1、 PAGE45 / NUMPAGES49年產50萬噸合成氨中變換工段設計摘要變換工段工序是合成氨生產中關鍵的一步，其主要任務是將變換氣中的一氧化碳轉化為二氧化碳。本設計采用中串低工藝流程。首先對工藝流程和工藝條件進行簡單說明；然后對全廠布置進行合理的設計；其次根據工藝參數對中變爐、低變爐、飽和熱水塔等主要設備進行物料、熱量衡算；再次對變換爐、換熱器進行總體結構設計和計算；最后對變換爐進行強度校核。關鍵詞中串低；變換工段；工藝設計The Design of the Conversion Section in the Production of the 500 thousand tons Synt

2、hetic Ammonia per yearAbstract: Conversion section is the key step in the Synthetic Ammoniaproduction, the main task is transform the Carbon monoxide in the feed gas to Carbon dioxide.Thisdesign uses high and low temperature shiftinseriesprocess.Firstly, simply introduce the process and process cond

3、itions; Secondly carries on the reasonable design to the entire factory arrangement; Next according to the parameters to calculatethe material and heat balance of the main equipment such as medium temperature shift furnace、low temperature shift furnace and Saturated hot water tower.; Then design and

4、 calculate overall structure of the shift converter and the heat interchanger. Finally carries on the intensity examination to the shift converter.Key word: low and medium temperature; conversion section; process design;目 錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc2826250231 概述 PAGEREF _Toc282625023 h 1HYPER

5、LINK l _Toc2826250241.1目的和意義 PAGEREF _Toc282625024 h 1HYPERLINK l _Toc2826250251.2合成氨工業概況 PAGEREF _Toc282625025 h 1HYPERLINK l _Toc2826250261.2.1基本現狀 PAGEREF _Toc282625026 h 1HYPERLINK l _Toc2826250271.2.2發展趨勢 PAGEREF _Toc282625027 h 1HYPERLINK l _Toc2826250281.2.3應用領域 PAGEREF _Toc282625028 h 2HYPER

6、LINK l _Toc2826250291.3變換工藝介紹 PAGEREF _Toc282625029 h 2HYPERLINK l _Toc2826250301.3.1中溫變換工藝 PAGEREF _Toc282625030 h 2HYPERLINK l _Toc2826250311.3.2中串低變換工藝 PAGEREF _Toc282625031 h 2HYPERLINK l _Toc2826250321.3.3中低低變換工藝 PAGEREF _Toc282625032 h 2HYPERLINK l _Toc2826250331.3.4全低變工藝 PAGEREF _Toc282625033

7、 h 3HYPERLINK l _Toc2826250341.4變換工藝的選擇 PAGEREF _Toc282625034 h 3HYPERLINK l _Toc2826250351.4.1工藝原理 PAGEREF _Toc282625035 h 3HYPERLINK l _Toc2826250361.4.2工藝條件 PAGEREF _Toc282625036 h 3HYPERLINK l _Toc2826250371.4.3工藝流程確定 PAGEREF _Toc282625037 h 3HYPERLINK l _Toc2826250381.4.4主要設備的選擇說明 PAGEREF _Toc2

8、82625038 h 4HYPERLINK l _Toc2826250392 全廠總平面布置 PAGEREF _Toc282625039 h 5HYPERLINK l _Toc2826250402.1全場總平面布置的任務 PAGEREF _Toc282625040 h 5HYPERLINK l _Toc2826250412.2全廠總平面設計的原則 PAGEREF _Toc282625041 h 5HYPERLINK l _Toc2826250422.3全廠總平面布置容 PAGEREF _Toc282625042 h 5HYPERLINK l _Toc2826250432.4全廠平面布置的特點

9、PAGEREF _Toc282625043 h 5HYPERLINK l _Toc2826250442.5全廠人員編制 PAGEREF _Toc282625044 h 5HYPERLINK l _Toc2826250453 物料與熱量衡算 PAGEREF _Toc282625045 h 7HYPERLINK l _Toc2826250463.1已知條件與計算基準 PAGEREF _Toc282625046 h 7HYPERLINK l _Toc2826250473.2中溫變換爐物料與熱量計算 PAGEREF _Toc282625047 h 7HYPERLINK l _Toc2826250483

10、.2.1水汽比的確定 PAGEREF _Toc282625048 h 7HYPERLINK l _Toc2826250493.2.2中變爐CO的實際變換率的求取 PAGEREF _Toc282625049 h 7HYPERLINK l _Toc2826250503.2.3中變爐催化劑平衡曲線 PAGEREF _Toc282625050 h 8HYPERLINK l _Toc2826250513.2.4最佳溫度曲線的計算 PAGEREF _Toc282625051 h 8HYPERLINK l _Toc2826250523.2.5中變爐一段催化床層的物料與熱量衡算 PAGEREF _Toc282

11、625052 h 9HYPERLINK l _Toc2826250533.2.6中變爐二段催化床層的物料與熱量衡算 PAGEREF _Toc282625053 h 12HYPERLINK l _Toc2826250543.3低變爐的物料與熱量衡算 PAGEREF _Toc282625054 h 15HYPERLINK l _Toc2826250553.3.1低變爐物料計算 PAGEREF _Toc282625055 h 15HYPERLINK l _Toc2826250563.3.2出低變爐的變換氣溫度估算： PAGEREF _Toc282625056 h 16HYPERLINK l _Toc

12、2826250573.3.3低變爐的熱量衡算 PAGEREF _Toc282625057 h 16HYPERLINK l _Toc2826250583.3.4低變催化劑操作線計算 PAGEREF _Toc282625058 h 17HYPERLINK l _Toc2826250593.3.5低變爐催化劑平衡曲線 PAGEREF _Toc282625059 h 17HYPERLINK l _Toc2826250603.4 飽和熱水塔的熱量和物料衡算 PAGEREF _Toc282625060 h 19HYPERLINK l _Toc2826250613.4.1 飽和塔的熱量和物料衡算 PAGER

13、EF _Toc282625061 h 19HYPERLINK l _Toc2826250623.4.2熱水塔的物料和熱量衡算 PAGEREF _Toc282625062 h 20HYPERLINK l _Toc2826250633.5主換熱器的物料與熱量的衡算 PAGEREF _Toc282625063 h 21HYPERLINK l _Toc2826250643.6中間變換器物料與熱量衡算 PAGEREF _Toc282625064 h 23HYPERLINK l _Toc2826250654 設備的計算 PAGEREF _Toc282625065 h 24HYPERLINK l _Toc2

14、826250664.1中溫變換爐的計算 PAGEREF _Toc282625066 h 24HYPERLINK l _Toc2826250674.1.1觸媒用量的計算 PAGEREF _Toc282625067 h 24HYPERLINK l _Toc2826250684.1.2第一段床層觸媒用量 PAGEREF _Toc282625068 h 24HYPERLINK l _Toc2826250694.1.3 第二段床層觸媒用量 PAGEREF _Toc282625069 h 25HYPERLINK l _Toc2826250704.1.4 觸媒直徑的計算 PAGEREF _Toc282625

15、070 h 26HYPERLINK l _Toc2826250714.1.5中變爐進出口管徑的選擇 PAGEREF _Toc282625071 h 27HYPERLINK l _Toc2826250724.2低溫變換爐的計算 PAGEREF _Toc282625072 h 28HYPERLINK l _Toc2826250734.2.1催化劑用量計算 PAGEREF _Toc282625073 h 28HYPERLINK l _Toc2826250744.2.2催化劑床層阻力 PAGEREF _Toc282625074 h 28HYPERLINK l _Toc2826250754.3主換熱器的

16、計算 PAGEREF _Toc282625075 h 29HYPERLINK l _Toc2826250764.3.1傳熱面積的計算 PAGEREF _Toc282625076 h 29HYPERLINK l _Toc2826250774.3.2設備直徑與管板的確定 PAGEREF _Toc282625077 h 30HYPERLINK l _Toc2826250784.3.3傳熱系數的驗算 PAGEREF _Toc282625078 h 30HYPERLINK l _Toc2826250794.3.4殼側對流傳熱系數計算 PAGEREF _Toc282625079 h 31HYPERLINK

17、 l _Toc2826250804.3.5總傳熱系數核算 PAGEREF _Toc282625080 h 32HYPERLINK l _Toc2826250814.3.6其他換熱器的選擇 PAGEREF _Toc282625081 h 32HYPERLINK l _Toc2826250824.4泵的選擇 PAGEREF _Toc282625082 h 33HYPERLINK l _Toc2826250835 變換爐機械設計與校核 PAGEREF _Toc282625083 h 35HYPERLINK l _Toc2826250845.1變換爐筒體和裙座壁厚計算 PAGEREF _Toc2826

18、25084 h 35HYPERLINK l _Toc2826250855.2變換爐的質量載荷計算 PAGEREF _Toc282625085 h 35HYPERLINK l _Toc2826250865.2.1塔殼和裙座的質量 PAGEREF _Toc282625086 h 35HYPERLINK l _Toc2826250875.2.2封頭質量 PAGEREF _Toc282625087 h 35HYPERLINK l _Toc2826250885.2.3 裙座質量 PAGEREF _Toc282625088 h 36HYPERLINK l _Toc2826250895.2.4塔構件質量 P

19、AGEREF _Toc282625089 h 36HYPERLINK l _Toc2826250905.2.5人孔、法蘭、接管與附屬物質量 PAGEREF _Toc282625090 h 36HYPERLINK l _Toc2826250915.2.6保溫材料質量 PAGEREF _Toc282625091 h 36HYPERLINK l _Toc2826250925.2.7平臺、扶梯質量 PAGEREF _Toc282625092 h 36HYPERLINK l _Toc2826250935.2.8操作時塔物料質量 PAGEREF _Toc282625093 h 36HYPERLINK l

20、_Toc2826250945.3地震載荷計算 PAGEREF _Toc282625094 h 37HYPERLINK l _Toc2826250955.3.1計算危險截面的地震彎矩 PAGEREF _Toc282625095 h 37HYPERLINK l _Toc2826250965.4風載荷計算 PAGEREF _Toc282625096 h 37HYPERLINK l _Toc2826250975.4.1風力計算 PAGEREF _Toc282625097 h 38HYPERLINK l _Toc2826250985.4.2風彎矩計算 PAGEREF _Toc282625098 h 39

21、HYPERLINK l _Toc2826250995.5各種載荷引起的軸向應力 PAGEREF _Toc282625099 h 39HYPERLINK l _Toc2826251005.5.1計算壓力引起的軸向應力 PAGEREF _Toc282625100 h 39HYPERLINK l _Toc2826251015.5.2操作質量引起的軸向壓應力 PAGEREF _Toc282625101 h 39HYPERLINK l _Toc2826251025.5.3最大彎矩引起的軸向應力 PAGEREF _Toc282625102 h 39HYPERLINK l _Toc2826251035.6筒

22、體和裙座危險截面的強度與穩定性校核 PAGEREF _Toc282625103 h 40HYPERLINK l _Toc2826251045.6.1筒體的強度與穩定性校核 PAGEREF _Toc282625104 h 40HYPERLINK l _Toc2826251055.6.2裙座的穩定性校核 PAGEREF _Toc282625105 h 40HYPERLINK l _Toc2826251065.7裙座和筒體水壓試驗應力校核 PAGEREF _Toc282625106 h 41HYPERLINK l _Toc2826251075.7.1筒體水壓試驗應力校核 PAGEREF _Toc28

23、2625107 h 41HYPERLINK l _Toc2826251085.7.2裙座水壓試驗應力校核 PAGEREF _Toc282625108 h 41HYPERLINK l _Toc2826251095.8基礎環設計 PAGEREF _Toc282625109 h 42HYPERLINK l _Toc2826251105.8.1基礎環尺寸 PAGEREF _Toc282625110 h 42HYPERLINK l _Toc2826251115.8.2基礎環尺寸的應力校核 PAGEREF _Toc282625111 h 42HYPERLINK l _Toc2826251125.8.3基礎

24、環厚度 PAGEREF _Toc282625112 h 43HYPERLINK l _Toc2826251135.9地腳螺栓計算 PAGEREF _Toc282625113 h 43HYPERLINK l _Toc2826251145.9.1地腳螺栓承受的最大拉應力 PAGEREF _Toc282625114 h 43HYPERLINK l _Toc2826251155.9.2地腳螺栓直徑 PAGEREF _Toc282625115 h 43HYPERLINK l _Toc282625116總結 PAGEREF _Toc282625116 h 45HYPERLINK l _Toc2826251

25、17設備一覽表 PAGEREF _Toc282625117 h 46HYPERLINK l _Toc282625118符號說明 PAGEREF _Toc282625118 h 47HYPERLINK l _Toc282625119參考文獻 PAGEREF _Toc282625119 h 48HYPERLINK l _Toc282625120致 PAGEREF _Toc282625120 h 49HYPERLINK l _Toc282625121附圖說明 PAGEREF _Toc282625121 h 501 概述氨是一種重要的化工產品，主要用于化學肥料的生產。合成氨生產經過多年的發展，現已發展

26、成為一種成熟的化工生產工藝。合成氨的生產主要分為：原料氣的制取；原料氣的凈化與合成。粗原料氣中常含有大量的C，由于CO是合成氨催化劑的毒物，所以必須進行凈化處理，通常，先經過CO變換反應，使其轉化為易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO變換既是原料氣的凈化過程，又是原料氣造氣的繼續。最后，少量的CO用液氨洗滌法，或是低溫變換串聯甲烷化法加以脫除。變換工段是指CO與水蒸氣反應生成二氧化碳和氫氣的過程。變換工段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壓縮氣，是后面的所有工序正常運轉的前提條件。在合成氨工藝流程中起著非常重要的作用。1.1目的和意義氨是重要的

27、無機化工產品，在國民經濟中占有重要地位。隨著世界人口的不斷增加，用于制造尿素、硝酸銨、磷酸銨、硫酸銨以與其他化工產品的氨用量也在增長。在化學工業中，合成氨工業已經成為了重要的支柱產業。據統計，世界每年合成氨產量已達到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。合成氨的生產主要分為原料氣的制取和原料氣的凈化與合成。粗原料氣中常含有大量的C，由于CO是合成氨催化劑的毒物，所以必須進行凈化處理，通常，先經過CO變換反應，使其轉化為易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO變換既是原料氣的凈化過程，又是原料氣造氣的繼續。最后，少量的CO用液氨洗滌法，或是低溫變換

28、串聯甲烷化法加以脫除。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。現在合成氨能耗約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%。因而能耗是衡量合成氨技術水平和經濟效益的重要指標。變換工段是指CO與水蒸氣反應生成CO2和H2的過程。在合成氨工藝流程中起著非常重要的作用。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。變換反應如下：。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應熱，并控制變換段出口殘余CO含量。第

29、一步是高溫變換，使大部分CO轉變為CO2和H2；第二步是低溫變換，將CO含量降至0.3%左右。因此，CO變換反應既是原料氣制造的繼續，又是凈化的過程，為后續脫碳過程創造條件。目前，變換工段主要采用中變串低變的工藝流程，這是從80年代中期發展起來的。所謂中變串低變流程，就是在B106等Fe-Cr系催化劑之后串入Co-Mo系寬溫變換催化劑。在中變串低變流程中，由于寬變催化劑的串入，操作條件發生了較大的變化。一方面入爐的蒸汽比有了較大幅度的降低；另一方面變換氣中的CO含量也大幅度降低。由于中變后串了寬變催化劑，使變換系統便于操作，也大幅度降低了能耗。變換過程需在高溫高壓使用催化劑條件下進行，因此變換

30、工序是合成氨生產的高成本工序,其成本降低對合成氨成本的降低有重要意義。1.2合成氨工業概況1.2.1基本現狀我國的氮肥工業自20世紀50年代以來,不斷發展壯大,目前合成氨產量已躍居世界第一位,已掌握了以焦炭、無煙煤、焦爐氣、天然氣與油田伴生氣和液態烴多種原料生產合成氨、尿素的技術,形成了特有的煤、石油、天然氣原料并存和大、中、小生產規模并存的生產格局。目前合成氨總生產能力為4500萬噸/年左右,氮肥工業已基本滿足了國需求,在與國際接軌后,具備與國際合成氨產品競爭的能力,今后發展重點是調整原料和產品結構,進一步改善經濟性。1.2.2發展趨勢根據合成氨技術發展的情況分析,估計未來合成氨的基本生產原

31、理將不會出現原則性的改變,其技術發展將會繼續緊密圍繞“降低生產成本、提高運行周期,改善經濟性”的基本目標,進一步集中在 “大型化、低能耗、結構調整、清潔生產、長周期運行”等方面進行技術的研究開發。大型化、集成化、自動化,形成經濟規模的生產中心、低能耗與環境更友好將是未來合成氨裝置的主流發展方向。單系列合成氨裝置生產能力將從2000t/d提高至40005000t/d;以天然氣為原料制氨噸氨能耗已經接近了理論水平,今后難以有較大幅度的降低,但以油、煤為原料制氨,降低能耗還可以有所作為。在合成氨裝置大型化的技術開發過程中,其焦點主要集中在關鍵性的工序和設備,即合成氣制備、合成氣凈化、氨合成技術、合成

32、氣壓縮機；在低能耗合成氨裝置的技術開發過程中,其主要工藝技術將會進一步發展；實施與環境友好的清潔生產是未來合成氨裝置的必然和惟一的選擇。生產過程中不生成或很少生成副產物、廢物,實現或接近“零排放”的清潔生產技術將日趨成熟和不斷完善；提高生產運轉的可靠性,延長運行周期是未來合成氨裝置“改善經濟性、增強競爭力”的必要保證。有利于“提高裝置生產運轉率、延長運行周期”的技術,包括工藝優化技術、先進控制技術等將越來越受到重視。1.2.3應用領域氨在國民經濟中占有重要的地位。現在約有80%的氨用來制造化學肥料，其余作為生產其他化工產品的原料。除液氨可直接作為肥料外，農業上使用的氨肥，例如尿素、硝酸銨、磷酸

33、銨、硫酸銨、氯化銨、氨水以與各種含氨混肥和復肥，都是以氨為原料的。氨在工業上主要用來制造炸藥和各種化學纖維和塑料。從氨可以制的硝酸，繼而再制造硝酸銨、硝化甘油、三硝基甲苯和硝基纖維素等。在化纖和塑料工業中，則以氨、硝酸和尿酸作為氮源，生產已酰胺，尼龍6單體、己二胺、人造絲、全脂樹脂和脲醛樹脂等產品。氨的其他工業用途也十分廣泛，例如，作為制冰、空調、冷藏等系統的制冷劑，在冶金工業中用來提煉礦石中的銅、鎳等金屬，在醫藥和生物化學方面生產磺胺類生物、維生素、蛋氨酸和其他氨基酸等。1.3變換工藝介紹1.3.1中溫變換工藝中溫變換工藝早期均采用常壓，經節能改造，現在大都采用加壓變換。加壓中溫變換工藝主要

34、特點是：采用低溫高活性的中變催化劑，降低了工藝上對過量蒸汽的要求；采用段間冷激降溫，減少了系統的熱負荷和阻力，減小外供蒸汽量；合成與變換，銅洗構成第二換熱網絡，合理利用熱能。其中有兩種模式，一是“水流程”模式，二是“汽流程”模式。前者指在合成塔后設置水加熱器以熱水形式向變換系統補充熱能，并通過變換工段設置的兩個飽和熱水塔使自產蒸汽達到變換反應所需的汽氣比。后者在合成塔設后置式鍋爐或中置式鍋爐產生蒸汽供變換用，變換工段則設置第二熱水塔回收系統余熱供精煉銅液再生用；采用電爐升溫，革新了變換工段燃燒爐升溫方法，使之達到操作簡單、平穩、省時、節能效果。1.3.2中串低變換工藝所謂中溫變換串低溫變換流程

35、，就是在B107等Fe-Cr系催化劑之后串入Co-Mo系寬溫變換催化劑。由于寬變催化劑的串入，操作條件發生了較大的變化。一方面入爐的蒸汽比有較大幅度的降低；另一方面變換氣中的CO含量也大幅度降低。由于中變后串了寬變催化劑，使變換系統便于操作，也大幅度降低了能耗。根據催化劑低溫性能，低變爐入口溫度可控制在180230。這樣，由于催化劑終態溫度降低，可以減少蒸汽添加量，達到節能的效果。另外，由于變換效率的提高，合成氨產量可以相對增加。與中變流程相比,中串低工藝蒸汽消耗下降,飽和塔負荷減輕。1.3.3中低低變換工藝中低低流程是在一段鐵鉻系中溫變換催化劑后直接串二段鈷鉬系耐硫變換催化劑，利用中溫變換的

36、高溫來提高反應速率，脫除有毒雜質，利用兩段低溫變換提高變換率，實現節能降耗。這樣充分發揮了中變催化劑和低變催化劑的特點，實現了最佳組合，達到了能耗低、阻力小、操作方便的理想效果。該流程與中變串低變相比，關鍵是增加了第一低變，填補了280250這一中變串低變所沒有的反應溫區，充分利用了低變催化劑在這一溫區的高活性。比全低變工藝操作穩定在于中低低工藝以鐵鉻系中變催化劑為凈化劑，過濾煤氣中氧和油污，起到了保護鈷鉬系耐硫催化劑的作用。1.3.4全低變工藝全低變工藝是全部采用低溫活性鈷鉬系變換催化劑進行一氧化碳變換的工藝過程，作為一種節能新工藝, 節能降耗的效果顯著。低變爐各段進口溫度均在200左右，床

37、層溫度比傳統的床層溫度下降100300，有利于變換反應平衡。汽氣比降低，蒸汽消耗大幅下降，在幾種變換流程中蒸汽消耗最低。熱回收率高，有效能損失小，熱交換設備換熱面積可減少1/2左右。與原高變催化劑比較，催化劑用兩可以減少一半以上，降低了變換爐床層阻力，降低了壓縮功耗。余熱回收效果好。催化劑段間換熱等用水加熱器逐級回收、逐級加熱飽和熱水塔循環熱水，出飽和塔半水煤氣的溫度與飽和度高，出熱水塔變換氣溫度可降到100以下。1.4變換工藝的選擇1.4.1工藝原理一氧化碳變換反應式為： (1) (2)其中反應（1）是主反應，反應（2）是副反應，為了控制反應向生成目的產物的方向進行，工業上采用對式反應（1）

38、具有良好選擇性催化劑，進而抑制其它副反應的發生。一氧化碳與水蒸氣的反應是一個可逆的放熱反應，反應熱是溫度的函數。變換過程中還包括下列反應式：1.4.2工藝條件(1)壓力：壓力對變換反應的平衡幾乎沒有影響。但是提高壓力使析炭和生成甲烷等副反應易于進行。單就平衡而言，加壓并無好處。但從動力學角度，加壓可提高反應速率。從能量消耗上看，加壓也是有利。由于干原料氣摩爾數小于干變換氣的摩爾數，所以，先壓縮原料氣后再進行變換的能耗，比常壓變換再進行壓縮的能耗底。具體操作壓力的數值，應根據中小型氨廠的特點，特別是工藝蒸汽的壓力與壓縮機投各段壓力的合理配置而定。一般小型氨廠操作壓力為0.71.2MPa,中型氨廠

39、為1.21.8Mpa。本設計壓力取1.75MPa。(2)溫度：變化反應是可逆放熱反應。從反應動力學的角度來看，溫度升高，反應速率常數增大對反應速率有利，但平衡常數隨溫度的升高而變小，即 CO平衡含量增大，反應推動力變小，對反應速率不利，可見溫度對兩者的影響是相反的。因而存在著最佳反應溫。對一定催化劑與氣相組成，從動力學角度推導的計算式為式中Tm、Te分別為最佳反應溫度與平衡溫度，最佳反應溫度隨系統組成和催化劑的不同而變化。(3)汽氣比水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料氣。改變水蒸汽比例是工業變換反應中最主要的調節手段。增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡變換率，從而有利于降低CO殘余

40、含量，加速變換反應的進行。由于過量水蒸汽的存在，保證催化劑中活性組分Fe3O4的穩定而不被還原，并使析炭與生成甲烷等副反應不易發生。但是，水蒸氣用量是變換過程中最主要消耗指標，盡量減少其用量對過程的經濟性具有重要的意義，蒸汽比例如果過高，將造成催化劑床層阻力增加；CO停留時間縮短，余熱回收設備附和加重等，所以，中（高）變換時適宜的水蒸氣比例一般為：H2O/CO=35，經反應后，中變氣中H2O/CO可達15以上，不必再添加蒸汽即可滿足低溫變換的要求。1.4.3工藝流程確定一氧化碳變換工藝的流程安排應做如下考慮。若一氧化碳體積分數較高，應采用中溫變換因為中變催化劑操作溫度圍較寬，而且價廉，壽命長，

41、大多數合成氨原料氣中一氧化碳高于10%，故都可先通過中變除去大部分一氧化碳。對一氧化碳體積分數高于15%者，一般可考慮適當分段，段間進行冷卻降溫，盡量靠近最適宜溫度操作。其次，根據原料氣的溫度和濕含量情況，則考慮適當預熱和增濕，合理利用余熱。如允許變換氣中殘余CO體積分數在3%左右，只采用中變即可。如要求在0.3%左右，則將中變和低變串聯使用。目前的變化工藝有：中溫變換，中串低，全低與中低低4種工藝。本設計參考市城固化工廠的生產工藝，選用中串低工藝。從壓縮工段來的半水煤氣進入飽和熱水塔，在飽和塔中半水煤氣從30升溫到109，在飽和塔出口加入水蒸汽使汽氣比達到3到5之間，以后再進入中變爐將轉換氣

42、中一氧化碳含量降到3%以下。再通過換熱器將轉換氣的溫度降到180左右，進入低變爐將轉換氣中一氧化碳含量降到0.3%以下，再進入脫碳工段。 1.4.4主要設備的選擇說明中低變串聯流程中，主要設備有中變爐、低變爐、飽和熱水塔、換熱器等。中變爐選用C6型催化劑，計算得中變催化劑實際用量30m3。以上設備的選擇主要是依據所給定的合成氨系統的生產能力、原料氣中碳氧化物的含量以與變換氣中所要求的CO濃度。2 全廠總平面布置2.1全場總平面布置的任務全廠平面設計為本設計的一項重要任務，總平面設計的是否合理，直接影響新建廠能否節約而有效的順利進行，影響到建廠后的生產，管理，成本，能耗等各個方面，同時還影響到全

43、廠的美觀和今后的發展。總平面設計任務：1在滿足生產流程條件下，結合廠區地形情況，經濟合理的安排場外各建筑物、構筑物堆場等的相對位置；2經濟合理的豎向布置，正確選擇標高；確定場外運輸方式運輸布置，合理組織人流物流；3布置綜合管線；4標高綠化美化，考慮衛生消防條件，創造美好的工作條件。2.2全廠總平面設計的原則全廠總平面設計的基本原則為：（1）建筑物之間相互配置應符合生產程序的要求，并能保證合理生產作業線；（2）原材料、半成品、成品的生產作業線應銜接協調，流程疏通，避免交叉和往返；（3）廠一切運輸系統布置應適合貨物運轉的特征，盡可能使貨運路線和人員路線不交叉；（4）適當劃分廠區，建筑物之間的距離盡

44、量縮小，但必須符合防火和衛生技術條件的要求；（5）在保證安全生產的前提下力求縮小廠房戰地面積，廠房布置盡量緊湊，根據生產的特點和設計擬建的工廠為中小型企業的情況，將工廠劃分為幾個區域，并按照區域進行布置，以保證各區域之間位置的協調配合，并符合衛生防疫和環境美化。2.3全廠總平面布置容全廠應主要包括廠前區、生產區、動力區、倉庫區、三廢處理區。廠前區：包括行政樓、研發樓、職工食堂、醫務室等主要建筑。生產區：應包括七大車間：原料車間、熱電車間、造氣車間、壓縮車間、碳化車間、合成車間和尿素車間。還應有備件庫、機修車間、消防車間等輔助車間。動力區：包括變電站、鍋爐房等。他們盡量靠近其服務的車間。這樣可以

45、減少管路的鋪設和運輸過程的損耗。倉庫區：應靠近主干道以便于運輸。2.4全廠平面布置的特點平面布置有以下幾個特點：廠房建筑物的布置與生產工藝流程相適應。原料半成品和成品形成整個順序，盡量保證流水作業，避免逆行和交叉；鍋爐房水泵房配電站等輔助車間盡量靠近其主要部門，以縮短期間距離，節省投資；由前區到生產區主要干道，應避免與主要運輸道路交叉；盡量使大多數廠房向陽背風避免瓦斯等，盡可能使各廠區有條件采用自然采光和自然通風等；按防火規的要求，保證建筑物之間的距離，符合規定；根據衛生規的要求，保證廠區衛生符合規定；根據環境發展的要求，生產區設在有廢渣處理系統廢水處理系統廢氣處理系統等設施 ；考慮工廠今后的

46、發展，在廠區留有建筑余地；盡量做到以生產區為軸線，再考慮輔助車間行政樓和道路的安排。2.5全廠人員編制企業實行廠長負責制，各部門負責人直接受廠長負責，并實行三級管理，廠、科、車間與人員編制以組織好生產為原則。生產車間實行三班制，每班八小時，機械設備大修每二年一次，機械設備保養每一年一次。表2.1 合成氨全廠人員編制工種班制男女總人數原料崗位333熱電崗位333造氣崗位333變換崗位333脫碳崗位333甲烷化崗位333壓縮崗位333脫硫崗位333尿素崗位333司爐崗位333技術員1314安全員122輔助人員155車間主任144總計3213453 物料與熱量衡算3.1已知條件與計算基準進中變爐變換

47、氣組分含量見下表：表3.1 進中變爐變換氣各組分含量組 分CO2COH2N2O2CH4合計含量，13.822.540.120.80.52.3100計算基準：1噸氨計算生產1噸氨需要的變換氣量：取生產過程中物料損失為0.01，則變換氣量取3560Nm3年產五十萬噸合成氨日生產量為（一年連續生產330天）：進中變爐的變換氣干組分見下表：表3.2 進中變爐變換氣干組分含量組 分CO2COH2N2O2CH4合計含量，13.822.540.120.80.52.3100Nm3491.288011427.56740.4817.881.883560kmol21.93235.75963.73033.0570.7

48、953.655158.928假設進中變爐的變換氣溫度為330，取變換氣進出的溫差為35，出爐的變換氣溫度為365。進中變爐干氣壓力。3.2中溫變換爐物料與熱量計算3.2.1水汽比的確定取H2O/CO=3。故，因此進中變爐的變換氣濕組分見下表：表3.3 進中變爐變換氣濕組成組分CO2COH2N2O2CH4H2O合計含量8.2413.4323.9412.410.31.3740.3100Nm3491.288011427.56740.4817.881.8824035963kmol21.93235.75963.7333.0570.7953.655107.277266.2053.2.2中變爐CO的實際變換

49、率的求取假定濕轉化氣為100mol，其中CO濕基含量為13.43%，要求變換氣中CO含量為2，根據變換反應： ，可得CO的實際變換率公式為：式中Ya、Ya分別為原料與變換氣中CO的摩爾分率（濕基）所以： 則反應掉的CO的量為：則反應后的各組分的量分別為： 計算中變爐出口的平衡常數得：查文獻1可知Kp=10時溫度為405，中溫變換的平均溫距為：30到50中變的平均溫距為40536540所以中變的平均溫距合理，故取的H2O/CO可用。3.2.3中變爐催化劑平衡曲線根據H2O/CO=3，與文獻1上的公式其中A、B、C、D分別代表CO、H2O、CO2與H2的起始濃度。計算結果列于下表：表3.4 不同溫

50、度下的催化劑轉化率t300340380400420440T573613653673693713Xp0.9560.9280.8780.8540.8240.779催化劑平衡曲線見下圖：圖3.1 中變爐催化劑平衡曲線3.2.4最佳溫度曲線的計算由于中變爐選用C6型催化劑，最適宜溫度曲線用下式進行計算：式中E1、E2分別為催化劑的正負反應活化能。查文獻2C6型催化劑的正負反應活化能分別為E1=10000千卡/公斤分子，E2=19000千卡/公斤分子。最適宜溫度計算結果列于下表中：表3.5 中變催化劑不同轉化率下的適宜溫度Xp0.9560.8780.8240.7790.70.650.59T，K41746

51、8493511542561585t，144195220238269288312催化劑最適宜溫度曲線見下圖：圖3.2 催化劑最適宜溫度曲線3.2.5中變爐一段催化床層的物料與熱量衡算已知條件：進中變爐一段催化床層的變換氣的溫度為330進中變爐一段催化床層的變換氣濕組分含量見表2-3：（1）出中變爐一段催化床層的氣體組成假設CO在一段催化床層的實際變換率為60假使O2與H2 完全反應，O2 完全反應掉故在一段催化床層反應掉的CO的量為：出一段催化床層的CO的量為：在一段催化床層反應后剩余的H2的量為：在一段催化床層反應后剩余的CO2的量為： 出中變爐一段催化床層的變換氣干組分的體積：故出中變爐一段

52、催化床層的變換氣干組分中CO的含量：同理得：所以出中變爐一段催化床層的變換氣干組分：表3.6 出中變爐一段變換氣干組成含量組分CO2COH2N2CH4合計含量24.368.0346.9718.572.05100Nm3971.34320.41872.56740.4881.883986.66kmol43.36314.30483.59633.0573.655177.976剩余的H2O的量為：2403-480.6+217.8=1958N m3=87.410kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的體積：所以出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的含量見下表：表3.7 進中變爐一段變換氣濕組成含量組分C

53、O2COH2N2CH4H2O合計含量16.345.3931.512.461.3832.93100Nm3971.34320.41872.56740.4881.8819585944.66koml43.36314.30483.59633.0573.65587.41265.387（2）出中變爐一段催化床層的變換氣的溫度根據：計算得Kp=4查文獻1知當Kp=4時t=445。設平均溫距為35，則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：445-35=415（3）中變爐一段催化床層的熱量衡算已知條件：進中變爐一段催化床層的變換氣溫度：330出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：415可知反應放熱Q：在變化氣中含有C

54、O，H2O，O2，H2 這4種物質會發生以下2種反應：（1）（2）這2個反應都是放熱反應。查文獻1得變換氣的各個組分的生成焓列于下表表3.7 各組分的生成焓組分O2H2 H2O CO CO2Hm,f(kJ/kmol)93498941-231346-101580-380681反應（1）放熱Q1反應（2）放熱Q2氣體反應共放熱：氣體吸熱Q3根據文獻8知CO, H2, H2O, CO2, N2 可用公式：Cp=a+bT+CT-2來計算熱容，熱容的單位為kJ/(kmol.K)，計算常數見下表：表3.8 各組分熱容計算常數物質COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427.87b/10

55、-34.13.2610.719.044.27c/105-0.460.5020.33-8.53CH4可用公式：Cp=a+bT+CT2+dT3來計算熱容:表3.9 CH4的熱容計算常數物質ab/10-3c/10-6d/10-9CH417.4560.461.117-7.2計算結果見下表： 表3.10 各組分的熱容物質COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以平均熱容： 所以氣體吸熱:根據熱量平衡得：熱損失（4）中變一段催化劑操作線的計算有中變一段催化劑變換率與熱平衡計算結果知：中變爐入口氣體溫度 330中變爐出口氣體溫度 415中變爐入口CO變換率 0中變爐出

56、口CO變換率 60%由此可作出中變爐催化劑反應的操作線如下：圖2.3 中變爐一段操作線3.2.6中變爐二段催化床層的物料與熱量衡算（1）中間冷凝過程的物料和熱量計算：已知條件：變換氣的流量：265.387koml設冷凝水的流量：X kg變換氣的溫度：415冷凝水的進口溫度：20進二段催化床層的溫度：353操作壓力：1750KPa冷凝水吸熱Q1：據冷凝水的進口溫度20查文獻5可知H1=83.96kJ/kg，冷凝水要升溫到353，所以353, 1750Kpa時的焓值H=3751.0235 kJ/kgQ1= X(3751.0235-83.96)變換氣吸熱Q2：計算各物質的Cp為： 表3.11 各組分

57、的熱容物質COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以取熱損失為0.04 Q2根據熱量平衡：水的量為：所以進二段催化床層的變換氣組分見下表：表3.12 進二段催化床層的變換氣組分含量組分CO2COH2N2CH4H2O合計含量15.835.2230.5212.071.3335.03100Nm3971.34320.41872.56740.4881.882149.486136.13kmol43.36314.30483.59633.0573.65595.96265.387（2）中變爐二段催化床層的物料衡算：設中變爐二段催化床層的轉化率為0.82，所以CO的變化量為

58、：在中變爐二段催化床層的轉化的CO的量為：出中變爐二段催化床層的CO的量為：故在二段催化床層反應后剩余的CO2的量為：故在二段催化床層反應后剩余的H2的量為：所以在二段催化床層反應后的變換氣總量：所以出中變爐二段催化床層的變換氣干組分見下表：表3.13 出二段催化床層的變換氣干組分含量組分CO2COH2N2CH4合計含量27.573.4649.2217.791.97100Nm31147.56144.182048.78740.4881.884162.88kmol51.236.43791.46333.0573.655185.482故在二段催化床層反應后剩余的H2O的量為：所以在二段催化床層反應后的

59、變換氣總量：所以出中變爐的濕組分：表3.14 出二段催化床層的濕變換氣組分含量組分CO2COH2N2CH4H2O合計含量18.72.333.3912.071.3332.16100Nm31147.56144.182048.78740.4881.881973.266136.14kmol51.236.43791.46333.0573.65588.092273.934（3）出中變爐二段催化床層的變換氣溫度估算：根據：計算得Kp=8.4查文獻1知當Kp=8.4時t=420設平均溫距為40，則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：42040=380（4）中變爐二段催化床層的熱量衡算：已知條件：進中變爐二段催

60、化床層的變換氣溫度為：353出中變爐二段催化床層的變換氣溫度為：380變換氣反應放熱Q1:查文獻1得變換氣的各個組分的生成焓列于下表。表3.15 各組分的生成焓組分H2 H2O CO CO2Hm,f(kJ/kmol)8941-230550-100873-370688反應放熱氣體吸熱Q2計算變換氣中各組分的熱熔，原理與計算一段床層一樣，結果見下表：表3.16 各組分的熱容組分COH2CO2H2ON2CH4Cp28.5629.2547.336.7830.3153.72所以得：故熱損失（5）中變二段催化劑操作線計算由中變二段催化劑變換率與熱平衡計算結果知：中變爐入口氣體溫度 353中變爐出口氣體溫度