变换工艺设计计算过程
年产36万吨合成氨一氧化碳变换工段工艺设计
摘要本设计为年产36万吨合成氨一氧化碳变换工段工艺设计。
变换工序是合成氨中最重要的工序之一，在合成氨工艺的流程中起着非常重要的作用。
介绍氨的基本性质和用途，阐述了变换工段工艺发展概况，优化了合成变换的工艺流程。
确定本设计采用中变串低变的工艺流程，本次设计利用 ASPEN PLUS V.11对设计过程进行模拟，统筹多种因素合理安排合成工艺中的各种设备及其形式、参数，通过 ASPEN 软件中的 Simulation、Energy analysis 模块完成各部分及全过程的物料及能量衡算。
并对第一变换炉、第二变换炉、煤气换热器以及变换气换热器等主要设备进行选型计算，做出了合成氨变换工段中变串低变的工艺流程图和设备布置图。
所得结果基本满足设计要求，工艺流程可行。
关键词：合成氨一氧化碳 ASPEN PLUS V.11 中低温变换第一章绪论1.1氨的基本性质氨（Ammonia），一种氮和氢的化合物，NH是一种无色气体，有强烈的刺激性3气味，易溶于水，室温和大气压力1体积的水可以溶解700倍体积的氨，水溶液也称为氨水。
它被冷却加压成液体，液氨是一种制冷剂。
氨也是制造硝酸、肥料和炸药的重要原料。
氨对地球上的生命很重要，它是许多食物和肥料的重要成分，氨水也是所有药物的直接或间接成分。
氨有多种用途，但也有腐蚀性和其他危险性。
由于其广泛的用途，氨是世界上最大的无机化合物生产商之一，其中80% 以上用于制造化肥。
氨也是路易斯碱，因为它提供了孤对电子。
1.2 一氧化碳变换反应的意义与目的在合成氨的生产过程的原料中存在着有害的一氧化碳成分，因此就要除去一氧化碳，在这一过程中CO变换起着至关重要的作用。
反应所需的反应气来自天然气，但是天然气中含有一氧化碳成分。
在合成过程所需的原料，不能用一氧化碳，因为毒害作用，会使催化剂失效。
因此必须除去CO成分，这一目的需要在催化剂的促使下通过变换反应来完成。
使用催化剂的情况下，发生CO+H2O=CO2+H2反应。
合成氨变换工段工艺设计
合成氨变换工段工艺设计合成氨是化工工业中的重要原料，广泛应用于制取尿素、硝化铵等农业肥料，以及制取氨水、氨盐、化肥、染料等合成工艺中。
合成氨变换工段是合成氨生产中的关键环节，其工艺设计对合成氨的产量、质量以及能耗等方面有重要影响。
一、工艺概述合成氨的变换反应器是将反应物氮气和氢气通过催化剂的作用，在一定条件下发生气相合成反应，生成合成氨。
反应器通常采用固定床催化剂反应器，催化剂的选择和催化剂床层的设计都是工艺设计的重要环节。
冷凝器主要用于对反应产生的氨气进行冷凝回收，常见的冷凝器有直接冷凝器和间接冷凝器两种形式，工艺设计中需要根据具体情况选择适用的冷凝方式。
循环气压缩机主要用于将反应器中未反应的气体通入新的循环，提高气相合成反应的转化率。
在工艺设计中，需要考虑压缩机的压比、功率消耗等参数。
氨气的分离净化装置主要用于对合成氨中的杂质进行去除，提高合成氨的纯度。
常用的分离净化装置有吸附装置、膜分离装置等，具体的工艺设计需要根据生产要求和经济效益进行选择。
二、工艺参数及控制合成氨的变换工段的工艺参数主要包括反应温度、反应压力、空速、催化剂活性等。
这些参数直接影响合成氨的产率、选择性和能耗。
反应温度是合成氨变换反应的重要参数，通过控制温度可以提高反应速率和转化率，但过高的温度会导致副反应的发生，降低合成氨的选择性。
反应压力主要用于控制氨气的产量和能耗，压力越高产氨越多，但能耗也相应增加。
空速是指单位时间内通过反应器的氮气体积，可以通过调控压力和进气量来实现，过小的空速会影响反应的效果，而过大会导致固定床催化剂的床层冲击和阻力升高，影响反应转化率。
催化剂活性主要指催化剂的活性组分含量和粒径等参数，这些参数会影响合成氨的选择性和催化剂的寿命。
在工艺设计中，需要考虑这些参数的合理选择和控制，以提高合成氨的产量和质量，并降低能耗。
三、能耗控制合成氨的变换工段是合成氨生产中的能耗重点。
能耗的控制主要体现在压力控制、催化剂选择和热交换等方面。
年产十万吨合成氨变换工艺和设备设计核算参考
5、工艺流程
本设计主要是变换工序的工艺设计，所选流程为：
H2O
原料气
饱
和
热
水
塔
中
温 变
换热器
换
炉
低 变换气 温 变 换 炉
选用中串低工艺。从压缩工段来的变换气进入饱和
热水塔，在饱和塔出口加入水蒸汽使汽气比达3-5，以 后
再进入中变炉将转换气中一氧化碳含量降到3%以下。
再通过换热器将转换气的温度降到180℃左右，进入低
物量在设备里无物量的变化。
水带入热Q1=XCpT 变换气带入热Q2=nCpmT 同理求得变换气带出热Q3；水带出热Q4。 热量平衡：0.96×(Q1+ Q2)= Q3+ Q4 则X=288.305koml
中变炉一段催化床层的物料衡算
假设CO在一段催化床层的实际变换率为60％ 求出在一段催化床层反应后剩余各组分的量 得到出中变炉一段催化床层的变换气干组分的含 进而求得出中变炉一段催化床层变换气湿组分含 量 出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量 根据：Kp=（H2％×CO2％）/（H2O％×CO％） 计算得Kp，查出对应温度t
主换热器的物料与热量的计算
进出设备的变换气的量：190.97kmol 进出设备的水的量： Xkmol
变换气进设备的温度： 365℃ 变换气出设备的温度： 250℃
水进设备的温度： 水出设备的温度：
20℃ 90℃
变换气带入热Q1=nCpmT；水带入热Q2=XCpT 同理求变换气带出热Q3水带出热Q4 0.96×（Q1+Q2）=Q3+Q4
低变炉的物料计算
要将CO％降到0.2％（湿基）以下，
由CO实际变换率为：Xp=
Ya Ya
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。
变换工艺技术
变换工艺技术变换工艺技术是指通过一系列工艺方法和设备，将原始材料转化为更高附加值的成品的过程。
它在现代工业生产中起着重要的作用，可以提高生产效率、降低成本、改善产品品质等。
变换工艺技术主要包括物理变换、化学变换和结构变换三种类型。
物理变换是指通过改变原材料的形态、大小、密度等物理特性来实现转化的过程。
比如，将原材料加热至一定温度，使其改变形态，从而转化为其他物质。
化学变换是指通过化学反应将原材料转化为其他物质的过程。
比如，将原材料与其他物质反应生成化合物。
结构变换是指通过改变原材料的分子结构，使其性质发生变化的过程。
比如，通过加工原材料，使其分子结构发生断裂和重组。
变换工艺技术的应用范围非常广泛。
在冶金工业中，变换工艺技术可以将原矿石转化为金属，如将铁矿石经过冶炼熔炼得到铁。
在化工工业中，变换工艺技术可以将原材料转化为化学产品，如将石油通过精炼过程转化为汽油、柴油等。
在食品加工工业中，变换工艺技术可以将农产品转化为食品，如将小麦经过加工转化为面粉、面条等。
在纺织工业中，变换工艺技术可以将纤维转化为纺织品，如将棉花经过纺纱、织造过程转化为棉织物等。
变换工艺技术的实现需要依靠各种工艺流程和设备。
比如，物理变换工艺通常包括物理处理、物理分离等过程，需要使用研磨机、过滤机、离心机等设备。
化学变换工艺通常包括化学反应、溶剂提取等过程，需要使用反应釜、提取器等设备。
结构变换工艺通常包括加工、改变分子结构等过程，需要使用破碎机、扩散炉等设备。
变换工艺技术的发展可以提高生产效率和产品质量，并且可以降低生产成本。
通过将原材料转化为高附加值的成品，可以获得更多的经济效益。
同时，变换工艺技术还可以实现资源的有效利用和环境的保护。
通过合理设计工艺流程和设备，可以减少原材料和能源的消耗，并且减少废弃物和污染物的产生，达到可持续发展的目标。
总之，变换工艺技术是现代工业生产中不可或缺的技术之一。
它通过一系列工艺方法和设备，将原材料变换为更高附加值的成品，提高生产效率、降低成本、改善产品品质，实现资源的有效利用和环境的保护。
合成氨变换工段工艺过程设计
合成氨变换工段工艺过程设计摘要：在合成氨生产过程中，换热器应用十分广泛，主要用于热量的交换和回收。
变换工段中主要涉及一氧化碳的转化和能量的回收利用，列管换热器在传热效率，紧凑性和金属耗量不及某些换热器，但它具有结构简单，坚固耐用，适用性强，制造材料广泛等独特优点，因而，在合成氨变换工段选择列管式换热器，而本设计主要对该换热器进行相关选型和计算。
关键词：换热器，变换，设计。
Abstract:In the ammonia production process, heat exchanger, a wide range of applications, mainly for heat exchange and recycling. Transformation Process and mainly involves the conversion of carbon monoxide and energy recycling, tube heat exchanger in heat transfer efficiency, compactness and metal consumption is less than some heat, but it has a simple structure, rugged durability, applicability, manufacturing wide range of other materials, unique merits, which, in the ammonia shift conversion section select tube heat exchanger, and this system is mainly related to the heat exchanger selection and calculated.Keywords: heat exchanger, transform and design.目录摘要 (1)第一章工艺流程概述 (2)1.1 氨的概述 (2)1.1.1氨的性质 (2)1.1.2氨的用途 (2)1.1.3氨的合成的原料 (2)1．2 合成氨的工艺原理 (2)1．3 工艺条件 (3)1.3.1 压力 (3)1.3.2 温度 (4)1.3.3 汽气比 (4)1.4 固定管板式换热器 (5)1.4 变换工段简介 (6)第二章工艺过程设计 (7)2.1估算传热面积 (7)2.1.1查取物行数据 (7)2.1.2热量衡算 (7)2.1.3确定换热器的材料和压力等级 (7)2.1.4流体通道的选择 (7)2.1.5计算传热温差 (8)2．1.6 选K值，估算传热面积 (8)2．1.7初选换热器型号 (8)2.2计算流体阻力 (9)2.2.1管程流体阻力 (9)2.2.2壳程流体阻力 (9)2.3 计算传热系数校正传热面积 (10) (10)2.3.1管程对流给热系数αi (10)2．3．2壳程对流传热系数α2.3.3计算传热系数 (10)2.3.4计算传热面积 (11)参考文献 (12)致谢 (13)第一章工艺过程设计概述1.1合成氨的生产过程20世纪初，德国物理化学家哈勃（F.Haber）成功的采用化学合成的方法，将氢氮气通过催化剂的作用，在高温高压下制取氨。
年产二十万吨合成氨变换工段工艺设计
合成氨变换工段是合成氨生产过程中的关键工艺环节之一，它将合成气中的氮气和氢气在催化剂的作用下，通过催化反应转化为合成氨。
本文将围绕年产二十万吨合成氨的变换工段工艺设计进行详细阐述，旨在提供一个完整的工艺设计方案。
首先，变换工段的催化剂选择非常重要。
对于年产二十万吨合成氨的工艺，常用的催化剂有铁素体、铁铬铝混合催化剂等。
这些催化剂在一定的操作条件下，能够实现高效的合成氨转化率和选择性。
在实际应用中，应根据具体工艺要求和经济效益进行选择。
其次，合成气的净化和预热是变换工段的重要准备工作。
合成气中常含有一定的杂质，如氧、水蒸气、二氧化碳等，这些杂质会影响催化剂的活性和寿命。
因此，合成气需要通过一系列净化设备，如除氧、除硫、除水等步骤，将其净化为适合变换反应的合成气。
同时，为了提高反应的热效应，还需要对合成气进行预热，一般可以采用换热器进行热量回收。
接下来是变换反应的具体设计。
变换反应是一个平衡反应，根据Le Chatelier原理，可以通过提高反应温度、降低反应压力、增加氢气过量等方式推动平衡向产氨方向偏移。
在实际设计中，应在考虑较高转化率的前提下，平衡反应速率和催化剂活性与寿命的关系，做出合理的选择。
另外，变换反应需要保持一定的循环气速和循环气气体组成。
循环气速过高会造成能耗增加，循环气速过低则会影响气体传质效果。
循环气气体组成应符合催化剂的操作条件，一般应保持一定的氢气过量，同时控制氮气和氢气的比例。
最后是变换工段的控制策略。
合成氨变换工段是一个高温高压的工艺过程，对于安全和稳定运行，需要建立完善的自动化控制系统。
控制策略应包括反应温度和压力的控制、循环气速和气体组成的控制、催化剂的修复和更换等。
在实际设计中，应结合具体的工艺要求和设备性能，进行综合技术经济分析，选取最佳的工艺参数和操作条件。
同时，在设计过程中还应考虑到工艺的可持续性和环境保护要求，合理利用资源，减少废物排放，实现工艺的可持续发展。
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765.609 kcal/mol
70276 kcal
=
5250
查表得比热容 294174
△T=
43.81754045
t=408.5-43.6=
二段催化剂层物料热量衡算 设二段催化剂床层出口温度为
则t=
388.6 ℃
取平衡温 距
429.2 查表Kp=
8.98
a
b
7.98 299.58956
2.3968773 30.18%
320
30.17
29.17 872.39128 3884.9714
340
23.33
22.33 687.49445 2847.9198
360
18.37
17.37 553.41722 2095.9058
380
14.68
13.68 453.67025 1536.4438
400
11.91
10.91 378.79244 1116.4682
二段出口CO含量 二段入口蒸汽比
催化剂型号 催化剂用量 一段催化剂用量 催化剂床层体积空速为 一段理论用量 取备用系数1.3 实际用量V1 二段催化剂用量 催化剂床层体积空速为 二段催化剂理论用量 备用系数1.1 实际用量V2 中变催化剂总量 一段催化剂占总量 二段催化剂占总量
催化剂床层直径确定 设催化剂床层直径为 催化剂床层阻力降△p dp= E= 一段催化剂层阻力 一段气体平均分子量 一段气体操作状态重度= 气体重量流量G G= 一段催化剂层高度L1 L1= △p1= 二段催化剂层阻力 二段气体平均分子质量
4.98
716.0
443.0
0.511
3.52
757.1
484.1
操作线计算
由一段催化剂变换率及热平衡及热平衡计算结果知
一段入口气体温度
300
一段出口气体温度
473
一段入口CO变换率
0
一段出口CO变换率
60.073%
中变炉二段催化剂层物料及热量衡算
冷凝水喷淋量=
124.11 m3
=
入二段催化剂层气体组成来自47.6302.232 90.251 29.780
44
28
2
28
10.708
0.319
0.922
4.260
干低变气组成 % m3 kmol
27.75 1066.910
47.630
1.30
52.57
49.990 2021.630
2.232 90.251
17.35 667.080 29.780
热量恒算 CO反应放热Q1
95.86%
712.769
CO2
CO
H2
N2
768.697 348.203 1723.417 667.08
21.67
9.82
48.59
18.81
34.317 15.545 76.938 29.780
CO2
CO
H2
N2
768.697 348.203 1723.417 667.08
18.04
8.17
40.46
0.834
出口气体温度校验
Kp=
8.982522548
15.22 667.08 29.780
28 4.260
热量衡算
CO在365至388.6时平均温度
376.8 时△H=
Q1=
181941.5561
气体温升吸热Q2
湿变换气在371.5的平均温度下平均比热容为
Q2=
6912.234562
热损失Q3=
18460
491的Kp
入炉蒸汽量
组分 m3 % Kmol
473℃时kp
平衡变换率=
剩余蒸汽量= 出一段催化剂层干气 组分 m3 % Kmol
出一段催化剂层湿气 组分 m3 % Kmol
△H= Q1=
Cp= Q3= △T=
入炉湿气组成为
5.337 23.294 1212.19
39.614 54.12
CO2
CO
H2
350
20.66
19.66 1042.3271 11802.288
△Hr=
400
11.91
10.91 615.43782 6734.2096
450
7.46
6.46 398.33413 4156.7296
500
4.98
3.98 277.34151 2720.2913
550
3.52
2.52 206.11198 1874.6462
最适宜温度曲线计算 △Hr取平均温度（300+473）/2=386.5℃=
-9232.833344
659.5
Xp
X
Tm(K)
Tm(℃)
0.872
39.76
540.3
267.3
0.803
20.66
585.6
312.6
0.728
11.91
630.0
357.0
0.652
7.46
673.4
400.4
0.579
CO反应量 △CO=
105.1197023 M3
4.6928439
CO剩余量
10.85215615 kmol
二段出口湿气变换气
组分
CO2
CO
H2
N2
%
19.93
5.54
41.71
m3
873.817 243.083 1828.537
kmol
39.010 10.852 81.631
44
28
2
8.770
1.553
249.0
0.745
39.76
540.3
267.3
0.685
30.17
558.5
285.5
0.621
23.33
576.6
303.6
0.553
18.37
594.5
321.5
0.482
14.68
612.3
339.3
0.409
11.91
629.9
356.9
0.336
9.79
647.4
374.4
二段催化剂床层操作线计算
CO2 CO2 B109
388.6 12537 m3/h
CO 8 9.82 % 0.396 14533 m3/h 17961 m3/h
H2 28.5
N2
40
21.8
CO 21.67
H2
N2
9.82
48.59
18.81
9.79% 0.236
2778 4.512894168 m3
5.866762419 m3
干变换气组成 出口干气体积变化情况 出口干气总量 CO： co2： H2 N2 CH4
a 9.82
100+axp=
100+9.82*0.3225= 100.02963
3547.177/100*103.27= 3548.2282 158.40304
9.79%
21.69%
48.61%
18.79%
1.12%
反应热△H CO反应放热Q1 气体吸热Q2 平均比热容= Q2= Q3= △T= T= kp= 254.6-232.2
设气体出催化剂层温度为 232.2 平均温度=
40100
=
345671.36
34.49607111 6751.466227
12510 49.34651956 234.3465196 80.09822321
2.232 KMOL
=
49.990
47.630 KMOL
=
1066.910
90.251 KMOL
=
2021.630
29.780 KMOL
=
667.080
1.78 KMOL
=
39.780
3845.390
CO2
CO
H2
N2
24.34
1.14
46.11
15.22
1066.910 49.990 2021.630 667.080
280
48.842 47.842 1147.6989 3688.9634
t
140
160
180 200.000
xp
0.981
0.968
0.948
0.921
设低变催化剂 E1= △H= E2=
10351.000 40102.000 83369.180
Xp
X
Tm(K)
Tm(℃)
0.981 1014.2399
喷水后气体温度计算 喷水前气体温度为 设喷水后气体温度为 气体从480.5降到365 Q1= 冷凝水吸热Q2 设进水温度为61 365℃，0.18Mpa 则Q2= 热损失Q3=
408.5 ℃
365 ℃
平均温度
386.75 ℃
6833.41717 △T
水的焓值i=
60.98 kcal/mol
蒸汽的焓i=
△t=
23.65104289 388.65104
38770 KJ/MOL 35.32
二段催化剂出口变换气温度 t=
388.6510429
二段催化剂平衡曲线计算
入二段汽气比
0.2359293
T
Kp
W
U
V
280
53.5
52.5 1503.0409 7422.1664
300
39.76
38.76 1131.6253 5338.9663