煤气化合成氨工艺

第一篇：煤气化合成氨工艺

合成氨工艺

陈昶君化九三

2009011892

1.合成氨生产工艺流程图

(1)煤为源头 工艺路线：

以无烟煤为原料生成合成氨常见过程是:

造气 ->半水煤气脱硫 ->压缩机1，2工段 ->变换 ->变换气脱硫 ->压缩机3段 ->脱硫 ->压缩机4，5工段 ->铜洗 ->压缩机6段 ->氨合成 ->产品NH3

造气过程为以煤为原料，用间歇式固定层常压气化法，反应方程为

煤+氧气→二氧化碳二氧化碳+煤→一氧化碳煤+水蒸气→一氧化碳+氢气

(2)天然气为源头

采用天然气、焦化千气力原料的合成氨生产工艺流程包括：脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化、氨的合成、吸收制冷及输入氨库和氨吸收八个工序

(一)脱琉

原料气进入后，首先进入三段脱硫塔.第

一、二段分别采用5—6%Na0H和10。12%Na0H碱洗，第三段采用水洗。在脱硫塔内。气体中大部分无机硫和部分有机硫被碱液吸收，湿法脱硫后的焦化干气由压缩机道往一段转化炉对流段，加热至340—3500C后，进人干法脱硫槽。干法脱硫剂通常采用氧化锰、氧化锌或钴—铜催化剂。经干法脱硫后。焦化干气中的总硫量要求低于3ppm.这里需要进行痕量硫的测定。 (二)转化

经脱硫合格的焦化干气返回对流五段与来自废热锅炉的蒸汽混合，加热至500.610%后，进入一段转化炉(简称一段炉)，控制共水碳比为3.5.4.0。在催化刘作用下原料气转化为氢气、一氧化碳和二氧化碳。反应所需的大量热能由转化炉两倜均匀分布的无焰燃烧喷嘴供给，反应温度控制在760—7的℃;出口气中残余甲烷含量要求小于10%。一段沪出口气与空气压缩机送来的空气相混合，进人二段转化炉(简称二段炉)内燃烧，温度达到900一950。C，在催化捌作用下，甲烷转化成一氧化碳和二氧化碳;二段炉出口气中残余甲烷应小于0.3%。同时获取合成气所需的氮气，并控制氢、氮比在2.8—3.1之问。在整个转化过程要进行原料气的总碳分析和

一、二段炉出口气残余甲烷的分析。 (三)变换

从二段炉出来的气体，进入消化废热锅炉。利用热能获得蒸汽，同时使气体温度降至350—380℃，再进入中温变换炉(简称中变炉)。在中变催化剂作用下，一氧化碳与水蒸气反应生成氢和二氧化碳。一氧化碳含量要求降低到3.5%左右，个变炉出口气体温度达到400。C左右。经过小变炉回收热量产生蒸汽，同时使

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气体温度降到180—200℃，然后进入低温变换炉(简称低变炉)。在低变偿化剂作用下，一氧化碳进一步发生变换反应，使一氧化碳减到0.3%以下，出口气温度达到200—220℃。此时气体尚含有大量湿热和潜热。这部分热量经锅炉给永加热器和制冷再沸2R恢热，使温度降至40℃左右，送往脱碳系统。在变换过程中主要控制一氧化碳的含量。检查变换效率。 (四)脱碳

由变换工序来的低变气进脱碳系统的吸收塔，经本非尔溶液或环丁洲一乙醇胺溶液吸收二氧化碳。出塔气中二氧化碳含量要求小于0.1%。为了防止气体中央带脱碳液，让共进入洗涤塔，用软水洗去液沫后再进入甲烷化换热器。脱碳塔出来的富他经换热器后.减压送至二氧化碳再生培，用蒸汽加热再沸器，在温度128℃下脱去二氧化碳。为了提高脱碳效率和净化反，主要进行脱碳液酌组分分析和服碳塔出u净化气中二氧化碳的分析。由再生塔顶出来的二氧化族，经空冷器和永冷器，气体温度降至柏℃。再经二氧化碳分离器除去冷凝水，送到尿素车间作原料。再生后的脱碳掖(贫液)，先进溶液空冷器。冷却至65℃左右，由溶液循环泵加压。再经溶液水冷器冷却至40℃后。送人二氧化碳吸收塔循环使用。 (五)甲烷化

由吸收塔出来的净化气，先经甲烷化换热器换热，气体温度升高到320℃左右，再进入学烷化加热器，使气体温度提到350℃;然后进入甲烷化炉，在催化刘的作用下一氧化碳、二氧化碳与氢气反应。生成甲烷。甲烷化后出口气中一氧化碳和二氧化碳的总置应小于10ppm。这里需要采用连续自动痕员分析仪，进行测量和控翻。

(六)氨的合成

经压缩后的氢气与循环气混合后进人氨冷凝器上部与氨蒸发器出来的冷气换热。部分氨被冷凝。气体进入氨蒸发器后，被外层的液氨冷却至-2℃左右，返回到冷凝塔的下部。经液氨分离器冷交换后的气体中含氨誊最终降刭3%以下。再进人合成塔，经主换热器换热后。再经催化剂筐内冷却管换热。使温度升至400一450℃后，从中心管进入催化剂后。氨的合成在高温、高压、催化剂作用下进行，反应式如下：3H一-Nf·2NHfrQ。反应后的气体含氨量在18.5%左右，温度为480—530℃，由塔底进入的冷气进行换热。使气体温度降至375℃左右，再进人中置锅炉回收反应热量。气体温度下降到235‘c左右返回合成塔下部，气体经主换热器内冷却至110—130℃。气体出合成塔后，进人u型管水冷器，冷却至35℃左右，部分氨冷凝成液体，经氨分离器分离出液氨后，气体重新返回系统循环。在此需要分析循环气，保证甲烷含量不大于15%，合成塔入口氨含量不大于3%。由冷疑塔氮分离器出来的液氨减压后，送往液氨缓冲槽液氨经 计量表计量后送住氨库.气榴部分送往氨吸收。

2.合成氨反应器

(1)催化剂

热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无催化剂时.反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁触媒作催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。

铁触媒是由融熔的铁的氧化物制成的，它含有钾、钙和铝的氧化物作为稳定剂与促进剂，而且是以氧化态装到合成塔中去的，在进行氨的生产以前，铁触媒

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必须加以活化，把氧化铁还原成基本上是纯的元素铁。

铁触媒还原期间，合成气是循环通过合成塔的，当反应已经开始进行时，非常重要的是循环气要尽可能地加以冷却(但设备中不能结冰的危险)，把气体中的水份加以冷凝开除去以后再重新进入合成塔，否则，水汽浓度高的气体将进入已经还原了的触媒床，水蒸汽会使已经还原过的触媒和活性降低或中毒，一旦合成氨的反应开始进行，生成的氨就会使冰点下降，这就可以在更低的温度下把气流中的水分除去。另外，温度压力都会影响催化剂活性，一些氧化物如CO等还可能引起催化剂中毒。

(2)工艺条件：

高压法：操作压力70~100MPa，温度为550~650度;中压法：操作压力20~60MPa，温度为450~550度;高压法：操作压力10MPa左右，温度为400~450度。目前中压法技术成熟，经济性较好，被广泛采用。

(3)反应器结构

合成氨反应器是合成氨生产的关键设备，作用是氢氮混和气在塔内催化剂层中合成为氨。由于反应是在高温高压下进行，因此要求反应器不仅要有较高的机械强度，而且应有高温下抗蠕变和松弛的能力。同时在高温、高压下，氢、氮对碳钢有明显的腐蚀作用，使反应器的工作条件更为复杂。

为了适应氨合成反应条件，合理解决存在的矛盾，反应器由内件和外筒两部分组成，内件置于外筒之内。进入反应器的气体(温度较低)先经过内件与外筒之间的环隙，内件外面设有保温层，以减少向外筒散热。因而，外筒主要承受高压(操作压力与大气压之差)，但不承受高温，可用普通低合金钢或优质碳钢制成。内件在500℃左右高温下操作，但只承受环系气流与内件气流的压差，一般只有1~2MPa，即内件只承受高温不承受高压，从而降低对内件材料和强度的要求。内件一般用合金钢制作，塔径较小的内件也可用纯铁制作。内件由催化剂筐、热交换器、电加热器三个主要部分组成，大型氨合成反应器的内件一般不设电加热器，而由塔外加热炉供热。

3.参考文献：

孟岩《合成氨的生产方法以及工艺流程研究》

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第二篇：合成氨脱碳工艺

合成氨脱碳工艺简介 合成氨生产工艺简述

合成氨是一个传统的化学工业，诞生于二十世纪初。就世界范围来说，氨是最基本的化工产品之一，其主要用于制造硝酸和化学肥料等。合成氨的生产过程一般包括三个主要步骤:

(l)造气，即制造含有氢和氮的合成氨原料气，也称合成气;

(2)净化，对合成气进行净化处理，以除去其中氢和氮之外的杂质;

(3)压缩和合成，将净化后的氢、氮混合气体压缩到高压，并在催化剂和高温条件下反应合成为氨。其生产工艺流程包括：脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化、氨的合成、吸收制冷及输人氨库和氨吸收八个工序[1]。

在合成氨生产过程中，脱除CO2是一个比较重要的工序之一，其能耗约占氨厂总能耗的10%左右。因此，脱除CO2，工艺的能耗高低，对氨厂总能耗的影响很大，国外一些较为先进的合成氨工艺流程，均选用了低能耗脱碳工艺。我国合成氨工艺能耗较高，脱碳工艺技术也显得比较落后，因此，结合具体情况，推广应用低能耗的脱除CO2工艺，非常有必要。

1.1.4脱碳单元在合成氨工业中的作用

在最终产品为尿素的合成氨中，脱碳单元处于承前启后的关键位置，其作用既是净化合成气，又是回收高纯度的尿素原料CO2。以沪天化1000t/d合成氨装置脱碳单元为例，其需要将低变出口的CO2含量经吸收后降到0.1%以下，以避免甲烷化系统超温并产生增加能耗的的合成惰气，同时将吸收的CO2再生为99%纯度的产品CO2。在此过程中吸收塔压降还应维持在合理范围内以降低合成气压缩机的功耗。系统的扩能改造工程中，脱碳单元将为系统瓶颈，脱碳运行的好坏，直接关系到整个装置的安全稳定与否。脱碳系统的能力将影响合成氨装置的能力，必须同步进行扩能改造。

但是不论用什么原料及方法造气，经变换后的合成气中都含有大量的CO2，原料中烃的分子量越大，合成气中CO2就越多。用天然气(甲烷)为原料的烃类蒸汽转化法所得的CO2量较少，合成气中CO2浓度在15-20%，每吨氨副产CO2约1.0-1.6吨。这些CO2如果不在合成工序之前除净，不仅耗费气体压缩功，空占设备体积，而且对后续工序有害。此外，CO2还是重要的化工原料，如合成尿素就需以CO2为主要原料。因此合成氨生产中把脱除工艺气中CO2的过程称为“脱碳”，在合成氨尿素联产的化肥装置中，它兼有净化气体和回收纯净CO2的两个目的。

1.1.5脱碳方法概述

由变换工序来的低变气进脱碳系统的吸收塔，经物理吸收或者化学吸收法吸收二氧化碳。出塔气中二氧化碳含量要求小于0.1%。为了防止气体夹带出脱碳液，脱碳后的液体进人洗涤塔，用软水洗去液沫后再进入甲烷化换热器。脱碳塔出来的富液经换热器后，减压送至二氧化碳再生塔，用蒸汽加热再沸器，再脱去二氧化碳。由再生塔顶出来的CO2，经空冷器和水冷器，气体温度降至40℃，再经二氧化碳分离器除去冷凝水，送到尿素车间作原料。再生后的脱碳液(贫液)，先进溶液空冷器，冷却至65℃左右，由溶液循环泵加压，再经溶液水冷器冷却至40℃后，送入二氧化碳吸收塔循环使用。 1.2净化工序中脱碳方法

在合成氨的整个系统中，脱碳单元将为系统关键主项，脱碳工序运行的好坏，直接关系到整个装置的安全稳定与否。脱碳系统的能力将影响合成氨装置和尿素装置的能力。CO2是一种酸性气体，对合成氨合成气中CO2的脱除，一般采用溶剂吸收的方法。

根据CO2与溶剂结合的方式，脱除CO2的方法有化学吸收法、物理吸收法和物理化学吸收法三大类。

1.2.1化学吸收法

化学吸收法即利用CO2是酸性气体的特点，采用含有化学活性物质的溶液对合成气进行洗涤，CO2与之反应生成介稳化合物或者加合物，然后在减压条件下通过加热使生成物分解并释放CO2，解吸后的溶液循环使用。化学吸收法脱碳工艺中，有两类溶剂占主导地位，即烷链醇胺和碳酸钾。化学吸收法常用于CO2分压较低的原料气处理。 (l)烷链醇胺类的脱碳工艺有：

①-乙醇胺(monoethanolamine，H2NCH2CH2OH，MEA)法;

②甲基二乙醇胺(methyl diethanolamine，CH3N(CH2CH2OH)2，MDEA)法; ③活化MDEA法(即aMDEA工艺)。

(2)碳酸钾溶液作吸收剂的脱碳工艺，即热钾碱脱碳工艺有：

①无毒G-V法;②苯菲尔法;③催化热钾碱(Cata carb)法;④Flexsorb法[2]。 1.2.1.1.1MEA法

MEA法是一种比较老的脱碳方法。吸收过程中，MEA与CO2发生反应生成碳酸化合物，经过加热即可将CO2分解出来。该法的最大优点是可以在一个十分简单的装置中，把合成气中的CO2脱除到可以接受的程度。

但它本身存在两个缺点：(1) CO2能与吸收反应生成的碳酸化合物发生进一步反应生成酸式碳酸盐，该盐较稳定，不易再生;(2) CO2能与MEA发生副反应，生成腐蚀性较强的氨基甲酸醋，容易形成污垢。 1.2.1.2甲基二乙醇胺MDEA MDEA法脱碳过程中，CO2与甲基二乙醇胺(MDEA，一种叔胺)生成的碳酸盐稳定性较差，分解温度低，且无腐蚀性。相对其它工艺，MDEA法有以下优点：(1)能耗和生产费用低;(2)脱碳效率高，净化气中CO2含量可小于100ppm;(3)使用范围广，可用于大、中、小各型合成氨厂;(4)溶剂稳定性好;(5)溶剂无毒、腐蚀性极小;(6)能同时脱硫。由于MDEA具有以上优点，所以不需要毒性防腐剂，设备管道允许采用廉价碳钢材料，不需要钝化过程，耗热低，设备管道不需要伴热盘管，能达到很好的节能效果[3]。

在MDEA溶液中添加少量活化剂即为aMDEA法，活化剂为眯哇、甲基咪哇等，浓度约为2-5%。活性MDEA工艺开发于20世纪60年代末，第一套活化MDEA脱碳工艺装置是1971年在德国BAFS公司氨三厂投入使用在此后的几年里，另有8套装置采用了活化MDEA，这些装置的成功使用，使得aMDEA工艺自1982年后备受欢迎。我国在大型装置中使用MDEA脱碳工艺，乌鲁木齐石化公司化肥厂属于首例[4]。BAFS公司推出的aMDEA脱碳工艺，主要用于对原来MEA工艺的改造，近几年我国一些研究单位正在对这方面进行积极的研究。

1.2.1.3低热耗苯菲尔法

相对上述脱除CO2的吸收剂溶液，碳酸钾溶液更价廉易得，并具有低腐蚀，操作稳定，吸收CO2能力较强等特性。但碳酸钾溶液本身吸收CO2的速度缓慢，需要添加一些活化剂。其中如无毒G-V法工艺就是由意大利Giammaro-Vetrocoke公司所开发，最初使用的活化剂和缓蚀剂为As2O3，但对人体有毒。后来有人用氨基乙酸取代As2O3，消除了毒性，成为无毒G-V法。我国栖霞山化肥厂就采用了这种工艺。由美国联碳公司开发的低热耗苯菲尔法，用二乙醇胺(DEA)作活化剂，V2O5作为腐蚀防护剂。我国于20世纪90年代相继以布朗工艺建了4套装置，即锦西天然气化工厂、建峰化肥厂、四川天华公司化肥厂和乌鲁木齐石化总厂第二化肥厂，规模都是日产氨1000吨。低热耗苯菲尔工艺是由美国联碳公司在传统苯菲尔工艺基础上开发的，采用了节能新技术。国内在20世纪70年代引进的13套大型化肥装置中，有10套采用苯菲尔脱碳工艺。从1985年起，己有7套进行了用低热耗苯菲尔工艺改造。国内新建的以天然气为原料的大型合成氨装置，脱碳系统也多采用低热耗苯菲尔工艺，如锦天化厂、建峰厂、天华公司等。中海石油化学有限公司合成氨装置脱碳系统采用改良型苯菲尔流程[5]。苯菲尔法可在高温下运行，再生热低，添加的V2O5可防腐蚀，但该工艺需对设备进行钒化处理，要求工人的操作水平较高，并且浪费溶剂，能耗大，特别蒸汽用得多，有效气体损失也大，运行成本高等缺点。

1.2.2物理吸收法

物理洗涤是CO2被溶剂吸收时不发生化学反应，溶剂减压后释放CO2 (不必加热)，解吸后的溶液循环使用。相对化学吸收法，物理洗涤法的最大优点是能耗低， CO2不与溶剂形成化合物，减压后绝大部分CO2被闪蒸出来，然后采用气提或负压实现溶剂的完全再生。这就使得工艺投资省、能耗低、工艺流程简单。物理吸收法主要有Selxeol法、Elour法、变压吸附法及低温甲醇法等[6]。物理吸收法常用于高CO2分压的原料气处理。 1.2.2.1NHD法

NHD法被认为是目前能耗最低的脱碳工艺之一，该法使用的溶剂为聚乙二醇二甲醚的混合物，其分子式为CH3-O-(CH2-CH2-O)n-CH2，式中n=2-8。NHD是兖矿鲁南化肥厂与南京化学工业集团公司研究院、杭州化工研究所共同开发成功的一种物理吸收硫化氢和二氧化碳等酸性气体的高效溶剂[7]。NHD气体净化技术改造系脱除酸性气体的物理吸收新工艺，适合于合成气、天然气、城市煤气等的脱硫脱碳。NHD具有对设备无腐蚀，对CO

2、H2S等酸性气体的吸收能力强、蒸汽压低，挥发性小、热稳定性和化学稳定性好、不会起泡，无腐蚀性等优点，并且该法在NHD的再生过程中几乎不需要能量，通常利用空分装置富余的低压氮气在气提塔进行脱碳富液的气提再生，其优点是减少利用空气气提带来系统内NHD溶液含水量的富集，省去了空气水冷、气水分离及NHD脱水设备，节约了投资，简化了流程[8]。

1.2.2.2碳酸丙烯酯法(PC)法

碳酸丙烯酯法是碳酸丙烯酯为吸收剂的脱碳方法。其原理是利用在同样压力、温度下，二氧化碳、硫化氢等酸性气体在碳酸丙烯酯中的溶解度比氢、氮气在碳酸丙烯酯中的溶解度大得多来脱除二氧化碳和硫化氢而且二氧化碳在碳酸丙烯酯中溶解度是随压力升高和温度的降低而增加的，CO2等酸性气体在碳丙溶剂中溶解量一般可用亨利定律来表达，因而在较高的压力下，碳酸丙烯酯吸收了变换气中的二氧化碳等酸性气体，在较低的压力下二氧化碳能从碳酸丙烯酯溶液中解吸出来，使碳酸丙烯酯溶液再生，重新恢复吸收二氧化碳等酸性气体的能力。碳酸丙烯酯法具有溶解热低、粘度小、蒸汽压低、无毒、化学性质稳定、无腐蚀、流程操作简单等优点。

该法CO2的回收率较高，能耗较低，但投资费用较高。适用于吸收压力较高、CO2净化度不很高的流程，国内主要是小型厂使用。用碳丙液作为溶剂来脱除合成氨变换气中CO2工艺是一项比较适合我国国情的先进技术，与水洗工艺比较，除具有物理吸收过程显著的节能效果外，在现有的脱碳方法中，由于它能同时脱除二氧化碳、硫化氢及有机硫化物，加上再生无需热能，能耗较低等优势，在国外合成氨和制氢工业上已得到广泛应用。 1.2.2.3变压吸附法

变压吸附气体分离净化技术，简称PSA(Pressure Swing Adsorption)。变压吸附法是近几年才用于合成气净化的，它属于干法，采用固体吸附剂在改变压力的情况下，进行(加压)吸附CO2或(减压)解吸。变压吸附法分离气体混合物的基本原理是利用某一种吸附剂能使混合气体中各组份的吸附容量随着压力变化而产生差异的特性，选择吸附和解吸再生两个过程，组成交替切换的循环工艺，吸附和再生在相同温度下进行。可用此法改造小型氨厂，将低能耗，在大型氨厂使用显得困难[9]。

为了达到连续分离的目的，变压吸附脱碳至少需要两个以上的吸附塔交替操作，其中必须有一个吸附塔处于选择吸附阶段，而其它塔则处于解吸再生阶段的不同步骤。在每次循环

中，每个吸附塔依次经历吸附、多次压力均衡降、逆向放压、抽空、多次压力均衡升、最终升压等工艺步骤。

目前，此种类型的装置在全国合成氨厂已广泛采用。如四川什邡某氮肥厂为天然气富氧造气，变换气脱碳采用我公司近年来开发的节能型变压吸附脱碳新工艺，多塔进料，多次均压，并实现了吸附塔和真空泵的新组合，同时对吸附剂、程控阀门、控制系统、动力设备的配置都做了较大的改进，从而使H

2、N2有效气体回收率大大提高，能耗进一步降低，装置投资也有所减少[10]。 1.2.2.4低温甲醇洗法

低温甲醇洗工艺(Rectisol Process)系由德国林德公司(Linde)和鲁奇公司(Lurgi)开发，是利用甲醇溶剂对各种气体溶解度的显著差别，可同时或分段脱除H2S、CO2和各种有机硫等杂质，具有气体净化度高、选择性好、溶液吸收能力强，操作费用低等特点，是一种技术先进、经济合理的气体净化工艺。自1954年Lurgi公司在南非Sasol建成世界上第一套工业规模的示范性装置以来，目前有100余套装置投入运行，尤其是大型渣油气化和煤气化装置的气体净化均采用低温甲醇洗工艺。

低温甲醇(Rectisol)法具有一次性脱除CO2，溶液便宜易得，能耗低，适用范围广泛等特点。但该法投资很大，我国镇海炼化厂大化肥等四家以重油和煤为原料的合成氨装置使用了低温甲醇法脱除CO2。

1.2.3物理化学吸收法

物理化学吸收法脱除CO2工艺主要有环丁砜(Sulfinol)法和常温甲醇(Amisol)法，物理化学吸收法常用于中等CO2分压的原料气处理。环丁砜法中所使用的溶剂由是环丁矾、二异丙醇胺与水组成，能同时吸收CO2和硫的化合物，且吸收速度快，净化度高，但再生耗热多，目前只有一些中小型厂使用。常温甲醇法是在甲醇中加入了二乙醇胺，当CO2分压升高时，以其在甲醇中溶解的物理吸收为主;当CO2分压较低时，以其与二乙醇胺发生化学反应的化学吸收为主，该法应用范围广，净化率高，但对H2S和CO2的选择性较差，己很少使用。

1.2.4固体吸附

固体吸附是CO2在加压时被吸附在多孔状固体上，减压时吸附的CO2被解吸，亦称变压吸附。

1.3碳酸丙烯酯(PC)法脱碳工艺基本原理

1.3.1PC法脱碳技术国内外现状

PC为环状有机碳酸酯类化合物，分子CH3CHOCO2CH2，该法在国外称Fluor法。PC法是南化集团研究院等单位于20世纪70年代开发的技术，1979年通过化工部鉴定。据初步统计，已有150余家工厂使用PC技术，现有装置160余套，其中大型装置两套，其余为中小型装置。大部分用于氨厂变换气脱碳。总脱碳能力约300万吨合成氨/年，其中配尿素型应用较多，占60%左右，至今该法仍是联碱、尿素、磷铵等合成氨厂使用最广的脱碳方法，其开工装置数为MDEA、NHD法总和的数倍。

1.3.2发展过程

PC技术的应用，主要经历了两个阶段：第一阶段始于70年代末，两个小氮肥厂用PC法代替水洗法脱CO2的工业试验装置获得成功，取得了明显的节能效果和经济效益。加之PC法在工艺上与水洗法相似，改造费用低，很快在一些小氮肥企业中推广应用;第二阶段，20世纪90年代以来，随着小化肥改变碳铵单一产品结构，适应市场需要，采用脱碳增氨转产尿素或联醇等方法，以提高经济效益，增强小化肥的竟争能力。为此，需要增设一套变换气脱碳装置，由于PC技术为典型的物理吸收过程，流程简单，投资少，节能明显，技术易于掌握。因此，很快得到了推广，并扩大了应用范围，技术上也趋于成熟。

1.3.3技术经济

由于碳丙脱碳纯属物理过程，因而它的能耗主要消耗在输送流体所须的电能。碳丙溶剂对CO2等酸性气体的吸收能力较大，一般为同条件下水吸收能力的4倍。因此，代替水洗法脱除变换气中CO2不但满足铜洗要求，而且回收CO2的浓度和回收率也能满足尿素、联碱生产的要求。与水洗法相比可节省电耗150-250KWh/tNH3，可节省操作费10-25元/t NH3。因而应用碳丙脱碳的厂家均可获得明显的节能效果。但这种效果随着工艺配置、设备、操作状况，处理规模和目的的不同而差异较大。碳丙脱碳与几种脱碳方法的能耗比较如表1.1。

表1.1 几种脱碳方法的能耗比较表 方法名称 加压水洗 能耗 2847

苯菲尔法 位阻胺法 改良MEDA法

1884

NHD法 1047-1256

PC法 1256

3558-5442 3349-4187

1.3.4工艺流程

1.3.4.1气体流程

(1)原料气流程

由压缩机三段送来2.3MPa的变换气首先进入水洗塔底部与水洗泵送来的水在塔内逆流接触，洗去变换气中的大部分油污及部分硫化物，并将气体温度降到30℃以下，同时降低变换气中饱和水蒸汽含量。气体自水洗塔塔顶出来进入分离器，自分离器出来的气体进入二氧化碳吸收塔底部，与塔顶喷淋下来的碳酸丙烯酯溶液逆流接触，将二氧化碳脱至工艺指标内。净化气由吸收塔顶部出来进入净化气洗涤塔底部，与自上而下的稀液(或脱盐水)逆流接触，将净化气中夹带的碳酸丙烯酯液滴与蒸气洗涤下来，净化气由塔顶出来后进入净化气分离器，将净化气夹带的碳酸丙烯酯雾沫进一步分离，净化气由分离器顶部出来回压缩机四段入口总管。根据各厂的具体情况和氨加工产品的不同，相匹配的碳丙脱碳条件及要求亦各异。在使用上，有替代加压水洗型、联碱型、配尿素型、联醇型、生产液氨型以及制氢等各类型;在净化效率上，有的对CO2进行粗脱，而大部分厂家，则进行精脱;对脱碳压力，有采用0.4MPa、1.1-1.3Mpa、1.6-1.8Mpa、2.5-2.8Mpa及4.3Mpa等多种类型。 (2)解吸气体回收流程

由闪蒸槽解吸出来的闪蒸气进入闪蒸气洗涤塔，自下而上与自上而下的稀液逆流接触，将闪蒸气夹带的液滴回收下来。闪蒸气自闪蒸气洗涤段出来后进入闪蒸气分离器，将闪蒸气夹带的碳酸丙烯酯液滴进一步分离下来，闪蒸气自分离器顶部出来送碳化，脱除二氧化碳并副产碳酸氢铵后，闪蒸气回压缩机一段入口总管。

由常解塔解吸出来的常解气进入常解-汽提气洗涤塔的常解气洗涤段，与自上而下的稀液逆流接触，将常解气中夹带的碳酸丙烯酯液滴与饱和于常解气中的碳酸丙烯酯蒸气回收下来，常解气自常解气洗涤段出来后进入常解气分离器，将常解气中夹带的碳酸丙烯酯液滴进一步分离，常解气自分离器顶部出来送食品二氧化碳工段。

汽提气由汽提塔出来后进入常解-汽提气洗涤塔的汽提气洗涤段，与自上而下的稀液逆流接触，将汽提气中夹带的碳酸丙烯酯液滴和饱和汽提气中的碳酸丙烯酯蒸气回收下来，经洗涤后汽提气由塔顶放空。 1.3.4.2液体流程

(1)碳酸丙烯酯脱碳流程简述

贫碳酸丙烯酯溶液从二氧化碳吸收塔塔顶喷淋下来，由塔底排出称为富液。富液经自调阀进入溶液泵-涡轮机组的涡轮，减压后进入闪蒸槽，自闪蒸槽出来的碳酸丙烯酯液一部分进入过滤器，大部分不经过过滤器，二者混合过后进入常解-汽提塔的常解段，碳酸丙烯酯液自常解段底部出来经过两液封槽进入汽提塔顶部，与自下而上的空气逆流接触，将碳酸丙烯酯溶液中的二氧化碳进一步汽提出来，经汽提后的碳酸丙烯酯溶液为贫液，贫液由汽提塔出来进入循环槽，再由循环槽进入溶液泵-涡轮机组的溶液泵，由泵加压后经碳酸丙烯酯溶液冷却器降温，进入二氧化碳吸收塔，从而完成了碳酸丙烯酯溶液的整个解吸过程。 (2)稀液流程循环

稀液(或软水)由常解-汽提气洗涤塔的常解段出来，经稀液泵加压后送往净化气洗涤塔上部自上而下。由塔底出来经自调阀进入闪蒸气洗涤塔的上部自上而下，由底部出来经自调阀进入常解-汽提气洗涤塔的汽提气洗涤段自上而下，由底部出来经一U型液封管进入常解气洗涤段继续循环。

1.3.5存在的问题及解决的办法

综合分析PC法脱碳各厂的使用情况，最具代表性的问题有： (1)溶剂损耗高。造成这一问题原因有三个因素： a.PC溶剂蒸汽压高;

b.PC气相回收系统不完善; c.操作管理水平的影响。

(2)净化气中CO2含量容易跑高，吨氨电耗高。净化气中CO2含量高，原因是多方面的如再生效果不好，系统残碳高或冷却不好等等。

目前，碳丙脱碳技术已提高到一个新的阶段，工业应用的或即将应用的最有吸引力的进展有以下几个方面。

1.3.6 PC法脱碳技术发展趋势

1.3.6.1塔器优化

塔器的优化包括塔径、塔填料、塔内件、塔过程控制的技术改造，改造后往往可提高20%-50%或更高的生产能力，改造主要分两部分进行:一是脱碳塔气液分布器和填料的改造，其目的是提高通气量和强化气液接触效率，加大润湿面积。具体办法是设税全截面均匀分布的气体和液体分布器，部分或全部采用规整填料;二是再生塔的改造。由于传统设计中再生塔常解段均为淋降式，当系统硫含量高时，受逆流及淋降板开孔直径的限制，易造成溶液中的单质硫积累结垢，渐渐堵塞淋降板上的开孔，使其失效故往往生产2年后再生效果会明显不如以前。由此可见，必须对这种结构彻底改造。具体办法是将常解段改为筛板或填料塔型，并增设类似塔型的真空解析段。

改造工作除了塔器以外，还进行了系统工艺优化，具体内容有：(1)调整溶剂泵的扬程，串联1台增压泵;(2)气提流程由原正压气提改为负压气提，有利于提高贫度;(3)降低变换气和循环溶剂的温度，以提高碳丙吸收能力;(4)采取碳丙溶剂半过滤或全过滤方法，杜绝系统堵塞隐患;(5)提高变换气脱硫效果;(6)碳丙稀液回收改造[11]。 1.3.6.2复合溶剂法

用两种或两种以上的物理、化学或物理化学溶剂作为复合溶剂净化酸性气体的研究，多年来一直方兴未艾。复合溶剂法的优点从选择性和吸收能力分析，特别是高分压下，选择合适的复合溶剂，优于纯溶剂，显著地提高了溶剂的吸收能力;另一方面明显地降低了能耗。除此以外，复合溶剂为了达到操作特性要求所作的混合过程，还具有其它方面的灵活性，即复合溶剂的组成。而且，复合溶剂可以优化配方用最低的费用达到所须的分离要求(见表1.2)。

表1.2 两种方法的技术经济比较(以吨氨计)

项目 CO2净化度(%) 溶剂损耗(Kg) 电耗(KWh) 操作成本(元)

PC法 0.8 1.5 145 85

复合溶剂法

0.5 0.75 100 60 1.3.6.3低温PC法

实践证明，低温碳丙法具有以下优点：(1)气体净化度高;(2)降低溶剂循环量;(3)降低溶剂损耗。

为了在较低操作压力下获得需要的气体净化度、降低溶剂循环量、节省动力消耗、降低溶剂蒸发损失，吸收操作可在低于常温条件下进行，即低温碳酸丙烯酯脱碳技术。CO2在溶剂中的溶解度可用下式表示：lgx*=lgp+B/T+C+lgζ

式中：

x*——CO2在含水溶剂中的饱和溶解度，摩尔分数;p——气相CO2分压，1.01×105Pa; B、C——常数，B=686.1，C=-4.245;

ζ——溶剂含水量的修正系数，当含水量为2%时，ζ=0.9，lgζ=-0.046; T———吸收温度，K。 1.4工艺设计的意义和目的

随着合成氨工业的飞速发展与国际经济的迅速变化，合成氨工业的经济性急需要提高，来降低成本，抵御风险。就碳酸丙烯酯法脱碳工艺进行深入研究，以达到成本最低化，资源有效化。

因此，在国际经济与国家政策的前提下，将合成氨的风险和利润投入到中间工序脱碳工段，对陷入困境的化工行业是一个很好的出路，对内外交困的合成氨行业来说，可以避免风险，降低成本。此工艺能有效缩短流程，降低能源消耗，减少污染排放，在提高产品附加值的同时也填补了脱碳工艺的国内空白，并且为合成氨领域的进步积累了难得经验。

第三篇：合成氨工艺指标

4.工艺控制指标

(1)脱硫工序

铁锰脱硫出口： S≤5ppm 氧化锌出口硫含量： ≤0.1ppm 加氢量 ： 2~5% 进口温度TIC-111： 380±5℃ 氧化锌出口温度： ≤360℃ 进脱硫系统压力： ≤4.1 MPa (2)转化工序

水碳比：

3.2~3.5 一段炉进口压力：≤3.82 MPa 对流段出口烟压：-2000 Pa 炉膛负压：

-100 Pa 工艺空气盘管温度：≤615℃ 原料天然气盘管NO.4：≤400℃

燃料天然气预热盘管：≤200℃ 一段炉阻力： ≤0.35 MPa 二段炉出口温度：

≤997℃ 二段炉出口甲烷：

≤0.5% 脱氧槽液位： 80%以上 中压汽包液位： 1/3～2/3 锅炉给水O2含量： ≤0.007ppm (3)变换工序

高变进口温度： TIC-157 370±5℃高变出口CO： ≤3 % 高变汽包蒸汽压力： ≤2.5 MPa 低变出口温度： ≤228℃ (4)脱碳工序(碳酸钾溶液)

吸收嗒入气温度： 81℃±5℃ 吸收塔进贫液温度：70℃±5℃ 再生气温度： <40℃ 吸收塔压差： <45KPa 一段炉出口甲烷：

≤12.84% 燃料气压力PI-811： ≤0.35 MPa 排烟温度：

≤170℃ 混合气盘管出口温度：≤610℃ 过热蒸汽盘管NO.3： ≤360℃

原料天然气盘管NO.7：≤295℃ 一段炉出口温度： ≤801℃ 二段炉阻力：

≤92 KPa 二段炉水夹套温度：

≤100℃ 中压汽包蒸汽压力：

≤4.2 MPa 脱氧槽压力： ≤20KPa

锅炉给水PH值： 8.8～9.3 二段炉出口甲烷 ≤ 0.5% 高变出口温度： ≤436℃

高变汽包液位： 1/3~2/3 低变进口温度TIC-220 ：200±5℃低变出口CO： ≤0.3 % 吸收塔出气温度： 70℃±5℃ 吸收塔进半贫液温度： 112℃±5℃ 再生塔出口贫液温度： 120℃±5℃ 再生塔压差： <20KPa

再生塔出再生气压力： <75KPa 低变废锅蒸汽压力 ： 0.40~0.50MPa 吸收塔出二氧化碳含量： ≤0.1% 再生气纯度： ≥98.5 % 汽提塔出口水中电导率： ≤10μs/cm 吸收塔液位： 1/2~2/3 闪蒸槽液位： 1/2~2/3 低水分液位： 1/3~2/3 低变废锅液位： 1/3~2/3 净水分液位： 1/3~2/3 铁离子含量： <100ppm 汽提塔液位： 1/2~2/3 再生塔中部液位： 1/3~2/3 贫液流量： ≤ 96 t / h 总碱度： 25~30% 半贫液再生度： 1.35~1.45 DEA V5+/V4+： ≥0.5 甲烷化工序

甲烷化进口温度： 310℃±5℃ 甲水分出口温度： <40℃ 甲水分液位： ≤10 %

再生塔上部液位： ≥30 % 再生塔下部液位： 1/2~2/3 半贫液流量： ≤ 778 t / h 贫液再生度： 1.15~1.25 ： 2~3% 总矾： 0.7~1.0%(以KVO3) 甲烷化床层温度： ≤350℃ 甲烷化出口CO+CO2：≤10ppm (5)

第四篇：合成氨工艺流程

尽管氨合成工艺流程各异，但合成基本原理相同，故有许多相同之处。

由于氨合成率不高，大量氢气、氨气未反应，需循环使用，故氨合成是带循环的系统。

氨合成的平衡氨含量取决于反应温度、压力、氢氨比及惰性气体含量，当这些条件一定时，平衡氨含量就是一个定值，不论进口气体中有无氨存在，出口气体中氨含量总是一定值。因此反应后的气体必须冷凝以分离所含的氨，使循环回合成塔入口的混合气体中氨含量尽量少，以提高氨净值。

当循环系统惰性气体积累达到一定浓度值时，会降低合成率和平衡氨含量。因此，应定期或连续排放定量的循环气，使惰性气体含量保持在要求的范围内。

氨合成系统是在高压下进行的，必须用压缩机加压。管道、设备及合成塔床层压力降以及氨冷凝等阻力的原因，使循环气与合成塔进口气间产生压力差，需采用循环压缩机弥补压力降的损失。

此外，还有反应气体的预热和反应后气体热能的回收等。

工艺流程是上述步骤的合理组合，下图是氨合成的原则工艺流程。合理确定循环机、新鲜气体的补入及惰性气体排放位置以及氨分离的冷凝级数、冷热交换器的安排和热能回收方式，是流程组织与设计的关键。

第五篇：合成氨工艺及设计计算

第一章 物料与热量衡算

已知条件：

表1-1 原料气各组分的含量 Table 1-1 of the feed gas components in 组 分 含量，% CO2 9.60

CO 11.42

H2 55.71

N2 22.56

O2 0.33

CH4 0.38

合计 100 计算基准：1吨氨

计算生产1吨氨需要的变换气量：

(1000/17)×22.4/(2×22.56)=2920.31 m3(标) 因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取2962.5 m(标) 年产12万吨合成氨生产能力(一年连续生产330天)： 日生产量：120000/330=363.6T/d=15.16T/h 要求出中变炉的变换气干组分中CO%小于2%。 进中变炉的变换气干组分：

表1-2 进中变炉的变换气干组分

Table 1-2 into the furnace in the variable component of the transformation air-dry 组 分 含量，% m3(标) kmol CO2 9.6 CO 11.42

H2 55.71

N2 22.56

O2 0.33 9.78 0.436

CH4 0.38 11.26 0.503

合计 100 2962.50 132.25

3284.44 338.32 1650.41 668.34 12.696 15.103 73.679

29.837 假设进中变炉的变换气温度为330℃，取变化气出炉与入炉的温差为35℃，出炉的变换气温度为365℃。

进中变炉干气压力为1.75Mpa. 1.1水气比的确定：

考虑到是原煤转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.5 故V(水)=3.5 V水=1184.113m3(标) ，n(水)=52.862kmol 因此进中变炉的变换气湿组分如下：

表1-3 进中变炉的变换气湿组分

Table 1-3 into the furnace of transformation in the variable component wet gas 组 分 含量% m3(标) kmol CO2 6.86 CO 8.16

H2 39.80

N2 16.12

O2 0.24

CH4 0.27

H2O 28.56

合计 100 284.42 338.32 1650.42 668.34 9.77 12.69 15.10

73.68

29.84

0.44

11.26 1184.12 4146.61 0.50

52.86

185.12 1.2中变炉CO的实际变换率的求取：

假定湿转化气为100mol，其中CO湿基含量为8.16%，要求变换气中CO含量为2%，故根据变换反应：

CO+H2O=H2+CO2，

则CO的实际变换率公式为：

Xp=X2/X1×100% 式中X

1、X2分别为原料及变换气中CO的摩尔分率(湿基) 所以：Xp= 74% 则反应掉的CO的量为：

8.16×74%=6.04 则反应后的各组分的量分别为：

H2O%=28.56%-6.04%+0.48%

=23%

CO%=8.16% -6.04%

=2.12%

H2% =39.8%+6.04%-0.48%

=45.36% CO2%=6.86%+6.04%

=12.9%

中变炉出口的平衡常数：

Kp= (H2%×CO2%)/(H2O%×CO%)=12 查《 小合成氨厂工艺技术与设计手册 》可知Kp=12时温度为397℃。

2 中变的平均温距为397℃-365℃=32℃

根据《合成氨工艺与节能 》可知中温变换的平均温距为：30℃到50℃，中变的平均温距合理，故取的H2O/CO可用。

1.3中变炉催化剂平衡曲线

根据H2O/CO=3.5，与文献《小合成氨厂工艺技术与设计手册》上的公式

XP= X2/X1×100% V=KP(AB-CD) U=KP(A+B)+(C+D) W=KP-1 其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度 计算结果列于下表：

表1-4 t-T-Xp关系 Table 1-4 t-T-Xp relations

t T Xp 300 573 0.9012

320 593 0.8737

340 613 0.8424

360 633 0.8074

380 653 0.7687

400 673 0.7058

表1-5 t-T-Xp关系 Table 1-5 t-T-Xp relations t T Xp

420 693 0.6859

440 713 0.6416

460 733 0.5963 1.4最佳温度曲线的计算

由于中变炉选用C6型催化剂，最适宜温度曲线由式 进行计算。

查《3000吨合成氨厂工艺和设备计算》C6型催化剂的正负反应活化能分别为:E1=10000KJ/Kmol，E2=19000 KJ/Kmol。

最适宜温度计算结果如下：

表1-6 t-T-Xp 组成 Table 1-6 t-T-Xp composition Xp T t 0.9012 526 256

0.8737 546.8 273.8

0.8424 564.2 291.2

0.8074 581.5 308.5

0.7687 598.8 325.8

0.7058 624.5 351.5

表1-7 t-T-Xp 组成 Table 1-7 t-T-Xp composition Xp T t 0.67 638.2 365.2

0.64 649.4 376.4

0.61 660.7 387.3

0.58 671 398

0.55 681.6 408.6

0.52 692.6 419.6

表1-8 t-T-Xp 组成 Table 1-8 t-T-Xp composition Xp T t

0.49 702.6 429.6

0.45 716.6 443.6 1.5中变炉一段催化床层的物料衡算

已知条件：

进中变炉一段催化床层的变换气的温度为330℃ 进中变炉一段催化床层的变换气湿组分如下：

表1-9 进中变炉一段催化床层的变换气湿组分

Table 1-9 into the furnace section of catalytic change in the bed of wet gas components

transform 组 分 CO2 CO 8.16

H2 39.8

N2 16.12

O2 0.27 9.78 0.44

CH4 0.24

H2O 28.56

合计 100 4146.61 185.12 含量% 6.86 m3(标) 284.42 338.18 1650.41 668.34 kmol 12.69 15.10

73.68

29.84

11.26 1184.11 0.50

52.86 1.5.1 中变炉一段催化床层的物料衡算 假设CO在一段催化床层的实际变换率为60% 假使O2 与H2 完全反应，O2 完全反应掉

4 故在一段催化床层反应掉的CO的量为：

60%×338.318=202.9908 m3(标) =9.062kmol 出一段催化床层的CO的量为：

338.318-202.9908=135.3272 m3(标)

=6.0414kmol 故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1650.409+202.9908-2×9.776=1833.8478 m3(标)

=81.868kmol 故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

284.4+202.9908=487.3908 m3 (标)

=21.758kmol 故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：

V总(干)=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258 =3136.1638 m3 (标) 故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO%=4.31% 同理得：

CO2%=15.54% H2%=58.47% CO2%=15.54% N2%=21.13% CH4%=0.35% 所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分如下：

5 表1-10 出中变炉一段催化床层的变换气干组分

Table 1-10 to change in the furnace section of the catalytic bed transform air-dry

components 组 分 含量% m3(标) kmol CO2 15.54 487.39 21.76

CO 4.31 135.33 6.04

H2 58.47 1833.84 81.87

N2 21.13 668.34 29.83

CH4 0.35 11.25 0.50

合计 100 3136.16 140.01 剩余的H2O的量为：

1184.113-202.9908+2×9.776=1000.6742 m3 (标)

=44.6729kmol 故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积：

V总(湿)=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6742 =4136.838 m3 (标) =184.68kmol 故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量

H2O%=24.19% 故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量

CO2%=11.78%

同理可得：

CO%=3.27% H2%=44.33% N2%=16.16% CH4%=0.27%

所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量(%)如下：

表1-11出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量(%)

Table 1-11 to change in the furnace section of the catalytic bed transform components in

wet gas (%) 组 分 含量% m3(标) koml CO2 11.78 487.39 21.76

CO 3.27 135.33 6.04

H2 44.33 1833.84 81.87

N2 16.16 668.34 29.83

CH4 0.27 11.26 0.50

H2O 24.19

合计 100

1000.67 4136.92 44.67

184.68 1.5.2对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行估算： 已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量(%)如下：

表1-12出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量(%)

Table 1-12 to change in the furnace section of the catalytic bed transform components in

wet gas (%)

组 分 含量% m3 (标) koml CO2 11.78 487.39 21.76

CO 3.27

H2 44.33

N2 16.16

CH4 0.27 11.26 0.50

H2O 24.19

合计 100

135.32 1833.84 668.34 6.04

81.87

29.83

1000.67 4136.92 44.67

184.68 根据：Kp=(H2%×CO2%)/(H2O%×CO%)计算得K=6.6 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp=6.6时t=445℃ 设平均温距为35℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：

445℃-35℃=415℃

1.5.3 中变炉一段催化床层的热量衡算

已知条件：进中变炉一段催化床层的变换气温度：330℃

出中变炉一段催化床层的变换气温度为：415℃

可知反应放热Q在变化气中含有CO，H2O，O2，H2 这4种物质会发生以下2种反应：

CO +H2O=CO2+H2 (1) O2 + 2H2= 2 H2O (2)

这2个反应都是放热反应。

根据《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知为简化计算，拟采用统一基准焓(或称生成焓)计算。以P=1atm，t=25℃为基准的气体的统一基准焓计算式为：

HT=△H(298k)=Cpdt 式中：

HT—气体在TK的统一基准焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol);

△H(298k)—该气体在25℃下的标准生成热，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol); T—绝对温度，K;

Cp—气体的等压比热容，kcal/(kmol.℃)[4.1868kJ/(kmol.℃)] 气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：

Cp=A0+A1×T+A2×T2+A3×T3+……

式中A0、A

1、A

2、A3……气体的特性常数

将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式：

Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4

式中常数a0、a

1、a

2、a

3、a4与气体特性常数及标准生成热的关系为：

a1=A0, a2=A1/2, a3=A3/4, a4=A3/4 a0=△H(298k)-298.16a1-298.162×a2-298.163×a3-298.164×a4

采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行，步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果。

△H=(∑ni×Hi)始-(∑ni×Hi)末式中: △H —过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热，单位：kcal;(4.1868kJ); ni — 始态或末态气体的千摩尔数，kmol; Hi —始态温度下或末态温度下;

Hi —气体的统一基准焓，kcal/kmol，(4.1868kJ/kmol) 现将有关气体的计算常数列于下表中：

表1-13 气体统一基准焓 Table 1-13 gas benchmarking enthalpy 分子式 O2 H2 H2O a0 1.90318×103 -2.11244×103 -6.0036×104

a1 5.80298 7.20974 7.11092

a2 2.15675×10–3 -5.55838×10-4 1.29319×10-3

a3 -7.40499×10–7 4.8459×10-7 1.28506×10-7

a4 1.08808×10–10 -8.18957×10-11 -5.78039×10-11

N2 -1.97673×103 6.45903 5.18164×10-4 2.03296×10-7 -7.65632×10-11

CO CO2 -2.83637×104 -96377.88867

6.26627 6.396

8.98694×10-4 5.05×10-3

5.04519×10-9 -1.135×10-6

-4.14272×10-11

0.00 计算O2的基准焓：

根据基准焓的计算通式：Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4

8 在415℃时,T=415+273=683K 将O2的常数带入上式得：

Ht=1.90318×103+5.80298×683+2.15675×10–3×6832-7.40499×10–7×6833+1.08808

×10–10×6834

=6699.742kcal/kmo=28050.412 kJ/kmol 同理根据以上方法计算可得变换气的各个组分的基准焓如下：

表1-14 变换气的各个组分的基准焓

Table 1-14 gas transform the various components of the benchmark enthalpy 组分 Ht(kcal/kmol) Ht(kJ/kmol) O2 6699.742

H2

H2O

CO

CO2

2724.221 -54502.665 -23634.754 -89956.678 28050.412 11405.772 -228191.759 -98953.987 -376630.620 放热： CO +H2O=CO2+H2 (1) △H1=(∑Hi)始-(∑Hi)末=-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759

=-38079.10484kJ/kmol

Q1= 9.062×(-38079.10484) =-345072.8481kJ

O2 + 2H2= 2 H2O (2)

Q2=△H2=(∑ni×Hi)始-(∑ni×Hi)末=-221354.6179kJ 气体反应共放热：

Q=Q1+Q2=345072.8481+221354.6179=566427.4659kJ 气体吸热Q3

根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容，热容的单位为kJ/(kmol.K)

表1-15 a-b-c关系 Table 1-15 a-b-c relations 物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容

9 得：

物质 CO CO2 H2 H2O N2 CH4

Cp(CO)=31 kJ/(kmol.K) Cp(CO2)=48.2 kJ/(kmol.K) Cp(H2)=29.6 kJ/(kmol.K) Cp(H2O)=37.2 kJ/(kmol.K) Cp(N2)=30.7 kJ/(kmol.K) Cp(CH4)=56.1 kJ/(kmol.K)

所以平均热容：

Cpm=∑Yi×Cp=34.06 KJ/(kmol.K)

所以气体吸热Q3=34.06×184.68×(415-330) =534667.068kJ 假设热损失Q4(一般热损失都小于总热量的10%) 根据热量平衡的：

Q = Q3 +Q4

Q4=31760.979 kJ 1.6 中变一段催化剂操作线的计算

由中变一段催化剂变换率及热平衡计算结果知： 中变炉入口气体温度：T入口=330℃ 中变炉出口气体温度：T出口=415℃ 中变炉入口CO变换率：Xp入口=0 中变炉出口CO变换率：Xp出口=60% 1.7中间冷凝过程的物料和热量计算：

此过程采用水来对变换气进行降温。 已知条件：

变换气的流量：184.68koml 设冷凝水的流量：X kg 变换气的温度：415℃

冷凝水的进口温度：20℃

10 进二段催化床层的温度：353℃

操作压力：1750kp 冷凝水吸热Q1，据冷凝水的进口温度20℃查《化工热力学》可知h1 =83.96kJ/kg 根据《化工热力学》可知：

表1-16 T-P-H关系 Table 1-16 T-P-H relations T/K 600 600 700 700

P/kPa 1600 1800 1600 1800

H/(kJ/kg) 3693.2 3691.7 3919.7 3918.5 冷凝水要升温到353℃，所以设在353℃, 626K,1750kp时的焓值为h 对温度进行内查法： 1600kPa时

(626-600 )/(h-3693.2)=(700-626)/(3919.7-h) h=3752.09 kJ/kg 1800kPa时

(626-600)/(h- 3691.7)=(700-626)/( 3918.5-h) h=3750.668 kJ/kg 再对压力使用内查法得在353℃, 626K,1750kp时的焓值h为：

(1750-1600)/(h-3752.09)=(1800-1750)/(3750.668-h)

h=3751.0235 kJ/kg Q1= X( 3813.244875-83.96) 已知变换气吸热Q2

Cp(CO)=31 kJ/(kmol.K), Cp(C2)=48.2 kJ/(kmol.K), Cp(H2)=29.6 kJ/(kmol.K), Cp(H2o)=37.2 kJ/(kmol.K), Cp(N2)=30.7 kJ/(kmol.K), Cp(CH4)=56.1 kJ/(kmol.K), 所以Cpm= ∑Yi×Cp =33.92 kJ/(kmol.K)

Q2=184.68×33.92×(415-353)=388389.4272 kJ 取热损失为0.04 Q2

根据热量平衡：0.96 Q2 = X(3751.0235-83.96)

X = 101.676kg = 5.649 kmol = 126.53 m3(标) 水的量为： 126.53+1000.6742=1127.2042 m3 (标) =50.3261 kmol 所以进二段催化床层的变换气组分如下：

表1-17 进二段催化床层的变换气组分

Table 1-17 Sec catalytic bed into the gas component transform 组 分 CO2 含量% m3 (标) kmol 11.432 487.39 21.76

CO H2 N2 CH4

43.01

15.68

0.26 11.26 0.50

H2O

26.44

合计 100 3.17 135.32 6.041

1833.84 668.34 81.87

29.83

1127.20 4263.37 50.32

190.33 1.8中变炉二段催化床层的物料与热量衡算

已知条件：

所以进中变炉二段催化床层的变换气干组分如下：

表1-18 进中变炉二段催化床层的变换气干组分

组 分 含量% m3 (标) kmol CO2 15.54 487.39 21.76

CO 4.31 135.32 6.04

H2 58.47 1833.84 81.87

N2 21.13 668.34 29.83

CH4 0.35 11.26 0.50

合计 100 3136.16 140.01 1.8.1中变炉二段催化床层的物料衡算：

设中变炉二段催化床层的转化率为0.74(总转化率) 所以在CO的变化量为：

338.318×0.74=250.35532 m3 (标)

=11.7658 kmol 在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为：

12 135.3272-(338.318-250.35532)=47.36452 m3 (标)

=2.11 kmol 出中变炉二段催化床层的CO的量为：

135.3272-47.36452=87.96268 m3 (标)

=3.9269 kmol 故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

487.3908+47.364528= 534.75532 m3 (标)

= 23.873 kmol 故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1833.8478+47.36452= 1881.21232 m3 (标)

= 83.9826 kmol 所以在二段催化床层反应后的变换气总量：

V总(干)=87.96268+534.75532+1881.21232+668.34+11.258 =3183.528 m3 (标) =142.1218 kmol 所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分如下：

表1-19 出中变炉二段催化床层的变换气干组分

Table 1-19 to change in the furnace Sec catalytic bed of the dry gas component transform 组 分 含量% m3 (标) kmol CO2 16.79 534.75 23.87

CO 2.76 87.96 3.93

H2 59.09 1881.21 83.98

N2 20.99 668.34 29.83

CH4 0.35 11.26 0.50

合计 100 3183.53 142.12 故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：

1127.2042-47.36452= 1079.84 m3 (标) =48.207 kmol 故出中变炉二段催化床层的变换气湿组分中CO的含量：

CO%=2.06% 同理得：

CO2%= 12.54% H2%=44.125% N2%= 15.67% CH4%=0.26%

H2O%= 25.33% 所以出中变炉的湿组分如下：

表1-20 出中变炉的湿组分

Table 1-20 to change furnace in the wet components 组分 含量% m3 (标) kmol CO2 12.54 534.76 23.87

CO 2.06 87.96 3.93

H2 44.125 1881.21 83.98

N2 15.67 668.34 29.83

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 25.33 1079.84 48.21

合计 100 4263.32 190.33 对出中变炉一段催化床层的变换气温度进行估算： 根据：Kp=(H2%×CO2%)/(H2O%×CO%) 计算得Kp=10.6 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp =10.6时，t=409℃ 设平均温距为44℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：

409℃-44℃=365℃

1.8.2中变炉二段催化床层的热量衡算：

已知条件：进中变炉二段催化床层的变换气温度为：353 出中变炉二段催化床层的变换气温度为：365℃

变换气反应放热Q1，计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，使用公式计算平均温度为632K时的生成焓。

计算结果如下：

表1-21 中变炉二段催化床层平均温度为632K时各组分的生成焓

Table 1-21 changed in the furnace Sec catalytic bed with an average temperature of 632 K, each component of the formation enthalpy 组分

H2

H2O -54949.05 -230060.69

CO -24005.565 -100506.5

CO2 -90536.421 -379057.89 Ht(kcal/kmol) 2373.4 Ht(kJ/kmol) 9936.95 放热： CO +H2O=CO2+H2 (1) △H1=(∑Hi)始-(∑Hi)末 =-38553.74846 kJ/kg 所以得： Q1=2.11×38553.74846 14

=81348.40955 kJ/kg 气体吸热Q2，根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。热容的单位为kJ/(kmol.K)

表1-22 各组分a-b-c关系

Table 1-22 each component a-b-c relations 物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 6.7 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-23 各组分Cp

Table 1-23 components Cp 组分

Cp/ KJ/(kmol.K)

CO 28.56

H2 29.25

CO2 47.3

H2O 36.78

N2 30.31

CH4 53.72 所以得：Cpm=∑Yi×Cp=33.61KJ/(kmol.K)

故： Q2=33.61×190.33×(365-353)

=76763.46kJ 热损失：

Q3=Q1-Q2=4584.95 kJ 1.9中变二段催化剂操作线计算

由中变二段催化剂变换率及热平衡计算结果知：

中变炉入口气体温度:t入口=353℃

中变炉出口气体温度:t出口=365℃

中变炉入口CO变换率：Xp入口=60% 中变炉出口CO变换率：Xp出口=36% 中变换炉物料量平衡表如下：

表1-24 中变换炉物料量平衡表

Table 1-24 in the transformation of material balance sheet furnace 组分

进中变换炉的物料量/m

3出一段催化床层的物料量/m3 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合计

284.42 338.32 1650.42 668.34 9.77 11.26 1184.12 4146.61 表1-25进二段催化床层的物料量平衡表

Table 1-25 Sec into the catalytic bed of the material balance 组分

进二段催化床层的物料量/m3 出二段催化床层的物料量/m3 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合计

487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 1127.20 4263.32

534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32 487.39 135.33 1833.84 668.34 9.77 11.26 1000.67 4136.92 中变换炉二段热量平衡表如下：

表1-26中变换炉二段热量平衡表

Table 1-26 in the transformation furnace heat balance Sec 反应放热/kJ 81348.40955

气体吸热/kJ 76763.46

热量损失/kJ 4584.95 1.10低变炉的物料与热量衡算

已知条件：

16 进低变炉的湿组分如下：

表1-27进低变炉的湿组分

Table 1-27 into the furnace low variable component of the wet

组 分 含量% m3 (标) kmol CO2 12.54 534.76 23.87

CO 2.06 87.96 3.93

H2 44.125

N2 15.67

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 25.33

合计 100

1881.21 668.34 83.98

29.84

1079.84 4263.37 48.21

190.33 所以进低变炉催化床层的变换气干组分如下：

表1-28进低变炉催化床层的变换气干组分

Table 1-28 furnace into the low variant of the catalytic bed components transform air-dry 组 分 含量% m3 (标) CO2 16.79 534.76 23.87

CO 2.76 87.96 3.93

H2 59.09 1881.21 83.98

N2 20.99 668.34 29.83

CH4 0.35 11.258 0.503

合计 100 3183.53 142.12 1.10.1低变炉的物料衡算

要将CO%降到0.2%(湿基)以下，则CO的实际变换率为：

Xp%=90.11%

则反应掉的CO的量为：

87.96268×90.11%=79.264 m3 (标)

=3.539 kmol 出低温变换炉CO的量：

87.96268-79.264=8.69868 m3 (标) =0.38833 kmol 出低温变换炉H2的量：

1881.21232+79.264=1960.475 m3 (标)

=87.5213 kmol 出低温变换炉H2O的量：

1079.84-79.264=1000.576 m3 (标)

=44.67 kmol

17 出低温变换炉CO2的量:

534.75532 +79.264=614.019 m3 (标)

=27.41 kmol 出低变炉催化床层的变换气干组分的体积：

V总(干)=8.69868+1960.475+614.019+668.34+11.258

=3262.794 m3 (标) =145.66 kmol 故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO%=0.266% 同理得： CO2%=18.82%

H2%=60.08% N2%=20.48% CH4%=0.35% 出低变炉的干组分如下：

表1-29 出低变炉的干组分

Table 1-29 to stem low variable component of the furnace 组 分 含量% m3 (标) kmol CO2 18.82 614.02 27.41

CO 0.27 8.70 0.39

H2 60.08 1960.48 87.52

N2 20.48 668.34 29.83

CH4 0.35 11.26 0.50

合计 100 3262.79 145.66 出低变炉催化床层的变换气湿组分的体积：

V总(干)=8.69868+1960.475+614.019+668.34+11.258+1000.576 =4263.37 m3 (标) =190.33 kmol 故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO%=2.0% 同理： CO2%=4.4%

H2%=45.98% N2%=15.68% CH4%=0.26%

H2O%=23.47% 所以出低变炉的湿组分如下：

表1-30 出低变炉的湿组分

Table 1-30 changed to lower the wet furnace components 组 分 含量% m3 (标) kmol CO2 14.4 614.02 27.41

CO 0.2 8.70 0.39

H2 45.98 1960.48 87.52

N2 15.68 668.34 29.83

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 23.47

合计 100

1000.58 4263.37 44.67

190.33 对出底变炉的变换气温度进行估算： 根据：Kp=(H2%×CO2%)/(H2O%×CO%) 计算得Kp=141.05 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp=141.05时，t=223℃ 设平均温距为20℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：

t=223-20=203℃

1.10.2低变炉的热量衡算

已知条件：进低变炉催化床层的变换气温度为：181℃

出低变炉催化床层的变换气温度为：203℃

变换气反应放热Q1，在203℃时，T=476K，

计算变换气中各组分的生成焓原理与计算一段床层一样，使用公式计算平均温度为476K时的生成焓。计算结果如下：

表1-31 变换气中各组分为476K时的生成焓

Table 1-31 transform gas into the group at 476 K of the formation enthalpy 组分

H2

H2O -56347.304 -2359149.084

CO -25178.916 -105419.084

CO2 -92311.594 -386490.181 Ht(kcal/kmol) 1241.516 Ht(kJ/kmol) 5197.977 放热： CO +H2O=CO2+H2 (1)

△H1=(∑Hi)始-(∑Hi)末 =-39958.286 kJ/kg 所以： Q1=3.539×39958.286

=141412.3742 kJ/kg

19 气体吸热Q2，气体吸热时的平均温度：(181+203)/2=191.5℃，T=464.5K 根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。热容的单位为kJ/(kmol.K)

表1-32各组分a-b-c关系

Table 1-32 each component a-b-c relations 物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 6.3 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-33 各组分Cp

Table 1-33 components Cp 组分

Cp/ kJ/(kmol.K)

CO 30.1

H2 29.03

CO2 44.39

H2O 35.13

N2 29.85

CH4 45.05 所以得： Cpm=∑Yi×Cp

=32.86kJ/(kmol.K)

故： Q2=32.86×190.33×(203-181)

=138401.9044kJ 热损失 ： Q3=Q1-Q2

=141412.3742-138401.9044 =3010.4698 kJ 低变换炉物料量平衡表如下：

表1-34 低变换炉物料量平衡表

Table 1-34 transform the low volume of material balance sheet furnace 组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 进低温变换炉的物料量/m3 出低温变换炉的物料量/m3

534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32

614.02 8.7 1960.48 668.34 11.26 1000.58 4263.32 1.11低变催化剂操作线计算

有低变二段催化剂变换率及热平衡计算结果知： 低变炉入口气体温度:t入口=181℃ 低变炉出口气体温度:t出口= 203℃ 低变炉入口CO变换率：Xp入口=74% 低变炉出口CO变换率：Xp出口=90.11% 1.12低变炉催化剂平衡曲线

根据公式 XP=X2/X1 ×100%

V=KP(AB-CD) U=KP(A+B)+(C+D) W=KP-1 其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度

表1-35 t-T- Xp的关系 Table 1-35 t-T-Xp relations t T Xp

160 433 0.9769

180 453 0.9623

200 473 0.9389

21

220 493 0.9121

240 513 0.8732

260 533 0.8229 1.13最佳温度曲线的计算

由于低变炉选用B302型催化剂。

查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》B302型催化剂的正反应活化能分别为E1=43164kJ/ kmol,CO变化反应的逆反应活化能E2为：

E2- E1=r×(-△H) 对于CO变换反应r=1，则E2=(-△H) + E1 △H为反应热，取其平均温度下的值，即：

(181+203)/2=192℃，T=465K CO的反应式为： CO +H2O=CO2+H2

由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知反应热是温度的函数，不同温度下的反应热可以用以下公式计算：

得： △H=-9422.62 kcal/kmol

=-39450.653 kJ/kmol E2 =39450.653+43164 =82614.653 kJ/kmol 最适宜温度曲线由式Tm进行计算，最适宜温度计算结果列于下表中：

表1-36 Xp-T-t的关系 Table 1-36 Xp-T-t relations Xp T t 0.9769 402 129

0.9623 421 148

0.9389 440 167

0.9121 457 184

0.8732 475 201

0.8229 493 220 1.14废热锅炉的热量和物料衡算

已知条件，进废热锅炉的转化气组份如下：

22

表1-37 进废热锅炉的转化气组份

Table 1-37 into the waste heat boiler into the gas group 组份 % CO2 7.54 CO 8.97

H2 43.76

N2 17.72

CH4 0.29

O2 0.26

H2O 21.7

合计 100 m3(标) 284.42 338.32 1650.41 668.34 11.258 9.78 818.73 3771.45 kmol 12.70 15.10

73.68

29.84

0.50

0.44

36.55

168.37 进废热锅炉的温度为：920℃ 出废热锅炉的温度为：330℃ 进出设备的水温：20℃ 出设备的水温：330℃

进出设备的转化气(湿)：168.3 kmol 进出设备的水量：X kmol 在设备里无物料的变化。 热量衡算： (1) 入热： 水的带入热Q1

水在20℃时, Cp=33.52 kJ/(kmol.K) 所以： Q1=X×(20+273)×33.52 =9821.36X 转化气的带入热Q2，转化气在920℃时，T=1193K 根据《物理化学》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。 热容的单位为kJ/(kmol.K)

表1-38 各组分a-b-c关系 Table 1-38 each component a-b-c relations 物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

23

表1-39 各组分Cp

Table 1-39 components Cp 组分 Cp/kJ/(kmol.T)

CO 33.27

H2 31.2

CO2 54.33

H2O 42.8

N2 32.96

CH4 78.94 故 Cpm=∑Yi×Cp=36.4kJ/(kmol.T) 所以： Q2=36.4×168.37×(920+273)

=7311346.618kJ (2)出热： 转化气的带出热Q3： 转化气在330℃时，T=603K 根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。热容的单位为kJ/(kmol.K)

表1-40 各组分a-b-c关系

Table 1-40 each component a-b-c relations 物质 a b/10 c/105 -3CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-41各组分Cp

Table 1-41 components Cp 组分

Cp/ kJ/(kmol.K)

CO 30.76

H2 29.38

CO2 47.25

H2O 36.55

N2 30.44

CH4 52.73 所以： Cpm=∑Yi×Cp=32.66kJ/(kmol.K) 因此： Q3=32.66×168.37×(330+273)

=3316026.759kJ 水的带出热Q4: 水在330℃，T=603K时的热容为：Cp=36.55 kJ/(kmol.K) 所以得： Q4=X×36.55×(330+273)

=22039.65X 24 热损失Q5:

Q5=0.04×(Q1+ Q2) 热量平衡：

0.96×(Q1+ Q2)= Q3+ Q4

0.96(9821.36X +7311346.618)=22039.65X+3316026.759 X=293.619koml

表1-42 废热锅炉热量平衡表 Table 1-42 waste heat boiler heat balance 带入热/kJ 转换气 水 ∑Q

带出热/kJ 7311346.618 2883737.902 10195084.52

热损失/kJ 3316056.759 6471259.993 9787316.752

513367.6894 416687.6743 407767.7677 407767.7677 1.15水蒸汽的加入

要使H2O/CO=3.5还要加入的水量为：

(1184.113-818.73)÷22.4=16.312 kmol 1.16主换热器的物料与热量的衡算

已知条件：

进出设备的变换气的量：190.33 kmol 进出设备的水的量：X kmol 物料的量在设备中无变化。 温度：

变换气进设备的温度：365℃ 变换气出设备的温度：250℃ 水进设备的温度： 20℃ 水出设备的温度： 90℃ 热量计算： (1)入热：

25 变换气带入热Q1， 变换气在365℃时根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式Cp=a+b+CT-2来计算热容。热容的单位为kJ/(kmol.K)

表1-43 各组分a-b-c关系 Table 1-43 each component a-b-c relations 物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46

2

3H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT+dT来计算热容，计算结果如下：

表1-44 各组分的Cp

Table 1-44 components of the Cp 组分

Cp/ kJ/(kmol.K)

CO 30.91

H2 29.48

CO2 47.81

H2O 36.91

N2 30.59

CH4 54.61 故： Cpm=∑Yi×Cp

=33.94kJ/(kmol.K)

所以： Q1=190.33×33.94×(365+273)

=4121352.528kJ 水的带入热Q2: 水在20℃时， Cp=33.52 kJ/(kmol.K) 所以得： Q2=X×(20+273) ×33.52

=9821.36X 出热：

变换气在出口温度为250℃，T=523K时根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。热容的单位为kJ/(kmol.K)

表1-45 各组分a-b-c关系 Table 1-45 each component a-b-c relations 物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 0.63 26 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-46 各组分的Cp

Table 1-46 components of the Cp 组分

Cp/ kJ/(kmol.K)

CO 30.39

H2 29.17

CO2 45.75

H2O 35.72

N2 30.1

CH4 48.35 故： Cpm=∑Yi×Cp

=33.14kJ/(kmol.K)

所以得： Q3=33.14×523×190.33

=3298841.433kJ 水的带出热Q4: 水在90℃时 Cp=34.14 kJ/(kmol.K) 得： Q4=X×34.14×(90+273)

=12392.82*X 热损失Q5: 取Q5=0.04Q 根据热量平衡：

0.96×(Q1+Q2)=Q3+Q4

X=223.16 kmol 主换热器热量平衡表如下：

表1-47 主换热器热量平衡表

Table 1-47 principal balance of heat exchanger 带入热/kJ 转换气 水 ∑Q 带出热/kJ 4121352.528 2191734.698 6313087.226

热损失/kJ 3298841.433 2765581.711 6064423.144

513367.6894 416687.6743 407767.7677 248664.082 1.17调温水加热器的物料与热量衡算

已知条件：

入设备的变换气温度：250℃ 出设备的变换气温度：181℃

27 进设备的湿变换气的量：190.33kmol 变换气带入的热量：Q1=3298841.433kJ 变换气带出的热Q2，变换气在181℃时，T=454K时根据《物理化学》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。 热容的单位为kJ/(kmol.K)

表1-48 各组分a-b-c关系 Table 1-48 each component a-b-c relations 物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-49 各组分的Cp

Table 1-49 components of the Cp 组分

Cp/ kJ/(kmol.K)

CO 30.05

H2 29

CO2 44.1

H2O 35.02

N2 29.81

CH4 44.46

Cpm=∑Yi×Cp

=32.62kJ/(kmol.K)

得： Q2=190.33×32.62×454

=2835274.946kJ 设备及管道损失取：0.04Q1 变换气放出的热量：Q=Q1-Q2-Q3

=331612.83kJ

28

第二章 设备的计算

2.1低变炉的计算

2.1.1触媒用量的计算

根据文献《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》可知：

Vr=T0×V0

式中 Vr——触媒体积，m3(标) T0——标准接触时间，h× m3 / m3 (标) V0——通过触媒的气体体积，m3 (标)/h 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=KP(AB-CD); Kp——反应平衡常数; k1——反应速度常数;

n——变换的CO的量，分子分率;

其中A、B、C、D分别代表CO、CO

2、CO2及H2的起始浓度 2.1.2第一段床层触媒用量 计算基准：3.79T/h 已知条件：

第一段床层变换气进口温度为：330℃，第一段床层变换气出口温度为：415℃ 平均温度为：(330℃+415℃)/2=372.5℃

由《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》得到在372.5℃时反应速度常数k1=4600，加压时取校正系数：2.8，则k1=4600×2.8

=12880. 进第一段床层变换气中N2%=16.12% 则：V0=(3790÷17)×22.4÷(0.1612×2)

=15489.7 m3 (标)/h

29 出第一段床层变换气中CO%=3.27% 进第一段床层的变换气湿组分如下：

表2-1 进第一段床层的变换气湿组分

Table 2-1 into the bed of the first paragraph of wet gas components transform 组 分 含量% m3 (标) koml CO2 11.78 487.39 21.76

CO 3.27 135.33 6.04

H2 44.33 1833.85 81.87

N2 16.16 668.34 29.83

CH4 0.27 11.26 0.50

H2O 24.19

合计 100

1000.67 4136.84 44.67

184.68

n=8.16%-3.27%=4.89% 在372.5℃时，查《 小合成氨厂工艺技术与设计手册》Kp=16.030631 则： W=16.030631-1

=15.030631 U=16.030631×(0.0816+0.2856)+(0.0686+0.398) =6.353 V=16.030631×0.0816×0.2856-0.0686×0.398 =0.3463 q=0.000514h 所以： V01 =T0×V0

=0.000514×15489.7 =7 m3 (标) 备用系数取：1.1 所以： V01=7×1.1

=7.7 m3 (标) 2.1.3第二段床层触媒用量

已知条件：

第二段床层变换气进口温度为：353℃，第二段床层变换气出口温度为：365℃ 平均温度为：(353℃+365℃)/2=359℃

由《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》得到在375℃时反应速度常数k1=4600，在317℃时反应速度常数k2=2130。

30 使用内插法：(375-359)/(4600-k)=(353.5-317)/(k-2130) k=3684 加压时取校正系数：2.8，则：k1=3684×2.8

=10315 进底变炉二段床层的组分如下：

表2-2 进底变炉二段床层的组分

Table 2-2 into the furnace at the end of variable component of the Sec bed 组 分 含量% m3 (标) koml CO2 11.432 487.39 21.76

CO 3.17 135.33 6.04

H2 43.01 1833.85 81.87

N2 15.68 668.34 29.80

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 26.44

合计 100

1127.20 4263.37 50.32

190.33 出底变炉的CO组分为0.26%

n=3.17%-2.06% =1.11% 由《小合成氨厂工艺技术与设计手册 》得到在359℃时反应平衡常数Kp=18.17 则： W=18.17-1

=17.17

U=18.17×(0.0317+0.2644)+(0.4301+0.11432 =5.925

V=18.17×0.0317×0.2644-0.4301×0.11432 =0.1031 m3 (标) q=0.00015h 所以： V02= T0×V0

=0.00015×15489.7 =2.323 m3 (标) 备用系数取：1.1 所以： V02 =2.323×1.1

=2.6 m3 (标) 低温变换炉触媒用量:

V= V01+V02

31

=2.6+7.7=10.3 m3 (标) C6型触媒堆重度:1.45kg/L 触媒堆重量: 3790/17×22.4÷(22.56%×2)

=11038.8Nm3/h 空速=11038.8÷12.5 =883.1 Nm3干气/(h.m3触媒) 2.1.4 触媒直径的计算

(1)假设触媒直径为2.5m C6型触媒外型尺寸为￠9×8毫米圆柱体dp=(6×Vp) ÷Sp

Vp=3.14/4×(0.009)2×0.008 =5.0868×10-7 m3 (标) Sp =2×3.14/4×(0.009)2+3.14×0.009×0.008 =3.5325×10-4m 则: dp=8.64×10-3

所以: E=0.378+0.308×8.64×10-3÷2.5 =0.379 (2)低变炉第一段催化床层的阻力降: 第一段催化床层变换气的平均温度：372.5℃ 第一段催化床层变换气的压力:1750kp 第一段催化床层变换气的平均分子量：

M=∑Yi×Mi

=15.8736kg/koml 第一段催化床层变换气的重度：

r= 5.176kg/m3 气体重度流量(湿)G：

G=2237.282 kg/m3 .h 第一段催化床层的高度: L = 1.57m 第一段催化剂床层阻力降: △P =46.613kgf/m3 (3) 低变炉第二段催化床层的阻力降: 第二段催化床层变换气的平均温度359℃

32 第二段催化床层变换气的平均分子量:M=∑Yi×Mi

=15.98346kg/ kmol 第二段催化床层变换气的重度:

r = 5.37kg/m3

气体重度流量(湿)G: G= 2252.76 kg/m3 .h 第二段催化床层的高度: L= 0.979m 第二段催化剂床层阻力降: △P =28.386kgf/m3 低变炉催化剂的总阻降： △P总=28.386+46.613 =74.999 kgf/m3 =735.28Kp

所以计算得中变炉催化剂的总阻降符合要求，中变炉催化剂床层直径2.5m可用. (4) 低变炉进口直径的计算：

查《化工原理》得到气体的组分在0℃，101.33kP时的密度如下表:

表2-3 气体各组分的密度 Table 2-3 components of the gas density 组分 密度(kg/m3)

O2 1.429

N2 1.251

H2 0.0899

CO 1.250

CO2 1.976

CH4 0.717 对密度进行校核得在330℃，1750kP时密度为：0.4779605kg/m3

查《化工原理》得到H2O的组分在330℃，12879.6kP时的密度为640.2 kg/m3 对水的密度进行校核得在330℃，1750kP时密度为： 670.3kg/m3 所以气体密度为：19.29+727.186kg/m3，Vs=6.7m/s 取气体流速为50m/s，d=0.652m (5) 低变炉出口直径的计算

查《化工原理》得到气体的组分在0℃，101.33kP时的密度如下表

表2-4 气体各组分的密度 Table 2-4 components of the gas density 组分 密度(kg/m3)

N2 1.251

H2 0.0899

CO 1.250

CO2 1.976

CH4 0.717 对密度进行校核得在365℃，1015kP时密度为：0.3424069kg/m3

查《化工原理》得到H2O的组分在365℃，12879.6kP时的密度为489.25 kg/m3

33 对水的密度进行校核得在365℃，1015kP时密度为： 670.3kg/m3 所以气体密度为：8.81345+527.806kg/m3，Vs=26.6m/s 取气体流速为50m/s，

d=0.820m (6) 中间冷凝水进口直径：

查《化工原理》得到H2O的组分在20℃，1750kPa时的密度为998 kg/m3 此时压力对水的影响不大，不需要校核Vs=0.1019m/s，取气体流速为5m/s d=0.1611m 2.2主换热器的计算

已知条件：

水进主换热器的温度：20℃ 水出主换热器的温度：90℃ 变换气进主换热器的温度：365℃ 变换气进主换热器的温度：250℃ 2.2.1传热面积的计算

以水的吸热来计算

从前面主换热器的计算中可知水吸热为：Q4-Q2 则实际转热量为：Q= (Q4-Q2)×3.79 =2174880.182kJ/h 平均温差：tm= 90.65℃ 取 K=250 kJ/(m2.h℃) 传热面积：S=Q/(K×tm) =95.96m3

设富裕传热面积为：30%

S实=95.96×1.2 =115.152m2

选择固定管板式换热器：

公称直径：600 mm ,公称面积：120 m2,管子总数：254，管长：6m 34 管程数：2，壳程数：1，管子：￠25 2.5，管子排列方式：三角形 2.2.2设备直径与管板的确定

管板直径的计算公式：

D=1.05t(n/k)0.5

n——管数

k——管板填充系数，取0.9 t——管子中心距，取0.032m 所以D= 0.56 官板直径选用￠0.75m，设备外径为￠1.0m 2.2.3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/G 粘度的计算：

查《化工原理》在307.5℃时，各气体的u值如下：

表2-6 气体各组分的u值 Table 2-6 gas components of the u 组分 u(mp.s)

CO2 0.031

CO 0.0305

H2 0.015

CH4 0.025

N2 0.0302

H2O 0.023 根据公式得： u =0.0255mPa.s

=0.0918kg/(m.h) 导热系数的计算：

查《化工原理》在307.5℃时，各气体的导热系数值如下：

表2-7 各气体的导热系数值

Table 2-7 of the gas value of the thermal conductivity 组分 K/ kcal/(h.K)

CO2 0.0396

CO 0.0071

H2 0.0308

CH4 0.0372

N2 0.0936

H2O 0.0429 根据公式得： K=0.0438498kcal/(h.K)

35 热容的计算，变换气在307.5℃时根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式： Cp=a+b+CT-2来计算热容可得。 热容的单位为：kJ/(kmol.K)

计算结果如下：

表2-8 各气体的Cp Table 2-8 of the gas Cp 组分

Cp/ kJ/(kmol.K)

CO 30.65

H2 29.32

CO2 46.86

H2O 36.32

N2 30.35

CH4 50.5

Cpm=∑Yi×Cp

=33.55kJ/(kmol.K) =8.0134 kJ/(kmol. K) ∑M=∑Yi×Mi

=15.979kg/kmol Cp=8.0134/15.979 =0.503kcal/(kg.K) 雷诺系数的计算：

Re=G×d/u

=(0.02×3600×13.73)/0.0918 =10455 Pr=(u×Cm)/G

=(0.0918×0.503)/0.0438498 =1.053 则： a内=0.023 Re0.8Pr0.4

=0.023×0.0438498/0.02×10455)0.8×(1.053)0.4 =84.55kcal/(m.h.K) =353.98kJ/( m.h.K) 2.2.4壳侧对流传热系数计算

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

36 在本设计中由于温度对气体粘度变化影响不大，故校正项(u/uw)0.14可以忽略不计 。 水的物性数据水的温度为：(20+90)/2=55℃ 导热系数： K=65.04 kcal/(m.h.K) 热容： Cm=4.176kJ/(kg.K) 粘度: u=50.91×10-5Pa.S 取 de=0.024m 所以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 =6423kcal/(m2.h.K) 2.2.5总传热系数核算

管，壳程污垢热阻各取0.001 由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知，由总传热系数的计算公式得： K=68.4559 kcal/( m2.h.K) =286.609 kJ/( m2.h.K) 2.2.6传热面积的核算

以水的吸热来计算

从前面主换热器的计算中可知水吸热为：Q4-Q2 则实际转热量为：Q=(Q4-Q2)×3.79 =2174880.182kJ/h 平均温差： tm= 90.65℃ 传热面积： S=Q/(K.tm) =83.7m3

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结论

本设计的优点在于选择较为良好的工艺路线，确定良好的工艺条件、合理的催化剂以及设备的选型和能源综合利用。另外，就是尽量减少设备投资费用。分析出了气体组分对温度的影响变化。在设计过程中能发现文献中不合理的地方。

本设计也有许多不足的地方：压力选取过高、在设备计算中气体在高压下取的流速不太准确。由于本人水平不高，设计许多因数对设计的影响考虑不足。

由于合成氨的变换工段是成熟工艺，参考文献资料较多，在本设计中，主要参考了《小合成氨厂工艺技术与设计手册》和《3000吨合成氨厂工艺和设备计算》这两本书。由于本人水平有限，本设计肯定会有不少缺点与不足，热切期望得到各位老师的批评指正。

主要设备一览表如下： 序号 1 名称 废热锅炉

规格 L=8287mm， F=130m2

2 中温变换炉 H:10534 操作温度≤450℃ 操作压力≤1.78MPa 3 中变换热器 换热面积：245m2

800

管子排列方式：三角形

4 温水调节器 换热面积：25m2

400

E-302钢

图号 1000 22 2500

数量

38×390根 25×2根

材料 E-301 Cr16 Ni32

催化剂床段数：2 C-301

12CrMo

管子排列方式：三角形

E-303钢

5 低温变换炉 H:11420 操作温度≤260℃ 操作压力≤1.7MPa

2600 1 2C-302 16MnR

38 参考文献

[1]梅安华.小合成氨厂工艺技术与设计手册 [M].北京：化学工业出版社,1995:730～785. [2]上海市化学工业局设计室.3000吨型合成氨厂工艺和设备计算[M].北京：化学工业出版社. [3]陈五平.合成氨工艺学[M].北京：化学工业出版社1996:13～167. [4]张成芳.合成氨工艺与节能[M].上海：华东化工学院出版社，1997:149～178. [5]陈声宗.化工设计[M].北京：化学工业出版社,1995:17～28，181～187. [6]国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册[M].北京：化学工业出版社,1996:36～38. [7]安阳化工集团有限公司.合成氨工艺操作规程[M].安阳：安化集团出版社，2003:35～47. [8]上海化学工业设计院石油化工设备设计建设组.化工设备图册[M].上海：上海人民出版社，1996：136～137. [9]姚玉英.化工原理[M].北京：高等教育出版社，1996:76～78.

[10]王正烈.物理化学(第三版)[M].北京：高等教育出版社，2003:86～89.

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