年产30万吨合成氨工艺设计

《化工原理》课程设计

题 目 名 称： 年产30万吨合成氨

转变工序设计

系 别： 化工与制药学院 专 业： 制 药 工 程 班 级： 03制药工程（1） 学 生： 蒋 晟 学 号： 2003063107 指导教师（职称）： （教授）

摘要

氨是重要的基础化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。

本设计是以天然气为原料年产三十万吨合成氨转变工序的设计。近年来合成氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产均是合成氨设备发展的主流，技术改进主要方向是开发性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等方面上。

设计采用的工艺流程简介：天然气经过脱硫压缩进入一段转化炉，把CH4和烃类转化成H2，再经过二段炉进一步转化后换热进入高变炉，在催化剂作用下大部分CO和水蒸气反应获H2和CO2，再经过低变炉使CO降到合格水平，去甲烷化工序。

本设计综述部分主要阐述了国内外合成氨工业的现状及发展趋势以及工艺流程、参数的确定和选择，论述了建厂的选址；介绍了氨变换工序的各种流程并确定本设计高-低变串联的流程。工艺计算部分主要包括转化段和变换段的物料衡算、热量衡算、平衡温距及空速计算。设备计算部分主要是高变炉催化剂用量的具体计算，并根据设计任务做了转化和变换工序带控制点的工艺流程图。

本设计的优点在于选择较为良好的厂址和原料路线，确定良好的工艺条件、合理的催化剂和能源综合利用。另外，就是尽量减少设备投资费用。

关键字：合成氨；天然气；转化；变换；

Abstract

Ammonia is the most important one of basic chemical products, plays an important role in the national economy. Ammonia production after years of development, now has developed into a mature chemical production processes. The design is based on annual output of 300,000 tons of natural gas as raw material, the design of synthetic ammonia transformation process. In recent years, the large-scale industrial development soon ammonia, low energy consumption, the clean production of synthetic ammonia equipment development are the main direction of technical improvement, is to develop better performance of catalyst, reducing ammonia synthesis pressure, the development of new materials gas purification methods, reduce fuel consumption, low heat recovery and reasonable utilization, etc.

The design process used in brief are: compressed natural gas after desulfurization and conversion into a furnace, the methane and hydrocarbons into hydrogen, through the Secondary reformer further transformed into the highly variable furnace heat exchanger, the great catalyst part of the reaction of carbon monoxide and hydrogen and carbon dioxide vapor, then through the low-temperature shift to reduce to an acceptable level of carbon monoxide to methanation process. The design review described some of the major domestic and international situation and the development of synthetic ammonia industry trends and technological process, parameter identification and selection, discusses the plant's location; introduced the transformation process of the various processes and determine the design of high temperature shift and low temperature Transformation series of the process. Calculation of some of the major transformation process, including segment and transform section material balance, heat balance, equilibrium temperature and airspeed calculation. Calculation of some of the major equipment is a high temperature shift catalyst of specific terms, and according to the design task to do the conversion and transformation process flow chart with control points.

Advantage of this design is to choose a better site and raw materials line

to determine the good conditions, reasonable catalyst and energy utilization. In addition, investment in equipment designed to minimize costs.

Keywords: ammonia; natural gas; transformation; transformation；

目录

摘要 ......................................................................... Abstract .................................................................... I 目录 ...................................................................... III 1 综述 .................................................................. - 0 -

1.1 氨的性质、用途及重要性 .......................................... - 0 -

1.1.1 氨的性质 ................................................... - 0 - 1.1.2 氨的用途及在国民生产中的作用 ............................... - 0 - 1.2 合成氨生产技术的发展 ............................................ - 1 -

1.2.1世界合成氨技术的发展 ....................................... - 1 - 1.2.2中国合成氨工业的发展概况 ................................... - 4 - 1.3合成氨转变工序的工艺原理 ......................................... - 5 -

1.3.1 合成氨的典型工艺流程介绍 ................................... - 5 - 1.3.2 合成氨转化工序的工艺原理 ................................... - 7 - 1.3.3合成氨变换工序的工艺原理 ................................... - 7 - 1.4 设计方案的确定 .................................................. - 8 -

1.4.1 原料的选择 ................................................. - 8 - 1.4.2 工艺流程的选择 ............................................. - 9 - 1.4.3 工艺参数的确定 ............................................. - 9 - 1.4.4 工厂的选址 ................................................ - 10 -

2 设计工艺计算 ......................................................... - 12 -

2.1 转化段物料衡算 ................................................. - 12 -

2.1.1 一段转化炉的物料衡算 ...................................... - 13 - 2.1.2 二段转化炉的物料衡算 ...................................... - 16 - 2.2 转化段热量衡算 ................................................. - 19 -

2.2.1 一段炉辐射段热量衡算 ...................................... - 19 - 2.2.2 二段炉的热量衡算 .......................................... - 26 - 2.2.3 换热器101-C、102-C的热量衡算 ............................. - 27 - 2.3 变换段的衡算 ................................................... - 29 -

2.3.1 高温变换炉的衡算 .......................................... - 29 -

2.3.2 低温变换炉的衡算 .......................................... - 31 - 2.4 换热器103-C及换热器104-C的热负荷计算 ......................... - 34 -

2.4.1 换热器103-C热负荷 ........................................ - 34 - 2.4.2 换热器104-C热负荷 ........................................ - 34 - 2.5 设备工艺计算 ................................................... - 35 - 参考文献 ............................................................... - 39 - 致谢 ........................................................ 错误!未定义书签。 附录 ........................................................ 错误!未定义书签。

1 综述

1.1 氨的性质、用途及重要性

1.1.1 氨的性质

氨分子式为NH3，在标准状态下是无色气体，比空气轻，具有特殊的刺激性臭味。人们在大于100cm3/m3氨的环境中，每天接触8小时会引起慢性中毒。

氨的主要物理性质有：极易溶于水，溶解时放出大量的热。氨水溶液呈碱性，易挥发。液氨和干燥的氨气对大部分物质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。

氨的化学性质有：在常温下相当稳定，在高温、电火花或紫外光的作用下可分解为氮和氢。具有可燃性，自然点为630℃，一般较难点燃。氨与空气或氧的混合物在一定范围内能够发生爆炸。氨的性质比较活泼，能与各种无机酸反应生成盐。 1.1.2 氨的用途及在国民生产中的作用

氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。合成氨指由氮和氢在高温高压和催化剂存在下直接合成的氨。世界上的氨除少量从焦炉气中回收外，绝大部分是合成的氨。氨主要用于农业，合成氨是我化肥工业的基础，氨本身是最重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大都是先合成氨，再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分均占70%的比例，称之为“化肥氨”； 同时氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，用于生产铵、胺、染料、炸药、合成纤维、合成树脂的原料，这部分约占30%的比例，称之为“工业氨”。氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12％。硝酸、各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料生产。液氨常用作制冷剂。

合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。氨作为最为重要的基础化工产品之一，同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10%的能源用于合成氨。

随着世界人口的不断增加，用于制造尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵以及其它化工产品的氨用量也在增长。据统计1994年世界氨产量为113.46Mt，其中中国、美国、印度、俄罗斯四个主要产氨国占了一半以上。在化学工业中合成氨工业已经成为重要的支柱产业[1]。

1.2 合成氨生产技术的发展

1.2.1世界合成氨技术的发展 (一) 原料构成的变化

为了合成氨，首先必须提供氮和氢。氮来自空气，氢来自水。气和水到处都有，而且取之不尽。传统的制氮方法是在低温下将空气液化、分离，以及水电解制氢。由于电解制氢法，电能消耗大，成本高。传统方法还是采用高温下将各种燃料和水蒸气反应制造氢。因此合成氨生产的初始原料是焦炭、煤、焦炉气、天然气、石脑油、重油等，60多年来世界合成氨原料的构成变化见下表1-1。

表1.1世界合成氨原料构成（%）

原料

1929 65.2 15.8 -

1939 53.6 27.1 1.3 -

1953 37

1965 5.8 20 44.2 4.8 9.2 16 100

1971

1975

1980

1985

1990

焦炭、煤

9.0

9.0

5.5

6.5

13.5

焦炉气 22

天然气 26 60

62.0 19.0 5.0 5.0 100

71.5 15.0 7.5 0.5 100

71.0 13.0 8.5 1.0 100

77

石脑油 - - 20 4.5 6.5 100

6

重油 - - - 3 0.5 100

其它 19 100

18 100

15 100

合计

由表1-1可知，合成氨的原料构成是从以固体燃料为主转移到以气体燃料和液体原料为主。

自从北美大量开发天然气资源成功之后，20世纪50年代开始采用天然气制氨。因为天然气便于管道运输，用作合成氨的原料具有投资省、能耗低等明显优点。到20世纪60年代末，国外主要产氨国都已先后停止用焦炭、煤为原料，而以天然气、

重油等为原料，天然气所占比重不断上升。一些没有天然气资源的国家，如日本、英国在解决了石脑油蒸汽转化过程的析碳问题后，1962年开发成功石脑油为原料生产合成氨的方法。石脑油经脱碳、气化后，可采用和天然气为原料的相同生产装置制氨。但石脑油价格比天然气高，而且又是石油化工的重要原料，用于制氨受到一定限制。为了扩大原料范围，又开发了用重油部分氧化法制氢。从此比石脑油价廉、来源广泛的重油和减压渣油开始作为合成氨的另一种原料。

表1-2为各种原料的日产1043.3t合成氨厂，相对投资和能量消耗比较。由表可见，虽然各国资源不同，但选用原料的基本方向相同。只要资源条件具备作为合成氨的原料。首先应考虑天然气和油田气，其次采用石脑油。

表1.2 氨厂采用的各种原料的相对投资和能量消耗

原料 相对投资费用 能量消耗/(GJ/t)

天然气 1.0 28

重油 1.5 38

煤 2.0 48

特别是以天然气为原料的合成氨工业占了很大的比重，本设计就是以天然气为原料合成氨，主要是转化工段的设计。

(二)

生产规模大型化

20世纪50年代以前，氨合成塔的最大能力为日产200t氨，到60年代初期为400t。随着蒸汽透平驱动的高压离心式压缩机研制成功，美国凯洛格公司运用建设单系列大型炼油厂的经验，首先运用工艺过程的余热副产高压蒸汽作为动力，于1963年和1966年相继建成日产544.31t和907.19t的氨厂，实现了单系列合成氨装置的大型化，这是合成氨工业发展史上第一次突破。大型化的优点是投资费用低，能量利用率高，占地少，劳动生产率高。从20世纪60年代中期开始，新建氨厂大都采用单系列的大型装置。但是，大型的单系列合成氨装置要求能够长周期运行，对机器和设备质量要求很高，而且在超过一定规模以后，优越性并不十分明显了。因此大型氨厂通常是指日产600t级，日产1000t级和日产1500t级的三种。现在世界上规模最大的合成氨装置为日产1800t氨，1991年在比利时的安特卫普建成投产。

(三) 低能耗新工艺

合成氨，除原料为天然气、石油、煤炭等一次能源外。整个生产过程还需消耗较多的电力、蒸汽等二次能源，而用量又很大。现在合成氨能耗占世界能源消费总量的3%，中国合成氨生产能耗约占全国能耗的4%。由于吨氨生产成本中能源费用占70%

以上，因此能耗是衡量合成氨技术和经济效益的重要标志。

以天然气为原料的日产1000t合成氨装置吨氨能耗目前已从20世纪70年代的40.19GJ下降到39.31GJ左右，而且以天然气为原料的大型氨厂的所需动力约有85%可由余热供给[3]。

(四)

生产自动化

合成氨生产特点之一是工序多、连续性强。20世纪60年代以前的过程控制多采取分散方式，在独立的几个车间控制室中进行。自从出现单系列装置的大型氨厂，除泵类有备用外，其它设备和机器都是一台。因此，某一环节的失调就会影响生产，为了保证长周期的安全生产，对过程控制提出更高的要求，从而发展到把全流程的温度、压力、流量、物位和成分五大参数的模拟仪表、报警、连锁系统全部集中在中央控制室显示和监视控制。

自从20世纪70年代计算机技术应用到合成氨生产以后，操作控制上产生了飞跃。1975年美国霍尼威尔公司开发成功TCP-2000总体分散控制系统（Totol Distributed Control System），简称集散控制系统（DCS）。

DCS是现代计算机技术、控制技术、数据通讯技术和荧光显示技术（CRT）相结合的产物。在CRT操作平台上可以存取、显示多种数据和画面，包括带控制点的流程，全部过程变量、控制过程变量，以及其参数的动态数值和趋势图，从而实现集中监视和集中操作。操作人员对于人一控制点、控制单元、生产设备、车间以及全厂的运作情况进行随机或定势的观察，只要通过键操作调出相应的画面，即可把所需内容显示在CRT上，以便监视、控制和修改某些参数。需要的数据、流程都可随机或定时在打印机上打印和彩色硬拷贝机上拷贝。与此同时，报警、连锁系统，程序控制系统，采用了微机技术的可编程序逻辑控制器（PLC）代替过去的继电器，采用由用户编写的程序，实现自动或手动的“开”或“停”和复杂程序不同的各种逻辑控制，计时、计数、模拟控制等。近年由于机电一体化需要逻辑控制和模拟控制计时、计数、运算等功能相结合，各仪表厂家的产品已从单一的逻辑控制，趋向多种控制功能结合为一体。因此，用“可编程序控制器”（PC）这一名称较为确切。

此外，若配置有高一级管理、控制功能的上位机系统，还能进行全厂综合优化控制和管理，这种新颖的过程控制系统不仅可以取代常规模拟仪表，而且还可以完成局部优化控制以及模拟仪表难以实现的复杂自控系统。若能用仿真技术进行操作人员的模拟培训只需在一台高性能的计算机上配合相应的软件以代替实际生产装置的控制、

运作设备，这样就可以在较短的时间内学习开停车、正常操作和事故状态操作。这些都表示氨生产技术自动化进入新的阶段，改变了几十年合成氨生产控制的面貌。 1.2.2中国合成氨工业的发展概况

中国合成氨生产是从20世纪30年代开始的，但当时仅在南京、大连两地建有氨厂，一个是由著名爱国实业家范旭东先生创办的南京永利化学工业公司铔厂—— 永利宁厂，现南京化学工业公司的前身；另一个是日本占领东北后在大连开办的满洲化学工业株式会社，最高年产量不超过50Kt（1941年）。此外在上海还有一个电解水制氢生产合成氨、硝酸的小型车间。

中华人民共和国成立以来，化工部门贯彻为农业服务的方针，把发展化肥生产放在首位。经过50多年的努力，中国已拥有多种原料、不同流程的大、中、小型合成氨厂1000多个，1999年总产量为34.52Mt氨，已跃居世界第1位，已掌握了以焦炭、无烟煤、褐煤、焦炉气、天然气及油田气和液态烃等气固液多种原料生产合成氨的技术，形成中国大陆特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的合成氨生产格局。

中国合成氨工业的发展经历了以下几个阶段。 第一、恢复老厂和新建中型氨厂

20世纪50年代初，在恢复和扩建老厂的同时，从原苏联引进以煤为原料、年产50kt的三套合成氨装置，并创建了吉化、兰州、太原三大化工基地，后又自行设计、制造了7.5万吨合成氨系统，以川化的创建为标志。到60年代中期中氮已投产了15家。20世纪60年代随着石油、天然气资源的开采，又从英国引进一套以天然气为原料的加压蒸汽转化法年产100kt合成氨装置(即泸天化)；从意大利引进一套以重油为原料的部分氧化法年产50kt合成氨装置，从而形成了煤油气原料并举的中型氨厂生产系统，迄今为止，已建成50多座中型氨厂。

第二、小型氨厂的发展

从20世纪60年代开始在全国各地建设了一大批小型氨厂，1979年最多时曾发展到1539座氨厂。

第三、大型氨厂的崛起

20世纪70年代是世界合成氨工业大发展时期。由于大型合成氨装置的优越性，1972年2月中国作出了成套引进化学肥料技术和设备的决定。1973年开始，首批引进13套年产300kt合成氨的成套装置(其中10套为天然气为原料，建在川化、泸天化、

云南、贵州等地)，为了扩大原料范围，1978年又开始第二批引进4套年产300kt合成氨装置。

中国是世界上人口最多的农业大国，为了在2000年氮肥产量达到基本自给自足，最近十年先后陆续引进14套具有20世纪90年代先进水平的年产300kt合成氨成套设备，同时从20世纪70年代起，我国开始了大型合成氨成套装置的自行设计、自行制造工作，第一套年产30万吨的合成氨装置于80年在上海建成投产。特别是于90年代初在川化建成投产的年产20万吨合成氨装置达到了当时的国际先进水平。从而掌握了世界上几乎所有先进的工艺和先进技术如低能耗的凯洛格工艺、布朗工艺等，通过对引进技术的消化吸收和改造创新，不但使合成氨的技术水平跟上了世界前进的步伐，而且促进了国内中小型氨厂的技术发展。

至今，在32套引进装置中，原料为天然气、油田气的17套，渣油7套，石脑油5套，煤2套和尤里卡沥青1套，加上上海吴泾，成都的两套国产化装置，合成氨总能力为10.22Mt。中国潜在的天然气资源十分丰富，除新勘探的新疆塔里木盆地有大量的天然气可以通过长距离的管线东输外，对海南莺歌海域蕴藏的天然气已决定在新世纪初新建一套引进的年产450kt合成氨装置，这将是中国规模最大的一套合成氨装置[1]。

1.3合成氨转变工序的工艺原理

1.3.1 合成氨的典型工艺流程介绍

合成氨的生产过程包括三个主要步骤：原料气的制备、净化和压缩和合成。 (1)原料气制备

将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。

(2)净化

对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。 ① 一氧化碳变换过程

在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%～40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：

CO+H2O→H2+CO2 ΔH=-41.2kJ/mol；

由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。 ② 脱硫脱碳过程

各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。

粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。

一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。 ③ 气体精制过程

经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm/m(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。

目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(<-100℃)条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm/ m以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm/m以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：

3

3

3

33

3

垐?CO+3H2噲?CH4+H2O ΔH=-206.2kJ/mol； 垐?CO2+4H2噲?CH4+2H2O ΔH=-165.1kJ/mol；

(3)氨合成 将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%～20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下：

垐?N2+3H2噲? 2NH3(g) ΔH=-92.4kJ/mol；

1.3.2 合成氨转化工序的工艺原理

本设计中的合成氨转变工序是指转化工序和变换工序的合称。

转换工序是指天燃气中的气态烃类转换成H2、CO和CO2，并达到要求，合成氨厂的转化工序分为两段进行。在一段转化炉里，大部分烃类与蒸汽于催化剂作用下转化成H2、CO和CO2。 烷烃：

CnH2n+n+nH2O→nCO+(2n+1)H2

或

C0nH2n+n+2nH2O→nCO2+(3n+1)H2

烯烃：

CnH2n+nH2O→nCO+2nH2

CnH2n+2nH2O→nCO2+3nH2

接着一段转化气进入二段转化炉，在此加入空气，由一部分H2燃烧放出热量，催化剂床层温度上升到1200～1250 ℃，并继续进行甲烷的转化反应。

CH4+H2O→CO+3H2 CH4+2H2O→CO+4H2

二段转化炉出口气体温度约950～1000 ℃，残余甲烷含量和（H2+CO）/N2比均可达到指标。

1.3.3合成氨变换工序的工艺原理

变换工序是指CO与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。

目前，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%～40%，合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换工段主要利用CO变换反应式：

CO+H2O→CO2+H2 ΔH 298=-41.20kJ/mol

在不同温度下分两步进行，第一步是高温变换（简称高变）使大部分CO转化为CO2和H2，第二步是低温变换简称低变，将CO含量降到0.3%左右。因此，CO变换既是原料气制造的继续，又是净化的过程。

1.4 设计方案的确定

1.4.1 原料的选择

合成氨生产的原料有焦炭、煤、焦炉气、天然气、石脑油、重油等。本设计选择天然气作为原料，主要考虑到我国天然气资源丰富及清洁节能等原因，详如下述。

首先，我国天然气资源比较丰富，宁夏地区有得天独厚的区位优势。地质资源总量约38～39万亿立方米，列世界第十位，其中陆上30万亿立方米，海上9万亿立方米。已探明储量约1.9万亿立方米，仅占资源总量的5%左右，列世界第16位，天然气资源勘探潜力很大。近年来我国天然气勘探取得了重大突破，陆上已在川渝、陕甘宁、新疆和青海形成四大气区；海上气田以渤海、南海西部地区和东海西湖凹陷作为重点勘探和增加产量的地区。宁夏天然气资源也十分丰富，所以在选择天然气作为原料合成氨有着明显的区位优势。

其次，我国天然气工业高速发展方兴未艾。据最新的《石油与勘探开发》介绍，目前，我国天然气工业正处于发展高峰时期，且发展速度越来越快。近年来，国家对环境问题越来越重视。天然气作为一种清洁优质的能源，在我国改善能源结构，以及我国在大力推动低碳经济发展的过程中，获得了前所未有的大发展。无论是在传统的天然气产区，还是在新的天然气勘探开发区，近几年，我国天然气工业的发展都呈现出前所未有的良好态势。我国将大力提高天然气在我国能源消费结构中的比重。天然气作为化石能源中污染最少的能源，热值相应高于煤炭与石油。在目前我国的能源消费结构里，煤炭占67％，石油占20％，而天然气却只占3.4％，远低于23.5％的世界平均水平。加大天然气在能源消费结构中的比重，既有利于促进节能减排，又能够维持经济与社会可持续发展。

第三，以天然气为原料合成氨工艺比重油和煤为原料的工艺成本低，而且能耗低。根据计算，若大型氨厂分别用石脑油、渣油、天然气和煤为原料制氨，其价格分别按1800元/t、1400元/t、1.20元/m3和260元/t计，中压蒸汽价格按78元/t计，对应的合成氨成本分别为1721元/t、1557元/t、1493元/t和1021元／t。可见，在这4种原料中，以

煤为原料制氨成本最低,然而，以煤为原料合成氨能耗远大于天然气（见表1-1）。天然气工艺技术目前最可靠，天然气合成氨工艺成熟、生产可靠、连续。煤头技术中，固定层气化流程，虽然工艺成熟，但气化消耗高，环保污染严重、难以达标、厂区环境恶劣；水煤浆气化技术对煤种要求特别高，包括煤的活性，灰份含量、灰熔点、固定碳含量。 1.4.2 工艺流程的选择

本设计主要是转化和变换工序的工艺设计，所选流程为：

天然气 压 缩 脱 硫 一段转化 二段转化 高温变换 低温变换 水蒸气 压 缩 空气 变换气去甲烷化

天然气蒸汽转化和变换工序是合成氨生产中的第一步，也是较为关键的一步，因为能否正常生产出合格的变换气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。在本设计中，甲烷和其他烃类转化为CO和H2的转化工序采用的是两段炉催化转化，经过二段转化后，甲烷含量约为0.5%左右。CO变换工序采用了高变串低变的工艺流程路线，经过低温变换后的气体中CO含量为0.4%左右。 1.4.3 工艺参数的确定

以天然气为原料合成氨生产装置转化变换工序设计，其主要参数是一、二段转化工艺和CO高-低变串联流程的温度和压力。天然气经加氢脱硫，出口总硫量小于0.5ppm后，在压力3.03MPa、温度380℃左右的条件下配入中压蒸汽达到水碳比为3.5（R=3.5），进入一段转化炉的对流段加热，气体一边加热一边反应，出反应管的温度在822℃左右，最后沿集气管中间的上升管上升，继续吸收一些热量，使温度升到850℃左右，经输气总管送往二段转化炉。

工艺空气经压缩机压到3.3～3.5 MPa，也配入少量水蒸气，然后进入对流段的工艺空

气加热盘预热到480℃左右，进入二段炉顶部与一段转化气汇合，在顶部燃烧区燃烧、放热，温度升到1200℃左右，在通过催化剂床层时继续反应并吸收热量，离开二段转化炉的温度约为1000℃左右，压力为3.0 MPa，所得混合气残余甲烷含量约为0.3％。

经二段转化后的合成气送入第一换热器（101-C），接着又送入第二换热器（102-C），使合成气温度由1003℃降到360℃左右，利用这些能量制取高压蒸汽。从第二换热器出来的气体继续送往变换工序处理。

含CO的原料合成气经换热器降温，在压力3.0 MPa、温度371℃下进入高变炉（因原料气中水蒸气含量较高，一般不需要加蒸汽）。经高变处理后，气体中CO降到3.0％左右，温度为425～440℃。气体通过高变废热锅炉，冷却到336℃左右，锅炉产生10.0MPa的饱和蒸汽。由于此时气体温度还不能进行低温变换，于是将变换气用来加热其它工艺气体，而变换气被冷却到241℃后进入低变炉。经低变处理后，气体残余CO降到0.3％～0.5％之间，再送入后续工段继续净化。 1.4.4 工厂的选址

本设计合成氨厂选址为位于宁夏回族自治区灵武市境内的宁东能源重化工基地。该化工基地有着得天独厚的优势：

（1）天然气资源优势 该基地临近陕甘宁天然气田，此气田是我国迄今探明的世界级特大型整装气田，探明控制储量达7000多亿立方米，一期输气管线已建成，二期管线正在规划建设中。

（2）水资源优势 基地位于黄河东畔，中心区距黄河仅35公里左右，2003年底开工建设的宁东供水工程，预计2005年5月建成通水，总供水量为15970万立方米，能为基地提供充足的水源保障。

（3）交通优势 四通八达的道路交通是基地的一大突出优势，银川-青岛高速公路及307国道横贯基地；大古铁路连接包兰、宝中铁路与京包、陇海线连通可辐射全国，即将开工建设的银川-太原铁路又形成一条横穿基地的外运大通道；银川河东机场距基地中心区仅30公里，每日航班达50余次，通往北京、上海、广州、西安、太原、济南、青岛、兰州等重要城市。

（4）土地资源优势 基地处于荒山丘陵地带，地形平缓，地势开阔，有成片的发展用地，为工业建设提供了广阔的土地资源。

（5）区位优势 基地位于陕、甘、宁、蒙毗邻地区，西与自治区首府银川市隔黄河相望，东与开发中的陕北能源重化工基地毗邻，易形成产业互补，资源共享，其生产、生活条件俱佳。

（6）电力优势 宁夏目前无拉闸限电之虞，2004年宁夏电网统调装机容量达到366万千瓦，而且基地规划建设的八大电厂将形成千万千瓦级的火电基地，这些都将为基地提供充足的电力供应。

（7）政策优势 随着西部大开发战略的深入推进，国家实施重点支持西部大开发的政策措施，以及自治区、银川市全面改善投资环境的重大举措，为基地建设提供了强有力的政策支持。

2 设计工艺计算

2.1 转化段物料衡算

原料气（入加氢转化器天然气）组成如下表： 组 分 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 N2 ∑干

循环氢气组成如下表：

组 分 N2 H2 Ar CH4 合 计

出加氢器气体组成如下表：

kmol/h 19.50 58.30 0.20 0.80 78．80

kg/h 545 117 9 13 684

mol（干）％ 89．00 5．00 4.00 1.00 0.80 0.20 100.00

kmol/h 996.80 56.00 44.80 11.20 8.96 2.24 1120．00

kg/h 15948.80 1680．00 1971.20 649.60 645.12 62.72 20957.44

组 分

CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 N2 H2 Ar 合 计

2.1.1 一段转化炉的物料衡算

计算数据依据： 水碳比R=3.50

一段炉出口甲烷含量设计为10％ 一段转化炉出口温度：822℃

一段转化炉出口压力：30.9Kg/cm3（表压） A. 物料衡算：

总碳流量：∑C=997.6+56×2+44.8×3+11.2×4+8.96×5

=1333.6kmol/h

水碳比：R=3.50

故加入水蒸汽量：nH2O=3.50×1333.6

=4667.6kmol/h

设一段转化炉出口CO、CO2、H2的含量分别为nCO、nCO2和nH2，干转化气总量为V kmol/h,转化消耗水蒸汽量为n′H2O kmol/h。

列元素平衡式

mol（干）％

83.2165 4.6713 3.7371 0.9343 0.7474 1.8134 4.8632 0.0167 100.00

kmol/h 997.6 56 44.8 11.2 8.96 21.74 58.3 0.2 1198.8

C平衡 1333.6=nCO + nCO2 +0.1V （1） H2 平衡

58.3+997.6×2+56×3+44.8×4+11.2×5+8.96×6+4667.6= nH2 +2×0.1V+(4667.6-n′H2O )

化简为 2510.46= nH2+0.2V -n′H2O （2） O2平衡

111×4667.6=×(4667.6-n′H2O )+nCO +nCO2 222化简为 2nCO2+nCO -n′H2O =0 （3） 出口总干气量：

V=nCO2+nCO+nH2+nN2+nAr+nCH4 =nCO2+nCO+nH2 +21.74+0.2+0.1V化简为 V=nCO2+nCO+nH2 +0.1V+21.94 一段转化炉进行的主要反应为：

CH4+H2O(g)垐噲?? CO+3H2 CO+H2O(g)垐噲?? CO2+H2

查[2]知，在t=822℃时，kpco=0.94135

（4）-（1）得 nH2=V-1355.54 （6）-（2）得 n′H2O=1.2V-3866 故化简nH2O=4363.5107-（1.19V1-3730.945）得

nH2O=8094.4557-1.19V （3）-（1）得 nCO2= n′H2O+0.1V-1333.6 将（7）代入上式，可化简为

nCO2=1.3V-5199.6 由（1）×2-（3）可得 nCO=2667.2-0.2V-n′H2O 将（7）代入（10）得 nCO=2667.2-0.2V-1.2V+3866

化简为 nCO=6533.2-1.4V 出口转化气中水蒸气量

nH2O=4667.6- n′H2O=4667.6+3866-1.2V

可化简为 nH2O=8533.6-1.2V 将 （6）（8）（9）（10）带入 （5）得

1.3V5199.6V1355.546533.21.4V8533.61.2V=0.94135 （4） （6） （7） （8）

（9）

（10） （11） （12）

解之得

V=4352.0377 kmol/h nH2=2996.4977 kmol/h nCO=440.3472 kmol/h nCO2=458.0490 kmol/h nCH4=435.2038 kmol/h nH2O=3311.1548 kmol/h

故一段转化炉出口总湿气量为：

∑n湿气= V1 + nH2O =4241.0127+3047.6506=7288.6633 kmol/h

出一段转化炉的物料组成如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

kmol/h 440.3472 458.0490 2996.4977 435.2038 21.7400 0.2000 4352.0377 3311.1548 7663.1925

mol（干）％

10.1182 10.5249 68.8528 10.0000 0.4995 0.0046 100.0000

kg/h

12329.7216 20154.1560 5992.9954 6963.2608 608.7200 8.0000 46056.7794 59600.7720 105657.5514

B. 一段转化炉平衡温距的计算 根据[7],设计压力为740mmHg柱 一段炉出口压力为30.9Kg/cm2（表压）

P=30.9+1.006／1.033=30.8867atm

Pco.P3H2nCO.n3H2kpCH4==

PCH4.PH2OnCH4.nH2OP n22440.34722996.4977330.8867 =

435.20383311.15487663.1952=133.5637

查[2]，对应的平衡温度t=810.95℃

平衡温距 △t=822-810.95=11.05℃ C. 一段转化炉理论氢空速的计算 以1atm、60℉（15.56℃）为计算基准

设计转化炉内触媒装填量V′为15.2m3

SVH2=

代值有

SVH2 =

2996.4977440.34724435.2038288.71-1

22.4=8064.5974h

15.2273.16nH2nCO4nCH4288.7122.4

V273.16该流程设计理论氢空速参考值为7800 h-1 。 2.1.2 二段转化炉的物料衡算 设计数据依据：

空气组成：N2：78%；O2：21%；Ar：1%； 补加蒸汽量为加入空气量的10%； 出口甲烷含量：0.5%； 出口压力：3.00Mpa； 出口温度：1003℃。

A. 列元素平衡关系式（各未知数表示与一段转化炉相同）得：

C平衡 440.3472+458.0490+435.2038=nCO+nCO2 +0.005V

化简为 1333.6=nCO+nCO2 +0.005V （1） H2平衡

2996.4977+435.2038×2+（3311.1548+0.1y）=nH2+2×0.005V+（3311.1548+0.1y-n′H2O）

化简为 3866.9053=nH2+0.01V- n′H2O （2） O2平衡

12×440.3472+458.0490+

12×（3311.1548+0.1y）

11+0.21y=nCO2+nCO+(3311.1548+0.1y-n′H2O)

22化简为 1356.4452=nCO+2nCO2-0.42y-n′H2O （3） 进出二段炉总物料守衡 V=nCO+nCO2+nH2+nN2+nAr+nCH4

代值化简为 0.005V=nCO+nCO2+nH2+21.94+0.79y （4） 设出口条件下CO变换反应达到平衡则在1003℃下

kPCOPco2PH2nco2nH20.566135 （5）

PcoPH2OnconH2O设出口H2CON2（摩尔比）为3.1

即

nconH23.1 （6）nN2（1）-（4）得 V=1355.94+0.79y+nH2 （7） 由（7）式得 nco+nH2=3.1nN2

则 nco =3.1×（21.74+0.79y）-nH2

化简得 nco=67.394+2.418y- nH2 （8） 将（7）（8）代入（1）式得

1333.6=67.394+2.418y- nH2+ nCO2+0.005×（1355.94+0.79y+ nH2）

化简得 nCO2=1259.4263+0.995 nH2-2.4219y 将（7）代入（2）得 n′H2O=1.01 nH2+0.0079y-3853.3459 将（8）（9）（10）代入（3）得 y=1781.2480-0.0070084 nH2 将上式分别代入（8）（9）（10）得

nco=67.394+2.418×（1781.2480-0.0070084 nH2）- nH2

化简得 nco=4374.4517-1.016946 nH2 nCO2=1.011974 nH2-3054.5782 n′H2O=1.01 nH2+0.0079×（1781.2480-0.0070084 nH2）-3853.3459

化简得 n′H2O=1.009945 nH2-3839.2740 nH2O=3311.1548+0.1y- n′H2O

=3311.1548+0.1×（1781.2480-0.0070048 nH2）-1.009945 nH2+3839.2740化简得 nH2O=7328.5536-1.016953 nH2 将（12）（13）（14）（15）代入（5）式得

(1011974nH23054.5782)nH2(4374.45171.016946n0.566135

H2)(7328.55361.016953nH2)化简得 0.426485n2

H2+3683.1954nH2-18149384.41=0 解之得

nH2=3505.0608 kmol／h nco=809.9941 kmol／h nCO2=492.4522 kmol／h nH2O=3764.0715 kmol／h

y=1756.6831

（9） （10） （11） （12）

（13）

（14）（15）

故二段炉入口空气组成如下表：

组 分

N2 O2 Ar 合计

mol（干）％

78 21 1 100

kmol/h 1370.2128 368.9035 17.5668 1756.6831

kg/h

38365.9584 11804.9120 702.6720 50873.5424

补加的水蒸气量为 Q=0.1y=175.6683 kmol/h 二段炉出口总干气为

V=1355.94+0.79y+nH2=6248.7804 kmol/h

残余甲烷含量为

nCH4=0.5％×6248.7804=31.2439 kmol/h

转化掉的水量

nH2O=1.009945×3505.0608-3839.2740=-299.3554 kmol/h

二段转化炉出口气组成如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

B. 二段转化炉平衡温距的计算

二段炉出口处绝对压强 P=3.00+0.0986=3.0986 Mpa

mol（干）％

12.9631 7.8812 56.0947 0.5000 22.2767 0.2843 100.0000

kmol/h 809.9941 492.4522 3505.0608 31．2439 1391.9528 17.7668 6248.4706 3764.0715 10012.5421

kg/h 22679.8 21667.9 7010.1 499．9 38974.7 710.7 91543.1 67753.3 159296.4

则 kpCH4 =

Pco.PH2n.nH2=COPCH4.PH2OnCH4.nH2O790.08733379.3421.24583540.4524333P n22=

3.0986 9610.5582 =42.1379 查[2]，对应温度 t=953.5℃

则平衡温距 △t=1000-953.5=46.5℃ C. 二段转化炉理论氢空速的计算 以1atm、60℉（15.56℃）为计算基准 设计转化炉内触媒装填量V′为33.4m3

SVH2=

代值得

SVH2 =

3379.34790.0873421.2458288.7122.4

33.4273.15-1

nH2nCO4nCH4288.7122.4

V273.15=3015.7911 h-1

该流程设计参考值为3500 h。

2.2 转化段热量衡算

2.2.1 一段炉辐射段热量衡算

计算数据依据： 入反应管温度：510℃ 入反应管压力：3.5MPa 出上升管温度：850℃ 出上升管压力：3.1PMa

入一段转化炉炉芯燃料气温度为：105℃ 辐射段出口烟气温度为：252℃

热量衡算以统一基准焓为计算基准，数据查自[10]；同时，以1atm、25℃为计算基准1kcal=4.186kJ。

a、

转化管热负荷计算

转化管入口统一基准焓（510℃）如下表：

组 分

CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 N2 H2 Ar 干气 H2O 合计

ni kmol/h 997.6000 56.0000 44.8000 11.2000 8．9600 21.7400 58.3000 0．2000 1198.8000 4667.6000 5866.4000

Hi kcal／kmol -12218.6 -10764 -11192.2 -12335.2 -13051.6 3469.2 3394.8 2409.6

-53633.0

niHi kJ／h -51.0243×106 -2.5232×106 -2.0989×106 -0.5883×106 -0.4893×106 0.3156×106 0.8285×106 0.0020×106 -56.5679×106 -1047.9123×106 -1104.4802×106

转化管出口气统一基准焓（822℃）如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

ni kmol/h 440.3472 458.0490 2996.4977 435.2038 21.7400 0.2000 4352.0377 3311.1548 7663.1925

Hi kcal／kmol -20476.1 -84812.8 5635.6 -7054.2 5876.2 3959.1 -50610.8

niHi kJ／h -37.7435×106 -162.6195×106 70.6892×106 -12.8511×106 0.5820×106 0.0033×106 -141.9868×10 -701.4907×106 -843.4775×106

6

故一段炉转化管的热负荷Q1为：

△H= H2 - H1 = -843.4775×106 -（-1104.4802×106）

=261.0027×106 kJ／h

Q1 =△H=261.0027×106 kJ／h

一段炉上升管气统一基准焓（850℃）如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

ni kmol/h 440.3472 458.0490 2996.4977 435.2038 21.7400 0.2000 4352.0377 3311.1548 7663.1925

Hi kcal／kmol -20202.4 -84360.6 5884.2 -6436.9 6145.8 4128.8 -50266.6

niHi kJ／h -37.2390×106 -161.7524×106 73.8075×106 -11.7265×106 0.5593×106 0.0035×106 -136.3476×106 -696.7199×106 -883.0675×106

故上升管的热负荷Q2为： Q2= H3 - H2 =10.41×106 kJ／h 辐射段总热负荷Q为：

Q= Q2 + Q1 =261.0027×106 +10.41×106

=271.4127×106 kJ／h

b、 一段转化炉辐射段混合燃料计算和热量衡算

计算数据依据：

（1） 混合燃料气进入辐射段温度为：510℃；

（2） 根据[3] 燃料气组成为：天然气 60%，弛放气 40%（体）。

弛放气组成如下表： 组分 yi

N2 0.2011

H2 0.6029

CH4 0.1323

Ar 0.0376

NH3 0.0261

合计 1.0000

混合燃料气组成及低热值如下表：

组 分

CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 H2 NH3 N2 O2 Ar CO2 合计

混合燃料燃烧的计算是以1kmol混合燃料气为计算基准 主要燃烧反应有：

CH4+2O2=CO2+2H2O C2H6+3.5O2=2CO2+3H2O C3H8+5O2=3CO2+4H2O C4H10+6.5H2O=4CO2+5H2O C5H12+8H2O=5CO2+6H2O

1O2=H2O 2313NH3+O2=N2+H2O

422Yi 0.5976 0.0196 0.0088 0.0056 0.0047 0.2429 0.0104 0.0895 0.0030 0.0149 0.0030 1.0000

Qi（低热值）kcal

／kmol 192029.92 339784.22 487265.22 633540.70 782825.33 57565.20 75656.00

YiQi kJ 480373.13 27877.80 17949.29 14851.21 15401.46 58531.11 3293.64

618277.65

H2+

则混合燃料气的理论耗氧量为：

组 分

CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 H2 NH3 合计

Yi 0.5976 0.0196 0.0088 0.0056 0.0047 0.2429 0.0104 0.8895

理论耗氧量kmol

1.1952 0.0686 0.044 0.0364 0.0376 0.12145 0.0078 1.51105

燃烧产物 kmol CO2 0.5976 0.0392 0.0264 0.0224 0.0235 0.7091

H20 1.1952 0.0588 0.0352 0.028 0.0282 0.2429 0.0156 1.6039

N2 0.0052 0.0052

燃烧1kmol混合燃料气的理论空气耗量为：

n理=

1.511050.00300=7.1812 kmol／kmol混合燃料

o.21查[3] 取空气过剩系数为1.15。

故 n实=1.15n理=8.2584 kmol／kmol混合燃料 干空气中各组分的量为

nO2=0.21×8.2584=1.7374 kmol／kmol混合燃料 nN2=0.78×8.2584=6.4416 kmol／kmol混合燃料 nAr=0.01×8.2584=0.0825 kmol／kmol混合燃料

查[3] 设计空气入口温度为30℃，相对湿度为70%。 在此条件下，水的饱和蒸汽压为0.04325kg／cm2

则 nH2O=

0.70.043258.2584=0.2562 kmol／kmol混合燃料

1.0060.70.04325混合燃料气烟气组成：

nO2=1.7374-1.51105+0.003=0.2263 kmol／kmol混合燃料 nN2=6.4416+0.0052+0.0895=6.5363 kmol／kmol混合燃料 nAr =0.0825+0.0149=0.0974 kmol／kmol混合燃料 nH2O =1.6039+0.2562=1.8601 kmol／kmol混合燃料

nCO2=0.7091+0.003=0.7121 kmol／kmol混合燃料

烟气平均热容如下表： 组分 O2 CO2 N2 Ar H2O 合计 CP

niHi kcal／

kmol 0.2263 0.7121 6.5363 0.0974 1.8601 9.4322

Yi 0.0240 0.0755 0.6930 0.0103 0.1972 1.0000

CPi(0～1043℃) kcal／

kmol·℃ 7.8858 11.8417 7.4915 4.9611 9.2502

CPi(0～252℃) kcal／kmol·℃

7．2272 9.8464 6.9716 4.9851 8.1480

烟气(0～1043℃)

= 0.024×7.8858+0.0755×11.8417+0.693×7.4915+0.0103×

4.9611+0.1972×9.2502 =8.1502 kcal／kmol·℃ =34.1166 kJ／kmol·℃

CP

烟气(0～252℃)

= 0.024×7.2272+0.0755×9.8464+0.693×6.9716+0.0103×4.9851+0.1972×8.1480 =7.4063 kcal／kmol·℃ =31.0028 kJ／kmol·℃

混合燃料气的平均热容如下表： 组 分

CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 H2 NH3 N2 O2

Yi 0.5976 0.0196 0.0088 0.0056 0.0047 0.2429 0.0104 0.0895 0.003

CPi(0～105℃) kcal／kmol·℃

8.8438 13.4445 18.8335 25.2805 34.0093 6.9210 9.0004 7.0750 4.9750

YiCPi kcal／℃ 5.2850 0.2639 0.165 0.1411 0.1592 1.6808 0.0938 0.6131 0.2123

Ar CO2 合计

0.0149 0.003 1.00

6.8540 9.3665

0.0748 0.0281 8.7171

设混合燃料气在该段的消耗量为X kmol／h 总收入热量：Q入= Q燃烧热+Q混燃料带入热+Q空气带入热 总支出热量：Q出=Q热负荷+Q烟气带走热+Q热损失 由于 Q燃烧热=X·Q低热=618277.65X kJ／h Q混燃料带入热 =∑Yi·CPi（0～105℃) ·△t·X

=8.7171×4.186×105X =3831.4270X kJ／h

空气组成平均热容（0～30℃)如下表：

组 分

O2 N2 Ar 合计

Yi 0.21 0.78 0.01 1.00

CPi(0～30℃) kcal／kmol·℃ 6.69 6.84 4.96

YiCPi kcal／℃ 1.4049 5.3352 0.0496 6.7897

查[3]可得 CPH2O(0～30℃)=7.798 kcal／kmol·℃

Q空气带入热=Q干气带入热+Q水蒸气带入热

=8.2584 ·CPi(0～30℃)·△t·X+ 0.2562·CPH2O(0～30℃) ·△t·X =8.2584×6.7897×30X+0.2562×7.798×30X =1742.0972 kcal／h =7292.4188 kJ／h Q热负荷=274.6703×106 kJ／h Q烟气带走热=∑ni·CPi（0～1043℃) ·△t·X

=9.4322×34.1166×1043X =335631.7621X kJ／h

Q热损失 取该段总收入热量的2%

Q热损失=2%Q入=629401.4958X·2%

=12588.2100X kJ／h

列辐射段热量收支平衡：

∑Q入 = ∑Q出

即 Q燃烧热+Q混燃料带入热+Q空气带入热 = Q热负荷+Q烟气带走热+Q热损失 代入数据 629401.4958X=348219.792X+274.6703×106 解得 X=976.8427kmol／h

则 n天然气=0.6×976.8427=586.1056 kmol／h

n弛放气=0.4×976.8427=390.7371 kmol／h

一段炉辐射段热量平衡表如下表：

入方

项目 燃烧热 混合燃料带入热 空气带入热 合计

2.2.2 二段炉的热量衡算

设计数据依据： 入口混合气温度：822℃ 入口空气温度：482℃ 出口变换气温度：1003℃ (1)入口混合气统一基准焓（822℃）

由一段炉热量衡算可得 H1= -843.4775×106 kJ／h

(2)根据二段炉物料衡算，求得空气入二段炉统一基准焓（482℃）如下表：

组 分

N2 O2 Ar H2O 合计

ni kmol/h 1370.2128 368.9035 17.5668 175.6683 1932.3514

Hi kcal／kmol 3259.72 3425.72 2269.72 -53891.24

niHi kJ／h 18.6968×106 5.2901×106 0.1669×106 -39.6288×106 -15.4750×106

热量 kJ／h 603.9600×106 3.7427×106 7.1235×106 614.8262×106

项目 热负荷 烟气带走热 热损失 合计

出方

热量 kJ／h 274.6703×106 327.8594×106 12.2965×106 614.8262×106

(3)二段转化炉出口统一基准焓（1003℃）如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar H2O 合计

ni kmol/h 809.9941 492.4522 3505.0608 31.2439 1391.9528 17.7668 3764.0715 10012.5421

Hi kcal／kmol -19022.22 -92373.90 6973.50 -3655.20 7329 4858.88 -48741.20

niHi kJ／h -64.4296×106 -190.4200×106 102.3165×106 -0.4781×106 42.7068×106 0.3614×106 -767.9860×106 -877.9290×106

(4)由二段炉热平衡求得热损失为

Q损= ∑H入-∑H出 = (-15.4750×106 -843.4775×106 )-(-877.9290×106)

= -18.9765×106 kJ／h

热损失是入口焓的%为：

18.9765×100%=2.21%

843.477515.47502.2.3 换热器101-C、102-C的热量衡算

设计数据依据：

换热器101-C出口温度：482℃ 换热器102-C出口温度：371℃ a、换热器101-C的热量衡算

换热器101-C入口统一基准焓（1003℃）为：

H1003℃ = -877.9290×106 kJ／h

换热器101-C出口气体统一基准焓（482℃）如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

101-C换热器承载的热负荷为

Q1=H482℃-H1003℃ = -1046.8974×106 -（-877.9290×106）

= -168.9684×106 kJ／h

b、换热器102-C的热量衡算

换热器102-C出口气体统一基准焓（371℃）如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

ni kmol/h 809.9941 492.4522 3505.0608 31.2439 1391.9528 17.7668 6248.4706 3764.0715 10012.5421

Hi kcal／kmol

-23959 -90454.66 2416.42 -14165.80 2440.30 1719.16

-54893.52

niHi kJ／h -18.9945×106 -186.4637×106 35.4542×10 -1.8527×106 14.2189×106 0.1279×106 -219.7537×106 -864.9244×106 -1084.6781×106

6

ni kmol/h 809.9941 492.4522 3505.0608 31．2439 1391.9528 17.7668 6248.4706 3764.0715 10012.5421

Hi kcal／kmol -23130.08 -89143.72 3197.28 -12628.92 3259.72 2269.72

-53891.24

niHi kJ／h -78.4257×106 -183.7613×106 46.9111×106 -1.6517×106 18.9935×106 0.1688×106 -197.7653×106 -849.1321×106 -1046.8974×106

102-C换热器承载的热负荷为

Q2 = H371℃- H482℃ =-1084.6781×106-（-1046.8974×106）

= -37.7807×106 kJ／h

2.3 变换段的衡算

2.3.1 高温变换炉的衡算 1、

物料衡算 设计数据依据

高变炉出口CO含量：3.00% 变换反应：

垐?CO+H2O（g）噲? CO2+H2

设出口干气总量为Vkmol／h，变换掉的CO量为nCO kmol／h 由反应可知，干气总量增加一倍

故 V=V入口干气+ nCO =6248.4706+（809.9941-0.03V） 解得

V=6852.8784 kmol／h

消耗掉的CO量为 nCO = 604.4077 kmol／h 则高温变换炉出口各组分为

nCO= 0.03×6852.8784=205.5864 kmol／h nH2O= 3764.0715-604.4077=3159.6638 kmol／h

nCO2=492.4522+604.4077=1096.8599 kmol／h nH2=3505.0608+604.4077=4109.4685 kmol／h nCH4=31.2439 kmol／h nAr=17.7668 kmol／h nN2=1391.9528 kmol／h

高温变换炉出口各组成如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

2、

热量衡算

高变炉入口统一基准焓已由前计算为：H371℃=-1084.6781×106 kJ／h 高变炉出口气体统一基准焓（432℃）如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

ni kmol/h 205.5864 1096.8599 4109.4685 31.2439 1391.9528 17.7668 6852.8783 3159.6638 10012.5421

niHi kcal／kmol

-23506.28 -89741.76 2845.28 -13340.12 2888.16 2021.72

-54347.36

niHi kJ／h -20.2291×106 -412.0453×106 48.9452×106 -1.7447×106 16.8285×106 0.1504×106 -368.0950×106 -718.8173×10 -1086.9123×106

6

ni kmol/h 205.5864 1096.8599 4109.4685 31.2439 1391.9528 17.7668 6852.8783 3159.6638 10012.5421

mol（干）％

3.0000 16.0058 59.9670 0.4559 20.3119 0.2593 100.0000

kg/h 5756.4 48261.8 8218.9 499.9 38694.7 710.7 102142.4 56873.9 159016.3

高变炉热损失取平均温度下反应热的10% 入、出口平均温度 tm=

432371=301.5℃=674.65K 2查[2]得此温度下的反应热效应△rH=-9115.0935kcal／kmol

高变炉的反应热Q反=-△rH·nCO =9115.0935×604.4077×4.186

=23.0616×106 kJ／h

损失的热量 Q损=23.0616×106×0.1=2.3062×106 kJ／h 高变炉热平衡：

∑H入=-1084.6781×106 kJ／h

∑H出=H出+Q损=-1086.9123×106+2.3062×106=-1084.6061×106 kJ／h

3、

高变炉平衡温距的计算

KPCO=

nCO2.nH21096.85994109.4685==6.939075

nCO.nH2O3159.6638205.5864查[2]得 对应的平衡温度t平 =440.77℃

高变炉平衡温距 △t=440.77-432=8.77℃ 4、

高变炉干空速的计算

以1atm、60℉（15.56℃）为计算基准 设计高变炉触媒装填量为55.1m3

干空速 SV =

6248.4706288.71×22.4 55.1273.15=2684.9164 h-1

2.3.2 低温变换炉的衡算 1、

物料衡算：

设计数据依据

出口CO含量为：0.40%，设低变炉出口干气总量为Vkmol／h，则在低变炉中变换掉的CO为：

n′CO=205.5864-0.004V

V= V入口干气+ n′CO =6852.8783+（205.5864-0.004 V）

解得

V= 7030.3433 kmol／h

消耗掉的CO量为 n′CO = 177.4650 kmol／h 则低温变换炉出口各组分为：

nCO = 0.004×7030.3433=28.1214 kmol／h nH2O= 3159.6638-177.4650=2982.1988 kmol／h nCO2=1096.8599+177.4650=1274.3249 kmol／h nH2=4109.4685+177.4650=4286.9335 kmol／h nCH4=31.2439 kmol／h

nAr=17.7668 kmol／h nN2=1391.9528 kmol／h

低温变换炉出口各组成如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

2、

ni kmol/h 28.1214 1274.3249 4286.9335 31.2439 1391.9528 17.7668 7030.3433 2982.1988 10012.5421

mol（干）％

0.4000 18.1261 60.9776 0.4444 19.7992 0.2527 100.0000

kg/h 787.4 56070.3 8573.9 499.9 38974.7 710.7 105616.9 53679.6 159296.5

低温变换炉热量衡算

（1）低温变换炉入口气体统一基准焓（241℃）如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

ni kmol/h 205.5864 1096.8599 4109.4685 31.2439 1391.9528 17.7668 6852.8783 3159.6638 10012.5421

Hi kcal／kmol -24906.2 -91904.6 1508.2 -15763.6 1054.1 1072.4 -56024.1

niHi kJ／h -21.4339×106 -421.9759×106 25.9444×106 -2.0617×106 8.7640×106 0.0798×106 -410.6833×106 -740.9945×10 -1151.6778×106

6

（2）低变炉出口气统一基准焓（254℃）如下表：

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

（3）热平衡

热损失按平均温度反应热的10%计算

-

ni kmol/h 28.1214 1274.3249 4286.9335 31.2439 1391.9528 17.7668 7030.3433 2982.1988 10012.5421

niHi kcal／kmol

-24813.04 -91765.16 1598.92 -15615.56 1570 1137.84

-56024.1

niHi kJ／h -2.9209×106 -489.5051×106 28.6928×106 -2.0423×106 9.3032×106 0.0864×106 -456.3877×106 -697.9965×106 -1153.3842×106

出、入口平均温度 t =

241254=247.5 ℃ 2查[2]得此温度下的反应热效应

△rH =-9475.1018 kcal／kmol

低变炉的反应热Q反=-△rH·nCO

=9475.1018×177.4650×4.186 =6.9942×106 kJ／h

损失的热量 Q损 =6.9942×106×0.1

=0.6994×10 kJ／h

（4）低变炉平衡温距及空速的计算

KPCO=

6

nCO2.nH21274.32494286.9335==65.1408 28.12142982.1988nCO.nH2O查[2]得 对应的平衡温度t平 =276.65℃ 低变炉平衡温距 △t=276.65-254=22.65℃ 低变炉干空速的计算（以1atm、60℉为计算基准）

干空速 SV =

6852.8783288.71×22.4 58.8273.15=2759.3344 h-1

2.4 换热器103-C及换热器104-C的热负荷计算

2.4.1 换热器103-C热负荷

设计数据依据 入口温度：432℃ 出口温度：336℃

（1）103-C换热器进口气统一基准焓（432℃）已由前计算H432℃= -1086.9123×106 kJ／h （2）103-C换热器出口气统一基准焓（336℃）如下表

组 分

CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干气 H2O 合计

ni kmol/h 205.5864 1096.8599 4109.4685 31.2439 1391.9528 17.7668 6852.8783 3159.6638 10012.5421

Hi kcal／kmol -24217.2 -90854.92 2171.28 -14618.56 2185.92 1545.56

-55202.64

niHi kJ／h -20.8410×106 -417.1563×106 37.3509×106 -1.9119×106 12.7367×106 0.1149×106 -389.7067×106 -730.1296×106 -1119.8363×106

103-C换热器承载的热负荷为

Q3 = H出 - H入 =-1119.8363×106 -（-1086.9123×106）

=-32.9240×106 kJ／h

2.4.2 换热器104-C热负荷

设计数据依据： 入口温度：336℃ 出口温度：241℃

104-C换热器进口气统一基准焓（336℃）已由前面计算得H336℃= -1119.8363×106 kJ／h

104-C换热器出口气统一基准焓（241℃）已由前面计算得H241℃= -1151.6778×106 kJ／h

104-C换热器承载的热负荷为：

Q4 =H出-H入 =-1119.8363×106 -（-1151.6778×106 ）

=-31.8415×106 kJ／h

2.5 设备工艺计算

本设计的设备计算部分主要是高变炉催化剂用量的计算，计算如下： 根据反应动力学方程

r =k(ab-

cd) Kp根据前面物料衡算结果可知，变换炉气体组成如下表：

组分 含量 %

H2 56.10

CO 12.96

CO2 7.88

N2

Ar 23.06

CH4

合计 100

计算依据： 入口压力：30kg/cm2 入口温度：371℃ 蒸气∶干气 = 0.6024∶1 出口CO含量：3.0%

高变炉中CO分子变换量约为（以100分子干气进如变换炉为标准）

入口：

604.4077100=9.7

6248.4706出口：

604.4077100=8.8

6852.8784高变炉CO分子变换量取平均值为

9.78.8=9.3 2反应器温升△t=1.8×（432-371）=109.8℉ 高变炉入口温度：700℉ 高变炉出口温度：809.8℉

由于绝热温升较高（>100℉），可将炉内设计为两层催化计算。

求得变换炉各处气体组成如下表：

气体组成

位置

H2(C) CO(A) CO2(D) H2O(B) N2+Ar+CH4 35.0

8.1 5.1 2.1

4.9 7.9 10.9

37.6 34.6 31.6

14.4 14.4 14.4

合计 100

温 度 ℉ 700

绝 温 °R 1159.5

KP

炉入口

一层出口 38.0 炉出口

催化剂用量计算

41.0

100 754.9 1214.4 12.0 100 809.8 1269.3 8.8

Kk=PSVquq2wxuqlnln （1） uq2wxuq而 lgk = 6.947-3830/°R 第一层催化剂平均温度

Tm =

1159.51214.4=1187.0°R

2lgk = 6.947-3830/1187.0 = 3.72

故 k = 5248.1 按90%进行计算，取k = 0.9×5248.1=4723.3

KP = 12.0 则 w = KP -1=11.0

u = KP (A+B)+(C+D) = 12.0×(0.081+0.376)+(0.350+0.049)=5.883 v = KP (AB)-(CD) = 12.0×(0.081×0.376)-(0.350×0.049)=0.348 q = u24wv=5.8832411.00.348=4.393 x = 0.081-0.051=0.030 2wx = 2×11.0×0.030=0.660 将上述式子代入（1）中

4723.3 =12.0ln0.6605.8834.393ln5.8834.393

4.3930.6605.8834.393SV5.8834.393= 2.732×（ln11.59-ln6.90） =1.42

解之得 SV= 第二层平均温度

Tm =

1214.41269.3=1241.9°R

24723.3-1

3333.61 h 1.42lgk = 6.947-3830/1241.9 =3.86

解之得 k = 7294.8 同理按90%进行计算 k = 0.9×7294.8=6565.4 KP = 8.8

则w = KP -1=7.8

u = KP (A+B)+(C+D) = 8.8×(0.051+0.346)+(0.380+0.079)=3.953 v = KP (AB)-(CD) = 8.8×(0.051×0.346)-(0.380×0.079)=0.125 q = u24wv=3.953247.80.125 = 3.424 x = 0.051-0.021=0.030 2wx = 2×7.8×0.030=0.468 将上述式子代入（1）中

6565.4=7.8ln0.4683.9533.424ln3.9533.424

3.4240.4683.9533.4243.9533.424SV= 2.278×（ln113.26-ln13.95） =4.77

解之得 SV= 1376.39 h

设入炉变换气为V标准米3（干基）

V =6248.470622.4=139965.74 m3

在30kg/cm2压力下，催化剂活性为常压下的4倍，由此求得 第一层催化剂量 VR1 =

139965.741.6024 = 16.8197m3

3333.614-1

第二层催化剂量 VR1 =

139965.741.60243

=40.7372 m

1376.394则催化剂总量 VR = VR1+ VR1 =16.8197+40.7372=57.5569 m3 相当于以干气计算的空间速度为

139965.74 = 2431.8 h-1

57.5569而根据设计时的安全装填系数k′=1.02，催化剂实际装填量为：

V实 = VR×k′ =57.5569×1.02 =58.7080 m3

实际工厂装填量约为56～60 m3，故本设计和实际用量基本相符。

参考文献

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