變換系統(tǒng)畢業(yè)設(shè)計(jì)工藝計(jì)算[共38頁(yè)]

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1、 變換系統(tǒng)工藝計(jì)算書(shū) （汽氣比按0.6計(jì)算） 2002年12月27日 第一篇：設(shè)計(jì)說(shuō)明 第一章：總論 一、設(shè)計(jì)依據(jù)、生產(chǎn)規(guī)模、設(shè)計(jì)原則 1、設(shè)計(jì)依據(jù)：根據(jù)昆明理工大學(xué)生物和化學(xué)工程學(xué)院畢業(yè)設(shè)計(jì)（論文）任務(wù)書(shū)所規(guī)定的課題：“年產(chǎn)六萬(wàn)噸合成氨廠(chǎng)變換工段工藝設(shè)計(jì)”進(jìn)行合成氨廠(chǎng)變換工段工藝設(shè)計(jì)。 2、生產(chǎn)規(guī)模：年產(chǎn)六萬(wàn)噸合成氨。 3、設(shè)計(jì)原則： 1）以傳統(tǒng)的加壓變換工藝流程為基礎(chǔ)，保留原有的工藝流程中的優(yōu)點(diǎn)，刪去原有的不合理工藝(熱水與精煉連接的部分)。 2）采用近年來(lái)所具有的新技術(shù)，完善傳統(tǒng)的變

2、換工藝，使其具有良好的可操作性和穩(wěn)定性。 3）作好能源的綜合利用，消除能源利用不合理現(xiàn)象，使其具有良好的經(jīng)濟(jì)效益。 4）在設(shè)計(jì)工藝合理性的同時(shí)，做好環(huán)境保護(hù)，一方面利用好物料，減少物料損失；另一方面減少環(huán)境污染，做好環(huán)境保護(hù)。 5）在工藝計(jì)算時(shí)，以各主要設(shè)備的進(jìn)出物料、熱量變化的明顯點(diǎn)進(jìn)行物料和熱量平衡工藝計(jì)算。 6）各正常排污、工藝不正常放空，工藝調(diào)整過(guò)程中走近路的氣量或物料不參與工藝計(jì)算。 二、廠(chǎng)址選擇及建廠(chǎng)地區(qū)的自然條件 1、地理位置及環(huán)境： 云南東風(fēng)化工有限公司位于云南省彌勒縣東風(fēng)路口，距彌勒縣城12公里處。距昆明155km，公司內(nèi)道路完善，交通十分方便。 公司地處主導(dǎo)

3、風(fēng)向?yàn)槲髂巷L(fēng)，廠(chǎng)區(qū)周?chē)饕寝r(nóng)田及村子住戶(hù)，無(wú)名勝古跡及風(fēng)景區(qū)、療養(yǎng)院及旅游點(diǎn)，不屬于環(huán)境保護(hù)的重點(diǎn)區(qū)域，工廠(chǎng)的三廢治理已經(jīng)達(dá)到國(guó)家排放標(biāo)準(zhǔn)，并且已經(jīng)通過(guò)環(huán)保達(dá)標(biāo)及清潔文明工廠(chǎng)的驗(yàn)收。 2、工廠(chǎng)用水情況 以廠(chǎng)區(qū)東側(cè)的甸溪河水及太平水庫(kù)的水做生產(chǎn)水源，水溫低，水質(zhì)好。每小時(shí)用水量為200m3/h。 3、供電 廠(chǎng)用電源由廠(chǎng)區(qū)東面距廠(chǎng)3km的河灣變電站35Kv、10Kv專(zhuān)線(xiàn)供電，廠(chǎng)內(nèi)設(shè)有供電系統(tǒng)，滿(mǎn)足生產(chǎn)用電。 4、原料供應(yīng)： 主要由當(dāng)?shù)氐臑o西、師宗提供焦碳，彌勒拖白煤礦提供的燃料煤，非常方便。 5、工廠(chǎng)所處的自然條件 1）工廠(chǎng)地質(zhì)情況： 地基為2類(lèi)場(chǎng)地土，土層厚，土質(zhì)較好，穩(wěn)定，

4、無(wú)軟下臥低層，地質(zhì)允許承載力為fK=150kpa. 2）當(dāng)?shù)貧庀髼l件： 年平均氣溫度17.3℃ 年最高氣溫40.8℃ 年最低氣溫—3.8℃ 年平均相對(duì)濕度78% 年平均氣壓0.0867Mpa 年無(wú)霜期210天 年平均日照時(shí)數(shù)2079.2hr 年平均蒸發(fā)水量1950mm 年平均降雨量978.6mm 年平均風(fēng)速2.9m/s 年最大風(fēng)速22m/s 三、生產(chǎn)方法 原料焦碳經(jīng)過(guò)造氣爐，通過(guò)水蒸汽氣化，生產(chǎn)出合格的半水煤氣。經(jīng)過(guò)脫硫，脫除大部分半水煤氣中的硫化氫后，送入壓縮機(jī)進(jìn)行壓縮，將壓力提高到0.8MPa，由壓縮機(jī)二出

5、送到變換，將半水煤氣中一氧化碳變成二氧化碳，送回壓縮機(jī)三段，經(jīng)過(guò)壓縮機(jī)三段壓縮后，壓力提高到1.8MPa，送到脫碳系統(tǒng)，脫出變換氣中的二氧化碳，脫出的二氧化碳送入尿素系統(tǒng)的二氧化碳?jí)嚎s機(jī)，作為尿素合成的原料氣。脫除二氧化碳后的原料氣作為合成氨的原料氣，送入甲烷化系統(tǒng)，清除少量的一氧化碳和二氧化碳，為合格合成氨的原料氣，經(jīng)過(guò)壓縮機(jī)四、五、六段壓縮后送入合成系統(tǒng)合成氨。液氨送尿素作為原料，合成尿液經(jīng)過(guò)分離、蒸發(fā)、濃縮、造粒得到成品尿素。 四、全廠(chǎng)的機(jī)構(gòu)組成 廠(chǎng)部： 廠(chǎng)長(zhǎng)：法人代表，主管全盤(pán)。 生產(chǎn)副廠(chǎng)長(zhǎng)：主管生產(chǎn)及生產(chǎn)的組織管理。 經(jīng)營(yíng)副廠(chǎng)長(zhǎng)：主管原料采購(gòu)及產(chǎn)品銷(xiāo)售。 技術(shù)副廠(chǎng)長(zhǎng)：主管

6、生產(chǎn)中存在的技術(shù)問(wèn)題及改造。 工會(huì)主席：主管生活福利及工會(huì)工作及職工的文體娛樂(lè)。 科室： 生產(chǎn)科：負(fù)責(zé)組織生產(chǎn)及生產(chǎn)過(guò)程的工藝管理 設(shè)備動(dòng)力科：負(fù)責(zé)所有設(shè)備的技術(shù)管理、壓力容器管理、電器儀表的管理。 安環(huán)科：全廠(chǎng)安全生產(chǎn)和環(huán)保的管理。 財(cái)務(wù)科：全廠(chǎng)的財(cái)務(wù)經(jīng)濟(jì)管理。 企業(yè)管理科：原料及產(chǎn)品質(zhì)量的管理。 勞動(dòng)人事科：勞動(dòng)人事及職工的教育培訓(xùn)管理。 組織部：全廠(chǎng)干部的管理。 廠(chǎng)辦：文件及業(yè)務(wù)接待的管理。 經(jīng)營(yíng)科：原料、配件的采購(gòu)及產(chǎn)品的銷(xiāo)售管理 后勤部：職工食堂、福利生活、學(xué)校、衛(wèi)生所的管理。 生產(chǎn)車(chē)間： 中心化驗(yàn)室：全廠(chǎng)分析人員的管理及原料、過(guò)程產(chǎn)品及產(chǎn)品的分析。 熱

7、動(dòng)車(chē)間：對(duì)鍋爐、軟水、脫鹽水及供水的管理，提供生產(chǎn)用蒸汽。 造氣車(chē)間：對(duì)造氣爐、脫硫裝置進(jìn)行管理，提供生產(chǎn)用合格半水煤氣，并脫除H2S。 凈化車(chē)間：對(duì)變換、脫碳、甲烷化生產(chǎn)裝置進(jìn)行管理。保證凈化后的原料氣合格。 合成車(chē)間：對(duì)壓縮機(jī)、合成系統(tǒng)裝置的管理，生產(chǎn)出合成氨。 電儀車(chē)間：對(duì)全廠(chǎng)電器、儀表的管理，提供動(dòng)力電。 機(jī)修車(chē)間：對(duì)全廠(chǎng)重要設(shè)備的安裝及制作。 尿素車(chē)間：對(duì)尿素生產(chǎn)裝置進(jìn)行管理，生產(chǎn)出合格的產(chǎn)品。 五、工廠(chǎng)的運(yùn)輸總量及路線(xiàn)： 1、焦碳的運(yùn)輸路線(xiàn) 年運(yùn)輸總量 90000噸 瀘西縣、師宗縣、路南縣-------------云南東風(fēng)化工有限公司（ 2、燃煤的運(yùn)輸路

8、線(xiàn) 年運(yùn)輸總量40000噸 瀘西縣、彌勒縣拖白煤礦--------------云南東風(fēng)化工有限公司 3、廢渣的運(yùn)輸路線(xiàn) 年運(yùn)輸總量52000噸 云南東風(fēng)化工有限公司--------------------東風(fēng)渣場(chǎng)、河彎水泥廠(chǎng)、天生橋水泥廠(chǎng)、東風(fēng)路口磚廠(chǎng)。 4、產(chǎn)品尿素的運(yùn)輸路線(xiàn) 年運(yùn)輸總量80000噸—————各地農(nóng)資公司 5、備品配件的運(yùn)輸路線(xiàn) 年運(yùn)輸總量（根據(jù)需要量確定） 各配件廠(chǎng)家、昆明----------------------云南東風(fēng)化工有限公司 第二章：化工工藝說(shuō)明 一、基本生產(chǎn)原理 1、基本原理 1）一氧化碳變換基本原理

9、2）用甲烷化脫除少量CO、CO2基本原理: 2、化學(xué)反應(yīng)動(dòng)力學(xué) 1）一氧化碳變換反應(yīng)的機(jī)理 2）甲烷化反應(yīng)的機(jī)理 ①反應(yīng)組分從氣相擴(kuò)散到催化劑表面； ②反應(yīng)物向催化劑顆?？變?nèi)擴(kuò)散； ③反應(yīng)物在催化劑活性表面上進(jìn)行催化反應(yīng)； ④反應(yīng)物從催化劑顆?？變?nèi)擴(kuò)散催化劑顆粒的外表面； ⑤反應(yīng)產(chǎn)物從催化劑顆粒的外表面擴(kuò)散到氣向中去。 3）變換反應(yīng)的動(dòng)力學(xué) 4）擴(kuò)散對(duì)反應(yīng)的影響 二、工藝流程的確定 1、工藝流程的確定依據(jù)及原則 1）為保證最大的變換效率及深度變換的要求，盡可能達(dá)到最適宜的要求，無(wú)論是中變或是低變爐，催化劑裝填均分別按三層填裝。甲烷化爐則按一層填裝。 2）由于高溫氣體

10、難以密封，中變爐的段間不采用移出熱，而是采用加入蒸氣、冷凝液降溫；特別冷凝液的吸熱潛力很大，降溫效果很好；同時(shí)由于煤氣冷激降溫會(huì)使變換效率降低，難以保證變換氣中的CO，所以不以采用。 3）為使入爐的煤氣溫度提高，保證變換反應(yīng)的溫度需要，同時(shí)滿(mǎn)足低溫變換爐溫度的要求，在中變爐氣體出口設(shè)置熱交。為中變爐的調(diào)溫方便，煤氣經(jīng)熱交設(shè)置副線(xiàn)，提供一定的冷氣量與中變?nèi)肟跓釟饣旌稀? 4）為系統(tǒng)開(kāi)車(chē)升溫方便，提供熱量，中變爐、低變爐、甲烷化爐進(jìn)口分別設(shè)置電爐。 5）為防止熱交的腐蝕，在添加蒸汽時(shí)采用過(guò)熱蒸汽，過(guò)熱蒸汽由中變爐出口蒸汽過(guò)熱器提供。 6）變換過(guò)程需要大量蒸汽，為減少蒸汽的加入量，設(shè)置飽和熱水

11、塔，充分回收變換氣中的熱量，提供變換反應(yīng)需要的飽和蒸汽量。 7）為增加壓縮機(jī)的打氣量，設(shè)置變換氣及凈化氣冷卻器，適應(yīng)壓縮機(jī)的打氣要求。 8）為克服銅洗的缺點(diǎn)及銅液的管理困難，降低物料損失。減少環(huán)境污染，設(shè)置變換與甲烷化配套，利用部分中變爐出口熱量為甲烷化反應(yīng)提供熱量。 9）為與工廠(chǎng)現(xiàn)有壓縮機(jī)連接配套，變換壓力與壓縮機(jī)壓力等級(jí)一致，變換壓力采用0.8MPa。 2、中低變流程及多段變換流程的選擇 1）因?yàn)樵鞖獠捎媒固贾茪?，半水煤氣中的CO含量在28~32%，并且中變催化劑操作溫度范圍較寬，所以采用中變除去大部分CO. 2）根據(jù)系統(tǒng)反應(yīng)的絕熱升溫，使催化劑的溫度在許可活性溫度范圍內(nèi)操作，

12、同時(shí)又能長(zhǎng)時(shí)間將中變爐出口CO控制在8%以下，所以采用三段中變。 3）為使原料氣預(yù)熱和增濕，合理利用變換氣中的余熱,設(shè)置飽和熱水塔和水加熱器。 4）為滿(mǎn)足甲烷化的轉(zhuǎn)化需求，要求出口變換氣中的CO≤0.2%，將采用中串低流程，并且采用三段低變爐，均采用混合換熱式。 5）因?yàn)槿妥円筮M(jìn)系統(tǒng)的雜質(zhì)含量比較低，特別是焦油含量，而一般小合成氨廠(chǎng)的氣體凈化度都不能達(dá)到很高，使低變催化劑很快失效，并且原料氣中的CO含量都高達(dá)30%左右，所以不宜采用全低變流程，經(jīng)過(guò)分析比較，選用中串低較適宜。3、換熱方式的選擇 1）換熱的原因： CO的變換反應(yīng)是一個(gè)可逆放熱反應(yīng)，在催化劑的活性溫度下，隨著反應(yīng)溫度

13、的升高，反應(yīng)速度首先增大，達(dá)到最大值后又迅速下降，推動(dòng)力的下降成為決定反應(yīng)速度的主要因素，為保證變換反應(yīng)有效適宜的反應(yīng)溫度，需要將反應(yīng)熱不斷移出。 2）中間冷卻方式的種類(lèi)： 工業(yè)上變換過(guò)程主要是通過(guò)采用多段中間換熱式或多段中間冷激式；即在段間加入冷凝水、飽和水蒸汽、冷煤氣來(lái)降低反應(yīng)過(guò)程的溫度，使操作線(xiàn)盡可能地接近最適宜溫度。本設(shè)計(jì)的段間冷卻方式采用①加入蒸汽；②加入蒸汽冷凝液。 因用煤氣冷激降溫會(huì)使變換率下降，或因?yàn)椴僮鞑划?dāng)，冷激氣加入過(guò)量，使變換出口的CO含量升高而導(dǎo)致工藝事故，影響后工段生產(chǎn)；所以此法不適宜采用。 4、催化劑選擇（工業(yè)上對(duì)催化劑的要求） A、中變催化劑的選擇：

14、1）顆粒當(dāng)量直徑和催化劑床層的活性： 在現(xiàn)有工業(yè)生產(chǎn)中的變換反應(yīng)條件下，受傳質(zhì)過(guò)程的影響，顆粒當(dāng)量直徑愈大，內(nèi)表面利用效率愈低，床層的活性相對(duì)于較小的顆粒愈低，我國(guó)中變催化劑的外形尺寸大多數(shù)為Ф９×７～９mm． ２）顆粒當(dāng)量直徑和通氣壓力降: 催化劑的當(dāng)量直徑愈小，通氣壓力降愈大,我國(guó)大部分中變催化劑的外形尺寸大多數(shù)為Ф９×７～９mm的大顆粒直徑，選用大顆粒催化劑的主要原因是考慮到以后的生產(chǎn)中氣體中的固體雜質(zhì)堵塞催化劑微孔而引起的壓力降。 如果選擇用的催化劑顆粒度比較小，雜質(zhì)聚集在表面，容易堵塞而導(dǎo)致系統(tǒng)阻力上升。 3）催化劑中的本體含硫量： 為減少中變放硫

15、的時(shí)間，要求選用本體含硫量低的中變換催化劑。 根據(jù)催化劑的性能及銷(xiāo)售價(jià)格，選擇使用湖北沙市催化劑廠(chǎng)的中變催化劑B117,已經(jīng)能夠滿(mǎn)足生產(chǎn)的需要。 B、低變催化劑的使用原則： 1） 要求有優(yōu)異的低溫活性，有比較寬的低溫度活性范圍； 2） 外觀(guān)為球形，床層阻力?。? 3） 強(qiáng)度高，遇水不易粉化； 4） 耐高硫性強(qiáng)，抗毒性能強(qiáng)；硫化后強(qiáng)度提高10—50%； 5） 有機(jī)硫轉(zhuǎn)化性能和抗氧性能好。 經(jīng)過(guò)比較分析決定選擇采用湖北化學(xué)研究所的B303Q低變催化劑。 C、甲烷化催化劑的使用原則 1） 催化劑的性能能夠滿(mǎn)足生產(chǎn)工藝要求，CO≤15ppm，CO2≤5ppm； 2） 在進(jìn)口CO+C

16、O2≤0.7%的工藝條件下仍能滿(mǎn)足生產(chǎn)； 3） 對(duì)不正常的操作條件下具有一定的適宜性； 4） 具有一定的抗毒性能，特別是硫； 5） 在操作條件下能夠達(dá)到有效的使用壽命。 經(jīng)過(guò)比較分析選擇決定采用南化公司生產(chǎn)的J105甲烷化催化劑。 三、工藝條件的確定、工藝流程的敘述、工藝流程的論證 A、 工藝條件的確定： 1）壓力的確定： ① 從動(dòng)力學(xué)的角度，提高壓力可以提高反應(yīng)速率；從能耗上看，加壓變換可以降低能耗15—30%，具體操作壓力以壓縮機(jī)二段和工藝蒸汽的壓力的合理配置而定；根據(jù)壓縮機(jī)及工藝蒸汽的配置，變換壓力采用0.8MPa. ② 甲烷化的反應(yīng)是體積縮小的反應(yīng)，提高壓力有利于甲烷

17、化的反應(yīng)，有利于氣體分子在催化劑的擴(kuò)散，加大空速，提高生產(chǎn)強(qiáng)度。根據(jù)通用4M20機(jī)和4M40機(jī)的配置和工藝情況及脫碳后氣體的凈化要求，選擇甲烷化系統(tǒng)操作壓力為1.5—1.8Mpa。 B、 溫度的確定： 根據(jù)中變催化劑B117的性能和特性和中變?nèi)肟跓峤坏膿Q熱效率情況，以及變換氣溫度應(yīng)滿(mǎn)足兩方面的要求；①滿(mǎn)足變換爐一段進(jìn)氣的換熱要求，達(dá)到所需要的反應(yīng)溫度；②變換爐出口溫度受化學(xué)平衡的限制，變換氣中的CO一定時(shí)，出口溫度等于平衡溫度與平衡溫度的總和，按最適宜溫度線(xiàn)和催化劑的活性溫度為確定依據(jù)。 中變爐的進(jìn)口溫度確定為： 一段進(jìn)口300—330℃ 二段進(jìn)口380—400℃ 三段進(jìn)口3

18、50—370℃ 各段的出口溫度和中變爐出口溫度按工藝計(jì)算確定：420—480℃ 低變爐的各段進(jìn)口溫度確定為：170—200℃ 各段的出口溫度和低變爐出口溫度按工藝計(jì)算確定：200—250℃ 甲烷化進(jìn)口溫度確定為：270—310℃ 出口溫度按工藝計(jì)算確定：330—450℃ C、最終變換率對(duì)系統(tǒng)的影響及最終變換率的確定 1）最終變換率對(duì)鍋爐的影響 最終變換率下降，使變換反應(yīng)熱也相應(yīng)下降，使飽和熱水塔中的回收熱量及蒸汽量也相應(yīng)下降，外供補(bǔ)充蒸汽量增加，鍋爐負(fù)荷增加，致使出熱水塔中的氣體溫度降低，熱量下降，對(duì)鍋爐供水的預(yù)熱回收熱下降，增加鍋爐的煤耗。 2）最終變換率對(duì)合成的影響 最

19、終變換率下降，使變換反應(yīng)轉(zhuǎn)化率下降，變換氣中的氫含量降低，影響合成的氫氮比，降低合成循環(huán)氣中的氫含量，影響合成的氨產(chǎn)。循環(huán)量上升、電耗增加。對(duì)于帶廢鍋的合成來(lái)說(shuō)，最終變換率下降，使飽和熱水塔中的回收熱量及蒸汽量也相應(yīng)下降，外供補(bǔ)充蒸氣量增加，出合成廢鍋的合成循環(huán)氣的溫度下降，合成的熱效率下降，影響合成塔內(nèi)的反應(yīng)。 3）最終變換率對(duì)造氣的影響 變換效率下降后，變換系統(tǒng)中氫含量下降，影響合成氫氮比，與造氣的(CO+H2)/N2相比，實(shí)際偏差增大。 4）最終變換率對(duì)尿素的影響 變換效率下降后，變換氣中CO2含量下降，送入尿素系統(tǒng)的CO2減少，入塔二氧化碳分壓降低，影響尿素合成效率。 5）最

20、終變換率對(duì)脫碳的影響 變換效率下降后，變換氣中CO2含量下降，脫碳的溶液循環(huán)量偏大，入塔二氧化碳分壓降低，二氧化碳溶解度減少，能耗上升。 3、汽氣比的確定 汽氣比是指水蒸汽/干原料氣的比例，是變換反應(yīng)中最主要的指標(biāo)，控制汽氣比是控制出口氣中的一氧化碳最重要的手段。增加水蒸汽用量，可以提高一氧化碳的變換效率，降低出口氣中的CO含量；過(guò)量的水蒸汽還起到熱載體的作用；但是過(guò)高的水蒸汽會(huì)增加床層阻力，增加能耗。汽氣比主要由飽和塔出口所帶水蒸汽量和補(bǔ)加的蒸汽量決定總值。 本設(shè)計(jì)由設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)規(guī)定入爐水蒸汽/干原料氣的比例為1.2，由水蒸汽/干原料氣的比例確定的入爐蒸汽量減去飽和塔出口所帶蒸汽量等于

21、外加蒸汽量。 D、工藝流程的敘述 1）變換系統(tǒng)流程：由壓縮機(jī)二段來(lái)的半水煤氣，溫度小于40℃，壓力在0.8MPa，進(jìn)入飽和塔底部，與塔頂噴淋下來(lái)的140℃的熱水逆流接觸，使氣體加熱增濕，半水煤氣被加熱到130℃左右，從飽和塔頂部出來(lái)進(jìn)入汽水分離器，與熱交換器來(lái)的過(guò)熱蒸汽混合后溫度到達(dá)180℃左右，進(jìn)入熱交換器下部與中變爐出口氣換熱，混合氣加熱到300℃左右經(jīng)過(guò)中變電爐，進(jìn)入中變爐進(jìn)行CO的變換反應(yīng)，使中變氣出口CO含量在8~9%左右，出中變爐的中變氣溫度450℃，與熱交換器上、中、下三部換熱（上段與所加入變換系統(tǒng)的蒸汽換熱，使飽和蒸汽變?yōu)檫^(guò)熱蒸汽，中段與脫碳?xì)鈸Q熱，下段與半水煤氣換熱），中

22、變氣溫度降溫到200℃，經(jīng)低變電爐進(jìn)入低變換爐，在上段觸媒層中反應(yīng)。從一段出來(lái)的低變氣溫度250℃進(jìn)入水加熱器上部在管間與管內(nèi)的熱水換熱后，進(jìn)入低變換爐二段在觸媒層反應(yīng)，從二段出來(lái)的低變氣溫度230℃進(jìn)入水加熱器中段在管間與管內(nèi)的熱水換熱后，進(jìn)入低變換爐三段在觸媒層中反應(yīng)，使低變出口CO含量達(dá)到0.2%以下。出低變爐的變換氣溫度為220℃，經(jīng)水加熱器后溫度降到140℃，送入熱水塔與飽和塔下來(lái)的熱水逆流接觸吸收熱量，溫度降低后的變換氣進(jìn)入脫鹽水加熱器與管間的脫鹽水換熱（換熱后的脫鹽水返回鍋爐使用），變換氣溫度降到70℃進(jìn)入變換器冷卻器降溫至35℃以下。經(jīng)分離洗滌塔下部，分離冷凝水后進(jìn)入變換氣脫硫

23、塔，與脫硫來(lái)的栲膠液逆流接觸，脫除變換氣中的H2S至15mg/m3以下，經(jīng)過(guò)分離洗滌塔上部洗滌硫泡沫，經(jīng)氣水分離器分離后送到壓縮機(jī)三段入口。 2）甲烷化流程：從脫碳來(lái)的脫碳?xì)?，溫度小?5℃，經(jīng)氣水分離器分離水后，進(jìn)入活性碳精脫硫槽A吸附部分H2S，進(jìn)入甲烷化出口凈化氣冷卻器上部換熱氣與凈化氣換熱使脫碳?xì)獾臏囟壬仙?5℃左右進(jìn)入有機(jī)硫水解槽使有機(jī)硫水解成H2S后，進(jìn)入精脫硫槽B，吸附H2S使脫碳?xì)庵械目偭蚝俊?.5mg/m3以下，脫硫后的脫碳?xì)膺M(jìn)入甲烷化換熱器與管間的甲烷化出口氣換熱，再與中變爐出口氣換熱，溫度升至300℃，經(jīng)甲烷化電爐進(jìn)入甲烷化爐進(jìn)行甲烷化反應(yīng)，使出口氣中CO≤15pp

24、m，CO2≤5ppm，凈化氣經(jīng)甲烷化換熱器與脫碳?xì)鈸Q熱后，進(jìn)凈化氣冷卻器上段換熱氣加熱水解前的脫碳?xì)猓?jīng)過(guò)凈化氣冷卻器冷卻35℃以下后送入壓縮四段。 E、工藝流程的論證（所確定工藝流程的優(yōu)缺點(diǎn)） 1、變換爐各段的段間換熱與飽和熱水塔流程的比較 變換爐各段的段間換熱是加飽和蒸汽或冷凝液作熱載體，進(jìn)行直接與介質(zhì)氣接觸，降低各段間的溫度，有時(shí)單獨(dú)加入蒸汽或冷凝液，有時(shí)同時(shí)加入，加入的量多少，主要看所需要的工藝溫度決定。 飽和熱水塔的換熱與變換爐的段間換熱的共同點(diǎn)在于換熱的兩種介質(zhì)直接接觸；所不同的是在飽和塔中，熱水以飽和蒸汽的形式向煤氣提供熱量，同時(shí)提供變換時(shí)所需要的水蒸汽。而在熱水塔中用低

25、溫?zé)崴兆儞Q氣中的熱量，提高熱水的熱焓，降低出口變換氣中的溫度，將余熱回收利用。 2、采用過(guò)熱蒸氣避免換熱器的腐蝕 由于飽和塔的出口氣體中，含有大量的飽和水蒸汽，這些氣-汽混合氣經(jīng)過(guò)管線(xiàn)、汽水分離器至熱交的過(guò)程中，有部分熱量損失后產(chǎn)生冷凝水，同時(shí)有少量的CO2溶解于冷凝水，而變成碳酸水，腐蝕碳鋼設(shè)備，使汽水分離器及熱交加快腐蝕。（或加入一定量的稀氨水，使飽和循環(huán)熱水中的PH值大于7）。 為避免原料氣中產(chǎn)生冷凝水，遠(yuǎn)離露點(diǎn)溫度，避免熱交腐蝕，因此加入變換系統(tǒng)的蒸汽應(yīng)采用過(guò)熱蒸汽，加入的蒸汽點(diǎn)通常為飽和塔出口管汽水分離器。 3、變換工段的正常操作控制 1）中變爐一段溫度的控制：主要通過(guò)

26、調(diào)整一段進(jìn)口溫度來(lái)實(shí)現(xiàn)，而一段進(jìn)口溫度又通過(guò)熱交的半水煤氣的近路和系統(tǒng)蒸汽的加入量來(lái)實(shí)現(xiàn)。 2）中變爐二、三段溫度的控制：主要通過(guò)調(diào)整段間的飽和蒸氣加入量和冷凝液的加入量來(lái)實(shí)現(xiàn)。 3）低變爐一段溫度的控制：主要通過(guò)調(diào)整入口的冷凝液加入量來(lái)實(shí)現(xiàn)。 4）低變爐二、三段溫度的控制：主要通過(guò)段間的出口近路來(lái)實(shí)現(xiàn)。 5）甲烷化溫度的控制：主要通過(guò)改變熱交的脫碳?xì)饨穪?lái)改變進(jìn)熱交脫碳?xì)獾念A(yù)熱量來(lái)控制。 6）出口變換氣中CO含量的控制：主要通過(guò)入爐的汽/氣比來(lái)調(diào)節(jié)（改變?nèi)霠t蒸汽量）。 7）變脫后H2S的控制：通過(guò)改變變換氣脫硫塔的脫硫液量來(lái)調(diào)節(jié)。 8）甲烷化出口微量的控制：通過(guò)改變甲烷化溫度的

27、控制。（控制甲烷化的反應(yīng)速率）。 9）飽和塔出口溫度的控制：改變熱水泵的循環(huán)量來(lái)控制。 10）變換氣、甲烷化氣出口溫度的控制：改變冷卻水量來(lái)控制。 11）飽和塔的液位控制：由飽和熱水塔的水封液體回流閥來(lái)控制。 12）熱水塔的液位控制：由飽和熱水塔的水封液體回流閥及熱水泵的循環(huán)量、補(bǔ)充水的加入量控制。 13）變脫塔的液位控制：改變?nèi)胨拿摿蛞毫亢统鏊拿摿蛞毫窟M(jìn)行控制。 14）分離洗滌塔的液位控制：改變?nèi)胨毫亢统鏊毫窟M(jìn)行控制。 四、余熱回收的設(shè)備特點(diǎn)及余熱回收的充分性 1、余熱回收的特點(diǎn)： 飽和塔和熱水塔的余熱回收是塔內(nèi)的填料傳熱傳質(zhì)來(lái)實(shí)現(xiàn)的。 中變出口的熱量、甲烷化出口

28、的熱量分別靠出口的熱交換器間接傳熱回收熱量。 低變換爐出口的熱量靠調(diào)溫水加熱器中的熱水回收熱量。 中變爐出口氣中的部分熱量以蒸汽過(guò)熱的形式回收熱量。 其它低于80℃以下的低品位熱量由冷卻水帶走。 2、經(jīng)過(guò)以上分析，變換系統(tǒng)的熱量得到了充分的應(yīng)用，加入系統(tǒng)的蒸汽能量，第一消耗反應(yīng)焓變及變換氣、半水煤氣的焓差；第二是預(yù)熱鍋爐給水節(jié)約煤耗；第三冷凝塔中的冷卻水帶走；第四對(duì)周?chē)臒釗p失。所以，盡可能降低入冷卻器系統(tǒng)的變換氣溫度，降低入變換系統(tǒng)的蒸汽用量，是做好余熱回收的根本目的，飽和熱水塔系統(tǒng)是回收蒸汽，降低能耗的有效形式，使原料氣加熱增濕，以傳熱傳質(zhì)量的方式回收余熱，并且有較高位能的蒸汽。

29、 缺點(diǎn)：1）部分CO2氣溶解于熱水中，使循環(huán)熱水呈酸性而腐蝕碳鋼。 2）部分熱能被冷卻水帶走，加大了循環(huán)水的負(fù)荷。 3）采用中串低流程的能耗高于全低變系統(tǒng)，但煤氣中的焦油、雜質(zhì)要求比全低變系統(tǒng)的范圍寬。 3、催化劑的升溫還原和降溫氧化 3—1：中變爐觸媒升溫還原的操作 3—2：中變爐觸媒B117鈍化注意事項(xiàng) 3—3：變換低變爐催化劑升溫硫化操作 使用CS２注意事項(xiàng) 3—4：甲烷化爐觸媒升溫還原的操作 第三章：生產(chǎn)的操作控制 一、變換工段的操作控制指標(biāo) 1）壓力 2）溫度 3）氣體控制的成份要求 4）液位 5）流量 二、甲烷化工段的操作控制指標(biāo)

30、1）壓力 2）溫度 3）氣體成分 4）流量 5）液位： 三、變換爐的操作控制 1、負(fù)荷變化時(shí)的調(diào)節(jié)： 半水煤氣的量增加時(shí)，根據(jù)所增加的量，適當(dāng)加入蒸汽量和冷凝液水量，適當(dāng)開(kāi)熱交近路，防止因?yàn)闅饬吭黾佣棺儞Q爐超溫度，或因?yàn)檎羝尤肓坎蛔愣鴮?dǎo)致變換出口氣體中的CO含量升高，影響后工段。 半水煤氣的量減少時(shí)，根據(jù)所減少的量，適當(dāng)減少蒸汽量和冷凝液水量，適當(dāng)關(guān)熱交近路，防止因?yàn)闅饬繙p少而使變換爐溫度下垮，或因?yàn)檎羝尤肓窟^(guò)大變換爐溫度下垮，而導(dǎo)致變換出口氣體中的CO含量升高，影響后工段生產(chǎn)。 2、半水煤氣中氧含量升高時(shí)的調(diào)節(jié) 當(dāng)半水煤氣中的氧含量高于0.5%時(shí)，變

31、換觸媒爐溫上升過(guò)快，這時(shí)一方面加強(qiáng)分析確認(rèn)氧升高的趨勢(shì)，另一方面，適當(dāng)增加蒸汽用量，防止?fàn)t溫度升高而使觸媒結(jié)塊。當(dāng)氧含量高至0.8%時(shí)，必須報(bào)告調(diào)度切氣做停車(chē)處理，待氧含量降至指標(biāo)內(nèi)再送入系統(tǒng)重新開(kāi)車(chē)。 3、半水煤氣的中CO含量變化時(shí)的調(diào)節(jié) 半水煤氣的量CO含量增加時(shí)，根據(jù)所增加的量，適當(dāng)加入蒸汽量和冷凝液水量，適當(dāng)開(kāi)熱交近路，防止因?yàn)闅饬吭黾佣棺儞Q爐超溫度，或因?yàn)檎羝尤肓坎蛔愣鴮?dǎo)致變換出口氣體中的CO含量升高，影響后工段。 半水煤氣的CO含量減少時(shí)，根據(jù)所減少的量，適當(dāng)減少蒸汽量和冷凝液水量，適當(dāng)關(guān)熱交近路，防止因?yàn)闅饬繙p少而使變換爐溫度下垮，或因?yàn)檎羝尤肓窟^(guò)大變換爐溫度下垮，而

32、導(dǎo)致變換出口氣體中的CO含量升高，影響后工段生產(chǎn)。 4、H2S變化時(shí)的調(diào)節(jié) 當(dāng)半水煤氣的H2S含量增加時(shí)，一方面根據(jù)所增加的量通知脫硫系統(tǒng)降低半水煤氣的H2S含量，在一方面，為防止中變催化劑中毒，適當(dāng)加入蒸汽量?；蛘哌M(jìn)行系統(tǒng)減量。 5、汽氣比變化時(shí)的調(diào)節(jié) 汽氣比主要靠加入系統(tǒng)的蒸氣量調(diào)節(jié)，當(dāng)外供蒸汽不足時(shí)，汽氣比降低，會(huì)導(dǎo)致出口變換氣中的CO含量升高，這時(shí)，必須減負(fù)荷生產(chǎn)，降低入系統(tǒng)半水煤氣的量，如來(lái)不及，可以從系統(tǒng)進(jìn)口切氣放空，減少入系統(tǒng)的氣量。 當(dāng)蒸汽加入過(guò)多時(shí)，汽氣比增加，會(huì)導(dǎo)致中變催化劑溫度下垮，催化劑的活性下降，出口變換氣中的CO含量升高，必須根據(jù)生產(chǎn)負(fù)荷及時(shí)減少蒸汽用量。

33、 第四章：工藝設(shè)計(jì)中的說(shuō)明 一、設(shè)備布置的說(shuō)明（含布置原則） 1、由于變換的生產(chǎn)特點(diǎn)及整個(gè)生產(chǎn)的工藝情況，宜將變換、甲烷化的設(shè)備布置安裝在壓縮機(jī)和脫碳中間或附近，以便宜減少工藝管線(xiàn)的安裝投資及管理方便。 2、因工廠(chǎng)所在地常年處于西南風(fēng)向，所以操作室、辦公室、配電室必須設(shè)置在西邊，裝置、設(shè)備布置在東邊。防止因?yàn)槭鹿史趴諘r(shí)，使操作人員中毒，或有害氣體腐蝕設(shè)備、電器、儀表。 3、為考慮到設(shè)備的吊裝、檢查修理及便于事故的處理，設(shè)備與設(shè)備之間有足夠的距離，設(shè)備布置區(qū)有足夠的道路。 4、為保證遠(yuǎn)轉(zhuǎn)設(shè)備電器的安全，電機(jī)、電器設(shè)備一律安裝在室內(nèi)。 5、所有放空管必須保持與地面10m以上,

34、防止操作人員中毒。 6、價(jià)格比較昂貴的數(shù)字儀表一律安裝在室內(nèi)。 7、塔器設(shè)備及固定設(shè)備一律安裝在室外。 8、對(duì)溫度高于70℃一切加熱設(shè)備或提溫度管線(xiàn)，必須保溫，以便減少熱損失，提高熱利用效率。 二、車(chē)間的組織管理 1、對(duì)人員的管理 1）車(chē)間必須配備有車(chē)間領(lǐng)導(dǎo)組織機(jī)構(gòu)，全面負(fù)責(zé)車(chē)間的日常管理工作，配備和充實(shí)一定的技術(shù)力量。 2）配備有足夠的操作人員和檢查修理人員，完成不同的崗位職責(zé)。 3）按人員的技術(shù)高低，分配好輪班作業(yè)人員。 4）定期對(duì)操作人員、檢查修理人員進(jìn)行技術(shù)培訓(xùn)，使其提高操作技能，提高檢查修理人員的水平，提高對(duì)事故的處理能力。 2、對(duì)工藝的組織管理 1）對(duì)所制定的

35、工藝指標(biāo)，必須嚴(yán)格進(jìn)行管理和控制，制定獎(jiǎng)懲措施，以確保工藝指標(biāo)的有效性和安全性。 2）對(duì)長(zhǎng)時(shí)間達(dá)不到的工藝指標(biāo)，必須組織專(zhuān)業(yè)技術(shù)人員、操作人員進(jìn)行分析，制定措施，消除問(wèn)題的所在，及時(shí)組織解決生產(chǎn)中存在的問(wèn)題。 3）涉及到系統(tǒng)的問(wèn)題必須報(bào)告相關(guān)部門(mén)和車(chē)間。 4）及時(shí)調(diào)整工藝存在的波動(dòng)（氣量、溫度、液位），使工藝及時(shí)處于穩(wěn)定狀態(tài)。 3、對(duì)設(shè)備的組織管理 1）按設(shè)備的結(jié)構(gòu)及性能，進(jìn)行日常檢查、維護(hù)、保養(yǎng)。 2）按設(shè)備的周期，做好設(shè)備的大中小修。 3）對(duì)帶病的設(shè)備不能堅(jiān)持使用，必須及時(shí)停下處理。 4）對(duì)不備用的設(shè)備狀態(tài)及時(shí)修復(fù)，使其處于備用狀態(tài)。 4、對(duì)安全的管理 1）作業(yè)人員必須

36、按規(guī)定進(jìn)行勞保著裝。 2）按規(guī)定規(guī)程進(jìn)行操作。 3）認(rèn)真做好檢查，消除隱患。 4）杜絕各類(lèi)事故。 6、對(duì)事故的管理 1）對(duì)操作事故、設(shè)備事故及其它人身傷亡事故及時(shí)組織分析處理，尋找事故發(fā)生的原因，確定預(yù)防事故的措施，消除事故隱患。 2）對(duì)事故責(zé)任者進(jìn)行必要的處罰和教育，杜絕責(zé)任事故。 3）用事故的教訓(xùn)及產(chǎn)生的影響，對(duì)整體人員進(jìn)行教育，防止同類(lèi)事故的發(fā)生。 4）重視事故管理的目的在于杜絕事故。 7、車(chē)間生產(chǎn)成本管理 1）熟悉車(chē)間生產(chǎn)成本構(gòu)成。 2）定期對(duì)車(chē)間生產(chǎn)成本進(jìn)行測(cè)算，找出成本升高或降低的原因，使生產(chǎn)成本控制在指標(biāo)范圍內(nèi)，努力提高經(jīng)濟(jì)效益。 3）做好車(chē)間內(nèi)的工資分配

37、，按要求的規(guī)定辦理。 4）遵守財(cái)務(wù)紀(jì)律，做好經(jīng)濟(jì)管理。 三、設(shè)備的選擇說(shuō)明 本設(shè)計(jì)的設(shè)備選擇，主要以變換系統(tǒng)的物料計(jì)算，熱量計(jì)算及催化劑用量計(jì)算、換熱器的計(jì)算，確定設(shè)備的能力及選擇，其它設(shè)備參照相同能力選擇配套的設(shè)備。 四、設(shè)計(jì)中有關(guān)部門(mén)問(wèn)題參數(shù)選擇的說(shuō)明 1、過(guò)熱蒸汽的選擇：過(guò)熱蒸汽按1.0MPa的壓力下，所產(chǎn)生的過(guò)熱蒸汽，過(guò)熱蒸汽溫度按380℃，添加過(guò)熱蒸汽的目的是防止、減緩換熱器的腐蝕。 2、換熱器選擇的基本要求 1）滿(mǎn)足生產(chǎn)工藝的換熱要求； 2）設(shè)備有先進(jìn)性； 3）操作的穩(wěn)定性和安全性，溫度壓力能控制在指標(biāo)內(nèi)； 4）設(shè)備的操作彈性好； 5）經(jīng)濟(jì)技術(shù)指標(biāo)合理； 6

38、）操作控制的有效性和先進(jìn)性； 7）加工、安裝、輸送的可能性； 8）材料選擇經(jīng)濟(jì)合理性。 3、平衡溫距的選擇 由反應(yīng)器的進(jìn)口溫度和出口溫度求出平均反應(yīng)溫度，由平均反應(yīng)溫度到反應(yīng)平衡時(shí)的溫度，即反應(yīng)平衡時(shí)的溫度與平均反應(yīng)溫度的差值為平衡溫距。 第五章：非工藝部分的說(shuō)明 非工藝設(shè)計(jì)是指在設(shè)計(jì)過(guò)程中，由化工工藝分別向其他專(zhuān)業(yè)提供設(shè)計(jì)條件，對(duì)某些問(wèn)題進(jìn)行必要的解釋和說(shuō)明，以其他專(zhuān)業(yè)作為開(kāi)展工作的依據(jù)，各有關(guān)專(zhuān)業(yè)根據(jù)工藝提供的條件和要求，考慮完善本專(zhuān)業(yè)的設(shè)計(jì)工作。 一、廠(chǎng)房建筑的說(shuō)明 1、變換崗位的廠(chǎng)房采用磚混凝土鋼筋結(jié)構(gòu)。 2、建筑物必須滿(mǎn)足工藝布置的要求。 3、廠(chǎng)房的建筑必須符合防

39、火防爆的要求。 4、廠(chǎng)房的建筑必須符合防震、抗震的要求。 5、室內(nèi)必須通風(fēng)良好，光線(xiàn)明亮。 二、水、電、汽的供應(yīng) 1、變換用水情況 變換所用的冷卻水由合成循環(huán)水系統(tǒng)供給。補(bǔ)加軟水有脫鹽水站供給。 2、供電 變換所用的點(diǎn)由合成聯(lián)合配電房供給。 3、蒸汽的供給 1）由合成廢鍋供給；2）不足的部分由鍋爐來(lái)蒸汽總管供給。 三、安全技術(shù)措施及環(huán)境保護(hù) 1、從工藝本身考慮生產(chǎn)的安全性，采用先進(jìn)的生產(chǎn)工藝，保證安全生產(chǎn)，減少三廢； 2、經(jīng)濟(jì)上合理，工藝上可行的前提下，盡可能選擇無(wú)毒、低毒的生產(chǎn)工藝及催化劑； 3、為作好環(huán)境保護(hù)，將含塵廢水由排污總溝回收入造氣循環(huán)水使用，將含油廢

40、水送回收油處理，將蒸汽冷凝液統(tǒng)一回收到鍋爐使用。提高水的利用效率，減少損失。其它廢水根據(jù)國(guó)家排放標(biāo)準(zhǔn)處理后排放。 4、采用先進(jìn)的防火措施及防火技術(shù)。 5、單機(jī)試車(chē)時(shí)不允許連動(dòng)試車(chē)。 6、對(duì)設(shè)備的強(qiáng)度、密封性、耐久性、防腐性必須有具體的要求，對(duì)具有爆炸危險(xiǎn)性的應(yīng)使用相應(yīng)等級(jí)的電器儀表。 7、重視對(duì)工藝指標(biāo)的管理，特別是具有安全危險(xiǎn)性的指標(biāo)。 8、不得任意改變有安全危險(xiǎn)性的指標(biāo)，杜絕違章行為。 9、作好環(huán)境保護(hù)，減少環(huán)境污染。 10、生產(chǎn)區(qū)內(nèi)具有良好的通風(fēng)，防止操作人員中毒。 四、變換主要設(shè)備一覽表 五、甲烷化主要設(shè)備一覽表 六、變換、甲烷化自動(dòng)控制閥位一覽表 七、現(xiàn)場(chǎng)安裝液

41、位計(jì) 八、測(cè)溫記錄儀表 九、流量數(shù)顯儀表 十、分析儀表 十一、變換系統(tǒng)測(cè)壓點(diǎn) 十二、甲烷化系統(tǒng)測(cè)壓點(diǎn) 十三、分析取樣點(diǎn) 第二篇 變換系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)計(jì)算書(shū) 第一章 變換系統(tǒng)的物料平衡和熱量平衡工藝計(jì)算 一、各氣體的比熱 按[1]P426~433查的各物質(zhì)的比熱，為計(jì)算方便，將單位折算成Kj/Nm3.℃ 二、計(jì)算依據(jù)及基準(zhǔn) 按[1]P730每生產(chǎn)1噸合成氨的半水煤氣為3373.8Nm3為計(jì)算基準(zhǔn)，每年的生產(chǎn)天數(shù)為330天，年生產(chǎn)合成氨能力為60000噸，每小時(shí)的生產(chǎn)能力為=7.6噸，每小時(shí)處理的氣量為7.6×3373.8=25640.0 Nm3/h . 三、飽

42、和塔物料及熱量平衡工藝計(jì)算 1、基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 2、出飽和塔煤氣中帶出的蒸汽量 3、飽和塔的熱量平衡工藝計(jì)算 四、熱交換器（煤氣段）物料熱量平衡工藝計(jì)算 五、中變換爐的物料及熱量平衡計(jì)算，對(duì)中變一段催化劑層平衡線(xiàn)、最適宜溫度曲線(xiàn)、操作的計(jì)算；中變爐二、三段的工藝狀況確定。 因所取用的汽/氣比偏高，致使出一段的變換率已達(dá)到5.5%，使入二段的CO偏低，故不再對(duì)中變二、三段進(jìn)行物料及熱量平衡計(jì)算，也不再對(duì)段間加入的冷凝液作工藝計(jì)算，使理論的工藝氣體出一段催化劑后，直接經(jīng)過(guò)二、三段后，按一段出口的工藝狀況出中變爐。 六、中變爐出口蒸汽過(guò)熱器物料熱量平衡計(jì)算 七、熱交換器物料熱量平衡工藝計(jì)算

43、（中變換氣段） 八、低變爐物料及熱量平衡工藝計(jì)算，對(duì)低變一段催化劑層平衡線(xiàn)、最適宜溫度曲線(xiàn)、操作的計(jì)算。 九、低變出口調(diào)溫水加熱器的物料熱量平衡工藝計(jì)算 十、熱水塔的物料及熱量平衡計(jì)算 十一、脫鹽水加熱器的物料熱量平衡計(jì)算 十二、變換器冷卻器的物料及熱量平衡計(jì)算 第二章：甲烷化物料及熱量平衡工藝計(jì)算 一、甲烷化物料平衡工藝計(jì)算 二、甲烷化系統(tǒng)的熱量平衡計(jì)算 第三章：中溫變換爐設(shè)備的工藝計(jì)算 一、已知條件 二、催化劑用量計(jì)算 第四章：主熱交換器設(shè)備的工藝計(jì)算 一、已知條件： 二、設(shè)備直徑及管數(shù)的確定 三、設(shè)備直徑與管板的確定、傳熱面積的計(jì)算 第五章：變換甲烷化的主

44、要消耗成本計(jì)算 第一章 變換系統(tǒng)的物料平衡和熱量平衡工藝計(jì)算 一、各氣體的比熱 按[1]P426~433查的各物質(zhì)的比熱，為計(jì)算方便，將單位折算成Kj/Nm3.℃ 溫度 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 0 1.281 1.280 1.593 1.293 1.305 1.566 50 1.287 1.293 1.653 1.293 1.311 1.612 100 1.294 1.306 1.713 1.294 1.317 1.658 150 1.295 1.315 1.749 1.295 1.320 1.719

45、 200 1.297 1.325 1.784 1.296 1.337 1.779 250 1.298 1.338 1.820 1.297 1.347 1.340 300 1.300 1.351 1.855 1.298 1.357 1.901 350 1.301 1.366 1.891 1.300 1.367 1.961 400 1.303 1.381 1.926 1.302 1.378 2.023 450 1.305 1.397 1.962 1.304 1.388 2.083 500 1.306 1.41

46、4 1.997 1.306 1.476 2.144 二、計(jì)算依據(jù)及基準(zhǔn) 按[1]P730每生產(chǎn)1噸合成氨的半水煤氣為3380Nm3為計(jì)算基準(zhǔn)，每年的生產(chǎn)天數(shù)為330天，年生產(chǎn)合成氨能力為40000噸，每小時(shí)的生產(chǎn)能力為=7.6噸，每小時(shí)處理的氣量為7.6×3380=25688 Nm3/h . 三、飽和塔物料及熱量平衡工藝計(jì)算 1、基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 1）進(jìn)塔半水煤氣流量25688 Nm3/h 2）進(jìn)塔半水煤氣溫度為35℃ 3）出塔半水煤氣溫度為130℃ 4）進(jìn)塔熱水溫度為140℃ 5）出塔熱水溫度（待算） 6）飽和塔操作壓力為0.8MPa，當(dāng)?shù)卮髿鈮毫?.085M

47、Pa。 7）已知35℃時(shí)，飽和水蒸汽的分壓為0.00425Mpa，入飽和塔的半水煤氣氣量為25640.0 Nm3/h,則入塔半水煤氣中所帶的水量為 G=×25640.0=123.7 Nm3/h，折成標(biāo)準(zhǔn)重量=99kg/h。 8）入塔干半水煤氣的組成為 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計(jì) 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 25640.0 干含量% 38.0 31.0 8.0 22.0 0.4 0.6 100% 9）入塔濕半水煤氣的組成為 組分 H2

48、 CO CO2 N2 O2 CH4 H2O 合計(jì) 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 123.7 25763.7 濕含量% 37.8 30.8 7.9 21.9 0.5 0.6 0.6 100% 10）已知入飽和塔循環(huán)水量為： 按[1]P443取噸氨循環(huán)水量為25m3/h，則循環(huán)水量為：7.6×25=190 m3/h=190000kg/h， 2、出飽和塔煤氣中帶出的蒸汽量 取飽和塔出口氣中蒸汽的飽和度為95%，130℃時(shí)飽和水蒸汽的分壓為PH2O=0.27Mpa，出飽和

49、塔煤氣中所帶出的蒸汽量為：G=×25640.0×0.95=10693.8 m3/h 折成標(biāo)準(zhǔn)重量=8593.2kg/h 出飽和塔濕半水煤氣的組成為 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 H2O 合計(jì) 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 10693.8 36333.8 干含量% 26.8 21.9 5.6 15.5 0.5 0.5 27.0 100% 由計(jì)算可知，出飽和塔的氣汽比為10693.8÷25640.0=0.42 出飽和塔的熱水量為

50、：190099—8593.2=182505.8kg/h 飽和塔物料平衡表 入塔半水煤氣25640.0m3/h 出塔半水煤氣25640.0m3/h 半水煤氣帶入水量99kg/h 出口煤氣帶出水量8593.2kg/h 熱水泵帶入水量190000 kg/h 出飽和塔熱水量為181509.8 kg/h 合計(jì)帶入水量190099kg/h 合計(jì)帶出水量190099 kg/h 3、飽和塔的熱量平衡工藝計(jì)算 1）35℃時(shí)煤氣的組成及比熱為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計(jì) 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8

51、 102.6 153.8 25640.0 含量% 38.0 31.0 8.0 22.0 0.4 0.6 100% 35℃比熱kj/m3.℃ 1.285 1.290 1.635 1.293 1.598 1.309 1.318 2）進(jìn)飽和塔的半水煤氣帶入熱量 已知進(jìn)飽和塔的半水煤氣流量為25640.0m3/h，氣體溫度為35℃，比熱為1.318kj/m3.℃，干半水煤氣帶入熱量為: 25640.0×35×1.318=1182773 kj/h 進(jìn)煤氣含水量為99kg/h，水的比熱為4.18kj/kg.℃，氣體帶水溫度為35℃，干半水煤氣

52、中的水所帶入的熱量為：99×4.18×35=14484kj/h 已知進(jìn)塔熱水量為190000kg/h，進(jìn)塔熱水溫度為140℃，水的比熱為4.18kj/kg.℃，進(jìn)入飽和塔熱水所帶入的熱量為：190000×140×4.18=111188000kj/h 合計(jì)帶入熱量為1182773+14484+111188000=112385257 kj/h 4）出飽和塔的混合氣溫度130℃，130℃時(shí)煤氣的組成及比熱為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計(jì) 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.

53、8 102.6 153.8 25640.0 含量% 38.0 31.0 8.0 22.0 0.4 0.6 100% 130℃比熱kj/m3.℃ 1.294 1.311 1.735 1.294 1.319 1.695 1.337 5）出飽和塔的干煤氣所帶出的熱量 已知進(jìn)飽和塔的半水煤氣流量為25640.0 m3/h，氣體溫度為130℃，比熱為1.337kj/m3.℃，干半水煤氣帶入熱量為:25640.0×130×1.337=4456488 kj/h 6）出飽和塔的煤氣中蒸汽所帶出的熱量 130℃時(shí)，查[11]P2飽和水蒸汽的熱焓為

54、2720kj/kg，所帶出的蒸汽量為10693.8 m3/h ==8593.2kg/h，所帶出的熱量為2720×8593.2=23373504kj/h 7）飽和塔排出的熱水所帶出的熱量 已知塔底排出的水量為182505.8kg/h，設(shè)排出的熱水焓為H，排出熱水所帶出的熱量為182505.8×H，熱損失按總熱量的6%計(jì)算，已知帶入的總熱量為112385257 kj/h，則熱量損失為112385257×6%=6743115 kj/h。 合計(jì)帶出熱量為：4456488+23373504+6743115+182505.8×H=112385257 kj/h

55、 由熱量平衡計(jì)算得到：H==426.3kj/kg 查[11]P2飽和熱水塔蒸汽表得到排出熱水的溫度為102℃. 塔底排出熱水所帶出的熱量為： 112385257×426.3=77812150kj/h 飽和塔熱量平衡表 帶入熱 帶出熱 干半水煤氣帶入熱1182773kj/h 干半水煤氣帶出熱4456488kj/h 半水煤氣中水帶入熱14484kj/h 半水煤氣中水帶出23373504kj/h 熱水帶入熱111188000kj/h 熱水帶出熱77812150kj/h / 熱損失帶出熱6743115kj/h 合計(jì)帶入熱112385257kj/h 合計(jì)帶出熱11

56、2385257kj/h 四、熱交換器（煤氣段）物料熱量平衡工藝計(jì)算 1、熱交換器（煤氣段）物料平衡工藝計(jì)算 1）由飽和塔熱量平衡計(jì)算得知，進(jìn)熱交的半水煤氣氣量為25640.0m3/h。 2）煤氣中帶入的蒸汽量為10693.8m3/h==8593.2kg/h。 3）蒸汽補(bǔ)加量的計(jì)算 入爐所需要的氣汽比為0.6，半水煤氣氣量為25640.0m3/h，所帶入熱交的蒸汽量為10693.8kg/h=8593.2kg/h，應(yīng)該補(bǔ)入的水蒸汽量設(shè)為X m3/h.. 則有=0.6，解之X=4744.2 m3/h.==3812kg/h 經(jīng)過(guò)熱交的水汽量為4744.2+10693.8=15438.0

57、m3/h==12405.5kg/h 4）經(jīng)過(guò)熱交的濕煤氣組成為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 H2O 合計(jì) 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 15438.0 41078.0 含量% 23.7 19.3 5.0 13.7 0.3 0.4 37.6 100% 熱交換器（煤氣段）物料平衡表 入塔半水煤氣25640.0m3/h 出塔半水煤氣25640.0m3/h 半水煤氣帶入蒸汽量8593.2kg/h 出口煤氣中帶出蒸汽量24724.2kg/h 補(bǔ)充蒸汽量

58、3812.0kg/h 合計(jì)帶入蒸汽量12405.2kg/h 合計(jì)帶出量蒸汽量12405.2kg/h 2、熱交換器（煤氣段）熱量平衡工藝計(jì)算 1）已知，經(jīng)過(guò)熱交的半水煤氣氣量為25640.0m3/h，進(jìn)入熱交的干半水煤氣帶入熱4456488kj/h，半水煤氣中水蒸汽帶入23373504kj/h。 2）補(bǔ)充蒸汽帶入熱量 已知，補(bǔ)充蒸汽量3812.0kg/h，入爐蒸汽壓力為1.0MPa的飽和蒸汽，加熱制成過(guò)熱蒸汽，按[11]P11查得1.0MPa過(guò)熱蒸汽的熱焓值為3220kj/kg.，過(guò)熱蒸汽溫度為380℃，1.0MPa的飽和蒸汽的熱焓值為2778kj/kg。 補(bǔ)充飽和蒸汽所帶入

59、的熱量為2778×3812.0=10589736kj/h. 補(bǔ)充過(guò)熱蒸汽所帶入的熱量為3220×3812.0=12274640kj/h. 1.0MPa的飽和蒸汽形成過(guò)熱蒸汽所要補(bǔ)充的熱量為（過(guò)熱所需要的熱量） 12274640—10589736=1684904 kj/h. 合計(jì)帶入的總熱量為12274640+4456488+23373504=40104632kj/h， 3）半水煤氣帶出熱量 已知出熱交進(jìn)中變換爐的溫度為300℃, 300℃煤氣的組成及比熱為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計(jì) 組分量m3/h 9743.2

60、7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 25640.0 含量% 38.1 31.0 8.0 22.0 0.4 0.6 100% 300℃比熱kj/m3.℃ 1.300 1.310 1.855 1.300 1.357 1.901 1.351 出熱交時(shí)干半水煤氣所帶出的熱量為：25640.0×300×1.351=10391892kj/h 4）出熱交半水煤氣中的蒸汽所帶出的熱量 查[11]P11操作壓力為0.8MPa，300℃時(shí)的水蒸汽過(guò)熱熱焓為3056kj/kg，煤氣中帶出蒸汽量12405.2kg/h。

61、 出熱交時(shí)半水煤氣中的蒸汽所帶的熱量為3056×12405.2=37910291kj/h. 帶出熱交的熱量為37910291+10391892=48302183kj/h 熱交中所回收的熱量為48302183—40104632=8197551kj/h 熱交換器（煤氣段）熱量平衡表 進(jìn)入量 輸出量 半水煤氣帶入熱4456488kj/h 半水煤氣帶出熱量10391892kj/h 煤氣中蒸汽帶入熱23373504kj/h 煤氣中蒸汽帶出熱37910291kj/h 加入蒸汽帶入熱12274640kj/h 熱交提供熱量8197551kj/h 合計(jì)帶入熱483021

62、83kj/h 合計(jì)帶出熱48302183kj/h 五、中變換爐的物料及熱量平衡計(jì)算 （一）中變爐一段催化劑層物料平衡計(jì)算 1、一段入爐汽/氣比按實(shí)際操作中的0.6 2、入爐濕煤氣組成為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 H2O 合計(jì) 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 15438.0 41078.0 含量% 23.7 19.3 5.0 13.7 0.3 0.4 37.6 100% 3、平衡變換率的計(jì)算 一段催化劑層出口溫度450℃，設(shè)平衡變換率為X p，

63、按[1]P418（4—3—3式）計(jì)算平衡變換率X p=，由A、B、C、D分別為入爐氣體中CO、H2O、CO2、H2起始濃度，按入爐混合組成的氣量為：A=19.3、B=37.6、C=5.0、D=23.7 由[1]P413表4—2—6查得450℃時(shí)的平衡常數(shù)為kp=7.455 W= kp—1=7.455—1=6.455 U= kp.(A+B)+(C+D)= 7.455×(19.3+37.6)+（5.0+23.7）=453 V= kp×A×B—C×D=7.455×19.3×37.6—5.0×23.7=5291 q===2

64、62 平衡變換率X p==77% 4）實(shí)際變換率的計(jì)算 因?yàn)閷?shí)際變換率與平衡變換率有一定差距，即平衡溫距，一段催化劑層出口溫度450℃，取平衡溫距為25℃，設(shè)實(shí)際變換率為X p，按[1]P418（4—3—3式）計(jì)算平衡變換率X p=，由A、B、C、D分別為入爐氣體中CO、H2O、CO2、H2起始濃度，按入爐混合組成的氣量為：：A=19.3、B=37.6、C=5.0、D=23.7 由[1]P413表4—2—6查得450℃時(shí)的平衡常數(shù)為kp=6.053 W= kp—1=6.053—1=5.053 U= kp.(A+B)+(C+D)= 6.053×(19.3+37.6)+（5.

65、0+23.7）=373 V= kp×.A×B—C×D=6.053×19.3×37.6—5.0×23.7=4274 q===230 平衡變換率X p==73% 5）按實(shí)際變換率計(jì)算出一層催化劑的氣體組分 半水煤氣中的氧與H2在催化劑內(nèi)完全反應(yīng)生成水:2H2+O2=2H2O 半水煤氣中的氧量為102.6m3/h，按反應(yīng)所耗的H2為102.6×2=205.2 m3/h 按變換反應(yīng)H2O+CO =H2+CO2，1mol的CO與1molH2O反應(yīng)生成1mol的CO2與1molH2，按[1]P419(4—3—2)式計(jì)算一層

66、催化劑出口CO含量。 X= Vco—進(jìn)入中變氣的CO含量=31% V’co—出中變氣的一層催化劑出口CO含量，又已經(jīng)知道變換率為：X==73% 中變一段催化劑的變換率為：X==73% 解答V/=10.8% 即中變一段催化劑的出口CO含量為10.8% 根據(jù)半水煤氣的組分及組分量為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計(jì) 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 25640.0 含量% 38.0 31.0 8.0 22.0 0.5 0.6 100% 中變

67、出口的CO量為10.8%，由變換反應(yīng)式得知：CO+H2O=CO2+H2 1mol的CO與1mol的H2O反應(yīng)生成1molCO2和1mol的H2，設(shè)參加變換反應(yīng)的CO量為Xm3/h，測(cè)得中變出口的CO量為10.8%，半水煤氣氣量為25640.0m3/h，其中的CO量為7948.4m3/h，除去CO的其它氣體為25640.0—7948.4=17691.6 m3/h,則有 =10.8% =10.8% 解答X=4704.4 m3/h 即參與變換的CO量。 由此可以計(jì)算出一段催化劑層的變換氣的各組分量為： H2:9743.2—205.2+4704.4=14242.4 m3/h, CO:7948.4—4704.4=3243.7m3/h CO2:2051.2+4704.4=6755.6m3/h N2:不變 5640.8 m3/h O2:全部生成水 CH4:不變 153.8 m3/h