合成氨變換工段畢業(yè)設計說明書

1、摘 要本文是關于重油為原料年產(chǎn)8萬噸氨一氧化碳變換工段初步設計。在合成氨的生產(chǎn)中，一氧化碳變換反應是非常重要的反應。用重油制造的原料氣中，含有一部分一氧化碳，這些一氧化碳不能直接做為合成氨的原料，而且對合成氨的催化劑有毒害作用，必須在催化劑的催化作用下通過變換反應加以除去。一氧化碳變換反應既是原料氣的凈化過程，又是原料氣的制造過程。本設計主要包括工藝路線的確定、中溫變換爐的物料衡算和熱量衡算、觸媒用量的計算、中溫變換爐工藝計算和設備選型、換熱器的物料衡算和熱量衡算以及設備選型等。并且綜合各方面因素對車間設備布置進行了合理的設計，最終完成了20 000字的設計說明書及生產(chǎn)工藝流程圖、車間平立面布

2、置圖及主體設備裝配圖的繪制。關鍵詞：重油；一氧化碳變換；中溫變換爐；流程圖AbstractThis 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. M

3、anufactured 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 b

4、e 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 t

5、he 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 t

6、he 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目 錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc231560939 摘 要 HYPERLINK l _To

7、c231560940 Abstract HYPERLINK l _Toc231560941 第1章 總論 PAGEREF _Toc231560941 h 1 HYPERLINK l _Toc231560942 1.1 概述 PAGEREF _Toc231560942 h 1 HYPERLINK l _Toc231560943 1.1.1 一氧化碳變換反應的意義與作用 PAGEREF _Toc231560943 h 1 HYPERLINK l _Toc231560944 1.1.2 國內(nèi)外研究現(xiàn)狀 PAGEREF _Toc231560944 h 1 HYPERLINK l _Toc2315609

8、46 1.2 設計依據(jù)1 HYPERLINK l _Toc231560947 1.3 廠址的選擇 PAGEREF _Toc231560947 h 2 HYPERLINK l _Toc231560948 1.3.1 廠址選則 PAGEREF _Toc231560948 h 2 HYPERLINK l _Toc231560949 1.3.2 方案比較2 HYPERLINK l _Toc231560950 設計規(guī)模與生產(chǎn)制度 PAGEREF _Toc231560950 h 3 HYPERLINK l _Toc231560951 1.4.1 設計規(guī)模 PAGEREF _Toc231560951 h 3

9、 HYPERLINK l _Toc231560952 1.4.2 生產(chǎn)制度 PAGEREF _Toc231560952 h 3 HYPERLINK l _Toc231560953 1.5 原料與產(chǎn)品規(guī)格 PAGEREF _Toc231560953 h 4 HYPERLINK l _Toc231560954 1.5.1 原料規(guī)格 PAGEREF _Toc231560954 h 4 HYPERLINK l _Toc231560955 1.5.2 產(chǎn)品規(guī)格 PAGEREF _Toc231560955 h 4 HYPERLINK l _Toc231560956 第2章 工藝設計與計算 PAGEREF

10、_Toc231560956 h 5 HYPERLINK l _Toc231560957 2.1 工藝原理 PAGEREF _Toc231560957 h 5 HYPERLINK l _Toc231560958 2.2 工藝路線的選擇 PAGEREF _Toc231560958 h 5 HYPERLINK l _Toc231560959 2.3 工藝流程簡述 PAGEREF _Toc231560959 h 5 HYPERLINK l _Toc231560960 2.4 工藝參數(shù) PAGEREF _Toc231560960 h 6 HYPERLINK l _Toc231560961 2.4.1 原

11、料氣體組分 PAGEREF _Toc231560961 h 6 HYPERLINK l _Toc231560962 2.4.2 工作壓力 PAGEREF _Toc231560962 h 6 HYPERLINK l _Toc231560963 2.4.3 工作溫度 PAGEREF _Toc231560963 h 6 HYPERLINK l _Toc231560964 2.4.4 計算基準 PAGEREF _Toc231560964 h 7 HYPERLINK l _Toc231560965 2.5 物料衡算 PAGEREF _Toc231560965 h 7 HYPERLINK l _Toc23

12、1560966 2.5.1 變換氣量及變換率計算 PAGEREF _Toc231560966 h 7 HYPERLINK l _Toc231560967 2.5.2 總蒸汽量計算7 HYPERLINK l _Toc231560968 2.5.3 中變爐物料衡算7 HYPERLINK l _Toc231560969 熱量衡算 PAGEREF _Toc231560969 h 13 HYPERLINK l _Toc231560970 2.6.1 中變爐一段CO變換反應熱量衡算 PAGEREF _Toc231560970 h 13 HYPERLINK l _Toc231560971 2.6.2 中變爐

13、二段CO變換反應熱量衡算 PAGEREF _Toc231560971 h 13 HYPERLINK l _Toc231560972 2.6.3 中變爐三段CO變換反應熱量衡算 PAGEREF _Toc231560972 h 14 HYPERLINK l _Toc231560973 2.6.4 換熱器熱量衡算 PAGEREF _Toc231560973 h 15 HYPERLINK l _Toc231560972 2.6.5 物料衡算和熱量衡算一覽表 PAGEREF _Toc231560972 h 16 HYPERLINK l _Toc231560974 第3章 設備選型 PAGEREF _To

14、c231560974 h 17 HYPERLINK l _Toc231560975 3.1 設備選型原則 PAGEREF _Toc231560975 h 17 HYPERLINK l _Toc231560976 3.2 主要設備計算 PAGEREF _Toc231560976 h 17 HYPERLINK l _Toc231560977 3.2.1 中變爐設備計算 PAGEREF _Toc231560977 h 17 HYPERLINK l _Toc231560978 3.2.2 換熱器設備計算 PAGEREF _Toc231560978 h 24 HYPERLINK l _Toc231560

15、979 3.3 其他主要設備 PAGEREF _Toc231560979 h 25 HYPERLINK l _Toc231560980 第4章 設備一覽表 PAGEREF _Toc231560980 h 26 HYPERLINK l _Toc231560981 第5章 車間設備布置設計 PAGEREF _Toc231560981 h 27 HYPERLINK l _Toc231560982 5.1 車間布置設計的原則 PAGEREF _Toc231560982 h 27 HYPERLINK l _Toc231560983 5.1.1 車間設備布置的原則 PAGEREF _Toc23156098

16、3 h 27 HYPERLINK l _Toc231560984 5.1.2 車間設備平立面布置的原則 PAGEREF _Toc231560984 h 27 HYPERLINK l _Toc231560985 5.1.3 本工段設計設備布置原則28 HYPERLINK l _Toc231560986 第6章 自動控制29 HYPERLINK l _Toc231560987 6.1 主要的控制原理29 HYPERLINK l _Toc231560988 6.2 自控水平與控制點29 HYPERLINK l _Toc231560989 第7章 安全和環(huán)境保護30 HYPERLINK l _Toc2

17、31560990 7.1 三廢產(chǎn)生情況 PAGEREF _Toc231560990 h 30 HYPERLINK l _Toc231560991 7.2 三廢處理情況 PAGEREF _Toc231560991 h 31 HYPERLINK l _Toc231560992 第8章 公用工程 PAGEREF _Toc231560992 h 31 HYPERLINK l _Toc231560993 8.1 供水 PAGEREF _Toc231560993 h 31 HYPERLINK l _Toc231560994 8.2 供電 PAGEREF _Toc231560994 h 31 HYPERLI

18、NK l _Toc231560995 8.3 通風 PAGEREF _Toc231560995 h 31 HYPERLINK l _Toc231560996 8.4 供暖 PAGEREF _Toc231560996 h 32 HYPERLINK l _Toc231560997 8.5 電氣 PAGEREF _Toc231560997 h 32 HYPERLINK l _Toc231560998 結束語 PAGEREF _Toc231560998 h 33 HYPERLINK l _Toc231560999 參考文獻 PAGEREF _Toc231560999 h 34 HYPERLINK l

19、_Toc231561000 致謝 PAGEREF _Toc231561000 h 35第1章 總 論1.1 概述 一氧化碳變換反應的意義與作用在合成氨的生產(chǎn)中，一氧化碳變換反應是非常重要的反應。用重油制造的原料氣中，含有一部分的一氧化碳，這些一氧化碳不僅不能直接做為合成氨的原料，而且對氨合成中的催化劑有毒害作用，因此必須在催化劑的作用下通過變換反應加以除去。在一定的條件下，利用一氧化碳和水蒸汽等摩爾反應生成二氧化碳和氫氣，除去大部分一氧化碳，使一氧化碳含量凈化到3%左右，然后進入銅洗進一步的清除。所以通過一氧化碳變換反應既能把一氧化碳轉化為易在下游除去的二氧化碳同時又生產(chǎn)有效組分氫氣或生產(chǎn)具有

20、較高H2/CO2比的合成氣。變換反應既是原料氣的凈化過程，又是原料氣制造的繼續(xù)過程。一氧化碳加壓變換，可以提高生產(chǎn)能力，降低能源消耗，節(jié)約觸媒，提高經(jīng)濟效益1。 國內(nèi)外研究現(xiàn)狀許多氮肥廠都對一氧化碳變換系統(tǒng)采取了一些相應的改進措施，力爭降低能量的消耗和成本。常用的有采用中溫變換串聯(lián)低溫變換工藝，使用新型高活性的低溫催化劑，常壓變換變?yōu)榧訅鹤儞Q等。從我國目前的情況看，新建工廠或是改建的工廠基本都采用加壓變換。隨著新型耐硫催化劑的開發(fā)成功，八十年代中期開發(fā)了中變串低變工藝；為了利用低變的低溫高活性，九十年代初期開發(fā)了全低變工藝；為了克服全低變工藝不能長期穩(wěn)定運行的缺點，九十年代中期又開發(fā)了中-低-

21、低工藝。其后的十年間是全低變工藝和中-低-低工藝推廣和完善的過程。國外大部分使用寬溫區(qū)的催化劑，變換催化劑從傳統(tǒng)類型Fe-Cr系變換為Co-Mo系。國外合成氨的規(guī)模一般都比較大，不管是原料還是操作壓力的選擇都與我國的中小型氮肥廠大不相同2。1.2 設計依據(jù)本次設計是按照學校下發(fā)的齊齊哈爾大學本科生畢業(yè)設計(論文)工作手冊和齊齊哈爾大學化學工程與工藝專業(yè)下達的化學工程與工藝專業(yè)畢業(yè)教學環(huán)節(jié)文件編。并依據(jù)以下國標進行詳細的設計：ZBY47-87、GB457-4460-84、GB100-93、GB50160-92、HGJ211-85。1.3 廠址的選擇 廠址選擇廠址選擇是工業(yè)基本建設中的一個重要環(huán)節(jié)

22、，是一項政策性，技術性很強，牽涉面很廣，影響面很深的工作。正確的選擇廠址是保障化工生產(chǎn)的重要前提?；S的選擇應根據(jù)城市規(guī)劃和工業(yè)區(qū)的要求，按經(jīng)批準的設計計劃任務書指定的地理位置選擇廠址。選擇廠址應綜合分析與權衡廠址的地形條件以及有關的自然和經(jīng)濟資料，進行多方案的技術經(jīng)濟、安全可行性的比較，合理選擇，作到安全可靠。從全局出發(fā)，正確處理工業(yè)與農(nóng)業(yè)、城市與鄉(xiāng)村、遠期與近期以及協(xié)作配套等各種關系，并因地制宜、節(jié)約用地、不占或少占耕地及林地。同時，還要做到有利生產(chǎn)、方便生活、便于施工，并提供有多個可供選擇的方案進行比較和評價。廠址的安全可靠要涉及工程地質條件的優(yōu)劣、廠區(qū)范圍能否適應平面布置和安全距離的

23、要求、自然災害的威脅程度及抗衡的可能性、能否避免由于鄰近企業(yè)發(fā)生事故時而引起此生災害、能否便于治理三廢以及同外部的聯(lián)系與協(xié)調(diào)等因素。選擇廠址的基本安全要求是：土地面積與外形，能滿足根據(jù)生產(chǎn)工藝流程特點合理布置建筑物、構筑物的需要，即廠區(qū)總圖的要求；地形應力求平坦而略有坡度(一般以不超過千分之五至十為宜)，以減少土地平整的土方工程量，有利于廠區(qū)排水和運輸；有良好的工程地質條件，廠址不應設在有滑坡、斷層、泥石流、巖溶、地下水位過高，有強烈地震以及地基上承載力低于0.1 MPa的地區(qū)；應盡可能接近水源地，并便于污水的排放和處理；應靠近主要原料燃料的供應源，靠近動力供應中心，并有利于和有關聯(lián)企業(yè)的協(xié)作

24、；應注意與附近交通的聯(lián)系，盡量接近鐵路、水路、公路，以縮短貨運距離；對排放有毒廢水、廢氣、廢渣和噪聲嚴重的工廠，不要設在城鎮(zhèn)居民區(qū)的上風向、水源上游。和人口密集之處；重要項目應遠離機場，避開國際航線，且不宜選在水庫、水力樞紐、大橋、大工廠等明顯目標附近；廠區(qū)和居住區(qū)應保持一定的間隔距離，設置必要的衛(wèi)生防護地帶；要滿足當?shù)睾娇照荆ㄓ嵃l(fā)射臺等對間隔距離和技術上的要求。 方案比較根據(jù)以上原則和依據(jù)，本設計廠址初步設在在齊齊哈爾市南郊區(qū)的下風向處。齊齊哈爾鐵路比較發(fā)達，又靠近大慶油田，故生產(chǎn)用的原料重油可以方便快捷的得到。另外，黑龍江又是產(chǎn)糧大省，因此化肥的需求量較大，故有較好的市場。水也是合成氨的

25、重要原料，齊齊哈爾靠近嫩江，水源豐富3。1.4 設計規(guī)模與生產(chǎn)制度 設計規(guī)模重油為原料年產(chǎn)8萬噸氨車間一氧化碳變換反應工段初步設計, 年生產(chǎn)時間為7200小時。 生產(chǎn)制度本工廠實行倒班制度，初步擬定為五班三倒。在生產(chǎn)過程中，一定要加強安全防范意識，嚴格按照化工行業(yè)安全生產(chǎn)規(guī)范來操作。注意防火、防爆、防泄漏等一系列危險情況的發(fā)生。要做到時時注意安全，事事想著安全，做到早預報，做處理，盡量避免重大事故的發(fā)生。1.5 原料與產(chǎn)品規(guī)格 原料規(guī)格原料由上一工段重油氧化所制得，氮氣來自空氣，其余氣體均為在氧化過程中所產(chǎn)生。原料氣組分如表1-1所示。表1-1 原料氣組分組分CO2COH2N2CH4O2合計%

26、100 產(chǎn)品規(guī)格經(jīng)過變換反應后，氣體中CO含量應低于3%。第2章 工藝設計與計算2.1 工藝原理半水煤氣中CO是在一定溫度和有催化劑存在的條件下與水蒸氣發(fā)生變換反應，生成CO2和H2,同時產(chǎn)生大量的反應熱，這是一個等體積可逆的放熱反應：CO+H2OCO2+H2+Q在變換觸媒中CO變換反應的原理一般認為是水分子首先被催化劑的活性表面所吸附，然后分解成氫和吸附態(tài)的氧，氫脫附后進入氣相，當氣相中的CO撞擊到氧原子的吸附層后，即被氧化為CO2,離開催化劑表面，催化劑則復原，然后其表面與水分子作用重新生成氧原子的吸附層，如此反應反復進行，催化劑用K表示，則化學反應過程表示如下：K+H2O KH2OK+H

27、2O KO+H2OKO+CO K+CO2從反應式看出，催化劑本身不發(fā)生氧化還原作用，而只是提供吸附反應物和活性吸附中心4。 工藝路線的選擇目前的變化工藝主要有：多段中溫變換，中溫串連低溫變換，全低變這3種工藝。本設計參考齊齊哈爾市黑龍江化工集團的生產(chǎn)工藝，選用多段中溫變換工藝5。2.3 工藝流程簡述中溫變換工藝大都采用加壓變換，本流程的氣壓是1.75MPa。采用低溫高活性中變催化劑B113型，降低了工藝上對過量蒸汽的要求。由造氣來的半水煤氣給原料氣壓縮后，進入半水煤氣分離器分離掉油后進入飽和塔接觸傳熱，然后進入第一、第二換熱器進行換熱，達到工藝要求后進入中變爐一段進行反應，再依次進入二、三段進

28、行反應。反應結束，經(jīng)過第一、第二交換器使氣體達到工藝要求，進入下一工段。在各段之間配有冷凝水作為冷激線，調(diào)節(jié)汽氣比和溫度。系統(tǒng)中的熱水在飽和塔、熱水塔以及水加熱器中循環(huán)，定期排污，保持循環(huán)水的質量和水的平衡。熱水飽和塔熱水飽和塔水煤氣分離器第一換熱器第二換熱器中變爐第一交換器第二交換器圖2-1 變換工段流程圖2.4 工藝參數(shù)2. 原料氣體組分表2-1 原料氣組分組分CO2COH2N2CH4O2合計%100 工作壓力 工作溫度進中變爐一段催化劑的氣體溫度：320出中變爐一段催化劑的氣體溫度：450進中變爐二段催化劑的氣體溫度：350出中變爐二段催化劑的氣體溫度：400進中變爐三段催化劑的氣體溫度

29、：350出中變爐三段催化劑的氣體溫度：380出系統(tǒng)變換氣(干基)中CO含量：低于3%6 計算基準以1t/h氨為計算基準，則V變=3 Nm3/h假設生產(chǎn)過程中的物料損失10%，則V變=3 (1+10%)=3 Nm3/hkmol/h2.5 物料衡算原料氣組分如表2-2。表2-2 原料氣組分組分CO2COH2N2CH4O2合計%100Nm3/h1 3 Kmol/h.5912.5.1 變換氣量及變換率計算設氫與氧在變換爐一段催化劑作用下完全燃燒生成水，由O2+2H22H2O可知，實際參加CO變換反應的半水煤氣量為：3 V氧=3 4=3 Nm3/h則干變換氣量為：V變=V+VYCOX (2-1)V參加反

30、應的班水煤氣體積 ，Nm3/hYCO參加反應的半水煤氣中CO含量，%CO變換率為： (2-2)其中：YCO = X=則：V變=3 (1+87.31%29.79%)=4 Nm3/hCO變換總量為：3 29.7%87.31%=867.188 Nm3/hkmol/h變換氣中CO的量為：3 29.79%-8671.88=126.040 Nm3/h=5.627 kmol/h 總蒸汽量計算中溫變換爐出口變換氣溫度為38，平衡溫距去24CO變換反應式為：CO+H2O=CO2+H2 設起始濃度為： a b c d則a=29.444 ，b=8.090，dCO反應量為：CO87.310%=25.708 Nm3/h

31、(每100Nm3干半水煤氣)7查表，得404時，Kp將a，c，d的值代入上式，得b=75.683，即汽/氣上式中，O2為半水煤氣中氧的濃度，為需要總蒸汽量(包括噴的冷凝水量)為：kmol/h8 中變爐物料衡算(1) 一段物料衡算入爐蒸汽比計算設CO在一段催化劑層轉化率為60.073%，且O2在一段催化劑與氫氣完全燃燒生成水，則CO反應量為：CO反應Nm3/h(每100Nm3干半水煤氣) CO總反應量=3 Nm3/hkmol/h氣體出一段催化劑層溫度為450,平衡溫距取18，出口氣平衡溫度為428。查表得，468 (2-3)將a，c，d即O2代入上式，得b 37入爐蒸汽量為3 37=1 Nm3/

32、h入爐濕氣組分如表2-3。表2-3 入爐濕氣組分組分CO2COH2N2CH4O2H2O合計%100Nm3/h101Kmol/h此時，a，b=26.645，c=5.940，d=28.839，O2變換率計算設450CO變換為Xp，查表得450時，K (2-4)將入爐氣有關組分代入上式得，Xp=62.698%實際變換率為平衡變換率的百分數(shù)：100%=95.813%則，出一段催化劑層干氣體量為：3 373.8+596.758-13.2043=3 Nm3/h( 73)Nm3/h CO2 Nm3/h H2=1 73=1 Nm3/h出一段干氣如表2-4。表2-4 出一段催化劑層干氣組分組分CO2COH2N2

33、CH4合計%100Nm3/h1 3 kmol/h175.484出一段催化劑層剩余蒸汽量為：1 Nm3/h/h出一段濕氣如表2-5。表2-5 出一段催化劑層濕氣組分組分CO2COH2N2CH4H2O合計%100Nm3/hkmol/h17.707(2) 二段物料衡算 二段入爐蒸汽比計算表2-6 二段入爐干氣組成組分CO2COH2N2CH4合計%100Nm3/h1 3 kmol/h設CO在二段催化劑層轉化為50%，則二段催化劑層中CO反應量為：CO反應量Nm3/h(每100Nm3干半水煤氣) CO總反應量=3 Nm3/h氣體出二段催化劑層溫度為400，平衡溫距取18，出口氣平衡溫度為418，查表得4

34、18此時： (2-5)a=10.09，c=22.13，dKp=解得，b二段入爐蒸汽量為：3 92=1 Nm3/hkmol/h表2-7 二段入爐濕氣組分組分CO2COH2N2CH4H2O合計%100Nm3/h1 81 5 kmol/h平衡變換率計算以及出二段催化劑層氣體的計算設400時，CO平衡變換率為Xp，400時， (2-6)a=7.542，b=25.257，c=16.534，d將a，b，c，d代入(1-6)解得Xp=55.843%實際變換率為平衡變換率的百分數(shù)：出二段催化劑層干氣體量為：3 Nm3/h=其中：CO2=869.578+396.6360.5=1 Nm3/h()Nm3/h H2=

35、1 +396.6360.5=2 Nm3/h出二段催化劑層干氣組分如表2-8。表2-8 出二段催化劑層干氣組分組分CO2COH2N2CH4合計%100Nm3/h1 2 4 kmol/h出二段催化劑層剩余蒸汽量為：1 328.309-198.311=1 Nm3/h出二段催化劑層濕氣組分如表2-9。表2-9 出二段催化劑層濕氣組分組分CO2COH2N2CH4H2O合計%100Nm3/h1 2 1 5 kmol/h1.933(3) 三段物料衡算三段入爐蒸汽比計算表2-10 三段入爐干氣組分組分CO2COH2N2CH4合計%100Nm3/h1 2 4 kmol/h設CO在三段催化劑層轉化率為36.5%，

36、則三段催化劑層中CO反應量為：CONm3/h(每100Nm3干半水煤氣)CO總反應量=4129.174Nm3/h氣體出三段催化劑層溫度為380，平衡溫距取18，出口氣平衡溫度為398，查表得398此時 (2-7)a=4.803，c=25.862，d將a，c，d的值代入(1-7)Kp=解得，b=40.815，即如三段催化劑層三段入爐蒸汽量為：4 0 15=1 685.322 Nm3/hkmol/h入三段催化劑層濕氣組分如表2-11。表2-11 三段入爐濕氣組分組分CO2COH2N2CH4H2O合計%11100Nm3/h1 2 1 5 kmol/h平衡變換率計算以及出三段催化劑層氣體的計算設380

37、時，CO平衡變換率為Xp，380時， (2-8)a=3.411，b=28.985，c=18.366，d將a，b，c，d代入(1-8)解得Xp=45.558%實際變換率為平衡變換率的百分數(shù)：出三段催化劑層干氣體量為：4 129.174+72.381=4 Nm3/h其中：CO2=1 067.898+198.330.365=1 Nm3/h()Nm3/h H2=2 093.168+198.330.365=2 Nm3/h出三段催化劑層干氣組分如表2-12。表2-12 出三段催化劑層干組分組分CO2COH2N2CH4合計%100Nm3/h1 42 4 kmol/h出三段催化劑層剩余蒸汽量為：1 685.3

38、22-72.384=1 Nm3/h=出三段催化劑層濕氣組分如表2-13。表2-13 出三段催化劑層濕氣組分組分CO2COH2N2CH4H2O合計%27.772100Nm3/h1 2 1 5 kmol/h(4) 中間冷凝過程物料衡算此過程采用冷凝水來對變換氣進行降溫kmol/h 冷凝水流量：Xkg變換氣溫度：450冷凝水進口溫度：20進二段催化劑床層溫度：350操作壓力：1 750kPa冷凝水吸熱：Q1據(jù)冷凝水的進口溫度20，查化工熱力學可知，h1，冷凝水升溫至450，所以設在450，1 750kPa時的焓值1 600kPa時：得h=3 1 800kPa時：得h在對壓力使用內(nèi)查法得，在350，1

39、 得hQ1=X(3 )變換氣吸收熱量Q3表2-14 部分組分的Cp物質COCO2H2H2ON2CH4Cp31由公式： Cpm= (2-9)得，Cpm=7429(kmolt)得，Q2=204.45334.76(450-350)=71 /hQ2Q2=X(3 )得X=kmol/hkmol/hkmol/hkmol/h2.6 熱量衡算 中變爐一段CO變換反應熱量衡算計算CO變換反應一段催化劑層熱量損失(1) 入熱計算：CO反應放熱Q1氣體由320升至450，反應取平均溫度385HK=9 kmo=38 kJ/kmol Q1=(44.348-17.70) 38 605.6=1 028 /h燃燒熱： Q2=0

40、.591115 600=68 320kmol=28 6041kJ/h合計： Q1+Q2=1 314 /h(2) 出熱計算：氣體溫度升高吸收熱量:Q3氣體溫度升高130，氣體在平均溫度385下計算得平均熱容為37.406kJ/(kmol),則QQ3=205.04437.406130=997 /h熱損失：Q4合計： Q4+997 熱平衡：Q1+Q2=Q3+Q4解得：Q4=317 /h在一段變換反應中，應向系統(tǒng)補充317 /h的熱量.2 中變爐二段CO變換反應熱量衡算計算CO變換反應二段催化劑層熱量損失(1) 入熱計算：CO反應放熱Q1氣體由350升至400，反應取平均溫度375HR=9 kmol=

41、38 kmolQ1=()38 696.9=342 /h補充熱量：Q2合計：342 583.66+Q2(1) 出熱計算：氣體溫度升高吸收熱量：Q3氣體溫度升高50，氣體在平均溫度375下計算得平均熱容為30.709kJ/(kmol),則QQ3=234.78330.70950=360 /h熱平衡：Q1+Q2=Q3解得：Q2=17 /h在二段反應中，應向系統(tǒng)補充12 /h的熱量9 中變爐三段CO變換反應熱量衡算計算CO變換反應三段催化劑層熱量損失(1) 入熱計算：CO反應放熱Q1：氣體由350升至380，反應取平均溫度365，算得在365HQ=9 kmol=38 kmolQ1=()38 787.37

42、3=125 /h補充熱量：Q2合計：Q2+125 (2) 出熱計算：氣體溫度升高吸收熱量：Q3氣體溫度升高50，氣體在平均溫度375下計算得平均熱容為30.709kJ/(kmol),則QQ3=259.27935.47730=275 /h熱平衡：Q1+Q2=Q3解得：Q2=150 /h在三段變換反應中，應向系統(tǒng)補充150 /h熱量10。 換熱器熱量衡算kmol/h 進設備的水量：Xkmol/h 物料在設備中無變化 變換氣進設備為400出設備溫度為350水進設備溫度為20出設備溫度為150(1) 入熱變換氣帶入熱量Q1變換氣在400時，根據(jù)公式Cp=a+b+cT2來計算熱容，如表2-15表2-15

43、 物質的比熱容物質COH2H2OCO2N2a30b/10-2c/10-5CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3來計算如表2-16。表2-16 CH4的熱容物質ab/10-3c/10-6d/10-9CH4計算結果如表2-17。表2-17 部分物質的熱容物質COH2H2OCO2N2CH4Cp故，Cpm=6790530.59+0.00754.61=35.25kJ/(kmolT)所以，Q1=259.57635.25(400+273)=6 157 /h水的帶入熱Q2：水在20時，Cp=33.52 kJ/(kmol所以，Q2=X(20+273)33.52=9 X同理可知，出口時氣體的熱容為33.14

44、kJ/(kmolT)所以,Q3=33.14623259.576=5 359 /h水的帶出熱Q4：水在150時的Cp=34.52 kJ/(kmol所以得，Q4=X34.52(150+273)=14 X熱損失Q5(Q1+Q2)根據(jù)熱平衡：0.96(Q1+Q2)=Q3+Q4得，Xkmol/h11 物料衡算熱量衡算一覽表在以上的計算過程中，均以1t/h為計算標準，實際生產(chǎn)量為11.1t/h,故所有數(shù)據(jù)均應乘以11.1，最終數(shù)據(jù)如下表12。 表2-18 物料衡算一覽表變換率%CO反應量kmol/hCO剩余量kmol/hCO2剩余量kmol/h蒸汽剩余量kmol/hH2含量kmol/h一段 1二段1 三段

45、1 2-19 熱量衡算一覽表帶入熱kJ/h帶出熱kJ/h熱損失kJ/h變換氣68 353 59 487 水116 408 17 307 總熱量799 944 767 949 3 199 第3章 設備選型3.1 設備選型原則所謂設備選型即是從多種可以滿足相同需要的不同型號、規(guī)格的設備中，經(jīng)過技術經(jīng)濟的分析評價，選擇最佳方案。設備選型首先應考慮的是生產(chǎn)上適用；其次是技術上先進，在生產(chǎn)適用的基礎上力求做到技術上先進，經(jīng)濟上合理。把生產(chǎn)上適用、技術上先進與經(jīng)濟上合理統(tǒng)一起來選以獲得最大的單位產(chǎn)量；能適應產(chǎn)品品種變化的要求，并確保產(chǎn)品質量；能降低勞動強度提高勞動生產(chǎn)率，能降低原材料及相應的公用工程(水、

46、電、氣)的能耗；能改善環(huán)境保護；設備制造較易，材料易得，操作及維修保養(yǎng)方便?；ぴO備進行設備選型時要注意以下經(jīng)濟指標的滿足：即單位生產(chǎn)能力高、消耗系數(shù)低、設備價格便宜、制造容易、結構簡單、用材不多、管理費用低的設備。另外除了要滿足這些經(jīng)濟指標外，在結構上還應滿足下述各項要求。(1)化工設備及構件應滿足強度與剛性的要求，達到規(guī)定的標準。(2) 設備的耐久性主要取決于設備腐蝕的情況。一般化工設備的使用年限為1020年，而高壓設備為2025年。(3) 密封性對化工設備是一個很重要的問題，特別在處理依然、易爆、有毒介質時尤其重要。要根據(jù)有毒物質在車間的允許濃度來確定設備的密封性。(4) 在用材和制造上

47、，要盡量減少材料用量，特別是一些貴重材料。同時又要盡量考慮制造方便，減少加工量，力求降低設備的制造成本。3.2 主要設備計算 中變爐設備計算(1) 觸媒用量計算1314根據(jù)文獻知： Vr=t0V0 (3-1)式中 Vr觸媒體積，m3t0標準接觸時間，h m3 / M3(標)V0通過觸媒的氣體體積，M3(標)/h標準接觸時間的計算公式： (3-2)式中 W=Kp-1u=Kp(A+B)+(C+D)V=KPAB-CDq=Kp反應平衡常數(shù)k1反應速度常數(shù)n變換的CO的量，分子分率其中A、B、C、D分別代表CO、CO2、CO2及H2的起始濃度(2) 第一段床層觸媒用量計算已知條件：進中變爐一段催化劑的氣

48、體溫度：320出中變爐一段催化劑的氣體溫度：450平均溫度:在380時反應速度常數(shù)k1=4650，加壓時取校正系數(shù)2.8，k1=4 6502.8=13進第一段床層變換氣進氣量：V0=3 Nm3/h11.1=37 Nm3/h出一段床層變換氣中：CO%=8.661% n=21.62%-8.661%=12.968%在385時，K則：W u=13.68( 54)+( 39) 67 V 39 657 5 0由公式： 得:由公式(3-2)得：t0 382 069 382 069 443h所以，V01=t0V0 4433 7443.63=3故：V0=16.591.1=18.25 m(3) 第二段床層觸媒用量

49、計算已知條件：進中變爐二段催化劑的氣體溫度：350出中變爐二段催化劑的氣體溫度：400平均溫度:在375時反應速度常數(shù)k2=4610，加壓時取校正系數(shù)2.8，k2=4 6102.8=129 n=7.542%-3.77%=3.772%在375時，K則：W u=15.25( 57)+( 29) 63 43V 29 =0.2904 57 92由公式： 得:由公式(3-2)得：t0= 291 21= 291 21 31h所以，V02=T0V0 3137 443.63=m故：V0=11.611.1=3(4) 第三段床層觸媒用量計算已知條件：進中變爐三段催化劑的氣體溫度：350出中變爐三段催化劑的氣體溫度

50、：380平均溫度在365時反應速度常數(shù)k2=3842，加壓時取校正系數(shù)2.8，k2=3 8422.8=10n=3.411%-2.168%=1.243%在365時，K則：W U=17.06( 11+0.289 85)+( 99) V 99 7由公式：得：q由公式(3-2)得：t0=0. 000 288 337 23h所以，V03=T0V0 2337 443.63=3故：V0=8.611.1=3中變爐觸媒總用量：V=V01+V02+V03=18.25+12.80+9.47=3中變爐催化劑選用B113型堆密度：/L觸媒堆重量：Nm3/h空速：干氣/(hm3)(5) 觸媒直徑計算假設觸媒直徑為 觸媒直

51、徑計算公式： P (3-3)式中 P氣體通過觸媒床壓力降fG氣體重量流速，kg/(m3h)r氣體在操作條件下的重度，kg/m3dp顆粒直徑，mL觸媒床高度，mEp/DtDt觸媒層直徑，mB113型觸媒外型尺寸為dp=(6Vp)/Sp Vp=Sp=22=1.2710-4+1.6910-4=2.9610-4則，dp=63.8110-7/2.9610-4=7.7210-3所以,E-3中變爐催化劑層一段床層阻力降第一段催化劑床層變換氣平均溫度：385第一段催化劑床層變換氣平均壓力：1 750kPa 2kg/kmol第一段催化劑層變換氣重度：r=氣體重度流量(濕)G：kg/(m3h)第一段催化劑床層高度

52、：L1第一段催化劑床層阻力降：=f/m3阻力降符合要求，故中變爐催化劑床層直徑符合要求故，第二段床層高度為：L2 第三段床層高度為：15(6) 中變爐進口直徑計算查化工原理得氣體的組分在0，表3-1 氣體在0組分O2N2H2COCO2CH4密度kg/m3則，氣體的平均密度為：m=yiim=0.390%190 =/m3對密度進行校核，得在320，1 750kPa時密度為=/m3查化工原理得，H2O組分在320/m3kg/m3 54=/m3m/s取氣體流速為50m/s，則：m(7) 中變爐出口直徑計算出口時，氣體密度： 951.542%+1.252.977%+1.97627.14% =/m3對密度

53、進行校核，得在365校核得，水在365，855kPa時的密度為：/m3=/s總密度：=521.5+0.836=522.36 kg/m3取氣體流速為50m/s,則：16 換熱器設備計算已知條件：水進換熱器溫度：20水出換熱器溫度：150變換氣進換熱器溫度：400變換氣出換熱器溫度：350(1) 傳熱面積計算從前面換熱器的計算可知，水吸收的熱量為:Q4-Q2則，實際傳熱量為Q=(Q4-Q2)11.1=5 666 平均溫差： =287.取K=250kJ/(m2h)傳熱面積： (3-4)則，S=2設富裕傳熱面積為20%，則S實=78.76()=2選擇固定管板式換熱器：表3-2 固定管板式換熱器參數(shù)公稱

54、直徑/mm600公稱面積/m2管數(shù)/根416管長/mm4 500管程數(shù)/個2殼程數(shù)/個1管子排列方式三角形(2) 設備直徑與管板的確定管板直徑計算公式： D=t() (3-5)式中 n管數(shù)t管子中心距，取所以，管板直徑選用，設備外徑為17。其他主要設備表3-3 其他主要設備名稱規(guī)格數(shù)量材料廢熱鍋爐1 00022L=8 287mmF=130m換熱管38390根2521Cr16 Ni32溫水調(diào)節(jié)器400換熱面積：25m管子排列方式：三角形1碳鋼第4章 設備一覽表根據(jù)前面的工藝和設備計算，將主要設備的規(guī)格列于下表。表4-1 主要設備一覽表名稱規(guī)格數(shù)量材料中變爐h1=h2=h3=人孔116MnR換熱器

55、公稱直徑：600mm公稱面積：2管數(shù)：416根管長：4 500mm排列方式：三角形1碳鋼廢熱鍋爐1 00022L=8 287mmF=130m換熱管38390根2521Cr16 Ni32溫水調(diào)節(jié)器400換熱面積：25m管子排列方式：三角形1碳鋼第5章 車間設備布置設計 車間布置設計的原則 車間設備布置的原則車間設備布置是按照加工件的工藝流程擺放加工中心并根據(jù)生產(chǎn)流程情況及各種有關因素，把各種工藝設備在一定的區(qū)域內(nèi)進行排列。同時也要注意以下幾方面的內(nèi)容：(1) 最大限度地滿足工藝生產(chǎn)包括設備維修的要求。 (2) 有效地利用車間建筑面積(包括空間)和土地。(3) 要為車間的技術經(jīng)濟指標、先進合理以及

56、節(jié)能等要求創(chuàng)造條件。(4) 考慮其他專業(yè)對本車間布置的要求。(5) 要考慮車間的發(fā)展和廠房的擴建。(6) 車間中所采取的勞動保護、防腐、防火、防毒、防爆及安全衛(wèi)生等措施是否符合要求。(7) 本車間與其他車間在總平面圖上的位置合理，力求使它們之間輸送管線最短，聯(lián)系最方便。(8) 考慮建廠地區(qū)的氣象、地質、水文等條件。(9) 人流物流不能交錯。 車間設備平立面布置的原則車間平面布置必須適合全廠總平面布置的要求，應盡可能使各車間的平面布置在總體上達到協(xié)調(diào)、整齊、緊湊、美觀、相互融合，渾成一體。必須從生產(chǎn)需要出發(fā)，最大限度地滿足生產(chǎn)包括設備維修的要求。既要符合流程、滿足生產(chǎn)、便于管理、便于運輸、利于設

57、備安裝和維修。又要全面妥善地解決防火、防爆、防毒、防腐、衛(wèi)生等方面的問題，符合國家的各項有關規(guī)定。車間的立面形式有單層、多層或單層與多層相結合的形式，一般來說單層廠房建筑設計費用較低，多層車間占地少但造價高，采用單層和多層主要應根據(jù)工藝生產(chǎn)的需要，對于為新產(chǎn)品工業(yè)化生產(chǎn)而設計的廠房，由于在生產(chǎn)過程中對于工藝路線還需要不斷改進、完善，所以一般都設計成一個高單層廠房，為便于移動、維修、拆裝和改建，用鋼操作臺代替鋼筋混凝土的操作臺或多層廠房的樣式，以適應工藝流程變化的需要。廠房層數(shù)的設計需要根據(jù)工藝流程的要求，投資，用地的條件等多種因素，進行綜合的比較后才能最后決定18?；S廠房的高度，主要由工藝

58、設備布置要求所決定，廠房的垂直不僅要充分利用空間，每層多采用5m、6m，最低不的低于在易爆炸危險車間宜采用單層，廠房內(nèi)設置多層操作臺，以滿足工藝設備的要求。如必須在多層廠房內(nèi)布置操作臺，則應布置在廠房頂層，如整個廠房均有爆炸危險的，則在每層樓板上設置一定面積的泄爆19。 本工段設計設備布置規(guī)劃本工段中共有12個主要設備，這些設備中，除中溫變換爐外大都是換熱器。初步設計為廠房加露天的布置原則。擬建設8間高6m寬8m有三面墻的廠房，小設備放在廠房里面，大的設備底部在廠房內(nèi)，上部可以露出廠房。廠房的房頂當做進入設備的平臺。所有設備按著一字排開的原則在廠房內(nèi)布置，依次是焦油過濾器、冷凝器、第二水加熱器

59、、飽和熱水塔、軟水換熱器、離心泵、第一水加熱器、第一熱交換器、第二熱交換器和中溫變換爐。每個設備邊上都要設置防護裝置以及緊急事故撤離通道，以確保工作人員的安全第6章 自動控制6.1 主要的控制原理為了實現(xiàn)各種復雜的控制任務，首先要將被控制對象和控制裝置按照一定的方式連接起來，組成一個有機的總體，這就是自動控制系統(tǒng)。在自動控制系統(tǒng)中，被控對象的輸出量即被控量是要求嚴格加以控制的物理量，它可以要求保持為某一恒定值；而控制裝置則是對被控對象施加控制作用的機構的總體，它可以采用不同的原理和方式對被控對象進行控制，但最基本的一種是基于反饋控制原理的反饋控制系統(tǒng)。在反饋控制系統(tǒng)中，控制裝置對被控裝置施加的

60、控制作用，是取自被控量的反饋信息，用來不斷修正被控量和控制量之間的偏差從而實現(xiàn)對被控量進行控制的任務，這就是反饋控制的原理。本設計的主要控制原理：(1) 主要工藝過程的重要部位的控制和檢測集中在控制和顯示，以便操作，維護和防寒。(2) 進出裝置的原料、產(chǎn)品和公用工程均設有流量累計，以便進行物料衡算和經(jīng)濟衡算。(3) 本裝置采用集散型控制系統(tǒng)(DCS)和ESD聯(lián)鎖保護以提高裝置的管理水平并實現(xiàn)過程的部分優(yōu)化控制，提高輕質油收率，降低能耗，確保油品質量，提高經(jīng)濟效益。6.2 自控水平與控制點本設計工段是合成氨中比較復雜的工段，需要自動控制和手動控制。擬初步裝配14個控制點，其中包括兩個流量自動控制