【正文】 一改以往中溫串低溫的工藝流程，大膽的采用中溫三段變換，用 30%原料氣冷激一段出來的變換氣，二段變換氣經(jīng)過換熱器換熱后再進(jìn)入三段催化劑床層的工藝流程。 ② 填料總高度 H=3= 實(shí)取 5m f. 全塔阻力降計(jì)算 由前面計(jì)算知 1 / 2( ) 0. 33 2GLGLWW ?? ? 31 實(shí)際空塔氣速224 4 8 1 / m sD? ???? ∴02 20 . 2 0 . 20 . 2 4 1 2 1 6 1 . 0 5 7 9 . 2 7 1( ) 0 . 2 5 0 . 0 1 0 09 . 8 1 9 4 6 . 3G LLg? ? ? ? ?? ?? ??? ? ????? 由資料 [5]圖 1114 得 39。 飽和熱水塔計(jì)算 (1) 飽和塔計(jì)算 已知條件 塔型：填料塔，采用 50 瓷矩鞍環(huán) 干半水煤氣組成 組分 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 V% 18 平均操作壓力 ? ?20 .8 8 8 .9 5 /M P a kg f cm????絕 進(jìn)塔氣體溫度 40℃ 氣體出塔溫度 115℃ 進(jìn)水溫度 120℃ 出塔水溫 t2=℃ 進(jìn)塔干氣流量 33000m3/h 干半水煤氣平均分子量 33 00 0 18 .1 5 26 73 8. 83 9 /22 .4 k g h? ?進(jìn) 塔 干 氣 重 量 流 量 進(jìn)塔氣體濕含量 40. 96 6 18 1 6. 50 3 10 ( /14 73 .2 14 18 .1 5 k g k g?? ? ? ? 汽 ） （ 干 氣 ） 出塔氣體濕含量 30 .6 2 18 1 0. 02 06 ( / ( k g k g? ?? 汽 ） 干 氣 ） 進(jìn)塔水流量 91674 /kg h 出口熱水流量 2 1 4 6 6 4 .1 6 7 8 9 4 4 9 /kg h?? a. 塔徑計(jì)算 由于塔出口溫度最高，濕含量最大，計(jì)算塔徑時(shí)以塔頂條件進(jìn)行計(jì)算。3221 . 1 1 . 1 7 . 6 8 . 3 6V V m? ? ? ?備 用 系 數(shù) 取 ， 則 催 化 劑 實(shí) 際 用 量 為 c. 三段催化劑用量計(jì)算 25 二段催化 劑采用 B109 催化劑 入口條件（干氣）： CO%=%， CO2%=%， H2%=% 汽 /氣 = 溫度： 408℃ 出口條件： CO（干） % 操作壓力： 2MPa（表） 同理求得 39。 g. 操作線計(jì)算 由 三 段催化劑變化率及熱平衡計(jì)算結(jié)果知 三 段入口氣體溫度 400℃ 三 段出口氣體溫度 415℃ 三 段入口 CO 變換率 % 三 段出口 CO 變換率 % 由此可作出一段催化劑反應(yīng)的操作線 （如圖 ）。 e. 二 段催化劑平衡曲線計(jì)算 根據(jù)中變爐 二 段入口中蒸汽比（汽 /氣） ，由式 100%2p UqAWx ??? 計(jì)算各溫度下 的平衡變換率列于下表 t /℃ 370 380 390 400 410 420 430 pK px 式中 pK 由資料 [2]查的，用表中數(shù)據(jù)作圖即得平衡曲線 （如圖 ） ，氣體組分及蒸汽比不同時(shí)，則計(jì)算的平衡變換率亦不相 同。 帶入數(shù)據(jù)求得 %px ? b. 入爐蒸汽比（汽 /氣） 計(jì)算 由上面求得 CO 在一段催化劑層轉(zhuǎn)化率 1 %x ? ， 70%的半水煤氣進(jìn)入一段催化劑層， 30%的半水煤氣作為一段出口氣的冷激氣。進(jìn)第一段催化反應(yīng)后溫度升高到 460～ 500℃ ，冷激后依次通過二、三段，氣體離開變換爐的溫度為 400～ 410℃ ， CO 變換率達(dá) 90%，殘余 CO 含量為 3%左右。 ② 反應(yīng)為一放熱反應(yīng)：降溫時(shí)反應(yīng)向右移動(dòng)，有利于 CO 變換，但觸媒只有在一定溫度下才具有較高的活性，所以，一般操作溫度都是根據(jù)觸媒活性溫度的不同而不同。 變換反應(yīng)使等分子反應(yīng)，因此從反應(yīng)平衡看， 提高變換壓力，對(duì)反應(yīng)平衡 沒有影響 。煤氣中的一氧化 碳含量可以降低為 %～ %，由于二氧化碳的除去較一氧化碳要容易的多，這樣就簡(jiǎn)化了煤氣的精制過程。以煤、焦為原料的常壓造氣工廠，很多也改用加壓變換，以降低能耗，用粉煤加壓氣化做原料氣，其變換壓力一般在 以下，以油渣為原料最高壓力已達(dá) 。同時(shí) CO 對(duì)氨合成催化劑有嚴(yán)重毒害，也必須除去。一些先進(jìn)企業(yè)現(xiàn)在生產(chǎn)每噸合成氨的排水量 ， 已從過去的 50至 60噸降到 3至 5噸 ， 噸氨電耗降幅也達(dá) 60千瓦時(shí)左右。合成氨工業(yè)在國(guó)民經(jīng)濟(jì)中舉足輕重。國(guó)際上對(duì)合成氨的需求，隨著人口的增長(zhǎng)而對(duì)農(nóng)作物增產(chǎn)的需求和環(huán)境綠化面積的擴(kuò)大而不斷增加。其產(chǎn)量居各種化工產(chǎn)品的首位。 在 本設(shè)計(jì)中 我們選擇 三段中溫 變化工藝流程 。 要求： 1. 繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖 2. 系統(tǒng)物料、能量合算 3. 系統(tǒng)主要設(shè)備能力及觸媒裝填量核算 4. 該工段設(shè)備多，工藝計(jì)算復(fù)雜，分變換爐能力及觸媒裝填量核算、系統(tǒng)熱量核算和系 統(tǒng)水循環(huán)設(shè)備及能力核算 課題進(jìn)度 按化工設(shè)計(jì)要求進(jìn)度進(jìn)行 基本條件要求 1. 入工序氣體流量： 33000Nm3/h（ 干基 ） 壓力： 溫度： 40℃ 2. 入 口 氣 體 組 分 ： CO%=% CO2%=% H2%=% N2%=18% CH4%=% O2%=%(體積比 ) 3. 出口氣體組分： CO%=4%（體積比） 2 變換工藝設(shè)計(jì)說明書 設(shè)計(jì)題目 年產(chǎn) 8 萬噸小合成氨廠中 溫 變換工段工藝設(shè)計(jì) 課題來源 年產(chǎn) 8 萬噸小型合成氨廠變換工段 變換工段化學(xué)工藝設(shè)計(jì)標(biāo) 準(zhǔn) 變換工段在合成氨生產(chǎn)起的作用既是氣體凈化工序，又是原料氣的再制造工序，經(jīng)過變換工段后的氣體中的 CO 含量大幅度下降，符合進(jìn)入甲烷化或者銅洗工段氣質(zhì)要求。溫度升高，放熱反應(yīng)即上述反應(yīng)速度增加得慢，逆反應(yīng)（吸熱反應(yīng)）速度增加得快。變換氣經(jīng)熱交換器加熱原料氣，再經(jīng)第一熱水加熱器加熱熱水，然后進(jìn)入熱水塔進(jìn)一步冷卻、減濕，溫度降到 100～ 110℃ 。作為生產(chǎn)氨的原料 CO+H2 合成氣，可進(jìn)行綜合利用，以聯(lián)產(chǎn)甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐等一系列化工產(chǎn)品。即今后 10 年間將增加到現(xiàn)在的 倍。從召開的全國(guó)化工行業(yè)循環(huán)經(jīng)濟(jì)現(xiàn)場(chǎng)交流會(huì)上獲悉 ， 我國(guó) 2020 年共生產(chǎn)合成氨 ， 生產(chǎn)氮肥 (折純氮 )， 其中尿素 (實(shí)物量 ) ， 已成為全球最 大 的氮肥生產(chǎn)國(guó)和最大的尿素生產(chǎn)國(guó) ， 并實(shí)現(xiàn)了氮肥的自給。 當(dāng)今世界新技術(shù)革命深入發(fā)展，科學(xué)技術(shù)日新月異，科技更新進(jìn)一步加快，經(jīng)濟(jì)發(fā)展從主要依靠物質(zhì)資源逐漸向主要依靠科學(xué)技術(shù)迅速轉(zhuǎn)化為生產(chǎn)力的時(shí)代過渡。 CO 變換，視其原料和所采取的生產(chǎn)方法不同，也有不同的工藝流程。 一氧化碳與水蒸氣在催化劑上變換生成氫和二氧化碳的過程為一氧化碳的變換，這一過程很早就用于合成氨工業(yè)，在合成氨生產(chǎn)中，由于制取氣的生產(chǎn)成本中占加大的比重。 原理 一氧化碳變換的反 應(yīng)式為 2 2 2C O + H C O + H + 4 1 k J k m o l催 化 劑 一氧化碳變換為可逆反應(yīng)，因此應(yīng)盡可能使反應(yīng)向有利于生成氫和二氧化碳的方向進(jìn)行，而殘余的一氧化碳則在以后的工序中用銅氨液洗滌去等除去。因此，在合成前必須將它除掉。 工藝流程簡(jiǎn)述 含 % CO、溫度為 40℃ 的半水煤氣，加壓到 ，經(jīng)熱水洗滌塔除去氣體中的油污、雜質(zhì)，進(jìn)入飽和塔下部與上部噴淋下來的 120～ 140℃ 的熱水逆流接觸，氣體被加熱而又同時(shí)增濕。 39。由于 B109 催化劑 41 9 .3 3 1 0E kJ km ol?? CO 變換的逆反應(yīng)活化能 2E 為： 21=r( )RE E H? ?? 對(duì)于變換反應(yīng) r=1，則 21()RE H E? ?? ? RH? 為反應(yīng)熱，取其平均溫度 403℃ 下的值，即 3 8 5 0 0 ,RH kJ km ol?? ? 則 52 1 .3 1 8 1 0E kJ km ol?? 求得不同 eT 下的 mT 值如下表 /eTK mT px 以上面的數(shù)據(jù)作出最適宜溫度曲線（如圖 ） g. 操作線計(jì)算 由一段催化劑變化率及熱平衡計(jì)算結(jié)果知 一段入口氣體溫度 320℃ 一段出口氣體溫度 485℃ 一段入口 CO 變換率 0 14 一段出口 CO 變換率 % 由此可作出一段催化劑反應(yīng)的操作線 （如圖 ） 圖 一段操作的平衡曲線、最適宜溫度曲線及操作線 (4) 中變爐 二 段催化劑層物料及熱量計(jì)算 設(shè)中變 一段爐出口氣體經(jīng)過 30%的半水煤氣 冷激后溫度為 400℃ 中變二段爐進(jìn)口氣體溫度為 370℃ 則 氣體從 400℃ 降到 370℃ 的平均溫度為 385℃ ，查 得 385℃ 的比熱容為 （ kmol e. 三 段催化劑平衡曲線計(jì)算 100%2p UqAWx ??? 計(jì)算各溫度下的平衡變換率列于下表 t /℃ 400 402 404 406 408 410 412 414 416 pK px 式中 pK 由資料 [2]查的，用表中數(shù)據(jù)作圖即得平衡曲線 （如圖 ） ，氣體組分及蒸汽比不同時(shí)，則計(jì)算的平衡變換率亦不相同。3139。 一段 氣體重量流速（濕） ? ?32197 96 1 242 / ( )4G k g m h??? ? ? ?? b. 一段催化劑層高 21. 9821 1. 1 ( )4 ( ) 1 10 / ( ) LmP k gf m k Pa???????? ? ? ? ? ? ? ? ?? 3（ ） c. 二段催化劑層阻力 二段氣體 操作狀態(tài)下的密度 2 /273 400 273 400k g m? ?????式 中 ： 為 二 段 氣 體 的 平 均 溫 度 值 。 d. 塔板數(shù)計(jì)算 利用平衡曲線表中的數(shù)據(jù)，在 it 圖中畫出平衡線和操作線，由此可得到理論塔板數(shù)為 3 塊 。 利用表中數(shù)據(jù)及操作線數(shù)據(jù)分別在圖中作出熱水塔的平衡線及操作線，并作梯級(jí)得理論塔板數(shù)為 1 塊 （如圖 ）。 經(jīng)過這段時(shí)間的學(xué)習(xí)，使我們對(duì)化工工藝計(jì)算由了初步了解和深刻體會(huì)，也鍛煉了我們查閱文獻(xiàn)資料、收集相關(guān)數(shù)據(jù)進(jìn)行計(jì)算的能力，為我們接下來的畢業(yè)設(shè)計(jì)奠定了一定的理論和實(shí)踐基礎(chǔ)。 各有關(guān)數(shù)據(jù)如下： 5531 9 9 5 7 1 /3 . 0 1 0 1 2 5 4 2 5 . 3 0 4 . 2 5 1 0 /9 5 9 /LGLk g hk g hk g m????? ? ? ? ?? 操作狀態(tài)下入口氣量 3532 7 3 1 1 0 1( 1 8 1 2 .3 1 4 7 6 3 .0 3 9 ) 2 2 .4 9 .1 3 22 7 3 8 .48 7 9 8 4 .7 7 /4 .2 5 1 0 4 .8 3 /8 7 9 8 4 .7 7GVmhk g m??? ? ? ? ? ????? 水的粘度 水在 99℃ 時(shí) 40 .2 8 9 2 .8 9 1 0L c P P a s? ?? ? ? ? 50 瓷矩鞍環(huán) 216?? 水的 1000 ? ?? 則 1 / 21 / 2 1 9 9 5 7 1 4 . 8 3( ) 0 . 0 3 3 34 2 5 0 0 0 9 5 9GLGLWW ?? ??? ? ????? 由文獻(xiàn) [5]圖 1111 查得 21 5 H OP mm?? 時(shí) 得 02 0 .2( ) 0 .0 1 3GLLg? ?? ? ?? ? 0000220 . 2 0 . 2 22021 6 1. 04 6 4. 83( ) 0. 28 9 0. 099. 81 95 90. 09 0. 01 30. 38 /GLLgms? ? ? ?? ???????? ? ? ????即 33 即空塔速度為 氣體流 量 3087 98 4. 77 2. 44 /36004 4 2. 44 2. 93. 14 0. 38V m sVDm?????? ? ?? 實(shí)取 b. 理論塔板數(shù) ① 平衡線計(jì)算 pI c t Xi? ? ?由 式 計(jì)算出 80～ 120℃ 變換氣（濕）的焓，并列于下表 溫度 ℃ 蒸汽熱焓i(kcal/kg) 飽和蒸汽壓2HOp (105Pa) (絕 ) 干氣比容pC kcal/(kg?℃ ) 2 HOpp (105Pa) (絕 ) 22HOHOppp 飽和氣濕含量 2218 HOH