合肥工业大学第七组化工工艺课程设计 08级.docx
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合肥工业大学第七组化工工艺课程设计08级
中文摘要…………………………………………………………………………………1
英文摘要…………………………………………………………………………………2
1绪论……………………………………………………………………………………3
1.1中串低变换系统概述……………………………………………………………3
1.2饱和热水塔的作用………………………………………………………………5
1.3湿气体的热力学性质……………………………………………………………5
1.4饱和热水塔的平衡曲线与操作线………………………………………………7
1.5循环水量…………………………………………………………………………8
2本论……………………………………………………………………………………10
2.1变换系统基本工艺计算………………………………………………………10
2.2系统内部分温度估计…………………………………………………………12
2.3水加热器的物料、热量衡算…………………………………………………14
2.4饱和塔的物料、热量衡算………………………………………………………15
2.5热水塔的物料、热量衡算………………………………………………………16
2.6饱和热水塔平衡线与操作线…………………………………………………17
2.7理论板数计算…………………………………………………………………24
3心得体会…………………………………………………………………………26
参考文献…………………………………………………………………………………27
附录………………………………………………………………………………………28
填料式饱和热水塔工艺设计
摘要:
本设计为年产三万吨合成氨厂变换工段饱和热水塔工艺设计，采用能耗较低的中串低流程。
饱和热水塔是变换工段的主要热能回收设备。
设计中对水加热器、饱和塔和热水塔进行物料衡算，能量衡算，计算了饱和塔和热水塔的平衡曲线和操作线。
经反复试算调整，确定适宜的循环水量和两塔理论塔板数。
绘制了中串低变换系统工艺管道与仪表流程图。
关键词：
中串低流程饱和热水塔设计
Abstract:
Thisdesignisaprojectforthetechnologicalprocedureofthegassaturator/waterheatercolumnofthemiddle-string-lowshiftsystem,whichrunninginammoniaplantof30000tannually.Middle-string-lowflowtechnologicalprocedureisknownforitslowerenergycosts.Gassaturator/waterheatercolumnismajorequipmentforheatrecoveryandcomprehensiveutilizationintheshiftingsystem.Thisdesignandoperationdirectlyaffecttheconsumptionofthesystem,whichinthebottomplaceoftheammoniaplant.Wecalculatedtheheatandmatterinthewaterhotterandgassaturatorandthewaterheater.Thebalancecurveandtheoperatingcurveofthegassaturator/waterheatercolumnarecalculated.Thecyclingwateryieldandthenumberoftheoreticalplatesofthegassaturator/waterheatercolumnarecalculatedtoo.Theflowdiagramoftheprocesspipeandinstrumentofthemiddle-string-lowtemperatureshiftingsystemhasbeendrawn.[13][14]
Keywords:
middle-string-lowtemperatureshiftingflowprocess;gassaturator/waterheatercolumndesign
1绪论
1.1中串低变换系统概述[1][2]
1.1.1变换系统在合成氨生产中的意义
氨是一种重要的化工产品。
在合成氨的流程中，氢气是一种十分重要的原料，氢气的生产在本流程中使用的是一氧化碳的中串低流程，一氧化碳和水在变换反应炉中充分催化反应后，绝大部分一氧化碳可以被转变为二氧化碳，并且产生原料气氢气。
变换反应为：
在中变炉中反应结束后，与换热器换热后一次变换气进入串联的低变炉，继续反应，反应过程与中变炉中一样。
反应后的二次变换气通过管道进入水加热器，与热水塔来水进行换热。
这样，通过一氧化碳变换反应就能把CO变为易于除去的CO2,而且CO2又是工业上生产碳酸氢铵、纯碱、尿素等化工产品的重要原料，同时又可制得与反应掉的CO等摩尔的H2，所消耗的只是廉价的水蒸汽。
一氧化碳变换过程,既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续，在合成氨生产流程中是非常重要的一个环节。
1.1.2中串低变换系统流程及其特点
图1.1中串低系统流程示意图
中串低系统中气体的流程为：
半水煤气进入系统后，首先经过油水分离器，除去原料气中的油脂和部分水之后进入过滤器，除去半水煤气中的结焦碳，除去油分、杂质后，进入饱和塔，在塔内气体与从塔上流下的热水逆流换热，进行热量和物质的交换，半水煤气温度升高，湿度加大。
出饱和塔的半水煤气进入预混器，同时补充过热蒸汽，使半水煤气的汽气比达到设计要求值，然后进入汽水分离预热器，半水煤气经预热后，再进入热交换器,与变换气换热，温度升高。
进入中变炉进行三段中变反应，从中变炉出来的变换气进入蒸汽过热器，用变换气加热饱和蒸汽为过热蒸汽，变换气降温。
一次变换气从蒸汽过热器流向热交换器，在热交换器中一次变换气与半水煤气进行换热。
换热后的一次变换气进入低变炉进行一氧化碳变换反应，气体出来后，进入水加热器，给循环水加热，变换气自身降温，再进入热水塔继续与循环水换热、降温，气体再进入第二热水塔换热，出来的变换气再进入水冷器，经过水冷却后进入汽水分离器，分离出气体与液态水，最后变换气去碳化或压缩。
中串低流程中的水的流程为：
热水从饱和塔塔顶进入与半水煤气换热，半水煤气升温、增湿，热水降温，热水从饱和塔塔底出来。
经过一个U型管进入热水塔，在热水塔中与变换气进行热量交换，变换气降温，热水升温，热水从热水塔塔底出来。
经过水加热器，与变换气换热，升到一定温度再进入饱和塔进行循环。
这过程中会损失少量水，在热水塔中补充一部分，保持恒定的循环水量，如此不断循环下去。
中串低与单一中变流程相比，既可降低汽气比和变换气中的CO含量，从而降低蒸汽消耗和减轻精炼工段的负荷，并且提高原料气的利用率，又可提高变换系统的生产能力，取得较好的效果。
但中串低流程存在某些不足，主要是由于中变二、三段使用的仍是铁铬系催化剂，要求在较高的温度下进行反应，因而造成该催化剂的利用率较低，而且中变二、三段气体中的CO含量已较低，离反应平衡较近，降低了反应的推动力。
为了保证二、三段的平衡温距，反应速率不致于太慢，还需维持较高的汽气比，这也不利于进一步降低汽耗。
1.1.3中串低变换系统催化剂的选择
在中串低系统中使用的变换催化剂有中温变换催化剂和钴钼耐硫宽温变换催化剂两种。
中温变换催化剂的主体为氧化铁氧化铬催化剂。
在我国中、小型化肥厂普遍采用，如B302Q、B303Q（EB-4）等催化剂。
钴钼耐硫宽温变换催化剂的优点有低温活性好，活性温度范围宽；耐硫和抗毒性好；强度高，遇水不粉化，使用寿命长；可再硫化，不含钾的Co-Mo系催化剂部分失活后，可通过再硫化使活性大部分获得恢复。
1.2饱和热水塔的作用[3]
目前，大多数中小型氮肥厂变换系统采用的都是带有饱和热水塔工艺流程。
饱和热水塔的作用是：
（1）提高半水煤气温度；
（2）增加半水煤气中水蒸汽含量，以节省补充蒸汽量；（3）清洗有害气体和灰尘。
饱和塔、热水塔和水加热器是变换系统中回收热量的主要设备，变换气经过一系列与水的热量交换，可以将变换过程中的热量传递给水。
出塔半水煤气温度愈高，则其夹带的蒸汽亦愈多，也就是回收的蒸汽量愈多，则外供蒸汽量就愈少，能耗越低，经济效益越好。
总结而言，饱和热水塔的作用就是将热量在热水与气体间进行交换，回收变换反应中的热量。
1.3湿气体的热力学性质[4]
1.3.1饱和度φ
气体中水蒸汽分压PH2O与同一温度下水的饱和蒸汽压PH之比，称为气体中水蒸汽饱和度，即
饱和塔出口气体中的水蒸汽含量，最大达到出口温度下的饱和湿含量，即φ＝100％，实际生产中是达不到饱和的，一般φ＝90～95％。
1.3.2湿含量m
指1kg干气体中所含有的水蒸汽质量kg/kg（干气）
M干——干气体分子量 P――气体总压，绝对压力
1.3.2热含量I
即单位质量气体所含有的热量。
一种物质在某一状态下的热含量是从某一基准状态变化到该状态时所吸收的热量。
基准状态是人为选定的，一般为0℃。
对于湿气体它的热含量应是干气体的显热与所包含的水蒸汽的显热与潜热之和，以1kg干气体为基准的湿气体的热含量为
――干气体的平均比热容，kJ/kg•℃
Ⅰ――水蒸汽在t℃时的焓，kJ/kg
1.3.4露点温度td
湿气体在湿含量不变的条件下冷却到饱和时的温度，称为露点温度，达到露点时φ＝100％。
欲求某一气体的露点只需从饱和蒸汽表中查出与该气体的水蒸汽分压相应的饱和温度即是该气体的露点温度。
水加热器出气温度应比露点温度高10℃左右。
1.3.5绝热饱和温度ts
当不饱和的气体与足够量的水在绝热情况下相接触时，水含量逐渐增加，当水汽含量达到饱和时，气体温度将不再因蒸发水份而降低，这时的温度称为气体的绝热饱和温度。
绝热饱和温度是气、水直接接触时，水能被加热或冷却的极限温度。
在变换系统中，出热水塔的热水温度，取决于入塔变换气的绝热饱和温度。
故在变换系统的设计计算中，必须首先计算入热水塔变换气的绝热饱和温度，而后才能进一步确定出系统的温度分布。
出热水塔的热水温度，应比绝热饱和温度低1.0～1.5℃。
气体的绝热饱和温度决定于它的最初温度和湿含量。
由热平衡可知,若以1kg干气体为计算基准，则
当达到绝热饱和温度时，气体的最终热含量将等于它的初始热含量加上以水蒸汽状态而进入到气体中的水的热含量。
式中下标s的各项为绝热饱和温度下的值，下标1的各项为气体起始状态的值。
绝热饱和温度可用试算法求解，其步骤为：
（1）先假定一个绝热饱和温度ts，这个温度可参考气体的露点温度来假定如气体温度较露点温度高得不多，试算可在露点温度附近假设。
（2）计算出在假定的绝热饱和温度时的饱和湿含量ms和入热水塔变换气的湿含量m1。
（3）分别查出蒸汽在假定的绝热饱和温度下和进气温度下的焓is和i1。
（4）分别计算式等式两边，看计算结果是否相等，如相等则说明假定值正确，否则需重新假定温度再进行计算，直到相等为止。
1.4饱和热水塔的平衡曲线与操作线[5]
饱和塔平衡曲线是指在不同温度下气体与水达到平衡状态，也就是气体中水汽含量达到饱和状态时的热含量与水温的关系曲线。
一般以水温t为横坐标，饱和湿气体的热含量I为纵坐标来绘制的。
操作线是在塔内实际操作过程中，气体的热含量与水温的关系线。
设进、出塔的干气体重量为G，进塔气的热含量为I
，出塔气的热含量为I2，进塔水重量为L1、温度为t1，出塔水重量为L2，温度为t2，根据热平衡得：
因气相中湿含量的变化而造成的水量变化与循环水量相比是很小的，如略去其影响则水量可视为不变，则：
上式即为操作线方程式。
从式中可看出操作线是一条直线，其斜率为L/G。
一般在设计饱和热水塔时，首先要进行物料衡算和能量衡算，通过计算求出I1、I2、t1、t2，这时只要以I1、t2为一点，I2、t1为另一点，相连的直线即为操作线。
绘出平衡曲线和操作线后就能清楚地看出塔内推动力的状况。
从平衡曲线也能看出热量能够回收的程度。
热水塔平衡线表示了得到某温度的水时需要从变换气中吸收的最低限度（即达到平衡时）的热量；饱和塔平衡曲线则表示了某温度的水能传给半水煤气的最高限度（达到平衡状态时）的热量。
由于热水塔的压力低于饱和塔，而饱和蒸汽压是温度的函数，当温度一定时其值也一定，所以变换气的饱和湿含量要高于同温度半水煤气的饱和湿含量，从而使变换气热含量高于同温度的半水煤气热含量，因此热水塔的平衡曲线总处于饱和塔平衡曲线之上。
两平衡曲线之间的间距越小则能回收的热量就越多，反之就越少。
因此减少系统阻力对加强热回收也有积极意义。
加压流程中两塔平衡曲线间的间距小于常压流程，这就是加压流程的热回收优于常压流程的原因。
1.5循环水量[6]
饱和热水塔中，回收变换气的余热传递给半水煤气是靠水为媒介来完成的。
循环于饱和热水塔中的水量必须满足于以下几个基本条件：
（1）水量必须保证完成最大限度的传递热量。
（2）必须满足喷淋密度的要求。
例如，对于填料塔，水量必须保证全塔在适宜的润湿率下操作。
（3）必须使设备结构和经常运行费用经济合理。
循环水量的大小基本上是由变换系统的汽气比决定的。
当气体成分一定时，汽气比的大小决定了出变换炉变换气中的蒸汽含量。
过去单一中变流程中，汽气比大，变换气中蒸汽含量高，循环水量就大；现在采用的带有低变的流程中，汽气比小，变换气中蒸汽含低，因此露点温度低，绝热饱和温度低，循环水量就应该小。
在汽气比很小的情况下，若循环水量过大，会使水加热器温升小，使饱和塔入塔热水温度低，造成出塔半水煤气温度偏低，湿含量低，使外供蒸汽量增加。
在饱和热水塔系统中的循环水量（L）与气量（G）之比为饱和热水塔的操作线斜率。
这一比值有一极值（L/G）opt,当L/G为这一极值时，回收的蒸气量越多，也就是气体离开热水塔时带出的水蒸汽量为最少。
一般用热水塔出口温度来判断水蒸汽回收的好坏比用饱和塔出口的温度来判断更准确，当循环水量大时，操作线的斜率就大，对于饱和塔来说，操作线与平衡线距离增大，推动力较大，传热效果好，对饱和塔是有利的；但对热水塔则相反。
同理，循环水量小对热水塔有利，对饱和塔不利。
因此，必须选择一个合适的循环水量，使两者都处在合理范围内，使热量回收达到最佳程度。
一般汽气比为0.5时循环水量为8～9tH2O/tNH3。
带有低变流程的循环水量一般为6～15吨/吨氨。
选择循环热水量的步骤如下：
（1）根据初始气体成分、最终变换率，计算变换后气体成分，变换气露点，变换气绝热饱和温度。
（2）初定循环热水量，进行水加热器、饱和塔、热水塔物料衡算，能量衡算。
（3）计算饱和塔、热水塔平衡线，操作线，据此绘制I～t图，求出饱和塔、热水塔理论塔板数。
（4）检视两塔推动力是否合理，若不合理，则调整循环热水量，从第二步开始重新计算，直至合理为止。
2本论
2.1变换系统基本工艺计算
2.1.1已知条件
干半水煤气成分如下表所示,计算基准：
100kmol干半水煤气
表2.1干半水煤气成分
成分
H2
CO
CO2
O2
N2
CH4
合计
百分含量（%）
39.67
29.38
8.35
0.3
21.3
1.0
100
汽气比0.55
每吨氨耗用干半水煤气量3400NM3
半水煤气进口温度35℃
催化剂型号：
中变B113，低变B303Q（EB-4）
最终变换率95%
生产能力3万吨合成氨/年
2.1.2变换炉出气的气体总量：
变换炉内的反应：
（主）
（副）
对于第一个反应（a），设参与反应的CO量为nkmol,又因为最终转化率为95%。
则有：
所以n=27.91kmol。
对于第二个反应（b）因O2=0.3kmol，则依据O2的量计算：
最终消耗了H2的量为：
2×0.3=0.6kmol。
则变换后的气体组成为：
H2：
39.67+27.91-0.6=66.98kmol
CO：
29.38-27.91=1.47kmol
CO2：
8.35+27.91=36.26kmol
O2：
0.3-0.3=0kmol
N2：
21.3kmol
CH4：
1.0kmol
H2O：
55-27.91+0.6=27.68kmol
所以变换后气体总摩尔数为：
66.98+1.47+36.26+0+27.68=154.7kmol
则可知干基总摩尔数为：
157.7-29.74=127.01kmol
气体成分
H2
CO
CO2
O2
N2
CH4
H2O
干气总量
总量
摩尔量kmol
66.98
1.47
36.26
0
21.3
1.0
27.68
127.01
154.7
湿气摩尔分率%
43.29
0.95
23.44
0
13.77
0.64
17.89
82.1
100
干气摩尔分率%
52.73
1.15
28.55
0
16.77
0.79
N/A
100
N/A
表2.2变换气成分
2.1.3变换炉出气的组成：
合计：
154.7kmol
2.2系统内部分温度估计[7][8]
2.2.1水加热器出口变换气温度
查取水蒸汽表得到相关数据。
水加热器出口变换气压力为0.705MPa，水气分压为0.705MPa×0.1789=0.1261845MPa（绝压），由水蒸汽图查图法得低变气露点温度
=106.5℃，通常情况下，水加热器出口变换气温度应比露点温度高10℃左右，选为116.5℃。
2.2.2热水塔的排出水温度计算
出水加热器的变换气经过管道，热损失取为1℃，于是进热水塔的变换气温度为115.5℃，在热水塔中，热水被变换气加热的极限温度是变换气的绝热饱和温度，因此，应首先计算变换气的绝热饱和温度。
M干—干气体分子量P―气体总压，绝对压力
其中干=0.5273×2+0.0115×28+0.2885×44+0.1677×28+0.0079×16=18.7619kg/kmol，则
由《小氮肥厂工艺设计手册》查得各组分在较低压力下
0~100℃时的平均恒压摩尔热容：
0~100℃的平均干变换气的平均恒压摩尔热容Cp100=31.8901kJ/
0~203℃时的平均恒压摩尔热容：
0~203℃的平均干变换气的平均恒压摩尔热容Cp200=32.4089kJ/
使用水蒸汽的焓值可得到特定温度下水蒸汽的焓值
湿含量为
因为在饱和状态下
=1
所以绝热饱和状态下湿含量为
将干变换气比热容、湿含量和水的焓值带入饱和绝热公式，使用试差法，进行试差计算
试差计算过程：
当t=106℃
等式左边
=4234.653kJ
等式右边
=4263.123kJ
当t=107℃
等式左边
=4297.113kJ
等式右边
=4268.522kJ
所以绝热饱和温度应该在106～107℃之间
试用106.5℃
等式左边
=4265.709kJ
等式右边
=4265.781kJ
可以的到，在106.5℃是，进入和离开水加热器的热量几乎相同，故求得绝热饱和温度为106.5℃。
因为热水塔出水温度比绝热饱和温度低1.5℃，所以热水塔的出水温度为105℃，在输送热水的过程中有1℃的温度损失，故进入水加热器的热水温度为104℃
低变炉变换气出口温度为205℃，由于变换气输送过程中有2℃的温度损失，则水加热器变换气入口温度为203℃。
水加热器变换气出口温度为116.5℃。
2.3水加热器的物料衡算、热量衡算[10]
假设取循环水流量为：
11.5吨/吨氨，即：
则水加热器中：
进入的热量为：
热水带入的热量：
（75.7647×100×104×1×4.22319）kJ=3327674.98kJ
水蒸汽带入的热量：
（27.68×18×2796.72）kJ=1393891kJ
干变换气带入的热：
（127.011×31.43667461×203）kJ=810539.1kJ
则总带入热为：
（3327674.98+1393891+810539.1）=5532104kJ
同理计算带出的热：
假设水加热器出口温度为t
则总带出热为：
出水加热器热+出水加热器干变换气热+水蒸汽热
根据热平衡：
总如热=总出热
即：
5532104kJ=（出水加热器热+出水加热器干变换气热+水蒸汽热）kJ
经过试差计算得到出水加热器的水温为
得：
t=115℃
热水升温：
115-105=10℃
2.3.1饱和塔出口半水煤气温度的估计[11]
从热水塔流出的热水进入水加热器后，温度可升为115℃左右，若热水在水加热器和饱和塔间的的管道中有0.5℃的温度损失，则热水进入饱和塔的温度取114.5℃，饱和塔出口半水煤气与进水温度差可取为3℃，取饱和塔半水煤气出气温度为111.5℃，水蒸汽饱和度为91%，查115.5℃时水的饱和蒸汽压PH=150.71333kPa。
出口半水煤气的压力为0.75MPa，出口半水煤气中水蒸汽含量：
2.4饱和塔的物料衡算、热量衡算
2.4.1物料衡算
进塔物料：
干半水煤气100kmol，半水煤气带入水汽的饱和蒸汽压按35℃时计算，为5.8048kPa
半水煤气带入水汽：
进塔热水=11.5×1000
18=638.8889kmol
出塔物料：
干半水煤气100kmol
出塔半水煤气带出水气22.3789kmol
剩余热水进入热水塔：
638.8889-22.3789+0.83201=617.3402kmol
2.4.2热量衡算
进出物料温度：
半水煤气进口35℃，半水煤气出口111.5℃，热水进口114.5℃
进入饱和塔的热量为：
由《小氮肥厂工艺设计手册》查得各组分在较低压力下
0~100℃时的平均恒压摩尔热容：
0~100℃的平均干半水煤气的平均恒压摩尔热容Cp100=29.7931kJ/
0~200℃时的平均恒压摩尔热容：
0~200℃的平均干半水煤气的平均恒压摩尔热容Cp200=30.1500kJ/
使用这两点作干半水煤气的平均恒压摩尔热容与温度的图，使用拟合曲线的方法可以得到干变换气的平均恒压摩尔热容与温度的函数关系
的单位为kJ/
干半水煤气带入热：
（100×35×29.56119）kJ=103464.165kJ
水蒸汽带入热（0.83201×18×2558.8501）kJ=38238.8929kJ
热水带入热量为（75.76471×100×4.23926×114.5）=3677583.187
合计：
38
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