年产18万吨合成氨一氧化碳变换工段工艺设计

PAGEIII摘要本设计是对年产18万吨合成氨一氧化碳变换工段的工艺设计，根据设计要求对工艺流程进行了选择与论证，与换热式工艺流程对比论证，经过多方面的比较最终选择了饱和热水塔工艺流程。本设计对整个流程进行了物料与能量的衡算，根据物料衡算和能量衡算数据对主要设备进行了设计及选型，反应器为固定床列管式变换器，反应装置材料选择不锈钢材质。同时对本设计工艺的安全生产与“三废”治理作了相关讨论，并对其经济性进行评价。关键词：合成氨一氧化碳变换；物料衡算；能量衡算；工艺流程ABSTRACTThisdesignisaprocessdesignforthecarbonmonoxideconversionsectionof180000tonsofsyntheticammoniaperyear.Theprocessflowwasselectedanddemonstratedaccordingtothedesignrequirements,andcomparedwiththeheatexchangeprocessflow.Aftermultiplecomparisons,thesaturatedhotwatertowerprocessflowwasultimatelyselected.Thisdesignhasconductedmaterialandenergybalancecalculationsfortheentireprocess.Basedonthematerialandenergybalancedata,themainequipmenthasbeendesignedandselected.Thereactorisafixedbedtubularconverter,andthematerialofthereactiondeviceisstainlesssteel.Atthesametime,relevantdiscussionswereconductedonthesafetyproductionand"threewastes"treatmentofthisdesignprocess,anditseconomicefficiencywasevaluated.Keywords：Conversionofsyntheticammoniaandcarbonmonoxide,Materialbalance,Energybalance,TechnologicalprocessPAGE15目录TOC\o"1-3"\u摘要 IABSTRACT II第1章绪论 11.1氨的综述 11.1.1氨的物化性质 11.1.2氨的性能及用途 11.2合成氨的生产与技术 31.2.1合成氨的历史背景 31.2.2合成氨的发展现状 31.3合成氨一氧化碳变换工艺简介 41.3.1工艺原理 41.3.2工艺条件的影响因素 41.4本设计研究的内容及意义 61.4.1研究目的 61.4.2研究内容 61.4.3研究意义 6第2章一氧化碳变换方案比选与工艺流程的确定 82.1一氧化碳变换工艺流程的选择与论证 82.1.1饱和热水塔工艺流程 82.1.2换热式工艺流程 82.2变换方案比选 82.2.1工艺技术比较 82.2.2饱和热水塔和换热式工艺流程特点的比较 92.3生产工艺流程示意图 10第3章物料衡算及能量衡算 113.1计算依据 113.2物料衡算 113.2.1发生系统物料衡算 113.2.2清洗系统物料衡算： 123.3中变炉物料衡算与热量衡算 123.3.1转化气的组成： 123.3.2确定水汽比： 133.3.3中变炉第一段催化床层的物料衡算 143.3.4中变炉一段催化床层的热量衡算 153.3.5中温变换炉平衡曲线 163.3.6最佳反应温度线计算 173.3.7变换中段的冷凝物料衡算和热量衡算 173.3.8中变炉二段催化床层的物料衡算 193.3.9中变炉二段催化床层的热量衡算 193.4低变炉的物料衡算与热量衡算 203.4.1低变炉的物料衡算 213.4.2低变炉的热量衡算 223.4.3低变炉催化剂平衡曲线 233.4.4最佳反应温度曲线的计算 243.5物料衡算总表 25第4章主要设备计算与选型 264.1中变炉计算 264.1.1媒触用量的计算公式: 264.1.2第一段床层触媒用量 264.1.3第二段床层触媒用量 274.2主换热器的计算 294.2.1传热面积的计算 294.2.2换热管直径与管板的确定 304.2.3传热系数的验算 304.2.4管壳侧对流传热系数的计算 314.3饱和热水塔的设计与选型 324.4主要设备计算与选型总表 344.4.1固定管板式换热器参数 344.4.2中温变换炉参数 354.4.3主要非定型设备一览表 35第五章厂址选择 36第6章车间布置 37第7章安全环保评价 387.1生产安全 387.2三废处理 387.2.1废气处理 387.2.2废水处理 387.2.3废渣处理 38第8章经济评价 398.1成本初步估算及比较 39结论 40参考文献 41附录 43致谢 44PAGEPAGE15第1章绪论1.1氨的综述1.1.1氨的物化性质物理性质：氨（NH3）是一种无色气体，具有刺激性气味，是一种重要的工业化学品和肥料原料。氨在常温下为无色气体，但在极低温度和高压下可以凝结为液态或固态[1-2]。其临界温度为132.4℃，临界压力为11.3MPa，相对分子质量：17.03g/mol，密度比空气小约0.6倍，为0.73g/L。氨在水中非常易溶，可以与水形成氢键，形成氨水，在室温下，每1L水可以溶解约700L氨气，氨还可以溶解于一些有机溶剂中[3]。氨具有强烈的刺激性气味，如果吸入过量氨气可以引起呼吸急促、喉咙痛等症状，严重时会对人体造成危害。此外，氨还是一种易燃气体，在高温和高压下易于爆炸，需要注意安全使用。表1.1氨的物理性质计量单位：见表项目数值密度（g/L）相对密度（水=1）相对蒸气密度（空气=1）沸点（101.3kPa）/℃熔点/℃汽化热（60℃）/（kJ/kg）相对分子量临界压力Mpa比热容kJ/(kg.k)熵J/(mol.k)燃烧热（25℃）/（kJ/mol）0.730.590.597-33.3-77.7136.917.0311.34.7192.45382.80化学性质：氨是一种碱性气体，可以与酸反应生成相应的盐[4]。1.1.2氨的性能及用途合成氨是一种重要的化工原料，广泛用于农业、化肥、医药、塑料、合成纤维、燃料和其他工业领域。作为化肥：合成氨是生产氮肥的主要原料之一，它可以与其他元素结合形成各种氮肥，如尿素、硝酸铵和氨水等[5]。这些化肥广泛用于农业，以提高农作物的产量和质量。用于工业生产：合成氨在生产其他化学品和产品中也发挥着重要作用。例如，它可以用于生产聚合物、染料、塑料、合成纤维、化学品和医药品等[6]。作为燃料：合成氨可以作为燃料，可以被用作氢气的替代品，因为它可以通过催化裂解产生氢气[7]。此外，它也可以作为燃料电池的燃料。医疗应用：合成氨也被用于医疗领域，例如，用于治疗呼吸系统疾病，作为医用氧的替代品，还可以用于制造某些药物[8]。PAGEPAGE151.2合成氨的生产与技术1.2.1合成氨的历史背景合成氨的历史可以追溯到19世纪中叶。1835年，瑞典化学家塞德伯格（JonsJacobBerzelius）首次合成了氨，他将氢气和氮气通过电火花放电合成氨气。此后，一些化学家对氨的制备进行了进一步研究，但是一直没有找到经济实用的方法来生产氨。1898年，德国化学家弗里茨·哈伯（FritzHaber）开始研究氨的生产方法，他发现在高温高压条件下，氢气和氮气可以通过催化反应合成氨。他通过改进反应条件和催化剂，最终在1909年成功地实现了氨的工业生产[9]。随着氨的生产技术不断改进，合成氨逐渐成为一种重要的化工原料和肥料。到了20世纪50年代，随着一些新兴国家的工业化进程加快，合成氨的生产逐渐分散到全球各地。现在，合成氨已经成为全球化工和农业领域中最重要的基础化学品之一[7]。1.2.2合成氨的发展现状20世纪50年代到60年代，合成氨技术得到了进一步的改进和发展，主要表现在高压、高温、高速的氨合成反应技术上，同时也出现了许多新型催化剂和反应器[10]。随着人们对环境保护和节能减排的重视，合成氨工业正向着低能耗、低污染的方向发展。目前，合成氨的发展方向主要包括以下几个方面：①降低能耗：采用各种加快反应、控制温度的办法，达到降低反应能耗的目的。②降低污染：采用新型催化剂、反应器等技术，降低氨合成反应的废气排放和废水排放。③节约资源：采用新型催化剂和高效反应器，提高氨合成反应的产率和选择性，减少反应废料和副产物的产生。④产业升级：推进合成氨工业的数字化、智能化升级，提高工业化生产的效率和质量。综上所述，合成氨技术得到了长足的发展，其应用领域广泛，为农业、化工、金属等领域的发展做出了重要贡献。PAGEPAGE15合成氨一氧化碳变换工艺简介1.3.1工艺原理合成氨一氧化碳变换工艺（SAC）是一种将CO和H2O转化为H2和CO2的化学反应过程，同时可能产生副产物CH4在合成氨变换工段属于原料气的净化，既是原料气制造的继续，又是净化的过程，同时也为后续原料气的净化过程创造条件[11]。这样的一套合成氨生产工艺的主要反应为CO和H2O的水气变换（WaterGasShift，WGS）反应，反应方程式如下面所展示：CO+H2O⇌CO2+H2ΔH°=-41.1kJ/mol(1-1)CO+3H2⇌CH4+H2OΔH°=-133.5kJ/mol(1-2)CO+H2⇌C+H2OΔH°=-92.4kJ/mol(1-3)CO2+4H2⇌CH4+2H2OΔH°=-33.1kJ/mol(1-4)其中反应(1-1)是主反应，反应(1-2)～(1-4)是副反应，均为放热反应[12]。且主反应为等体积的反应。为了控制反应向生成目的产物的方向进行，工业上采用对主反应具有良好选择性催化剂，通常采用高温下的铬催化剂或低温下的铁催化剂，进而抑制其它副反应的发生[13]。1.3.2工艺条件的影响因素1、压力的影响单就反应平衡而言，加压并无好处，但从动力学角度来说，加压可提高反应速率，这是因为在高压下，气体分子的密度增大，相应的分子间距离变小，反应物分子之间的碰撞频率增加，从而增加反应速率[14]。压力还会对反应中催化剂的活性有影响，通常压力升高使得分子更容易扩散到催化剂表面，使得活性组分更容易发生反应也就提高了催化剂的活性[15]。然而，过高的压力也会对反应产生负面影响，过高的压力会使反应器的成本和能耗增加，还会增加反应器的机械压力，可能导致反应器损坏或泄漏，同时也会增加设备的危险性[16]。因此，压力的选择需要在经济性、安全性和反应速率等方面进行综合考虑。2、温度的影响温度升高不利于正反应的进行也就不利于CO的转化而且温度过高可能导致催化剂的失活和寿命缩短，还会增加能量消耗和设备维护成本[17]。所以温度的选择需要同时兼顾反应速率和反应转化率，需要在保证足够高的反应速率和转化率的同时，尽可能降低反应温度。常见的合成氨一氧化碳变换工艺中，反应温度通常在150℃到350℃之间，具体的温度取决于催化剂和反应体系的特性[18]。同时，工业上通常采用多级反应器和回流冷却等技术，以最大限度地降低反应温度，提高反应效率和经济性。3、水气比的影响水气比一般工业生产中是指H2O/CO摩尔比值。在合成氨一氧化碳变换工艺中改变水气比是变换工段反应中最主要的调节手段，会对反应的平衡常数、转化率、氨收率等产生影响[19]。增大水气比能提高CO的平衡转化率，从而降低系统出口CO的残余含量，并能够加速反应向正反应的方向进行。但高水气比也会导致反应器内水汽压力过高，使反应器内的温度和压力难以控制，同时也会增加合成气中氮气和惰性气体（如二氧化碳、甲烷等）的含量，影响反应的选择性和产物质量，并且CO平衡转化率随水气比提高而增加的趋势是先快后慢，最后逐渐趋于稳定[20]。因此，在实际生产中，水气比的选择需要综合考虑反应器的设计、工艺条件、氨的产量和质量等因素。4、催化剂的影响合成氨一氧化碳变换工艺的催化剂是铁系催化剂，它对反应速率、选择性和稳定性都有着很大的影响。催化剂可以加速反应速率，降低反应温度和压力，从而节约能源和提高产率。铁系催化剂中，铁-铝催化剂是应用最广泛的一种，它具有良好的活性和选择性，而且成本低廉[17]。催化剂对反应选择性的影响是通过调整反应中间体的生成和转化来实现的，并且还会影响反应的稳定性。例如，铁-铝催化剂可以促进CO转化为CO2提高转化率[18]。在反应过程中，铁系催化剂容易受到空气中的氧气和水分的影响，形成氧化铁或水化物，从而导致活性降低或失活。为了避免这种情况的发生，通常需要采取措施保护催化剂，如加入还原剂或使用防空气的装置。1.4本设计研究的内容及意义1.4.1研究目的通过本设计，注重培养综合运用化工原理、动力学、单元操作、化工设备等基础理论知识来解决具体的工程问题，学习并掌握绘制设备的装配图、工艺流程示意图、车间平面布置图，物料流程图和带控制点工艺流程图，从而提升基本的化工设计能力。设计主要是在合成氨一氧化碳变换工艺基础上，结合生产要求及标准，将对其工艺路线进行优化改进以提高产品质量，减少能耗，并降低“三废”，为合成氨的工业化生产优化提供理论上的支持和实践基础。1.4.2研究内容进行生产方法的选择和工程分析是一个重要的生产过程，其中包括物料核算、能源核算、设备选择和设计、流程图绘制等环节。首先，需要选定生产方法，然后进行工程分析和处理。这一过程需要绘制流程图，并比较几种方案在成本、产量、能耗、环保、安全和关键设备使用等方面的差异，最终确定最优方案。为此，需要进行物料核算和能源核算，以便计算成本和能耗，并选择合适的设备进行设计和选择。一旦确定了最优方案，就需要进行车间布局和仪表自动控制设计。车间布局需要考虑生产过程的物流流程，以便提高生产效率和质量。仪表自动控制设计需要考虑生产过程的自动化程度和控制点的位置，以便实现自动化控制和优化生产过程。根据车间布局和仪表自动控制设计结果，在初步设计阶段绘制带控制点的流程图。这一过程需要考虑生产过程的自动化程度和控制点的位置，以便实现自动化控制和优化生产过程。在整个生产过程中，需要考虑成本、产量、能耗、环保、安全和关键设备使用等因素，以便确定最优方案。同时，需要考虑物料核算和能源核算，以便计算成本和能耗，并选择合适的设备进行设计和选择。最终，需要进行车间布局和仪表自动控制设计，并在初步设计阶段绘制带控制点的流程图，以实现自动化控制和优化生产过程。1.4.3研究意义在经济全球化的动荡浪潮和日益激烈的国际竞争中，为了降低氨行业的生产成本和在竞争中占据优势地位，合成氨行业应该通过进一步的结构调整、技术创新、环境改善、节能降耗和加强管理等措施，使行业的原材料和能源消耗指标显著降低。首先，结构调整可以通过优化生产线布局和资源配置，实现更高效的生产方式。例如，引进先进的生产设备和工艺技术，提高产能和质量，并降低原材料的使用量。其次，技术创新是关键，可以通过研发和应用新的生产技术和工艺，改进反应过程，减少能耗和废弃物产生。同时，环境改善也是重要的一环，包括减少排放和污染物处理，提高资源利用效率和循环利用率。节能降耗方面，可以采用节能设备和技术，优化能源利用，减少能源浪费。最后，加强管理包括改进生产计划和调度，提高生产效率和质量控制，降低生产中的浪费和损失。合成氨行业可以朝着低成本、先进、清洁和大规模发展的方向迈进。这将有助于降低生产成本，提高竞争力，占据更多的市场份额。此外，这些举措也符合可持续发展的要求，有利于保护环境、节约资源，并为行业的长期发展创造更好的条件。因此，各国应积极采取措施支持合成氨行业的发展，并鼓励企业进行创新和改进，以实现行业的可持续发展目标。目前，我国已经成为全球合成氨主要的生产国与消费国，但其生产能力与产量和需求量之间还存在着很大的缺口，合成氨的生产仍有充足的市场发展空间，了解和分析国内外氯乙烯及其下游产品生产与市场，将对国内合成氨的生产与发展具有非常重要的意义。建立完善的质量控制体系。随着生产技术的发展，合成氨工段的质量控制很重要。通过完善的质量保证体系，可以有效地提高产品的质量，满足消费者的需求，有利于长期的企业发展。一氧化碳变换工段是合成氨工艺中的关键环节，对于提高合成氨工艺的经济性和环保性具有重要的作用。一氧化碳变换催化剂是决定一氧化碳变换效率和选择性的关键因素，因此研究一氧化碳变换催化剂的性能和反应机理，以及优化反应器设计方案，对于提高一氧化碳变换效率和选择性、降低合成氨工艺的能耗和废气排放，具有重要的意义。因此，该选题具有很高的研究价值和经济价值。第2章一氧化碳变换方案比选与工艺流程的确定2.1一氧化碳变换工艺流程的选择与论证现阶段，一氧化碳变换工艺流程主要有饱和热水塔流程和换热式流程两种。2.1.1饱和热水塔工艺流程饱和热水塔主要作用是在气流中加入饱和水蒸气，通常由上下两部分组成，上部是一个水箱，下部是一个塔体。变换气进入饱和热水塔下部，从底部喷入饱和蒸汽[21]。在变换气与饱和蒸汽在饱和热水塔中逆流接触过程中，进行了质量传递和热量传递在提高废气温度的同时还增加了水蒸气的含量能够减少后续转化中外部水蒸气的供给[22]。但是在这过程中需要注意的是，饱和热水塔处理过程中需要控制水气比和废气流速，这样可以保证处理效果和设备的安全性能。2.1.2换热式工艺流程换热式工艺是一种常用的工艺流程。其原理是通过对反应气体进行适当的冷却和加热，以便控制反应过程中的温度和提高CO的转化率[23]。将含有一氧化碳、氢气和氮气的进料通入预热器中，与从反应器中排出的反应废气进行热交换，使进料在进入反应器之前被预热到适当的温度，以提高反应速率。经过预热的进料从底部进入反应器，在反应器内与催化剂接触发生反应。反应过程中需要加热维持反应温度，通常采用加热管或燃气燃烧加热，同时可以通过控制进料的比例和流速来控制反应温度和反应速率[24]。反应后的混合气体从反应器顶部排出，通常需要进行冷却，以便降低温度。反应后的废气含有未反应的氢气、氮气和一氧化碳等成分，可以通过废气回收装置进行回收和处理，以节约资源并降低环境污染。2.2变换方案比选2.2.1工艺技术比较饱和热水塔流程一般较适用于压力比较低的变换系统(如0.8MPa)，该流程能很好地回收反应热及未反应完的蒸汽，减少了外供蒸汽,降低了能耗,因此操作费用比较低，节能效果好，吨氨消耗蒸汽量为300kg～400kg[25]。因此经过在生产过程中严格控制半水煤气中氧含量低于0.5%，以及饱和热水塔，软水加热器内循环水全部采用处理后的软水，软水中盐含量严格控制等一系列处理将大大降低饱和热水塔内填料、筒体及水加热器被腐蚀的风险[26]。换热式流程较适用于压力较高的变换系统(如2.1MPa)。该流程的特点是通过段间喷水增湿来达到回收热能的目的[27]。2.2.2饱和热水塔和换热式工艺流程特点的比较项目饱和热水塔换热式反应温度（℃）催化剂类型转化率（％）反应压力（MPa）氨收率（％）催化剂毒性停留时间（S）投资催化剂失活原因220~300多组分催化剂990.8~195~99较小200~300相对低温度180~200单组分催化剂882.190较大80~100相对高升华表2.1饱和热水塔和换热式工艺流程的特点计量单位：见表通过以上分析可知饱和热水塔工艺流程具有投资小，能生产高浓度氨，工艺路线短和设备简单等优点，因此，选择饱和热水塔工艺流程变换一氧化碳比较适合中国目前国情。

2.3生产工艺流程示意图图2.1饱和热水塔合成氨一氧化碳变换工艺流程示意图E-1转化气发生器；E-2油水分离器；E-3清净塔；E-4饱和水洗塔；E-5冷却塔；E-6混合器；E-7废热锅炉；E-8中温变换器；E-9主热交换器；E-10调水温加热器；E-11低温变换器；E-12脱硫塔从转化气发生器出来带有一氧化碳等废气的转化气气体，经运输机输送后在连续通入氮气的情况下输入进油水分离器内初步分离出大部分油、水、粉尘后进入清净塔进行初步的清净除去油水分离器中残留的油和粉尘等杂质，再进入饱和水洗塔经过规整填料与热水逆流接触，进行传质和传热来提高气体的温度和水蒸汽含量。从饱和水洗塔出来的变换气再进入冷却塔降温增湿后进入混合器与通入的高温水蒸汽进行混合，在充分混合之后再通入废热锅炉中预热调温到370℃左右，以此来达到反应所需的初始温度，然后再按照一定的水气比和进料比进入中温变换器在430~445℃进行变换反应使CO与H2O反应生成CO2和H2，使转化气中CO含量降低到5%以下。出来后的转化气气体再进入主热交换器进行换热，降温到180℃以下后通入调水温加热器预热调温到180℃后再通入低温变换器中将转化气中CO含量降低到0.5%以下，最后通入脱硫塔进一步降低废气含量然后离开变换系统从而达到反应标准。第3章物料衡算及能量衡算3.1计算依据（1）生产任务：年产180000吨。（2）生产时间：330天（约8000小时）。（3）原材料及产品规格见下表3.1。（4）空气相对湿度为80%：其中含O2:21%；N2:77.1%；H2O:1.9%。（5）CO分子量：28.01；H2分子量：2.01；H2O分子量：18.01。表3.1原材料及产品规格序号名称规格1CO变换气CO212.2%CO25.6%H236.8%N222.9%CH42.1%O20.4%2水蒸汽H2O99%N20.9%CO20.1%3.2物料衡算3.2.1发生系统物料衡算变换气发生器出口气体量变换气的出口气体量：338.82÷0.256=1323.52kmol/h变换气中的水蒸气的出口气体量：可知发生器操作温度85℃，压力40mmHg，饱和水蒸气分压433.6mmHg，则出口气体中CO分压：800-433.6=366.4mmHg，CO体积百分数：366.4÷800×100%=45.8%，水蒸气的体积百分数：54.2%。则水蒸气量：338.82×0.542÷0.458=400.96kmol/h

表3.2发生器物料衡算表名称进料kg/h出料kg/hN2H2O2COCO2夹带水蒸气CH4NH318529.563970.626037.92-5105.72-5105.72-38749.535152.56974.1289.925759.882745.163305.52472.4820249.8938749.533.2.2清洗系统物料衡算：（1）饱和水洗塔进入饱和水洗塔的气体总量：假定发生器内CO损失2%CO：338.82×0.98÷0.99=335.40kmol/h气体总量：338.82÷0.256=1323.52kmol/h夹带水蒸气：338.82×0.542=183.64kmol/h=3305.52kg/h（2）清净塔采用温度25℃，压力380mmHg，假定无损失则水蒸气分压23.8mmHg，入口处变换气1323.52kmol/h，变换气分压=（760+380）-23.8=1116.2mmHg，变换气体积分数：1116.2÷1140×100%=97.91%。出口气体总量：1323.52÷0.9791=1351.76kmol/h水蒸气：1323.52×2.09%=2.77kmol/h=49.85kg/h3.3中变炉物料衡算与热量衡算3.3.1转化气的组成：中变炉入口各气体组成如表3.3所示：组分COCO2N2H2O2CH4合计%16.416.8323.1552.700.440.47100表3.3变炉入口各气体组成生成1吨合成氨消耗的转化气的量：（1000/17）×22.4/（2×0.5270）×（1/6）=208.36综合分析在真实生产生活中物料量有一定的损失，在45Nm3左右，因此较为合适的转换气量应为208.36+45=253.36年产18万吨合成氨的计算：（1）生产任务：年产180000吨（2）生产时间：330天（约8000小时）日生产量：180000/330=545.45T/d=22.73T·h-1，每小时消耗变换气22.73×253.36=5758.87故每小时转化气中各物质的体积量可根据体积百分数求得：CO：V(CO)=5758.87×16.41%=921.42Nm3CO2：V(CO2)=5758.87×6.83%=393.33Nm3N2：V(N2)=5758.87×23.15%=1333.18Nm3H2：V(H2)=5758.87×52.70%=3034.92Nm3O2：V(O2)=5758.87×0.44%=25.34Nm3CH4：V(CH4)=5758.87×0.47%=27.07Nm3合格的标准是将CO含量降低至5%以下则如下表3-4所示，进中变炉的变换气体组成干组分。表3.4进中变炉的变换气体干组分组分COCO2N2H2O2CH4合计%16.416.8323.1552.700.440.47100N921.42393.331333.183034.9225.3427.075758.87在压力为1.8MPa的条件下，反应气体进入反应器时的温度为370℃，反应后的温度区间为420℃至445℃，最终在出口处保持稳定的430℃。3.3.2确定水汽比：在天然气蒸气的转化过程中，所产生的原料气含有CO，通常占摩尔分数的60%到65%。通过考虑H2O:CO=3.2的水蒸气比率，可以通过利用成分中的CO含量来推算H2O的体积：v(H2O)=3.2×921.42=2948.54N则H2O的物质的量为n(H2O)=2948.54÷22.4=131.63kmol；故可计算中变炉中变换气各成分的物质的量组成。首先加入水蒸气后变换气的总体积为：5758.87+2948.53=8707.4Nm3。则各组分所占分率为：CO：921.42÷8707.4=10.58%，CO2：393.33÷8707.4=4.52%，N2：1333.18÷8707.4=15.31%，H2：3034.92÷8707.4=34.85%，O2：25.34÷8707.4=0.29%，CH4：27.07÷8707.4=0.31%，H2O：2948.54÷8707.4=33.86%故中变炉中变换气的湿组分组成如表3.5所示：表3.5中变炉变换气的湿组分组分COCO2N2H2O2CH4H2O合计%10.584.5215.3134.850.290.3133.86100Nm3921.42393.331333.183034.9225.3427.072948.548707.4n41.1317.5659.52135.491.131.21131.63387.67根据上述可得CO的实际转化率：假设湿转换气为100mol，原料气CO湿基摩尔分数0.60；变换气CO湿基摩尔分数0.1058。据反应方程式：CO（g）+H2O（g）=H2（g）+CO2（g）得CO的实际转化率：：原料气中CO的湿基摩尔分率；：变换气中的湿基摩尔分率变换反应CO消耗百分比：10.58x74.49%=7.88%反应后，各组分的含量：H2O%=27.87%-7.88%+0.31%=20.3%CO%=10.16%-7.88%=2.7%H2%=34.85%+7.88%-0.31%=42.42%CO2%=4.52%+7.88%=12.4%中变炉的平衡常数：K=(H2%×CO2%)/(H2O%×CO%)=（42.42%×12.4%）/（20.3%×2.7%）=9.60查《氨厂工艺和设计手册》[17]可知，当K≈9.60时，温度为460℃。得平均温距：460℃~430℃=30℃。温差合理，故所取的H2O/CO水汽比符合规定。3.3.3中变炉第一段催化床层的物料衡算设CO在一段床层的转化率为65%，并设原料气的O2全反应掉，反应转化的CO量：921.42×65%=598.92，n（CO）=598.92÷22.4=26.73kmol转化后剩余CO含量为：921.42-598.92=322.5，则n（CO）=322.5÷22.4=14.39kmol反应后的H2含量为：598.92+3034.92-25.34×2=3583.16，则n（H2）=3583.16÷22.4=159.96kmol反应剩余的CO2含量为：393.33+598.92=992.25Nm3，则n(CO2)=992.25÷22.4=44.29kmol剩余的H2O：2948.54-598.92+2×25.34=2400.3Nm3，则n(H2O)=2400.3÷22.4=107.16kmol中变炉一段催化床层的变换气干组分如下表3.6所示：表3.6中变炉一段催化床层的变换气体干组分组分COCO2N2H2CH4合计%5.1415.8421.2857.200.54100Nm3322.5992.251333.183583.1633.76264.79n14.3944.2959.52159.960.755278.92则中变炉一段催化床层的变换气湿组分如下表3.7所示：表3.7变炉一段催化床层的变换气湿组分组分COCO2N2H2CH4H2O合计%3.7211.4515.3941.350.3927.7100Nm3322.5992.251333.183583.1633.72400.38665.09n14.3944.2959.52159.960.755107.16386.08K=（H2%×CO2%）/（H2O×CO%）=（41.35%×11.45%）/（27.7%×3.72%）≈5.01当K=5.0时，查得[16]t=460℃，取平均温距为30℃，所以变换气温度为：460-30=430℃.3.3.4中变炉一段催化床层的热量衡算进中变炉的温度为370℃，出炉的变换气温度为430℃。查手册得各个气体的基准焓：HCO=375620kJ/kmol；HH2O=11410kJ/kmol；HCO2=98863kJ/kmol；HH2O=226281.5146kJ/kmol;转换气主要发生下列放热反应：CO（g）+H2O（g）=CO2（g）+H2（g）O2（g）+2H2（g）=2H2O（l）统一基准焓，以常温常压，计算气体焓：Ht=△H（298.15）=nCpdt放热过程：CO+H2O=CO2+H2(1)△H1=(∑Hi)始−（Hi）末=-375620+11410+98863+226281.5146=−39064.5146kJ/kmolQ1=△Nco×△H1=26.73kmol×（-39064.5146kJ/kmol）=-1044194.35kJO2+2H2=2H2O（2）Q2=△H2=（∑nixHi）始－（∑nixHi）末=-370864.2832kJ（3）总放出热：Q=Q1+Q2==（-1044194.35）＋（-370864.2832）=-1415058.63kJ（4）反应吸热Q3：由热容公式计算：Cp=a+b+CT-2。热容单位为kJ（kmol·℃）-1。表3.8各物质热容物质COH2H2OCO2N2a28.3327.4531.1143.2427.79b/10-34.073.4410.839.254.33C/10-5-0.450.500.31-8.62Cpm=∑Yi×Cp=36.6kJ（kmol·℃）−1所以气体吸热Q3=36.6×386.08×(430−370)=847831.68kJ（5）热损失Q4由Q=Q3+Q4得：Q4=Q−Q3=1415058.63-847831.68=567226.95kJ3.3.5中温变换炉平衡曲线由水汽比H2O/CO=3.2，根据《小合成氨厂工艺技术与设计手册》的公式：XP=×100％(3.1)V=KPAB-CD(3.2)q=(3.3)W=KP-1(3.4)U=KP（A+B）+（C+D）(3.5)其中A、B、C、D分别代表CO、CO2、CO2及H2的起始浓度表3.9各温度下CO的转化率t300320340360380400420440460T572591615632657679689708723Xp0.91560.88340.85130.80120.78930.76150.65460.63250.5751图3.1各温度下CO的转化率曲线3.3.6最佳反应温度线计算中变炉中最适宜温度计算方法如下式:表3.10各温度下CO转化率Xp0.90520.86870.84340.81440.76540.71080.6839T545.2569.3584.2601.5621.4645.5658.5t271.2292.6315.2327.2347.6365.2385.2Xp0.650.620.590.560.530.500.47T654.2661.2677.2683.7695.8702.7719.7t376.2385.6397.5409.7421.7433.5447.1由表中数据做出最佳温度曲线如下图3.2所示：图3.2最佳温度曲线图3.3.7变换中段的冷凝物料衡算和热量衡算此过程是用水来对变换气进行冷凝。已知转换气的量变换炉操作压力变换气温度冷水进口温度二段床层温度386.08kmol1750kPa430℃20℃370℃设冷凝水：Xkg当冷凝水的进水温度差为20℃时，H1=84.96kJ·kg-1，有：表3.11各温度及压力下的焓值T/KP/kPaH/(KJ/kg)60016003693.260018003691.770016003919.770018003918.5当水的温度升到370℃，t=370℃，T=643K、P=1750kpa时，焓值为H。根据相应的焓值，使用内插法计算：当压力为1600kPa时：(643-600)/(H-3693.2)=(700-643)/(3919.7-H)H=3790.595kJ·kg-1当压力为1800kPa时：（643-600）/（H-3691.7）=(700-643)/(3918.5-H)H=3789.224kJ·kg-1当操作条件为370℃、643K、1750kp时，焓值H为：(1750-1600)/(H-3790.595)=(1800-1750)/(3789.224-H)H=3789.567kJ·kg-1则Q1=X(3789.567-84.96)=3704.607X交换气所吸收的热量Q2：Cpm=∑Yi×Cp=32.85kJ·（kmol·T）-1表3.12各物质的定压热容物质COCO2H2H2ON2CH4Cp29.9147.2128.6336.2129.7255.17由表得:Q2=386.08×32.85×(430-370)=760963.68kJ；热量损失取3%，即：Q损=Q2×3%=760963.68×3%=22828.91kJ根据能量守衡：0.97Q2=X(3789.567-84.96)X=160.02kg=8.89kmol=199.25Nm3则Q1=X(3789.567-84.96)=3704.607X=3704.607×160.02=592811.21kJ即水的使用量：199.25+2400.3=2599.55Nm3进入二段催化床层变换气的组分：表3.13进入二段催化床层变换气的组分组分COCO2N2H2CH4H2O合计含量%3.6411.1915.0440.420.3829.33100Nm3322.5992.251333.183583.1633.72599.558864.34n14.3944.2959.52159.961.5116.05395.973.3.8中变炉二段催化床层的物料衡算由之前计算可知，中变炉二段催化床层的实际转化率为η=74.49%，二段催化床层CO的变换量921.42×0.7449=686.37Nm3发生变换反应转化的CO量322.5−（921.42−686.37）=87.45Nm3=3.90kmol离开二段催化床层的CO量322.5−87.45=235.05Nm3经历反应后剩余的CO2的量992.25+87.45=1079.7Nm3经历反应后剩余的H2的量3583.16+87.45=3670.61Nm3经历反应后剩余的H2O的量2400.3−87.45=2312.85Nm3出中变炉的湿组分：表3.14出中变炉的湿组分组分COCO2H2N2CH4H2O合计%2.7112.4642.3615.380.3926.7100Nm3235.051079.73670.611333.1833.72312.858665.09n10.4948.20163.8759.521.5103.25386.83代入公式K=（H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）=（42.36%×12.46%）/（26.7%×2.71%）=7.29，当K≈7.29时t=485℃。取平均温距为35℃，则出变炉二段催化床层的变换气温度为：475℃-35℃=440℃3.3.9中变炉二段催化床层的热量衡算已知：变换气进变炉二段催化床层时的温度：430℃变换气出变炉二段催化床层时的温度：440℃设放热为Q1，平均温度：T=708K计算的结果如下表：表3.15各气体组分的生成焓组分H2OH2COCO2Ht(kcal·kmol-1)2402.9-55047.78-24117.56-90545.89Ht(kJ·kmol-1)9898.01-230119.98-100525.97-381058.01放热反应：CO+H2O=CO2+H2△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末=-37963.75146kJ·kg-1得：Q1=10.49×37963.75146=398239.73kJ设气体吸热Q2：反应气热容计算公式：Cp=a+b+CT2表3.16各物质的a.b.c值物质COH2H2OCO2N2a28.3327.4531.1143.2427.79b/10-34.073.4410.839.254.33C/10-5-0.450.500.31-8.62CH4的热容可用公式Cp=a+b+CT2+dT3来计算。表3.17CH4的a.b.c.d值物质abcdCH417.5161.021.25-7.12计算各组分的热容：表3.18各组分热容组分COH2CO2H2ON2CH4Cp28.6129.3348.0437.1131.0354.22计算得：Cpm=∑Yi×Cp=36.12kJ（kmol·T）-1所以气体吸热：Q2=36.12×235.05×（440-430）=84900.06kJ热消耗：Q3=Q1-Q2=398239.73kJ-84900.06kJ=313339.68kJ3.4低变炉的物料衡算与热量衡算由以上计算可知进低变炉的气体湿组分含量如下表3.19所示：表3.19进低变炉的气体湿组分含量组分COCO2H2N2CH4H2O合计%2.7112.4642.3615.380.3926.7100Nm3235.051079.73670.611333.1833.72312.858665.09n10.4948.20163.8759.521.5103.25386.83进低变炉的气体干组分含量如下表3.20所示：表3.20进低变炉的气体干组分含量组分CO2COH2N2CH4合计%16.983.757.7820.990.55100Nm31079.7235.053670.611333.1833.76352.24n48.2010.49163.8759.521.5283.583.4.1低变炉的物料衡算要求把CO含量降到0.1％（湿基）以下，实际需要的CO变换率：p％=×100==86.48％所以反应掉的CO的量为：235.05×86.48％=203.27Nm3，则n(CO)=203.27÷22.4=9.07kmol出低温变换炉时CO的量：235.05-203.27=21.78，则n(CO)=21.78÷22.4=0.97kmol出低温变换炉时H2的量：3670.61+203.27=3873.88则n(H2)=3873.88÷22.4=172.94kmol出低温变换炉时H2O的量：2312.85-203.27=2109.58则n(H2O)=2109.58÷22.4=94.18kmol出低温变换炉时CO2的量:1079.7+203.27=1282.97则n(CO2)=1282.97÷22.4=57.28kmol故出低变炉的湿组分量如表3.21所示，出低变炉的干组分量如表3.22所示：表3.21出低变炉的湿组分含量组分CO2COH2N2CH4H2O合计%14.820.2544.7615.400.3924.38100Nm31282.9721.783873.881333.1833.72109.588655.09n57.280.97172.9459.521.594.18386.39表3.22出低变炉的干组分含量组分CO2COH2N2CH4合计%19.60.3359.1820.370.51100Nm31282.9721.783873.881333.1833.76545.51n57.280.97172.9459.521.5292.21根据以上数据，对出低变炉的变换气的温度进行计算：Kp=（H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）=（44.76%×14.82%）/（24.38%×0.25%）=108.83故计算得出Kp=108.83。根据《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知；当Kp=108.83时，t=228℃。取平均温距为20℃，所以出低变炉变换气温度为：t=228℃－20℃=208℃3.4.2低变炉的热量衡算变换气进低变炉催化床层的温度为：196℃变换气出低变炉催化床层的温度为：208℃设转化气反应放出的热量为Q1:当t=208℃，T=481K时；所得结果如下：表3.23各气体组分的生成焓组分H2H2OCOCO2Ht(kcal/kmol)1241.43-56457.31-25288.92-92401.59Ht(kJ/kmol)5187.98-2356149.08-105409.08-386460.18气体反应方程式：CO+H2O（g）=CO2+H2+Q△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末=-39898.31kJ·kg-1所以：Q1=20.5×39898.31=817915.4kJ·kg-1设气体反应吸收的热量为Q2：气体吸收的平均温度：t=（196+208）/2=202℃，T=475K；热容单位：kJ(kmol·℃)-1表3.24各物质a.b.c值物质COH2H2OCO2N2a28.3327.4531.1143.2427.79b/10-34.073.4410.839.254.33C/10-5-0.450.500.31-8.62CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3来计算热容：表3.25CH4的a.b.c.d值物质abcdCH417.5161.021.25-7.12计算结果如表3.26所示:表3.26各气体组分热容组分COH2CO2H2ON2CH4Cp29.9828.9844.1234.8930.0144.97Cpm=∑Yi×Cp=33.12kJ(kmol·℃）-1Q2=33.12×386.83×（208-196）=153741.72kJ热损失：Q3=Q1-Q2=817915.4kJ-153741.72kJ=664173.68kJ3.4.3低变炉催化剂平衡曲线由公式：XP=×100％V=KP（AB-CD）q=W=KP-1U=KP（A+B）+（C+D）设A、B、C、D分别为反应气体CO、CO2、CO2和H2的起始浓度表3.27不同温度下的Xp值t160180200220240260280T431457471495512529558Xp0.97460.95640.91660.89150.84610.81650.7265低变炉催化剂平衡曲线如下图所示：图3.3低变炉催化剂平衡曲线图3.4.4最佳反应温度曲线的计算根据变换工段相关条件，低温变换炉使用C6型催化剂。查手册知：其活化能E1=43166kJ·kmol-1设CO反应活化能为E2：当r=1；因为CO的变换反应，是可逆放热的反应，所以取平均温度值。当t=（196+208）/2=202℃，T=475KCO反应方程式为：CO（g）+H2O（g）=CO2（g）+H2（g）查手册得：放热反应在不同温度下的反应热，根据下式得：△H=kcal·kmol-1计算得：△H=-9517.62kcal·kmol-1=-39754.65kJ·kmol-1E2=39754.65+43166=82920.65kJ·kmol-1

3.5物料衡算总表表3.28物料衡算进料总表计量单位：见表进料组分摩尔流量kmol/h质量流量kg/h质量含量wt％COCH4H2ON2H2CO2O2小计331.2427.17370.75299.58476.15158.215.181668.289274.72434.726673.58388.24952.36961.24165.7633850.4827.401.2819.7124.782.8120.560.49100表3.29物料衡算出料总表计量单位：见表出料组分kmol/h成品kg/hwt％kmol/h尾气kg/hwt％COCH4H2ON2H2CO2O2小计745.16797.522733.8513412.81595.0435257.7338.044.5210028.4040.29299.58158.215.18531.66795.2644.648388.246961.24165.7616955.084.73.849.4741.060.98第4章主要设备计算与选型4.1中变炉计算图4.1中变炉结构图4.1.1媒触用量的计算公式:式中：Vr——触媒体积m3T0——标准接触时间hV0——通过触媒的气体体积m3标准接触时间的计算公式如下：式中：W=Kp-1；U=Kp(A+B)+(C+D)；V=K1/(AB-CD)；q=Kp—平衡常数；k1—速度常数；n—CO变换量；A—CO；B—H2O；C—CO2；D—H2；（其中ABCD均代表该物质的初始浓度）。4.1.2第一段床层触媒用量以标准的媒触用量计算的基准：13.31t·h-1；媒触占比25%。已知温度条件如下：变换气进一段床层温度：370℃，变换气出一段床层温度：430℃。平均温度为：t=（370℃+430℃）÷2=400℃，T=673K查手册得，在t=400℃，T=673K时，反应速度常数k1=4800s-1，取校正系数为：=2.7，所以：k1=2.7×4800=12960s-1由第三章可知进入第一段床层的变换气湿组分如表4.1所示：表4.1进第一段床层的变换湿气组分组分COCO2N2H2CH4H2O合计%3.7211.4515.3941.350.3927.7100Nm3322.5992.251333.183583.1633.72400.38665.09n14.3944.2959.52159.960.755107.16386.08当温度为400℃时，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》得：Kp=17.11。则：由公式可知V=K1/(AB-CD)=17.11÷(0.1058×0.3386-0.0452×0.3485)=852.44，则：而W=17.11-1=16.11U=17.11×(0.1058+0.3386)+(0.0452+0.3485)=7.99V01=12960÷（0.1058×0.3386-0.0452×0.3485）=645685.86m3=7.96=0.000497h所以：Vr1=T0×V01=0.000497×645685.86=320.90m3取备用系数:给Э=1.2得：Vr1=320.90×1.2=385.09m3。4.1.3第二段床层触媒用量已知反应的温度条件：第二段床层变换气进口温度：430℃第二段床层变换气出口温度：440℃平均温度为：t=（430℃+440℃）/2=435℃，T=435+273=708K根据《小型型合成氨厂工艺和设备计算》可知：在t=440℃时，反应速度常数k1=4800s-1，在420℃时反应速度常数为k2=4230s-1设在t=435℃时，反应速度常数为k，则有根据内插法：（440-435）/（4800-k）=（440-420）/（k-4230）求得k=4684s-1加压时取校正系数为2.6，则：k=4684×2.6=12178.4s-1进中变炉二段催化床层的变换气各组分含量：表4.2进中变炉二段的变换湿气组分组分COCO2N2H2CH4H2O合计含量%3.6411.1915.0440.420.3829.33100Nm3322.5992.251333.183583.1633.72599.558864.34n14.3944.2959.52159.961.5116.05395.97表4.3出中变炉二段的湿组分组分COCO2H2N2CH4H20合计%2.7112.4642.3615.380.3926.7100Nm3235.051079.73670.611333.1833.72312.858665.09n10.4948.20163.8759.521.5103.25386.83出中变炉二段床层的CO的组分含量为2.71%；△n=3.64%-2.71%=0.93%。根据《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知：温度在t=435℃时，反应平衡常数Kp=19.17REF_Ref103324823\r\h[5]；则：V=K1/(AB-CD)=19.17÷(0.0364×0.2933-0.4042×0.1119)=563.82W=19.17-1=18.17U=19.17×(0.0364+0.2933)+(0.4042+0.1119)=6.84V02=12178.4÷（0.0364×0.2933-0.4042×0.1119）=358176.47m3q=QUOTE=6.13=0.000147h得：Vr2=T0V02=0.000147×358176.47=52.65m3取备用系数：Э=1.2求得：Vr2=52.651.2=63.17m3中温变换炉媒触用量：V=Vr1+Vr2=385.09+63.17=448.26m3C6（中温）型触媒堆重量:1.45kg/L触媒堆重量：空速：Nm3干气/(h.m3)。4.2主换热器的计算4.2.1传热面积的计算已知的温度如下所示：水进主换热器温度：20℃水出主换热器温度：85℃变换气进主换热器温度：370℃变换气出主换热器温度：210℃t=(370+210)÷2=290℃由之前中变炉热量的计算知，水吸收的热量为：所以实际转化的热量为：×11.77=7658419.32kJ平均温差由公式：tm==257.26℃取K=250kJ(m2×h×℃)-1可求得传热面积：S=Q/(K×tm)=134.52m2实际加两成的传热面积率：S实=134.52×1.2=161.42m2

由此，根据手册，可以选择较为合适的固定管板式换热器：表4.4各组分变换气在290℃时的粘度值公称直径公称面积管子总数管长管程数壳程数管子排列方式900mm400m24806900mm101￠262.5三角形4.2.2换热管直径与管板的确定计算管板直径的公式：D=1.05t(n/)0.5注：n——管数；——管板填充系数，取0.90；t——管子中心距，取0.03M。所以：D==0.897m管板的直径选用￠0.90m，设备的外径为￠1.1m。4.2.3传热系数的验算管内给热系数的计算公式如下：a内=0.023Re0.3Pr0.4，Re=G×d/u，Pr=u×Cm/，u=相应的粘度计算：根据《化工原理》附录得：当t=315℃时，对应各气体的u值.组分CO2COH2CH4N2H2Ou(mpa∙s)0.0280.0310.0170.0190.0290.019表4.5各组分变换气在290℃时的粘度值根据公式得：=0.0265mPa∙s=0.0848kg·(m·h)-1导热系数计算：根据《化工原理》得：当T=290℃时，各反应气体的导热系数值。

表4.6各组分变换气在285℃时的导热系数组分CO2COH2CH4N2H2O0.03840.0070.0310.0380.0940.043根据公式得：=0.0475kcal·(h·℃)-1热容计算：变换气在315℃时，由热容计算公式：Cp=a+b+cT2来计算热容。计算结果如下表4.7所示。表4.7变换气各组分在315℃的热容组分COH2CO2H2ON2CH4Cp30.4728.9847.1236.2130.4850.78Cpm=∑Yi×Cp=34.54kJ·（kmol·T）-1=8.28kJ·（kmol·℃）-1∑M=∑Yi×Mi=16.59kg·kmol-1Cp=8.29÷16.59=0.4997kcal·(kg·℃)-1雷诺系数计算：Re=G×d/u=(0.02×3600×15.62)/0.0848=13262.26Pr=(u×Cm)/=(0.0848×0.4997)/0.0475=0.89则：a内=0.023Re0.8Pr0.4=0.023×（0.0475/0.02）×（13262.26）0.8×（0.89）0.4=87.27kcal·(kg·℃)-1=366.53kJ·(kg·℃)-14.2.4管壳侧对流传热系数的计算管壳侧对流传热系数的计算公式如下：a外=1.72×(do)×(de)0.6×(do×Gu/u)0.6×(Cm×u)1/3×(u/uw)0.14水的温度为：(20+85/2)=52.5℃。根据给《化工原理》附录得：导热系数：=61.97kcal·(mh℃)-1热容：Cm=4.27kJ·(kg·℃)-1粘度：u=51.0210-5Pas取de=0.025m可得壳侧对流传热系数为：a外=1.72×(/do)×(de)0.6×(do×Gu/u)0.6×(Cm×u/)1/3=6754.21kcal·(m2·h·℃)-14.3饱和热水塔的设计与选型图4.2饱和热水塔结构图饱和热水塔是利用精馏完成一级初步精馏除去低沸物杂质，已知：轻组分A：CO，沸点：-191.5℃重组分C：H2O，沸点：100℃产品B：CO2，沸点：-13.9℃nH2O=8.0177kmol/h，nCO=331.24kmol/h，F=331.24+8.0177=339.2577kmol/h操作条件：操作压力：0.7MPa，进料：泡点进料，回流比：R=2Rmin，单板压降：0.7KPa进料XF=0.03，XW=0.0001，XD=0.3，且由上文物料衡算可知：D=339.2577-301.6545=37.60kmol/h，W=301.6545kmol/h，F=339.2577kmol/h塔板数进料线与平衡线的交点坐标为：yQ=0.2，xQ=0.05则R=2Rmin=1.34精馏塔的气液相负荷L=RD=1.34×30.5997=41.0035kmol/hV=（R+1）D=（1.34+1）×30.5997=71.6032kmol/h操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：根据图解法可得理论塔板数：可得精馏段塔板数：3块；提馏段塔板数：9块则精馏段实际塔板数：3÷0.3=10块；提馏段实际塔板数=9÷0.3=30块；其中第10块为进料板塔径的选择已知：操作压力：0.7MPa，塔顶温度：tD=-2℃，进料板温度：tF=40℃则有精馏段的平均温度：tm=（40-2）÷2=19℃塔顶的平均摩尔质量：MVD=0.3×26+0.7×62.5=51.55kg/mol进料板的平均摩尔质量：MVF=62.5kg/mol∴精馏段的平均摩尔质量：MVm=（51.55+62.5）÷2=57kg/mol假定MVm=MLm平均密度气相平均密度的计算：塔顶液相密度的计算：tD=-2℃，可查手册得：ρA=470kg/m3,ρB=948kg/m3,∴ρLDm=772.3kg/m3进料板液相密度的计算：tF=40℃，可查手册得：ρA=230kg/m3,ρB=890kg/m3,∴ρLFm=560kg/m3精馏段液相平均密度：ρLm=（772.3+560）÷2=666.15kg/m3可查手册得：液相表面张力为2.715N/m塔径的计算：精馏段的体积流率：VS=VMVm/360ρVm=（71.6032kmol/h×57kg/mol）/360×17.88kg/m3=0.105m3/sLS=LMLm/360ρLm=（41.0035kmol/h×57kg/mol）/360×666.15kg/m3=0.00162m3/s∵取板间距H=0.3m，液层高度h=0.05m，∴H-h=0.3-0.05=0.25m在由图可得C20=0.072，那么C=C20(ρL/20)0.5=0.072×(ρL/20)0.5=0.0521则umax=0.0521×8.119=0.423m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为：u=0.8umax=0.8×0.423=0.3384m/s圆整得D=1m主要设备计算与选型总表4.4.1固定管板式换热器参数表4.8固定管板式换热器参数尺寸公称直径900mm公称面积400m2管子总数480管长6900mm管程数10壳程数1管子￠262.5管子排列方式三角形

4.4.2中温变换炉参数表4.9中温变换炉参数尺寸公称直径2600mmH14800mmH22560mm人孔r=450mm进口管D=430mm一段出口管D=440mm二段出口管D=430mm表4.10主要设备计算与选型总表计量单位：见表设备名称传热面积尺寸规格列管数中变炉主热交换器335m2150m2Φ25×2.5Φ25×2.5D3500H5700mmD2900H6000mm622根473根表4.10（续）设备名称尺寸填料高度备注饱和热水塔D1000mm600mm塔底：△P=17毫米水柱/米塔顶：△P=18毫米水柱/米4.4.3主要非定型设备一览表表4.11主要非定型设备计量单位：见表设备名称主要尺寸材料备注变换器冷却器加热器饱和热水塔填料高度，Dg瓷质鞍矩第5章厂址选择厂址的选择需要考虑的因素：原料供应、销售市场、劳动力资源、交通与物流及周围的环境等因素，决定选址在茂名石油工业区。在原料供应方面：合成氨的原料气为氢气与氨气，可以通过天然气提取得到。靠近油田，有丰富的原料气。在销售市场方面：靠近我国珠三角，且东南亚市场，航运方便，利于向欧美出口。在劳动力资源方面：粤西的平均薪资合理，且劳动力充沛，可以大大节省成本。在交通与物流方面：工业区背靠大西南，面向东南亚地区，有天然深水良港，且靠近高速公路及南海，能极大节省运输成本。在周围的环境方面：广东茂名石油工业区重视绿色石油产业，环境厅多次进行工业废弃物无害化处置项目建设，力保守护好绿水青山。图5.1广东茂名石化工业区

第6章车间布置本次一氧化碳变换的工艺设计包括制气、增湿、除杂、变换等流程。设计车间宽30米，长49米，高12米。由于一氧化碳变换反应采用固定床列管式变换器，体积较大，且需串联，占据车间主要位置层并安排在厂房角落处占地约24m2以有效利用厂房空间，再留出有利于工人操作的1.5米左右的空间体积。合成氨发生装置，混合器依次安放在转化器旁边距离0.5米左右，向着两边排列，留出1.5米可操作空间，最后在混合器旁由西向东依次安放机前冷却器、机后冷却器、饱和热水塔等设备，每个设备之间间隔1.5米，并留出可操作空间1.5米保证生产工艺安全有序进行。离心泵为保持稳定功率输出需单独安放在地面并尽量靠近合成氨发生装置以及一氧化碳变换装置，以减少管道成本，故离心泵安放在距离合成氨发生装置和一氧化碳变换装置0.2米左右的地面上。第7章安全环保评价7.1生产安全一氧化碳和氨气是易燃易爆的化学品，一氧化碳沸点-191.5℃，自燃点608℃。在空气中爆炸范围3.6-31%，应该存放在阴凉、远离火源的空间，不能接触到氧化剂。且应设有防爆照明和通风设施。不得使用易产生火花的机械和工具。在化学品储存和生产过程中，安全是至关重要的。根据一氧化碳和氨易燃易爆、有毒的特性，需要采取一系列的安全措施。建筑的耐火等级应为一级，以确保在火灾发生时有足够的时间进行疏散和扑救。氨和一氧化碳泵应安装在通风良好的地方，以避免积聚和泄漏导致的事故。厂房的每一层应配备放毒箱和一定数量的防毒面具，以应对中毒情况。消防设备也是必不可少的，应在每一层配备必要的灭火器材和设备，以应对火灾的发生。设备的电气设备应为二类防爆，以防止电气设备引发火灾和爆炸。同时，设备和管道的容器应安装可靠的接地设备，使用环形接地网，以防止静电积聚和引发火灾和爆炸。在储存易燃气体时，应有专用的储存室，室温不得超过30℃，并与氧化剂分开储存。储存室应该保持阴凉、通风，并远离火源和热源。此外，储存室内禁止与氧化剂混合存放，以防止意外反应和事故发生。为了确保安全，储存室应配备防爆照明和通风设施，以减少火灾和爆炸的风险。同时，应禁止使用易产生火花的机械和工具，以减少火灾的可能性，同时储区应备有泄漏应急处理设备[15]。7.2三废处理7.2.1废气处理在室内氨气生产制造和一氧化碳变换中所造成的有机废气主要包括清净塔、碱洗塔排出的尾气，主要污染化学物为一氧化碳和甲烷。可以通过尾气点燃的方式回收热量并将其转变为二氧化碳和水排出，实现环境友善的生产方式。7.2.2废水处理本反应工段设计中产生的水可以供一氧化碳变换反应重复使用，且无重金属污染物故可以重复使用无大量废水排出。7.2.3废渣处理合成氨和一氧化碳变换反应过程中会采用催化剂进行反应，会产生大量的废渣，其中主要包括失活后的固体催化剂等。故处理废料需要先采用自然沉降法或者机械分离法进行固液分离操作得到废渣和废水，再将载体废渣与其他化合物进行煅烧可用于建筑材料、路基、渣水泥等，过渡金属催化剂可以进行专门的回收处理实现生产的经济化。第8章经济评价8.1成本初步估算及比较经查阅文献年产18万吨合成氨所需氢气(电解水)原料的费用具体如下：表8.1车间费用计量单位：见表名称单耗单位单价成本（万元）水电产生H2成本122.8t/t度/t40.9108205.2313.2我们将CO和H2O进行化学反应，可以实现将有害有毒的气体转变成对环境相对友好的CO2气体，与此同时会化合出NH4所需要的H2，就能实现降低制取氢气的成本，具体费用如下：表8.2