30萬噸合成氨畢業設計論文-資料下載頁

【導讀】本設計是年產30萬噸合成氨轉化、凈化工段的設計。設計說明書分兩部分。成氨生產原理與本設計生產流程的敘述及本設計主要設備一覽表。化的計算、CO變換、氣體凈化、甲烷化過程的物料與熱量衡算，換熱器熱負荷計算，最后進行了設備計算-----加壓兩段填料吸收塔工藝設計計算。本設計附有轉化、凈化工段帶控制點的工藝流程圖、CO2吸收塔的裝配圖。本設計選用Kellogg節能型流程，具有能耗低、流程簡單的特點。

　　

【正文】 AMV 工藝原理基本相同，只是S/C 只降到 。在脫碳方面，它們采用 BASF 的 MDEA 工藝。合成回路采用和 S250基本相似的雙塔結構。 和其它一些制氨工藝開發一樣，伍德也研究利用工藝熱來推動蒸汽轉化，并把轉化、部分氧化結合在一個容器中，命名為“聯合自熱式轉 化器”。 本設計選用 Kellogg 節能流程。 原料氣的脫硫 22 原料氣中含有硫化物，主要以 H2S、硫醇、硫醚、噻吩形式存在，這些硫化物可用下述方法除去：即在過量 H2存在條件下，催化轉化成 H2S，然后，再用熱的 ZnO 催化劑床層吸附以進一步脫除干凈。 反應如下： CS2+4H2=2H2S+CH4 COS+H2=H2S+CO H2S+ZnO= ZnS+H2O 流程：原料天然氣經壓縮后，在一段爐對流段原料氣預熱盤管中預熱，隨即與來自合成回路的富氫氣體混合，混合 后含氫約 5%的氣體進入加氫轉化器，向下經過二層鈷鉬催化劑，從加氫轉化器出來的原料氣通過串聯的氧化鋅脫硫槽，所有的 S 都被吸收成為 ZnS。原料氣自氧化鋅脫硫槽出來與水蒸汽混合進入一段爐對流段的混和原料氣盤管。 烴類蒸汽轉化 脫硫之后，就在高溫、高壓下，用鎳催化劑來促進原料氣與水蒸汽進行吸熱反應。反應：在一段爐和二段爐中，催化劑加速兩個同時進行的平衡反應 CH4+2H2O CO2+4H2 CH4+2H2O CO +4H2 流程：天然氣經脫硫后，總硫含量小于 ，根據水碳比配入 工藝蒸汽后進入對流段加熱到 500~520℃，然后送到輻射段頂部，分配進入各轉化管，氣體自上而下流經催化劑。在這里進行烴類蒸汽轉化的吸熱反應，離開反應管底部的轉化氣溫度為800~820℃左右，匯合于集氣管，再沿著集氣管中間的上升管上升，繼續吸收一些熱量，經輸氣總管送往二段爐。 工藝空氣經壓縮機加壓到 33~35atm，也配入少量蒸汽，然后進入對流段的工藝空氣盤管加熱到 450℃左右，進入二段爐頂部與一段轉化氣匯合，在二段爐頂部燃燒區燃燒、放熱，溫度升到 1000℃，再通過催化劑床層繼續反應并吸收熱量。 離開二段爐的 轉化氣送入兩臺并聯的第一廢熱鍋爐，接著又進入第二廢熱鍋爐，這三臺鍋爐都副產高壓蒸汽。從第二廢鍋出來的氣體送往變換工序。 CO 變換 一氧化碳與水蒸汽共存的系統，是含有 C、 H、 O 等三個元素的系統，變換反應：CO+H2O(g) CO2+H2（ 1），從熱力學角度，不但可能進行上式的反應，而且還可產生其它反應，如： CO+H2 C+H2O（ 2） CO+3H2 CH4+H2O（ 3） 23 還可舉出其它反應，這一點與甲烷蒸汽轉化、碳氣化等系統中出現的反應式有相似之處。但由于 所用催化劑對反應（ 1）具有良好的選擇性，從而抑制了其它反應的發生。本設計采用高變串低變流程。 流程：含 CO 的原料氣經廢熱鍋爐降溫，進入高變爐，因原料氣中水蒸汽含量較高，一般不需添加蒸汽。經反應后氣體中 CO 降至 3%。氣體通過高變廢熱鍋爐，再進入低變爐入口換熱器降溫后進入低變爐，低變爐出口氣殘余 CO 降至 %。 低變氣的余熱還可進一步回收。低變氣分為兩路，一路經低變出口鍋爐給水預熱器預熱鍋爐給水，另一路經過串聯的兩個換熱器，兩路工藝氣經降溫匯合后，進入CO2吸收塔。 原料氣中 CO2的脫除 本設計采用 的是節能型本菲爾熱鉀堿脫碳，用兩段吸收、兩段再生的流程。本菲爾法是化學吸收法，用 K2CO3水溶液吸收低變氣中的 CO2。 反應如下： K2CO3+ CO2+H2O 2KHCO3 生成的 KHCO3在減壓和受熱時，又可放出 CO2，重新生成 K2CO3，因而可循環使用。 變換氣經吸收塔底部 的氣體分布管進入吸收塔，在塔內分別用 105℃的半貧液和71℃的貧液進行洗滌。出塔的凈化氣溫度 71℃， CO2 含量為 %，經凈化氣分離器分離掉氣體夾帶的液滴及少量的冷凝水后，進入甲烷化系統。 富液由吸收塔底引出。為了回 收能量，富液在進入再生塔之前先經過水力透平減壓膨脹，然后借自身的殘余壓力自流到再生塔頂部。在再生塔頂部，溶液閃蒸出部分水蒸汽和 CO2，經過三層洗滌板，冷凝液引出塔外，經低變出口氣預熱后，經過四個噴射泵和一臺四級閃蒸槽，閃蒸出的氣體又引回再生塔，在塔內回收熱量并放出殘余的 CO2。 由塔中部引出的半貧液經過四級閃蒸出氣體后，液體經半貧液泵加壓后進入吸收塔中部，再生塔底部的貧液為 120℃，在進入貧液泵以前，經換熱器冷卻到 71℃，然后經貧液泵加壓打入吸收塔頂部，在進入吸收塔之前，還經過機械過濾器濾去本菲爾溶液中的固 體雜質。 再沸器所需熱量主要來自低變氣，由低變爐排出氣體加熱再生塔再沸器，為了保證足夠的熱量，減輕再沸器的熱負荷， CO2再生塔再沸器也提供部分熱量，其熱源由 低壓蒸汽提供。 24 從再生塔頂出來的 CO2 氣體被冷卻到 40℃，進入分離器，分離掉夾帶的液滴及部分冷凝水， CO2作為產品經管道外送。 甲烷化脫除微量的 CO及 CO2 甲烷化法是在催化劑存在下使 CO 和 CO2加氫生成甲烷的一種方法。此法可把原料氣中的碳氫化物總含量脫除到 10ppm以下。對 CO 甲烷化反應有活性的催化劑，也能使 CO2 甲烷化。 反應： CO+3H2=CH4+H2O △ H2980=CO2+4H2=CH4+2H2O △ H2980=當原料氣中有氧存在時，氧與氫反應生成水： O2+H2=2H2O △ H2980=在某種條件下，還會有下列副反應發生： 2CO=CO2+C Ni+4CO= Ni(CO)4 甲烷化反應的副反應反應區在 200℃，而在實際生產中，甲烷化爐的操作溫度在300~360℃之間，在這個溫度范圍， CO 的分解、羰基鎳的生成不會發生。 根據計算，只需原料氣中含有碳氧化物 ~%，甲烷化反應放出的熱量就可足夠將進口氣體預熱到所需要的溫度。因此，流程中只要甲烷化爐、進出氣體換熱器和水冷器，但考慮到催化劑升溫還原及原料氣中碳氧化物的含量波動，尚需其它熱源補充。 從 CO2吸收塔出口分離器來的原料氣經甲烷化爐進氣預熱器預熱，由甲烷化出口氣預熱后進入甲烷化爐，在爐內自上而下通過催化劑層，甲烷化爐出口氣依次經過串聯的水冷器，再經過氨冷器后，進入合成氣壓縮機入口分離罐，進入合成氣壓縮機。 25 第 2 章 工藝設計計算 ： 1．產品的規格： NH3＞ % H2O＜ % 油＜ 10ppm 再生氣： CO2＞ % P=740mmHg,平均氣溫 t=25℃ ： O2 21% N2 78% Ar 1% ： 表 21 返氫氣體組成 組分 H2 N2 CH4 Ar CO+CO2 合計 摩爾 % ＜ 10ppm 100 組成 表 22 原料天然氣組成 組分 CH4 C2H6 C3H8 C4H10（ r） C4H10（ n） CO2 N2 Ar 合計 摩爾 % 0 100 （出甲烷化爐）： 2780m3/t. NH3 ： 表 23 新鮮氣組成 組分 H2 N2 CH4 Ar CO+CO2 合計 摩爾 % ＜ 10ppm 100 消耗定額、返氫量的計算 取計算示意圖如下： Nh A S(S/C) yih yiA G. yiG 26 NX yix 圖 21 衡算示意圖 計算條件： 1 已知原料氣組成 2 已知返氫氣體組成 3 已知空氣組成 4 已知新鮮氣組成 5 新鮮氣量 6 烷烴反應生成 CO H2 7 空氣中的氧按下列反應全部生成水： 2H2+O2=2H2O 8 殘余 CO2甲烷化反應： CO2+ 4H2=CH4+2 H2O 9 忽略加氫后總物料量的變化 計算變量 設 S/C=，吸收后氣體中 CO2量 Yco2=%（干基） 加氫后，氣體中 H2含量 =5%（干基） 求解變量 原料天然氣量、返氫氣量、工藝空氣量、蒸汽量、脫除 CO2量 計算 返氫示意圖 yih Nh NX Nh′ +NX′ yix 圖 22 返氫示意圖 設 Nh′ +NX′ =Nh+ NX 鈷鉬加氫 27 列氫平衡式，得： NX YH2X + Nh YH2H=( Nh′ +NX′ ) 5% 氫平衡 以 100m3新鮮氫氮氣為計算基準，生產中主要反應： CH4+2H2O=CO2+4H2 (1) C2H6+4H2O=2CO2+7H2 (2) C3H8+6H2O=3CO2+10H2 (3) C4H10+8H2O=4CO2+13H2 (4) 2H2+O2=2H2O (5) CO2+H2=CH4+2H2O (6) 根據方程式 ， 可得 ， 1m3天然氣制得 H2的量為 ： 4 +7 +10 +（ +） 13= 按式 (5)， 1molO2需耗 2molH2， 由式 (6)生成 1molCH4需耗 4molH2,利用氫平衡 ： 設 Nx、A 分別為制取 100 m3新鮮氣需天然氣、工藝空氣量 ， 則 ： Nx=+2 A+4 1 即 A= 由氮平衡 ， 得 ： Nx+ A= 解方程組得 ： Nx= m3， A= m3 返氫平衡 ： NX YH2X + Nh YH2H=( Nh′ +NX′ ) 5% 即 ： 0+ Nh =（ + Nh） 5% 解得 ： Nh = 計算結果：本設計年產 30 萬噸合成氨，即 1000 噸 NH3/天（每年工作時間按300 天計） 每小時產氨量： 1000247。 24=（ t/h） 已知新鮮氣量 G=2780 m3/ (1) 天然氣量： Nx=2780247。 100 1000247。 = m3/h (2) 工藝空氣量： A=2780247。 100 = m3/h （ 3）返氫量： Nh=2780247。 100 = m3/h （ 4）加入的水蒸汽量： 原料天然氣的總碳： 28 1 +2 +3 +4 （ +） = 蒸汽用量： 18247。 =(5)脫除掉的 CO2量： 由于烷烴中的碳按反應式 (1)~ (4)全部轉化為 CO2，而新鮮氣氮氣中的甲烷按反應式（ 6）生成，故可回收的 CO2量為： %+ （ +%） 2780 = m3/h 計算結果列表 表 24 計算結 果 序號 消耗定額（小時） 結果 1 天然氣 m3/h 2 工藝空氣 m3/h 3 返氫量 m3/h 4 蒸汽 kg/h 5 CO2產品量 m3/h 返氫后進一段爐的天然氣組成計算 以 100 m3新鮮氫氮氣為基準時，需原料氣 m3，返氫氣 m3，則總體積： V=+= m3 由原料氣 、返氫氣求返氫后的天然氣組成： CH4：（ + ） 247。 =% 同理可求出各組分的摩爾組成： 表 25 各組分的摩爾組成 組分 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 CO2 N2 Ar H2 合計 mol% 5 100 轉化 一段轉化爐物料衡算 ： （ 1）原料氣體（進一段爐天然氣與返氫混合氣）組成 表 26 原料氣組成 組分 CH4 乙烷 丙烷 丁烷 CO2 N2 Ar H2 合計 29 mol% 5 100 （ 2）水碳比 S/C=，設轉化過程不析碳 （ 3）一段爐出口壓力 p=34atm(絕 )= 106pa，即 (表 ) 出口溫度 810℃，轉化氣中甲烷含量 % （ 4）在出口溫度下 CO 變換反應達到平衡，即氣體組成滿足 Kp=PCO2 PH2247。 (PCO PH2O) ,甲烷蒸汽轉化反應未達平衡。 以 100kmol 入爐天然氣為基準計算： 設 Nco、 Nco NH2分別代表轉化爐出口氣中 CO、 CO和 H2 的 kmol 數， NH2O為反應了的蒸汽 kmol 數， V為干轉化氣的 kmol 數） 碳平衡（以 kmol 計） 總碳指數： ∑ C=+（ 2+ 3+ 4） 247。 100= 100kmol 入