合成氨变换工段毕业设计说明书

摘 要

本文是关于重油为原料年产8万吨氨一氧化碳变换工段初步设计。在合成氨的生产中，一氧化碳变换反应是非常重要的反应。用重油制造的原料气中，含有一部分一氧化碳，这些一氧化碳不能直接做为合成氨的原料，而且对合成氨的催化剂有毒害作用，必须在催化剂的催化作用下通过变换反应加以除去。一氧化碳变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气的制造过程。本设计主要包括工艺路线的确定、中温变换炉的物料衡算和热量衡算、触媒用量的计算、中温变换炉工艺计算和设备选型、换热器的物料衡算和热量衡算以及设备选型等。并且综合各方面因素对车间设备布置进行了合理的设计，最终完成了20 000字的设计说明书及生产工艺流程图、车间平立面布置图及主体设备装配图的绘制。

关键词：重油；一氧化碳变换；中温变换炉；流程图

I

Abstract

This article was about the annual output of heavy oil as raw materials to transform eight thousand tons of carbon monoxide ammonia preliminary design section. In the production of ammonia, transformation of carbon monoxide was a very important reaction. Manufactured using heavy oil feed gas which containa part of carbon monoxide, carbon monoxide could not be directly used as those of the raw materials of synthetic ammonia, but also a catalyst for ammonia poisoning effect there must be a catalyst for transformation through the catalytic reaction to be removed. Transformation of carbon monoxide is a gas purification process of raw materials, but also the manufacturing process of feed gas. The design of the main routes which include the identification process, the medium variant of the furnace material balance , heat balance, the calculation of the amount of catalyst, in the variable furnace process of calculation and selection of equipment, heat exchanger of the material balance and heat balance as well as equipment selection type and so on. Taking all factors and workshop equipment to carry out a reasonable arrangement of the design. In the end, the20 000-word statement and map production process, shopping facade and the main equipment layout drawing assembly were completed.

Key words: Heavy oil; Transformation of carbon monoxide; Temperature shift converter;

Flow chart

II

目 录

摘 要 .................................................................................................................................... Ⅰ Abstract ................................................................................................................................... Ⅱ

第1章 总论 ............................................................................................................................ 1

1.1 概述 ............................................................................................................................. 1 1.1.1 一氧化碳变换反应的意义与作用 ...................................................................... 1 1.1.2 国内外研究现状 .................................................................................................. 1 1.2 设计依据 ..................................................................................................................... 1 1.3 厂址的选择 ................................................................................................................. 2 1.3.1 厂址选则 .............................................................................................................. 2 1.3.2 方案比较 .............................................................................................................. 2 1.4 设计规模与生产制度 ................................................................................................. 3 1.4.1 设计规模 .............................................................................................................. 3 1.4.2 生产制度 .............................................................................................................. 3 1.5 原料与产品规格 ......................................................................................................... 3 1.5.1 原料规格 .............................................................................................................. 3 1.5.2 产品规格 .............................................................................................................. 3 第2章 工艺设计与计算 ........................................................................................................ 4

2.1 工艺原理 ..................................................................................................................... 4 2.2 工艺路线的选择 ......................................................................................................... 4 2.3 工艺流程简述 ............................................................................................................. 4 2.4 工艺参数 ..................................................................................................................... 5 2.4.1 原料气体组分 ...................................................................................................... 5 2.4.2 工作压力 .............................................................................................................. 5 2.4.3 工作温度 .............................................................................................................. 5 2.4.4 计算基准 .............................................................................................................. 6 2.5 物料衡算 ..................................................................................................................... 6 2.5.1 变换气量及变换率计算 ...................................................................................... 6 2.5.2 总蒸汽量计算 ...................................................................................................... 7 2.5.3 中变炉物料衡算 .................................................................................................. 7 2.6 热量衡算 ................................................................................................................... 13 2.6.1 中变炉一段CO变换反应热量衡算 ................................................................ 13

III

2.6.2 中变炉二段CO变换反应热量衡算 ................................................................ 13 2.6.3 中变炉三段CO变换反应热量衡算 ................................................................ 14 2.6.4 换热器热量衡算 ................................................................................................ 14 2.6.5 物料衡算和热量衡算一览表 ............................................................................ 14 第3章 设备选型 .................................................................................................................... 17

3.1 设备选型原则 ........................................................................................................... 17 3.2 主要设备计算 ........................................................................................................... 17 3.2.1 中变炉设备计算 ................................................................................................ 17 3.2.2 换热器设备计算 ................................................................................................ 24 3.3 其他主要设备 ........................................................................................................... 25 第4章 设备一览表 .............................................................................................................. 26 第5章 车间设备布置设计 .................................................................................................. 27

5.1 车间布置设计的原则 ............................................................................................... 27 5.1.1 车间设备布置的原则 ........................................................................................ 27 5.1.2 车间设备平立面布置的原则 ............................................................................ 27 5.1.3 本工段设计设备布置原则 ................................................................................ 28 第6章 自动控制 .................................................................................................................... 29

6.1 主要的控制原理 ....................................................................................................... 29 6.2 自控水平与控制点 ................................................................................................... 29 第7章 安全和环境保护 ........................................................................................................ 30

7.1 三废产生情况 ........................................................................................................... 30 7.2 三废处理情况 ........................................................................................................... 30 第8章 公用工程 .................................................................................................................. 30

8.1 供水 ........................................................................................................................... 31 8.2 供电 ........................................................................................................................... 31 8.3 通风 ........................................................................................................................... 31 8.4 供暖 ........................................................................................................................... 32 8.5 电气 ........................................................................................................................... 32 结束语 ...................................................................................................................................... 33 参考文献 .................................................................................................................................. 34 致谢 .......................................................................................................................................... 34

IV

第1章 总 论

1.1 概述

1.1.1 一氧化碳变换反应的意义与作用

在合成氨的生产中，一氧化碳变换反应是非常重要的反应。用重油制造的原料气中，含有一部分的一氧化碳，这些一氧化碳不仅不能直接做为合成氨的原料，而且对氨合成中的催化剂有毒害作用，因此必须在催化剂的作用下通过变换反应加以除去。在一定的条件下，

除去大部分一氧化碳，使一氧化碳含量净化到3%左右，然后进入铜洗进一步的清除。所以通过一氧化碳变换反应既能把一氧化碳转化为易在下游除去的二氧化碳同时又生产有效组分氢气或生产具有较高H2/CO2比的合成气。变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续过程。一氧化碳加压变换，可以提高生产能力，降低能源消耗，节约触媒，提高经济效益[1]。

1.1.2 国内外研究现状

许多氮肥厂都对一氧化碳变换系统采取了一些相应的改进措施，力争降低能量的消耗和成本。常用的有采用中温变换串联低温变换工艺，使用新型高活性的低温催化剂，常压变换变为加压变换等。从我国目前的情况看，新建工厂或是改建的工厂基本都采用加压变换。随着新型耐硫催化剂的开发成功，八十年代中期开发了中变串低变工艺；为了利用低变的低温高活性，九十年代初期开发了全低变工艺；为了克服全低变工艺不能长期稳定运行的缺点，九十年代中期又开发了中-低-低工艺。其后的十年间是全低变工艺和中-低-低工艺推广和完善的过程。国外大部分使用宽温区的催化剂，变换催化剂从传统类型Fe-Cr系变换为Co-Mo系。国外合成氨的规模一般都比较大，不管是原料还是操作压力的选择都与我国的中小型氮肥厂大不相同[2]。

1.2 设计依据

本次设计是按照学校下发的《齐齐哈尔大学本科生毕业设计(论文)工作手册》和齐齐哈尔大学化学工程与工艺专业下达的《化学工程与工艺专业毕业教学环节文件编》。并依据以下国标进行详细的设计：ZBY47-87、GB457-4460-84、GB100-93、GB50160-92、HGJ211-85。

1

1.3 厂址的选择

1.3.1 厂址选择

厂址选择是工业基本建设中的一个重要环节，是一项政策性，技术性很强，牵涉面很广，影响面很深的工作。

正确的选择厂址是保障化工生产的重要前提。化工厂的选择应根据城市规划和工业区的要求，按经批准的设计计划任务书指定的地理位置选择厂址。选择厂址应综合分析与权衡厂址的地形条件以及有关的自然和经济资料，进行多方案的技术经济、安全可行性的比较，合理选择，作到安全可靠。

从全局出发，正确处理工业与农业、城市与乡村、远期与近期以及协作配套等各种关系，并因地制宜、节约用地、不占或少占耕地及林地。

同时，还要做到有利生产、方便生活、便于施工，并提供有多个可供选择的方案进行比较和评价。

厂址的安全可靠要涉及工程地质条件的优劣、厂区范围能否适应平面布置和安全距离的要求、自然灾害的威胁程度及抗衡的可能性、能否避免由于邻近企业发生事故时而引起此生灾害、能否便于治理三废以及同外部的联系与协调等因素。选择厂址的基本安全要求是：土地面积与外形，能满足根据生产工艺流程特点合理布置建筑物、构筑物的需要，即厂区总图的要求；地形应力求平坦而略有坡度(一般以不超过千分之五至十为宜)，以减少土地平整的土方工程量，有利于厂区排水和运输；有良好的工程地质条件，厂址不应设在有滑坡、断层、泥石流、岩溶、地下水位过高，有强烈地震以及地基上承载力低于0.1 MPa的地区；应尽可能接近水源地，并便于污水的排放和处理；应靠近主要原料燃料的供应源，靠近动力供应中心，并有利于和有关联企业的协作；应注意与附近交通的联系，尽量接近铁路、水路、公路，以缩短货运距离；对排放有毒废水、废气、废渣和噪声严重的工厂，不要设在城镇居民区的上风向、水源上游。和人口密集之处；重要项目应远离机场，避开国际航线，且不宜选在水库、水力枢纽、大桥、大工厂等明显目标附近；厂区和居住区应保持一定的间隔距离，设置必要的卫生防护地带；要满足当地航空站，通讯发射台等对间隔距离和技术上的要求。

1.3.2 方案比较

根据以上原则和依据，本设计厂址初步设在在齐齐哈尔市南郊区的下风向处。齐齐哈尔铁路比较发达，又靠近大庆油田，故生产用的原料重油可以方便快捷的得到。另外，黑龙江又是产粮大省，因此化肥的需求量较大，故有较好的市场。水也是合成氨的重要原料，齐齐哈尔靠近嫩江，水源丰富[3]。

2

1.4 设计规模与生产制度

1.4.1 设计规模

重油为原料年产8万吨氨车间一氧化碳变换反应工段初步设计, 年生产时间为7200小时。

1.4.2 生产制度

本工厂实行倒班制度，初步拟定为五班三倒。在生产过程中，一定要加强安全防范意识，严格按照化工行业安全生产规范来操作。注意防火、防爆、防泄漏等一系列危险情况的发生。要做到时时注意安全，事事想着安全，做到早预报，做处理，尽量避免重大事故的发生。

1.5 原料与产品规格

1.5.1 原料规格

原料由上一工段重油氧化所制得，氮气来自空气，其余气体均为在氧化过程中所产生。原料气组分如表1-1所示。

表1-1 原料气组分

组分 %

CO2 8.090

CO 29.444

H2 39.261

N2 21.533

CH4 1.282

O2 0.390

合计 100

1.5.2 产品规格

经过变换反应后，气体中CO含量应低于3%。

3

第2章 工艺设计与计算

2.1 工艺原理

半水煤气中CO是在一定温度和有催化剂存在的条件下与水蒸气发生变换反应，生成CO2和H2,同时产生大量的反应热，这是一个等体积可逆的放热反应：

CO+H2O?CO2+H2+Q

在变换触媒中CO变换反应的原理一般认为是水分子首先被催化剂的活性表面所吸附，然后分解成氢和吸附态的氧，氢脱附后进入气相，当气相中的CO撞击到氧原子的吸附层后，即被氧化为CO2,离开催化剂表面，催化剂则复原，然后其表面与水分子作用重新生成氧原子的吸附层，如此反应反复进行，催化剂用[K]表示，则化学反应过程表示如下：

[K]+H2O? [K]·H2O [K]+H2O? [K]·O+H2O [K]·O+CO? [K]+CO2

从反应式看出，催化剂本身不发生氧化还原作用，而只是提供吸附反应物和活性吸附中心[4]。

2.2 工艺路线的选择

目前的变化工艺主要有：多段中温变换，中温串连低温变换，全低变这3种工艺。本设计参考齐齐哈尔市黑龙江化工集团的生产工艺，选用多段中温变换工艺[5]。

2.3 工艺流程简述

中温变换工艺大都采用加压变换，本流程的气压是1.75MPa。采用低温高活性中变催化剂B113型，降低了工艺上对过量蒸汽的要求。

由造气来的半水煤气给原料气压缩后，进入半水煤气分离器分离掉油后进入饱和塔接触传热，然后进入第一、第二换热器进行换热，达到工艺要求后进入中变炉一段进行反应，再依次进入二、三段进行反应。反应结束，经过第一、第二交换器使气体达到工艺要求，进入下一工段。在各段之间配有冷凝水作为冷激线，调节汽气比和温度。

系统中的热水在饱和塔、热水塔以及水加热器中循环，定期排污，保持循环水的质量和水的平衡。

4

热水水煤气分离器 第一换热器第 二 换 热 器 饱和塔 中 变 炉 第一交换器 第二交换器 图2-1 变换工段流程图

2.4 工艺参数

2.4.1 原料气体组分

表2-1 原料气组分

组分 %

CO2 8.090

CO 29.444

H2 39.261

N2 21.533

CH4 1.282

O2 0.390

合计 100

2.4.2 工作压力

进料气压力：1.5-2.0MPa 进料汽压力：2.5MPa

2.4.3 工作温度

进中变炉一段催化剂的气体温度：320℃ 出中变炉一段催化剂的气体温度：450℃ 进中变炉二段催化剂的气体温度：350℃ 出中变炉二段催化剂的气体温度：400℃ 进中变炉三段催化剂的气体温度：350℃ 出中变炉三段催化剂的气体温度：380℃ 出系统变换气(干基)中CO含量：低于3%[6]

5

2.4.4 计算基准

以1t/h氨为计算基准，则

V

?22.417变=?22?21.533?101000=3 059.6Nm3/h

假设生产过程中的物料损失10%，则

V变=3 059.6?(1+10%)=3 373.8Nm3/h=150.62kmol/h

2.5 物料衡算

原料气组分如表2-2。

表2-2 原料气组分

组分 % 3Nm/h Kmol/h

CO2 8.090 272.82 12.179

CO 29.444 993.394 44.348

H2 39.261 1 324.568 59.133

N2 21.533 726.480 32.432

CH4 1.282 43.298 1.933

O2 0.390 13.240 .591

合计 100 3 373.8 150.616

2.5.1 变换气量及变换率计算

设氢与氧在变换炉一段催化剂作用下完全燃烧生成水，由O2+2H2→2H2O可知，实际参加CO变换反应的半水煤气量为：

3 373.8-3V氧=3 373.8-13.24?3=3 334.1Nm3/h

则干变换气量为：

V变=V+V·YCO·X (2-1)

V—参加反应的班水煤气体积 ，Nm3/h YCO—参加反应的半水煤气中CO含量，% CO变换率为： 其中：

YCO =

X=

3373.83334.1?29.444%?29.79%X?100?VCO?V'CO??100?V'CO?VCO?100% (2-2)

100（29.79?3.0）?100%?87.310).79（100?3.0）则：V变=3 334.1?(1+87.31%?29.79%)=4 201.288Nm3/h=187.56kmol/h CO变换总量为：3 334.1?29.7%?87.31%=867.188 Nm3/h=38.714kmol/h 变换气中CO的量为：3 334.1?29.79%-8671.88=126.040 Nm3/h=5.627 kmol/h

6

2.5.2 总蒸汽量计算

中温变换炉出口变换气温度为38℃，平衡温距去24℃，则t=404℃ CO变换反应式为：CO+H2O=CO2+H2 设起始浓度为： a b c d 则a=29.444 ，b=8.090，d=39.261

CO反应量为：?CO=29.444?87.310%=25.708 Nm3/h(每100Nm3干半水煤气)[7] 查表，得404?C时，Kp=11.441

Kp?pCO2pH2pCOpH2O??c?25.708??d?25.708?2O2?=11.441

?a?25.708??b?25.708?O2?将a，c，d的值代入上式，得b=75.683，即汽/气=0.75683上式中，O2为半水煤气中氧的浓度，为0.390需要总蒸汽量(包括喷的冷凝水量)为：

158.616×75.683%=113.991kmol/h[8]

2.5.3 中变炉物料衡算

(1) 一段物料衡算 入炉蒸汽比计算

设CO在一段催化剂层转化率为60.073%，且O2在一段催化剂与氢气完全燃烧生成水，则CO反应量为：

CO反应=29.444×60.073%=17.685Nm3/h(每100Nm3干半水煤气) CO总反应量=3 373.8×17.688%=596.758Nm3/h=26.64kmol/h

气体出一段催化剂层温度为450℃,平衡温距取18℃，出口气平衡温度为428℃。查表得，468℃的Kp=6.405，则

Kp?pCO2pH2pCOpH2O (2-3)

将a，c，d即O2代入上式，得b=36.137.即汽/气=0.361 37 入炉蒸汽量为3 373.8×0.361 37=1 219.190Nm3/h=54.43kmol/h 入炉湿气组分如表2-3。

表2-3 入炉湿气组分

组分 % Nm/h Kmol/h

3

CO2 5.940 272.82 12.129

CO 21.629 44.348

H2 28.839 59.133

N2 15.817 32.432

CH4 0.943 43.298 1.933

O2 0.288 13.240 0.591

H2O 26.654 54.428

合计 100 205.044

993.394 1 324.57 726.480 1 219.19 4 592.93

此时，a=21.629，b=26.645，c=5.940，d=28.839，O2=0.288 变换率计算

设450℃CO变换为Xp，查表得450℃时，Kp=7.455则：

7

Kp?pCO2pH2pCOpH2O??c?aXp??d?aXp?2O2? (2-4)

?a?aXp??b?aXp?2O2?60.07362.698将入炉气有关组分代入上式得，Xp=62.698% 实际变换率为平衡变换率的百分数：

×100%=95.813%

则，出一段催化剂层干气体量为：

3 373.8+596.758-13.204×3=3 930.838Nm3/h=175.484kmol/h 其中，剩余 CO=993.394(1-0.600 73)=396.636Nm3/h=17.707kmol/h

CO2=272.82+993.394×0.600 73=869.578Nm3/h=38.820kmol/h H2=1 324.568+993.394×0.600 73=1 894.846Nm3/h=84.59kmol/h

出一段干气如表2-4。

表2-4 出一段催化剂层干气组分

组分 % 3Nm/h kmol/h

CO2 22.13 869.578 38.820

CO 10.09 396.636 17.707

H2 48.20 1 894.546 84.591

N2 18.48 726.480 32.432

CH4 1.10 43.298 9.933

合计 100 3 930.838 175.484

出一段催化剂层剩余蒸汽量为：

1 219.190-596.758+13.240×2=648.912Nm3/h=28.969kmol/h 出一段湿气如表2-5。

表2-5 出一段催化剂层湿气组分

组分 %

Nm3/h kmol/h

CO2 18.989 869.578 38.826

CO 8.661 396.846 17.707

H2 41.374 726.480 84.591

N2 15.863 43.298 32.432

CH4 0.943 43.298 1.933

H2O 14.169 648.912 28.969

合计 100 457.750 204.453

(2) 二段物料衡算 二段入炉蒸汽比计算

表2-6 二段入炉干气组成

组分 % Nm3/h kmol/h

CO2 22.13 869.578 38.820

CO 10.09 396.636 17.707

H2 48.20 1 894.546 84.591

N2 18.48 726.480 32.432

CH4 1.10 43.298 9.933

合计 100 3 930.838 175.484

设CO在二段催化剂层转化为50%，则二段催化剂层中CO反应量为：

CO反应量=10.09×0.5=5.045Nm3/h(每100Nm3干半水煤气) CO总反应量=3 930.838×0.050 45=198.311Nm3/h=8.853kmol/h

气体出二段催化剂层温度为400℃，平衡温距取18℃，出口气平衡温度为418℃，查表得418℃时的Kp=9.977

8

此时：

Kp?pCO2pH2pCOpH2O??c??CO??d??CO? (2-5)

?a??CO??b??CO?a=10.09，c=22.13，d=48.20

Kp=

（22.13?50045）（48.20?5.045）?9.977（10.09?5.045）（b?5.045）

解得，b=33.792，即入二段催化剂层汽/气=0.33792

二段入炉蒸汽量为：3 930.838×0.007 92=1 328.309Nm3/h=59.3kmol/h

表2-7 二段入炉湿气组分

组分 % Nm3/h kmol/h

CO2 16.534 869.518 38.820

CO 7.542 396.636 17.707

H2 36.029 1 894.846 84.591

N2 13.814 726.898 32.432

CH4 0.823 43.298 1.933

H2O 25.257 1 328.309 59.300

合计 100 5 259.147 234.783

平衡变换率计算以及出二段催化剂层气体的计算 设400℃时，CO平衡变换率为Xp，400℃时，Kp=11.911

Kp?pCO2pH2pCOpH2O??c?aXp??d?aXp? (2-6)

?a?aXp??b?aXp?a=7.542，b=25.257，c=16.534，d=36.029 将a，b，c，d代入(1-6)

Kp?pCO2pH2pCOpH2O??16.534?7.542Xp??36.029?7.542Xp?=11.911

7.542?7.542Xp25.257?7.542Xp????5055.843解得Xp=55.843%

实际变换率为平衡变换率的百分数：

?100%?89.537%

出二段催化剂层干气体量为：3 930.838+198.34=4129.174Nm3/h=184.338kmol/h 其中：CO2=869.578+396.636×0.5=1 067.898Nm3/h=47.67kmol/h

CO=396.636(1-0.5)=198.33Nm3/h=8.854kmol/h H2=1 894.846+396.636×0.5=2 093.168Nm3/h=93.445kmol/h 出二段催化剂层干气组分如表2-8。

表2-8 出二段催化剂层干气组分

组分 % 3Nm/h kmol/h

CO2 25.862 1 067.898 47.674

CO 4.803 198.330 8.854

H2 50.692 2 093.168 93.445

N2 17.594 726.880 32.432

CH4 1.049 43.298 1.933

合计 100 4 129.174 184.338

出二段催化剂层剩余蒸汽量为：1 328.309-198.311=1 129.998 Nm3/h

9

出二段催化剂层湿气组分如表2-9。

表2-9 出二段催化剂层湿气组分

组分 % 3Nm/h kmol/h

CO2 23.305 1 067.898 47.674

CO 3.770 198.320 8.854

H2 39.800 2 093.168 93.445

N2 13.814 726.480 32.432

CH4 0.823 43.298 1.933

H2O 21.486 1 129.998 50.446

合计 100 5 259.172 234.784

(3) 三段物料衡算 三段入炉蒸汽比计算

表2-10 三段入炉干气组分

组分 % 3Nm/h kmol/h

CO2 25.862 1 067.898 47.674

CO 4.803 198.330 8.854

H2 50.692 2 093.168 93.445

N2 17.594 726.880 32.432

CH4 1.049 43.298 1.933

合计 100 4 129.174 184.338

设CO在三段催化剂层转化率为36.5%，则三段催化剂层中CO反应量为：

?CO=4.803×0.365=1.753Nm3/h(每100Nm3干半水煤气)

1.753100CO总反应量=4129.174×=72.384Nm3/h=3.231kmol/h

气体出三段催化剂层温度为380℃，平衡温距取18℃，出口气平衡温度为398℃，查表得398℃时的Kp=12.556。

此时

Kp?pCO2pH2pCOpH2O??c??CO??d??CO? (2-7)

a??COb??CO????a=4.803，c=25.862，d=50.692 将a，c，d的值代入(1-7)

Kp=

（25.862?1.753）（50.692?1.753）(4.803?1.753)(b?1.753)=12.156

解得，b=40.815，即如三段催化剂层汽/气=0.40815

三段入炉蒸汽量为：

4 029.174×0.408 15=1 685.322 Nm3/h=75.238kmol/h 入三段催化剂层湿气组分如表2-11。

表2-11 三段入炉湿气组分

组分 %

3 Nm/hkmol/h

CO2 18.366 1 067.898 47.674

CO 3.411 198.330 8.854

H2 35.199 2 093.168 93.445

N2 12.494 716.480 32.432

CH4 0.745 43.298 1.933

H2O 28.985 1 685.322 75.238

合计 100 5 814.496 259.576

平衡变换率计算以及出三段催化剂层气体的计算

10

设380℃时，CO平衡变换率为Xp，380℃时，Kp=14.685 Kp?pCO2pH2pCOpH2O??c?aXp??d?aXp? (2-8)

?a?aXp??b?aXp?a=3.411，b=28.985，c=18.366，d=35.999 将a，b，c，d代入(1-8)

Kp?pCO2pH2pCOpH2O??16.534?7.542Xp??36.029?7.542Xp?=14.685

?7.542?7.542Xp??25.257?7.542Xp?36.545.558解得Xp=45.558%

实际变换率为平衡变换率的百分数：

?100%?80.118%

出三段催化剂层干气体量为：4 129.174+72.381=4 201.568Nm3/h=187.57kmol/h 其中：CO2=1 067.898+198.33×0.365=1 140.294Nm3/h=50.906kmol/h CO=198.33(1-0.365)=125.933Nm3/h=5.622kmol/h H2=2 093.168+198.33×0.365=2 165.565Nm3/h=96.677kmol/h 出三段催化剂层干气组分如表2-12。

表2-12 出三段催化剂层干组分

组分 % Nm/h kmol/h

3

CO2 27.140 1 140.294 50.906

CO 2.977 125.933 5.622

H2 51.542 2 165.565 96.677

N2 17.291 726.480 32.432

CH4 1.031 43.298 1.933

合计 100 4 201.568 187.57

出三段催化剂层剩余蒸汽量为：1 685.322-72.384=1 612.938 Nm3/h=72.006kmol/h 出三段催化剂层湿气组分如表2-13。

表2-13 出三段催化剂层湿气组分

组分 % Nm3/h kmol/h

CO2 19.519 1 140.294 50.609

CO 2.168 125.933 5.622

H2 37.287 2 165.565 96.677

N2 12.509 726.480 32.432

CH4 0.746 43.298 1.933

H2O 27.772 1 612.938 72.006

合计 100 5 814.508 259.279

(4) 中间冷凝过程物料衡算

此过程采用冷凝水来对变换气进行降温 已知条件：变换气的流量：204.453kmol/h 冷凝水流量：Xkg

变换气温度：450℃ 冷凝水进口温度：20℃ 进二段催化剂床层温度：350℃ 操作压力：1 750kPa

11

冷凝水吸热：Q1

据冷凝水的进口温度20℃，查《化工热力学》可知，h1=83.96kJ/kg，冷凝水升温至450℃，所以设在450℃，1 750kPa时的焓值为h，对温度进行内查法： 1 600kPa时：

?623?600??h?3693.2?得h=3 745.295kJ/kg 1 800kPa时：

??700?623?

?3919.7?h??623?600??h?3693.2?得h=3743.864kJ/kg

??700?623?

?3918.5?h?在对压力使用内查法得，在350℃，1 750kPa时的焓值为：

?1750?1600??h?3745.295?得h=3744.221kJ/kg

??1800?1750?

3743.864?h??Q1=X(3 744.221-83.96)

变换气吸收热量Q3

表2-14 部分组分的Cp

物质 Cp

CO 31

CO2 48.2

H2 39.6

H2O 37.2

N2 30.7

CH4 56.1

由公式：

Cpm=?YiCp (2-9) 得，

Cpm=0.087×31+0.189×48.2+0.414×29.6+0.142×37.2+0.159×30.7+0.009×56.1

=34.76kJ/(kmol·t)

得，

Q2=204.453×34.76(450-350)=71 078.628kJ/h

取热损失为0.04Q2，根据热平衡：0.96Q2=X(3 744.221-83.96) 得X=545.958kg=30.331kmol/h

故进催化剂二段水的量为：30.331kmol/h+28.469kmol/h=59.30kmol/h

12

2.6 热量衡算

2.6.1 中变炉一段CO变换反应热量衡算

计算CO变换反应一段催化剂层热量损失 (1) 入热计算： CO反应放热Q1

气体由320℃升至450℃，反应取平均温度385℃，算得在385℃时反应热为：

?HK=9 235.8kcal/kmo=38 605.6kJ/kmol Q1=(44.348-17.70) ×38 605.6=1 028 491.8kJ/h 燃烧热：

Q2=0.591×115 600=68 320kmol=28 6041kJ/h

合计：

Q1+Q2=1 314 532.8kJ/h (2) 出热计算：

气体温度升高吸收热量:Q3

气体温度升高130℃，气体在平均温度385℃下计算得平均热容为37.406kJ/(kmol·℃),则Q3为：

Q3=205.044×37.406×130=997 083.86kJ/h

热损失：Q4 合计：

Q4+997 083.86

热平衡：

Q1+Q2=Q3+Q4

解得：

Q4=317 448.9kJ/h

在一段变换反应中，应向系统补充317 448.9kJ/h的热量

2.6.2 中变炉二段CO变换反应热量衡算

计算CO变换反应二段催化剂层热量损失 (1) 入热计算： CO反应放热Q1

气体由350℃升至400℃，反应取平均温度375℃，算得在375℃时反应热为：

?HR=9 257.632kcal/kmol=38 696.9kJ/kmol Q1=(17.707-8.854)×38 696.9=342 583.66kJ/h 补充热量：Q2

13

合计：

342 583.66+Q2

(1) 出热计算：

气体温度升高吸收热量：Q3

气体温度升高50℃，气体在平均温度375℃下计算得平均热容为30.709kJ/(kmol·℃),则Q3为：

Q3=234.783×30.709×50=360 497.56kJ/h

热平衡：

Q1+Q2=Q3

解得：

Q2=17 913.9kJ/h

在二段反应中，应向系统补充12 913.9kJ/h的热量[9]

2.6.3 中变炉三段CO变换反应热量衡算

计算CO变换反应三段催化剂层热量损失 (1) 入热计算： CO反应放热Q1：

气体由350℃升至380?C，反应取平均温度365℃，算得在365℃时反应热为：

?HQ=9 279.276kcal/kmol=38 787.373kJ/kmol Q1=(8.854-5.622)×38 787.373=125 360.79kJ/h 补充热量：Q2 合计：

Q2+125 360.79

(2) 出热计算：

气体温度升高吸收热量：Q3

气体温度升高50℃，气体在平均温度375℃下计算得平均热容为30.709kJ/(kmol·℃),则Q3为：

Q3=259.279×35.477×30=275 953.23kJ/h

热平衡：

Q1+Q2=Q3

解得：

Q2=150 592.44kJ/h

在三段变换反应中，应向系统补充150 592.44kJ/h热量[10]。

2.6.4 换热器热量衡算

已知条件：进设备的气量：259.576kmol/h 进设备的水量：Xkmol/h

14

物料在设备中无变化 变换气进设备为400℃

出设备温度为350℃ 水进设备温度为20℃ 出设备温度为150℃

(1) 入热

变换气带入热量Q1

变换气在400℃时，根据公式Cp=a+b+cT2来计算热容，如表2-15。

表2-15 物质的比热容

物质 a b/10-2 c/10-5

CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 —

CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3来计算如表2-16。

表2-16 CH4的热容

物质 CH4

a 17.45

b/10 60.46

-3

c/10 1.117

-6

d/10 -7.2

-9

计算结果如表2-17。

表2-17 部分物质的热容

物质 Cp

CO 30.11

H2 29.32

H2O 47.81

CO2 36.81

N2 30.59

CH4 54.61

故，

Cpm=?yiCp=0.034×30.11+0.356×29.32+0.187×47.81+0.290×36.81+0.125×30.59+0.007×54.61=35.25kJ/(kmol·T)

所以，Q1=259.576×35.25×(400+273)=6 157 986.342kJ/h 水的带入热Q2：

水在20℃时，Cp=33.52 kJ/(kmol·T) 所以，Q2=X(20+273)×33.52=9 821.36X

同理可知，出口时气体的热容为33.14 kJ/(kmol·T) 所以,Q3=33.14×623×259.576=5 359 263.203kJ/h 水的带出热Q4：

水在150℃时的Cp=34.52 kJ/(kmol·T) 所以得，Q4=X×34.52×(150+273)=14 601.96X 热损失Q5：取0.04(Q1+Q2)

15

根据热平衡：0.96×(Q1+

Q2)=Q3+Q4 得，X=106.78kmol/h[11]

2.6.5 物料衡算热量衡算一览表

在以上的计算过程中，均以1t/h为计算标准，实际生产量为11.1t/h,故所有数据均应乘以11.1，最终数据如下表[12]。

表2-18 物料衡算一览表

一段 二段 三段

变换率 % 62.698 55.843 55.843

CO反应量kmol/h 295.715 1 91.198 36.541

CO剩余量kmol/h 196.547 100.936 61.738

CO2剩余量kmol/h 430.907 529.182 561.760

蒸汽剩余量kmol/h 321.559 559.954 799.268

H2含量 kmol/h 938.964 1 037.240 1 073.115

2-19 热量衡算一览表

变换气 水 总热量

带入热kJ/h 68 353 648.40 116 408 455.51 799 944 939.91

带出热kJ/h 59 487 821.55 17 307 089.91 767 949 065.40

热损失kJ/h

— — 3 199 582.448

16

第3章 设备选型

3.1 设备选型原则

所谓设备选型即是从多种可以满足相同需要的不同型号、规格的设备中，经过技术经济的分析评价，选择最佳方案。

设备选型首先应考虑的是生产上适用；其次是技术上先进，在生产适用的基础上力求做到技术上先进，经济上合理。把生产上适用、技术上先进与经济上合理统一起来选以获得最大的单位产量；能适应产品品种变化的要求，并确保产品质量；能降低劳动强度提高劳动生产率，能降低原材料及相应的公用工程(水、电、气)的能耗；能改善环境保护；设备制造较易，材料易得，操作及维修保养方便。

化工设备进行设备选型时要注意以下经济指标的满足：即单位生产能力高、消耗系数低、设备价格便宜、制造容易、结构简单、用材不多、管理费用低的设备。另外除了要满足这些经济指标外，在结构上还应满足下述各项要求。

(1)化工设备及构件应满足强度与刚性的要求，达到规定的标准。

(2) 设备的耐久性主要取决于设备腐蚀的情况。一般化工设备的使用年限为10～20年，而高压设备为20～25年。

(3) 密封性对化工设备是一个很重要的问题，特别在处理依然、易爆、有毒介质时尤其重要。要根据有毒物质在车间的允许浓度来确定设备的密封性。

(4) 在用材和制造上，要尽量减少材料用量，特别是一些贵重材料。同时又要尽量考虑制造方便，减少加工量，力求降低设备的制造成本。

3.2 主要设备计算

3.2.1 中变炉设备计算

(1) 触媒用量计算[13][14]

根据文献知：

Vr=t0×V0 (3-1) 式中 Vr—触媒体积，m3

t0—标准接触时间，h· m3 / M3(标) V0—通过触媒的气体体积，M3(标)/h

标准接触时间的计算公式：

17

t?0?2Wn-u-??lnk?q?2Wn-?uKpq-u-?q-ln? q--u?q (3-2)

式中 W=Kp-1

u=Kp(A+B)+(C+D) V=KPAB-CD

q=u2?4WV Kp——反应平衡常数 k1——反应速度常数

n——变换的CO的量，分子分率

其中A、B、C、D分别代表CO、CO2、CO2及H2的起始浓度 (2) 第一段床层触媒用量计算 计算基准：11.1t/h

已知条件：进中变炉一段催化剂的气体温度：320℃

出中变炉一段催化剂的气体温度：450℃

平均温度:

320?4502?385℃

在380℃时反应速度常数k1=4650，加压时取校正系数2.8，k1=4 650×2.8=13 020 进第一段床层变换气进气量：V0=3 373.8Nm3/h×11.1=37 443.63 Nm3/h 出一段床层变换气中：CO%=8.661% n=21.62%-8.661%=12.968% 在385℃时，Kp=13.68 则：W=13.68-1=12.68

u=13.68×(0.216 29+0.266 54)+(0.002 28+0.288 39) =6.605+0.290 67 =6.689

V=13.68×0.216 29×0.266 54-0.002 28×0.288 39 =0.788 7-0.000 657 5 =0.788 0 由公式：

q?u?4WV 2得:

18

q?5.527?4?14.25?0.230922=2.75 由公式(3-2) 得：

t0??2?12.68?0.12968-6.896-2.75-6.986-2.75???ln-ln?

13020?2.75?2?12.68?0.12968-6.896?2.75-6.896-2.75?13.68???6.357?0.857?ln?9.646? ??4.146?=0.000 382 069?ln=0.000 382 069?2.004?0.844? =0.000 443h

所以，V01=t0×V0=0.000 443×3 7443.63=16.59m3 取备用系数为1.1 故：

V0=16.59×1.1=18.25 m3

(3) 第二段床层触媒用量计算

已知条件：进中变炉二段催化剂的气体温度：350℃ 出中变炉二段催化剂的气体温度：400℃ 平均温度:

350?4002?375℃

在375℃时反应速度常数k2=4610，加压时取校正系数2.8，k2=4 610×2.8=129 008

n=7.542%-3.77%=3.772% 在375℃时，Kp=15.25 则：W=15.25-1=14.25

u=15.25×(0.075 42+0.252 57)+(0.165 34+0.360 29) =5.001 8+0.525 63 =5.527 43

V=15.25×0.075 42×0.252 57-0.165 34×0.360 29 =0..2904 9-0.059 57 =0.230 92 由公式：

q?u?4WV 2得:

19

q?5.5272?4?14.25?0.231=4.17

由公式(3-2)得： t0=??2?14.25?0.103772-5.527-4.057-5.527-4.057???ln-ln?

12908?4.057?2?14.25?103772-5.527?4.057-5.527-4.057?15.25???6.626?1.488?ln?9.584??1.47??=0.000 291 21?ln

=0.000 291 21?3.42?1.97? =0.000 31h

所以，V02=T0×V0=0.000 31×37 443.63=11.61m3 取备用系数为1.1 故：

V0=11.61×1.1=12.8m3

(4) 第三段床层触媒用量计算

已知条件：进中变炉三段催化剂的气体温度：350℃

出中变炉三段催化剂的气体温度：380℃

平均温度

350?3802?365℃

在365℃时反应速度常数k2=3842，加压时取校正系数2.8，k2=3 842×2.8=10 757.6 n=3.411%-2.168%=1.243% 在365℃时，Kp=17.06

则：W=15.25-1=14.25

U=17.06×(0.034 11+0.289 85)+(0.183 66+0.359 99) =5.527+0.544 =6.071

V=17.06×0.034 11×0.289 85-0.183 66×0.359 99 =0.168 7-0.066 =0.102 7 由公式：

q?u?4WV 2得：

q?6.0712?4?16.06?0.103=5.50

20

由公式(3-2)得：

t17.06?16.06?0.01243-6.071?5.50-6.0710??210757.6?5.50?ln-6.071?5.50-ln-5.50???2?16.06?0.01243-6.071-5.50?

?=0. 000 288 337?4.17?3.009?

=0.000 23h

所以，V03=T0×V0=0.000 23×37 443.63=8.61m3 取备用系数为1.1 故：

V0=8.61×1.1=9.47m3

中变炉触媒总用量：

V=V01+V02+V03=18.25+12.80+9.47=40.52m3

中变炉催化剂选用B113型 堆密度：1.4kg/L 触媒堆重量：1110017?22.4（/21.533%?2）?33961.55Nm3/h

空速：

33961.5540.52?838.14Nm3干气/(h·m3)

(5) 触媒直径计算 假设触媒直径为2.5m 触媒直径计算公式： ?P?2.1?10

?8?f?G1.9v?d1.1?1?E3?L pE式中 ?P—气体通过触媒床压力降

f—摩擦系数，取1.5 G—气体重量流速，kg/(m3·h) r—气体在操作条件下的重度，kg/m3 dp—颗粒直径，m L—触媒床高度，m E—0.378+0.308dp/Dt Dt—触媒层直径，m

B113型触媒外型尺寸为?9.0×6.0毫米圆柱体

dp=(6×Vp)/Sp

21

(3-3)

Vp=

3.144?0.0092?0.006?3.81?10?7

Sp=2×3.144×0.0092+3.14×0.009×0.006

=1.27×10-4+1.69×10-4

=2.96×10-4

则，

dp=6×3.81×10-7/2.96×10-4=7.72×10-3

所以,

E=0.378+0.308×7.721-3÷2.5=0.380

中变炉催化剂层一段床层阻力降

第一段催化剂床层变换气平均温度：385℃ 第一段催化剂床层变换气平均压力：1 750kPa

第一段催化剂床层变换气平均分子量：17.155 2kg/kmol 第一段催化剂层变换气重度：

r=

22.4?171.552273?385273?101.33175?5.49kg/m

3气体重度流量(湿)G：

G?17.1552?37443.6322.4?273?385273?101.33175?5.49kg/(m3·h)

第一段催化剂床层高度：

L1?第一段催化剂床层阻力降：

?P?2.1?10?818.253.144?2.52?3.72m

?f?Gv?dp1.91.1?1?EE3?L=61.613kg·f/m

3

阻力降符合要求，故中变炉催化剂床层直径2.5m符合要求 故，第二段床层高度为：

L2? 第三段床层高度为：

12.803.144?2.52?2.61m

22

L3?9.473.144?2.52?1.93m[15]

(6) 中变炉进口直径计算

查《化工原理》得气体的组分在0℃，101.33kPa时的密度如表3-1。

表3-1 气体在0℃，101.33kPa时密度

组分 密度kg/m3

O2 1.429

N2 1.251

H2 0.0899

CO 1.250

CO2 1.976

CH4 0.717

则，气体的平均密度为：

?m=?yi×?i

1.429+21.533%×1.251+39.261%×0.090+29.444%×1.250+8.090%×1.?m=0.390%×

976+1.282%×0.717

=50.89751kg/m3

对密度进行校核，得在320℃，1 750kPa时密度为：

??0.897?273?320273?101.33?1750101.33

=0.897×2.172×18.27 =35.61kg/m3

查《化工原理》得，H2O组分在320℃，101.3kPa时的密度为667.1kg/m3，对水的密度进行校核，得：

??667.1?1750?101.31750?705.72kg/m3

所以气体密度为：35.61+705.72×0.266 54=223.71kg/m3

Vs?Ws??11100223.71m/s

取气体流速为50m/s， 则：

d?4qv,s?u?4?49.613.14?50?0.45m

(7) 中变炉出口直径计算 出口时，气体密度：

?m??yi??（标准状态） i =1.251×17.291%+0.089 9×51.542%+1.25×2.977%+1.976×27.14% =0.836kg/m3

对密度进行校核，得在365℃，855kPa时的密度为：

23

校核得，水在365℃，855kPa时的密度为：521.5kg/m3

Vs?Ws??11100223.71=49.61m/s

总密度：

?3

总=521.5+0.836=522.36 kg/m

取气体流速为50m/s, 则：

d?4qv,s?21.25?u?43.14?50?0.36m[16]

3.2.2 换热器设备计算

已知条件：水进换热器温度：20℃

水出换热器温度：150℃ 变换气进换热器温度：400℃ 变换气出换热器温度：350℃

(1) 传热面积计算

从前面换热器的计算可知，水吸收的热量为:Q4-Q2 则，实际传热量为Q=(Q4-Q2)×11.1=5 666 244.395kJ/h 平均温差：

t?t2??t1m?ln?t2?t1

?(400?150)?(350?20)400?150

ln350?20 =287.77℃

取K=250kJ/(m2·h·℃) 传热面积：

S?QK?tm 则，S=78.76m2

设富裕传热面积为20%，则S实=78.76×(1+0.2)=94.51m2 选择固定管板式换热器：

24

(3-4)

表3-2 固定管板式换热器参数

公称直径/mm 公称面积/m 管数/根 管长/mm 管程数/个 壳程数/个 管子排列方式

2

600 109.3 416 4 500 2 1 三角形

(2) 设备直径与管板的确定 管板直径计算公式：

D=1.05t()0.5 (3-5)

?n式中 n—管数

?—管板填充系数，取0.9

t—管子中心距，取0.032m

所以，D?1.05tn??1.05?0.0334160.9?0.722

管板直径选用?0.75m，设备外径为?1.0m[17]。

3.3 其他主要设备

表3-3 其他主要设备

名称

规格

?1 000?22

数量 材料

L=8 287mm

废热锅炉

F=130m2 换热管?38×390

根 2 ?25×

?

400

1 Cr16 Ni32

温水调节器 换热面积：25m 管子排列方式：三角形

2

1 碳钢

25

第4章 设备一览表

根据前面的工艺和设备计算，将主要设备的规格列于下表。

表4-1 主要设备一览表

名称

规格

?2.5m

数量 材料

h1=3.72m

中变炉

h2=2.61m h3=1.93m 人孔?1.0m

公称直径：600mm 公称面积：109.3m2

换热器

管数：416根 管长：4 500mm 排列方式：三角形

?1 000?22

1 16MnR

1 碳钢

L=8 287mm

废热锅炉

F=130m2 换热管?38×390根

?25×2

1

Cr16 Ni32

?400

温水调节器 换热面积：25m2 管子排列方式：三角形

1 碳钢

26

第5章 车间设备布置设计

5.1 车间布置设计的原则

5.1.1 车间设备布置的原则

车间设备布置是按照加工件的工艺流程摆放加工中心并根据生产流程情况及各种有关因素，把各种工艺设备在一定的区域内进行排列。同时也要注意以下几方面的内容：

(1) 最大限度地满足工艺生产包括设备维修的要求。 (2) 有效地利用车间建筑面积(包括空间)和土地。

(3) 要为车间的技术经济指标、先进合理以及节能等要求创造条件。 (4) 考虑其他专业对本车间布置的要求。 (5) 要考虑车间的发展和厂房的扩建。

(6) 车间中所采取的劳动保护、防腐、防火、防毒、防爆及安全卫生等措施是否符

合要求。

(7) 本车间与其他车间在总平面图上的位置合理，力求使它们之间输送管线最短，

联系最方便。

(8) 考虑建厂地区的气象、地质、水文等条件。 (9) 人流物流不能交错。

5.1.2 车间设备平立面布置的原则

车间平面布置必须适合全厂总平面布置的要求，应尽可能使各车间的平面布置在总体上达到协调、整齐、紧凑、美观、相互融合，浑成一体。必须从生产需要出发，最大限度地满足生产包括设备维修的要求。既要符合流程、满足生产、便于管理、便于运输、利于设备安装和维修。又要全面妥善地解决防火、防爆、防毒、防腐、卫生等方面的问题，符合国家的各项有关规定。

车间的立面形式有单层、多层或单层与多层相结合的形式，一般来说单层厂房建筑设计费用较低，多层车间占地少但造价高，采用单层和多层主要应根据工艺生产的需要，对于为新产品工业化生产而设计的厂房，由于在生产过程中对于工艺路线还需要不断改进、完善，所以一般都设计成一个高单层厂房，为便于移动、维修、拆装和改建，用钢操作台代替钢筋混凝土的操作台或多层厂房的样式，以适应工艺流程变化的需要。

厂房层数的设计需要根据工艺流程的要求，投资，用地的条件等多种因素，进行综合的比较后才能最后决定[18]。

27

化工厂厂房的高度，主要由工艺设备布置要求所决定，厂房的垂直不仅要充分利用空间，每层多采用5m、6m，最低不的低于4.5m。每层高度尽量相同，不宜变化过多。

在易爆炸危险车间宜采用单层，厂房内设置多层操作台，以满足工艺设备的要求。如必须在多层厂房内布置操作台，则应布置在厂房顶层，如整个厂房均有爆炸危险的，则在每层楼板上设置一定面积的泄爆[19]。

5.1.3 本工段设计设备布置规划

本工段中共有12个主要设备，这些设备中，除中温变换炉外大都是换热器。初步设计为厂房加露天的布置原则。拟建设8间高6m宽8m有三面墙的厂房，小设备放在厂房里面，大的设备底部在厂房内，上部可以露出厂房。厂房的房顶当做进入设备的平台。所有设备按着一字排开的原则在厂房内布置，依次是焦油过滤器、冷凝器、第二水加热器、饱和热水塔、软水换热器、离心泵、第一水加热器、第一热交换器、第二热交换器和中温变换炉。每个设备边上都要设置防护装置以及紧急事故撤离通道，以确保工作人员的安全[20]。

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第6章 自动控制

6.1 主要的控制原理

为了实现各种复杂的控制任务，首先要将被控制对象和控制装置按照一定的方式连接起来，组成一个有机的总体，这就是自动控制系统。在自动控制系统中，被控对象的输出量即被控量是要求严格加以控制的物理量，它可以要求保持为某一恒定值；而控制装置则是对被控对象施加控制作用的机构的总体，它可以采用不同的原理和方式对被控对象进行控制，但最基本的一种是基于反馈控制原理的反馈控制系统。在反馈控制系统中，控制装置对被控装置施加的控制作用，是取自被控量的反馈信息，用来不断修正被控量和控制量之间的偏差从而实现对被控量进行控制的任务，这就是反馈控制的原理。本设计的主要控制原理：

(1) 主要工艺过程的重要部位的控制和检测集中在控制和显示，以便操作，维护和防寒。

(2) 进出装置的原料、产品和公用工程均设有流量累计，以便进行物料衡算和经济衡算。

(3) 本装置采用集散型控制系统(DCS)和ESD联锁保护以提高装置的管理水平并实现过程的部分优化控制，提高轻质油收率，降低能耗，确保油品质量，提高经济效益。

6.2 自控水平与控制点

本设计工段是合成氨中比较复杂的工段，需要自动控制和手动控制。拟初步装配14个控制点，其中包括两个流量自动控制点、两个温度自动控制点和一个压力自动控制点。其中两个流量自动控制点分别是控制半水煤气进入本工段的流量和经过变换后进入换热时的流量；两个温度自动控制点分别是控制进入汽水分离器时的温度和进入中温变换炉时的温度；压力自动控制也设在气体进入中温变换炉之前。自动控制为DCS和ESD联锁控制。其余均为手动控制点。

29

第7章 安全和环境保护

众所周知，在化工厂，从原料、辅助原料、中间产品到最终产品，大都具有易爆、易燃烧、有毒、有腐蚀性等化学危险性；工艺生产过程繁复多变，高压、高温、高速、深冷等不安定因素很多，为保证生产顺利进行，不断提高工厂的经济效益，搞好环境保护就成为化工厂设计中一项十分重要的部分。

7.1 三废产生情况

通常称为工业有害物质或称生产性有害物质。

工业有害物质对环境的污染有着密切的关系。工业生产中形成的“三废”，如果未经处理或处理不当即大量排放到环境中去，就可能造成污染。而环境污染对人体健康会产生严重的后果。因此，在化工生产中，深刻了解和认识在生产过程中所形成“三废”的影响和危害，并积极采取措施，治理对环境可能产生的污染，是非常重要和必须的。

7.2 三废处理情况

本工段产生的有害物质较少。主要是在变换的过程中尽量避免变换气体的泄露。此外，在变换的过程中产生大量的废热，需要有效的利用这些废热，所以需要把这些废热通过管道引到气体工段进行再次利用。

30

第8章 公用工程

公用工程一般是指对全厂各部门由密切关系，为这些部门所共有的一类辅助设施的总称，是一类非工艺类项目是设计。

对化工工厂来说，公用工程一般包括供排水、供汽、供电、仪表、制冷、采暖、通风等项目。这些内容的设计，对每个整体设计项目并不一定全部进行，主要看工程的规模而定。在一般情况下，排水、供汽、供电、仪表这几项无论工厂规模大小都得具备的，而制冷、采暖、通风等则不一定具备。

8.1 供水

工艺用水：这部分用水一般为软化水或脱盐水，都要经过比较复杂的处理，如软化或离子交换脱盐处理。

锅炉用水：此用水必须按照各种工业锅炉的给水和炉水质量标准，事前根据生水水质指标及凝结水回收量，拟定给水处理方案。

冷却用水：按水质分为2类：一类采用普通生产用水(有的直接采用城市给水处理厂供给的生活用水；有的则直接采用天然水如深井水，水质良好的湖水，河水等)；另一类采用软水。合成氨工厂根据工艺要求采用上述两类中的一类。

8.2 供电

变换装置用电负荷等级为二类，总用电负荷为840KVA，电源取自新建高压开关所，装置本身建一座低压变电所含两台变压器。照明：生产厂房选用了隔爆灯、配电室、化验办公楼等辅助设施选用日光灯，装置内部设置事故照明，以便发生火灾事故时作紧急处理。装置内，建构筑物，设备管线设置防雷，防静电接地及保护措施，其接地电阻均小于4欧姆。

8.3 通风

变换工段生产对温度、适度没有特别的要求。为了保证操作人员的正常环境卫生条件，在有余热、余温、有害气体或蒸汽、粉尘等排出的车间必须采取通风，以使工作环境的空气达到并保持适宜的温度、温度及卫生要求。通风可采取自然通风和机械通风，因本车间选用的物料为切片相应地其粉尘飞扬程度不高，因此，通风设备要求不是很高。

31

自然通风是一种即经济又方便有效的措施，所以本工段采取自然通风的形式。

8.4 供暖

采暖目前主要是以锅炉方式提供热量，使在较低的环境温度下，仍能保持适宜的工作和卫生条件，它按设施的布置情况分集中采暖和局部采暖，在化工厂中大多采用集中供暖。

采暖系统分别按生产工艺、辅助生产设施及办公系统等不同要求，根据有关标准，规定进行设计。按我国规定，凡日平均温度5℃的天数，历年在90天以上的地区应该采用集中供暖方式，因本车间设在北方地区，所以应采用集中供暖。

8.5 电气

电能的消耗主要是设备用电和照明用电这两部分。依据电力设计范围，化工厂的供电按二级负荷设计。要求供电设备可靠。确保产品质量。因为大部分设备要配备电机，所以额定功率不得小于50HZ。

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结束语

在指导教师的殷切关怀下，这次毕业设计已初步完成。在这期间，我查阅了大量关于一氧化碳变换反应工段的材料、文献。使我对工厂的设计工作有了一个比较深入的掌握。

一氧化碳变换反应在合成氨中是非常重要的反应。用重油制造的原料气中，含有一部分一氧化碳，这些一氧化碳不能直接做为合成氨的原料，而且对合成氨的催化剂有毒害作用，必须在催化剂的催化作用下通过变换反应加以除去。一氧化碳变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气的制造过程。本设计主要从物料衡算、热量衡算以及设备选型飞、等方面入手，充分运用自己所学的知识，分析并解决了自己在设计当中所遇到的问题，为自己在今后的工作中打下了一个良好的基础。

33

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致谢

在设计的过程当中，自己遇到了很大的困难，在这里要衷心的感谢我的指导教师徐功娣老师，感谢指导老师给了我悉心的指导和热情的帮助，老师严谨的态度和良好的风范给我留下了深刻的印象，使我学会了许多的东西。此外，还要感谢系主任 老师以及那些帮助过我的同学。

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