn)化是在過量的水蒸汽條件下進(jìn)行經(jīng)CO變換冷卻后可以回收原料氣大量余熱其中水蒸汽冷凝熱占有相當(dāng)大的比例這部分熱量與水蒸汽分壓有直接關(guān)系壓力愈高水蒸汽分壓愈高因此其冷凝溫度但轉(zhuǎn)化系統(tǒng)提高到一定壓力后就不能再繼續(xù)加壓因為蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)是體積擴(kuò)大的反應(yīng)提高轉(zhuǎn)化壓力反應(yīng)向體積縮小的方向進(jìn)行對為了達(dá)到預(yù)期的殘余甲烷含量必須提高反應(yīng)溫度或增大SC若水碳比固定就只有采用提溫來補(bǔ)償壓力的影響所以工業(yè)生產(chǎn)上綜合考慮根據(jù)材質(zhì)的限制目前的轉(zhuǎn)化壓力大都采用1440atm操作本設(shè)計一段爐出口壓力為34atm絕工業(yè)中CO變換反應(yīng)均在催化劑存在下進(jìn)行高變催化劑主要應(yīng)用Fe203為主體的催化劑使用溫度范圍350550℃由于操作溫度的限制氣體經(jīng)高溫變換后仍有3左右的CO低變催化劑一般用活性高的CuO催化劑操作溫度在200280℃殘余CO可降至03左右同時合理地確定殘余CO含量可以降低變換過程的水蒸汽消耗本設(shè)計取高變出口氣中殘余CO含量為3低變出口氣中殘余CO為04comCO2殘余含量本設(shè)計采用的是兩段吸收兩段再生的本菲爾溶液脫碳流程這種流程的優(yōu)點有中等轉(zhuǎn)化度的溶液半貧液在較高的溫度下吸收氣體用半貧液洗滌過的氣體中卻的貧液洗滌洗滌后氣體中CO2的濃度科大01體積以下提高吸收溫度可以使吸收系數(shù)加大但卻使吸收的推動力降低通常應(yīng)在保持有足夠的推動力的前提下盡量將吸收溫度提高到和再生溫度相同或接近的程度以節(jié)省再生的耗熱量在兩段吸收兩段再生流程中半貧液的溫度和再生塔中部溫度幾乎相等取決于再生操作壓力和溶液組成約為110115℃而貧液的溫度則根據(jù)吸收壓力和要求的凈化氣濃度來確定通常為7080℃本設(shè)計采用的是半貧液經(jīng)過四級閃蒸后進(jìn)入吸收塔的節(jié)能流程進(jìn)吸收塔的半貧液溫度設(shè)計為105℃貧液71℃2再生溫度的但是在生產(chǎn)上再生塔是在沸點下操作的當(dāng)溶液的組成一定時再生溫度僅與再微提高將使解析推動力明顯下降再生的耗熱量增加同時要求再沸器有更大的傳熱面積3再生塔頂水氣比生產(chǎn)上多用分析再生塔頂出口氣中的水氣比H20C0越大此時塔內(nèi)各點氣相中CO2分壓也相應(yīng)降低所以再生速度也必然加快然而再沸器的熱負(fù)荷加大也意味著再生的耗熱量增加本設(shè)計中用H20C02的值檢驗再沸器供熱是否合理再生塔頂H20C02計算值若在1822之間說明再生塔再生效果好設(shè)計合理4吸收液組成的濃度可以提高溶液對CO2的吸收能力同時也可以加快反應(yīng)速度而且吸收同樣多的CO2以后所用的溶液含K2CO3越多吸收后溶液的轉(zhuǎn)化度越低吸收推動力越大但溶液K2CO3的濃度越高高溫下對設(shè)備的腐蝕性也越大更為主要的是溶液中K2CO3的結(jié)晶點隨溶液濃度的增加而提高在操作不慎或開停車時易生成結(jié)晶造成操作困難和對設(shè)備的摩擦腐蝕因此通常為此K2CO3濃度為2730wt活化劑的含量溶液中除含有K2CO3還含有一定量的活化劑緩蝕劑和消泡劑在本菲爾熱鉀堿脫碳中活化劑DEA含量約為255溶液中含有更多的活化劑其活化作用的增加并不明顯故本設(shè)計加入3的活化劑DEA緩蝕劑含量以DEA為活化劑的熱鉀堿脫碳中多以V205為緩蝕劑在系統(tǒng)開車時為了在設(shè)備表面生成牢固的鈍化膜此時溶液中總釩濃度應(yīng)為0708以上wt以KVO3計而在正常生產(chǎn)時溶液中的釩主要用于維持和修補(bǔ)已生成的鈍化膜溶液中總釩含量可保持在05左右其中五價釩的含量為總釩含量的10以上即可另外在溶液中鐵含量超過200ppm時不可向系統(tǒng)中補(bǔ)入V205以免發(fā)生鐵釩共沉影響系統(tǒng)的穩(wěn)定本設(shè)計中總釩含量保持在05消泡劑消泡劑的作用是破壞氣泡間液膜的穩(wěn)定性加速氣泡的破裂降低溶液的表面張力溶液中含量約為幾個到幾十個ppm目前常用的消泡劑有硅酮型聚醚型以及高級醇類等本設(shè)計采用硅酮型用作甲烷化的鎳催化劑在200℃已有活性也能承受800℃的高溫但是不根據(jù)催化劑性能來確定溫度實際生產(chǎn)中低限應(yīng)高于生成毒物羰基鎳的溫度200℃高限應(yīng)低于反應(yīng)器材質(zhì)允許的設(shè)計溫度一般在280420℃的范圍本設(shè)計取甲烷化入口溫度為316℃16生產(chǎn)工藝流程的評述與選擇蒸汽空氣圖1-1蒸汽轉(zhuǎn)化工藝流程方塊圖在天然氣蒸汽轉(zhuǎn)化法生產(chǎn)合成氨過程中要消耗很多的能量由于目前世界提倡節(jié)能因此降低合成氨的能耗成為各公司的主攻方向各種節(jié)能流程不斷涌現(xiàn)日前天然氣制氨的新一代節(jié)能流程國際國內(nèi)均已經(jīng)工業(yè)化主要有下列幾種流程現(xiàn)20世紀(jì)70年代以后凱洛格公司開始研究并推出了凱洛格節(jié)能流程其具體特點如下在對流段出口與引風(fēng)機(jī)入口之間增加一臺再煙的熱量加熱燃燒空氣這樣排煙溫度由原260℃降至130℃提高了轉(zhuǎn)化爐的熱效率與之配套進(jìn)行的是爐頂燒嘴及輔鍋燒嘴由原自吸式改成強(qiáng)制鼓風(fēng)式節(jié)省了大量燃料爐頂燒嘴由原200個減為160個一段爐增設(shè)蒸汽過熱燒嘴在對流段過熱蒸汽盤管高溫段上方增加20個過熱燒嘴強(qiáng)制鼓風(fēng)式使過熱蒸汽溫度由原440℃提至460℃使過熱蒸汽作功能力增大泵加壓去再生塔用作再生蒸汽又增設(shè)一低壓冷凝液鍋爐和鍋爐給水換熱器進(jìn)一步回收低變氣的余熱為保證合成塔出口氣與鍋爐給水的換熱面積維持原有工況又增設(shè)一臺換熱器與原有換熱器串聯(lián)合成氣壓縮機(jī)入口增設(shè)氨冷器同時又增設(shè)一臺低壓鍋爐給水預(yù)熱器增設(shè)普利森氫回收裝置回收馳放氣中的H2氨合成塔內(nèi)件改造僅改變催化劑筐結(jié)構(gòu)使氣流由原軸向流改為軸徑向流凱洛格流程具有低能耗流程簡單的特點而被廣泛利用Brown流程是繼合成氨裝置大型化后與20世紀(jì)60年代末出現(xiàn)的是在天然氣蒸汽轉(zhuǎn)化流程基礎(chǔ)發(fā)展起來的它有兩個特點降低SC降低一段爐轉(zhuǎn)化負(fù)荷提高二段爐負(fù)荷在一段爐管外加熱的熱效率只有45在二段爐內(nèi)加入過量50的空氣利用H2與空氣中氧氣的強(qiáng)反應(yīng)熱繼續(xù)轉(zhuǎn)化這樣減少了一段爐的負(fù)荷并將一段的反應(yīng)熱后移從而降低了一段爐的出口溫度由原來的815℃降至696℃一段轉(zhuǎn)化氣的殘余甲烷從10升至2922這樣設(shè)置有兩個優(yōu)點一是節(jié)約燃料可省13二是爐管管壁厚度可以降至原來厚度的12左右從而節(jié)約投資低溫方法的凈化采用甲烷化作為少量CO與CO2的脫除方法并在合成氣壓縮機(jī)之前增設(shè)冷箱除去多余的N2布朗流程的能耗比一般流程低約10com學(xué)公司ICI英國ICI公司AMV工藝的基本設(shè)計理念與布朗公司有很多相似之處其主要特點為采用20的過量空氣供給二段轉(zhuǎn)化從而使一段轉(zhuǎn)化操作溫和水碳比由com28使噸氨com雖然由此增加了輸送空氣的動力仍是經(jīng)濟(jì)的因一段爐操作改善轉(zhuǎn)化溫度下降操作壓力提高為消除由于過量空氣帶來的過量氮氣對合成回路馳放氣采用深冷回收氫這一回收是在與合成回路基本等壓的情況下進(jìn)行回收的氫氣直接返回循環(huán)機(jī)入口加壓后繼續(xù)利用合成工序采用ICI獨立開發(fā)的低壓60110bar低溫400℃高活性催化劑comHaldTopse公司與凱洛格相似托普索的節(jié)能也多半是基于現(xiàn)有的氨生產(chǎn)并逐步進(jìn)行優(yōu)化而很少引用全新的技術(shù)托普索節(jié)能的主要工藝特點是轉(zhuǎn)化爐煙道氣熱量回收本菲爾低熱能脫碳托普索200型合成塔和新型催化劑的應(yīng)用伍德從事合成氨工藝技術(shù)開發(fā)多年在提高工廠效率和可靠性降低總成本的開發(fā)中發(fā)展了伍德自己的低能耗工藝概念伍德在低能耗體現(xiàn)在轉(zhuǎn)化爐方面和Brown及AMV工藝原理基本相同只是SC只降到30在脫碳方面它們采用BASF的MDEA工藝合成回路采用和S-250基本相似的雙塔結(jié)構(gòu)和其它一些制氨工藝開發(fā)一樣伍德也研究利用工藝熱來推動蒸汽轉(zhuǎn)化并把轉(zhuǎn)化部分氧化結(jié)合在一個容器中命名為聯(lián)合自熱式轉(zhuǎn)化器本設(shè)計選用Kellogg節(jié)能流程17合成氨生產(chǎn)原理與本設(shè)計生產(chǎn)流程的綜述述方法除去即在過量H2存在條件下催化轉(zhuǎn)化成反應(yīng)如下流程原料天然氣經(jīng)壓縮后在一段爐對流段原料氣預(yù)熱盤管中預(yù)熱隨即與來自合成回路的富氫氣體混合混合后含氫約5的氣體進(jìn)入加氫轉(zhuǎn)化器向下經(jīng)過二層鈷鉬催化劑從加氫轉(zhuǎn)化器出來的原料氣通過串聯(lián)的氧化鋅脫硫槽所有的S都被吸收成為ZnS原料氣自氧化鋅脫硫槽出來與水蒸汽混合進(jìn)入一段爐對流段的混和原料氣盤管com汽轉(zhuǎn)化脫硫之后就在高溫高壓下用鎳催化劑來促進(jìn)原料氣與水蒸汽進(jìn)行吸熱反應(yīng)反應(yīng)在一段爐和二段爐中催化劑加速兩個同時進(jìn)行的平衡反應(yīng)流程天然氣經(jīng)脫硫后總硫含量小于05ppm根據(jù)水碳比配入工藝蒸汽后進(jìn)入對流段加熱到500520℃然后送到輻射段頂部分配進(jìn)入各轉(zhuǎn)化管氣體自上而下流經(jīng)催化劑在這里進(jìn)行烴類蒸汽轉(zhuǎn)化的吸熱反應(yīng)離開反應(yīng)管底部的轉(zhuǎn)化氣溫度為800820℃左右匯合于集氣管再沿著集氣管中間的上升管上升繼續(xù)吸收一些熱量經(jīng)輸氣總管送往二段爐工藝空氣經(jīng)壓縮機(jī)加壓到3335atm也配入少量蒸汽然后進(jìn)入對流段的工藝空氣盤管加熱到450℃左右進(jìn)入二段爐頂部與一段轉(zhuǎn)化氣匯合在二段爐頂部燃燒區(qū)燃燒放熱溫度升到1000℃再通過催化劑床層繼續(xù)反應(yīng)并吸收熱量離開二段爐的轉(zhuǎn)化氣送入兩臺并聯(lián)的第一廢熱鍋爐接著又進(jìn)入第二廢熱鍋爐這三臺鍋爐都副產(chǎn)高壓蒸汽從第二廢鍋出來的氣體送往變換工序comCO變換一氧化碳與水蒸汽共存的系統(tǒng)是含有CHO等三個元素的系統(tǒng)變換反應(yīng)COH20gCO2H21從熱力學(xué)角度不但可能進(jìn)行上式的反應(yīng)而且還可產(chǎn)生還可舉出其它反應(yīng)這一點與甲烷蒸汽轉(zhuǎn)化碳?xì)饣认到y(tǒng)中出現(xiàn)的反應(yīng)式有相似之處但由于所用催化劑對反應(yīng)1具有良好的選擇性從而抑制了其它反應(yīng)的流程含CO的原料氣經(jīng)廢熱鍋爐降溫進(jìn)入高變爐因原料氣中水蒸汽含量較高一般不需添加蒸汽經(jīng)反應(yīng)后氣體中CO降至3氣體通過高變廢熱鍋爐再進(jìn)入低變爐入口換熱器降溫后進(jìn)入低變爐低變爐出口氣殘余CO降至04低變氣的余熱還可進(jìn)一步回收低變氣分為兩路一路經(jīng)低變出口鍋爐給水預(yù)熱器預(yù)熱鍋爐給水另一路經(jīng)過串聯(lián)的兩個換熱器兩路工藝氣經(jīng)降溫匯合后進(jìn)入本設(shè)計采用的是節(jié)能型本菲爾熱鉀堿脫碳用兩段吸收兩段再生的流程本菲用變換氣經(jīng)吸收塔底部的氣體分布管進(jìn)入吸收塔在塔內(nèi)分別用105℃的半貧液和71℃的貧液進(jìn)行洗滌出塔的凈化氣溫度71℃CO2含量為01經(jīng)凈化氣分離器分離掉氣體夾帶的液滴及少量的冷凝水后進(jìn)入甲烷化系統(tǒng)富液由吸收塔底引出為了回收能量富液在進(jìn)入再生塔之前先經(jīng)過水力透平減壓膨脹然后借自身的殘余壓力自流到再生塔頂部在再生塔頂部溶液閃蒸出部分水蒸汽和CO2經(jīng)過三層洗滌板冷凝液引出塔外經(jīng)低變出口氣預(yù)熱后經(jīng)過四個噴射泵和一臺四級閃蒸槽閃蒸出的氣體又引回再生塔在塔內(nèi)回收熱量并放出殘由塔中部引出的半貧液經(jīng)過四級閃蒸出氣體后液體經(jīng)半貧液泵加壓后進(jìn)入吸收塔中部再生塔底部的貧液為120℃在進(jìn)入貧液泉以前經(jīng)換熱器冷卻到71℃然后經(jīng)貧液泵加壓打入吸收塔頂部在進(jìn)入吸收塔之前還經(jīng)過機(jī)械過濾器濾去本菲爾溶液中的固體雜質(zhì)再沸器所需熱量主要來自低變氣由低變爐排出氣體加熱再生塔再沸器為了保證足夠的熱量減輕再沸器的熱負(fù)荷CO2再生塔再沸器也提供部分熱量其熱源由35bar低壓蒸汽提供從再生塔頂出來的CO2氣體被冷卻到40℃進(jìn)入分離器分離掉夾帶的液滴及部分冷凝水CO2作為產(chǎn)品經(jīng)管道外送甲烷化法是在催化劑存在下使CO和CO2加氫生成甲烷的一種方法此法可把原料氣中的碳?xì)浠锟偤棵摮?0ppm以下對CO甲烷化反應(yīng)有活性的催化劑2C0CO2CNi4CONiCO4甲烷化反應(yīng)的副反應(yīng)反應(yīng)區(qū)在200℃而在實際生產(chǎn)中甲烷化爐的操作溫度在300360℃之間在這個溫度范圍CO的分解羰基鎳的生成不會發(fā)生根據(jù)計算只需原料氣中含有碳氧化物0507甲烷化反應(yīng)放出的熱量就可足夠?qū)⑦M(jìn)口氣體預(yù)熱到所需要的溫度因此流程中只要甲烷化爐進(jìn)出氣體換熱器和水冷器但考慮到催化劑升溫還原及原料氣中碳氧化物的含量波動尚需其它熱源補(bǔ)充出口氣預(yù)熱后進(jìn)入甲烷化爐在爐內(nèi)自上而下通過催化劑層甲烷化爐出口氣依次經(jīng)過串聯(lián)的水冷器再經(jīng)過氨冷器后進(jìn)入合成氣壓縮機(jī)入口分離罐進(jìn)入合成氣壓縮機(jī)第2章工藝設(shè)計計算21設(shè)計依據(jù)1.產(chǎn)品的規(guī)格NH3>999H20<01油<10ppm再生氣CO2>9852當(dāng)?shù)卮髿鈮篜740mmHg平均氣溫t25℃3空氣組成0221N278Ar14返氫氣體組成表2-1返氫氣體組成組分H2N2CH4ArCOCO2合計摩爾73052549108038<10ppm1005原料天然氣組成表2-2原料天然氣組成97381150130008001200113101006新鮮氣量出甲烷化爐7新鮮氣組成表2-3新鮮氣組成組分H2N2CH4ArCOCO2合計摩爾7246262310022消耗定額返氫量的計算取計算示意圖如下NX圖2-1衡算示意圖已知原料氣組成已知返氫氣體組成已知空氣組成已知新鮮氣組成新鮮氣量空氣中的氧按下列反應(yīng)全部生成水2H2022H20殘余CO2甲烷化反應(yīng)C024H2CH42忽略加氫后總物料量的變化設(shè)SC35吸收后氣體中CO2量Yco201干基原料天然氣量返氫氣量工藝空氣量蒸汽量脫除CO2量返氫示意圖NXNh'NX'圖2-2返氫示意圖設(shè)Nh'NX'NhNX列氫平衡式得NX×YH2XNh×YH2H氫平衡以100m3新鮮氫氮氣為計算基準(zhǔn)生產(chǎn)中主要反應(yīng)CH42H2OCO24H2C2H64H202C027H2C3H86H203C0210H2C4H108H204C0213H2CO2H2CH42H20根據(jù)方程式可得1m3天然氣制得H2的量為4×097387×0011510×0001300080012×0設(shè)NxA分別為制取100m3新鮮氣需天然氣工藝空氣量則39913×Nx即39913×Nx-042×A7646由氮平衡得00131×Nx078×A2623解方程組得Nx22655285m3A33247709m3返氫平衡NX×YH2XNh×YH2HNh'NX'×5即22655285×0Nh×0730522655285Nh×5解得Nh166461m32計算結(jié)果本設(shè)計年產(chǎn)30萬噸合成氨即1000噸NH3天每年工作時間按300天計每小時產(chǎn)氨量1000÷244166667th3返氫量4加入的水蒸汽量原料天然氣的總碳蒸汽用量2624237179×10015×35×18÷2247391738067kgh由于烷烴中的碳按反應(yīng)式14全部轉(zhuǎn)化為CO2而新鮮氣氮氣中的甲烷按反應(yīng)式6生成故可回收的CO2量為序號消耗定額小時結(jié)果1以100m3新鮮氫氮氣為基準(zhǔn)時需原料氣22655285m3返氫氣166461m3CH422655285×09738166461×00108÷2表2-5各組分的摩爾組成23轉(zhuǎn)化1計算條件1原料氣體進(jìn)一段爐天然氣與返氫混合氣組成表2-6原料氣組成組分CH4乙烷丙烷丁烷CO2N2ArH2合計mol907893一段爐出口壓力p34atm絕3445×106pa即3412kgcm2表出口溫度810℃轉(zhuǎn)化氣中甲烷含量1004在出口溫度下CO變換反應(yīng)達(dá)到平衡即氣體組成滿足KpPC02×PH2÷PCO×PH20甲烷蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)未達(dá)平衡2計算以100kmol入爐天然氣為基準(zhǔn)計算設(shè)NcoNco2NH2分別代表轉(zhuǎn)化爐出口氣中COCO2和H2的kmol數(shù)NH2O為反總碳指數(shù)100kmol入爐氣中Nco20009kmol則列C平衡式109337×1000009NcoNco2010×V933791氫平衡加入的水蒸汽量為35×93379326795kmol52×907893×10715×0019326795NH22×001×V326795-000905×326795Nco205×Nco05×326795-即NC0205×Nco-05×NH2000093干轉(zhuǎn)化氣總量VNco2NcoN1201×V296500264已知出口溫度下CO變換反應(yīng)達(dá)到平衡810℃平衡常數(shù)查表得到515聯(lián)立一方程組解方程組得Nco2kmol轉(zhuǎn)化氣中水蒸汽含量326795-93171102336239kmol濕氣總量220222583025039314693523362393165952829913平衡溫距的計算取一段爐出口壓力p34atm甲烷轉(zhuǎn)化反應(yīng)的平衡常數(shù)KpPCO×PH23÷PCH4×PH20設(shè)甲烷轉(zhuǎn)化反應(yīng)達(dá)到平衡則與出口轉(zhuǎn)化氣各組分相對應(yīng)的平衡溫度可得查《氮肥工藝設(shè)計手冊》1796℃時Kp16018t798℃時Kp16680時求其對應(yīng)的平衡溫度t解得t7977℃<810℃所以平衡溫距△T810-7977123℃說明一段爐出口可達(dá)到10殘余甲烷的要求4計算結(jié)果以100kmol入爐天然氣為基準(zhǔn)表2-7以100kmol入爐天然氣為基準(zhǔn)的計算結(jié)果則每小時入爐氣中CH4含量同理可求出以每小時為基準(zhǔn)的進(jìn)出物料量表2-8每小時為基準(zhǔn)的進(jìn)出物料量入料出料組分KmolhKghV干組分KmolhKghV干CH411417751826840279合計9391793441合計9391793441由計算可以看出進(jìn)出物料質(zhì)量守恒一物料衡算1計算條件1出口甲烷含量032補(bǔ)加蒸汽為空氣量的103出口溫度996℃4二段爐壓差03atm2計算以100kmol入爐氣為計算基準(zhǔn)由上面一段爐計算可知一段爐出口氣中CI4流量為39815129kmolh工藝空氣A為39815129÷103851193267÷224÷AA10×3851193267÷224×398151294318164kmol由一段爐衡算求得以每小時為基準(zhǔn)的進(jìn)出物料量如下表2-9以每小時為基準(zhǔn)的進(jìn)出物料量碳平衡計算一段爐出口組成時10干的甲烷為3165926kmol此時出氣中含水2336239kmol則以100kmol入二段爐氣為基準(zhǔn)計算時進(jìn)二段爐氣中水蒸汽的含量為x則總進(jìn)水量737934318164×017811116kmol二段爐入口氣100kmol干氣水蒸汽7811116kmol空氣kmol列氫平衡方程69562×1007811116NH22×0003×V7811116-NH20NCO÷2NCO27811116-NH2O÷2021×43181649555÷2994781VNCONCO2NH20937078×43181640008×100431設(shè)出口條件下變換反應(yīng)達(dá)到平衡則在996℃下Kp057554KpPC02×PH2PCO×PH20NC02×NH2÷NCO÷NH200575545NH28115246kmol轉(zhuǎn)化氣中的水蒸汽量7811116—753338564446kmol轉(zhuǎn)化氣中的CH4NCH40003×V043712kmol濕轉(zhuǎn)化氣總量V85644462313504kmol3平衡溫距計算甲烷轉(zhuǎn)化反應(yīng)的平衡常數(shù)KpPCO×PH23÷PCH4÷PH20設(shè)甲烷轉(zhuǎn)化反應(yīng)達(dá)到平衡則與出口轉(zhuǎn)化氣各組分對應(yīng)的平衡溫度可由下述求得二段爐出口壓力p34-03337atm絕54761時求其對應(yīng)的平衡溫度t解得t96765℃<996℃說明二段爐出口氣可達(dá)到03的殘余甲烷的要求4計算結(jié)果以100kmol入爐天然氣為基準(zhǔn)的計算結(jié)果見下表由工藝空氣的消耗定額3851193267m3h171928271kmolh所以以100kmol入爐氣為基準(zhǔn)時工藝空氣量為4318164kmol進(jìn)二段爐氣體中H2量以每小時為基準(zhǔn)計算時為另外二段爐入口氣組成中N20937078×43181643461868kmol二段爐入口氣組成中Ar00080431816043982kmol二段爐入口氣組成中02021×4318164906814kmol計算基準(zhǔn)為100kmol入爐天然氣時的計算結(jié)果表表2-10基準(zhǔn)為100kmol入爐天然氣時的計算結(jié)果入料出料組分KmolhKghV干組分KmolhKghV干48312396753602906814290180627811116140600088計368711734kg以基準(zhǔn)為100kmol入爐天然氣時的計算結(jié)果表表2-10以基準(zhǔn)為100kmol入爐天然氣時的計算結(jié)果入料出料組分KmolhKghV干組分KmolhKghV干二熱量衡算1計算條件乙干氣580130174kmolh合計1進(jìn)二段爐的一段轉(zhuǎn)化氣溫度為810℃出二段爐的轉(zhuǎn)化氣溫度為996℃2工藝空氣進(jìn)二段爐溫度為420℃3熱量衡算以統(tǒng)一基準(zhǔn)焓為計算基準(zhǔn)基準(zhǔn)溫度為25℃2計算1810℃的一段轉(zhuǎn)化氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓查《無機(jī)化工工藝學(xué)合成氨》-—陳五平CH4800℃時H-7452kcalkmo1800850℃時的Cp1808kcalkmol℃則810℃時的H-74521808×810-800-72712kcalkmol表2-11各組份的焓值組分CH4H2COCO2H20ArN2合計流量總焓8>021557-1778231則810℃的一段轉(zhuǎn)化氣帶入的總焓為EHi2工藝空氣和配入水蒸汽帶入焓空氣流量3851193267Nm3h171928271kmolh空氣組成0221N278Ar1配入水蒸汽的量FH20171928271×01171928271表2-12各組份的數(shù)據(jù)組分02N2ArH2O合計流量準(zhǔn)焓kcalkmol293462799619622-544556Mkcalkmol105954375438003374-936246-4514803二段爐出口統(tǒng)一基準(zhǔn)焓996℃表2-13二段爐出口統(tǒng)一基準(zhǔn)焓組分H2CH4COCO2ArN2H20合計流量3409945921124基準(zhǔn)焓kcalkmol65484-379104-1947064-831490848240848815總焓Mkcalkmol211585-006598-14-166456-185624設(shè)二段爐熱損失為-325Mkcalh列熱平衡H入H出QLH入-17782310-451480-18233790Mkcalh相對誤差|-1823702618233790÷-18233790|×100001775二段爐熱損失大說明一二段爐設(shè)計不太合理一段爐出口殘余CH4含量應(yīng)增一一段爐輻射段的熱負(fù)荷1計算條件1一段爐混合原料氣盤管出口溫度510℃2出一段爐上升管的氣體溫度為850℃2計算1一段轉(zhuǎn)化爐入口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓510℃表2-14一段轉(zhuǎn)化爐入口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓410982基準(zhǔn)焓0000790129360213472一段爐上升管出口統(tǒng)一基準(zhǔn)焓t850℃表2-15一段爐上升管出口統(tǒng)一基準(zhǔn)焓組分CH4H2COCO2ArN2H2O合計流量基準(zhǔn)焓kcalkmol-65485840-20251-84441409總焓EH出-EH入-175195234204245900923Mkcalh1計算條件1101-CACB入口氣為溫度996℃的二段轉(zhuǎn)化氣2101-CACB出口氣溫度為480℃2計算1由前計算得101-CACB入口氣996℃的統(tǒng)一基準(zhǔn)焓2101-CACB出口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓480℃表2-16101-CACB出口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓480℃組分H2CH4COCO2ArN2H2O合計流量基準(zhǔn)焓kcalkmol31832-1265539096總焓ZH出-ZH入-22489286-18562026-392726Mkcalh三第二廢熱鍋爐102-C的熱負(fù)荷1計算條件1102-C入口氣溫度為480℃2102-C出口氣溫度為380℃1由前計算得102-C入口氣的統(tǒng)一基準(zhǔn)焓2102-C出口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓380℃表2-17102-C出口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓380℃組分H2CH4COCO2ArN2H20合計流量548136總焓Mkcalkmol801182345414-18691-23235544102-ZH出-ZH入-23235544-22489286-746258Mkcalh24變換com料熱量計算一高變物料衡算1計算條件設(shè)計高變出口氣中CO含量3干基2計算則V58013017471976956-變換掉的CO為71976956-003×V52983544kmolhNI20340994531-52983544288010987kmolhNCO2437173715298354NI232310957452983544NCII41740399kmolhNN2137834724kmolh由上面的計算可知出二段爐的轉(zhuǎn)化氣經(jīng)第一第二廢鍋后物料量無變化進(jìn)入高變爐所以高變爐進(jìn)料量為1468030443kgh表2-18高變爐出口氣組成37609311875218623659404402177114964乙干氣633113717合計9211247041計算條件1高變爐入口氣溫度為380℃2高變爐出口氣溫度為440℃2計算1高變爐入口統(tǒng)一基準(zhǔn)焓即為102-C出口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓2高變出口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓440℃表2-19高變出口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓440℃組分H2CH4COCO2ArN2H20合計流量基準(zhǔn)焓54275總焓-15632-23268087高變爐熱損失取平均溫度下反應(yīng)熱的10平均溫度t平均380440÷2410℃68315K高變爐的反應(yīng)熱Q損失01×Q反應(yīng)01×4818646048186Mkcalh3高變爐熱平衡計算EⅡ入EH380℃-23235544MkcalhZH出H出Q損失-23268087048186-23219881Mkcalh|H入-H出÷H入|×100|-2323554423219881÷-23235544|×1004高變平衡溫距核算KpPCO2×PH2÷PCO×PH20NCO2×NH2÷NCO×NH2096700915×376093118288010987×18993412664835664835≈66484時對應(yīng)的平衡溫度t平衡溫距△t45836-4401836℃一低變物料衡算1計算條件設(shè)計高變出口氣中CO含量04干基2計算變換掉的CO為18993412-0004×V16395376kmolhNH20288010987-16395376271615611kmolhNCO29670091516395376113096NCH41740399kmolh由上面的計算可知出高變后物料量無變化進(jìn)入低變爐所以低變爐進(jìn)料量為表2-20低變爐出口氣組成組分KmolhKghmol干mol濕CO25980367274500839248849478497698860428426101計算條件1低變爐入口氣溫度為240℃2低變爐出口氣溫度為254℃2計算1低變爐入口統(tǒng)一基準(zhǔn)焓240℃組分H2CH4COCO2ArN2H2O合計流量560326總焓基準(zhǔn)焓16138-2475413所以ZH入-24754133Mkcalh2低變出口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓254℃表2-22低變出口氣統(tǒng)一基準(zhǔn)焓組分H2CH4COCO2ArN2