合成氨厂变换工段工艺设计计算书
合成氨工艺及设计计算
第一章 物料与热量衡算已知条件：表1－1 原料气各组分的含量 Table 1-1 of the feed gas components in组 分 CO 2 CO H 2 N 2 O 2 CH 4 合计 含量，％9.6011.4255.7122.560.330.38100计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变换气量：（1000/17）×22.4/（2×22.56）=2920.31 m 3(标)因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取2962.5 m 3(标) 年产12万吨合成氨生产能力（一年连续生产330天）： 日生产量：120000/330=363.6T/d=１5.16T/h 要求出中变炉的变换气干组分中CO ％小于2％。
进中变炉的变换气干组分：表1－2 进中变炉的变换气干组分Table 1-2 into the furnace in the variable component of the transformation air-dry 组 分 CO 2 CO H 2 N 2 O 2 CH 4 合计 含量，％ 9.611.4255.7122.560.33 0.38 100 m 3(标) 284.44 338.32 1650.41 668.34 9.78 11.26 2962.50 kmol12.696 15.103 73.67929.8370.4360.503132.25假设进中变炉的变换气温度为330℃，取变化气出炉与入炉的温差为35℃，出炉的变换气温度为365℃。
进中变炉干气压力为1.75Mpa.1.1水气比的确定：考虑到是原煤转化来的原料气，所以取H 2O/CO=3.5 故V （水）=3.5 V 水=1184.113m 3(标) ，n (水)=52.862kmol因此进中变炉的变换气湿组分如下：表1－3 进中变炉的变换气湿组分Table 1-3 into the furnace of transformation in the variable component wet gas组分CO2CO H2N2O2CH4H2O 合计含量％ 6.86 8.16 39.80 16.12 0.24 0.27 28.56 100m3(标) 284.42 338.32 1650.42 668.34 9.77 11.26 1184.12 4146.61 kmol 12.69 15.10 73.68 29.84 0.44 0.50 52.86 185.121.2中变炉CO的实际变换率的求取：假定湿转化气为100mol，其中CO湿基含量为8.16％，要求变换气中CO含量为2％，故根据变换反应：CO+H2O＝H2+CO2，则CO的实际变换率公式为：X p =X2/X1×100%式中X1、X2分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）所以：Xp= 74％则反应掉的CO的量为：8.16×74％=6.04则反应后的各组分的量分别为：H2O％=28.56％-6.04％+0.48％=23％CO％=8.16％ -6.04％=2.12％H2％ =39.8％+6.04％-0.48％=45.36％CO2％=6.86％+6.04％=12.9％中变炉出口的平衡常数：K p = （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）=12查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知Kp=12时温度为397℃。
年产10万吨合成氨变换工段工艺设计
合成氨是一种重要的工业原料，广泛应用于农业、化工、医药等领域。
本文基于年产10万吨合成氨的工段工艺设计，旨在优化工艺流程，提高生产效率和质量，同时满足环保要求。
合成氨的主要生产方法是哈柏－博斯曼（Haber-Bosch）工艺，该工艺通过高温高压条件下将氮气和氢气催化反应生成合成氨。
下面是年产10万吨合成氨变换工段的工艺设计：一、气体预处理：氮气和氢气作为原料需要经过脱氧、除尘、脱硫等处理。
首先，气体通过管路系统进入脱氧器，脱氧器中通过还原剂将氧气还原成水蒸气，并通过除尘装置去除颗粒杂质。
然后，气体进入脱硫装置，通过催化剂将硫化氢还原成硫。
最后，气体经过压缩机增压至反应器所需的高压。
二、反应器系统：反应器是合成氨的核心设备，采用多床连续负压式反应器。
氮气和氢气按照适当的配比通过输送装置进入反应器，反应器内通过催化剂将氮气和氢气催化反应生成合成氨。
反应器床层数可根据实际需要确定，废热可回收利用进行预热。
同时，反应器系统还要配备适当的温度、压力和流量控制装置，以保证反应器内的运行条件稳定。
三、合成氨分离：反应后的气体中含有未反应的氮气、氢气和合成氨，需要进行分离处理。
首先，将反应气体冷却至低温，通过液相分离装置将液态氨分离出来。
然后，将氨气经过压缩，通过冷凝器冷却至液态，并收集分离出的液态氨。
未反应的氮气和氢气通过管道再次回流到反应器进行循环利用。
此外，分离出的液态氨还需要经过精制和储存处理，以确保质量和安全。
四、废气处理：合成氨生产中会产生大量的废气，包括未反应的氮气、氢气、氨气和其他杂质气体。
废气处理主要包括低温分离、吸收、洗涤等步骤。
首先，废气通过低温分离装置将其中的液态氨和水分离出来。
然后，通过吸收剂将氨气吸收，以减少其排放。
最后，利用洗涤液去除废气中的其他杂质气体，确保废气达到环境排放标准。
五、能耗优化：为了降低能耗和提高生产效率，可以采用余热回收和过程优化等措施。
余热回收可通过换热器将反应废热回收利用，进行气体预热和水蒸气生产。
年产8万吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计
2008届化学与材料工程系《化工工艺设计任务书》变换工艺设计说明书设计题目年产8万吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计课题来源年产8万吨小型合成氨厂变换工段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。
变换工段化学工艺设计主要技术资料1.变换技术方案CO2变换反应是放热反应，从化学平衡来看，降低反应温度，增加水蒸汽用量，有利于上述可逆反应向生成CO2和H2的方向移动，提高平衡变换率。
但是水蒸气增加到一定值后，变换率增加幅度会变小。
温度对变换反应的速度影响较大，而且对正逆反应速度的影响不一样。
温度升高，放热反应即上述反应速度增加得慢，逆反应（吸热反应）速度增加得快。
因此，当变化反应开始时，反应物浓度大，提高温度，可加快变换反应，在反应的后一阶段，二氧化碳和氢的浓度增加，逆反应速度加快，因此，需降低反应温度，使逆反应速度减慢，这样可得到较高的变化率。
但降温必须与反应速度和催化剂的性能一并考虑，反应温度必须在催化剂的使用范围内选择。
在本设计中我们选择三段中温变化工艺流程。
2. 工艺流程含32.5% CO、温度为40℃的半水煤气，加压到2.0Mpa，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120～140℃的热水逆流接触，气体被加热而又同时增湿。
然后在混合器中与一定比例的300～350℃过热蒸汽混合，25%～30%的气体不经热交换器，作为冷激气体。
其他则经热交换器进一步预热到320℃进入变换炉。
进第一段催化反应后温度升高到460～500℃，冷激后依次通过二、三段，气体离开变换炉的温度为400～410℃，CO变换率达90%，残余CO含量为3%左右。
「年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计」
年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计一、工艺流程概述1.原料准备：将天然气（主要是甲烷）与空气作为主要原料，通过气体净化系统去除其中的杂质、硫化物和水分。
2.原料配送：将净化后的天然气和空气分别输送至气体净化系统进行进一步的处理和分析。
3.变换反应槽：将净化后的天然气和空气通过压缩机压缩至一定压力后，经过暖气交换器加热至高温（约500-600℃），再进入变换反应槽。
4.变换催化剂：在变换反应槽中，使用催化剂（通常是高温高压下的铁-钴催化剂）促进N2和H2的反应。
反应生成的合成氨会随气流从反应槽中流出。
5.除气系统：将反应槽中的气体通过除尘器，冷却器和吸附剂等设备进行处理，去除其中的固体颗粒、水分和其他杂质。
6.合成氨回收：经过除气系统处理后的气体中仍含有未反应的氮气和氢气，通过压缩机再次压缩进入蒸馏塔。
在蒸馏塔中，根据不同的沸点，将氨气和氮气分离开来，再通过冷凝器冷凝为液态氨。
7.废水处理：在工艺过程中产生的废水会经过处理系统去除其中的有机物和杂质，以保证排放的废水符合环保要求。
二、设备布置和操作要点1.变换反应槽的设计要考虑到温度、压力和气体流动速度的控制。
同时，需要定期更换催化剂，以维持优良的反应性能。
2.除气系统中的设备要进行定期维护和清洁，确保其正常工作和去除气体中的杂质、固体颗粒和水分。
3.合成氨回收装置要根据产品质量要求设置合适的操作参数，例如蒸馏塔的温度和压力。
此外，冷凝器的冷却水流需要保持稳定，以确保气体顺利冷凝为液态氨。
4.废水处理系统应配置适当的物理和化学处理单元，如过滤器、沉淀池和生物处理等，以达到废水排放标准。
5.需要建立相应的安全措施，如设立监测系统，确保气体和液体在整个工艺中的安全运输和使用。
三、工艺控制和性能优化1.在变换反应槽中，可以通过调节供气比例、压力和温度等参数来控制合成氨的产率和选择性。
同时，也可以根据反馈控制系统监测和调整催化剂的性能。
2.除气系统中的设备可以通过监测气体的组成和温度、压力等参数，来调整操作参数，以达到满足产品质量要求的除气效果。
变换系统毕业设计工艺计算.doc
变换系统工艺计算书（汽气比按0.6计算）2002年12月27日第一篇：设计说明第一章：总论一、设计依据、生产规模、设计原则1、设计依据：根据昆明理工大学生物和化学工程学院毕业设计（论文）任务书所规定的课题：“年产六万吨合成氨厂变换工段工艺设计”进行合成氨厂变换工段工艺设计。
2、生产规模：年产六万吨合成氨。
3、设计原则：1）以传统的加压变换工艺流程为基础，保留原有的工艺流程中的优点，删去原有的不合理工艺(热水与精炼连接的部分)。
2）采用近年来所具有的新技术，完善传统的变换工艺，使其具有良好的可操作性和稳定性。
3）作好能源的综合利用，消除能源利用不合理现象，使其具有良好的经济效益。
4）在设计工艺合理性的同时，做好环境保护，一方面利用好物料，减少物料损失；另一方面减少环境污染，做好环境保护。
5）在工艺计算时，以各主要设备的进出物料、热量变化的明显点进行物料和热量平衡工艺计算。
6）各正常排污、工艺不正常放空，工艺调整过程中走近路的气量或物料不参与工艺计算。
二、厂址选择及建厂地区的自然条件1、地理位置及环境：云南东风化工有限公司位于云南省弥勒县东风路口，距弥勒县城12公里处。
距昆明155km，公司内道路完善，交通十分方便。
公司地处主导风向为西南风，厂区周围主要是农田及村子住户，无名胜古迹及风景区、疗养院及旅游点，不属于环境保护的重点区域，工厂的三废治理已经达到国家排放标准，并且已经通过环保达标及清洁文明工厂的验收。
2、工厂用水情况以厂区东侧的甸溪河水及太平水库的水做生产水源，水温低，水质好。
每小时用水量为200m3/h。
3、供电厂用电源由厂区东面距厂3km的河湾变电站35Kv、10Kv专线供电，厂内设有供电系统，满足生产用电。
4、原料供应：主要由当地的泸西、师宗提供焦碳，弥勒拖白煤矿提供的燃料煤，非常方便。
5、工厂所处的自然条件1）工厂地质情况：地基为2类场地土，土层厚，土质较好，稳定，无软下卧低层，地质允许承载力为f K=150kpa. 2）当地气象条件：年平均气温度17.3℃年最高气温40.8℃年最低气温—3.8℃年平均相对湿度78%年平均气压0.0867Mpa 年无霜期210天年平均日照时数2079.2hr 年平均蒸发水量1950mm年平均降雨量978.6mm 年平均风速2.9m/s年最大风速22m/s三、生产方法原料焦碳经过造气炉，通过水蒸汽气化，生产出合格的半水煤气。
年产10万吨合成氨变换工序毕业设计完整说明书(可编辑)
年产10万吨合成氨变换工序毕业设计完整说明书目录摘要IIIAbstract IV第一章总论部分 11.1设计对象规格 11.2产品品种和产品性质 11.2.1产品品种 11.2.2产品性质 11.3原料的来源和规格 11.4合成氨在国民经济中的地位和用途 11.5建厂位置选择 21.6全厂生产路线的选择论证 31.6.1煤气化及造气炉选择31.6.2本设计造气基本原理71.6.3本设计造气工艺流程71.7原料气的净化81.7.1脱硫81.7.2变换101.7.3脱碳101.7.4精制121.8氨合成141.9年工作日和工作制度的确定16第二章工艺部分172.1 重点设计工序(变换工序)的基本原理17 2.1.1变换反应的特点 172.1.2化学平衡172.1.3催化剂的选择212.1.4化学动力学272.2变换工序生产方法选择论证292.2.1工艺技术路线选择292.2.2全低变工艺流程 302.3变换炉主要参数312.4工艺操作条件的确定322.4.1温度322.4.2压力332.4.3 H2O/CO 33第三章工艺计算..343.1物料及热量计算353.1.1计算基准及已知条件353.1.2全工段物料及变换率计算353.1.3 1#变换炉一段计算373.1.4 1#变换炉二段计算423.1.5 2#变换炉计算493.1.6 增湿器物料及热量衡算523.2设备计算573.2.1主换热器573.2.2 次换热器593.2.3 催化剂计算 62第四章非工艺部分714.1环境保护及三废处理724.1.1废水724.1.2 废气724.1.3 废渣734.1.4噪声734.2技术经济指标73参考文献 (73)致谢.74附录 (75)年产10万吨合成氨工程项目工艺设计(重点工序:变换工序,CO进口含量:28.0%)摘要合成氨生产工序主要有原料气的制取、原料气的净化和氨合成,原料气的净化又分为原料气的脱硫、CO变换、脱碳和精制。
最新年产2万吨合成氨变换工段工艺设计设计
年产2万吨合成氨变换工段工艺设计设计第一章物料与热量衡算已知条件：计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变换气量：（1000/17）×22.4/（2×0.2204）=2989.22 M3(标)因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取3000 M3(标)年产10万吨合成氨生产能力（一年连续生产300天）：日生产量：100000/300=333.3T/d=13.89T/h要求出低变炉的变换气干组分中CO％不大于0.3％。
进中变炉的变换气干组分：假设进中变炉的变换气温度为370℃，取变化气出炉与入炉的温差为20℃，出炉的变换气温度为390℃。
进中变炉干气压力。
P=1.8Mpa.1．水气比的确定：考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.8故V（水）=3.8 Vc=1531.02m3(标) ，n(水)=68.35kmol因此进中变炉的变换气湿组分2.中变炉的计算2.1中变炉CO 的实际变换率的求取假定湿转化气为100mol ，其中CO 湿基含量为8.87％，要求变换气中CO 含量为0.2％，故根据变换反应：CO+H 2O ＝H 2+CO 2，则CO 的实际变换率公式为：X p ％=()a a a a Y Y Y Y '+'-1×100 （2-1） 式中a Y 、'a Y 分别为原料及变换气中CO 的摩尔分率（湿基）所以：X p=()()8.87210010028.87-⨯+⨯=75.93％则反应掉的CO 的量为：8.87×75.93％=6.73则反应后的各组分的量分别为：H 2O ％=33.73％-6.73％=27％CO ％=8.87％ -6.73％=2.14％ H 2％ =36.32％+6.73％=43.05％ CO 2％=5.99％+6.73％=12.72％中变炉出口的平衡常数：Kp= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）=9.48查得Kp=9.48时温度为424℃。
年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计
毕业设计任务书一．设计要求：1.进行工段工艺流程设计，绘制带主要控制点的工艺流程图。
2.进行工段物料计算、热量计算，并绘制物料衡算表、热量衡算表。
3.进行工段设备设计、选型，制备设备一览表。
4.编写工段工艺初步设计说明书。
5.绘制主要设备结构图和工艺流程图设计原始数据：以在某化工厂的实际数据为原始数据目录说明书 (4)前言 (4)1.工艺原理 (4)2. 工艺条件 (4)3. 工艺流程的选择 (5)4. 主要设备的选择说明 (5)5. 工艺流程的说明 (6)第一章物料与热量衡算 (7)1．水汽比的确定 (7)2．中变炉CO的实际变换率的求取 (8)3．中变炉催化剂平衡曲线 (9)4. 最佳温度曲线的计算 (10)5．中变炉一段催化床层的物料衡算 (11)6．中变一段催化剂操作线的计算 (17)7．中间冷淋过程的物料和热量衡算 (17)8．中变炉二段催化床层的物料与热量衡算 (19)9．中变二段催化剂操作线计算 (23)10.低变炉的物料与热量衡算 (24)11低变催化剂操作线计算 (29)12低变炉催化剂平衡曲线 (29)13.最佳温度曲线的计算 (30)14废热锅炉的物料和热量衡算 (31)15.水蒸汽的加入 (34)16主换热器的物料与热量的衡算 (34)17.调温水加热器的物料与热量衡算 (36)第二章设备的计算 (37)1. 中变炉的计算 (37)2. 主换热器的计算 (42)设计的综述 (6)参考文献 (49)致谢 (50)第一章 物料与热量衡算已知条件：计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变换气量：（1000/17）×22.4/（2×22.56）=2920.31 M 3(标)因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取2962.5 M 3(标) 年产3万吨合成氨生产能力（一年连续生产330天）： 日生产量：30000/330=90.9T/d=3.79T/h要求出中变炉的变换气干组分中CO ％小于2％。
合成氨变换工段工艺设计
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智能化：自动化控制，提高生产 效率，降低人工成本
挑战：技术研发投入大，市场竞 争激烈，环保要求不断提高
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合成氨变换工段工艺设计
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目录
01 02 03 04 05 06
添加目录项标题 合成氨变换工段概述 合成氨变换工段工艺流程 合成氨变换工段设备与操作 合成氨变换工段安全与环保 合成氨变换工段优化与改进
01
添加目录项标题
02
合成氨变换工段概述
合成氨变换工段定义
合成氨变换工段是 合成氨生产过程中 的一个重要环节
冷却目的：降低变换气的温度，提高反应效率 冷却方式：采用水冷或气冷方式 分离目的：将变换气中的氨和氮气分离，提高氨的纯度 分离方式：采用冷凝、吸收或膜分离等方式
04
合成氨变换工段设备与操作
设备组成及功能
压缩机：用于提高气体压力， 提高反应速率
冷凝器：用于气体冷凝，回 收热量和氨气
换热器：用于热量交换，提 高反应效率
净化效果：提高原料气纯度，降低有害物 质含量
净化后原料气输送：输送至合成氨变换工 段进行反应
变换反应
反应原理：氮气和氢气在催化剂作用下生成氨气 反应条件：高温、高压、催化剂 反应产物：氨气、氮气、氢气 反应过程：氮气和氢气在催化剂作用下发生反应，生成氨气和氮气，同时释放出热量和压力。
变换气冷却与分离
防火防爆：设置 防火防爆设施， 防止火灾爆炸事 故
环保措施：采用 环保技术，减少 废气、废水、废 渣排放，保护环 境
环保要求及排放控制
废水处理：采用先进处理技 术，实现废水循环利用
废气处理：采用高效净化设 备，减少废气排放
年产2万吨合成氨变换工段工艺设计设计word资料39页
第一章物料与热量衡算计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变换气量：（1000/17）×22.4/（2×0.2204）=2989.22 M3(标)因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取3000 M3(标)年产10万吨合成氨生产能力（一年连续生产300天）：日生产量：100000/300=333.3T/d=13.89T/h要求出低变炉的变换气干组分中CO％不大于0.3％。
假设进中变炉的变换气温度为370℃，取变化气出炉与入炉的温差为20℃，出炉的变换气温度为390℃。
进中变炉干气压力。
P=1.8Mpa.1．水气比的确定：考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.8故V（水）=3.8 Vc=1531.02m3(标) ，n(水)=68.35kmol2.中变炉的计算2.1中变炉CO 的实际变换率的求取假定湿转化气为100mol ，其中CO 湿基含量为8.87％，要求变换气中CO 含量为0.2％，故根据变换反应：CO+H 2O ＝H 2+CO 2，则CO 的实际变换率公式为：X p ％=()a a a a Y Y Y Y '+'-1×100 （2-1）式中a Y 、'a Y 分别为原料及变换气中CO 的摩尔分率（湿基） 所以：X p =()()8.87210010028.87-⨯+⨯ =75.93％则反应掉的CO 的量为：8.87×75.93％=6.73则反应后的各组分的量分别为：H 2O ％=33.73％-6.73％=27％CO ％=8.87％ -6.73％=2.14％ H 2％ =36.32％+6.73％=43.05％ CO 2％=5.99％+6.73％=12.72％中变炉出口的平衡常数：Kp= （H 2％×CO 2％）/（H 2O ％×CO ％）=9.48 查得Kp=9.48时温度为424℃。
年产20万吨合成氨变换工段工艺设计
年产20万吨合成氨变换⼯段⼯艺设计第1页化⼯设计说明书设计题⽬: 年产20万吨合成氨变换⼯段⼯艺设计系别：化学化⼯学院专业：班级：学⽣：指导⽼师：20年X⽉X⽇本章符号对照表M ——相对分⼦质量，g/mol t/T ——温度，℃ /K Vm ——摩尔体积（0℃,0.1Mpa ）22.4/(L/mol) V ——半⽔煤⽓体积，m 3 p co 、p H2O 、p co2 、p H2 ——分别为CO 、H 2 O 、CO 2和H 2各组分的分压H ——标准摩尔焓（kJ /mol ）ρ/r ——密度/(kg/ m 3) S ——标准摩尔熵/(J/mol ·k) K p ——平衡常数Kt ——反应速率常数，mol/（MPa0.5·g ·h ） m ——质量，kgy co 、y H2O 、y co2 、y H2 ——分别为CO 、H 2 O 、CO 2和H 2 摩尔分数X ——实际变换率，％y a 、y a ′——分别为原料⽓及变换⽓中⼀氧化碳的摩尔分数Cp ——⽓体的平均⽐热容，kJ/(kmol ·℃)或kJ （kg ·℃）R ——⽓体常数，8.314J/(mol ·K)E ——化学反应活化能，J/molg ——重⼒加速度，m/s2G ——⽓体质量流速，kg/(m2·h) Tm ——最适宜温度，Ki ——⽔蒸⽓在t ℃时的焓，kj/kgΦ——饱和度，％ Q ——热量，kJw ——⼲⽓空间速度 m/s u ——催化剂⾃由容积分数 R ——汽/⽓⽐ Di ——塔体内直径，mm d e ——当量直径，m H 塔⾼，mmη——管板填充系数 n ——列管根数 t ——管⼦中⼼距µm ——混合⽓体在温度t 时的黏度，MPa·sµi ——混合⽓体中i 组分在温度t 时的黏度，MPa·sy i ——混合⽓体中i 组分摩尔分数 M i ——混合⽓体中i 组分的分⼦量S a ——⼸形截⾯积，m 2 hˊ——⼸形⾼度，m H ——档板间距，mF ——传热⾯积，m 2 L ——列管长度，m K ——总传热系数，kJ/(m 2 ·h·℃) φ——塔体焊缝隙数 [σ]300 ——筒体材料在设计温度300℃下的许⽤应⼒ C 1 ——钢板厚度负偏差,mm C 2——腐蚀裕量，mm⽬录前⾔ (7)1 绪论 (7)1.1 氨的性质和⽤途 (7)1.2 ⼩型氨⼚的发展 (8)1.3 合成氨⽣产⽅法简介 (8)1.4 ⼀氧化碳变换在合成氨中的意义 (8)2 ⼀氧化碳脱除⽅发和选择 (11)2.1⼀氧化碳的脱除⽅法 (11)2.2⼀氧化碳脱除的⽅案选择 (11)3 ⼀氧化碳变换⽅案 (12)3.1变换原理 (12)3.2变换⽅案的选择 (13)3.3 中变炉的选择 (13)4 变换⼯艺的计算 (15)4.1 中变炉的计算 (15)4.2 饱和热⽔塔出⼝热⽔温度估算 (24) 4.3 饱和热⽔塔物料和热量计算 (24)4.4 换热⽓物料和热量的计算 (28)5 设备的计算 (35)5.1 变换炉的计算 (35)5.2 饱和热⽔塔的计算 (38)5.3主热交换器的计算 (44)5.4 中间换热器的计算 (48)5.5 ⽔加热器的计算 (50)5.6 热⽔循环塔的计算 (53)5.7 变换冷却器的计算 (56)6 变换炉的结构的计算 (60)6.1 变换炉设计条件 (60)6.2变换炉结构计算 (60)7 设备的选型 (66)8 变换反应的⼯艺参数和⼯艺条件 (67) 8.1变换反应的⼯艺参数 (67)8.2 变换过程的⼯艺条件 (67)9 设计结果⼀览表 (70)参考⽂献 (71)致谢 (72)年产20万吨合成氨变换⼯段⼯艺设计指导⽼师：摘要:⽤中温中压三段变换的⽅法，半⽔煤⽓⾸先经过饱和热⽔塔，在饱和热⽔塔内⽓体与塔顶流下的热⽔逆流接触进⾏热量与质量传递，使半⽔煤⽓体温增湿，出塔⽓体进⼊⽓⽔分离器分离夹带的液滴，再进⼊主热换热器、中间换热器和电炉升温，使温度达到320℃左右进⼊变换炉⼀段。
11万吨年合成氨厂变换工段最佳工艺设计
11万吨/年合成氨厂变换工段最佳工艺设计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。
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。
本设计根据经济效益最好的原则，以变换炉催化剂体积最小为目标函数，导出了间接换热式变换炉最佳设计条件式，并通过联合运用Excel、Matlab、Origin及ASPEN PLUS 模拟求解，得出了年产11万吨合成氨厂变换炉所需B113型催化剂的理论体积和最佳工艺设计参数。
关键词：间接换热式；最佳设计；变换炉，绝热温升；接触时间目录1绪论 (1)1.1氨的合成工艺 (1)1.2变换工艺条件 (1)1.2.1影响平衡变换率的因素 (1)1.1.2影响变换反应率的因素 (1)1.2.3选择最佳工艺条件 (2)1.3CO变换工艺流程 (2)1.3.1流程配置的原则 (2)1.3.2 流程简述 (3)2 设计计算书 (3)2.1最佳条件式的建立 (3)2.2最佳温度变换率分配方案和接触时间的计算 (5)2.2.1已知条件 (5)2.2.2平衡曲线和最佳温度曲线的绘制 (6)2.2.3由条件1式确定第一段出口状态和第二段入口状态 (7)2.2.4用条件式2确定二段出口状态 (9)2.2.5最佳分配方案 (12)2.2.7变换反应的T OP—x A图 (13)2.2.8接触时间 (13)2.3催化剂用量计算 (15)2.3.1第一段催化剂用量 (15)2.3.2第二段催化剂用量 (15)2.3.3催化剂总用量 (16)2.4变换炉工艺尺寸的确定 (16)参考文献 (19)1绪论1.1氨的合成工艺氨是化工生产的重要原料，合成氨工艺设计是化工生产氨重要指标，影响着国民经济的发展，在农业、医学、生物化学、及化工产品合成具有广泛的用途。
合成氨厂CO变换工艺设计说明书
68t氨/d 合成氨厂CO变换工艺设计摘要氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。
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。
合成氨的生产主要分为：原料气的制取；原料气的净化与氨合成。
一氧化碳变换是指一氧化碳与水蒸气反应生产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。
在合成氨生产中，原料气中的一氧化碳都来源于含碳氢物质，如煤、天然气、油等。
半水煤气则是以煤为原料制得的含有氢气和一氧化碳等多种气体的混合物。
一氧化碳会使催化剂中毒，而合成氨工艺中所需的氢气则是一氧化碳和水反应制得。
因此在氨合成过程中必须进行一氧化碳变换。
这样不但去除了一氧化碳同时产生了合成氨的原料气氢气。
本次设计的主要任务是设计完成合成氨过程中净化车间一氧化碳多段变换的工艺流程。
本次设计采用中变串低变的工艺流程，在本流程中使用宽变催化剂可使操作条件有较大变化。
它使入炉煤气的蒸汽比有较大幅度的降低，而且使一氧化碳含量降低。
正是由于选用宽温催化剂，使得反应条件得以大大改进。
选用该流程的目的是为了让原料气净化程度高，流程简单，操作方便，稳定性好，催化剂使用时间长。
设计说明书包括三部分：工艺设计说明、变换工段的工艺计算及主要设备的工艺计算。
另外，附有四张设计图纸：一张管道及仪表流程图，一张平面布置图，一张物料流程图及一张设备一览表。
关键词：半水煤气、CO变换、催化剂The CO Transform Process DesignOf 68t ammonia/d Synthetic Ammonia plantAbstractAmmonia is an important chemical product, mainly for the production of chemical fertilizers. The production of synthetic ammonia has developed into a mature chemical production process through years of development. It is mainly divided into: the preparation of the raw gas; the purification of the raw gas and a the synthesis of mmonia.The transformation of carbon monoxide refers to the production of carbon monoxide and hydrogen response with carbon dioxide and water. It plays a very important role in the synthetic ammonia process. In the production of synthetic ammonia the carbon monoxide is containing comes from hydrocarbon, such as coal, oil and gas, etc. Semi-water gas is made for the raw coal and a mixture of gases including hydrogen and carbon monoxide. Carbon monoxide will make catalyst poisoned in the process , but hydrogen is made for the reaction of water and carbon monoxide. Therefore in the ammonia synthetic process must have the transformation of carbon monoxide. In addition to this , it also products the hydrogen gas which is the materal gas of synthetic ammonia. The main task of the design is to complete the transformation of carbon monoxide which is a part of the purification workshop of ammonia synthetic process . This design use the process of low temperature combined middle temperature, and the use of the wide temperature shift catalyst can make a significant changes in the operating conditions. It makes the ratio of steam into the furnace gas reduced significantly, and reduce the level of carbon monoxide. The reaction conditions can be improved greatly because of the selection of the wide temperature catalyst. The choice of using the process is to let the raw gas have a high degree purification, have a simple process , easy to operate, stability is good, catalyst have a long use time.The design specification includes three components: the design specifications of the process, the process calculation of the transform section and the process calculation ofmain equipment. In addition, four design drawings is accompanied: a piping and instrumentation diagrams, a layout plan, a material flow chart and an equipment list. Keywords: Semi-water gas, CO shift, catalyst目录摘要 (I)Abstract (II)前言 (1)第一章一氧化碳变换的工艺说明 (2)1.1设计依据 (2)1.2原料动力学消耗定额和消耗量 (2)1.3一氧化碳变换原理 (2)1.4一氧化碳变换催化剂 (3)1.4.1 铁-铬系一氧化碳中温变换催化剂 (3)1.4.2 一氧化碳宽温耐硫变换催化剂 (4)1.5工艺流程说明 (5)1.6设备选型及布置 (8)1.6.1设备选型的基本要求 (8)1.6.2 设备布置说明 (8)1.7三废治理说明 (9)1.8本工段各种工艺操作指标 (10)第二章一氧化碳变换工艺计算 (11)2.1设计条件 (11)2.2中温变换炉物料及热量计算 (12)2.2.1干变换气量及变换率的计算 (12)2.2.2 总蒸汽比（汽/气）的计算 (13)2.2.3中变炉一段催化剂层物料及热量衡算 (14)2.2.4 中变炉二段催化剂层物料及热量计算 (20)2.3低温变换炉物料及热量计算 (24)2.3.1 物料计算 (24)2.3.2 热量衡算 (25)2.3.3平衡曲线、最适宜温度曲线及操作线计算 (26)2.4饱和热水塔出口温度的估算 (27)2.4.1 水加热器出口变换气温度计算 (27)2.4.2 热水塔出口排水温度 (27)2.4.3饱和塔出口半水煤气温度 (28)2.5中间换热器物料及热量计算 (28)2.5.1蒸汽过热段 (28)2.5.2 半水煤气换热器 (30)2.6主热交换器物料及热量横算 (31)2.6.1 已知条件 (31)2.6.2 进设备半水煤气温度计算 (32)2.6.3 出热交换器的变换气温度计算 (33)2.7调温水加热器中变换气放出的热量计算 (34)2.8水加热器中低变气放出热量计算 (35)2.9饱和热水塔物料及热量计算 (36)2.9.1饱和塔物料及热量计算 (36)2.9.2热水塔物料及热量计算 (38)2.9.3 进饱和塔水温核算 (41)第三章典型设备计算 (41)3.1中温变换炉计算 (42)3.1.1已知条件 (42)3.1.2催化剂用量计算 (43)3.1.3催化剂床层直径的确定 (44)3.2低温变换炉计算 (46)3.2.1 已知条件 (46)3.2.2 催化剂用量计算 (47)3.2.3 催化剂床层直径的确定 (47)3.3饱和热水塔计算 (48)3.3.1 饱和塔计算 (48)3.3.2 热水塔计算 (53)参考文献 (59)附录1 (60)附录2 (61)附录3 (62)附录4 (63)致谢 (64)前言合成氨是化学工业的重要组成部分，在国民经济中有相当重要的位置。
年产2万吨合成氨变换工段工艺设计设计
第一章物料与热量衡算计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变换气量：（1000/17）×22.4/（2×0.2204）=2989.22 M3(标)因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取3000 M3(标)年产10万吨合成氨生产能力（一年连续生产300天）：日生产量：100000/300=333.3T/d=13.89T/h要求出低变炉的变换气干组分中CO％不大于0.3％。
假设进中变炉的变换气温度为370℃，取变化气出炉与入炉的温差为20℃，出炉的变换气温度为390℃。
进中变炉干气压力。
P=1.8Mpa.1．水气比的确定：考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.8故V（水）=3.8 Vc=1531.02m3(标) ，n(水)=68.35kmol2.中变炉的计算2.1中变炉CO 的实际变换率的求取假定湿转化气为100mol ，其中CO 湿基含量为8.87％，要求变换气中CO 含量为0.2％，故根据变换反应：CO+H 2O ＝H 2+CO 2，则CO 的实际变换率公式为：X p ％=()a a a a Y Y Y Y '+'-1×100 （2-1）式中a Y 、'a Y 分别为原料及变换气中CO 的摩尔分率（湿基） 所以：X p =()()8.87210010028.87-⨯+⨯ =75.93％则反应掉的CO 的量为：8.87×75.93％=6.73则反应后的各组分的量分别为：H 2O ％=33.73％-6.73％=27％CO ％=8.87％ -6.73％=2.14％ H 2％ =36.32％+6.73％=43.05％ CO 2％=5.99％+6.73％=12.72％中变炉出口的平衡常数：Kp= （H 2％×CO 2％）/（H 2O ％×CO ％）=9.48 查得Kp=9.48时温度为424℃。
年产2万吨合成氨变换工段工艺设计设计
合成氨是一种重要的工业化学品，广泛用于农业肥料、化肥、塑料、炸药等领域。
为了满足市场需求，设计一个年产2万吨合成氨变换工段的工艺。
合成氨工艺通常包括三个主要步骤：气体净化、合成反应和分离纯化。
以下是一个基本的工艺设计方案。
1.气体净化从天然气中提取氢气（H2）和氮气（N2），一种常用的方法是通过蒸汽重整和高温转热反应。
天然气先经过脱硫除硫化氢（H2S）处理，然后进入蒸汽重整器，与水一起反应生成H2和CO。
再通过转热反应，将CO转化为CO2和H22.合成反应合成反应通常采用哈贝-博斯曼工艺（Haber-Bosch Process），即在高温（400-500摄氏度）和高压（200-300巴）下，将氢气与氮气催化反应生成氨。
反应器通常采用固定床催化剂，催化剂常用的是铁（Fe）或铁钼（Fe-Mo）催化剂。
反应器主要分为顶座和底座两部分，用以升温和降温，以保持恒定的反应温度。
3.分离纯化合成氨的产物中除了氨外还含有一些杂质，如副产物氮氧化物（NOx）和未反应的氢气。
因此，需要对产物进行分离纯化，以获得高纯度的合成氨。
分离纯化一般采用蒸馏、吸附和压缩等方法。
首先，通过蒸馏将氨与轻杂质分离。
然后，使用吸附剂去除重杂质，如CO、CO2和H2O。
最后，利用压缩机将氨气压缩，得到最终产品。
此外，为了实现连续生产，工艺中还需要一些辅助设备，如冷却器、加热器、循环泵和控制阀等。
以上是一个简单的年产2万吨合成氨变换工段的工艺设计方案。
实际设计中还需要考虑各种因素，如安全性、能源消耗、成本等。
同时，工艺设计还应根据具体情况进行优化和改进，以提高产量和效率。
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15.37
0.9
17.83
100
m3（标）
834.9
379.5
1829.19
709.67
41.7
823.7
4618.7
kmol
37.3
16.9
81.66
31.68
1.86
36.77
206.2
kg
1641.2
473.2
163.3
887.04
29.76
661.9
3856.4
e)
计算CO变换反应气体温升
=559K=287℃
当Te=340℃=340+273=613K时
=578K=305℃
当Te=360℃=360+273=633K时
=596K=323℃
当Te=380℃=380+273=653K时
=614K=341℃
最适宜温度计算结果列于表中
t℃
300
320
340
360
380
400
420
440
460
480
V=KPAB-CD=23.33×19.3×28.5-8.0×28.3=16595-226.4=12606
查表4-2-6,360℃时KP=18.37
W=KP-1=18.37-1=17.37
U=KP(A+B)+(C+D)=18.37(19.3+28.5)+(8.0+28.3)=18.37×47.8+36.3=913
b)
设低温变换炉出口变换气温度为232℃,平衡温距取23℃,t=232+23=255℃
CO变换反应式为
CO+H2O=CO2+H2
设a b c d
则:a=27.0c=11.2 d=39.6
CO反应量
△CO=27.0×90.86%=24.5Nm3CO/100干半水煤气
查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,查得255℃时，KP=78.9
原料为：煤块、石灰碳化煤球混烧
混合气（半水煤气+再生气）组成
组份
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
合计
%
11.20
27.0
39.60
20.5
1.3
0.4
100
m3（标）
369.6
891
1306.8
676.5
42.9
13.2
3300
kmol
16.5
39.8
58.3
30.2
1.9
0.59
147.3
以1t NH3为计算基准
16.9
81.66
31.68
1.86
169.4
kg
1641.2
473.2
163.3
887.04
29.76
3194.5
出一段催化剂层湿气组成
出一段催化剂层剩余蒸汽量
1318.7-534.6+13.2×3=822.9m3（标）
出一段催化剂层湿气组成
组份
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
合计
%
18.08
8.2
设喷水前气体温度为408℃,设喷水后温降△t。
气体放出热Q1
设喷水后气体温度为348℃，气体从408℃降到348℃的平均温度（378℃）下，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8，并计算比热容。
CO2的恒压比热容48.6 kJ/kmol℃
CO的恒压比热容30.8 kJ/kmol℃
=-10000-192.933+1250.5738-282.7786
=-9224kcal/kmol
=-38628kJ/kmol
E2=（-△HR）+ E1=38623+67156=105779 kJ/kmol
当Te=300℃=300+273=573K时
=543.7K=269℃
当Te=320℃=320+273=593K时
即:
H2O/CO=1.48
入炉蒸汽量：
V水=1.48×891=1318.7m3（标）=58.9 kmol=1060.2kg
入炉湿气组成
组份
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
H2O
合计
%
8.0
19.3
28.3
14.6
0.9
0.28
28.5
100
m3（标）
369.6
891
1306.8
676.5
42.9
13.2
500
XP
0.874
0.847
0.817
0.787
0.754
0.722
0.694
0.664
0.635
0.606
0.578
Tm,K
543
560
578
596
614
633
650
667
684
672
719
ｔｍ,℃
270
288
305
323
341
361
374
395
413
428
446
用以上数据作图即得最适宜温度曲线(见图12-1-2)
设备能力以年产60000t NH3/年，8.33 t NH3/h为基准
12.1.2中温变换炉物料及热量计算
(1)干变换气量及变换率的计算
设氧与氢在变换炉一段催化剂内完全燃烧生成水，由
O2+2H2=2H2O
知，实际参加CO变换反应的半水煤气量为
3300-3V氧=3300-3×13.2=3260.4 m3（标）
入热
CO反应放热Q1
设气体由300℃升至480℃, 反应取平衡温度390℃的热效应, 由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年, 图4-2-1一氧化碳变换反应热效应查得△H=38900 kJ/kmol=9291kcal/kmol
Q1=(39.8-16.9)kmol×38900kJ/kmol=890810kJ
将a、c、d值代入上式求解b=45.2,即:水蒸汽/干半水煤气=45.2/100
上式中O2为煤气中氧的浓度.
需总蒸汽量(包括喷的冷凝水量)
147.3 kmol×45.2%=66.6 kmol=1198 m3（标）
c)
a、入炉蒸汽比（水蒸汽/干半水煤气）计算
设CO在一段催化剂层转化60%，且O2在一段催化剂层与氢完全燃烧而生成水，则CO反应量为：
△CO=27.0×60%=16.2Nm3CO/100干半水煤气
CO总反应量
设气体出一段催化剂层温度为480℃,平衡温距取18℃,出口气平衡温度为480+18=498℃,查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,查得498℃时，KP=4.9, 则:
将a、c、d、及O2等代入式
解上式得
b=40即：水蒸汽/干半水煤气=40/100
解上式得xP=62.28%
实际变换率为平衡变换率的
出一段催化剂层干气体量
3300+534.6-13.2×3=3795m3（标）
出一段催化剂层干气组成
组份
CO2
CO
H2
N2
CH4
合计
%
22
10
48.2
18.7
1.1
100
m3（标）
834.9
379.5
1829.19
709.67
41.7
3795
kmol
37.3
则干变换气量应为
V变=V+V·yCO·x
式中V——半水煤气体积m3（标）
yCO——混合气中CO含量，体积%
CO总变换率为
式中
变换出口CO设2%
CO变换总量
3300×27.3%×90.86%=819m3（标）=36.57kmol
变换气中CO量
3300×27.3%-819=81.9m3（标）=3.66kmol
=-10000-0.291×(390+273)+2.845×10-3×(390+273)2-0.9703×10-6×(390+273)3
=-10000-0.291×663+2.845×10-3×6632-0.9703×10-6×6633
=-10000-192.933+2.845×10-3×439569-0.9703×10-6×291434346
=8.4+2.4+11.3+4.6+0.47+6.7=31 kJ/kmol℃
Q3=206.2kmol×31 kJ/kmol℃×△t=6392×△t
热损失Q4
设Q4=25816
Q1+Q2=Q3+Q4
1176367=6392△t+25816
℃
气体出口温度为t1=300+180=480℃
f)
根据中变炉一段入口气中蒸汽比（水蒸汽/干半水煤气=0.4）,由下式计算各温度下的平衡变换率:
1318.7
4619
kmol
16.5
39.8
58.3
30.2
1.9
0.59
58.9
206.2
kg
726
1114.4
116.6
845.6
28.5
18.9
1060.2
3910.2
d)
设480℃的CO平衡变换率为xP，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,查得480℃时，KP=5.8,则