合成氨脱碳工段工艺设计

合成氨脱碳工段工艺设计
合成氨脱碳工段工艺设计

?一、设计题目:年产(8+n)万吨合成氨工艺设计(工艺1班,n为学号最后1位数字,分精制、变换、合成等工段)

?二、设计条件(变换工段):

?1、原料(半水煤气)规格:

组成H2 N2 CO CO2 CH4 O2 Σ

V%(干)38.0 22.0 30.0 8.3 1.5 0.2 100.0

半水煤气入系统(入饱和塔)温度为:50℃

?2、产品规格

?出变换工序气体中CO≤3.5%(干);变换气出系统温度35℃

?3、生产方式:加压变换

?半水煤气进系统压力:0.8MPa;系统压差0.05MPa

?4、地区条件:家乡所在地

?5、催化剂型号:型号自选

?6、其他条件:外加蒸汽1.0MPa饱和或过热蒸汽(过热温度为300℃)

?7、年生产日:330天

二.吸收塔和解析塔的物料衡算和热量衡算

通过Aspen plus运行可知:

2.1物料衡算

物质 A B C D G H I 2853.62 1763.50665 1090.11335 1205.37441 3000 3558.13224 879.083677 MoleFlow

kmol/hr

54965.8191 35326.1545 19639.6646 12393.4957 354397.8 377330.459 61219.2335 MassFlow

kg/hr

由图表可知:A=B+C

F+B=D+G

G=H+I

因此物料守恒

2.2热量衡算 物质

A

B C D G H I Enthalpy MMkcal/hr 125.84459

50.892522

75.438109

2.7740238

491.03088

539.14933

96.994725

由图表可知:A=B+C F+B=D+G G=H+I 因此热量守恒

三.吸收塔和解吸塔的结构设计

3.1确定吸收塔塔径及相关参数 3.1.1求取泛点气速和操作气速

已知量:入塔气: V 1=213900 Nm 3/h=192968kg/h ,ρG1=22.45kg/m 3 , M 1=20.208,30℃

出塔气: V 2=151700 Nm 3

/h=74427 kg/h , ρG2=11.99 kg/m 3,M 2=10.99,30℃

出塔液: L 1=4459560+117552+1476=4578590kg/h ,ρL1=1187kg/m 3 , P t1=2.80MPa

入塔液: L 2=4459560+1476=4461040kg/h ,ρL2=1192 kg/m 3 , 30℃,P t2=2.80MPa

黏度:由公式log μ=-0.822+185.5/(T -153.1)mPa.s 得:μL1=2.368mPa·s=8.525kg/(m·h ) μL2=2.596 mPa·s=9.3445kg/(m·h ) 选择d =50mm 塑料鲍尔环(米字筋),其填料因子φ=120m -1,ε=0.90,比表面积a t =106.4m 2/ m 3,Bain-Hougen 关联式常数A =0.0942,K =1.75。

泛点气速u F 可由Eckert 通用关联图或Bain-Hougen 关联式求取,现按Bain-Hougen 关联式计算泛点率关联式求解u F 。

混合气体的密度: 33

3101.31020.2081022.45kg/m 8.315303.15

G PM RT ρ-???===? 2

0.2t G F L 3L lg[]a u g ρμερ???=A-K 11

G 84

L

()()L V ρρ? 2

20.20.2t G F F L 33

L 11

8

4106.422.45lg[]lg 2.3689.810.91187457859022.45

0.0942 1.75(

)()

1929681187

a u u g ρμερ?????????=?? ?????????

=-??

得u F =0.279m/s

取F 0.750.2m/s u u ==

V s =213900(0.10132.8)(30.

15273.

15)=8588.5 m 3/h=2.386 m 3/s

D=4 2.3863.140.20

??=3.8m 。

将入塔流量V s =2.386 m 3/s 分为两股,分别进入两个塔内,则每个塔的入塔流量为V s =0.795m 3/s 。此时每个塔的塔径1.715m ,圆整后取塔径为1.8m.

u =24i Vs D π=Vs Ω=92

.6386.2=0.31m/s

i /2200/50441015D d ==->()(鲍尔环的径比要求)。 取最小润湿速率为:3

W min 0.08m /m h L =?()() 23t 106.4m /m a =

所以L 喷,min =(MWR )t a =0.05×106.4=8.512 m 3/(m 2/h )

L 喷 =2289295kg/h=2289295/11926.92

=277.5>8.512 m 3/(m 2

/h )

经以上校核可知,填料塔直径选用D =1.8m 合理。 3.2填料层高度的计算

选用填料层高度的计算公式

H =2

1y

1y y y Gd K a y y y *--?(()) 采用近似简化的计算方法,即

H =211y y y Gdy K a y y y *--?(()) ≈

1y G K a y m -()2

1

11ln

*21y dy y y y -=--?() 由于其他气体的溶解度很小,故将其他气体看做是惰性气体并视为恒定不变,那么,惰性气体

的摩尔流率G′

G′=106950(10.28)/(3600 6.92)22.4

-?=0.2662kmol/(m 2·

s ) 又溶剂的蒸汽压很低,忽略溶剂的蒸发与夹带损失,并视作为恒定不变,那么有 L′=2229780/(102.09×3600×6.92)=0.8768kmol/(m 2·s )

y 2=0.005,x 2=0.2/22.4

0.2/22.41192/102.09

=+0.000764

吸收塔物量衡算的操作线方程为

G′(2211y y y y ---)=L′(22

11x x

x x ---) 将上述已知数据带入操作线方程,整理得

x =0.15740.0050250.000765

11.0007650.15740.0050251y

y

y

y

-+-+--()()

吸收塔内相平衡方程

将相平衡关系中的气相分压p 和液相中的浓度X 转化为气也两相均以摩尔分率表示的对应关系,即:y=f(x),其转化过程如下:

lgXco 2=lg 0.1402+15

.30825

.644-4.112

x=

22

co co 1X X + y=P CO2/P t

因塔内的压力分布和温度分布未知,现假定总压降与气相浓度差成正比,将气相浓度变化范围十等份成10个小区间,可求得各分点处的压强。温度分布可利用各区间的热量衡算求出。

忽略气体因温升引起的焓变、溶剂挥发带走的热量及塔的热损失,则气体溶解所释放的热量完全被吸收液所吸收,对第n 个小区间作热量衡算有:

LC PL =(t n -t n-1)=L (x n -x n-1)△H S 得: t n =t n-1+(x n -x n-1)△H S /C PL 式中:L 液相摩尔流率,

△H S :第n 区间内溶解气的平均微分摩尔熔解热; △ H S =14654kJ/kmol ;

C PL 第n 区间液体平均定压比热容,其表达式为: C PL = [1.39+0.0018(t -10)]×102.09kJ/(kmol·℃); t = t n-1+100.32(x n -x n-1)。

依据上述数据作出传质推动力及其倒数的计算结果如表1.1。

表4.1 传质推动力及其倒数计算结果

项目 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 y×102 0.5 3.25 6.00 8.75 11.50 14.25 17.00 19.75 22.50 25.25 28.00 x×102 0.076 0.523 0.992 7.484 2.002 2.547 3.121 3.7268 4.368 5.046 5.766 y *×102 0.265 1.8295 3.505 5.303 7.236 9.321 11.575 14.020 16.680 19.582 22.761 T i ,K

303.15 303.60 304.07 304.56 305.05 305.63 306.20 306.81 307.45 308.14 308.86 *-=y y 1f

42.84

70.40

40.08

29.01

23.45

20.29

18.23

17.45

17.18

17.64

19.09

在y 2至y 1之间做偶数等分,对每个y 值算出对应的f (y )=1

1e

y -,然后按《化工原理》[13]中公式(8-87)的Simpson 法求积:

()n y y f y dy ?

=3

ε

(f 0+4f 1+2f 2+4f 3+2f 4+…+2f n-2+4f n-1+f n )

式中的步长: ε0

n y y n

-=

0*n

y y dy

y y -?()= 123y y n -[f 0+ f 10+ (2 f 2+ f 4+ f 6+ f 8) +4(f 1+ f 3+ f 5+ f 7+ f 9)] =0.280.005310

-?[(424.84+19.09)+2×99.14+4×154.79]

=8.563

2111110.005

ln ln

21210.28y y --=--=0.162 N OG =8.563+0.162=8.725

3.2.

4.1 PC 吸CO 2传质系数的计算

采用PC 吸CO 2的专用公式对CO 2传质系数进行计算[14]:

气相:k G =1.195 -0.36

(1-)p G d V με??

??

??

-2/3

G G G P D μ??????

M BM 10V P ??????

kmol/(m 2

·

h·atm ) 液相:k L =0.0150.5

G t L L a μ??????-0.5

L L L P D μ??????L L g P μ??

????

()

4.0p t d a

3.2.

4.2 CO 2在两相中的扩散系数

(1)CO 2在气相中的扩散系数D G

首先计算CO 2在各组分中的扩散系数,然后再计算混合气体中的扩散系数。计算公式如下:

D CO2 -i =

()()1/2

5 1.752

1/31/3111.01310A B t A B T M M P V V -??

?+ ?

????+????∑∑(Pt 的单位。kPa )

D G =2

21-/co i co i

y y D -∑()

查各组分的摩尔质量M i 和分子扩散体积Vi ∑,计算参数为塔底:温度30℃,压力为2.8MPa ;塔顶:温度30℃,压力2.75 MPa 。将CO 2在各组分中扩散系数按上式计算,结果见表4.2。

表4.2 CO 2在各组分中的扩散系数 项目

CO 2 CO H 2 N 2

摩尔质量

44 28 2

28 扩散体积∑i V 26.9

18.9

7.70

17.9

塔顶2,1CO i D - 0.6013×10-6 2.3842×10-6 0.6116×10-6 塔底2,2CO i D - 0.1622×10-6 2.4275×10-6 0.6227×10-6 平均2CO i D -

0.6067×10-6 2.4057×10-6 0.6171×10-6

16-221.191710m /s 0.0043m /h G D -=?=

G1

6

-2

2

1.222310m /s 0.0044m /h D -=?= 平均i CO D -2为平均温度30℃及平均压力

2.775MPa 下的数值。

(2)CO 2在液相中的扩散系数L D

关于CO 2在液相中的扩散系数,有下面的经验公式:

PC CO D -2=9.0123069×10-8T/ L μcm 2 /s (L μ的单位为MPa s ?)

PC CO D -2=7.78×10-8T/ L μcm 2 /s (L μ的单位为MPa s ?)

为使得结果准确,取二者的算术平均值,即

PC CO D -2=8.396×10-8 T/ L μ,塔底、塔顶温度分别为35℃和30℃

。所以 =1L D 8.396×10-8(308.15/2.368)

=1.0926×10-5 cm 2/s =3.933×10-6m 2/h

=1L D 8.396×10-8(303.15/2.596)

=0.9804×10-5 cm 2/s =3.530×10-6m 2/h

式中,2.368MPa s ?和2.596MPa s ?为PC 在35℃和30℃时的黏度。 3.2.4.3气液两相的黏度

(1)气相的黏度μG

μG =0.50.5()()i Gi i i i y M y M μ∑∑(气体混合物的黏度) 0273.15i

m

i G T G μμ??

= ???

(纯组分的黏度) 0

i G μ为0℃、常压下纯气体组分的黏度,MPa s ?。

其中m 为关联指数见表4.3。

表4.3 常压下气体纯组分的黏度

组分 s mP 0?i

G μ

m CO 2 1.34×10-2 0.935 CO 1.66×10-2 0.758 H 2 0.84×10-2 0.771 N 2

1.66×10-2

0.756

在常压及操作温度下,气流中纯组分的黏度计算结果见表4.4。

表4.4 气流中纯组分的黏度计算结果

部 位

CO 2 CO H 2 N 2 塔顶 1.4771×

10-2 1.7964×10-2 0.9103×10-2 1.7961×10-2 塔底 1.4771×

10-2 1.7964×10-2 0.9103×10-2 1.7961×10-2 1

G μ=1.4876×10-5 MPa·s =0.05355)

(h m /kg ?

1G μ=1.4928×10-5 MPa·s =0.05374)

(h m /kg ? (2)液相的黏度 根据log L μ=-0.0822+

185.5

153.1

T - MPa·s 得

1L μ=2.368 MPa·s =8.525kg/(m·h )

2L μ=2.596 MPa·s =9.344kg/(m·h )

3.2.

4.4吸收液与填料的表面张力

吸收液:σ=43.617-0.114t mN/m 则1σ=39.627 mN/m=513565kg/h 2

2σ=40.197 mN/m=520953 kg/h 2 填料:c σ=33 mN/m=427680 kg/h 2 3.2.4.5惰性气体的对数平均分压

塔底压力1 2.8MPa t P =

塔顶压力:取塔内压降为0.5kgf/cm 2,(合49044Pa ) P t2=2800000-49044=2750956 Pa≈2.75 MPa P B1= P t1(1-1,2CO y )=2.8(1-0.28)=2.016 MPa P B2= P t2(1-2,2CO y )=2.75(1-0.005)=2.736 MPa 。

3.2.

4.6气体的摩尔流率

1106950

22.411.5M V =

?=415.1786kmol/(m 2·h ) 27598422.411.5

M V =

?=296.4488 kmol/(m 2

·h ) 3.2.4.7填料的当量直径

d p =4t a ε=4×0.90.9106.4=0.03383m 3.2.4.8气体的质量流率

V G1=1110695020.2088389.9322.422.4 6.92V M ?=?=?Ω?kg/(m 2

·

h ) V G2=227585010.993257.9722.422.4 6.92

V M ?=?=?Ω?kg/(m 2

·

h ) 3.2.4.9气相传质系数

()0.36

2/3

1.195110p G M G G G G BM d V V k D P μμερ--??

??

??=??

?

?-????

??

??

()0.36

2/3

10.033838389.930.05355415.17861.1950.0535510.9022.450.004310 2.3577G k --??

???

??=????

? ?-??????

???? 1.1950.0192 1.4789617.6095=???

20.6199kmol/m h atm =??()

()0.36

2/3

2

0.033833257.970.05374296.44881.1950.0537410.9011.990.004410 2.3577G k --??

???

??=????

? ?-????

??

????

1.1950.02800.98751

2.5736=???

20.4155kmol/m h atm =??() 4.2.4.10液相传质系数

喷淋密度的计算(物料衡算中已经给出入塔液流量)

2112289295199069.1kg/(m h)6.92G L L ===?Ω

2222230520193958.3kg/(m h)6.92

G L L ===?Ω

()0.50.5

1/3

0.4

0.015G L L L t

p t L L L L L g k a

d a D μμμρρ-??????=????

????

??

??

()

1/3

0.5

0.5

80.4

1199069.1835258.525 1.27100.015106.40.083106.48.52511870.0000039331187L k -????????

=???

????

??????

??

0.01514.81440.0234096.9801 2.0340

1.0257=????=

()

1/3

0.5

0.5

80.4

1193958.3835259.344 1.27100.015106.40.083106.49.344511920.00000393311870.00000353L k -??

????

??

=?????

?????????

??

0.01513.96710.0212299.8530 2.03400.9029

=????=

4.2.4.11总传质系数

111G G L

K k Hk =+ 溶解度系数H 在吸收后的溶液为稀溶液,故满足亨利定律。 t S S H c E M E ρ=≈, 1.620439.594atm E t =+

()

11187

102.09 1.62043039.594H =??+

()30.1207kmol/m atm =?

()

11192

102.09 1.62043039.594H =

??+

()30.1324kmol/m atm =?

11110.58120.12070.9754G K =+? 1.72068.4940=+

得:

310.0979/()G K kmol m atm =? 21110.38830.13240.8586G K =+? 1.72068.4940=+ =2.57538.7967+

得320.0879kmol/(m atm)G K =? 根据1y t G K p K =有:

11

2.80.1032 2.8525kmol/(m h)1.1013

y K =?

?=? 21

2.750.0982 2.5192kmol/(m h)1.1013

y K =??=?

4.2.4.12有效传质比表面积

按《化工原理》下册式10-44的恩田等人提出的关联式计算,公式如下:

0.10.20.050.752221exp 1.45w c G G t G t t L L L t a L L a L a a g a σσμρρσ-????????????

=--?? ? ? ? ?????????????

-0.050.20.750.12212833199069.1199069.1106.4199069.11-exp -1.4539.627106.48.5251187 1.27101187513565106.4w t a a ?????????????

=?? ? ? ? ?????????????????? =()1exp 1.450.8718 1.7145 1.20610.90620.9064--????=

2310.9064106.496.4410m /m w a =?=

0.050.20.750.12222833193958.3193958.3106.4193958.31exp 1.4540.197106.49.34451192 1.27101192520953106.4w t a a -????

?????????=--?? ? ? ? ??????????????????

=()1exp 1.450.8625 1.6775 1.2220.85820.8892--????=

2310.8892106.494.6109m /m w a =?= 4.2.4.13体积传质系数

()31 2.852596.4410275.098kmol/(m h)y K a =?=? ()

32

2.519294.6109238.34kmol/(m h)y

K a =?=?

4.2.4.14气相总传质单元高度

()1m y -=2121(1)(1)

ln[(1)/(1)]

y y y y -----

=

(10.005)(10.28)

0.85ln[(10.005)/(10.28)]

---=-- 塔底:1OG H =11(1)y m G K a y =-415.17865

2.1989m 23

3.83

=

塔顶:2OG H =

22294.4488

1.4534m (1-)20

2.59

y m G K a y ==

全塔:121

() 1.8262m 2

OG OG OG H H H =+==1.8262m

填料层的有效传质高度: H= N OG H OG =1.8262×8.725=15.9335m ,设计取填料层高度为16m 。

液体沿填料层下流时,有逐渐向塔壁方向集中的趋势,形成壁流效应。壁流效应造成填料层气液分布不均匀,使传质效率降低。因此,设计中每隔一定的填料高度,需要设置液体再分布装置,即将填料层分段。根据塑料鲍尔环填料的分段要求,可将填料层分为2段设置,每段分8m ,两段之间再设置一个液体再分布器。

塔上部空间高度可取1.4m (1.2-1.5m ),液体再分布器的空间高度1.0m (1-1.5m ),塔底液停留时间按2min 考虑,则塔釜也所占的空间高度H 1为:

H 1=V =Ω

222603600L L ρ??Ω=

22305202603600119211.5??=3.4239m 底部空间高度可取3.5m ,

所以塔的附属总高度H 为:0 1.5 1.0 3.5 6.0m H =++= 4.2.6.1气体进出口压力降

取气体进口接管管径为400mm ,出口管径为374mm ,经校核在允许气体流速范围之内。由公式

2

1

36004G V

u D ρπ=得

122

1196484

18.0984m/s 113600360022.45 3.140.4

44G V u D ρπ===????入

222

2274427

15.6973m/s 113600360011.99 3.140.374

44

G V u D ρπ===????出

则气体进塔口压力将为:

2

2111122.4518.08943673.1222G P u Pa ρ?==??=入

入塔口压力降为:

222211

0.50.511.9915.6973738.6022

G P u Pa ρ?=?=???=出

4.2.6.2填料层压力降

气体通过填料层的压力降采用Eckert 通用关联图计算[15]。

横坐标为:0.50.5

G1L G L2223052022.45()()0.0235964841192

ρωωρ=

?=

查表得:-1120m P Φ=

纵坐标为:220.20.2G P L L 2.212120 1.19422.45

2.5960.06869.811192u g ρψμρΦ????=??= 查图得,451.26pa/m P

Z

?=

填料层压降为:451.2613pa 5860Pa P ?=?= 4.2.6.3其它塔内件的压力降

其它塔内件的压力降

∑?P 比较小,在此可以忽略。

于是得吸收塔的总压力降为: 1233673.12738.60586010271.72Pa f P P P P ?=???=++=

液体分布装置的种类多样,有喷头式、盘式、管式、槽式及槽盘式等。 4.2.7.1液体分布器的选型

选用管式液体分布器。管式液体分布器是由一个主管和若干个分管组成,结构见图。在主槽及分槽的底部分别开一些孔径不同的小孔。当分布器工作时,液体从主槽底部的小孔分流到各分槽,最后通过各分槽底部的小孔均匀地分布在填料上。 (1)计算喷淋点数

按Eckert 建议值[16],鲍尔环直径在50mm 时,最小喷淋点密度为35点/m 2。参照上述文献及该塔液相负荷较大、气相负荷较小等特点,最终设计取喷淋点密度S P =200点/m 2 。则总布液点数为N=0.785×2.752×200=2344.14≈2344点。

按分布点几何均匀与流量均匀的原则,进行布点设计。将2374个点对称地分为30排各管的孔数分配见表4.5。

表4.5 布液管管数及孔数

水平和垂直主管内径计算:

水平和垂直主管内径为入塔液管的内径,10.575m 575mm L d d === 直列排管直径d 1的计算:

按液体流速为1.5m/s ,共设计布置30排,得

122305204

0.086m 86mm 36001192 3.14 1.5302

d ?=

==?????

(2)确定孔间距

设定分布器与塔内径距离为20mm ,则

()280020230859mm 30

t -?-?==

每根直列排管下部排2排布液孔,孔径为5mm 。

直列排管式液体分布器的安装位置高于填料层表面150mm 。 4.2.7.1液体再分布器

实践表明,当喷淋液体沿填料层向下流动时,不能保持喷淋装置所提供的原始均匀分布状态,液体有向塔壁流动的趋势。因而导致壁流增加、填料主体的流量减小,影响了流体沿塔横截面分布的均匀性,降低传质效率。所以,设置再分布装置是十分重要的。可选用多孔盘式再分布器。 2.8.1设计气速选取:

液泛气速:-118722.45

7.202m/s 22.45

L G f G u K

ρρρ-=== 根据气体流速和流量选取丝网除沫器的规格:

管数

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15 孔数 144 144 152 152 156 156 158 158 162 162 162 162 164 164 164 管数

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

1150mm 410mm 2000242kg H H D G ====,,,

釜液从塔底出口管流出时在出口管中心形成一个向下的漩涡流,使塔釜液面不稳定,且带出气体,再有泵的情况下,气体进入泵内,影响泵的正常运转,故需在釜液出口应安装涡流挡板。根据出塔液管径为400mm ,选取挡板宽度A =800mm ,支架高度B =400mm ,宽度t=4mm ,重M 1=21.3kg 。

填料支撑装置对于保证填料塔的操作性能具有重大作用。采用结构简单、自由截面较大、金属耗用量较小的栅板作为支撑板。

(1)栅板外径=-(10-40mm)T D D =,当塔内径较大时,T D 应D 减大值。

故-402750-402710mm T D D ===。由于本塔的直径大于800mm ,所以采用分块式栅板。由于

每块栅板宽度应小于400mm (便于通过450mm 的人孔),设计栅板由6块组成,每块宽度为2170

361mm 6

=,且需要将其搁置在焊接于塔壁的支持圈或支持块上。 (2)栅板间距t 为填料环外径的0.6-0.8倍,t =0.80.85040mm t =?=。 栅板条宽度S 一般取10mm ,高度取4mm 。

查《化工设备设计手册》[17],选用梁形气体喷射式限制器(HG/T21512-1995),公称直径DN800-4000mm 的限制器,采用卡子K10B(K14B)(JB1119-1981)。采用金属床层限制器。

设计位于塔底的进气管时,主要考虑两个要求:压力降要小和气体分布要均匀。本设计由于填料层压力降较大,减弱了压力波动的影响,从而建立了较好的气体分布;同时,本装置由于直径较小,可采用简单的进气分布装置。由于为了对碳丙液的合理回收利用,所以对排放的净化气体中的液相夹带要求较严格。可采用塑料丝编结而成的丝网除沫器除液沫装置。

裙座的组成包括裙座筒体、基础环、地脚螺栓座、人孔、排气孔、排液孔、引出管通道、保温支撑圈等。本设计采用圆筒形裙座。

表4.6 填料吸收塔计算一览表 吸收塔类型:塑料鲍尔环吸收填料塔 混合气处理量:213900Nm 3/h

工艺参数

物料名称 碳酸丙烯酯(PC ) 合成氨变换气

操作压力,kPa

2800 2800 操作温度,℃

35 35 流量,kg/h

2230520 96484 塔径,mm 两个塔,每个塔塔径2100

填料层高度,m

16 填料层压降,KPa

5.86 操作气液比 5

6.94 4.3确定解吸塔塔径及相关参数

解吸塔的设计条件:

碳酸丙烯酯液(富液)处理量为吸收塔出塔液量L 1=4578590kg/h ,311187kg/m L ρ=,35℃,1 2.80MPa t P =

出塔液为吸收塔入塔液量3224461040kg/h 1192kg /m L L ρ==,

已知条件:

入塔液为吸收塔处塔液量:1574578590kg /h L =, 由PC 密度公式1223.3 1.032t ρ=-得在25℃时311197kg /m L ρ=, CO 2在解析塔出口浓度为y 1,CO 2的解析率为98%。

由98%1y

y η==-得

0.4950y =

解析塔出塔液为吸收塔入塔液量,24461040kg /h L =,密度在35℃为3L2ρ=1192kg /m 设出塔气G 2,入塔气量G 1,则由塔内CO 2物量守恒得: 121122--L L G y G y =

2457859044610400.495G -=

得2237474kg/h G =

入塔气:1237474-(4578590-4461040)119920kg/h G ==

选择d=50mm 塑料鲍尔环(米字筋),其填料因子φ=120m -1,ε=0.90,比表面积a t =106.4m 2/ m 3,Bain-Hougen 关联式常数A =0.0942,K =1.75。

泛点气速u 2F =可由Eckert 通用关联图或Bain-Hougen 关联式求取,现选用Bain-Hougen 关联式求解u F 。

查化工原理得温度为100℃,压力位101.3KPa 时饱和水蒸气的密度310.5970kg /m ρ=。

出塔液平均摩尔质量21844

31kg/mol 2

B M +==

出塔气密度3231

1.3839kg/m 2

2.4

ρ==

入塔液平均摩尔质量218kg/mol B M =

2

0.2t G F L 3L lg[]a u g ρμερ???=A-K 11

G 84

L

()()L V ρρ? 14

18

20.23

2106.40.59744610400.5929lg 2.5960.0942-1.759.810.911921199201192lg 0.009-1.5627

F F u u ???????????=?? ??? ? ???????????

=?= 20.0090.027F u ?= 则u F =1.7m/s

取F 0.6 1.04m/s u u ==

V s =119920m 3/h=2.7724 m 3/s

D =

4 2.7240

3.14 1.04

??=3.76m

将入塔流量V s =2.7724 m 3/s 分为两股,分别进入两个塔内,则每个塔的入塔流量为V s =1.387m 3/s 。

此时每个塔的塔径4 1.387

2.36m

3.140.2

i D ?=

=?,圆整后取塔径为2.4m 。每个塔的截面积:2220.785 4.906m 5.0m i S D ==≈

u=

2

4D

Vs =Vs S =m/s 77.125.017.724

=? D/d=2500/50=50>(10-15)(鲍尔环的径比要求)

取最小润湿速率为:32min ()0.08m /(m h)W L =?

32/4.106m m a t =

所以L 喷,min =(MWR )t a =0.05×106.4=8.512 m 3/(m 2/h )

L 喷 =4578590kg/h=2230520/1187

375.825.0

=>8.512 m 3/(m 2/h )

经以上校核可知,填料塔直径选用 3.0D m =合理。 4.4填料层高度的计算

选用填料层高度的计算公式

H=2

11y y y y

Gd K a y y y *--?(()) 采用近似简化的计算方法,即

H=211y y y

Gdy K a y y y *--?(()) ≈

1G Kya y m -()21

11ln *21y dy y y y -=--?()

由于其他气体的溶解度很小,故将其他气体看做是惰性气体并视为恒定不变,那么,入塔气体的摩尔流率G′

G′=

22230520

/(3600 5.0) 5.5333kmol /m s 22.4

?=?()

又溶剂的蒸汽压很低,忽略溶剂的蒸发与夹带损失,并视作为恒定不变,那么有 L′=22289295102.93600 5.0 1.2360kmol /m s ??=?∈()

y 2=0.4595,x 2=0.2/22.4

0.2/22.41192/102.09

=+0.000764

吸收塔物量衡算的操作线方程为

G′(2211y y y y ---)=L′((2211x x

x x ---) 将上述已知数据带入操作线方程,整理得

x=0.1574(0.005025)0.000765

11.0007650.1574(0.005025)

1y

y

y

y

-+-+--

吸收塔内相平衡方程

将相平衡关系中的气相分压p 和液相中的浓度X 转化为气也两相均以摩尔分率表示的对应关系,即:y=f(x),其转化过程如下:

lgX co 2=lg 0.1402+15

.30825

.644-4.112

x =

22

1co co X X + y =P CO2/P t

因塔内的压力分布和温度分布未知,现假定总压降与气相浓度差成正比(实际上与填料层高度成正比,因填料层高度待求),将气相浓度变化范围十等份成10个小区间,可求得各分点处的压强。温度分布可利用各区间的热量衡算求出。

忽略气体因温升引起的焓变、溶剂挥发带走的热量及塔的热损失,则气体溶解所释放的热量完全被吸收液所吸收,对第n 个小区间作热量衡算有:

LC PL =(t n -t n-1)=L (x n -x n-1)△H S 得: t n =t n-1+(x n -x n-1)△H S /C PL 式中:L 液相摩尔流率,

△H S :第n 区间内溶解气的平均微分摩尔熔解热, △ H S =14654kJ/kmol ;

C PL 第n 区间液体平均定压比热容,其表达式为: C PL = [1.39+0.0018(t -10)]×102.09kJ/(kmol·℃); t = t n-1+100.32(x n -x n-1)

依据上述数据作出传质推动力及其倒数的计算结果如表4.7。

表4.7 传质推动力及其倒数的计算结果

项目 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 y×102 0.5 3.25 6.00 8.75 11.5 14.2 17.0 19.75 22.5 25.2 28.0 x×102 0.07 0.52 0.99 1.48 2.00 2.54 3.12 3.72 4.36 5.04 5.76 y *×102 0.26 1.83 3.50 5.30 7.23 9.32 11.5 14.02 16.6 19.5 22.7 T i ,K

303.1 303.6 304.0 304.5 305.0 305.6 306.2 306.8 307.4 308.1 308.8

1f y y *=-() 44.84 70.40 40.08 29.01 23.45 20.29 18.23 17.45 17.18 17.64 19.09

在y 2至y 1之间做偶数等分,对每个y 值算出对应的f (y )=

1

1e

y -,然后按Simpson 法求积:()f y dy ?=

3

ε

(f 0+4f 1+2f 2+4f 3+2f 4+…+2f n-2+4f n-1+f n ) 式中的步长 ε=

n y y n

-

1357961.3021.4215.5414.48f f f f f ++++=+++=102.44

246830.1813.548.447.64f f f f +++=+++=59.8 0*n y y dy

y y -?()= 123y y n -[f 0+ f 10+ 2 (f 2+ f 4+ f 6+ f 8) +4(f 1+ f 3+ f 5+ f 7+ f 9)] =0.49590310

-?[(135.67+9.09)+2×99.14+4×154.79]

=9.8562m 2111110ln ln 21210.4959

y y --=--=0.3466m N OG =9.8562+0.3466=10.2028 4.4. 4.1PC 吸CO 2传质系数的计算

采用PC 吸CO 2的专用公式对CO 2传质系数进行计算

气相:k G =1.195 -0.36

(1-)p G d V με??

??

??

-2/3

G G G P D μ??????

10M BM V P ???

???

kmol/(m 2

·

h ·atm ) 液相:k L =0.0150.5

G t L L a μ??????-0.5

L L L P D μ??????L L g P μ??

????

()0.4t p a d kmol/(m 2·h ·atm )

4.4.4.2 CO 2在气液两相中的扩散系数

(1)CO 2在气相中的扩散系数

塔顶:6-221 1.191710m /s 0.0043m /h G D -=?= 塔顶:6-221 1.191710m /s 0.0044m /h G D -=?= (2)CO 2在液相中的扩散系数L D

关于CO 2在液相PC 中的扩散系数,有下面的经验公式: 2CO PC D -=9.0123069×10-8T/ L μcm 2 /s (L μ的单位为MPa s ?) 2CO PC D -=7.78×10-8T/ L μcm 2 /s (L μ的单位为MPa s ?)

为提高结果的准确性,现取二者的算术平均值,得: 2CO PC D -=8.396×10-8 T/ L μ,塔底、塔顶温度分别为25℃和30℃。所以 1L D =8.396×10-8(298.15/2.368) =1.0926×10-5 cm 2/s =3.530×10-6m 2/h =1L D 8.396×10-8(303.15/2.596)

=0.9804×10-5 cm 2/s =3.830×10-6m 2/h

式中, 2..568MPa s ?和2.396MPa s ?为PC 在25℃和30℃时的黏度。 4.4.4.3气液两相的黏度

根据log L μ=-0.0822+185.5

153.1

T -MP ·a ·s 得

1L μ=2.368MPa s ?=8.525kg/m h ?() 2L μ=2.596MPa s ?=9.344kg/m h ?() 4.4.4.4解析液与填料的表面张力 解析液:σ=43.617-0.114t mN/m

则1σ=32.217 mN/m=417532kg/h 2

2σ=40.767 mN/m=528340 kg/h 2

填料:c σ=33 mN/m=427680 kg/h 2(聚乙烯填料) 4.4.4.5气体对数平均分压

塔底压力P t1=0.1013MPa

塔顶压力:取塔内压降为0.5kgf/cm 2,(合49044Pa )

P t2=101310-49044=52266Pa≈0.05226 MPa 。

P B1= P t1 (1-1,2CO y )=0.1013(1-0)=0.1013 MPa P B2= P t2 (1-2,2CO y )=2.75(1-0.05)=2.736 MPa

4.4.4.6气体的摩尔流率

V M1=259962

457.78kmol /m h 22.4 5.0=??()

V M2=2118737

150.57kmol /m h 22.4 5.0

=??()

4.4.4.7填料的当量直径 d p =m 03383.04.106/9.044=?=t a ε

4.4.4.8气相传质系数

()0.36

2/3

p G M G G G G BM 1.195110d V V k D P μμερ--????

??=??

? ?-????

??

??

()0.36

2/3

10.03383452.390.2838757.781.1950.283810.900.59700.005210 2.3577G k --??

???

??=????

? ??-??????

???? 1.1950.10390.050810.33=???

20.6521kmol/m h atm =??()

()0.36

2/3

G2

0.033832076.640.15751500.571.1950.157510.90 1.38390.005310 2.3577k --??

???

??=????

? ??-????

??

???

?

1.1950.04860.129763.6455=???

20.4794kmol /m h atm =??() 4.4.4.9液相传质系数

喷淋密度的计算(物料衡算中已经给出入塔液流量)

21G12230520631428.2kg/(m h)5.0L L S ===?

22G22289295648066.5kg/(m h)5.0

L L S ===?

由()0.5-0.5

1/3

0.4

G L L L t p t L L L L L μμg k =0.015a d a μρD ρ??????????

????

??

??

()0.5

-0.5

L11/3

8

0.4

631428.29.3440.015106.49.34411920.0000039339.344 1.2710106.40.033831192k ??

??

=??

??????

??

?????????

0.01525.200.022499.85 2.0340

1.7187m/h

=????=

()

1/3

0.5

0.5

80.4

L1648066.58.5258.525 1.27100.015106.40.03383106.48.52511870.0000039331187k -??

????

??

=???

??

??????

??

??

0.01526.730.0234384.56 2.0347.3387m/h

=????=

4.4.4.10总传质系数

L

G G Hk k K 111+= 溶解度系数H 在吸收后的溶液为稀溶液,故满足亨利定律:

t S S H c E M E =≈ρ, 1.620439.594atm E t =+

()

11197

102.09 1.62043039.594H =

??+

()30.1446kmol/m atm =?

()

594.39256204.109.1021192

2+??=

H

()30.0237kmol /m atm =?

4808

.00783

.01024.09754

.01207.015812.0111=+=?+

=G K 得3G1K 2.0799kmol /(m atm)=? 4786

.00021

.04765.03387

.72307.014794.0112=+=?+

=G K

得:)/(0893.232atm m kmol K G ?=

在常压下有:y G K K =有:

)/(8525.22.0799K 3G 11h m kmol K y ?== )/(2.0893K 3G 22h m kmol K y ?==

4.4.4.11有效传质比表面积

?????

????????? ?????? ?????? ????? ??--=-2.0205.0221.075.045.1exp 1t L G L t G L t G c t w a L g a L a L a a σρρμσσ ??

??????

?????? ??--=1

.075.019.3444.10663142840.7673345.1exp 1t w a a ??

?

?????

? ???????

? ?????-2

.02

05.0822

4.10641753279116314281027.179114.106631428 =()0.96611.49740.95819067.15348.04

5.1exp 1=????-- 23w1a 0.966110

6.4102.79m /m =?=

??

?????? ?????? ??--=1

.075.028.5254.1063648066.5

776.403345.1exp 1t w a a ??

?

?????

? ???????

? ?????-2

.02

05.0822

4.1068340528711648066.51027.187114.106648066.5 =()8972.00994

.01.07189293.10.853445.1exp 1=????-- 23w2a 0.8972106.495.4621m /m =?=

4.4.4.12体积传质系数

()

31

207991027921379kmol/(m h)=?=?y

K a ...

()

3y

2

K a 2.089395.4621199.45kmol /(m h)=?=?

4.4.4.13气相总传质单元高度

()=

-m y 1)]

1/()1ln[()

1()1(1212y y y y -----

=

9214.00.5

1ln 0.5

)]

01/()4959.01ln[()01()4959.01(==-----m 塔顶、塔底的气相质量流率:

211222V 119924

G 336.81kg /m h S 22.47.06522.4

V 237474

G 258.78kg /m h S 22.422.47.065=

==???==???()

()

塔底: 1.7098m 0.9214213.79336.81

)1(H 11OG1=?=-=m

y y a K G )(

塔顶:

OG y m

G 258.78

H 1.4081m K a (y)199.450.9214===-?()2221

全塔: H OG =OG1OG21

(H H ) 1.559m 2

+=

填料层的有效传质高度m 3142.152028.101.559H N H O G O G =?=?=

设计取填料层高度为16m 。

塔上部空间高度可取1.4m (1.2-1.5m ),液体再分布器的空间高度1.4m (1-1.5m ),塔底液停留时间按2min 考虑,则塔釜也所占的空间高度H 1为:

H 1=

V L L 2

2

260

3600ρΩ

??=

=??0

.5119236002230520

60

2 5.4239m 底部空间高度可取5.5m ,

所以塔的附属高度H 为H 1.5 1.4 5.58.4m =++= 4.4.6.1气体进出口压力降

取气体进口接管管径为400mm ,出口管径为374mm ,经校核在允许气体流速范围之内。 由公式

2

G V

u 1

3600D 4=

ρπ得

18.0984m/s 0.43.144145.22360096484

D 413600V u 2

2

1G11=????==π入ρ

.6973m/s 51374.03.144

199.11360074427

D 413600V u 2

2

2G22=????==π出ρ

则气体进塔口压力将为:

.12Pa 36730894.1845.222

1

u 21P 22G11=??==

?入ρ 入塔口压力降为:

738.60Pa 15.697311.992

1

0.5u 210.5P 22G22=???=?

=?出ρ 4.4.6.2填料层压力降

气体通过填料层的压力降采用Eckert 通用关联图计算

横坐标为:

0235.0)1192

45.22(964842230520)(5

.05.02G1G =?=L L ρρωω 查表得:1201-=Φm P

纵坐标为:0686.02.5961192

22.4581.9194.1201212.22

.022.0G 2=????=??ΦL L P g u μρρψ

查图得,

m /pa 26.451=?Z

P

填料层压降为:0Pa 5861326.451=?=?pa P

4.4.6.3其它塔内件的压力降

其它塔内件的压力降P ?∑比较小,在此可以忽略。于是得吸收塔的总压力降为:

Pa 72.10271586060.73812.3673P P P P 321f =++=?+?+?=?。

4.4.7.1液体分布器的选型

一个主管和若干个分管组成。在主管及分管的底部分别开一些孔径不同的管式液体分布器。当分布器工作时,液体从主管底部的小孔分流到各分管,最后通过各分管底部的小孔均匀地分布在填料上。

(1)计算喷淋点数N

参照上述两种文献及该塔液相负荷较大、气相负荷较小等特点,最终设计取喷淋点密度S P =200点/m 2 。则总布液点数为N =0.785×2.752×200=2344.14≈2344点。

按分布点几何均匀与流量均匀的原则,进行布点设计。 将2374个点对称地分为30排各管的孔数分配见下表4.2。

4.8 液体分布器管数和孔数分配

(2)水平和垂直主管内径计算:

水平和垂直主管内径为入塔液管的内径, d =d L1=0.575m=575mm (3)直列排管直径d 1的计算:

按液体流速为1.5m/s ,共设计布置30排,得

...d ?=

==?????122305204

0086m 86mm 3600119231415302

(4)确定孔间距t

设定分布器与塔内径距离为20mm ,则 t ()mm 930

853********=?-?-=

每根直列排管下部排2排布液孔,孔径为5mm 。

直列排管式液体分布器的安装位置高于填料层表面150mm 。 4.4.7.2液体再分布器

实践表明,当喷淋液体沿填料层向下流动时,不能保持喷淋装置所提供的原始均匀分布状态,液体有向塔壁流动的趋势。因而导致壁流增加、填料主体的流量减小,影响了流体沿塔横截面分布的均匀性,降低传质效率。所以,设置再分布装置是十分重要的。可选用多孔盘式再分布器。 4.4.7.3防涡流挡板的选取

管数 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 孔数 144 144 152 152 156 156 158 158 162 162 162 162 164 164 164 管数

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

釜液从塔底出口管流出时在出口管中心形成一个向下的漩涡流,使塔釜液面不稳定,且带出气体,再有泵的情况下,气体进入泵内,影响泵的正常运转,故需在釜液出口应安装涡流挡板。根据出塔液管径为400mm ,选取挡板宽度A =800mm ,支架高度B =400mm ,宽度t =10mm ,重M 1=21.3kg 。 4.4.7.4填料支撑装置

填料支撑装置对于保证填料塔的操作性能具有重大作用。采用结构简单、自由截面较大、金属耗用量较小的栅板作为支撑板。

(1)栅板外径=40mm)-(10-D D T =,当塔内径较大时,T D 应D 减大值。 故2710mm 40-275040-D D T ===。由于本塔的直径大于800mm ,所以采用分块式栅板。由于每块栅板宽度应小于400mm (便于通过450mm 的人孔),设计栅板由6块组成,每块宽度为

mm 3616

2170

=,且需要将其搁置在焊接于塔壁的支持圈或支持块上。 (2)栅板间距t 为填料环外径的0.6-0.8倍,t=0.8mm 40508.0t =?=。

栅板条厚度S 一般取4mm ,高度根据

设计位于塔底的进气管时,主要考虑两个要求:压力降要小和气体分布要均匀。本设计由于填料层压力降较大,减弱了压力波动的影响,从而建立了较好的气体分布;同时,本装置由于直径较小,可采用简单的进气分布装置。由于为了对碳丙液的合理回收利用,所以对排放的净化气体中的液相夹带要求较严格,故可采用塑料丝编结而成的丝网除沫器除液沫装置。

根据出塔气的流速和管径选取丝网除沫器的规格: H =150mm ,H 1=410mm ,D =2000mm ,G =242kg 。

4.9填料解吸塔计算一览表 解吸塔类型:塑料鲍尔环解析填料塔

物料名称 富液(碳酸丙烯酯) 解吸气(水蒸汽)

操作压力,KPa 101.3 101.3 操作温度,℃ 25 100 液体密度,kg/m 3 1192 0.5970 流量,kg/h 2230520

96484

塔径,mm (分为两个塔,每个塔塔径2400)

填料层高度,mm 22000 填料层压降,KPa 5.86 黏度,kg/m·h

9.3445

5 塔内件机械强度设计及校核

5.1吸收塔机械强度设计及校核

选用16MnR 钢板,查《化工设备机械基础》[18]

表9-4得: MPa 170][t =δ焊接采用双面焊100%无损探伤检查,焊接接头系数00.1=?,则由筒体的计算厚度为:

[]c iD c 2.82100

9.96mm 221701 2.8

p D t p δσ??=

==-??-

查《化工设备机械基础》表9-10。得10.8=C mm ,取腐蚀裕量22=C mm ,则 设计厚度d 2C 9.96211.96mm =+=+=δδ 圆整后取名义厚度d 1n 12mm C V δ=δ++= 5.1.2.1塔壳和裙座的质量

圆筒质量

塔体圆筒总高度025m =H

()2

210-4

=

i m D D H π

ρ

()2

232112

2100257.85104

=

-???=π

7702.8kg

5.1.2.2封头质量

查文献[19]得:DN2100,壁厚12mm 的椭圆形封头的质量为251kg ,则 22512502kg =?=m

5.1.2.3 裙座质量

裙座尺寸:is os 2100mm 2112mm D D ==,。

()2

23os

is s -4

m D D H π

ρ=

2232.112 2.157.851023704

=-???=π()kg 011237702.8502237010574.8kg =++=++=m m m m

5.1.2.4塔内构件质量

查文献[17]得聚丙烯鲍尔环填料的堆积密度为3

m /kg 76,则填料层重量

2020.785.116764209.6kg m 2=???=

5.1.2.5人孔、法兰、接管与附属物质量

0.250.2510574.82643.7kg ==?=a 01m m

5.1.2.6保温材料质量

'm 03

为封头保温层质量 ()??'=+-+?

?

s m D D H m πδρ2

203000203

224 ()()2

22.11620.1 2.1162530020.5870.3983004558.4??=

?+?-??+?-?=?

?πkg 4

5.1.2.7平台、扶梯质量

()()04??=

?

?22

0s 0s P F F π1m D +2δ+2B -D +2δ×nq +q H 42 ()()22

12.11620.120.9 2.11620.1221504036

23471.3kg ??=

?+?+?-+????+??

?=π4 式中:

F H —扶梯高度,为36m ;F q —笼式扶梯的单位质量,为m /0kg 4;n —平台数量。

5.1.2.8操作时塔内物料质量

0545785904461040

58775kg 2

-=

=m

(1)全塔操作质量

00102030405a m m m m m m m =+++++ kg

8.842327

.2643587753.34714.45586.42098.10574=+++++=

(2)塔设备最小质量min m

min 01020304a .=++++m m m m m m 02

kg

12.220907

.26433.34714.45586.42092.08.10574=+++?+=

(3)塔自振周期计算

3

013

90.3310-=?e i

m H T H

ES D s 1.12100

10109.131000

8.8423231

33.903

5=?????= 由《塔设备》[19]中查得:45.0a max =(设计地震烈度8级)。 由文献[19]查得:0.3g T =(2类场地土,近震)。 图

5-1 塔体和裙座机械计算简图

地震影响系数0.9

0.9

g 1max 10.30.450.141.1T T αα????==?= ? ?????

结构综合影响系数 Z 0.5C =。

i 31000

/14.762100

H D ==,接近于15,且塔高大于20m ,所以必须考虑高振型影响。确定危险

界面。

0-0截面为裙座基底截面,1-1截面为裙座人孔出截面,2-2截面为裙座与塔体焊缝处截面。 0-0截面:

0-0E

Z 016

35

M C a m gH '=1 mm N 101.60231000

9.8184232.80.140.535168??=?????=

881.25 1.25 1.60210 2.00310N mm 0-0

0-0E E M M '==??=?? 1-1截面:

()1-1 3.5 2.5 3.5

Z 10E

2.5

810-144175C a m g M H H h h H

'=+ ()

mm N 10747.110004100031000310001031000

17581.98.8423214.05.0885

.35.25.35

.2??=?+?????????= 1-1

1-188E E

1.25 1.25 1.74710

2.18410N mm M M '==??=?? 2-2截面:

合成氨变换工段车间布置图Word版

摘要 变换工段是指一氧化碳与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。一氧化碳变换既是原料气的净化过程,又是原料气制备的继续。目前,变换工段主要采用中变串低变的工艺流程。本设计针对中低温串联变换流程进行设计,对流程中各个设备进行物料、能料衡算、以及设备选型,并绘制了带控制点的流程图。 关键词:合成氨,变换,工艺设计,设备选型

30kt/a Retention Of Ammonia Synthesis Process Preliminary Design Abstact Transform section refers to the reactions that produce carbon dioxide carbon monoxide and hydrogen and water vapor in the process. Carbon monoxide transformation is the gas material purification process, and the preparation of gas material to continue. At present, the transformation mainly by grow string sections of variable process low. This design of low-temperature series transformation process of process design, materials, each device can material calculation, and the equipment selection, and plotted take control in the flow chart and variable furnace equipment assembly drawing. Keywords:ammonia, transformation, process design,equipment choice

年产3000吨丙烯氰(AN)合成工段换热器工艺设计1

年产3000 吨丙烯氰合成工段换热器工艺设计

目录 一、设计说明 (3) 1.1 概述 (3) 1.2丙烯腈生产技术的发展概况 (3) 1.2.1国外的发展情况 (3) 1.2.2国内的发展情况 (4) 1.3 世界X围内产品的生产厂家、产量 (6) 1.4世界X围内生产该产品的所有工艺及其分析 (7) 1.4.1环氧乙烷法 (7) 1.4.2 乙炔法 (7) 1.4.3丙烯氨氧化法 (7) 1.5设计任务 (8) 二、生产方案 (8) 2.1 工艺技术方案及原理 (8) 2.2 主要设备方案 (9) 2.2.1催化设备 (9) 2.2.2控制系统 (10) 三、物料衡算和热量衡算 (10) 3.1 生产工艺及物料流程 (10) 3.2 小时生产能力 (14) 3.3 物料衡算和热量衡算 (14) 3.3.1反应器的物料衡算和热量衡算 (14) 3.3.2废热锅炉的热量衡算 (17) 3.3.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算 (18) 3.3.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算 (21) 3.3.5换热器物料衡算和热量衡算 (27) 3.3.6丙烯蒸发器热量衡算 (32) 3.3.7丙烯过热器热量衡算 (33) 3.3.8氨蒸发器热量衡算 (33) 3.3.9气氨过热器 (34) 3.3.10 混合器 (34) 3.3.11 空气加热器的热量衡算 (35) 3.3.12吸收水第一冷却器 (36) 3.3.13 吸收水第二冷却器 (36) 四、主要设备的工艺计算 (37) 4.1 空气饱和塔 (37) 4.2 水吸收塔 (40) 4.3 合成反应器 (43) 4.4 废热锅炉 (45) 五、环境保护要求 (46) 5.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理 (46) 六、参考文献 (50) 1设计说明

生产管理--年产五万吨合成氨变换工段工艺初步 精品

四川理工学院 毕业设计 题目年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计 系别化学工程与工艺 专业无机化工 011 指导教师 教研室主任 学生姓名 接受任务日期 20XX年2月28日 完成任务日期 20XX年6月1日

四川理工学院 毕业论文任务书 材料与化学工程系无机化工专业2001-1 班题目年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计 起迄日期20XX年 2 月25 日起至20XX 年 6 月1日止 指导老师 教研室主任(签名) 系主任(签名) 学生姓名 批准日期20XX 年 2 月25 日 接受任务日期20XX 年 2 月25 日 完成任务日期20XX 年 6 月 1 日

一、设计(论文)的要求: 1、说明书包括前言,合成氨变换工段工序原理,工艺条件及工艺流 程确定,以及主要设备的选择说明,对本设计的评述。 2、计算部分包括物料衡算,热量衡算,有效能利用率计算,主要设备 计算。 3、图纸带控制点的工艺流程图。 二、设计(论文)的原始数据: 天然气成分:以鸿化厂的实际工作数据为依据来进行。 年工作日330天,其余数据自定。 三、参考资料及说明: 《化工工艺设计手册》(上、下册)、《氮肥工艺设计手册》理化数据、《化肥企业产品能平衡》、《小合成氨厂工艺技术与设计手册》、《合成氨工学》、《化工制图》、《化工原理》、《化学工程》、《化工设计概论》以及关于氮肥的其他相关杂志。

目录 1.前言 (4) 2.工艺原理 (4) 3.工艺条件 (5) 4.工艺流程的确定 (6) 5.主要设备的选择说明 (6) 6.对本设计的综述 (6) 第一章变换工段物料及热量衡算 (8) 第一节中变物料及热量衡算 (8) 1.确定转化气组成 (8) 2.水汽比的确定 (8) 3.中变炉一段催化床层的物料衡算 (9) 4.中变炉一段催化床层的热量衡算 (11) 5.中变炉催化剂平衡曲线 (13) 6. 最佳温度曲线的计算 (14) 7.操作线计算 (15) 8.中间冷淋过程的物料和热量计算 (16) 9.中变炉二段催化床层的物料衡算 (17) 10.中变炉二段催化床层的热量衡算 (18) 第二节低变炉的物料与热量计算 (19) 第三节废热锅炉的热量和物料计算 (24) 第四节主换热器的物料与热量的计算 (26) 第五节调温水加热器的物料与热量计算 (28) 第二章设备的计算 (29) 1. 低温变换炉计算 (29) 2. 中变废热锅炉 (31) 及致谢 (35)

合成氨工艺流程

合成氨工艺流程标准化管理部编码-[99968T-6889628-J68568-1689N]

将无烟煤(或焦炭)由炉顶加入固定床层煤气发生炉中,并交替向炉内通入空气和水蒸汽,燃料气化所生成的半水煤气经燃烧室、废热锅炉回收热量后送入气柜。 半水煤气由气柜进入电除尘器,除去固体颗粒后依次进入压缩机的Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ段,加压到~,送入脱硫塔,用溶液或其他脱硫溶液洗涤,以除去硫化氢,随后,气体经饱和塔进入热交换器,加热升温后进入一氧化碳变换炉,用水蒸汽使气体中的一氧化碳变为氢。变换后的气体,返回热交换器进行降温,并经热水塔的进一步降温后,进入变换器脱硫塔,以除去变换时产生的硫化氢。然后,气体进入二氧化碳吸收塔,用水洗法除去大部分二氧化碳。脱碳后的原料进入压缩机Ⅳ、Ⅴ段,升压到压缩机~后,依次进入铜洗塔和碱洗塔,使气体中残余的一氧化碳和二氧化碳含量进一步降至20(ppm)以下,以满足合成氨的要求。 净化后的原料气进入压缩机的最后一段,升压到~MPa进入滤油器,在此与循环压缩机来的循环气混合,经除油后,进入冷凝塔和氨冷器的管内,再进入冷凝塔的下部,分离出液氨。分离出液氨后的气体进入冷凝塔上部的管间,与管内的气体换热升温后进入氨合成塔。在高温高压并有催化剂存在的条件下,将氮氢气合成氨。出合成塔的气体中,约含氨10~20%,经水冷器与氨冷器将氨液化并分离后,其气体进入循环压缩机循环使用。分离出的液氨进入液氨贮槽。 原料气的制备:制备氢氮比为3:1的半水煤气 即造气。将无烟煤(或焦炭)由炉顶加入固定床层煤气发生炉中,并交替向炉内通入空气和水蒸汽,燃料气化后生成氢氮比为3:1的半水煤气。整个生产过程由煤气发生炉、燃烧室、废热锅炉、气柜等设备组成。 固定床半水煤气制造过程由吹风、上吹制气、下吹制气、二次上吹、空气吹净等5个阶段构成,为了调节氢氮比,在吹风末端要将部分吹风气吹入煤气,这个过程通常称为吹风回收。 吹风阶段:空气从煤气炉的底部吹入,使燃料燃烧,热量贮存于燃料中,为制气阶段碳与水蒸汽的反应提供热量。吹风气经过燃烧室和废热锅炉后放空。上吹制气阶段:从煤气炉的底部通入混有适量空气的水蒸汽,和碳反应生成的半水煤气经过炉的顶部引出。向水蒸汽中加入的空气称为加氮空气。 下吹制气阶段:将水蒸汽和加氮空气由炉顶送入,生成的半水煤气由炉底引出。二次上吹制气阶段:水蒸汽和加氮空气自下而上通过燃料层,将炉底残留的半水煤气排净,为下一步送入空气创造安全条件。 空气吹净阶段:从炉底部吹入空气,所得吹风气为半水煤气中氮的主要来源,并将残留的半水煤气加以回收。 以上五个阶段完成了制造半水煤气的主过程,然后重新转入吹风阶段,进入下一个循环。原料气的净化:除去原料气中的硫化氢、二氧化碳等杂质,将一氧化碳转化为氢气本阶段由原料气脱硫、一氧化碳变换、水洗(脱除二氧化碳)、铜洗(脱除一氧化碳)、碱洗(脱除残余二氧化碳)等几个工段构成,主要设备有除尘器、压缩机、脱硫塔、饱和塔、热水塔、一氧化碳变换炉、二氧化碳吸收塔、铜洗塔、碱洗塔等。 脱硫:原料气中硫化物的存在加剧了管道及设备的腐蚀,而且能引起催化剂中毒,必须予以除去。脱硫方法可分为干法脱硫和湿法脱硫两大类。干法脱硫是用固体硫化剂,当气体通过脱硫剂时硫化物被固体脱硫剂吸附,脱除原料气中的少量硫化氢和有机硫化物。一般先进行湿法脱硫,再采用干法脱硫除去有机物和残余硫化氢。湿法脱硫所用的硫化剂为溶液,当含硫气体通过脱硫剂时,硫化物被液体剂吸收,除去气体中的绝大部分硫化氢。

年产20万吨PVC合成工段工艺设计毕业设计

毕业设计(论文)任务书 化学化工院化工系(教研室)系(教研室)主任: (签名) 年月日 学生姓名: 学号: 专业: 化学工程与工艺 1 设计(论文)题目及专题:年产20万吨PVC合成工段工艺设计 2 学生设计(论文)时间:自 2 月 20 日开始至 6 月 2 日止 3 设计(论文)所用资源和参考资料:1)化工设计;2)化工设备设计;3)化工工艺设计手册;4)有机合成;5)株洲化工厂现场实习资料。 4.设计(论文)完成的主要内容:1)总论;2)生产流程及生产方案的确定; 3)生产工艺流程叙述;4)工艺计算; 5)工艺管道设计; 6)安全与节能; 7.技术经济. 5.提交设计(论文)形式(设计说明与图纸或论文等) 1. 带控制点生产工艺流程图; 2. 车间立面布置图; 3. 合成塔结构图。 4 厂房设计平面图 6 发题时间:二○一一年二月二十日 指导教师:(签名) 学生(签名)

内容摘要 本文讲述了我国聚氯乙烯工业生产技术的发展进程和目前状况,包括原料路线、工艺设备、聚合方法等。本设计采用悬浮法生产聚氯乙烯,介绍了采用悬浮法生产PVC树脂工聚合机理,工艺过程中需要注意的问题,包括质量影响因素,工艺条件及合成工艺中的各种助剂选择,对聚合工艺过程进行详细的叙述。并且从物料衡算、热量衡算和设备计算和选型三个方面进行准确的工艺计算,对厂址进行了选择,采取了防火防爆防雷等重要措施,对三废的处理回收等进行了叙述,画出了整个工艺的流程图。 关键词:聚氯乙烯;生产技术;悬浮法;乙炔法;乙烯法; 防粘釜技术;

目录 第一章总论 (2) 1.1 国内外 pvc发展状况及发展趋势 (2) 1.2 单体合成工艺路线 (3) 1.2.1乙炔路线 (3) 1.2.2乙烯路线 (4) 1.3聚合工艺实践方法 (5) 1.3.1本体法聚合生产工艺 (5) 1.3.2乳液聚合生产工艺 (5) 1.3.3悬浮聚合生产工艺 (6) 1.4最佳的配方、后处理设备的选择 (7) 1.4.1配方的选择 (7) 1.4.2后处理设备侧选择 (7) 1.5 防粘釜技术 (9) 1.6原料及产品性能 (9) 1.7 聚合机理 (11) 1.7.1自由基聚合机理 (11) 1.7.2链反应动力学机理 (12) 1.7.3 成粒机理与颗粒形态 (12) 1.8影响聚合及产品质量的因素 (13) 1.9工艺流程叙述 (14)

-合成氨原料气的制备方法

年产五十万吨合成氨的原料气制备工艺筛选 合成氨生产工艺流程简介 合成氨因采用的工艺不同其生产流程也有一定的差别,但基本的生产过程都大同小异,基本上由原料气的生产、原料气的净化、合成气的压缩以及氨合成四个部分组成。 ●原料气的合成 固体燃料生产原料气:焦炭、煤 液体燃料生产原料气:石脑油、重油 气体燃料生产原料气:天然气 ●原料气的净化 CO变换 ●合成气的压缩 ●氨的合成 工业上因所用原料制备与净化方法不同,而组成不同的工艺流程,各种原料制氨的典型流程如下: 1)以焦炭(无烟煤)为原料的流程 50年代以前,世界上大多数合成氨厂采用哈伯-博施法流程。以焦炭为原料的吨氨能耗为88GJ,比理论能耗高4倍多。 我国在哈伯-博施流程基础上于50年代末60年代初开发了碳化工艺和三催化剂净化流程: ◆碳化工艺流程将加压水洗改用氨水脱除CO2得到的碳酸氢铵经结晶,分离后作 为产品。所以,流程的特点是气体净化与氨加工结合起来。 ◆三催化剂净化流程采用脱硫、低温变换及甲烷化三种催化剂来净化气体,以替代 传统的铜氨液洗涤工艺。 2)以天然气为原料的流程 天然气先要经过钴钼加氢催化剂将有机硫化物转化成无机硫,再用脱硫剂将硫含量脱除到以下,这样不仅保护了转化催化剂的正常使用,也为易受硫毒害的低温变换催化剂应用提供了条件。 3)以重油为原料的流程 以重油作为制氨原料时,采用部分氧化法造气。从气化炉出来的原料气先清除炭黑,经CO耐硫变换,低温甲醇洗和氮洗,再压缩和合成而得氨。 二、合成氨原料气的制备方法简述 天然气、油田气、炼厂气、焦炉气、石脑油、重油、焦炭和煤,都是生产合成氨的原料。除焦炭成分用C表示外,其他原料均可用C n H m来表示。它们呢在高温下与蒸汽作用生成以H2和CO为主要组分的粗原料气, 这些反应都应在高温条件下发生,而且为强吸热反应,工业生产中必须供给热量才能使其进行。 按原料不同分为如下几种制备方法: ●以煤为原料的合成氨工艺 各种工艺流程的区别主要在煤气化过程。 典型的大型煤气化工艺主要包括固定床碎煤加压气化工艺、德士古水煤浆加压气化工艺以及壳牌干煤粉加压气化工艺。 ①固定床碎煤气化

合成氨工艺流程

工艺流程说明: 将无烟煤(或焦炭)由炉顶加入固定床层煤气发生炉中,并交替向炉内通入空气和水蒸汽,燃料气化所生成的半水煤气经燃烧室、废热锅炉回收热量后送入气柜。 半水煤气由气柜进入电除尘器,除去固体颗粒后依次进入压缩机的Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ段,加压到1.9~2.0Mpa,送入脱硫塔,用A.D.A.溶液或其他脱硫溶液洗涤,以除去硫化氢,随后,气体经饱和塔进入热交换器,加热升温后进入一氧化碳变换炉,用水蒸汽使气体中的一氧化碳变为氢。变换后的气体,返回热交换器进行降温,并经热水塔的进一步降温后,进入变换器脱硫塔,以除去变换时产生的硫化氢。然后,气体进入二氧化碳吸收塔,用水洗法除去大部分二氧化碳。脱碳后的原料进入压缩机Ⅳ、Ⅴ段,升压到压缩机12.09~13.0Mpa后,依次进入铜洗塔和碱洗塔,使气体中残余的一氧化碳和二氧化碳含量进一步降至20(ppm)以下,以满足合成氨的要求。 净化后的原料气进入压缩机的最后一段,升压到30.0~32.0 MPa进入滤油器,在此与循环压缩机来的循环气混合,经除油后,进入冷凝塔和氨冷器的管内,再进入冷凝塔的下部,分离出液氨。分离出液氨后的气体进入冷凝塔上部的管间,与管内的气体换热升温后进入氨合成塔。在高温高压并有催化剂存在的条件下,将氮氢气合成氨。出合成塔的气体中,约含氨10~20%,经水冷器与氨冷器将氨液化并分离后,其气体进入循环压缩机循环使用。分离出的液氨进入液氨贮槽。 原料气的制备:制备氢氮比为3:1的半水煤气 即造气。将无烟煤(或焦炭)由炉顶加入固定床层煤气发生炉中,并交替向炉内通入空气和水蒸汽,燃料气化后生成氢氮比为3:1的半水煤气。整个生产过程由煤气发生炉、燃烧室、废热锅炉、气柜等设备组成。 固定床半水煤气制造过程由吹风、上吹制气、下吹制气、二次上吹、空气吹净等5个阶段构成,为了调节氢氮比,在吹风末端要将部分吹风气吹入煤气,这个过程通常称为吹风回收。 吹风阶段:空气从煤气炉的底部吹入,使燃料燃烧,热量贮存于燃料中,为制气阶段碳与水蒸汽的反应提供热量。吹风气经过燃烧室和废热锅炉后放空。 上吹制气阶段:从煤气炉的底部通入混有适量空气的水蒸汽,和碳反应生成的半水煤气经过炉的顶部引出。向水蒸汽中加入的空气称为加氮空气。 下吹制气阶段:将水蒸汽和加氮空气由炉顶送入,生成的半水煤气由炉底引出。 二次上吹制气阶段:水蒸汽和加氮空气自下而上通过燃料层,将炉底残留的半水煤气排净,为下一步送入空气创造安全条件。 空气吹净阶段:从炉底部吹入空气,所得吹风气为半水煤气中氮的主要来源,并将残留的半水煤气加以回收。 以上五个阶段完成了制造半水煤气的主过程,然后重新转入吹风阶段,进入下一个循环。原料气的净化:除去原料气中的硫化氢、二氧化碳等杂质,将一氧化碳转化为氢气本阶段由原料气脱硫、一氧化碳变换、水洗(脱除二氧化碳)、铜洗(脱除一氧化碳)、碱洗(脱除残余二氧化碳)等几个工段构成,主要设备有除尘器、压缩机、脱硫塔、饱和塔、热水塔、一氧化碳变换炉、二氧化碳吸收塔、铜洗塔、碱洗塔等。 脱硫:原料气中硫化物的存在加剧了管道及设备的腐蚀,而且能引起催化剂中毒,必须予以除去。脱硫方法可分为干法脱硫和湿法脱硫两大类。干法脱硫是用固体硫化剂,当气体通过脱硫剂时硫化物被固体脱硫剂吸附,脱除原料气中的少量硫化氢和有机硫化物。一般先进行湿法脱硫,再采用干法脱硫除去有机物和残余硫化氢。湿法脱硫所用的硫化剂为溶液,当含硫气体通过脱硫剂时,硫化物被液体剂吸收,除去气体中的绝大部分硫化氢。 CO变换:一氧化碳对氨催化剂有毒害,因此在原料气进入合成氨工序之前必须将一氧

丙烯腈合成工段的工艺设计

丙烯腈合成工段的工艺设计 前言 毕业设计是培养学生运用理论知识进行实际设计能力的重要实践教学环节,是理论与实际结合的重要连接点。在教师指导下毕业设计可以培养我们独立思考,运用所学到的基本理论并结合生产实际的知识,综合的分析和解决工程实际问题的能力。 本次毕业设计所设计的内容为年产6万吨丙烯腈合成工段的工艺设计,通过认真细听老师课堂上讲解和任务布置,我们了解到了为完成设计需要查找资料的方向,并进行了细心的查阅,掌握了基本的理论知识。对于刚进行设计的人来说,学会收集、理解、熟悉和使用各种资料,正是设计课程需要培养的重要方面,化工设计非常强调标准规范。但是并不是限制设计的创造和发展,因此遇到与设计要求有矛盾时,经过必要的手续可以放弃标准而服从设计要求。通过设计应知道如何查取数据知道如何查找资料对丙烯腈合成工段的工艺设计有了一个全新的 认识,知道如何选取相关数据参数,建立一个工程概念,知道工程和理论的区别。对于物料衡算和热量衡算、主要设备的工艺计算(反应器)等都有一个全新的认识和了解,知道如何使用手册和资料,认识工程。

一、产品的性状、用途、国内外市场情况 1.1 丙烯腈简介 丙烯腈是一种重要的有机合成单体,在丙烯产品系列中居第二,仅次于聚丙烯,是三大合成材料(纤维、橡胶、塑料)的重要化工原料,主要用来生产聚丙烯腈纤维(腈纶)、丙烯腈- 丁二烯-苯乙烯(ABS)塑料、苯乙烯(AS)塑料、丙烯酰胺等。丙烯腈在合成纤维、合成树脂等高分子材料中占有显著地位,应用前景广阔。除此之外,丙烯腈聚合物与丙烯腈衍生物也广泛应用于建材及日用品中 1.2 丙烯腈物化性质 1.2.1 丙烯腈物理性质 无色或淡黄色液体,有特殊气味,分子量:53.06 沸点:77.3℃冰点:-83.5 ℃生成热:184.2 kJ/mol(25℃) 燃烧热:1761.5 kJ/mol 聚合热:72.4 kJ/mol 蒸汽压:11.0KPa(20℃) 闪点:0℃自燃点:481℃爆炸极限:在空气中 3.0%~17%(体积)油水分配系数:辛醇/水分配系数的对数值为-0.92 毒性:剧毒,毒作用似氢氰酸溶解性:溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚、乙醇等有机溶剂,微溶于水 1.2.2 丙烯腈化学性质 丙烯腈由于分子结构带有C=C双键及-CN键,所以化学性质非常活泼,可以发生加成、聚合、腈基及氢乙基化等反应。聚合反应和加成反应都发生在丙烯腈的C=C 双键上,纯丙烯腈在光的作用下能自行聚合,所以在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中,通常要加少量阻聚剂,如对苯酚甲基醚(阻聚剂MEHQ)、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除发生自聚外,丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、丙烯酰胺等发生共聚反应,由此可制得合成纤维、塑料、涂料和胶粘剂等。丙烯腈经电解加氢偶联反应可以制得已二腈。氰基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等,丙烯腈和水在铜催化剂存在下,可以水合制取丙烯酰胺。氰乙基化反应是丙烯腈与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应;丙烯腈和醇反应可制取烷氧基丙胺,烷氧基丙胺是液体染料的分散剂、抗静电剂、纤维处理剂、表面活性剂、医药等的原料。丙烯腈与氨反应可制得1,3 丙二胺,该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。 1.3 丙烯腈的用途

年产5万吨合成氨变换工段工艺初步讲解

毕业设计 题目年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计 系别化学工程与工艺 专业 指导教师 教研室主任 学生姓名 接受任务日期 完成任务日期

四川理工学院 毕业论文任务书 指导老师 教研室主任(签名) 系主任(签名) 学生姓名 批准日期2005 年 2 月25 日接受任务日期2005 年 2 月25 日完成任务日期2005 年 6 月 1 日

一、设计(论文)的要求: 1、说明书包括前言,合成氨变换工段工序原理,工艺条件及工艺流 程确定,以及主要设备的选择说明,对本设计的评述。 2、计算部分包括物料衡算,热量衡算,有效能利用率计算,主要设备 计算。 3、图纸带控制点的工艺流程图。 二、设计(论文)的原始数据: 天然气成分:以鸿化厂的实际工作数据为依据来进行。 年工作日330天,其余数据自定。 三、参考资料及说明: 《化工工艺设计手册》(上、下册)、《氮肥工艺设计手册》理化数据、《化肥企业产品能平衡》、《小合成氨厂工艺技术与设计手册》、《合成氨工学》、《化工制图》、《化工原理》、《化学工程》、《化工设计概论》以及关于氮肥的其他相关杂志。

目录 1.前言 (4) 2.工艺原理 (4) 3.工艺条件 (5) 4.工艺流程的确定 (6) 5.主要设备的选择说明 (6) 6.对本设计的综述 (6) 第一章变换工段物料及热量衡算 (8) 第一节中变物料及热量衡算 (8) 1.确定转化气组成 (8) 2.水汽比的确定 (8) 3.中变炉一段催化床层的物料衡算 (9) 4.中变炉一段催化床层的热量衡算 (11) 5.中变炉催化剂平衡曲线 (13) 6. 最佳温度曲线的计算 (14) 7.操作线计算 (15) 8.中间冷淋过程的物料和热量计算 (16) 9.中变炉二段催化床层的物料衡算 (17) 10.中变炉二段催化床层的热量衡算 (18) 第二节低变炉的物料与热量计算 (19) 第三节废热锅炉的热量和物料计算 (24) 第四节主换热器的物料与热量的计算 (26) 第五节调温水加热器的物料与热量计算 (28) 第二章设备的计算 (29) 1. 低温变换炉计算 (29) 2. 中变废热锅炉 (31) 参考文献及致谢 (35)

小合成氨厂低温变换工段工艺设计资料

《化工工艺设计任务书》

变换工艺设计说明书 设计题目小合成氨厂低温变换工段工艺设计 课题来源小合成氨厂低温变换工段工艺设计变换工段化学工艺设计标准变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序,又是原料气的再制造工序,经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降,符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。 要求:1.绘制带控制点的工艺流程图 2.系统物料、能量衡算 3.系统主要设备能力及触媒装填量核算 4?该工段设备多,工艺计算复杂,分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统水循环设备及能力核算。 变换工艺流程 低压机四段来的半水煤气压力 2.0 MPa,温度40C的半脱气经热水洗涤塔除去气体中的油 污、杂质,进入饱和塔下部与上部喷淋下来的166?175 C的热水逆流接触,进行传质传热, 使气体中的水汽含量接近饱和,从塔顶出来到蒸汽喷射器,补入外管来的高压蒸汽,进一步 提高气体的温度和水气比,使出0/干气=0.6?0.7。达到变换所需的液气比值。接着气体进 入半水煤气换热器I,半水煤气换热器n管内加热,温度升至300 C,经过加压电炉进入中 变炉内。中变炉触媒分三段,每段各装一层触媒,上段出口变换气CO含量13?15%,温度 437C,通过甲烷化加热器壳程换热和增湿器降温,增湿温度降至370C进入中变二段,二 段出口CO变换率8?9%,温度403 C进入增温器,三段出口变换气中,CO 3?3.5%,温度386C,经过半水煤气换热器n和半水煤气换热器I的管间,加热进中变的半水煤气,温度降至285C 然后进入一水加热器被管内的循环热水降温至185C,进入低变炉进行低温变换。 低变炉触媒分上、下两段,每段各层一层耐硫变换催化剂,上段出口变换气温度222C,含CO 0.5?0.6%,进入段间冷却器管间,温度降至190C,进入低变炉下段反应,出口变换气 温度232 C,含CO 0.2?0.3%,进入二水加热器降温后,温度170 C进入热水塔与饱和塔底 出来的热水逆流接触,进行传质传热,进一步降温并回收热量,147C的变换气接着又进入 脱盐水预热器管内与来自脱盐水站的脱盐水换热后进入变换气水冷器管间,出来后温度降至 40 C,在变换气水分离器内,分离冷凝水后去变脱工段。 变换工段化学工艺设计原则 1.入工序气体流量:6000kmol/h (干基)压力: 2.47Mpa温度:40 C 2.入口气体组分:CO%=2.01% CO2%=10.95% 出%=41.49% 2%=1 3.93% CH4%=0.21% H2O%=31.23% Ar=0.18 %(体积比) 3.出口气体组分:CO% < 0.34% (体积比) 目录

产五万吨合成氨合成工段工艺设计方案

目录 中文摘要 (1) 英文摘要 (2) 1 引言 (3) 1.1 氨的基本用途 (3) 1.2 合成氨技术的发展趋势 (4) 1.3 合成氨常见工艺方法 (4) 1.3.1 高压法 (5) < 1.3.2 中压法 (5) 1.3.3 低压法 (5) 1.4 设计条件 (5) 1.5 物料流程示意图 (6) 2 物料衡算 (8) 2.1 合成塔入口气组成 (8) 2.2 合成塔出口气组成 (8) 2.3 合成率计算 (9) 《 2.4 氨分离器出口气液组成计算 (10) 2.5 冷交换器分离出的液体组成 (13) 2.6 液氨贮槽驰放气和液相组成的计算 (13) 2.7 液氨贮槽物料衡算 (15) 2.8 合成循环回路总物料衡算 (17) 3 能量衡算 (28) 3.1 合成塔能量衡算 (28) 3.2废热锅炉能量衡算 (30) ~ 3.3 热交换器能量衡算 (31) 3.4 软水预热器能量衡算 (32) 3.5 水冷却器和氨分离器能量衡算 (33) 3.6 循环压缩机能量衡算 (35) 3.7 冷交换器与氨冷器能量衡算 (36) 3.8 合成全系统能量平衡汇总 (38) 4 设备选型及管道计算 (40) 4.1 管道计算 (40) , 4.2 设备选型 (42) 结论 (43) 致谢 (44) 参考文献 (45)

年产五万吨合成氨合成工段工艺设计 摘要:本次课程设计任务为年产五万吨合成氨工厂合成工段的工艺设计,氨合成工艺流程一般包括分离和再循环、氨的合成、惰性气体排放等基本步骤,上述基本步骤组合成为氨合成循环反应的工艺流程。其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。新鲜原料气的摩尔分数组成如下:H273.25%, N225.59%,CH41.65%,Ar0.51%合成操作压力为31MPa,合成塔入口气的组成为NH3(3.0%>,CH4+Ar(15.5%>,要求合成塔出口气中氨的摩尔分数达到 17%。通过查阅相关文献和资料,设计了年产五万吨合成氨厂合成工段的 工艺流程,并借助CAD技术绘制了该工艺的管道及仪表流程图和设备布置图。最后对该工艺流程进行了物料衡算、能量衡算,并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对工艺管道的尺寸和材质进行了选择。 关键词:物料衡算,氨合成,能量衡算 , The Design of 50kt/a Synthetic Ammonia Process Abstract:There are many types of Ammonia synthesis technology and process,Generally,they includes ammonia synthesis, separation and recycling, inert gases Emissions and other basic steps, Combining the above basic stepsturnning into the ammonia synthesis reaction and recycling process , in which ammonia synthesis section is the central part of a synthetic ammonia process. The task of curriculum design is theammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia plant . The composition of fresh feed gas is: H2(73.77%>,N2(24.56%>,CH4(1.27%>,Ar(0.4%>, the temperature is 35℃, the operating pressure is 31MPa, the inlet gas composition of the Reactor is : NH3(3.0%>,CH4+Ar(15.7%>,it Requires the mole fraction of ammonia reacheds to 16.8% of outlet gas of synthesis reactor. By consulting the relevant literature and information,we designed the ammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia

合成氨变换工段设计说明

工商职业技术学院 毕业论文 题目:合成氨变换工段设计 作者:焦鹏丽学号:2101100125系别:化工工程系 专业:应用化工技术 指导教师:晋萍专业技术职务讲师 2012 年1月1

工商职业技术学院 毕业设计说明书 题目:合成氨变换工段设计 作者:焦鹏丽学号:2101100125 系别:化工工程系 专业:应用化工技术 指导教师:晋萍专业技术职务讲师 2012 年1月1

摘要:本文是关于煤炭为原料一氧化碳变换工段初步设计。在合成氨的生产中,一氧化碳变换反应是非常重要的反应。用煤炭制造的原料气中,含有一部分一氧化碳,这些一氧化碳不能直接做为合成氨的原料,而且对合成氨的催化剂有毒害作用,必须在催化剂的催化作用下通过变换反应加以除去。一氧化碳变换反应既是原料气的净化过程,又是原料气的制造过程。本设计主要包括工艺路线的确定、中温变换炉的物料衡算和热量衡算、触媒用量的计算、中温变换炉工艺计算和设备选型、换热器的物料衡算和热量衡算以及设备选型等。 关键词:煤炭;一氧化碳变换;中温变换炉;流程图 结论中提到完成了设计宗指,但你的设计宗指到底是什么?没有表达出来。结论中也没有对你的设计做一个总结,你到底做这个设计的做用是什么?解决了什么问题?目录中二级目录应比一级目录再缩进两格,下级目录同理。

目录 第一章绪论 0 1.1 氨的性质和用途 0 1.1.1 氨的性质 0 1.1.2 氨的用途 0 1.2 我国合成氨生产现状 (1) 1.3 一氧化碳变换在合成氨中的意义 (1) 第二章变换流程及工艺条件 (2) 2.1 变换工艺原理 (2) 2.1.1变换反应的热力学分析 (2) 2.1.2 变换反应的动力学分析 (2) 2.2变换工艺的选择 (3) 2.3 工艺条件 (4) 2.3.1 温度 (4) 2.3.2 压力 (5) 2.3.3 水汽比 (5) 第三章工艺计算 (6) 3.1 基本工艺数据的确定 (6) 3.1.1水气比的确定 (6) 3.2中变炉一段催化床层的物料衡算 (7) 3.2.1 中变炉一段催化床层的物料衡算 (7) 3.2.2中变炉一段催化床层的热量衡算 (8) 3.2.3 中变一段催化剂操作线的计算 (11) 3.3中间冷凝过程的物料和热量计算 (12) 3.4中变炉二段催化床层的物料与热量衡算 (13) 3.4.1中变炉二段催化床层的物料衡算: (13) 3.4.2中变炉二段催化床层的热量衡算 (15) 3.4.3中变二段催化剂操作线计算 (16) 3.5 主换热器的物料与热量的衡算 (18)

合成氨变换工段毕业设计说明书

摘要 本文是关于重油为原料年产8万吨氨一氧化碳变换工段初步设计。在合成氨的生产中,一氧化碳变换反应是非常重要的反应。用重油制造的原料气中,含有一部分一氧化碳,这些一氧化碳不能直接做为合成氨的原料,而且对合成氨的催化剂有毒害作用,必须在催化剂的催化作用下通过变换反应加以除去。一氧化碳变换反应既是原料气的净化过程,又是原料气的制造过程。本设计主要包括工艺路线的确定、中温变换炉的物料衡算和热量衡算、触媒用量的计算、中温变换炉工艺计算和设备选型、换热器的物料衡算和热量衡算以及设备选型等。并且综合各方面因素对车间设备布置进行了合理的设计,最终完成了20 000字的设计说明书及生产工艺流程图、车间平立面布置图及主体设备装配图的绘制。 关键词:重油;一氧化碳变换;中温变换炉;流程图

Abstract This article was about the annual output of heavy oil as raw materials to transform eight thousand tons of carbon monoxide ammonia preliminary design section. In the production of ammonia, transformation of carbon monoxide was a very important reaction. Manufactured using heavy oil feed gas which containa part of carbon monoxide, carbon monoxide could not be directly used as those of the raw materials of synthetic ammonia, but also a catalyst for ammonia poisoning effect there must be a catalyst for transformation through the catalytic reaction to be removed. Transformation of carbon monoxide is a gas purification process of raw materials, but also the manufacturing process of feed gas. The design of the main routes which include the identification process, the medium variant of the furnace material balance , heat balance, the calculation of the amount of catalyst, in the variable furnace process of calculation and selection of equipment, heat exchanger of the material balance and heat balance as well as equipment selection type and so on. Taking all factors and workshop equipment to carry out a reasonable arrangement of the design. In the end, the20 000-word statement and map production process, shopping facade and the main equipment layout drawing assembly were completed. Key words: Heavy oil; Transformation of carbon monoxide; Temperature shift converter; Flow chart

合成氨生产工艺介绍

1、合成氨生产工艺介绍 1)造气工段 造气实质上是碳与氧气和蒸汽的反应,主要过程为吹风和制气。具体分为吹风、上吹、下吹、二次上吹和空气吹净五个阶段。原料煤间歇送入固定层煤气发生炉内,先鼓入空气,提高炉温,然后加入水蒸气与加氮空气进行制气。所制的半水煤气进入洗涤塔进行除尘降温,最后送入半水煤气气柜。 造气工艺流程示意图 2)脱硫工段 煤中的硫在造气过程中大多以H2S的形式进入气相,它不仅会腐蚀工艺管道和设备,而且会使变换催化剂和合成催化剂中毒,因此脱硫工段的主要目的就是利用DDS脱硫剂脱出气体中的硫。气柜中的半水煤气经过静电除焦、罗茨风机增压冷却降温后进入半水煤气脱硫塔,脱除硫化氢后经过二次除焦、清洗降温送往压缩机一段入口。脱硫液再生后循环使用。

脱硫工艺流程图 3)变换工段 变换工段的主要任务是将半水煤气中的CO在催化剂的作用下与水蒸气发生放热反应,生成CO2和H2。河南中科化工有限责任公司采用的是中变串低变工艺流程。经过两段压缩后的半水煤气进入饱和塔升温增湿,并补充蒸汽后,经水分离器、预腐蚀器、热交换器升温后进入中变炉回收热量并降温后,进入低变炉,反应后的工艺气体经回收热量和冷却降温后作为变换气送往压缩机三段入口。

变换工艺流程图 4)变换气脱硫与脱碳 经变换后,气体中的有机硫转化为H2S,需要进行二次脱硫,使气体中的硫含量在25mg/m3。脱碳的主要任务是将变换气中的CO2脱除,对气体进行净化,河南中科化工有限责任公司采用变压吸附脱碳工艺。来自变换工段压力约为1.3MPa左右的变换气,进入水分离器,分离出来的水排到地沟。变换气进入吸附塔进行吸附,吸附后送往精脱硫工段。 被吸附剂吸附的杂质和少量氢氮气在减压和抽真空的状态下,将从吸附塔下端释放出来,这部分气体称为解析气,解析气分两步减压脱附,其中压力较高的部分在顺放阶段经管道进入气柜回收,低于常 压的解吸气经阻火器排入大气。

(工艺技术)合成氨工艺简介

合成氨工艺控制方案总结 一合成氨工艺简介 中小型氮肥厂是以煤为主要原料,采用固定层间歇气化法制造合成氨原料气。从原料气的制备、净化到氨的合成,经过造气、脱硫、变换、碳化、压缩、精炼、合成等工段。工艺流程简图如下所示: 该装置主要的控制回路有:(1)洗涤塔液位; (2)洗涤气流量; (3)合成塔触媒温度; (4)中置锅炉液位; (5)中置锅炉压力; (6)冷凝塔液位; (7)分离器液位; (8)蒸发器液位。 其中触媒温度控制可采用全系数法自适应控制,其他回路采用PID控制。 二主要控制方案 (一)造气工段控制 工艺简介: 固定床间歇气化法生产水煤气过程是以无烟煤为原料,周期循环操作,在每一循环时间里具体分为五个阶段;(1)吹风阶段约37s;(2)上吹阶段约39s;(3)下吹阶段约56s;(4)二上吹阶段约12s;(5)吹净阶段约6s. l、吹风阶段 此阶段是为了提高炉温为制气作准备的。这一阶段时间的长短决定炉温的高低, 时间过长,炉温过高;时间过短,炉温偏低并且都影响发气量,炉温主要由这一阶段控制。般工艺要求此阶段的操作时间约为整个循环周期的18%左右。 2、上吹加氮制气阶段 在此阶段是将水蒸汽和空气同时加入。空气的加入增加了气体中的氮气含量,是调节H2/N2的主要手段。但是为了保证造气炉的安全该段时间最多不超过整个循环周期的26%。 3、上吹制气阶段 该阶段与上吹加氯制气总时间为整个循环的32%,随着上吹制气的进行下部炉温逐渐下降,为了保证炉况和提高发气量,在此阶段蒸汽的流量最好能得以控制。 4、下吹制气阶段 为了充分地利用炉顶部高温、提高发气量,下吹制气也是很重要的一个阶段。这段时间

年产五万吨合成氨变换工段工艺初步模板

一、设计(论文)的要求: 1、说明书包括前言,合成氨变换工段工序原理,工艺条 件及工艺流程确定,以及主要设备的选择说明,对本设计的 评述。 2、计算部分包括物料衡算,热量衡算,有效能利用率计算, 主要设备计算。 3、图纸带控制点的工艺流程图。 二、设计(论文)的原始数据: 天然气成分:以鸿化厂的实际工作数据为依据来进行。 年工作日330天其余数据自定。 三、参考资料及说明: 《化工工艺设计手册》(上、下册)、《氮肥工艺设计手册》 理化数据、《化肥企业产品能平衡》、《小合成氨厂工艺 技术与设计手册》、《合成氨工学》、《化工制图》、《化 工原理》、《化学工程》、《化工设计概论》以及关于氮肥的其它相关杂志

目录 1. 前 (4) 2. 工艺原 理.................................................. (4) 3. 工艺条 件…………………………………………………………………… (5) 4. 工艺流程的确 定 (6) 5. 主要设备的选择说 明 (6) 6. 对本设计的综 述 (6) 第一章变换工段物料及热量衡算 (8) 第一节中变物料及热量衡算 (8) 1.确定转化气组 2.水汽比的确

定 (8) 3.中变炉一段催化床层的物料衡 算 (9) 4.中变炉一段催化床层的热量衡 算 (11) 5.中变炉催化剂平衡曲 线 (13) 6. 最佳温度曲线的计 算 (14) 7 .操作线计算 ...................................................... 1 5 8.中间冷淋过程的物料和热量计 算 (16) 9.中变炉二段催化床层的物料衡 算 (17) 10. 中变炉二段催化床层的热量衡 算 (18) 第二节低变炉的物料与热量计 算 (19) 第三节废热锅炉的热量和物料计 24

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