天然氣合成氨工藝設計-預覽頁

　

【正文】 重油 2 16 5 合計 100 100 100 100 100 0 100 5 100 0 100 5 100 6. 其它 19 18 15 60 5. 0. 1. 3 22 65 39 53 37 8 20 53 65 5. 71 75 80 85 90 191919191919191919 石腦油 20 6 由表 11可知，合成氨的原料構成是從以固體燃料為主轉移到以氣體燃料和液體原料為主。一些沒有天然氣資源的國家，如日本、英國在解決了石腦油蒸汽轉化過程的析碳問題后， 1962 年開發成功石腦油為原料生產合成氨的方法。從此比石腦油價廉、來源廣泛的重油和減壓渣油開始作為合成氨的另一種原料。首先應考慮天然氣和油田氣，其次采用石腦油。大型化的優點是投資費用低，能量利用率高，占地少，勞動生產率高?，F在世界上規模最大的合成氨裝置為日產 1800t氨， 1991年在比利時的安特衛普建成投產。由于噸氨生產成本中能源費用占 70%以上，因此能耗是衡量合成氨技術和經濟效益的重要標志。自從出現單系列裝置的大型氨廠，除泵類有備用外，其它設備和機器都是一臺。 DCS是現代計算機技術、控制技術、數據通訊技術和熒光顯示技術（ CRT）相結合的產物。與此同時，報警、連鎖系統，程序控制系統，采用了微機技術的可編程序邏輯控制器（ PLC）代替過去的繼電器，采用由用戶編寫的程序，實現自動或手動的 “開 ”或 “停 ”和復雜程序不同的各種邏輯控制，計時、計數、模擬控制等。若能用仿真技術進行操作人員的 6 吉林化工學院化工綜合設計 模擬培訓只需在一臺高性能的計算機上配合相應的軟件以代替實際生產裝置的控制、運作設備，這樣就可以在較短的時間內學習開 停車、正常操作和事故狀態操作。 中華人民共和國成立以來，化工部 門貫徹為農業服務的方針，把發展化肥生產放在首位。到 60 年代中期中氮已投產了 15 家。由于大型合成氨裝置的優越性，1972年 2月中國作出了成套引進化學肥料技術和設備的決定。從而掌握了世界上幾乎所有先進的工藝和先進技術如低能耗的凱洛格工藝、布朗工藝等，通過對引進技術的消化吸收和改造創新，不但使合成氨的技術水平跟上了世界前進的步伐，而且促進了國 ΔH=； 8 吉林化工學院化工綜合設計 由于 CO變換過程是強放熱過程，必須分段進行以利于回收反應熱，并控制變換段出口殘余 CO含量。工業脫硫方法種類很多，通常是采用物理或化學吸收的方法，常用的有低溫甲醇洗法 (Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法 (Selexol)等。 一般采用溶液吸收法脫除 CO2。 ③ 氣體精制過程 經 CO變換和 CO2脫除后的原料氣中尚含有少量殘余的 CO 和 CO2。深冷分離法主要是液氮洗法，是在深度冷凍 (100℃ )條件下用液氮吸收分離少量 CO，而且也能脫除甲烷和大部分氬，這樣可以獲得只含有惰性氣體 100cm/ m以下的氫氮混合氣，深冷凈化法通常與空分以及低溫甲醇洗結合。氨的合成是提供液氨產品的工序，是整個合成氨生產過程的核心部分。在一段轉化爐里，大部分烴類與蒸汽于催化劑作用下轉化成 H CO和 CO2。在合成氨工藝流程中起著非常重要的作用。 設計方案的確定 原料的選擇 合成氨生產的原料有焦炭、煤、焦爐氣、天然氣、石腦油、重油等。已探明儲量約 萬億立方米，僅占資源總量的 5%左右，列世界第 16位，天然氣資源勘探潛力很大。近年來，國家對環境問題越來越重視。天然氣作為化石能源中污染最少的能源，熱值相應高于煤炭與石油。根據計算，若大型氨廠分別用石腦油、渣油、天然氣和煤為原料制氨，其價格分別按 1800元 /t、 1400元 /t、 /m3和 260元 /t計，中壓蒸汽價格按 78元/t計，對應的合成氨成本分別為 1721元 /t、 1557元 /t、 1493元 /t和 1021元／ t。 11 吉林化工學院化工綜合設計 工藝流程的選擇 本設計主要是轉化和變換工序的工藝設計，所選流程為： 天然氣 變換氣去甲烷化 天然氣蒸汽轉化和變換工序是合成氨生產中的第一步，也是較為關鍵的 一步，因為能否正常生產出合格的變換氣，是后面的所有工序正常運轉的前提條件。天然氣經加氫脫硫，出口總硫量小于 后，在壓力 、溫度 380℃ 左右 的條件下配入中壓蒸汽達到水碳比為 （ R=），進入一段轉化爐的對流段加熱，氣體一邊加熱一邊反應，出反應管的溫度在 822℃ 左右，最后沿集氣管中間的上升管上升，繼續吸收一些熱量，使溫度升到 850℃ 左右，經輸氣總管送往二段轉化爐。 含 CO的原料合成氣經換熱器降溫，在壓力 MPa、溫度 371℃ 下進入高變爐（因原料氣中水蒸氣含量較高，一般不需要加蒸汽）。經低變處理后，氣體殘余 CO降到 ％～ ％之間，再送入后續工段繼續凈化。 A. 列元素平衡關系式（各未知數表示與一段轉化爐相同）得： C 平衡 ++=nCO+nCO2 + 化簡為 =nCO+nCO2 + （ 1） H2 平衡 +2+ （ + ） =nH2+2+（ +′H2O） 化簡為 =nH2+ n′H2O （ 2） O2平衡 1 21 ++nCO+1 212（ +） +=nCO2+(+′H2O) 化簡為 =nCO+′H2O （ 3） 進出二段爐總物料守衡 V=nCO+nCO2+nH2+nN2+nAr+nCH4 代值化簡為 =nCO+nCO2+nH2++ （ 4） 設出口條件下 CO變換反應達到平衡則在 1003℃ 下 （ 5） 設出口 （摩爾比）為 18 吉林化工學院化工綜合設計 即 nN2（ 6） （ 1 ） （ 4 ）得 V=++nH2 （ 7） 由（ 7 ）式得 nco+nH2= 則 nco =（ +） nH2 化簡得 nco=+ nH2 （ 8） 將（ 7）（ 8）代入（ 1）式得 =+ nH2+ nCO2+（ ++ nH2） 化簡得 nCO2=+ 將（ 7）代入（ 2）得 n′H2O= nH2+ 將（ 8）（ 9）（ 10）代入（ 3）得 y= nH2 將上式分別 代入（ 8）（ 9）（ 10）得 nco=+（ nH2） nH2 化簡得 nco= nH2 nCO2= n′H2O= nH2+（ nH2） 化簡得 n′H2O= nH2O=+ n′H2O =+（ nH2） nH2+ 化簡得 nH2O= nH2 將（ 12）（ 13）（ 14）（ 15）代入（ 5）式得 化簡得 H2+=0 解之得 nH2= kmol／ h nco= kmol／ h nCO2= kmol／ h nH2O= kmol／ h 19 （ 9） （ 10） （ 11） （ 12）（ 13） （ 14）（ 15） 吉林化工學院化工綜合設計 y= 故二段爐入口空氣組成 如下表： 組 分 N2 O2 Ar 合計 mol（干）％ 78 21 1 100 kmol/h kg/h 補加的水蒸氣量為 Q== kmol/h 二段爐出口總干氣為 V=++nH2= kmol/h 殘余甲烷含量為 nCH4=％ = kmol/h 轉化掉的水量 nH2O== kmol/h 二段轉化爐出口氣組成如下表： 組 分 CO CO2 H2 CH4 N2 Ar 干氣 H2O 合計 B. 二段轉化爐平衡溫距的計算 20 mol（干）％ kmol/h 31． 2439 kg/h 499． 9 吉林化工學院化工綜合設計 二段爐出口處絕對壓強 P=+= Mpa 則 kpCH4 = = = 查 [2]，對應溫度 t=℃ 則平衡溫距 △t==℃ C. 二段轉化爐理論氫空速的計算 以 1atm、 60℉ （ ℃ ）為計算基準 設計轉化爐內觸媒裝填量 V′為 SVH2= 代值得 = h1 該流程設計參考值為 3500 h1 。 故 n實 = = kmol／ kmol混合燃料 干空氣中各組分的量為 nO2== kmol／ kmol混合燃料 nN2== kmol／ kmol混合燃料 nAr== kmol／ kmol混合燃料 查 [3] 設計空氣入口溫度為 30℃ ，相對濕度為 70%?！? = kJ／ kmol℃ YiCPi kcal／ ℃ 吉林化工學院化工綜合設計 N2 O2 Ar CO2 合計 設