年产10万吨合成氨变换脱碳甲烷化工序设计

毕业设计

题目名称 年产10万吨合成氨变换脱碳

甲烷化工序设计

化学工程系

系别

专业/班级 应用化学09101班 学学

生 孙 毅 号 41309117

、解鹤（助教） 指导教师（职称） 顾海平（副教授）

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摘 要

氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。在农业方面，氨主要用于制造氮肥和复合肥料。工业上，氨是重要的无机化学和有机化学工业基础原料。氨是由氮气与氢气在一定温度、压力、以及催化剂条件下反应生成。本设计是以天然气为原料年产十万吨合成氨的变换脱碳与甲烷化工序的设计。

我国是传统的农业大国，对氨的需求量很大，更多合成氨厂的建立对农业的发展尤为重要。通过比较，选择了以天然气为原料合成氨的工艺流程，因为天然气是一种洁净环保经济的优质能源，几乎不含硫、粉尘和其他有害物质，能从根本上改善环境质量，以天然气为原料合成氨耗能较少，运输方便，而且现在以天然气为原料合成氨的工艺已经很成熟，我国的天然气储量也比较丰富。本设计主要流程如下：

原料气转化→变换→脱碳→甲烷化

本设计主要阐述了国内外合成氨工业的现状及发展趋势，介绍了合成氨变换工序的流程、脱碳部分对CO2主要采用的化学吸收方法—本菲尔法；变换与脱碳工序的工艺参数的确定。最后列出了选择以天然气为原料合成氨的优越性。工艺计算部分设计主要对变换、脱碳、甲烷化进行了物料衡算、热量衡算，各换热器的热量衡算，设备计算并绘制了合成氨净化工序带控制点的工艺流程图。本文还进行了脱碳系统的物料衡算、热量衡算，并进行高变炉的设备工艺计算，计算结果与生产实际十分相符。最后，绘制出了该工序带控制点的工艺流程图。

根据计算得出的设计结果与实际10万吨合成氨生产十分接近。

关键词：合成氨 变换 脱碳 甲烷化

I

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Abstract

Ammonia is one of the important inorganic chemical products, occupies an important position in the national economy. In agriculture, the ammonia is mainly used in the manufacture of nitrogen fertilizer and compound fertilizer. Industrial ammonia is an important basic raw materials of inorganic and organic chemistry industry. Ammonia is a by nitrogen and hydrogen in a certain temperature, pressure, and catalyst under the conditions of reaction. The design is based on natural gas as raw material with an annual output of 10 million tons of synthetic ammonia conversion the decarbonization and methanation process design.

China is a traditional agricultural country, the great demand for ammonia, ammonia plant establishment is particularly important to the development of agriculture. By comparison, select a process flow of natural gas as the raw material of synthetic ammonia, because natural gas is a clean green economy quality energy, almost no sulfur, dust and other harmful substances, can fundamentally improve the quality of the environment, using natural gas as raw material ammonia synthesis less energy, transportation, and natural gas as raw material ammonia synthesis process has been very mature, China's natural gas reserves are also rich. The design process is as follows:

Feed gas into → Transform → decarburization → methanation

This design mainly on the current situation and development trend of the ammonia industry at home and abroad, the ammonia process of the transformation process, decarburization part of the CO2 is mainly used in chemical absorption method - this Phil Law; determination of the technological parameters of the process of transformation and decarbonization . Listed at the end of the superiority of natural gas as raw material ammonia synthesis. The process calculation part of the design of the transformation, decarbonization, methanation material balance, heat balance, heat balance of the heat exchanger device calculated and plotted ammonia purification process with the process flow diagram of the control points.

II

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Article also decarburization system material balance, heat balance, and the hypervariable furnace equipment and technology, the calculation results with the production of the actual very consistent. Finally, draw out the process with a process flow diagram of the control points.

Calculated design results very close to the actual 100,000 tons of synthetic ammonia production.

Keywords: ammonia transform decarburization III

methanation

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目 录

摘要 .................................................................................................................................................. I Abstract .......................................................................................................................................... II 第一章 综述 ............................................................................................................................ - 1 -

1.1 氨的结构与性质 ......................................................................................................... - 1 -

1.1.1 氨的结构 .......................................................................................................... - 1 - 1.1.2 氨的主要性质 .................................................................................................. - 1 - 1.1.3氨的主要用途 ................................................................................................... - 1 - 1.2 合成氨工业产品的用途 ............................................................................................. - 2 -

1.2.1 氨气用途 .......................................................................................................... - 2 - 1.2.2 氨水用途 .......................................................................................................... - 2 - 1.3 合成氨工业的重要性 ................................................................................................. - 2 -

1.3.1农业对化肥的需求 ........................................................................................... - 2 - 1.3.2 氨与能源工业关系密切 .................................................................................. - 2 - 1.4 合成氨的生产工艺 ..................................................................................................... - 3 -

1.4.1原料气制备 ....................................................................................................... - 3 - 1.4.2 一氧化碳变换过程 .......................................................................................... - 3 - 1.4.3脱硫脱碳过程 ................................................................................................... - 3 - 1.4.4甲烷化过程 ....................................................................................................... - 3 - 1.4.5氨合成 ............................................................................................................... - 4 - 1.5 合成氨的催化剂 ......................................................................................................... - 4 -

1.5.1 合成氨的催化机理 .......................................................................................... - 4 - 1.5.2 催化剂的中毒 .................................................................................................. - 5 - 1.6影响合成氨的因素 ...................................................................................................... - 5 -

1.6.1温度对氨合成反应的影响 ............................................................................... - 5 - 1.6.2压力对氨合成反应的影响 ............................................................................... - 5 - 1.6.3空速对氨合成反应的影响 ............................................................................... - 6 - 1.6.4氢氮比对氨合成反应的影响 ........................................................................... - 6 - 1.7发展趋势 ...................................................................................................................... - 7 -

1.7.1原料路线的变化方向 ....................................................................................... - 7 -

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1.7.2节能和降耗 ....................................................................................................... - 7 - 1.7.3与其他产品联合生产 ....................................................................................... - 7 - 1.8 选择以天然气为原料合成氨的优越性 ..................................................................... - 7 - 1.9 本设计基本工艺流程 ................................................................................................. - 9 - 第二章 工艺计算 .................................................................................................................. - 10 -

2.1高温变换炉 ................................................................................................................ - 10 -

2.1.1物料衡算 ......................................................................................................... - 10 - 2.1.2热量衡算 ......................................................................................................... - 11 - 2.1.3高变炉平衡温距核算 ..................................................................................... - 12 - 2.1.4高变炉干空速核算 ......................................................................................... - 13 - 2.2低温变换炉 ................................................................................................................ - 13 -

2.2.1物料衡算 ......................................................................................................... - 13 - 2.2.2热量衡算 ......................................................................................................... - 14 - 2.2.3 废热锅炉103- C及甲烷化进气换热器104-C热负荷计算 .................... - 16 - 2.3 脱碳 ........................................................................................................................... - 16 -

2.3.1进吸收塔总气量A总计算 ............................................................................. - 16 - 2.3.2吸收塔出口气体组成计算 ............................................................................. - 17 - 2.3.3苯菲尔溶液循环量的计算： ......................................................................... - 19 - 2.3.4低变再沸器热负荷计算 ................................................................................. - 21 - 2.4甲烷化 ........................................................................................................................ - 22 -

2.4.1 甲烷化炉的物料衡算 .................................................................................... - 22 - 2.4.2甲烷化炉热量衡算 ......................................................................................... - 24 - 2.4.3锅炉给水换热器热平衡 ................................................................................. - 24 - 2.4.4水冷器热衡算 ................................................................................................. - 25 -

第三章 高变炉的催化剂含量计算 ...................................................................................... - 27 -

3.1变换炉中气体的绝热温升 ........................................................................................ - 27 - 3.2各层气体组成 ............................................................................................................ - 27 - 3.3催化剂用量计算 ........................................................................................................ - 28 - 参考文献 .................................................................................................................................. - 30 - 结束语 ...................................................................................................................................... - 31 -

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致谢 .......................................................................................................................................... - 32 -

VI

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第一章 综述

1.1 氨的结构与性质

1.1.1 氨的结构

氨分子为三角锥型分子，是极性分子。N原子以sp3杂化轨道成键。 1.1.2 氨的主要性质

一、主要物理性质：

1、氨是无色气体,有刺激性恶臭味。分子式NH3。分子量17.03。相对密度0.7714g/l。熔点-77.7℃。沸点-33.35℃。自燃点651.11℃。蒸气密度0.6。蒸气压1013.08kPa(25.7℃)。

2、蒸气与空气混合物爆炸极限16～25%(最易引燃浓度17%)。

3、氨在20℃水中溶解度34%，25℃时，在无水乙醇中溶解度10%，在甲醇中溶解度16%，溶于氯仿、乙醚，它是许多元素和化合物的良好溶剂。

二、主要化学性质：

1、NH3遇HCl气体或浓盐酸有白烟产生。

2、氨的催化氧化是放热反应，产物是NO，是工业制HNO3的重要反应，NH3也可以被氧化成N2。

3、氨水可腐蚀许多金属，一般若用铁桶装氨水，铁桶应内涂沥青。

4、遇热、明火，难以点燃而危险性较低；但氨和空气混合物达到上述浓度范围遇明火会燃烧和爆炸,如有油类或其它可燃性物质存在,则危险性更高。与硫酸或其它强无机酸反应放热,混合物可达到沸腾。

5、NH3是能使湿润的红色石蕊试纸变蓝的气体。

6、不能与下列物质共存:乙醛、丙烯醛、硼、卤素、环氧乙烷、次氯酸、硝酸、汞、氯化银、硫、锑、双氧水等。 1.1.3氨的主要用途

NH3用于制氮肥（尿素、碳铵等）、HNO3、铵盐、纯碱，还用于制合成纤维、塑料、染料等。

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1.2 合成氨工业产品的用途

1.2.1 氨气用途

一、工业上用氨气来通过氧化制造硝酸，而硝酸是重要的化工原料。 二、制造化肥。 1.2.2 氨水用途

一、氨水是实验室重要的试剂

二、军事上作为一种碱性消毒剂，用于消毒沙林类毒剂。常用的是10%浓度的稀氨水（密度0.960），冬季使用浓度则为20%。 三、无机工业用于制选各种铁盐。

四、毛纺、丝绸、印染等工业用于洗涤羊毛、呢绒、坯布，溶解和调整酸碱度，并作为助染剂等。

五、有机工业用作胺化剂，生产热固性酚醛树脂的催化剂。

六、医药上用稀氨水对呼吸和循环起反射性刺激，医治晕倒和昏厥，并作皮肤刺激药和消毒药。

七、也用作洗涤剂、中和剂、生物碱浸出剂。还用于制药工业，纱罩业，晒图等。

1.3 合成氨工业的重要性

1.3.1农业对化肥的需求

世界人口不断增长给粮食供应带来压力，而施用化学肥料是农业增产的有效途径。氨水（即氨的水溶液）和液氨体本身就是一种氮肥；农业上广泛采用的尿素、硝酸铵、硫酸铵等固体氮肥，和磷酸铵、硝酸磷肥等复合肥料，都是以合成氨加工生产为主。 1.3.2 氨与能源工业关系密切

合成氨生产通常以各种燃料为原料，同时生产过程还需燃料供给能量,因此,合成氨是一种消耗大量能源的化工产品。每吨液氨的理论能耗为 21.28GJ,实际能耗远比理论能耗多，随着原料、工厂规模、流程与管理水平不同而有差异。日产 1000t氨的大型合成氨装置生产液氨的实际能耗约为理论能耗的两倍

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1.4 合成氨的生产工艺

1.4.1原料气制备

将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。然后，对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。 1.4.2 一氧化碳变换过程

在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%-40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：

CO+H2O→H2+CO2 =-41.2kJ/mol

由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。 1.4.3脱硫脱碳过程

各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。

粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。

一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。 1.4.4甲烷化过程

经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合

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成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即甲烷化过程。

目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(<-100℃)条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：

CO+3H2=CH4+H2O △H = - 206.2kJ/mol CO2+4H2=CH4+2H2O △H = - 165.1kJ/mol

1.4.5氨合成

将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%~20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下：

N2+3H2=2NH3（g) △H = - 92.4kJ/mol

1.5 合成氨的催化剂

1.5.1 合成氨的催化机理

热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无催化剂时，反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。目前认为，合成氨反应的一种可能机理，首先是氮分子在铁催化剂表面上进行化学吸附，使氮原子间的化学键减弱。接着是化学吸附的氢原子不断地跟表面上的氮分子作用，在催化剂表面上逐步生成NH、—NH2和NH3，最后氨分子在表面上脱吸而生成气态的氨。

在无催化剂时，氨的合成反应的活化能很高，大约335kJ/mol。加入铁催化剂后，反应以生成氮化物和氮氢化物两个阶段进行。第一阶段的反应活化能为126 kJ/mol～167 kJ/mol，第二阶段的反应活化能为13 kJ/mol。由于反应途径的改变（生成不稳定的中间化合物），降低了反应的活化能，因而反应速率加快了。

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1.5.2 催化剂的中毒

催化剂的催化能力一般称为催化活性。有人认为：由于催化剂在反应前后的化学性质和质量不变，一旦制成一批催化剂之后，便可以永远使用下去。实际上许多催化剂在使用过程中，其活性从小到大，逐渐达到正常水平，这就是催化剂的成熟期。接着，催化剂活性在一段时间里保持稳定，然后再下降，一直到衰老而不能再使用。活性保持稳定的时间即为催化剂的寿命，其长短因催化剂的制备方法和使用条件而异。

催化剂在稳定活性期间，往往因接触少量的杂质而使活性明显下降甚至被破坏，这种现象称为催化剂的中毒。一般认为是由于催化剂表面的活性中心被杂质占据而引起中毒。中毒分为暂时性中毒和永久性中毒两种。例如，对于合成氨反应中的铁催化剂，O2、CO、CO2和水蒸气等都能使催化剂中毒。但利用纯净的氢、氮混合气体通过中毒的催化剂时，催化剂的活性又能恢复，因此这种中毒是暂时性中毒。相反，含P、S、As的化合物则可使铁催化剂永久性中毒。催化剂中毒后，往往完全失去活性，这时即使再用纯净的氢、氮混合气体处理，活性也很难恢复。催化剂中毒会严重影响生产的正常进行。工业上为了防止催化剂中毒，要把反应物原料加以净化，以除去毒物，这样就要增加设备，提高成本。因此，研制具有较强抗毒能力的新型催化剂，是一个重要的课题。

1.6影响合成氨的因素

1.6.1温度对氨合成反应的影响

氨合成反应是一个可逆放热反应。当反应温度升高时，平衡向着氨的分解方向移动；温度降低反应向着氨的生成方向移动。因此，从平衡观点来看，要使氨的平衡产率高，应该采取较低的反应温度。

但是从化学反应速度的观点来看，提高温度总能使反应的速度加快，这是因为温度升高分子的运动加快，分子间碰撞的机率增加，同时又使化合时分子克服阻力的能力加大，从而增加分子有效结合的机率[1]。

总之，温度低时，反应有利于向合成氨的方向进行，但是氨合成的反应速度较低；提高温度不利于向氨的合成方向移动，但反应速度可以增加。在实际生产中反应温度的选择主要决定于氨合成催化剂的性能。 1.6.2压力对氨合成反应的影响

氨的合成反应是一个分子的氮与三个分子的氢结合生成两个分子的氨，即氨合成反应是分子数目减少、体积缩小的反应，提高压力，可使反应向着生成氨的方向进行。对于氨

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合成反应来说，提高压力就是提高反应气体的浓度，从而增加反应分子间碰撞的机会，加快了反应的速率。

总之，增加压力对氨的合成反应是有利的，既能增大平衡转化率，又能加快反应速率。但压力也不宜过高，否则，不仅增加动力的消耗，而且对设备和材料的要求也较高。根据我国具体情况，目前在小型合成氨厂，设计压力一般为31.4MPa。 1.6.3空速对氨合成反应的影响

气体与催化剂接触时间的长短，通常用空速来表示。它的物理意义是：在标准状况下，单位时间内在1m3的催化剂上所通过的气体体积。其单位为m3 (标)气体/（m3催化剂·h）,或简写为h-1。在一定的合成条件下，空速增加，气体与催化剂接触时间减少，出合成塔气体氨含量降低。

例如：在29.4MPa、475℃下反应，空速由10000h-1增加到20000h-1、40000h-1,出塔气体氨含量由25%降至21.5%、16.2%。这看来对生产不利，但由于空速的提高，单位时间内通过催化剂的气体增加，则氨的实际产量增加。在一定条件下，空速由10000h-1 增加到20000h-1、30000h-1、40000h-1，催化剂生产能力由1950kg NH3/(h·m3)增加到3340、4280、5040 kg NH3/(h·m3)。

由此看出，增加空间速度可以提高氨的产量。但由于空间速度的增加，每生产一吨氨所需的循环气量，输送气体所需克服的阻力等都要增大，因而消耗的能量也随之加大。尤其是空间速度过大，从合成塔出来的气体带出的热量增多，会使催化剂床层的温度难以控制，并使循环气中氨不易冷凝。在小型合成氨中，一般将空速控制在（15000-25000）h-1 1.6.4氢氮比对氨合成反应的影响

一个根据平衡移动原理，如果改变平衡体系的浓度，平衡就向减弱这个改变的方向移动。氨合成反应的进行，是按H2/N2=3：1的比例消耗的，因此提高氢气、氮气的分压，维持H2/N2=3：1可以提高平衡氨含量。从氨合成反应速度可知，在非平衡的状态下，适当增加氮的分压对催化剂吸附氮的速度有利，因为氮的活性吸附是氨合成反应过程的控制步骤。在一般的生产条件下，氨产率只能达到平衡值的50%～70%，因此，在生产中应适当提高氮的比例，一般控制循环气中氢氮比在2.2～2.8之间较为适宜。

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1.7发展趋势

1.7.1发展趋势

从世界燃料储量来看，煤的储量约为石油、天然气总和的10倍，自从70年代中东石油涨价后,从煤制氨路线重新受到重视,但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、成本低的缘故,预计到20世纪末,世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为主要原料。 1.7.2节能和降耗

合成氨成本中能源费用占较大比重，合成氨生产的技术改进重点放在采用低能耗工艺、充分回收及合理利用能量上，主要方向是研制性能更好的催化剂、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。现在已提出以天然气为原料的节能型合成氨新流程多种，每吨液氨的设计能耗可降低到约29.3GJ。 1.7.3与其他产品联合生产

合成氨生产中副产大量的二氧化碳，不仅可用于冷冻、饮料、灭火，也是生产尿素、纯碱、碳酸氢铵的原料。如果在合成氨原料气脱除二氧化碳过程中能联合生产这些产品，则可以简化流程、减少能耗、降低成本。中国开发的用氨水脱除二氧化碳直接制碳酸氢铵新工艺，以及中国、意大利等国开发的变换气气提法联合生产尿素工艺，都有明显的优点。

1.8 选择以天然气为原料合成氨的优越性

以天然气为原料合成氨比其它原料合成氨有着无可比拟的优越性 (1)资源丰富

世界上蕴藏有相当丰富的天然气资源，截止2001年初，已探明储量149.48万亿m3 。预计2030年探明储量可达404万亿m3。世界天然气的消费量也逐年上升，占能源消费构成的比例也逐年上升，1995年世界天然气消费量为2.22万亿m3，占世界能源消费构成23%，1996年两者分别上升为2.325万亿m3和24%。预测2030年世界天然消费量将比1996年翻一倍，年消费量达4万亿m3。相反，石油资源与消费量却不断萎缩，截止1996年，世界探明石油储量1511亿m3，剩余探明储量1374.2亿m3，1996年世界石油产量31.61亿m3，按现有生产水平石油资源仅可开采40多年。而天然气资源尽管以极高的消费速度增长，世界范围内的天然气供应仍可保证100多年。

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因此，在未来20～30年里，世界范围内的能源结构发生重大变化，天然气将成为第一大能源。专家预测到本世纪中叶，世界能源结构中天然气将从目前的25%增加到40%，而石油将由现在的34%下降到20%，煤炭基本保持在27%左右。

抓住机遇，推动天然气化工及综合利用是关系到解决未来能源的化工原料交替的战略任务，也是造福子孙后代的重大决策。

(2)我国即将进入天然气快速发展的历史时期

我国是天然气资源比较丰富的国家，地质资源总量约38～39万亿m3，列世界第十位，其中陆上30万亿吨，海上9万亿吨。已探明储量约1.9万亿m3，仅占资源总量的5%左右，列世界第16位，天然气资源勘探潜力很大。近年来我国天然气勘探取得了重大突破，陆上已在川渝、陕甘宁、新疆和青海形成四大气区；海上气田以渤海、南海西部地区和东海西湖凹陷作为重点勘探和增加产量的地区。1998年我国天然气产量为223亿m3,从居世界第22位上升为19位,占世界生产量的0.9%，2001年我国天然气产量294亿m3。预期2005年和2010年我国天然气产量将达到630亿m3和860亿m3，增长速度较快。

截止2000年底，我国已经建成天然气管道总长度为1.4万公里,其中中国石油拥有1.16万公里。全国天然气“就近供应”各产气区及其周边地区,剩余及缺口部分进行全国调配。塔里木天然气的流向是“西气东输”。随着国家对经济和社会可持续发展问题的日益重视，政府逐步开始制定和颁布鼓励天然气工业发展的政策，不仅把天然气工业作为能源基础建设列为国家投资重点和鼓励发展的产业，还明确鼓励外商到中国进行天然气勘探开发、管道、储运设施等领域的合资合作，并且将出台一系列鼓励天然气开发利用的政策法规，包括融资政策、价格政策和税收政策等。

(3)以甲烷为主要原料的天然气化工从本世纪20年代以来一直保持稳定发展。 40年代中后期起发展较快，50～60年代形成鼎盛时期，曾在世界化学工业中占据十分重要的地位。70年代中期以后虽然出现了廉价的石油乙烯化学加工的强大冲击，但天然气化工由于具有独特的技术经济优点而一直保持较稳定的发展势头。天然气作为相对稳定而廉价的化工原料，在生产合成氨及化肥、甲醇及其加工产品、乙烯（丙烯）及其衍生产品、乙炔及炔属精细化学品、合成气（CO+H2）及羰基合成产品等大宗化工产品以及生产甲烷氯化物、二硫化碳、氢氰酸、硝基烷烃、氦气等到产品方面一直保持原料和技术经济领先的发展优势。目前，天然气化工仍然是世界化学工业的重要支柱，世界上约有85%的合成氨及化肥、90%的甲醇及甲醇化学品、80%的氢气、60%的乙炔及炔属化学品、40%的乙烯（丙烯）及衍生产品等是用天然气原料和天然气凝析液（NGL）原料生产的。

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(4)天然气为清洁能源。

近年来，国家对环境问题越来越重视。天然气作为清洁能源，与其他原料合成相比，对环境影响较少，非常符合国家对节约社会和绿色能源应用的建设。

综上所述，我选择以天然气为原料合成氨。

1.9 本设计基本工艺流程

本设计工艺流程为：371℃的原料气进入高变炉，出口温度为432℃，一氧化碳含量为3.1%，通过换热器103-C换热后温度变为336℃，再进入甲烷化蒸汽换热器104-C，温度变为241℃，进入低变炉，低变炉出口温度为254℃，一氧化碳的含量为0.42985%，再进入吸收塔脱除二氧化碳，最后进入甲烷化炉，将一氧化碳和二氧化碳转化为甲烷蒸汽。其流程示意图如下所示：

转化炉→高温变换→低温变换→脱碳→甲烷化 ↓ 二氧化碳 图1.1 - 9 -

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第二章 工艺计算

2.1.高温变换炉

2.1.1物料衡算

表2-1 高变炉入口天然气组成

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 H2O V湿

表2-2 高变炉出口气组成

Kmol/h 1450 3431 787 472 20 6180 3625 9805

组分 Kmol/h

CO2 501

CO 780

H2 3417

N2 1450

CH4 20

H2O 3630

计算基准：以1Kmol为计算基准 计算条件：高变出口含量为3%

设高变出口干气气量为V(Kmol/h)

V=入口干气量+变换掉的CO量

V =6180+（780－0.03·V）(Kmol/h)

解得V=6757.28Kmol/h 变换掉的：

nCO=780－0.03×6757.28=577.2816Kmol/h

高变炉出口处：

nCO2=0.03×6757.28=202.7184Kmol/h nH2O=3630－577.28=3052.72Kmol/h

- 10 -

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nCO2=501+577.28=1078.28Kmol/h nH2=3417+577.28=3994.28Kmol/h

nCH4=20Kmol/h nN2=1450Kmol/h

表2-3 高变出口气组成

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 H2O ∑

2.1.2热量衡算

Kmol/h 1450 3994.28 202.7184 1078.28 20 6763.2784 3052.72 9815.9984

mCol%(干) 21.44 59.06 3.0 15.94 0.3 100.00

Kg/h 40600.0 7988.2 5681.0 47436.7 320.0 54952.0

157703.9

高变炉入口温度371℃，其统一基准焓如下表：

表2-4 高变炉入口统一基准焓

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 ∑

Kmol/h 1450 3994.28 202.7184 1078.28 20 6763.2784 3052.72

hiKcal/Kmol 2440.3 2416.42 -23959.6 -90154.66 -14165.8 -54893.52

HiMMcal/h 3.545756 8.290737 -18.8562 -42.553 -0.28332 -198.989 -248.816

高变炉出口温度为432℃，其统一基准焓如下表：

- 11 -

宁夏理工学院毕业设计（论文） 表2-5 高变炉出口统一基准焓

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 H2O 合计

Kmol/h 1450 3994.28 202.7184 1078.28 20 3047.483 9805

hiKcal/Kmol 2888.16 2845.28 -23506.28 -89741.76 -13340.12 -54347.36

HiMMcal/h 4.196496 11.40535 -4.92417 -94.1855 -0.2668 -165.623 -249.363

高变炉热损失取平均温度下反应热的12% 平均温度t?371?432=401.5℃=674.65 K 2查此温度下反应热效应△H=9115.0935Kcal/kgmol 高变炉反应热：

Q反= -△H×nCO=9113.0935×577.517=5264121Kcal/h Q损= 21829408.15×0.12= 631694.574Kcal/h

高变炉热平衡：

∑H入=-248.816MMKcal/h

∑H出=H出+ Q损=-249.363+0.631694574=-248.7312133MMKcal/h

相对误差

H入?H出?248.816?248.731??0.034%H入?248.816

以热平衡角度计算

入口温度371℃，出口温度432℃能保证设计所以要求出CO变换率。 2.1.3高变炉平衡温距核算

Kp?Pco2?PH2nCO21078.1068?3994.1068???6.95188PH2O?PconH2O3052.893?202.893

查表[2]得所对应的t=457.38℃

所以△Te=457.38-432=25.38℃

- 12 -

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2.1.4高变炉干空速核算

干空速(Sv)以1atm，60℉(15.56℃)为基准

SV6186?22.4?288.71?2657.98/h55.1?273.15

高变炉触媒装填量为55.1 m3.

2.2.低温变换炉

2.2.1物料衡算

已知低变出口CO含量为0.5% 设低变炉出口干气量为VKmol/h 则在低变炉中变换掉的CO为： nco=202.7184-0.005V（Kmol/h）

V=入口干气量+（202.7184-0.005V） V=6763.2784+202.7184-0.005V 解得 V=6931.34Kmol/h

nco=202.7184-0.005×6931.34=168.0617（Kmol/h） 低变炉出口处气体组成：

nco=6931.34×0.005=34.6517 Kmol/h

nco2=1078.28+168.0617=1246.3417Kmol/h nH2=3994.28+168.0617=4162.3417 Kmol/h nH2O=3047.483-168.0617=2879.4213Kmol/h

nCH4=20Kmol/h nN2=1450Kmol/h

- 13 -

宁夏理工学院毕业设计（论文） 表2-6 低变炉出口气体组成

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 H2O

2.2.2热量衡算

表2-7 低变入口气统一基准焓（241℃）

kmol/h 1450 4162.3417 34.6517 1246.3417

20 6913.3351 2879.4213

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 H2O ∑

kmol/h 1450 3994.28 202.7184 1078.28 20 6703.2784 3052.72 9815.9984

hiK Cal/Kmol

1504.1 1508.2 -24906.3 -91765.16 -15615.56

-55913.60

HiMMKCal/h 2.180945

6.023912 -5.053314 -99.082974 -0.315272 -96.2274 -171.035583 - 267.262983

- 14 -

宁夏理工学院毕业设计（论文） 表2-8 低变炉出口气统一基准焓（254℃）

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 H2O ∑

（一）热平衡

kmol/h 1450 4162.3417 34.6517 1246.3417

20 6913.3351 2879.4213 9792.7564

hiK Cal/Kmol

1504.1 1508.2 -24906.3 -91765.16 -15615.56

-55913.60

HiMMKCal/h 2.180945

6.023912 -5.053314 -99.082974 -0.315272 -96.2274 -171.035583

以热损失平衡温度反应热的10%来计算

平均温度t?241?254?247.5oC2

反应热效应-△H =9475.1018Kcal/Kmol Q反=-△H ×△nco

=9475.1018×（20.7184-34.6517）=1592449.092 Kcal/h Q损失=1592449.092×0.1=15924492 Kcal/h 热平衡：入= - 267.262983MMKCal/h

出= - 267.88475+0.159405=-267.725345MMKCal/h 相对误差

H入?H出267.725345?267.262983?100%???0.173%H入?267.262983

（二）低变炉平衡温距及空速核算

低变炉平衡温距：

Pco2?PH2nco2?nH2?1246.3417?4162.3417?51.993?Kp?2879.4213?34.6517PH2O?PconH2O?nco

对应的平衡温度 Te =287.5℃

低变炉平衡温距△Te =287.5-254=33.5℃ 低变炉干空速（Sv）：（以1atm，60 ℉为基准）

Sv = (V干×22.4×288.71)/（V触媒×273.15）

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=(6913.3351×22.4×288.71)/(58.8×273.15)=2783.68/h

2.2.3 废热锅炉103- C及甲烷化进气换热器104-C热负荷计算 （1） 热负荷计算

入口温度：432℃；出口温度336℃。

103-C入口统一基准焓（432℃）已由前计算

H432℃=-249.363MMKcal/h

表2-9 103-C出口气统一基准焓（336℃）

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 H2O 合计 103-C热负荷

kmol/h 1450 4008.517 209.483 1049.517 20 6757.517 3047.483 9805

hikcal/kmol 2185.92 2171.28 -24217.20 -90854.92 -14618.56

— -55202.64

—

HiMMkcal/h 3.176142 8.703613 -5.07309 -95.3538 -0.29237 — -168.229 -257.042

Q=H出-H入=-257.042+249.363=-7.67942MMkcal/h

（2） 甲烷化进气换热器104-C热负荷管侧

变换气入口温度336℃,出口温度241℃

入口气统一基准焓（336℃）H336℃=-257.042MMkcal/h 出口气统一基准焓（241℃）H241℃=-264.471MMkcal/h ∴104-C管内能提供热负荷

Q=H入-H出=-257.042+264.471=7.428994MMkcal/h

2.3 脱碳

2.3.1进吸收塔总气量A总计算

已知水在127℃时饱和蒸汽压为2.5162KSCA，饱和度为97.63%。

则在进口气中H2O的分压为2.4566KSCA。气体进吸收塔之前先进低变再沸器102-F进行换热，

- 16 -

宁夏理工学院毕业设计（论文）

74014.233??吸收塔塔顶出口点总压??28???29.0064atm?760?1.033614.7??

XH2OA总所以X??2.4566

29.00642.4566A总?0.0847A总

29.0064式中：XH2O为吸收塔塔顶出口处气体中水蒸气量。

吸收塔塔底出口水中带走的 CO2：N1 吸收塔塔顶出口气体中CO2：N2 假设CO2无损失

则 A总= N1 + N2+nN2+nH2+nCO2+nCH4+XH2O =∑V进+0.0845 A总

=6931.343-（2884.657-0.0847 A总）×0.00877+0.0847 A总

A总=7551.2 Kmol/h

XH2O=0.0847×7551.2=639.587 Kmol/h

入吸收塔气体的干基量：6931.343-19.6428=6911.7 Kmol/h 吸收塔塔底放走水量：2884.657-639.587=2245.07 Kmol/h 2.3.2吸收塔出口气体组成计算

吸收塔塔顶出口气要求CO2含量为1000ppm（0.1%）。

设随CO2气的被吸收所损失的N2、H2气体量为被吸收CO2的0.91%，在脱碳过程中CO2被吸收量为X kmol/h。

1246.3417?x?0.0016913.3551?x?0.0091x

解得x=1219.12kmol/h

出口干气量：6913.3351-1219.12×1.0091=5694.2151kmol/h 塔顶出口CO2量： 1246.3417-1219.12=37.2217kmol/h 合成气损失量： 1219.12×0.0091=11.10kmol/h 根据《设计手册》[3]：

- 17 -

宁夏理工学院毕业设计（论文）

27%的K2CO3溶液的蒸汽压为K2CO3溶液贫液蒸汽压的1.02倍，查得30%，FC=0.25贫液之蒸汽压为3.945psia(氮肥工艺设计手册p208)。 计算27% K2CO3转化度FC=0.25,71℃贫液的水蒸汽压：

3.945×1.02/14.223=0.2829 atm

吸收塔塔顶压力27.1?74014.233??27.213atm760?1.033614.7

计算脱碳后气体中H2O量：

yH2OPH2O? y干P干yH2O0.2829?

5702.60827.213?0.2829解得：yH2O=58.432kmol/h

进入溶液的冷凝水量：641.549-58.431=583.118kmol/h 吸收塔进出口气体平衡表如下：

- 18 -

宁夏理工学院毕业设计（论文） 表2-10 吸收塔进出口气体平衡表

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 H2O ∑湿

入方kmol/h 1450 4162.3417 34.6517 1246.3417 20 6913.3351 2879.4213 9792.7564

合成器损失kmol/h 2.851094711 8.209547677

— — — — — —

出方kmol/h 1447.15 4155.612 34.17777 5.702609 20 5702.608 58.50971 5761.118

2.3.3苯菲尔溶液循环量的计算：

①设计规定27%的K2CO3添加3%的DEA，则溶液最终浓度：②贫液转化度0.25，半贫液转化度0.42.

③流程所载循环数据，贫液：276m3/h，半贫液：838m3/h。

276则平液组分：?24.776%(276?838)

838半贫液组分：?75.224%（276?838）

0.27?26.2%

(1?0.03)循环量的计算：

吸收塔塔底压力：27.1+1.0064=28.1064atm

吸收塔进气中CO2的分压：28.1064×14.233×1224.822/6932.822=70.6251p

70.6251＞70,富液转化度可达0.83。

设富液转化度为0.83。 则平均再生度：

F平=0.25×（0.83-0.25）+0.75×（0.83-0.42）=0.46

估查“引进大型化化肥装置资料汇编脱CO2部分”得：

溶液γ20℃=1277.6kg/m3。

则溶液中总K2CO3：1277.6×0.262=2.422kmol/ m3。

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宁夏理工学院毕业设计（论文）

K2CO3+CO2+H2O=2KHCO3 1kmol K2CO3 1 kmolCO2

在平均转化度为0.46情况下，

溶液吸收能力为：2.422×0.46=1.096 kmolCO2/ m3溶液 则溶液总循环量：1219.119/1.096=1112.335m3/h

贫液：1112.335×0.24776=275.5922 m3/h 半贫液：1112.335×0.75224=836.743 m3/h

估查“引进大型化化肥装置资料汇编脱CO2部分”

得：贫液71℃、转化度0.25，γ20℃=1238kg/m3

则贫液量：282×1238=341183.1 kg/h 半贫液112℃ FC=0.42 γ20℃=1227.32kg/m3

则半贫液量：836.743×1227.32=1026951kg/h 被吸收CO2量： 1219.119×44.02=5366.61838kg/h 冷凝水量：583.041kmol/h≈10503.4923kg/h

合成气损失于溶液中量：

28×1.9+2×9.4+40×0.012=72.48kg/h 则出塔富液总量：1422925kg/h

估查“引进大型化化肥装置资料汇编脱CO2部分”

得富液118℃、FC=0.83，γ20℃=1231.215kg/m3

则出吸收塔富液体积：

1422925?1156m3

1231.2吸收塔进出口物料总平衡表如下：

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宁夏理工学院毕业设计（论文） 表2-11 吸收塔进出口物料总平衡表

入方

物料 入塔总气干量

CO2 H2O 半贫液量

贫液

2.3.4低变再沸器热负荷计算

物料量 6913.3551kmol/h 1246.3417kmol/h 641.54kmol/h 836.743kmol/h

— 275.5922kmol/h

— —

物料

出方

物料量 5702.608kmol/h 5.702609kmol/h 58.50971kmol/h 10503.49kg/h 72. 48kg/h 1368143kg/h 5366.61838kg/h

1156 m3

出塔总干气量

CO2 H2O

进入溶液中冷凝水 合成气损失量 贫液+半贫液量 被吸收CO2量 出塔富液量

露点温度：由试差法求得淬冷水打入后温度为178.25℃，低变气在该温度达到饱

和，即dp=178.25℃,该温度下水的饱和蒸汽压：9.81925KSCA

在“操作手册及流程图”中均为找到低变再沸器压力降的数值。本计算参照日本

TEC公司提供的压力降数值，选取△P=0.27KSCG,选取102-F的△P=0，已知102-F出口压力为28KSCA

故低变再沸器入口总压：28+0.27+1.0064=29.2764KSCA 计算低变再沸器入口含水量：

6913.3551?9.81925?3378.7231Kmol/h

29.276?9.81925低变炉出口气含水量：2871.5kmol/h

打回淬冷水量：3378.7231-2871.5=507.2331kmol/h 低变再沸器出口的液体水量：

3378.7231-641.5=2737.2231kmol/h 再沸器热平衡：

再沸器入口气体温度：178.25℃ 再沸器出口气体温度：127℃ 再沸器出入口气体的焓差如下表：

- 21 -

宁夏理工学院毕业设计（论文） 表2-12 再沸器出入口气体的焓差

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 ∑

Kmol/h 1450 4162.3417 34.6517 1246.3417 20 6913.3351

H(178.25℃) 1059.5428 1069.4172 -25353.3316 -92564.728 -16450.2184

—

H(127℃) 702.38 712.64 -25712.54 -93081.24 -16967.55

—

△Hkcal/kmol -357.1628 -356.9572 -395.2084 -516.5192 -517.3316

—

低变再沸器出入口水蒸气≥△H2（放热）

入口总水量：3378.7231kmol/h 出口液体水：2737.2231kmol/h

178.25℃下饱和蒸汽焓值：662.75kcal/kg

127℃饱和蒸汽焓值：648.7 kcal/kg

△H2=641.5×(662.75-648.7)×18.0156/1000000 =0.162382949MMkcal/h

低变再沸器中蒸汽冷凝成127℃水放出热△H3。

127℃沸腾水的焓：127.43kcal/kg。

△H3=2737.2231×18.0156×(662.75-127.43)/1000000

=26.56MMkcal/h 则低变再沸器的热负荷△H：

△H=△H1+△H2+△H3=2.67198+0.162382949+27.55403966

=30.38840261MMkcal/h

相对误差=本设计实际低变再沸器热负荷为29.94Kcal/h

30.38840261?29.94=1.2).94

2.4甲烷化

2.4.1 甲烷化炉的物料衡算

- 22 -

宁夏理工学院毕业设计（论文）

表2-13 进甲烷化炉物料组成（出吸收塔组成）

组分 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 H2O ∑湿

Kmol/h 1447.15 4155.612 34.17777 5.702609 20 5702.608 58.50971 5761.118

反应消耗H2：3nCO+4nCO2=3×34.17777+4×5.6=124.93 Kmol/h 生成H2O: nCO+2nCO2=34.17777+2×5.6=45.3778 Kmol/h 生成CH4: nCO+nCO2=34.17777+5.6=39.7778 Kmol/h 甲烷化炉出口气：nH2=4155.612-126.38=4029.232Kmol/h

nH2O =58.50971+45.86=104.37 Kmol/h nCH4=40.26+20=60.26 Kmol/h

表2-14 甲烷化炉出口物料组成

组分 N2 H2 CH4 V干 H2O ∑湿

Kmol/h 1447.15 4029.232 60.26 5536.642 104.37 5761.118

Kg/h 40546.8 8053.52 964.16 1874.286

mol(干)% 26.077 72.514 0.324 100

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宁夏理工学院毕业设计（论文）

2.4.2甲烷化炉热量衡算

表2-15 甲烷化炉入口气统一基准焓（316℃）

组成 N2 H2 CO CO2 CH4 V干 H2O 合计

kmol/h 1447.15 4029.232 34.17777 2.702609 20 5072.608 58.50791 5798.01

hi Kcal/Kmol 2041.52 2031.68 -24363.20 -91080.52 -14869.36

-55377.84

HiMMKcal/h 2.960508 8.483507 -0.83268 -0.51947 -0.29739

-3.24008 6.579033

表2-16 甲烷化炉出口气统一基准焓（363℃）

组成 N2 H2 CH4 V干 H2O 合计 甲烷化炉热损失

kmol/h 1447.15 4029.232 60.26 5536.642 104.37 5761.118

hi Kcal/kmol 2381.90 2360.26 -14271.40

-230081.6482

Hi MMKcal/h 3.45411 9.559688 -0.85458

-5.72141 6.466302

H出-H入 = 6.40035-6.541606 = - 0.141256MMKCal/h

甲烷化炉空速核算

Sv?.608?22.4?288.71V干?22.4?288.715072=19.8?273.15V触?273.15

=6004.9576/h

2.4.3锅炉给水换热器热平衡

入口温度：363 ℃ ； 出口温度 ：149℃

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宁夏理工学院毕业设计（论文） 表2-17 换热器出口统一基准焓（149℃）

组成 N2 H2 CH4 V干 H2O 合计

kmol/h 1447.15 4029.232 60.26 5536.642 104.37 5761.118

hi kcal/kmol 85.06 866.02 -16753.72

— -56795.2 —

HiMMkcal/h

1.24 3.51 -1.00 — -5.91 -2.16

入口气统一基准焓已由前计算为：6.40035KCal/h，则换热器热负荷：

∑H出-∑H入= -2 .186954 – 6.40035 = 8.587295MMKCal/h

2.4.4水冷器热衡算

进气温度149℃，出气温度38℃ 出气压力25.1KSCA(表)

查得38℃水的饱和蒸汽压为0.06755KSCA 出口气体中水蒸汽量为：

nH2O=0.06755/（26.1006-0.06755）×5553.108=14.4059 Kmol/h

在水冷器中冷凝水量：104.127-14.4059=89.7211 Kmol/h

进气温度149℃，出口温度38℃ 出气压力25.1kg/cm2(表)

查(2)38℃水的饱和蒸汽压0.06755kg/ cm2 出口气体中水蒸汽量为：

nH2O?0.0675574025.1??1.0336?0.06755760?5577.265?14.47Kmol/h

在115-C中冷凝水量：104.0927-14.47=89.62kmol/h 管侧工艺气入口平均热容如下表：

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宁夏理工学院毕业设计（论文） 表2-18 管侧工艺气入口平均热容

组成 N2 H2 CH4 H2O ∑niCpi

kmol/h 1447.15 4029.232 60.26 104.0927 —

Cpi kcal/kmol 6.8892 6.9298 9.106 7.988 —

niCpikcal/h 9990.366 28067.55 545.2708 831.4925 39520.87

气体带入热：39520.87×149=5888610kcal/h

出口气（38℃）平均热容如下表：

表2-19 出口气（38℃）平均热容

组成 N2 H2 CH4 H2O(g) H2O(l) ∑niCpi

kmol/h 1447.15 4029.232 60.26 14.47 89.62 —

Cpikcal/kmol 6.7942 6.9076 8.4825 7.8108 1.0 —

niCpikcal/h 9855.503 27977.64 507.9354 113.0223 89.62 38631.94

工艺气带出热：38631.94×38=1468014kcal/h

冷凝热：89.62×597.3×18=963540.5kcal/h

∴水冷器热负荷为：

5888610+963540.5-1468014=5384137kcal/h

=5.384137MMkcal/h

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第三章 高变炉的催化剂含量计算

计算条件：以天然气为原料，用两段转化法得入变换炉的气体组成(体积分数)如下表：

表3-1 入变换炉的气体组成(体积分数)

组分 含量 %（干）

H2 55．24

CO 12.61

CO2 8.10

N2 + CH4 24.05

入口压力：30 kg/cm2 入口温度：371℃ 蒸汽比：0.5868：1

出变换炉气体CO含量：3.0%（干） 求日产千吨氨的催化剂用量。

3.1变换炉中气体的绝热温升

(9?蒸汽比?7）?tCO变换量（分子）=(以1mol干气进入变换炉为基准) (3.1)

164当出口气中CO含量为3.0%时，CO变换量为：

0.1261?0.03ya?ya'?9.6 ?ya=

1?0.03ya(1?ya')代入式(3.1)得：

9.6?(9?0.5868?7)?t 164△ t=128℉＞100℉分两层计算。

3.2各层气体组成

进变换炉的气体温度700℉，出口温度为810℉.

由于气体的绝热温升超过100℉，因此分为两层计算，各处气体组分如下表：

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表3-12 各处气体组分

气体组成

位置

H2 C

变换炉入口 一层出口 变换炉出口

34.81

CO A 7.95

CO2 D 5.10

N2+ CH4

H2O B

合计

温度°F

绝对温度°R 1159.47 1214.37 1269.27

Kp

15.16 36.98 100 699.8 11.5683 8.89

37.75 5.01 8.04 15.16 34.04 100 754.7

40.69 2.07 10.98 15.16 31.10 100 809.6

3.3催化剂用量计算

u??qKP?2Ω2wx?u??qK?[2ln()?ln()] (3.2) SV?v?q2wx?u??qu??q logK?6.947?第一层催化剂的平均温度：

3830 tm1160?1215?1188K 23830logK?6.947?

1188tm?=3.723

解得：K = 5284.45

工业生产实际为实验时的90%[4]按90%取K = 4756。

w = Kp-1=10.55

u?Kp(A?B)?(C?D))?(0.3481?0.0501) ?11.55(0.0795?0.3698?5.59V?Kp(AB)?(CD)?0.0501 ?11.55?0.0795?0.3698?0.3481?0.32- 28 -

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?q?u2?4wv?5.592?4?10.55?0.32?4.21

x?0.0795?0.0501?0.0294 2wx?2?10.55?0.0285?0.62

将上述数据代入式(3.2)得：

475611.55?ln(0.62?5.59?4.21)?ln(5.59?4.21)? ?0.62?5.59?4.215.59?4.21Sv4.21Sv=3264

用同样的方法计算求得第二层的结果如下表：

表3-13 第二层各气体组分

K 6606

Kp 8.89

W 7.89

U 3.90

V 0.12

?q 3.3

2WX 0.46

Sv(湿) 1720

生产1吨氨需要原料气（入变换炉气体）：3325.6标准立方米（干基），在30Kg/ cm2压力下，催化剂活性为常压下的4倍，由此得： 第一层催化剂用量：

VR1?第二层催化剂用量：

VR2?6186?22.4?1.59?16.88m3

4?32646186?22.4?1.59?32.02m3

4?1720年产10万吨合成氨生产能力（一年连续生产350天）： 每小时的生产量：100000÷350=285.714T/day

所以日产285.714吨合成氨厂在30Kg/ cm2压力下每小时变换炉需催化剂的量：

16.88+32.02=48.9 m3

取一安全系数B=1.13,使催化剂实际填充量为 48.9×1.13=55.26 m3。

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宁夏理工学院毕业设计（论文）

参考文献

[1] 化学工程手册（一）[Z].化工基础数据.北京:化学工业出版社，1996,120-126. [2] 余晓福.水和水蒸气热力学性质表[Z].高等教育出版社, 2004,20-30. [3] 操作手册及附图[Z].

[4] 年产10万吨合成氨厂变换工段设计[D].四川:四川理工学院,2005,40-41.

[5] 梅安华.小合成氨厂工艺技术与设计手册上册[M].北京:化学工业出版社,1995,123-124. [6] 蒋德军.合成氨工艺技术的现状及其发展趋势[J].现代化工,2005,9-16. [7] 涂伟萍.化工过程及设备设计[M].化学工业出版社,2000,23-25.

[8] 刘文军.变换吸附脱碳装置与合成氨厂操作的协调[J].小氮肥,1997,8-10. [9] 杨余芳.一氧化碳加压变换系统的探讨与设计[E].湘潭大学,2002,12-45. [10]陈五平主编.无机化工工艺学(上)[M].化学工业出版社,2002,87-107. [11]张子锋.合成氨的历史和中国的现状[M].北京:化学工业出版,2003,6-19. [12]郭树才.煤化工工艺学[M].北京:化学工业出版社,2006,136-229.

[13]大连化工学院.合成氨生产工艺[M].北京:石油化学工业出版社,1978,67-80. [14]张丽.一氧化碳等温变换工艺与常规变换工艺对比[J].大氮肥,2010,231-232. [15]郭德顺,唐淑平.合成氨变换工序降低能耗的新途径[J].河南化工,2001,30-32.

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结束语

通过本次毕业设计，让我对化工工艺的认识有了很大的提升，从中我掌握到了更多专业方面的知识。同时对课本上的理论知识有了更深刻的认识，也是对理论知识的一种实践，理论知识与实际应用是密不可分的。所以在以后的学习中，设计路线必须与实际理论依据相结合才能达到最佳效果。

毕业设计，也许是我大学生涯交上的最后一个作业了。想籍次机会感谢四年以来给我帮助的所有老师、同学，你们的友谊是我人生的财富，是我生命中不可或缺的一部分。我的毕业指导老师解鹤老师，她能以一位长辈的风范来容谅我的无知和冲动，给我不厌其烦的指导。在此，特向他道声谢谢。

因为本设计是以天然气为原料的合成氨生产装置变换、脱碳、甲烷化的工序设计，从经济方面考虑，采用高变串低变的方法会是既经济又能达到生产装置变换工序的最佳效果，所以采用以天然气为原料，高变串低变的方法。

由于作者自身的水平有限，本设计中难免存在不足之处，但其中的工艺路线的选择设备、生产装置的选择查阅了很多相关资料和数据，所以作者认为具有一定的参考价值。

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宁夏理工学院毕业设计（论文）

致谢

本设计研究的课题为年产10万吨合成氨变换脱碳甲烷化工序设计。毕业设计是多方面知识的整合，能在毕业之际学以致用是件非常令人振奋的事。在本论文完成之际，我在此衷心感谢我的指导老师解鹤老师，她能以一位长辈的风范来容谅我的无知和冲动，给我不厌其烦的指导，同时又能以学姐的姿态对孜孜不倦的指导。我从课题的选择，开题报告的完成到本论文的定稿，无不渗透着指导老师的细心教诲和不懈的支持，无不凝聚着老师们的心血和汗水。

此外，在论文工作期间，我还得到了同学们的大力支持和帮助，他们给我提出了许多宝贵意见和建议，在与他们进行的大量讨论和交流当中，使我得到了许多对完成论文有极大的帮助的启示。千言万语不过一句话“亲爱的老师同学们，谢谢你们”。

最后，感谢所有教育过我的老师四年来对我的培养和教育，她们给了我广阔的发展空间，使我拓展了视野，同时感谢学校领导的支持和帮助。

再次向所有帮助过我的老师和同学表示诚挚的谢意

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