10萬噸每年合成氨寬溫變換基本工藝設(shè)計

四川理工學(xué)院畢業(yè)設(shè)計（論文）100kt/a合成氨寬溫變換工藝設(shè)計學(xué)生：學(xué)號：專業(yè)：班級：指引教師：四川理工學(xué)院材料與化學(xué)工程學(xué)院摘要CO變換反映既是原料氣制造繼續(xù)，又是凈化過程，因此在合成氨工藝流程中占有重要地位。本設(shè)計采用全低變換流程，并對流程中各個設(shè)備進行物料和能量衡算，同步對設(shè)備選型計算。在設(shè)備選型計算時重要對全低變換爐進行了計算、全低變換催化劑選型、用量計算和擬定全低變換爐工藝尺寸。核心詞：合成氨，變換，催化劑，衡算，選型TheWideTemperatureProcessDesignof100kt/aSyntheticAmmoniaTransformationAbstractCOfeedgasshiftreactionismadetocontinue，butalsoapurificationprocess，soplayanimportantroleintheammoniaprocess.Thisdesignusesinlow-temperatureseriestransformationprocess，andtheprocessofvariousmaterialsandequipment，materialbalancecanbecalculatedforselectionofequipment.Intheselectionofequipmentforlowtemperatureshiftinthemainfurnacecalculated：lowshiftcatalystdosage，theselectionandcalculationoffurnacetemperaturetransformtechnologydimensions.Keywords：syntheticammonia，transform，catalyst，calculationandselection目錄TOC\o"1-3"\u1.前言 11.1工藝原理 11.2變換工藝流程擬定 11.3變換工藝參數(shù)擬定 21.3.1壓力 21.3.2溫度 21.3.3汽氣比 21.4重要設(shè)備選取闡明 32.變換工段物料及熱量衡算 42.1變換爐物料衡算及熱量衡算 42.1.1已知轉(zhuǎn)化氣構(gòu)成 42.1.2本設(shè)計計算基準 42.1.3工藝條件擬定 42.1.4.變換爐催化床層物料衡算 42.1.5變換爐催化床層熱量衡算 62.1.6變換爐催化劑平衡曲線 72.1.7最佳溫度曲線計算 82.1.8操作線計算 83.輔助設(shè)備物料及熱量計算 103.1飽和塔物料與熱量衡算 103.2．熱水塔物料與熱量衡算 123.3.第一換熱器熱量衡算 133.4.廢熱鍋爐熱量衡算 143.5.第二換熱器熱量衡算 153.6物料匯總表 173.7熱量匯總表 184.設(shè)備計算 204.1.變換爐計算 204.2.飽和塔計算 234.3.熱水塔計算 274.4.第一換熱器計算 304.5.第二換熱器計算 364.6.封頭選取 434.7.群座 434.8.人孔 444.9.排氣孔 444.10.接管 444.11.法蘭 454.12.筋板 454.13重要設(shè)備一覽表 46參照文獻 47對本設(shè)計評述 48道謝 49附 501.前言1.1工藝原理氨是一種重要化工產(chǎn)品，重要用于化學(xué)肥料生產(chǎn)。合成氨生產(chǎn)通過近年發(fā)展，現(xiàn)已發(fā)展成為一種成熟化工生產(chǎn)工藝。合成氨生產(chǎn)重要分為：原料氣制取；原料氣凈化與合成。粗原料氣中常具有大量CO，由于CO是合成氨催化劑毒物，因此必要進行凈化解決，普通，先通過CO變換反映，使其轉(zhuǎn)化為易于清除CO2和氨合成所需要H2。因而，CO變換既是原料氣凈化過程，又是原料氣造氣繼續(xù)。最后，少量CO用液氨洗滌法，或是低溫變換串聯(lián)甲烷化法加以脫除。變換工段是指CO與水蒸氣反映生成二氧化碳和氫氣過程。在合成氨工藝流程中起著非常重要作用。工藝原理：一氧化碳變換反映式為：CO+H2O=CO2+H2+Q(1-1)CO+H2=C+H2O(1-2)其中反映(1-1)是主反映，反映(1-2)是副反映，為了控制反映向生成目產(chǎn)物方向進行，工業(yè)上采用對式反映(1-1)具備良好選取性催化劑，進而抑制其他副反映發(fā)生。一氧化碳與水蒸氣反映是一種可逆放熱反映，反映熱是溫度函數(shù)。變換過程中還涉及下列反映式：H2+O2=H2O+Q1.2變換工藝流程擬定當前變換工藝流程有：中溫變換，中串低，全低及中低低4種工藝。中溫變換流程特點是：采用低溫高活性中變催化劑，減少了工藝上對過量蒸汽規(guī)定;采用段間噴水冷凝降溫，減少了系統(tǒng)熱負荷和阻力，減少外供蒸汽量;合成與變換，銅洗構(gòu)成第二換熱網(wǎng)絡(luò)，合理運用熱能。中溫變換串低溫變換流程特點：采用鐵鉻系中溫變換催化劑后串銅鋅系低溫變換催化劑。由于銅鋅催化劑對硫敏感，因此以煤或重油為原料制取原料氣在進行中溫變換后，普通要通過濕法脫硫、一次脫碳、氧化鋅脫硫后，才干進行低溫變換，最后還要二次脫碳，流程長、設(shè)備多、能耗大。中低低流程特點是:在一段鐵鉻系中溫變換催化劑后直接串兩段鈷鉬系耐硫變換催化劑，運用中溫變換高溫來提高反映速率，脫除有毒雜質(zhì)，運用兩段低溫變換提高變換率，實現(xiàn)節(jié)能降耗。全低變換流程特點是：變換爐入口溫度及床層內(nèi)熱點溫度均比中變爐低，使變換系統(tǒng)在較低溫度范疇內(nèi)操作，有助于提高CO平衡變換率，在滿足出口變換氣中CO含量前提下，可減少入爐蒸汽量，使全低變流程比中變及中變串低變流程蒸汽消耗減少。催化劑用量減少一半，使床層阻力下降。考慮到全低變流程長處，因此本設(shè)計選用全低工藝流程。此流程為：轉(zhuǎn)化氣一方面進入飽和熱水塔，在飽和熱水塔中轉(zhuǎn)化氣被增濕。在進變換爐前加入蒸汽使H2O/CO達到3.5，再進入變爐爐將轉(zhuǎn)換氣中一氧化碳含量降到1.5%。再通過換熱器將變換氣溫度降到127℃。1.3變換工藝參數(shù)擬定1.3.1壓力壓力對變換反映平衡幾乎沒有影響。但是提高壓力將使析炭和生成甲烷等副反映易于進行。單就平衡而言，加壓并無好處。但從動力學(xué)角度，加壓可提高反映速率。從能量消耗上看，加壓也是有利。由于干原料氣摩爾數(shù)不大于干變換氣摩爾數(shù)，因此，先壓縮原料氣后再進行變換能耗，比常壓變換再進行壓縮能耗低。詳細操作壓力數(shù)值，應(yīng)依照中小型氨廠特點，特別是工藝蒸汽壓力及壓縮機投各段壓力合理配備而定。普通小型氨廠操作壓力為0.7-1.2MPa,中型氨廠為1.2-1.8MPa[1]。本設(shè)計為小型氨廠故壓力可取0.8MPa。1.3.2溫度變換反映是可逆放熱反映。從反映動力學(xué)角度來看，溫度升高，反映速率常數(shù)增大對反映速率有利，但平衡常數(shù)隨溫度升高而變小，即CO平衡含量增大，反映推動力變小，對反映速率不利，可見溫度對兩者影響是相反，因而存在著最佳反映溫度。對一定催化劑及氣相構(gòu)成，從動力學(xué)角度推導(dǎo)計算式為：Tm=式中Tm、Te—分別為最佳反映溫度及平衡溫度，最佳反映溫度隨系統(tǒng)構(gòu)成和催化劑不同而變化。1.3.3汽氣比水蒸汽比例普通指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料氣。變化水蒸汽比例是工業(yè)變換反映中最重要調(diào)節(jié)手段。增長水蒸汽用量，提高了CO平衡變換率，從而有助于減少CO殘存含量。但是，水蒸氣用量是變換過程中最重要消耗指標，盡量減少其用量對過程經(jīng)濟性具備重要意義，蒸汽比例如果過高，將導(dǎo)致催化劑床層阻力增長，CO停留時間縮短，余熱回收設(shè)備負荷加重等后果。1.4重要設(shè)備選取闡明全低變流程中，重要設(shè)備有變換爐、飽和熱水塔、換熱器等。催化劑選用B302Q型催化劑，并擬定其用量。以上設(shè)備選取重要是根據(jù)所給定合成氨系統(tǒng)生產(chǎn)能力、原料氣中碳氧化物含量以及變換氣中所規(guī)定CO濃度。2.變換工段物料及熱量衡算2.1變換爐物料衡算及熱量衡算2.1.1已知轉(zhuǎn)化氣構(gòu)成已知變換爐進口氣體構(gòu)成：表2-1變換爐進口氣體構(gòu)成組分COCO2H2H2SO2共計含量%30.21154.14.50.21002.1.2本設(shè)計計算基準本設(shè)計中物料衡算以100Nm3原料氣為計算基準，熱量衡算以25℃為計算基準，則入變換爐氣體干基構(gòu)成為：表2-2變換爐進口氣體干基構(gòu)成組分COCO2H2H2SO2共計Nm330.21154.14.50.2100%30.21154.14.50.21002.1.3工藝條件擬定依照參照文獻[1]擬定變換工藝條件如下：入口Ti=170℃，操作壓力P=0.8MPa,水氣比H2O/CO=3.52.1.4.變換爐催化床層物料衡算因水氣比H2O/CO=3.5，則V(H2O)=105.7Nm3則入變換爐氣體濕基構(gòu)成為：表2-3變換爐進口氣體濕基構(gòu)成組分COCO2H2H2SO2H2O共計Nm330.21154.14.50.2105.7205.7%14.685.3526.302.190.1051.38100本設(shè)計規(guī)定出催化劑床層CO干基含量為1.5%因此CO實際變換率為：==93.63%則反映了CO量為：30.2×93.63%=28.28Nm3則反映后變換氣構(gòu)成為：V(H2)=54.1+28.28-0.4=81.98Nm3V(H2O)=105.7-28.28+0.4=77.82Nm3V(CO)=30.2-28.28=1.92Nm3V(CO2)=11+28.28=39.28Nm3V(H2S)=4.5Nm3因此，出變換爐干基構(gòu)成為：表2-4出變換爐變換氣干基構(gòu)成組分COCO2H2H2S共計Nm31.9239.2881.984.5127.68%1.5030.7664.213.53100出變換爐濕基構(gòu)成為：表2-5出變換爐變換氣濕基構(gòu)成組分COCO2H2H2SH2O共計Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100因此，平衡常數(shù)K為：K===21.64查[2]得，Te=346℃設(shè)平衡溫距為13℃，則出口溫度為To=333℃2.1.5變換爐催化床層熱量衡算取進出口平均溫度T平=(170+333)℃=252℃進行計算為：混合氣體熱容為：CO：Cp=4.1868×(6.48+0.1566×0.01×T-0.02387×0.00001×T2)H2：Cp=4.1868×(6.424+0.1039×0.01×T-0.007804×0.00001×T2)H2O：Cp=4.1868×(6.97+0.3464×0.01×T-0.04833×0.00001×T2)CO2：Cp=4.1868×(18.036-0.00004474×T-158.08/T1/2)H2S：Cp=4.1868×(7.07+0.3128×0.01×T+0.1364×0.00001×T2)O2：Cp=28.17+6.297×0.001×T-0.7494×0.000001×T2)查[2]得，CO變換反映放熱Q1為：Q1=28.28/22.4×(+103950+234172)＝-50025.3kJH2燃燒放熱Q2為：Q2=0.4/22.4×(-234172)-0.2/22.4×6866-0.4/22.4×6548=-4359.8kJ因此，總放熱量Q為：Q=Q1+Q2=-54385.18kJ由上可計算各組分熱容如下表：表2-6平均溫度下變換氣熱容組分COCO2H2H2SH2OCp(kJ/kmol·℃)30.3046.5329.0938.0536.24%0.9319.1139.892.2037.87Cpm=0.0093×30.30+0.3989×29.09+0.3787×36.24+0.1911×46.53+0.022×38.05=35.34kJ/(kmol·℃)假設(shè)熱損失Q4為3%，則Q4=3%×Q=1631.56kJ氣體吸熱量Q3為：Q3=205.5/22.4×Cpm×△t由熱量衡算有，Q=Q4+Q3帶入數(shù)據(jù)：△t=163℃因此，出口溫度To=(170+163)℃=333℃從而上述溫距假設(shè)合理。2.1.6變換爐催化劑平衡曲線依照H2O/CO=3.5，與公式XP=×100%V=KPAB-CDq=U=KP(A+B)+(C+D),W=KP-1其中A、B、C、D分別代表CO、H2O、CO2及H2起始濃度[2]。以170℃時為例進行計算：U=KP(A+B)+(C+D)=458.24×(14.68+51.38)+(5.35+26.30)=30302.98V=KPAB-CD=458.24×14.68×51.38-5.35×26.30=345490.66W=KP-1=458.24-1=457.24q===16922.82XP===0.9967其他溫度下計算成果如下：表2-7變換爐中溫度與平衡轉(zhuǎn)化率之間關(guān)系t/℃KpWVUqXp170458.24457.24345490.6630302.9816922.820.9967190286.34285.34215833.6518947.2710613.910.9947210186.34185.34140407.8112341.276943.650.9919230125.69124.6994662.038334.734717.420.988125087.5086.5065856.905811.903315.370.983027062.6561.6547113.584170.312402.760.976529046.0045.0034555.183070.411790.950.968431034.5533.5525918.922314.021369.810.958633026.4725.4719824.511780.261072.200.946935020.6620.6615442.271396.45857.730.933337016.3915.3912221.591114.37699.610.91792.1.7最佳溫度曲線計算變換爐中選用B302Q型催化劑最適當溫度曲線由式Tm=進行計算。其中A、B、C、D分別代表CO、H2O、CO2及H2起始濃度[2]，查[2]得B302Q型催化劑正負反映活化能分別為E1=43164kJ/kmol，E2=E1+r(-△HR),其中r=1，△HR=-10000-0.291×T+2.845×0.001×T2-0.9703×0.000001×T3。帶入有關(guān)數(shù)據(jù)有,E2=53456.4kJ/kmol最適當溫度計算列于下表中：表2-8最適當溫度與平衡轉(zhuǎn)換率之間關(guān)系Xp0.99670.99470.99190.98810.98300.9765T/K428449468488507527t/℃155176196215234254Xp0.96840.95860.94690.93330.9179T/K546566585604627t/℃2732933123313542.1.8操作線計算由中變催化劑變換率及熱平衡計算成果知：變換爐入口氣體溫度170℃變換爐出口氣體溫度333℃變換爐入口CO變換率0%變換爐出口CO變換率93.63%因此，操作線為：T=174.09x+170圖2-1CO變換過程T-X圖3.輔助設(shè)備物料及熱量計算3.1飽和塔物料與熱量衡算1.飽和塔物料衡算已知條件溫度進塔原料氣溫度35℃出塔原料氣溫度113℃進塔熱水溫度116℃壓力進飽和塔氣體壓力0.9MPa物料量進塔干原料氣量14804.74Nm3/h入塔水量35000kg/h物料衡算取飽和塔出口氣中蒸汽飽和度為93%，113℃時飽和蒸汽壓P(H2O)=160kPa[3]因此，出飽和塔原料氣中帶出蒸汽量為：G=Nm3/h=2932.57Nm3/h2.飽和塔熱量衡算入熱氣體帶入熱Q135℃原料氣比熱容為：表3-135℃原料氣比熱容組分COCO2H2H2SO2Cp/kJ/(kmol·℃)29.0337.4328.1834.0930.01%30.21154.14.50.2Cpm=(0.302×29.03+0.11×37.43+0.541×28.18+0.045×34.09+0.002×30.01)kJ/(kmol·℃)=29.73kJ/(kmol·℃)Q1=14804.74/22.4×29.73×(35-25)kJ=1.965×105kJ/h116℃水帶入熱Q2為：Q2=35000×4.187×(116-25)kJ=1.334×107kJ/h共計：Q=Q1+Q2=1.354×107kJ/h出熱113℃干原料氣帶出熱Q3為：113℃原料氣比熱容為：表3-2113℃原料氣比熱容[2]組分COCO2H2H2SO2H2OCp/kJ/(kmol·℃)29.2639.6628.3534.7530.2430.16干氣百分含量%30.21154.14.50.20Cpm=(0.302×29.26+0.11×39.66+0.541×28.35+0.045×34.75+0.002×30.24)kJ/(kmol·℃)=30.16kJ/(kmol·℃)Q3=2932.57/22.4×30.16×(113-25)kJ=1.754×106kJ/h水蒸氣帶出熱Q4為：Q4=2932.57/22.4×33.91×(113-25)kJ=3.907×105kJ/h塔底排水量為：(35000-2932.57/22.4×18)kg=32643kg/h因此，塔底水帶出熱Q5為：Q5=(32643H-104.80)kJ/h假設(shè)熱損失Q6=0.34%Q=46036kJ/h由熱平衡，有：Q=Q3+Q4+Q5+Q6帶入數(shù)據(jù)得，H=452.48kJ/kg查[3]得，t=108℃3.2．熱水塔物料與熱量衡算已知壓力氣體出塔壓力0.7MPa溫度變換氣入口溫度147℃變換氣出口溫度127℃物料量入塔變換氣量30419.44Nm3/h物料衡算塔內(nèi)蒸汽冷凝量為：設(shè)氣體出熱水塔溫度為127℃，在127℃時蒸汽壓PH2O=0.25MPa變換氣帶出蒸汽量G=0.25/(0.7-0.25)×18899.60Nm3=10499.78Nm3/h因此，塔內(nèi)蒸汽冷凝量為：(11519.84-10499.78)Nm3=1020.06Nm3/h塔頂進水量為：設(shè)飽和熱水塔排污由飽和塔底排出，排污量為總循環(huán)量0.5%，排污量為：35000×0.5%=175kg/h因此，塔頂進水量為：32643-175=32468kg/h外界向系統(tǒng)補水為：35000-32468-1020.06/22.4×18=1712.31kg/h熱量衡算入熱氣體帶入熱Q1為：147℃變換氣比熱容為表3-3147℃變換氣比熱容組分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol·℃)29.3640.5128.4235.0434.13干氣百分含量%1.5030.7664.213.530Cpm=(0.015×29.36+0.3076×40.51+0.6421×28.42+0.0353×35.04)kJ/(kmol·℃)=32.39kJ/(kmol·℃)Q1=18899.60/22.4×32.39×(147-25)kJ/h=3.334×106kJ/h147℃水蒸汽帶入熱Q2為：Q2=11519.84/22.4×34.13×(147-25)kJ/h=2.141×106kJ/h塔頂水帶入熱Q3為：Q3=32468×4.183×(108-25)kJ/h=1.127×107kJ/h補充水帶入熱Q4（補充水溫度為25℃）為：Q4=0共計：Q=Q1+Q2+Q3+Q4=1.674×107kJ/h出熱氣體帶出熱127℃變換氣比熱容為：表3-4127℃變換氣比熱容組分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol·℃)29.3040.0228.3734.8732.20干氣百分含量%1.5030.7664.213.530Cpm=(0.015×29.30+0.3076×40.02+0.6421×28.37+0.0353×34.87)kJ/(kmol·℃)=32.20kJ/(kmol·℃)Q5=18899.60/22.4×32.20×(127-25)kJ/h=2.771×106kJ/h127℃水蒸汽帶入熱Q2為：Q6=10499.78/22.4×34.00×(127-25)kJ=1.626×106kJ/h熱損失Q7為：Q7=0.2%Q=33480kJ/h出熱水塔熱水帶出熱Q8為：Q8=35000(H-104.80)由熱平衡Q=Q5+Q6+Q7+Q8得，H=456.50kJ/h查[3]得，t=109℃3.3.第一換熱器熱量衡算已知溫度水入口溫度109℃水出口溫度116℃變換氣出口溫度147℃物料量入換熱器干氣量30419.44Nm3/h入換熱器水量35000kg/h109℃水帶入熱Q109為：Q109=35000×4.184×(109-25)kJ/h=1.230×107kJ/h116℃水帶出熱Q116為：Q116=35000×4.187×(116-25)kJ/h=1.334×107kJ/h147℃變換氣帶出熱Q147為：（由上計算可知）Q147=5.475×106kJ/h由熱平衡有，Qx-Q147=Q116-Q109得，Qx=6.515×106kJ/h由計算可得，入第一換熱器原料氣溫度為：169℃3.4.廢熱鍋爐熱量衡算已知溫度水入口溫度25℃水蒸汽出口溫度100℃變換氣入口溫度317℃變換氣出口溫度169℃物料量入廢熱鍋爐變換氣量30419.44Nm3/h169℃變換氣帶出熱Q169為：（由上計算可知）Q169=6.515×106kJ/h317℃變換氣帶入熱Q317為：317℃變換氣比熱容為：表3-5317℃變換氣比熱容組分COCO2H2H2SH2OCp/KJ/(Kmol·℃)29.8444.0228.7636.5435.22干氣百分含量%1.5030.7664.213.530Cpm=(0.015×29.84+0.3076×40.02+0.6421×28.76+0.0353×36.54)kJ/(kmol·℃)=33.75kJ/(kmol·℃)Q1=18899.60/22.4×33.75×(317-25)kJ/h=8.314×106kJ/h317℃水蒸汽帶入熱Q2為：Q2=11519.84/22.4×35.22×(317-25)kJ=5.289×106kJ/hQ317=Q1+Q2=1.360×107kJ/h25℃水帶入熱Q25為：Q25=0100℃水蒸汽帶出熱Q100為：（m為水流量）Q100=m×4.180×(100-25)+m×2676.95kJ/h由熱平衡有，Q100-Q25=Q317-Q169得，m=1984.32kg/h3.5.第二換熱器熱量衡算已知溫度變換氣入口溫度333℃變換氣出口溫度317℃原料氣出口溫度170℃物料量入換熱器變換氣量30419.44Nm3/h入換熱器原料氣量30449.89Nm3/h333℃變換氣帶入熱Q333為：333℃變換氣比熱容為：表3-6333℃變換氣比熱容組分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol·℃)29.8944.3028.8036.6935.32干氣百分含量%1.5030.7664.213.530Cpm=(0.015×29.89+0.3076×44.30+0.6421×28.80+0.0353×36.69)kJ/(kmol·℃)=33.86kJ/(kmol·℃)Q1=18899.60/22.4×33.86×(333-25)kJ/h=8.799×106kJ/h333℃水蒸汽帶入熱Q2為：Q2=11519.84/22.4×35.32×(333-25)kJ/h=5.595×106kJ/hQ333=Q1+Q2=1.439×107kJ/h317℃變換氣帶入熱Q317為:(由上計算可知)Q317=1.360×107kJ/h170℃原料氣帶出熱量Q170為：170℃原料氣比熱容為：表3-7170℃原料氣比熱容組分COCO2H2H2SO2H2OCp/kJ/(kmol·℃)29.4341.0828.4635.2530.4034.28干氣百分含量%30.21154.14.50.20

Cpm=(0.302×29.43+0.11×41.08+0.541×28.46+0.045×35.25+0.002×30.40)kJ/(kmol·℃)=30.45kJ/(kmol·℃)Q1=14804.74/22.4×30.45×(170-25)kJ/h=2.918×106kJ/hQ2=15645.15/22.4×34.28×(170-25)kJ/h=3.472×106kJ/hQ170=Q1+Q2=6.390×106kJ/h設(shè)入口原料氣帶入熱Qx為：由熱量衡算有，Q170-Qx=Q333-Q317得，Qx=5.600×106kJ/h出飽和塔氣體帶入熱為：2.145×106kJ/h因此，補充蒸汽帶入熱為：(5.600-2.145)×106KJ=3.455×106kJ/h補充蒸汽量為：(15645.15-2932.57)Nm3=12712.58Nm3/h因此補充蒸汽規(guī)格為：202℃，0.8Mpa過熱蒸汽。則混合后溫度為：148℃。3.6物料匯總表進飽和熱水塔原料氣構(gòu)成：表3-8進飽和熱水塔原料氣構(gòu)成組分COCO2H2H2SO2共計含量%30.21154.14.50.2100出飽和熱水塔原料氣構(gòu)成：表3-9出飽和熱水塔原料氣構(gòu)成組分COCO2H2H2SO2H2O共計Nm330.21154.14.50.219.8119.8%25.219.1845.163.760.1716.52100變換爐進口氣體構(gòu)成：表3-10變換爐進口氣體構(gòu)成組分COCO2H2H2SO2H2O共計Nm330.21154.14.50.2105.7205.7%14.685.3526.302.190.1051.38100變換爐出口氣體構(gòu)成：表3-11變換爐出口氣體構(gòu)成組分COCO2H2H2SH2O共計Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100廢熱鍋爐，第二換熱器進出口變換氣構(gòu)成與變換爐出口構(gòu)成相似。第一換熱氣器進口變換氣構(gòu)成：表3-12第一換熱氣器進口變換氣構(gòu)成組分COCO2H2H2SH2O共計Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100第一換熱器出口變換氣構(gòu)成：表3-13第一換熱器出口變換氣構(gòu)成組分COCO2H2H2SH2O共計Nm31.9239.2881.984.570.92198.6%0.9619.7841.282.2735.711003.7熱量匯總表以25℃為計算基準:表3-14變換爐催化劑床層熱量平衡表反映放熱/kJ氣體吸熱/kJ熱量損失/kJ54385.1852753.621631.56表3-15飽和塔熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ原料氣1.965×1051.754×106－－－－－－－－水1.334×1071.135×107－－－－－－－－水蒸氣－－－－－－－－3.907×105－－－－－－－－熱損失－－－－－－－－－－－－－－－－46036共計1.354×1071.349×107－－－－－－－－表3-16熱水塔熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ變換干氣3.334×1062.771×106－－－－－－－－水1.127×1071.231×107－－－－－－－－水蒸氣2.141×1061.626×106－－－－－－－－熱損失－－－－－－－－－－－－－－－－33480共計1.675×1071.671×107－－－－－－－－表3-17第一換熱器熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ變換氣6.515×1065.475×106――――――――――水1.230×1071.334×107――――――――――共計1.882×1071.882×107－－－－－－－－表3-18廢熱鍋爐熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ轉(zhuǎn)換氣1.360×1076.515×106－－－－－－－－水07.085×106－－－－－－－－共計1.360×1071.360×107－－－－－－－－表3-19第二換熱器熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ原料氣5.397×1066.187×106―――――――――變換器1.439×1071.360×107――――――――－共計1.979×1071.979×107－－－－－－－－4.設(shè)備計算4.1.變換爐計算催化劑用量計算[2]選用B302Q耐硫變換催化劑。其宏觀動力學(xué)方程為：r==1822exp(1-)變形得：進出口溫度與濕基含量滿足如下方程：443=0.1468A+B606=0.0093A+B解得T=-1185.45x+617.02V總計算（按無物料損失進行理論計算）因年產(chǎn)量為100kt/a,生產(chǎn)時間為330天，因此每小時產(chǎn)量為：100000/(330×24)=12.63t/h又，N2+3H2=2NH3由反映關(guān)系有，V(H2)=Nm3/h由前面計算成果可知：每進100Nm3原料氣，出變換爐H2量為：81.98Nm3因此，V總=30449.89Nm3/h對CO含量變化分區(qū)間即可求得催化劑用量W。由CO濕基含量從14.68%降到0.93%提成11段：以第一段區(qū)間為例:14.68%～13.43%由上述，進出口溫度與濕基含量滿足如下方程可知，當x=13.43%時，T=458K(185℃)，Kp=320.87,yco=13.43%,yH2=27.40%,yH2O=50.36%,yCO2=6.62%帶入得，W1=0.2061m3現(xiàn)將計算成果列于下表：表4-1催化劑裝填量與轉(zhuǎn)化率X關(guān)系xT/KKpycoyH2yH2OyCO2W/m30.1343458320.870.13430.27400.50360.06620.20610.1218473229.900.12180.28650.49110.07870.18650.1093487171.770.10930.29900.47860.09120.17370.0968502128.120.09680.31150.46610.10370.16020.084351797.240.08430.32400.45360.11620.15060.071853275.060.07180.33650.44110.12870.14490.059354758.790.05930.34900.42870.14120.14410.046856246.700.04680.36150.41620.15370.15060.034357638.100.03430.37400.40360.16620.17410.021859130.980.02180.38650.39110.17870.24390.009360625.480.00930.39900.37860.19121.807因此，催化劑總量為3.542m3，取備用系數(shù)為1.2，則催化劑實際用量為：W=3.542×1.2=4.250m3催化劑床層直徑擬定：規(guī)定全低變換爐床層阻力<0.688MPa設(shè)催化劑床層直徑為1.80m。床層阻力降由ΔP=對于B302Q催化劑外形尺寸為Φ=3～5mm取其平均值4mm，即dp=0.004mE=0.378+0.308=0.378+0.308×0.004/1.80=0.3787氣體密度為：ρ=m/v其中，m=(1.92/22.4×28+81.98/22.4×2+77.82/22.4×18+39.28/22.4×44+4.5/22.4×34)×103kg=156.24kgρ=m/v=156.21/205.5kg/m3=0.7603kg/m3校正溫度、壓力對密度影響：ρ`=ρ×P`/P×T/T`=0.7603×800/101.3×273/525kg/m3 =3.122kg/m3G為氣體質(zhì)量流量：G==37358.01kg/(m2催化劑床層高度L為：L=m=1.67m因此，床層阻力降ΔP為：ΔP==kgf/m2=40763.61kgf/m2=0.3999MPa<0.688MPa滿足規(guī)定。中變爐工藝計算總匯（1）、催化劑體積為4.250m3,床層直徑均為1.80m，填料高度為1.67m。（2）、催化劑床層總阻力降為0.3999MPa；中變爐壁厚計算（1）、已知條件，溫度為170℃—333℃，壓力為低壓，介質(zhì)屬于易燃易爆物質(zhì)，因此選用20R型鋼板[4]。（2）、擬定參數(shù)由[4]查得：由[4]查得：（采用雙面焊對接接頭，100%無損傷檢測）C2=1mm（3）計算厚度由[4]查得：由[4]得：依照Sd=9.38mm,查[4]得：C1=0.25mm圓整后取，復(fù)驗>0.25mm，故最后取，該塔體可以用厚度為10mm20R鋼板制造。（4）、校核由[4]查得：式中：Se=Sn-C=10-(0.25+1)=8.75mm由[4]查得：，則：，因此水壓實驗強度足夠。因此該塔是一種直徑為1800mm，壁厚為10mm20R制成4.2.飽和塔計算塔型：填料塔，采用50瓷矩鞍環(huán)。原料氣構(gòu)成：表4-2原料氣構(gòu)成組分COCO2H2H2SO2共計%30.21154.14.50.2100操作壓力0.9MPa進塔原料氣溫度35℃出塔原料氣溫度113℃進塔水溫度116℃出塔水溫度108℃進塔干氣量14804.74Nm3/h進塔干氣平均分子量為15.97kg/進塔原料氣質(zhì)量流量為14804.74/22.4×15.97=10554.99kg/h進塔水量為35000kg/h出塔水量為32643kg/ha.塔徑計算由于塔出口溫度最高，濕含量最大，計算塔徑時以塔頂條件進行計算。規(guī)定填料阻力<0.147kPa（即15mmH2O/m填料）b.空塔速度計算橫坐標為縱坐標為式中WL——液體流量，kg/hWG——氣體流量，kg/hrL——液體密度，kg/m3rG——氣體密度，kg/m3WO——空塔速度，m/sg——重力加速度，m/s2uL——液體粘度，mPa·sK——填料因子，m-1N——液體校正系數(shù)，即水密度與液體密度之比，N=r水/rL各數(shù)據(jù)如下：WL=35000kg/hWG=(10554.99+2932.57/22.4×18)kg/h=12911.52kg/hrL=949.42kg/m3((116+108)/2=112℃)操作狀態(tài)下出塔氣體體積流量為：V=(14804.74+2932.57)×(273+113)/273×101.33/900m3=2823.63m3/h因此，rG=12911.52/2823.63=4.573kg/m3水粘度水在116℃，uL=0.2459mPa·s50瓷矩鞍環(huán)K=216N=1000/949.42=1.053則==0.19由[5]查得△P=15mmH2O/m填料時=0.018WO2=0.018WO=0.474m/s塔徑計算氣體流量V=2823.63/3600=0.784m3/s因此，D===1.451m圓整后取塔徑為1.60m。c.理論塔板數(shù)計算（a）.平衡曲線計算由I=Cpmt+Xi計算出105～120℃時飽和蒸汽焓，并列于下表表4-3I與X之間關(guān)系溫度/oC蒸汽熱焓kJ/kg飽和蒸汽壓PH2O(MPa)干氣比熱容kJ/(kg·℃)P-PH2O(MPa)I(kJ/kg)1052683.840.123230.520.77680.15860.17873684.181102692.110.146130.570.75390.19380.21843950.661152698.810.172430.620.72760.23690.26704241.881202706.350.202530.660.69750.29030.32724564.72（ｂ）操作線計算進塔氣體焓35℃進塔氣體焓為29.73kJ/(kg·℃)35℃時蒸汽壓和蒸汽焓分別為PH2O=0.0058MPa,i=2559kJ/kgI1＝＝＝1057.94kJ/kg出塔水溫t2=108℃出塔氣體焓113℃出塔氣體焓為30.16kJ/(kg·℃)113℃時蒸汽壓和蒸汽焓分別為PH2O＝0.16MPa，i=2698.1kJ/kgI2＝＝=4010.46kJ/kg進水溫度t1＝116℃ｄ．塔板數(shù)計算運用平衡曲線和操作線，并在平衡線及操作線間作梯級，由此得飽和塔理論塔板數(shù)為2塊。ｅ．填料高度計算（ａ）理論板當量高度由于矩鞍環(huán)是一種新型填料，對于塔板當量高度尚未見到適當計算公式，依照資料推薦意見，矩鞍形填料高度可粗略取為相應(yīng)條件下拉西環(huán)和鮑爾環(huán)高度中值。Φ50鮑爾環(huán)推薦等板高度(H、E、T、P)為700～750mm，考慮到飽和塔直徑較大，氣液分布不如小塔或?qū)嶒灄l件，取等板高度1.5m。（b）填料總高度H=1.5×2=3.0mf.全塔阻力降計算由前面計算知==0.19實際空塔速度W實===0.137m/s==0.0016查[3]得△P`=1mmH2O/m填料總阻力降△P=1×3=3mmH2O=0.02943kPa4.3.熱水塔計算塔型：填料塔，采用50瓷矩鞍環(huán)。變換氣構(gòu)成：表4-4變換氣構(gòu)成組分COCO2H2H2SH2O%0.9319.1139.892.2037.87操作壓力0.7MPa進塔變換氣溫度147℃出塔變換氣溫度127℃進塔水溫度108℃出塔水溫度109℃進塔干氣平均分子量為16.44kg/kmol進塔變換氣量18899.60/22.4×16.44=23128kg/h進塔水量為32468kg/h出塔水量為(32468+1020.06/22.4×18)kg/h=33288kg/ha.塔徑計算由于熱水塔進口溫度最高，濕含量最大，計算塔徑時以進口條件進行計算。規(guī)定填料阻力<0.147kPa（即15mmH2O/m填料）b.空塔速度計算橫坐標為縱坐標為式中WL——液體流量，kg/hWG——氣體流量，kg/hrL——液體密度，kg/m3rG——氣體密度，kg/m3WO——空塔速度，m/sg——重力加速度，m/s2uL——液體粘度，mPa·sK——填料因子，m-1N——液體校正系數(shù)，即水密度與液體密度之比，N=r水/rL各數(shù)據(jù)如下：WL=33288kg/hWG=(13871+9257)kg/h=23128kg/hrL=952.1kg/m3((108+109)/2=108℃)操作狀態(tài)下出塔氣體體積rG=(18899.60+11519.84)×(273+147)/273×101.33/700m3/h=7097m3/hrG=23128/7097=3.26kg/m3水粘度水在108℃，uL=0.2639mPa·s50瓷矩鞍環(huán)K=216N=1000/952.1=1.050則==0.084由查[5]得△P=15mmH2O/m填料時=0.0077WO2=0.0077WO=0.355m/s塔徑計算氣體流量V=7097/3600=1.971m3/s因此，D===2.7m，圓整后取D=2.8mc.理論塔板數(shù)計算（a）平衡曲線計算由I=Cpmt+Xi計算出105～120℃時飽和蒸汽焓，并列于下表表4-5I與X之間關(guān)系溫度/oC蒸汽熱焓kJ/kg飽和蒸汽壓PH2O(MPa)干氣比熱容kJ/(kg·oC)P-PH2O(MPa)I(kJ/kg)1052683.740.123231.990.57680.21360.23393986.681102692.110.146132.080.55390.26380.28894306.551152698.810.172432.180.52760.32680.35784666.331202706.350.202532.270.49750.40700.44575078.62（ｂ）操作線計算進塔氣體焓147℃進塔氣體焓為32.39kJ/(kg·℃)147℃時蒸汽壓和蒸汽焓分別為PH2O=0.4419MPa，i＝2746.9kJ/kgI1＝＝=9910.65kJ/kg出塔水溫t2＝109℃出塔氣體焓127℃出塔氣體焓為32.20kJ/(kg·℃)113℃時蒸汽壓和蒸汽焓分別為PH2O＝0.25MPa，i＝2719.7kJ/kgI2＝＝＝5743.72kJ/kg進水溫度t1＝108℃ｄ．塔板數(shù)計算運用平衡曲線和操作線，并在平衡線及操作線間作梯級，由此得飽和塔理論塔板數(shù)為1塊。ｅ．填料高度計算（ａ）理論板當量高度由于矩鞍環(huán)是一種新型填料，對于塔板當量高度尚未見到適當計算公式，依照資料推薦意見，矩鞍形填料高度可粗略取為相應(yīng)條件下拉西環(huán)和鮑爾環(huán)高度中值。Φ50鮑爾環(huán)推薦等板高度(H、E、T、P)為700～750mm，考慮到飽和塔直徑較大，氣液分布不如小塔或?qū)嶒灄l件，取等板高度1.5m。（b）填料總高度H=1.5×1=1.5m實取2.0mf.全塔阻力降計算由前面計算知==0.084=0.0077查[3]得△P`=15mmH2O/m填料總阻力降△P=15×2=30mmH2O=0.2943kPa4.4.第一換熱器計算由物料和熱量計算成果可知：物料：進出設(shè)備變換氣量：30419.44Nm3/h=1358.01kmol/h進出設(shè)備水量：35000kg/h=1944.44kmol/h溫度：變換氣進設(shè)備溫度：147℃變換氣出設(shè)備溫度：127℃水進設(shè)備溫度：109℃水出設(shè)備溫度：116℃水在平均溫度(109+116)/2℃=112℃時物性數(shù)據(jù)為：ρ=949.42kg/m3,μ=25.46×10-5Pa·s,Cp=4.242kJ/(kg·℃),λ=0.6852W/(m2·℃)變換氣構(gòu)成為：表4-6變換氣構(gòu)成組分COCO2H2H2SH2O%0.9319.1139.892.2037.87M平=17.03kg/kmol傳熱面積計算以水吸熱來計算從前面主換熱器計算中可懂得水吸熱為:Q116-Q109則實際傳熱量為:Q=Q116－Q109=1.04×106kJ/h127℃←147℃↓△t1↓△t2109℃→116℃△t1=18℃△t2=31℃平均溫差：tm=（△t2－△t1）/ln（△t2/△t1）=23.91℃取K=150kJ/(m2·h·℃)傳熱面積：S=Q/(K×tm)=1.04×106/（150×23.91）m2=289.98m2設(shè)富裕傳熱面積為：10%S實=289.98×1.10=318.98m2據(jù)[6],得：公稱直徑：1000mm公稱面積：673.1管長：9000mm管子總數(shù)：1267管程數(shù)：1殼程數(shù)：1管子：Ф19×2管子排列方式：正三角形3.管內(nèi)給熱系數(shù)計算公式如下：傳熱系數(shù)計算：a內(nèi)=0.023Re0.8Pr0.3267Re=Pr=m=粘度計算：查[7]在137℃時，各氣體u值如下：表4-7137℃時各氣體粘度組分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87μ/mPa·s0.01920.02240.01070.01760.0139依照公式得：μm==0.0167mPa·s導(dǎo)熱系數(shù)計算：查[7]得在137℃時，各氣體導(dǎo)熱系數(shù)值如下：表4-8137℃時各氣體導(dǎo)熱系數(shù)組分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87m(W/(m·℃)0.02400.03150.02390.01310.0269依照公式得：=0.0248W/(m·℃)熱容計算：轉(zhuǎn)化氣在137℃據(jù)[6]CO，H2，H2O，CO2，N2,CH4Cp為：表4-9137℃時比熱容組分COH2CO2H2OH2S含量%0.9339.8919.1137.872.20Cp(kJ/（kmol·℃）)29.6528.6242.7534.7935.93Cpm=∑Yi×Cp=0.0093×29.65+0.3989×28.62+0.1911×42.75+0.3787×34.79+0.0220×35.93=33.83kJ/(kmol·℃)M平=17.03kg/kmolCp=33.83/17.03=1.986kJ/(kg·℃)雷諾系數(shù)計算：Re=G==28.92kg/（m2·s）Re==28.92×0.015/(0.0167×10-3)=25976Pr===1.337則：a內(nèi)=0.023Re0.8Pr0.4=0.023××(25976)0.8×(1.337)0.3=141.12W/(m2·℃)殼側(cè)對流傳熱系數(shù)計算殼側(cè)對流傳熱系數(shù)計算公式如下：流體通過管間最大截面積：h——兩擋板間距離，mD——換熱器外殼內(nèi)徑，mt——相鄰兩管中心距，m=0.2×1×(1-0.015/0.025)=0.048m2流體流速：當量直徑：雷諾準數(shù)：普蘭特數(shù)：殼程中水被加熱，取則殼程傳熱系數(shù)為：==3291.29W/(m2·℃)污垢熱阻：Rso=3.439×10-4m2·℃/WRsi=1.72×10-4m2·℃/W總傳熱系數(shù)核算(忽視管壁熱阻)以管外表面計總傳熱系數(shù)為：K0=因此：K0==101.61W/(.℃)傳熱面積計算以水吸熱來計算Q=1.04×106kJ/hΔtm’==23.91oC而P=(t2－t1)/(T1－t1)=(116－109)/(147－109)=0.1842R=(T1－T2)/(t2－t1)=(147－127)/(116－109)=2.857查得：ψΔt=0.96Δtm=ψΔtΔtm’=0.96×23.91=22.95℃?zhèn)鳠崦娣e：F0==445.98m2設(shè)富裕度為20%，實際需換熱面積為F實=445.98×1.20=535.18m2列管長度計算取換熱管中徑計算換熱面積列管長度L==7.972m考慮管板、擋板所占長度及定管尺長，實取L=94.5.第二換熱器計算由物料和熱量計算成果可知：物料：進出設(shè)備原料氣量：30449.89Nm3/h進出設(shè)備變換氣量：30419.44Nm3/h溫度：原料氣進設(shè)備溫度：148℃原料氣出設(shè)備溫度：170℃變換氣進設(shè)備溫度：333℃變換氣出設(shè)備溫度：317℃原料氣構(gòu)成為：表4-10原料氣構(gòu)成組分COCO2H2H2SH2OO2%14.685.3526.302.1951.380.10M平1=17.02kg/kmol變換氣構(gòu)成為：表4-11變換氣構(gòu)成組分COCO2H2H2SH2O%0.9319.1139.892.2037.87M平2=17.03kg/kmol傳熱面積計算以變換氣放熱來計算則實際傳熱量為:Q=Q333－Q317=7.90×105kJ/h148℃←170℃↓△t1↓△t2317℃→333℃△t1=169℃△t2=163℃平均溫差：tm=（△t2－△t1）/ln（△t2/△t1）=165.98℃取K=200kJ/(m2·h·℃)傳熱面積：S=Q/(K×tm)=7.9×105/(200×165.98)m2=23.80m2設(shè)富裕傳熱面積為：10%S實=23.80×1.10=26.18m2據(jù)[6]得：公稱直徑：400mm公稱面積：30.1管子總數(shù)：174管長：3000mm管程數(shù)：1殼程數(shù)：1管子：Ф19×2管子排列方式：正三角形管內(nèi)給熱系數(shù)計算公式如下：a內(nèi)=0.023λ/dRe0.8Pr0.4Re=Pr=m=粘度計算：查[7]在159℃時，各氣體u值如下：表4-12159℃時各氣體粘度組分CO2COH2H2SH2OO2含量%5.3514.6826.302.1951.380.10μ/mPa·s0.02020.02330.01140.02010.01470.0269依照公式得：μm==0.1166mPa·s導(dǎo)熱系數(shù)計算：查[7]在159℃時，各氣體導(dǎo)熱系數(shù)值如下：表4-13159℃時各氣體導(dǎo)熱系數(shù)組分CO2COH2H2SH2OO2含量%5.3514.6826.302.1951.380.10m(W/(m·℃)0.02790.03400.02480.01320.02690.0370依照公式得：=0.1657W/(m·℃)熱容計算：轉(zhuǎn)化氣在159℃據(jù)[7]CO，H2，H2O，CO2，N2,CH4Cp為：表4-14159℃時比熱容組分COH2CO2H2OH2SO2含量%14.6826.305.3551.382.190.10Cp(kJ/（mol·℃）)29.3928.4440.8034.2135.1430.37Cpm=∑Yi×Cp=0.1468×29.39+0.2630×28.44+0.0535×40.80+0.5138×34.21+0.0010×30.37=32.35kJ/(kmol·℃)M平1=17.02kg/kmolCp=33.83/17.02=1.901kJ/(kg·℃)雷諾系數(shù)計算：Re=G==219.09kg/(m2Re==219.09×0.015/(0.1166×10-3)=28185Pr===1.338則：a內(nèi)=0.023Re0.8Pr0.4=0.023××（28185）0.8×（1.338）0.4=1036.47W/(m2·℃)殼側(cè)對流傳熱系數(shù)計算殼側(cè)對流傳熱系數(shù)計算公式如下：流體通過管間最大截面積：h——兩擋板間距離，mD——換熱器外殼內(nèi)徑，mt——相鄰兩管中心距，m=0.2×0.4×(1-0.015/0.025)m2密度計算：查[7]在325℃時，各氣體ρ值如下：表4-15325℃時各氣體密度組分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87ρ/kg/m36.2323.9420.28654.8544.101ρm=ρiyi=3.001/kg/m3粘度計算：查[7]在325℃時，各氣體u值如下：表4-16325℃時各氣體粘度組分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87μ/mPa·s0.02710.02890.01410.02780.0204依照公式得：μm==0.0247mPa·s導(dǎo)熱系數(shù)計算：查[7]在325℃時，各氣體導(dǎo)熱系數(shù)值如下：表4-17325℃時各氣體導(dǎo)熱系數(shù)組分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87m(W/(m·℃)0.04190.04400.03190.01310.0458依照公式得：=0.0368W/(m·℃)熱容計算：轉(zhuǎn)化氣在325℃據(jù)[7]知CO，H2，H2O，CO2，N2,CH4為：表4-18325℃時比熱容組分CO2COH2H2OH2S含量%19.110.9339.8937.872.20Cp(kJ/（kmol·℃）)44.1629.8728.7835.2736.61Cpm=∑Yi×Cp=0.1911×44.16+0.0093×29.87+0.3989×28.78+0.3787×35.27+0.022×36.61=34.36kJ/(kmol·℃)M平2=17.03kg/kmolCp=33.83/17.03=2.018kJ/(kg·℃)操作條件下氣體流量Vs,=101.33/700×（325+273）/273×30419.44=9645.61m3/h流體流速：當量直徑：雷諾準數(shù)：普蘭特數(shù)：殼程中水被加熱，取則殼程傳熱系數(shù)為：==904.04W/(m2·℃)污垢熱阻：Rso=1.72×10-4m2·℃/WRsi=1.72×10-4m2·℃/W總傳熱系數(shù)核算(忽視管壁熱阻)以管外表面計總傳熱系數(shù)為：K0=因此：K0==367.90W/(.℃)傳熱面積計算以水吸熱來計算Q