毕业设计说明书
题目年产15万吨液氨合成工段工艺设计系别材料与化学工程系专业班级无机化工九八级一班学生姓名
指导教师
二零零二年六月三日
目录
第一部分说明书------------------------------------------------------3 第一章概述-------------------------------------------------------------------3
第二章原材料及产品主要技术规格-----------------------------------------4 第三章危险性物料主要物性表-----------------------------------------------5 第四章生产原理及流程简述--------------------------------------------------5 第五章主要设备的选择与计算-----------------------------------------------5 第六章原材料及动力消耗-----------------------------------------------------6 第七章生产分析及三废排量--------------------------------------------------7 第八章存在问题及建议--------------------------------------------------------7 第九章主要参考书目-----------------------------------------------------------7 第十章工艺设计计算书--------------------------------------------------------8 第二部分物料衡算和热量衡算----------------------------------------------8 第三部分设备的选型与计算-------------------------------------------------27 第四部分带主要控制点的工艺流程图-------------------------------------46
第一部分说明书
第一章概述
1-1工段的概况及特点：
1．设计依据：
本设计按照材化系下达设计任务书进行编制，参照鸿鹄化工总厂的现场生产，以及中国五环化学工程总公司（原化工部第四设计院），和石油化工部化工设计院的有关资料设计而成。
2．设计规模及特点：
本工段生产液氨，生产能力为15万吨液氨/年，与传统流程相比较，具有节能低耗的特点，通过设计两个串联的氨冷器，在低压下，既减少了动力消耗，又保证了合成塔入口氨含量的要求；现具体起来如下：
（1）循环机位置：
本工段设置在氨分离系统后，合成塔之前，从而充分利用循环机压缩功，提高进合成塔温度，减少冷量消耗，降低氨冷器负荷，同时提高进塔压力，提高合成率，而进循环机的氨冷量较低，避免了塔后循环机流程容易带液氨而导致循环机泄漏。
（2）反应热回收的方式及利用：
这涉及到废热锅炉的热量利用几合成塔塔外换热器如何科学设置的问题，废热锅炉的配置实际上是如何提高反应热的回收率和获得高品位热的问题，本设计选择塔后换热器及后置锅炉的工艺路线，设置塔后换热器使废热锅炉出口气体与合成塔二进气体换热，充分提高合成塔二进温度，相应提高了合成塔二出温度，进废热锅炉的气体温度为360度，副产1.3兆帕的中压蒸汽，充分提高回收热量品位。
（3）采用“二进二出”合成流程：
全部冷气经合成塔环隙后进入热交换器，可使合成塔体个点温度分布均匀，出口气体保持较低温度，确保合成塔长期安全稳定运行，与循环机来的冷气直接进入热交换器相比，使热交换器出口温度增大。进入水冷的气体温度降低意味着合成余热回收率高和水冷负荷低。
（4）水冷器、氨冷器的设置：
水冷后分离液氨再进行冷交，氨冷有利于降低后续氨冷的负荷，边冷却边分离液氨，即提高了液氨的分离效果，又避免了气液两相流的存在，通过设置两氨冷器的冷凝充分解决了低压下，水冷后很少有氨冷凝下来的矛盾，达到了进一步冷却，保证合成塔入口氨冷量的要求。
（5）补充气及放空点位置设置：
补充气设置在冷交的二次入口，以便减少系统阻力，并通过氨冷进一步洗脱微量二氧化碳和一氧化碳及氨基甲酸等杂质，有利于保护触媒防止管道和设备堵塞。放空点设置在冷交换器和氨分离器之间，氨分后有效气体浓度较低，惰性气体含量较高，有利于降低新鲜气单耗。
（6）新型设备的使用：
①离心式循环压缩机
离心式循环压缩机用于合成工段，能避免油污渗入循环气，提高合成气质量，从而可不设油分离器降低能耗，对于本工段选用冷激式内件，要求合成气质量较高，无油压缩机更为合适，离心式循环压缩机还具有运行时间长的特点，经江苏宜兴化肥厂资料表明，无油压缩机与注油压缩机相比较平均使用寿命可延长十倍。
②冷交换器
分离器为外向型旋流板，上部换热器为列管换热器和下部氨分离器，将热气体在进入氨冷器前用冷气体进行冷却换热，以回收冷气体的冷冻量，使入氨冷器的热气体预冷却，从而节省冷冻量，同时分离经氨冷后含氨混和气中的液氨，安徽淮南化工公司发表与《小氮肥》杂志上的有关资料表明，该设备节能降耗显著。
3．三废治理及环境保护：
①放空气弛放气送氢回收系统，先用洗涤塔回收几乎全部氨，制成浓氨水，再回收大部分氨送入高压机压缩后制氨既可以避免氨气进入大气，与放空气作燃料相比又更合理经济。
②废物集中处理达到国家排放标准后排放。
4．生产制度：
每年操作日330天，三班连续操作。
第二章原材料及产品主要技术规格
（一）原材料技术规格：
第三章危险性物料主要物性表
第四章流程简述
由氮氢气压缩机送来的35℃～45℃的新鲜气，与放空后经冷交换器来的循环气混合，而后温度被降至20℃，进入氨冷器Ⅰ。气体管内流动，液氨在管外蒸发，由于氨大量蒸发吸收了混合气的热量，使管内气体进一步被冷却至0℃左右，为降低氨冷器Ⅰ负荷，进入氨冷器Ⅱ继续冷却至-15℃左右，出氨冷器后的气液混合物，在冷交换器的下部用分离器将液氨分离，分离出的液氨进入液氨贮罐，分氨后的循环气上升至上部换热器壳程被热气体加热至22℃后出冷交换器，然后，气体经循环压缩机，补充压力至15兆帕，由合成塔的下部进入层间换热器，移走第二绝热床反应热，冷气体升温进入第一绝热床进行合成反应，再入第一、二绝热床空间（冷激器）由185度左右的冷气体作冷激气原与出第一绝热床的反应气体混合降温到385度左右，混合后气体进入第二绝热床进行合成反应，气体氨净值升高，出第二绝热床气体进入层间换热器，移走热量，使冷气升温，热气体降温后进入第三绝热床进行合成反应，气体氨含量增加到16.5﹪，再经塔内下换热器将热量移走，后进入沸热锅炉，副产1.3Mpa蒸气。换热产生蒸汽后进入循环器加热器一次出塔气体至160℃，本身温度降至112℃左右进水冷器被冷却产生部分液氨，温度降至35℃，混合气液进氨分离器，分离液氨，分离的液氨去液氨罐贮存，出氨分离器的气体则部分放空，放空气去氢回收装置，放空后的循环气经冷交换器降温至17℃与新鲜气混合，继续下一循环。液氨产品易蒸发，有强烈刺激性气味，对人的消化系统和呼吸系统都造成伤害，与空气混合后遇火会爆炸，应密闭贮存，管道输送，尽可能避免泄漏。
第五章主要设备的选择与计算
1.主要设备的选择计算见计算部分的设备选型
2.设备一览表（见后）
3.设备的选定说明：
合成塔内件
合成塔的选择主要是触媒筐和塔内换热器，本着节约自身的水电和冷冻量消耗同时提高氨合成反应热的回收品位和利用率本设计触媒筐选用三段绝热冷激间冷式内件。三段绝热冷激间冷式内件有如下特点：1）高效节能冷激-间冷式内件是托普索节能型氨合成塔内件基础上开发的一种高效节能型内件，氨净值高；2）生产能力大；3）床层间复合换热；4）节约管材；5）便于催化剂还原。装填A106型合成塔催化剂，此种催化剂具有良好的抗毒性能，低温高活性，较好的热稳定性特点。
第六章原材料及动力消耗（一）原材料消耗
（二）动力消耗
第七章生产分析及三废排量
（一）生产控制分析方法
第八章存在问题和意见
催化剂的装卸问题由于第二段反应床与第三段反应床采用中间换热器，床层催化剂不能从顶部装卸，为解决此问题，建议在换热器下面的筒体上开一至二个装卸孔。
通过这次设计达到了锻炼的目的，学会了用计算机网络和图书馆查阅、收集、整理资料，并运用工具书解决实际问题，能够在老师的指导下独立处理一些设计中遇到的困难，同时进一步加强了对计算机编辑和绘图功能的学习和运用。当然设计中还存在一些问题需要进一步加强学习。这次设计的顺利完成还得益于翁贤芬老师和其他老师、同学的大力支持，在此一并感谢。
第九章主要参考书目
《物理化学（上、下）》天津大学物理化学教研室编，高等教育出版社出版，1993年6月第三版
《化工工艺设计手册（上、下）》国家医药管理局编，化学工业出版社，1986年6月第一版
《小合成氨厂工艺技术与设计手册（上、下）》，梅安华主编，化学工业出版社
《化工工艺设计技术概论》，扬国荣编
《小氮肥》，1998-2000年各期
《化工设计通讯》，1990-1995年各期
《化工计算》，葛家华编
《化工原理（上、下）》，天津大学化工原理教研室主编
《合成氨》，陈五平主编
《化工热力学》，张联科编
《氮肥工艺设计手册—理化数据》，石油化学工业部化工设计院编，石油化学工业出版社出版
第十章 工艺设计计算书
一、设计要求：
年工作日：330天；系统工作压力：15MPa 精练气组成（％）：H 2 72.76,N 2 25.92,CH 4 0.98,Ar0.34 合成塔进气（％）：NH 3 2.5,CH 4+Ar 15;出气，NH 3 16.5 水冷器出口温度：35℃ 设计裕度：10％
二、工艺流程图：
第二部分 物料计算和热量计算
1.3物料计算：
1.3.1合成塔入口气组分： 入塔氨含量：y 5NH3=
2.5％;
入塔甲烷含量：y 5CH4=15.00％x0.98/（0.98+0.34）x100％=11.136％； 入塔氢含量：y 5H2=［100-（2.5+11.136+3.864）］x3/4x100％=61.875％； 入塔氩含量：y 5Ar =15.00x0.34/（0.98+0.34）x100％=3.864％； 入塔氮含量：y 5N2=［100-（2.5+11.136+3.864）］x1/4x100％=20.625％
入塔气组分含量（％）
2.合成塔出口气组分：
以1000kmol 入塔气作为基准求出塔气组分， 由下式计算塔内生成氨含量：
M NH3=M 5(y 8NH3-y 5NH3)/(1+y 8NH3)=1000(0.165-0.025)/(1+0.165)=120.172kmo 出塔气量: M
8=入塔气量—生成氨含量=1000-120.172=879.828kmo
出塔氨含量：y8NH3=16.5％
出塔甲烷含量：y8CH4=(M5/M8)xy5CH4=(1000/879.828)x11.136％=12.657％
出塔氨含量：y8Ar=(M5/M8)xy5Ar=1000/879.828x3.864％=4.392％
出塔氢含量：y8H2=3/4(1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)x100％
=3/4(1-0.165-0.12657-0.043921)x100％=49.838％
出塔氮含量：y8N2=1/4(1-0.0165-0.12657-0.04392)x100％=16.612％
/［M5(1-y5NH3-y5CH4-y5Ar)］x100％
合成率=2M
NH3
=2x120.172/［1000(1-0.025-0.11364-0.03964)］x100％=29.133％
1.3.4氨分离器气液平衡计算：
查35℃，P=14.4555MPa各组分平衡常数：
设（V/L）=29.85时，带入Lx(i)=m(i)/［1+(V/L)xK(i)］=L(i):
L NH3=m NH3/［1+(V/L)xK NH3］=0.032066Kmol
L CH4= m CH4/［1+(V/L)xK CH4］=0.000187 Kmol
L Ar=m Ar/［1+(V/L)xK Ar］=0.000023 Kmol
L H2=m H2/［1+(V/L)xK H2］=0.000208 Kmol
L H2=m N2)/［1+(V/L)xK N2］=0.000077 Kmol
L总= L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.032559 Kmol
分离气体量：V=1-L=1-0.032559=0.967441 Kmol；
计算气液比：（V/L）＇=0.967441/0.032559=29.713;
误差［（V/L）-（V/L）＇］/（V/L）=（29.85-29.713）/29.85X100％=0.46％，结果合理从而可计算出液体中各组分含量：
液体中氨含量：x NH3=L NH3/L=0.03266/0.032559x100％=98.48％
液体中氩含量：x Ar=L Ar/L=0.000023/0.032559xIOO％=0.07％
液体中甲烷含量：x CH4=L CH4/L=0.00185/0.032559x100％=0.57％
液体中氢含量：x H2=L H2/L=0.000208/0.032559x100％=0.64％
液体中氮含量：x N2=L H2/L=0.000077/0.032559x100％=0.24％
氨分离器出口液体含量
气体氨含量y NH3=［m NH3-L NH3］/V=(0.165-0.02066)/0.967441x100 ％=13.410％
气体甲烷含量y CH4=［m CH4-L CH4］/V=(0.12657-0.00185)/0.967441x100 ％=13.064％
气体氩含量y Ar=［m Ar-L Ar］/V=(0.04392-0.000023)/0.967441x100 ％=4.537％
气体氢含量y H2=［m H2-L H2］/V=(0.49838-0.000208)/0.967441x100 ％=51.494％
气体氮含量y N2=［m N2-L N2］/V=(0.11654-0.000077)/0.967441x100 ％=17.163％
查t=15℃,p=13.062MPa的平衡常数
出口液体甲烷含量x CH4=y CH4/ K CH4=0.11136/74.585x100％=0.149％
出口液体氨含量x NH3=y NH3/ K NH3=0.025/0.02522 x100％=99.110％
出口液体氩含量x Ar=y Ar/ K Ar=0.03864/72.725 x100％=0.053％
出口液体氢含量x H2=y H2/ K H2=0.61875/133.32 x100％=0.464％
出口液体氮含量x N2=y N2/ K N2=0.20625/93.966 x100％=0.149％
冷交换器出口液体组分含量（％）
1.3.6液氨贮槽气液平衡计算：
由于氨分离器液体和冷交换器出口分离液体汇合后进入液
氨贮槽经减压后溶解在液氨中的气体会解吸，即弛放气;两种液
体百分比估算值，即水冷后分离液氨占总量的白分数.
G％=（1+y5NH3）x(y8NH3-y NH3分)/(( y8NH3- y5NH3)x(1- y NH3分))
=[(1+0.025）x（0.165-0.13741）]/ [（0.165-0.025）
x（1-0.13741）]x100％=23.418％
水冷后分离液氨占总量的23.418％冷交，氨冷后分离液氨占总量的76.582％.
液氨贮槽入口1Kmol液体计算为准，即L0=1Kmol，入口液体混合后组分含量：
m(0i)=L(15)xX15i+L16xX16i
= G％x L0x X15i+(1- G％)xX16i
=0.23418x X15i+0.76582 X16i
混合后入口氨含量：m0NH3=0.23418x0.9848+0.76582x0.9911=0.98962
混合后入口甲烷含量:m0CH4=0.23418x0.0057+0.76582x0.00149=0.002476
混合后入口氩含量:m0Ar= 0.23418x0.0070+0.76582x0.00053=0.00057
混合后入口氢含量：m0H2=0.23418x0.0064+0.76582x0.00464=0.005052
混合后入口氮含量：m0N2=0.23418x0.0024+0.76582x0.00224=0.002277
根据气液平衡L(i)=m(0i)/[1+(V/L)xk(i)],设(V/L)=0.0275,代入上式得:
出口液体氨含量：L NH3=m0NH3/[(1+(V/L)xk NH3]=0.989/(1+0.0275x0.598)=0.972999 Kmol
出口液体甲烷含量：L CH4=m0CH4/ [ 1+(V/L)xk CH4]
= 0.002476/(1+0.0275x170)=0.000436Kmol
出口液体氩含量：L Ar=m0 Ar/ [ 1+(V/L)xk Ar ]=0.00057/(1+0.0275x540)=0.000036 Kmol
出口液体氢气含量：L H2=m0H2/[ 1+(V/L)xk H2 ]=0.005052/(1+0.0275x575)=0.003 Kmol
出口液体氮气含量：L N2=m0N2/ [ 1+(V/L)xk N2 ]=0.002277/(1+0.0275x620)=0.000126 Kmol L(总)=0.973897,V=1-0.973897=0.026103Kmol
(V/L)＇=V/L=0.0268,误差(0.275-0.0268)/0.0275=2.4％
当V/L=0.025时
L NH3=0.974432Kmol, L CH4=0.000472Kmol
L Ar=0.000039Kmol, L H2=0.000328 Kmol
L N2=0.000138 Kmol V=1-L(总)=0.024591
(V/L)＇=V/L=0.024591/0.975409=0.0251
误差(0.025-0.0252)/0.025x100％=0.4％
出口液体组分含量：
出口液体氨含量：x NH3=L NH3/L=0.974432/0.975409x100％=99.8998％
出口液体甲烷含量：x CH4=L CH4/L=0.000472/0.975409x100％=0.048％
出口液体氩含量：x Ar=L Ar/L=0.000039/0.975409x100％=0.004％
出口液体氢气含量：x H2=L H2/L=0.000328/0.975409x100％=0.0336％
出口液体氮气含量：x N2=L N2/L=0.000138/0.975409x100％=0.0141％
出口弛放气组分含量：
弛放气氨含量：y NH3=(M0NH3-L NH3)/V=(0.98962-0.97443)/0.024591x100％=61.784％
弛放气甲烷含量：y CH4=(M0CH4-L CH4)/V=(0.00248-0.000472)/0.02459x100％=8.15％
弛放气氩含量：y Ar=(M0 Ar-L Ar)/V=(0.00057-0.000039)/0.024591x100％=2.15％
弛放气氢气含量：y H2=(M0H2-L H2)/V=(0.005052-0.000328)/0.024591x100％=19.21％
弛放气氮气含量：y N2=(M0N2-L N2)/V=(0.002277-0.000138)/0.024591x100％=8.698％
1.3.7液氨贮槽物料计算：
以液氨贮槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨贮槽出口液体量
L(19)=1000x22.4/(0.998998x17)=1318.969m３
其中NH3 L(19NH3)=L(19NH3)xX(19NH3)=1318.969x99.8998﹪=1317.647 m３CH4 L(19CH4)=L(19CH4)xX(19CH4)=1318.969x0.0484﹪=0.638 m３
Ar L(19Ar)=L(19Ar)xX(19Ar)=1318.969x0.004﹪=0.053 m３
H2 L(19H2)=L(19H2)xX(19H2)=1318.969x0.0336﹪=0.053 m３
N2 L(19N2)=L(19N2)xX(19N2)=1318.969x0.0141﹪=0.186 m３
液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.025
V(20)=0.025xL(19)=0.025x1318.969=32.974 m３
其中NH3 V(20NH3)=V(20NH3) × y(20NH3)=32.974x61.874﹪=20.373 m３
CH4 V(20CH4)=V(20CH4) × y(20CH4)=32.974x8.149﹪=2.687m３
Ar V(20Ar)=V(20Ar) × y(20Ar)=32.974x2.159﹪=0.712 m３
H2 V(20H2)=V(20H2) × y(20H2)=32.974x19.21﹪=6.334 m３
N2 V(20N2)=V(20N2) × y(20N2)=32.974x8.698﹪=2.868 m３
液氨贮槽出口总物料=L(19)+ V(20)=1318.969+32.974=1351.943 m３
液氨贮槽进口液体：
由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L(21)=L(19)+V(20)=1351.943 m３
入口液体各组分含量计算:L(21i)= L(19i) + V(20i)
其中 NH3 L(21NH3)=1317.647+20.373=1338.020 m３
CH4 L(21CH4)=0.638+2.687=3.325 m３
Ar L(21Ar)=0.053+0.712=0.765 m３
H2 L(21H2)=0.443+6.334=6.777m３
N2 L(21N2)=0.186+2.868=3.054 m３
入口液体中组分含量核算,由m′(0i)=L(21i)/L(21):
入口液体中氨含量m′(0NH3)=1338.02/1351.943x100﹪=98.97﹪
入口液体中甲烷含量m′(0CH4)= 3.325/1351.943x100﹪=0.246﹪
入口液体中氩含量m′(0Ar)= 0.765/1351.943x100﹪=0.057﹪
入口液体中氢气含量m′(0H2)= 6.777/1351.943x100﹪=0.501﹪
入口液体中氮气含量m′(0N2)= 3.045/1351.943x100﹪=0.226﹪
入口液体中组分含量m′(0i)≈ M′(0i)
1.3.8合成系统物料计算:
补放入出
循环回路中氢平衡：V补y H2补=V放y H2放＋V弛y H2弛+3/2V放y NH3放+3/2V弛y NH3弛+3/2L NH3┉┉┉┉┉┉①循环回路中氮平衡:V补y N2补=V放y N2放＋V弛y N2弛+1/2V放y NH3放+1/2V弛y NH3弛+1/2L NH3 ┉┉┉┉┉┉②循环回路中惰性气体平衡: V补(y CH4放+y Ar放)=Ｖ弛(y CH4放+y Ar放)+V弛(y CH4弛+y Ar弛) V补(0.0098+0.0034)=V放(0.12938+0.4493)+32.944(0.08149+0.02159)0.01332 V补
=0.17431 V放+3.39587┉┉┉┉┉┉③
循环回路中惰性气体平衡:V出y NH3-V入y NH3入=V放y放+V弛y NH3弛+L NH3
0.165V出-0.025V入=0.13741V放+ 32.974 x 0.61784 + 1317.647┉┉┉┉┉┉④循环回路中总物料体平衡: V入=V出+ V补- V放- V弛- L NH3
= V出+ V补－V放-32.974-1317.647┉┉┉┉┉┉⑤
联立①②③④⑤各式解得：
V放=201.475 m３; V补=2917.8 m３; V出=9998.906 m３; V入=11364.61 m3
1.3.9合成塔物料计算：
入塔物料：Ｖ5=11364.610 m3
NH3V5NH3=11364.61 x 2.5﹪=284.115m3
CH4 V5CH4=11364.61 x 11.136﹪=1265.563m3
Ar V5Ar=11364.61 x 3.864﹪=439.129m3
H2 V5H2=11364.61 x 61.875﹪=7031.852m3
N2 V5N2=11364.61 x 20.625﹪=2343.951m3
合成塔一出，二进物料，热交换器，冷气进出物料等于合成塔入塔物料
即Ｖ5=V6=V7=11364.610 m3
出塔物料V8=9998.906m3
NH3V8NH3=9998.906 x 16.5﹪=1649.819m3
CH4 V8CH4=9998.906 x 12.657﹪=1264.862m3
Ar V8Ar=9998.906 x 4.392﹪=439.152m3
H2 V8H2=9998.906 x 49.838﹪=4983.255m3
N2 V8N2=9998.906 x 16.612﹪=1661.018m3
合成塔生成氨含量：⊿V NH3=V8NH3-V5NH3=1649.819-284.115=1365.704 m3=1036.472Kg
沸热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料。
即V8=V9=V10=9998.906 m3
1.3.10水冷器物料计算：
进器物料：水冷器进气物料等于热交换器出口物料，即V10入=9998.906 m3
出器物料：在水冷器中部分气氨被冷凝；由氨分离器气液平衡计算得气液比(V/L)=29.85,有如下方程:
V11出/L11出=(V/L)=29.85┉┉┉┉┉┉①
V11出+L11出=L10入=9998.906┉┉┉┉┉┉②
将V11出=29.85L11出带入②得:
L11出=324.114 m3V11出=9674.792 m3
出口气体组分由V11i=V11出y11i得:
其中，NH3V11NH3=9674.792 x 13.741﹪=1329.431m3
CH4 V11CH4=9674.792 x 13.064﹪=1263.91m3
Ar V11Ar=9674.792 x 4.537﹪=438.945m3
H2 V11H2=9674.792 x 51.494﹪=4981.937m3
N2 V11N2=9674.792 x 17.163﹪=1660.485m3
出口液体各组分由L11i=V8i-V11i
其中，NH3L11NH3=1649.819-1329.413=320.406m3
CH4 L11CH4=1264.862-1263.915=0.947m3
Ar L11Ar=439.152-438.945=0.207m3
H2 L11H2=4983.255-4981.937=1.318m3
N2 L11N2=1661.018-1660.485=0.533m3
１.３.１１氨分离器物料计算：
进器物料：氨分离器进器总物料等于水冷器出口气液混合物总物料
即V11=V11出+L11出=9674.792+324.114=9998.906 m3
出器物料：气液混合物在器内进行分离，分别得到气体和液体
出器气体V12＝V11出＝9674.792 m3，出器液体L15＝L11出＝324.114 m3
氨分离器出口气体放空V13=201.475 m3
其中，NH3V13NH3=201.475 x 13.741﹪=27.685m3
CH4 V13CH4=201.475 x 13.064﹪=26.321m3
Ar V13Ar=201.475 x 4.537﹪=9.141m3
H2 V13H2=201.475 x 51.494﹪=103.748m3
N2 V13N2=201.475 x 17.163﹪=34.579m3
1.3.12冷交换器物料计算：
进器物料：进器物料等于氨分离器出口气体物料减去放空气量
V14=V12-V13=9674.792-201.475=9473.317 m3
其中，NH3V14NH3=9674.792 x 13.741﹪=1301.728m3
CH4 V14CH4=9674.792 x 13.064﹪=1225.658m3
Ar V14Ar=9674.792x 4.537﹪=425.636m3
H2 V14H2=9674.792 x 51.494﹪=4890.316m3
N2 V14N2=9674.792x 17.163﹪=1629.979m3
出器物料（热气）：
设热气出口温度17℃查t=17℃,P=13.062MPa气相平衡氨含量y NH3=8.386﹪，计算热气出口冷凝液氨时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10﹪
故V17NH3=1.1x8.386﹪=9.225﹪
设热气出口氨体积为，则：
a/(9473.317-1301.728+a)=0.09225 a=830.427 m3
L17NH3=V14NH3-a=1301.728-830.437=471.291 m3
冷交换器热气出口气量及组分：
其中NH3V17NH3= V14NH3-L17NH3=830.437m3
CH4 V17CH4= V14CH4 =1225.658m3
Ar V17Ar=V14Ar=425.636m3
H2 V17H2= V14H2 =4890.316m3
N2 V17N2= V14N2=1629.979m3
出口总气量V17=V14-L17NH3=9473.317-471.291=9002.026 m3
出口气体各组分：
NH3V17NH3／V17= 830.437／9002.026x100％=9.225％
CH4 V17CH4／V17= 1225.658／9002.026 x100％=13.615％
Ar V17Ar／V17=425.636／9002.026 x100％=4.728％
H2 V17H2／V17= 4890.316／9002.026 x100％=54.325％
N2 V17N2／V17= 1629.979／9002.026 x100％=18.107％
1.3.13氨冷器物料计算：
1.3.13.1氨冷器Ⅰ物料计算：
进器物料：氨冷器进器物料等于冷交换器出器物料加上补充新鲜气物料V1=2917.8 m3
其中，CH4 V1CH4=2917.8x0.0098=28.594m3
Ar V1Ar=2917.8x0.0034=9.921m3
H2 V1H2= 2917.8x0.7276=2122.991m3
N2 V1N2= 2917.8x0.2592=756.294m3
V18（进器气体物料）=V1+V17=2917.8+9002.026=11919.826 m3
进器气体组分含量V18i=V1i+V17i
其中，NH3V18NH3= V17NH3=830.437m3
CH4 V18CH4= 28.594+1225.658=1254.252m3
Ar V18Ar=9.921+425.636=435.557m3
H2 V18H2= 2122.991+4890.316=7013.307m3
N2 V18N2= 756.294+1629.979=2386.273m3
各组分百分含量y18i=V18i/V18
NH3y18NH3= 830.437/11919.826x100％=6.967％
CH4 y18CH4=1254.252/11919.826x100％=10.522％
Ar y18Ar=435.557/11919.826x100％=3.654％
H2 y18H2= 7013.307/11919.826x100％=58.837％3
N2 y18N2= 2386.273/11919.826x100％=20.02％
进器液体等于冷交换器冷凝液氨量L18=L18NH3=L17NH3=471.291 m3
进器总物料＝V18=L18=11919.826+471.291=12391.117 m3
出器Ⅰ物料：已知出器Ⅰ气体中氨含量为4.872％，设出器气体中氨含量为b m3 b/(11919.826/V18-830.437/V18NH3)=4.872％解得b=540.275 m3
则氨冷器Ⅰ中冷凝液氨量：L′18NH3=V18NH3-b=830.437-540.275=290.162 m3
氨冷器Ⅰ出口总液氨量:L2NH3=L18NH3+L′18NH3=471.291+290.162=761.453 m3
氨冷器Ⅰ出口气量:V2=V18-b=11919.826-290.162=11629.664 m3
其中，NH3V2NH3= 540.275m3
CH4 V2CH4= V18CH4= 1254.252m3
Ar V2Ar= V18Ar=435.557m3
H2 V2H2= V18H2= 7013.307m3
N2 V2N2= V18N2= 2386.273m3
各组分百分含量y2i=V2i/V2
NH3 y2NH3=540.275/11629.664x100％=4.646％
CH4 y2CH4=1254.252/11629.664x100％=10.785％
Ar y2Ar=435.557/11629.664x100％=3.475％
H2 y2H2=7013.307/11629.664x100％=60.305％
N2 y2N2=2386.273/11629.664x100％=20.519％
出器Ⅰ总物料=V2+L2NH3=11629.664+761.453=12391.117 m3
1.3.11.2氨冷凝器Ⅱ物料计算：
进器气体物料=V2=11629.664 m3
进器气体组分含量V22i=V2i
其中各组分含量y22i=y2i
NH3V22NH3=V2NH3= 540.275m3 NH3 y22NH3= y2NH3=4.646％
CH4 V22CH4 =V2CH4= V18CH4= 1254.252m3 CH4 y22CH4= y2CH4=10.785％
Ar V22Ar =V2Ar= V18Ar=435.557m3 Ar y22Ar= y2Ar=3.475％
H2 V22H2=V2H2= V18H2= 7013.307m3 H2 y22H2=y2H2=60.305％
N2 V22N2=V2N2= V18N2= 2386.273m3 N2 y22N2= y2N2=20.519％
进器液体等于氨冷器Ⅰ液氨量=761.453 m3
进器总物料等于出器Ⅰ总物料=12391.117 m3
出器Ⅱ物料：已知出器Ⅱ气体中氨含量为2.5％，设出器气体中氨含量为bⅡ m3 bⅡ/(11629.664-540.275)=0.025 解得bⅡ =277.235 m3
则氨冷器Ⅱ中冷凝液氨量：L′22NH3=V′28NH3- bⅡ=540.275-277.235=263.04 m3
氨冷器Ⅱ出口总液氨量:LⅡNH3=L8NH3+L′28NH3=761.453+263.04=1024.493 m3
氨冷器Ⅱ出口气量:VⅡ=V8- bⅡ=11629.664-263.04=11366.624 m3
其中，NH3VⅡNH3= 277.235m3
CH4 VⅡCH4= V22CH4= 1254.252m3
Ar VⅡAr= V22Ar=435.557m3
H2 VⅡH2= V22H2= 7013.307m3
N2 VⅡN2= V22N2= 2386.273m3
各组分百分含量yⅡi=VⅡi/VⅡ
NH3 yⅡNH3=277.235/11366.624x100％=2.439％
CH4 yⅡCH4=1254.252/11366.624x100％=11.035％
Ar yⅡAr=435.557/11366.624x100％=3.832％
H2 yⅡH2=7013.307/11366.624x100％=61.700％
N2 yⅡN2=2386.273/11366.624x100％=20.994％
出器Ⅱ总物料=VⅡ+LⅡNH3=11366.624+1024.493 =12391.117 m3
1.3.14 冷交换器物料计算：
进口物料：冷交换器进口总物料等于氨冷器出口总物料
其中气体入口VⅡ=11365.624 m3；液体入口L NH3=1024.493 m3
由气液平衡计算得，以一1Kmol进口物料为计算基准：即 F=1
L+V=F┉┉┉┉┉┉①
Lx NH3+Vy NH3=Fm NH3┉┉┉┉┉┉②
将y NH3=0.025，x NH3=0.9911代入上式：
V=（x NH3- m NH3）/（x NH3- y NH3）= 1.026- m NH3/0.9661┉┉┉┉┉┉③
③式中m NH3可由物料平衡和氨平衡计算m NH3=V2NH3/V2
V′Ⅱ=V1+V′17┉┉┉┉┉┉④
V′17=V18-V13-L15┉┉┉┉┉┉⑤
V′ⅡNH3=VⅡNH3+L17NH3+L′22NH3┉┉┉┉┉┉⑥
式中V′Ⅱ———冷交换器入口总物料；V′17———冷交换器热气出口总物料
V′ⅡNH3———冷交换器入口总氨物料
将 V8=9998.906 m3，V13=201.475 m3，L15=324.114 m3代入上式解得：V17=9473.317 m3
∴V′Ⅱ=2917.8+9473.317=12391.117 m3；V′ⅡNH3 =277.235+471.291+553.202=1301.728 m3∴m NH3= V′ⅡNH3/ V′Ⅱ=1301.728/12391.117=0.10505 代入③得：
V=1.026-0.10505/0.9661=0.91726；L=1-V=0.08274；（L/V）=0.08274/0.91726=0.0902 由（L/V）可求出冷交换器冷凝液体量（L16/V3）=（L/V）=0.0902
冷凝液体量 L16=0.0902V3=0.0902x11364.61=1025.088 m3
出器物料：冷交换器（冷气）出口气体物料等于进口总物料减去冷激液体量
V3=12391.117-1025.088=11366.029 m3
其中NH3V3NH3= 11366.029x2.5％=284.151m3
CH4 V3NH3= 11366.029x11.136％=1265.721m3
Ar V3NH3= 11366.029x3.864％=7032.730m3
H2 V3NH3= 11366.029x61.875％=439.183m3
N2 V3NH3= 11366.029x20.625％=2344.243m3
计算误差=（V3-V5）/V5 x100％=（11366.029-11364.61）/11364.61 x100％=0.01245％校核氨分离器液氨百分数
氨分离器液氨百分数：
G分％=L15x15/(L15+L16x16)X100％
=324.114x0.9848/(324.114x0.9848+0.9911x1025.088) X100％=23.096％
冷交换器分离液氨百分数：G冷％=1-G分％=1-29.906％=76.094％
计算误差=（G′-G分）/G′=（23.418％-23.906％）/23.906％=--2.0413％1.3.15液氨贮槽物料计算:
进槽物料：氨分离器入槽液体L15=324.114 m3
其中NH3L15NH3= 324.114x0.9848=319.187m3
CH4 L15CH4= 324.114x0.0057=1.847m3
Ar L15Ar= 324.114x0.0007=0.227m3
H2 L15H2= 324.114x0.0064=2.074m3
N2 L15N2= 324.114x0.0024=0.778m3
冷交换器入槽液体L16=1025.088 m3
其中NH3L16NH3= 1025.088x0.9911=1015.965m3
CH4 L16CH4= 1025.088x0.00149=1.527m3
Ar L16Ar= 1025.088x0.00053=0.543m3
H2 L16H2= 1025.088x0.004644=4.756m3
N2 L16N2= 1025.088x0.00224=2.296m3
入槽混合物料L21=L15+L16=324.114+1025.088=1349.202 m3
各组分物料含量：L21i=L15i+L16i
其中NH3L21NH3= 319.187+1015.965=1335.152m3
CH4 L21CH4= 1.847+1.527=3.374m3
Ar L21Ar= 0.227+0.543=0.77m3
H2 L21H2= 2.074+4.756=6.83m3
N2 L21N2= 0.778+2.296=3.074m3
百分含量x21i=L21i/L21
其中NH3 x21NH3= 1335.152/1349.202x100％=98.959％
CH4 x21CH4=3.374/1349.202x100％=0.25％
Ar x21Ar= 0.77/1349.202x100％=0.057％
H2 x21H2= 6.83/1349.202x100％=0.506％
N2 x21N2=3.074/1349.202x100％=0.228％
出槽物料：液氨贮槽出口弛放气V20=32.974 m3
其中NH3V20NH3= 20.373m3
CH4 V20NH3= 2.687m3
Ar V20NH3= 0.712m3
H2 V20NH3= 6.334m3
N2 V20NH3= 2.868m3
出口液氨总物料L19=L21-L20=1349.202-32.974=1316.228 m3
其中NH3L19NH3= L21NH3-V20NH3=1335.152-20.373=1314.779m3 CH4 L19CH4= L21CH4-V20CH4=3.374-2.687=0.687m3
Ar L19NH3= L21NH3-V20NH3=0.770-0.712=0.058m3
H2 L19H2= L21H2-V20H2=6.83-6.334=0.496m3
N2 L19N2= L21N2-V20N2=3.074-2.868=0.206m3
各组分百分含量：x19i=L19i/L19
其中NH3 x19NH3= 1314.779/1316.228x100％=99.892％
CH4 x19CH4=0.687/1316.228x100％=0.052％
Ar x19Ar= 0.058/1316.228x100％=0.004％
H2 x19H2= 0.496/1316.228x100％=0.038％
N2 x19N2=0.206/1316.228x100％=0.016％
液氨产量核算: m NH3=1314.779/22.4x17=997.82Kg
物料计算汇总表：
2.热量衡算:
2.1冷交换器热量计算
冷交换器热量计算示意图如下：
（1）热气进口温度，冷交换器热气进口温度等于水冷器体出口温
度，由题意知t14=35℃。
（2）冷气进口温度，为保证合成塔入口氨含量在2.5％,出氨冷器
的气体的氨含量必须等于或小于2.5％，设过饱和度为10％,则，该冷凝温度下的平衡氨含量为： y*NH3=0.025/1.1x100％=2.27％查《小氮肥工艺设计手册》图9-3-1平衡氨含量为2.27％；P=13.062MPa时，冷激温度t2=-15℃,故冷气进口温度等于-15℃
（3）热气体带入热量，热气体在器内处于氨饱和区，计算气体比热容时先求常压下气体比热容，然后用压力校正的方法计算实际的气体比热容：
查t14=35℃,P=14.4555MPa时的各组分比热容并计算得：Copm=6.001卡/克分子.度查《小氮肥工艺设计手册》附表1-1-1各组分临界参数如下表
T cm=0.03741x405.49+0.13064x190.54+0.04537x150.76+0.5494x33.26+0.17163x126.16 =126.021K
P cm=0.03741x101.65+0.13064x43.36+0.04537x48.1+0.5494x12.8+0.17163x33.6
=34.110 atm
T rm=(35+273.15)/126.021=2.445,P rm=14.4555x103/(34.11x101.325)=4.182
查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8 ⊿C pm=0.95卡/克分子.度
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
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。
年产五万吨合成氨合成工段工艺设计设计
目录 中文摘要 (1) 英文摘要 (2) 1 引言 (2) 1.1 氨的基本用途 (2) 1.2 合成氨技术的发展趋势 (2) 1.3 合成氨常见工艺方法 (2) 1.3.1 高压法 (2) 1.3.2 中压法 (2) 1.3.3 低压法 (2) 1.4 设计条件 (2) 1.5 物料流程示意图 (2) 2 物料衡算 (2) 2.1 合成塔入口气组成 (2) 2.2 合成塔出口气组成 (2) 2.3 合成率计算 (2) 2.4 氨分离器出口气液组成计算 (2) 2.5 冷交换器分离出的液体组成 (2) 2.6 液氨贮槽驰放气和液相组成的计算 (2) 2.7 液氨贮槽物料衡算 (2) 2.8 合成循环回路总物料衡算 (2) 3 能量衡算 (2) 3.1 合成塔能量衡算 (2) 3.2废热锅炉能量衡算 (2) 3.3 热交换器能量衡算 (2) 3.4 软水预热器能量衡算 (2) 3.5 水冷却器和氨分离器能量衡算 (2) 3.6 循环压缩机能量衡算 (2) 3.7 冷交换器与氨冷器能量衡算 (2) 3.8 合成全系统能量平衡汇总 (2) 4 设备选型及管道计算 (2) 4.1 管道计算 (2) 4.2 设备选型 (2) 结论 (2) 致谢 (2) 参考文献 (2)
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：H 2 73.25%，N 2 25.59%， CH 4 1.65%,Ar 0.51%合成操作压力为31MPa， 合成塔入口气的组成为NH 3(3.0%),CH 4 +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
本科毕业设计 任务书 题目年产20万吨合成氨变换工段及换热器的设计 学院化学与材料工程专业化学工程与工艺班级06化工学号0611401110学生姓名范重泰指导教师乔迁 温州大学教务处制
温州大学本科毕业设计任务书 一、设计的主要任务与目标： 主要任务： 1.阅读资料，了解国内外合成气和CO变换工艺 2.根据实习地—巨化集团合成氨厂的资料，确定CO变换工艺 3.完成设计说明书及相应的图纸 主要目标： 年产20万吨合成氨变换工段工艺以及换热器的设计 1.完成带控制点的工艺流程图 2.完成换热器的设备图 二、设计的主要内容与基本要求： 主要内容： 1.确定合成氨变换工段的工艺路线，生产方法的论证 2.根据规定的年产量准确的进行车间的物料和热量衡算。 3.根据确定的生产工艺条件并结合物料横算对换热器进行衡算。 4.计算换热器设备的体积、主要尺寸和进出口管径及材质规格。在设计中，记录各个过程的详细计算过程。 5.设计图纸的绘制，工段工艺流程图和设备图.
基本要求： 1.完成对生产工艺的设计及工艺流程图 2.完成换热器的设计及相应的设备图 三、计划进度： 1、2010.2.14-2010.2.19 查阅相关资料、确定论文的题目、资料收集并整 理。 2、2010.2.20-2010.2.27 确定设计方案，并做开题报告、任务书。 3、2010.2.28-2010.5.10 进行设计 4、2010.5.11-2010.5.19 进行总结、撰写论文并上交 5、2010.5.20-2010.5.27 导师审阅论文及修改 6、2010.5.28 准备论文答辩
四、主要参考文献： [1] 陈声宗. 化工设计[M] .北京: 化学工业出版社, 2001: 15-81. [2] 胡建生，江会保. 化工制图[M].北京：化学工业出版社 [3] 贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工艺出版社. [4] 赵军，张有忱，段成红.化工设备机械基础[M].北京：化学工业出版社. [5] 陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社. [6] 董大勤. 化工设备机械基础[M].北京: 化学工业出版社, 2002: 164-202, 247-308. [7] 贾绍义, 柴诚敬. 化工原理课程设计[M].天津: 天津大学出版社, 2002(2007.重印): 101-134. [8] 谢端绶, 苏元复. 化工工艺算图（第一册）[M].北京: 化学工业出版社, 1982(1985.重印): 1-158. [9] 胡建生，江会保. 化工制图[M].北京：化学工业出版社. [10] 陈声宗.化工过程开发与设计[M].北京：化学工业出版社，2005 [11] 茅晓东,李建伟.典型化工设备机械设计知道[M].上海：华东理工大学出版社. [12] 崔小明. 国外聚丙烯生产工艺及催化剂技术进展[J].科技经纬.2005年第一期. [13] 崔小明聚丙烯的供需现状及发展前景[J].化学工业.2008年5月第26卷第5期. [14] 孙涛，张宝森，刘田库. 聚丙烯生产工艺进展[J].辽宁化工.2007年6月第36卷第6期 指导教师（签名）： 年月日学院审核意见： 签名： 年月日注：任务书必须由指导教师和学生互相交流后，由指导老师下达并交学院本科毕业设计领导小组审核后发给学生，最后同学生毕业论文等其它材料一起存档。
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)
合成氨仿真实习报告 篇一：合成氨仿真实习报告 南京工业大学 城建学院 仿真实习报告书 刘皓 28 安全工程系 化学化工实验教学中心 XX年10月 合成仿真实习报告 30万吨合成氨装置模型照片 一、实习的目的 合成仿真实习是理论联系实际，应用和所学专业知识的一项重要环节，是培养我们动手能力和学习能力的一个重要手段。仿真实习是以仿真的实习模式，在既保证学生安全又能完美提供实习机会的情况下，学校给予我们的一次专业实践的机会。是我们在学习专业知识后进行实际运用的重要环节，它对培养我们的动手能力有很大的意义，同时也能使我们了解化工工艺的重点要素，仿真实习是我们走向工作岗位的必要前提。
二、实习要求 1．实习装置为合成氨生产仿真装置。要求了解并熟悉生产过程及控制，包括： 1）生产方法和原理，原料、催化剂及产品特性； 2）生产工艺流程（流程中设备、主副管线，过程操作和控制）； 3）各工序工艺条件及控制：主要设备操作温度、压力和组成； 4）主要设备型式、结构； 5）主要设备及管线上的控制仪表及调节方法。 2.搜集信息途径 1）听讲座（拟安排工艺及设备、仿真装置及操作等讲座）； 2）现场实习：熟悉工艺流程、设备、及仿真软件操作，熟悉仿真模型； 3）阅读实习指导书、流程图、设备图及其它文献资料。 三、实习内容 仿真实习的主要内容是：以河南化肥厂为原型的大型合成氨全流程仿真模型和以宁夏化工厂为原型的合成氨大工段DCS控制系统仿真软件。两者均以天然气为原料的合成氨工艺，通过仿真实习了解合成氨工艺原理与流程，掌握合成
氨生产中的主要参数和DCS控制系统的操作。 以下为东方仿真软件的合成氨工艺流程。 (1) 合成氨装置转化工段 1 概述 转化工段包括下列主要部分: 原料气脱硫、原料气的一段蒸汽转化、转化气的二段转化、高变、低变、给水、炉水和蒸汽系统。 2 原料气脱硫 天然气中含有少量硫化物，这些硫化物可以使多种催化剂中毒而不同程度地使其失去活性，硫化氢能腐蚀设备管道。因此，必须尽可能地除去原料气中的各种硫化物。 加氢转化主要指在加入氢气的条件下使原料气中有机硫转化为无机硫。加氢转化不能达到直接脱硫的目的，但经转化后就大大的利于硫的脱除。在有机硫转化的同时，也能使烯烃类加氢转化为烷氢类从而可减少下一工序蒸汽转化催化剂析炭的可能性。 在采用钴钼催化剂的条件下，主要进行如下反应： R-SH+H2=RH+H2S R-S-R’+2H2=RH+R’H+H2S C4H4S+4H2=C4H10+H2S RC=CR’+H2=RCH2-CH2R’
目录 摘要 (3) ABSTRACT (4) 第一章总论 (5) 1.1 概述 (5) 1.2 氨的性质 (5) 1.2.1 氨的物理性质 (5) 1.2.2氨的化学性质 (6) 1.3 原料气来源 (6) 1.4 文献综述 (6) 1.4.1 合成氨工业的发展 (7) 1.4.2我国合成氨工业的现状 (7) 1.4.3合成氨工业的发展趋势 (7) 1.5 设计任务的项目来源 (8) 第二章流程方案的确定 (9) 2.1生产原理 (9) 2.2各生产方法及特点 (9) 2.3工艺条件的选择 (10) 2.4合成塔进口气的组成 (11) 第三章工艺流程简述 (13) 3.1 合成工段工艺流程简述 (13) 3.2 工艺流程方框图 (14) 第四章工艺计算 (15) 4.1 物料衡算 (15) 4.1.1设计要求 (15) 4.1.2计算物料点流程图 (16) 4.1.3合成塔入口气组分 (16) 4.1.4合成塔出口气组分 (17) 4.1.5合成率 (18)
4.1.6氨分离器气液平衡计算 (18) 4.1.7冷交换器气液平衡计算 (20) 4.1.8液氨贮槽气液平衡计算 (21) 4.1.9合成系统物料计算 (24) 4.1.10合成塔物料计算 (25) 4.1.11水冷器物料计算 (26) 4.1.12氨分离器物料计算 (27) 4.1.13冷交换器物料计算 (27) 4.1.15氨冷器物料计算 (30) 4.1.17液氨贮槽物料计算 (30) 4.2 热量衡算 (30) 4.2.1冷交换器热量计算 (30) 4.2.2 氨冷凝器热量衡算 (33) 4.2.3循环机热量计算 (33) 4.2.4合成塔热量衡算 (35) 4.2.5废热锅炉热量计算 (37) 4.2.6热交换器热量计算 (38) 4.2.7水冷器热量衡算 (39) 第五章设备选型及设计计算 (40) 5.1 合成塔催化剂层设计 (40) 5.2 废热锅炉设备工艺计算 (42) 5.2.1计算条件 (42) 5.2.2管内给热系数的计算 (42) 5.2.3管外给热系数 (46) 5.2.4传热总系数K (46) 5.2.5传热温差 (47) 5.2.6传热面积 (47) 参考文献 (50) 致谢 (51)
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
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
南京工业大学 合成氨仿真实习报告书 学院：城市建设与安全工程学院班级、学号：安全1905090323 姓名（签名）： 2011年11 月
1 实习目的 仿真实习是认识实习实习计划的组成部分，通过实习使学生了解化工生产一般特点、规律和工艺参数的控制，获得化工生产实践知识，培养运用化工专业理论知识，分析和解决实际问题的能力，为今后毕业论文（设计）和所从事的化工实际工作打下良好的实践基础。 2 实习要求 1.实习装置为合成氨生产仿真装置。要求了解并熟悉生产过程及控制，包括： 1）生产方法和原理，原料、催化剂及产品特性； 2）生产工艺流程（流程中设备、主副管线，过程操作和控制）； 3）各工序工艺条件及控制：主要设备操作温度、压力和组成； 4）主要设备型式、结构； 5）主要设备及管线上的控制仪表及调节方法。 2.搜集信息途径 1）听讲座（拟安排工艺及设备、仿真装置及操作等讲座）； 2）现场实习：熟悉工艺流程、设备、及仿真软件操作，熟悉仿真模型； 3）阅读实习指导书、流程图、设备图及其它文献资料。 3 实习内容 仿真实习的主要内容是：以河南化肥厂为原型的大型合成氨全流程仿真模型和以宁夏化工厂为原型的合成氨大工段DCS控制系统仿真软件。两者均以天然气为原料的合成氨工艺，通过仿真实习了解合成氨工艺原理与流程，掌握合成氨生产中的主要参数和DCS控制系统的操作。
3.1 合成氨装置转化工段 1、概述 转化工段包括下列主要部分: 原料气脱硫、原料气的一段蒸汽转化、转化气的二段转化、高变、低变、给水、炉水和蒸汽系统。 2、原料气脱硫 天然气中含有少量硫化物，这些硫化物可以使多种催化剂中毒而不同程度地使其失去活性，硫化氢能腐蚀设备管道。因此，必须尽可能地除去原料气中的各种硫化物。 加氢转化主要指在加入氢气的条件下使原料气中有机硫转化为无机硫。加氢转化不能达到直接脱硫的目的，但经转化后就大大的利于硫的脱除。在有机硫转化的同时，也能使烯烃类加氢转化为烷氢类从而可减少下一工序蒸汽转化催化剂析炭的可能性。 在采用钴钼催化剂的条件下，主要进行如下反应： R-SH+H2=RH+H2S R-S-R’+2H2=RH+R’H+H2S C4H4S+4H2=C4H10+H2S RC=CR’+H2=RCH2-CH2R’ 氧化锌是一种内表面积颇大，硫容较高的接触反应型脱硫剂。除噻吩及其衍生物外，脱除硫化氢及各种有机硫化物的能力极高，可将出口气中硫含量降至0.1PPm以下。 氧化锌脱硫反应：ZnO+H2S=ZnS+H2O 原料天然气在原料气预热器（141－C）中被低压蒸汽预热后，进入活性碳脱硫槽（101－DA、102－DA一用一备），进行初脱硫后，经压缩机（102－J）加压。在一段炉对流段低温段加热到230℃左右与103-J段来的氢混合后进入Co －Mo加氢和氧化锌脱硫槽（108－D）终脱硫后，天然气中的总硫≤0.1ppm。 3、原料气的一段蒸汽转化 经脱硫后的原料气的总硫含量降至0.1PPm以下，与水蒸汽混合后进行转化反应：
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
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)
氨合成仿真实习报告 一、实习目的及意义 仿真实习是毕业实习计划的组成部分，通过实习使学生了解化工生产一般特点、规律和工艺参数的控制，获得化工生产实践知识，培养运用化工专业理论知识，分析和解决实际问题的能力，为今后毕业论文（设计）和所从事的化工实际工作打下良好的实践基础。 二、合成氨工艺原理与流程 (1) 合成氨装置转化工段 1 概述 转化工段包括下列主要部分: 原料气脱硫、原料气的一段蒸汽转化、转化气的二段转化、高变、低变、给水、炉水和蒸汽系统。 2 原料气脱硫 天然气中含有少量硫化物，这些硫化物可以使多种催化剂中毒而不同程度地使其失去活性，硫化氢能腐蚀设备管道。因此，必须尽可能地除去原料气中的各种硫化物。 加氢转化主要指在加入氢气的条件下使原料气中有机硫转化为无机硫。加氢转化不能达到直接脱硫的目的，但经转化后就大大的利于硫的脱除。在有机硫转化的同时，也能使烯烃类加氢转化为烷氢类从而可减少下一工序蒸汽转化催化剂析炭的可能性。 在采用钴钼催化剂的条件下，主要进行如下反应： R-SH+H2=RH+H2S R-S-R’+2H2=RH+R’H+H2S C 4H 4 S+4H 2 =C 4 H 10 +H 2 S RC=CR’+H 2=RCH 2 -CH 2 R’ 氧化锌是一种内表面积颇大，硫容较高的接触反应型脱硫剂。除噻吩及其衍生物外，脱除硫化氢及各种有机硫化物的能力极高，可将出口气中硫含量降至0.1PPm以下。 氧化锌脱硫反应：ZnO+H 2S=ZnS+H 2 O 原料天然气在原料气预热器（141－C）中被低压蒸汽预热后，进入活性碳脱硫槽（101－DA、102－DA一用一备），进行初脱硫后，经压缩机（102－J）加压。在一段炉对流段低温段加热到230℃左右与103-J段来的氢混合后进入Co－Mo加氢和氧化锌脱硫槽（108－D）终脱硫后，天然气中的总硫≤0.1ppm。
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。
年产10万吨合成氨合成工段设计毕业设计 年产10万吨合成氨合成工段设计 1引言 氮是植物营养的重要成分之一，大多数的植物不能直接吸收存在于空气中的游离氮，只有当氮与其他元素化合以后，才能被植物吸收利用。将空气中的游离氮转变为化合态氮的过程称为“固定氮”。 20世纪初，经过人们的不懈探索，终于成功的开发了三种固定氮的方法：电弧法、氰氨法、和合成氨法。其中合成氨法的能耗最低。1913年工业上实现了氨合成以后，合成氨法发展迅速，30年代以后，合成氨法已成为人工固氮的主要方法。 1.1氨的性质 氨化学式为NH3常温下为无色有刺激性辛辣味的恶臭气体，会灼伤皮肤、眼睛，刺激呼吸道器官粘膜，空气中氨的质量分数占0.5% ~ 1.0%就会使人在几分钟内窒息。氨的主要物理性质见表0-1。氨在常温加压易液化，称为液氨。氨易溶于水，与水反应形成水合氨（NH3 + H2O=NH3·H2O）简称氨水，呈弱碱性，氨水极不稳定，受热分解为氨气和水，氨含量为1%的水溶液PH为11.7。浓氨水氨含量为28% ~ 29%。氨的化学性质比较活泼，能与酸反应生成盐，如与盐酸反应生成氯化铵；与磷酸反应生成磷酸铵；与硝酸反应生成硝酸铵；与二氧化碳反应生成甲基甲酸铵，脱水后生成尿素等等。 表1-1氨的主要物理性质[1]
年产10万吨合成氨合成工段设计 1.2氨的用途 氨主要用于制造化学肥料，如农业上使用的所有氮肥、含氮混合肥和复合肥等；也作为生产其他化工产品的原料，如基本化学工业中的硝酸、纯碱、含氮无机盐，有机化学工业的含氮中间体，制药工业中磺胺类药物、维生素，化纤和塑料工业中的己酰胺、己二胺、甲苯二异氰酸酯、人造丝、丙烯腈、酚醛树脂等都需要直接或间接地以氨为原料。另外在国防工业尖端技术中，作为制造三硝基甲苯、三硝基苯酚、硝化甘油、硝化纤维等多种炸药的原料。氨还可以做冷冻，冷藏系统的制冷剂。 1.3合成氨的发展历史 1.3.1氨气的发现 十七世纪30年代末英国的牧师、化学家S.哈尔斯（HaLes，1677～1761）,用氯化铵与石灰的混合物在以水封闭的曲颈瓶中加热，只见水被吸入瓶中而不见气体放出，1774年化学家普利斯德里重做该实验，用汞代替水来密封，制得了碱空气（氨），并且他还研究发现了氨的性质，发现氨极易溶于水、可以燃烧，还发现该气体通以电火花时其容积增加，而且分解为两种气体：H2和N2，其后H.戴维（Davy，1778～1829）等化学家继续研究，进一步证明了2体积的氨通过电火花放电后，分解为1体积的氮气和3体积的氢气[2]。 1.3.2合成氨的发现及其发展 19世纪以前农业上所需的氮肥来源主要来自于有机物的副产物和动植物的废物，如粪便、腐烂动植物等等，随着农业和军工生产的发展的需要，迫切的需要建立规模巨大的探索性的研究，化学家们设想，能不能把空气中大量的氮气固定下来，从而开始设计以氮和氢为原料的合成氨流程。19世纪，大量的化学家开始试图合成氨，他们试图利用高温、高压、电弧、催化剂等手段试验直接合成氨，均未成功。19世纪末，随着化学热力学、动力学和催化剂等领域取得一定进展后，对合成氨反应的研究有了新的进展。1901年法国物理化学家吕·查得利开创性地提出氨合成的条件是高温、高压，催化剂存在。1912
《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
氨合成工段仿真实训讲义 一、实验目的 １、深入了解化工过程操作原理。提高学生对化工过程的开车、停车运行能力。 2 、掌握控制系统的投运和调整技术。 3 、提高对复杂化工过程动态运行的分析和决策能力。 4 、提高识别和排除事故的能力。 5 、科学的严格的考核与评价学生经过训练后所达到的操作水平和理论联系实际的能力。 二、 工艺原理 氨的合成是氨厂最后一道工序，任务是在适当的温度、压力和有催化剂存在的条件下，将经过精制的氢氮混和气直接合成为氨。然后将所生成的气体氨从未合成为氨的混和气体中冷凝分离出来，得到产品液氨，分离氨后的氢氮气体循环使用。 (一) 氨合成反应的特点 氨合成的化学反应式如下： Q NH N 2 1H 23322+?+ 这一化学反应具有如下几个特点： （1） 是可逆反应。即在氢气和氮气反应生成氨的同时，氨也分解成氢气和氮气。 （2） 是放热反应。在生成氨的同时放出热量，反应热与温度、压力有关。 （3） 是体积缩小的反应。 （4） 反应需要有催化剂才能较快的进行。 (二) 氨合成反应的化学平衡 氨合成反应的平衡常数p K 可表示为： p K =) N (p )H (P )NH (p 25.025.13? 式中p(NH 3)、p(H 2)、p(N 2)-----为平衡状态下氨、氢、氮的分压。
由于合成反应是可逆、放热、体积缩小的反应，根据平衡移动定律可知，降低 温度，提高压力，平衡向生成氨的方向移动，平衡常数增大。所以，在实际生产中，氨的合成反应均在加压下进行。 (三) 氨合成动力学 （1）反应机理 氮与氢自气相空间向催化剂表面接近，其绝大部分自外表面向催化剂毛细孔的 内表面扩散，并在表面上进行活性吸附。吸附氮与吸附氢及气相氢进行化学反应，一次生成NH 、NH 2、、NH 3。后者至表面脱附后进入气相空间。可将整个过程表示如下： )(2N H )(2N H )(2N H )2N H ()()(N 33H22H2H222气相吸附吸附吸附吸附气相脱吸气相中的气相中的气相中的??→?????→?????→ ?????→?→N 在上述反应过程中，当气流速度相当大，催化剂粒度足够小时，外扩散光和内 扩散因素对反应影响很小，而在铁催化剂上吸附氮的速度在数值上很接近于合成氨的速度，即氮的活性吸附步骤进行的最慢，是决定反应速度的关键。这就是说按得合成反应速度是由氮的吸附速度所控制的。 （2）反应速度 反应速度是以单位时间内反应物质浓度的减少量或生成物质浓度的增加量来 表示。在工业生产中，不仅要求获得较高的氨含量，同时还要求有较快的反应速度，以便在单位时间内有较多的氢和氮合成为氨。 根据氮在催化剂表面上的活性吸附是氨合成过程的控制步骤、氮在催化剂表面 成中等覆盖度、吸附表面很不均匀等条件，捷姆金和佩热夫导得的速度方程式如下： ) ()()()()(W 25.132325.121H p NH p k NH p H p N p k -= W-----反应的瞬时总速度，为正反应和逆反应速度之差 1k 、2k ----正、逆反应速度常数 )NH (P )N (P )H (p 322、、----为氢、氮、氨气体的分压。 （3）内扩散的影响