合成氨脱碳工工艺设计

•一、设计题目：年产（8+n）万吨合成氨工艺设计（工艺1班，n为学号最后1位数字，分精制、变换、合成等工段）

•二、设计条件（变换工段）：

•1、原料（半水煤气）规格：

组成H2 N2 CO CO2 CH4 O2 Σ

V%（干）38.0 22.0 30.0 8.3 1.5 0.2 100.0

半水煤气入系统（入饱和塔）温度为：50℃

•2、产品规格

•出变换工序气体中CO≤3.5%（干）；变换气出系统温度35℃

•3、生产方式：加压变换

•半水煤气进系统压力：0.8MPa；系统压差0.05MPa

•4、地区条件：家乡所在地

•5、催化剂型号：型号自选

•6、其他条件：外加蒸汽1.0MPa饱和或过热蒸汽（过热温度为300℃）

•7、年生产日：330天

二．吸收塔和解析塔的物料衡算和热量衡算

通过Aspen plus运行可知：

2.1物料衡算

物质 A B C D G H I MoleFlow

2853.62 1763.50665 1090.11335 1205.37441 3000 3558.13224 879.083677 kmol/hr

54965.8191 35326.1545 19639.6646 12393.4957 354397.8 377330.459 61219.2335 MassFlow

kg/hr

F+B=D+G

G=H+I

因此物料守恒

2.2热量衡算

物质 A B C D G H I

Enthalpy 125.8445950.89252275.438109 2.7740238491.03088539.1493396.994725

F+B=D+G G=H+I 因此热量守恒

三．吸收塔和解吸塔的结构设计

3.1确定吸收塔塔径及相关参数

已知量：入塔气： V 1=213900 Nm 3/h=192968kg/h ，ρG1=22.45kg/m 3 ， M 1=20.208，30℃

出塔气： V 2=151700 Nm 3

/h=74427 kg/h ， ρG2=11.99 kg/m 3，M 2=10.99，30℃

出塔液： L 1=4459560+117552+1476=4578590kg/h ，ρL1=1187kg/m 3 ， P t1=2.80MPa

入塔液： L 2=4459560+1476=4461040kg/h ，ρL2=1192 kg/m 3 ， 30℃，P t2=2.80MPa

黏度：由公式log μ=-0.822+185.5/（T -153.1）mPa.s 得：μL1=2.368mPa·s=8.525kg/（m·h ） μL2=2.596 mPa·s=9.3445kg/（m·h ） 选择d =50mm 塑料鲍尔环（米字筋），其填料因子φ=120m -1，ε=0.90，比表面积a t =106.4m 2/ m 3，Bain-Hougen 关联式常数A =0.0942，K =1.75。

泛点气速u F 可由Eckert 通用关联图或Bain-Hougen 关联式求取，现按Bain-Hougen 关联式计算泛点率关联式求解u F 。

混合气体的密度: 33

3101.31020.2081022.45kg/m 8.315303.15

G PM RT ρ-⨯⨯⨯===⨯

2

0.2t G F L 3L lg[]a u g ρμερ

⋅⋅⋅=A-K 11

G 84

L ()()L V ρρ⨯ 得u F =0.279m/s

取F 0.750.2m/s u u ==

V s =213900（0.10132.8）（303.15

273.15

）=8588.5 m 3/h=2.386 m 3/s

。

将入塔流量V s =2.386 m 3/s 分为两股，分别进入两个塔内，则每个塔的入塔流量为V s =0.795m 3/s 。此时每个塔的塔径1.715m ，圆整后取塔径为1.8m.

u =24i Vs D π=Vs Ω=92.6386.2=0.31m/s

i /2200/50441015D d ==-＞（）（鲍尔环的径比要求）。

取最小润湿速率为：3

W min 0.08m /m h L =⋅（）（）

所以L 喷，min =（MWR ）t a =0.05×106.4=8.512 m 3/（m 2/h ）

L 喷 =2289295kg/h=2289295/1192

6.92

=277.5＞8.512 m 3/（m 2/h ）

经以上校核可知，填料塔直径选用D =1.8m 合理。 3.2填料层高度的计算

选用填料层高度的计算公式

H =21

y 1y y

y Gd K a y y y *--⎰

（（））

采用近似简化的计算方法，即 H =211y y y Gdy K a y y y *--⎰（（）） ≈

1y G

K a y m -（）21

11ln

*21y dy y y y -=--⎰（） 由于其他气体的溶解度很小，故将其他气体看做是惰性气体并视为恒定不变，那么，惰性气体

的摩尔流率G′

G′=106950(10.28)/(3600 6.92)22.4

-⨯=0.2662kmol/（m 2·

s ） 又溶剂的蒸汽压很低，忽略溶剂的蒸发与夹带损失，并视作为恒定不变，那么有 L′=2229780/（102.09×3600×6.92）=0.8768kmol/（m 2·s ）

y 2=0.005，x 2=0.2/22.4

0.2/22.41192/102.09

=+0.000764

吸收塔物量衡算的操作线方程为

G′(2211y y y y ---)=L′（22

11x x

x x ---） 将上述已知数据带入操作线方程，整理得

x =0.15740.0050250.000765

11.0007650.15740.0050251y

y

y

y

-+-+--（）（）

吸收塔内相平衡方程

将相平衡关系中的气相分压p 和液相中的浓度X 转化为气也两相均以摩尔分率表示的对应关系，即：y=f(x)，其转化过程如下：

lgXco 2=lg 0.1402+15

.30825

.644-4.112

x=

22

co co 1X X + y=P CO2/P t

因塔内的压力分布和温度分布未知，现假定总压降与气相浓度差成正比，将气相浓度变化范围十等份成10个小区间，可求得各分点处的压强。温度分布可利用各区间的热量衡算求出。

忽略气体因温升引起的焓变、溶剂挥发带走的热量及塔的热损失，则气体溶解所释放的热量完全被吸收液所吸收，对第n 个小区间作热量衡算有：

LC PL =(t n -t n-1)=L （x n -x n-1）△H S 得： t n ＝t n-1+（x n -x n-1）△H S /C PL 式中：L 液相摩尔流率，

△H S ：第n 区间内溶解气的平均微分摩尔熔解热； △ H S =14654kJ/kmol ；

C PL 第n 区间液体平均定压比热容，其表达式为： C PL = [1.39+0.0018(t -10)]×102.09kJ/（kmol·℃）； t = t n-1+100.32（x n -x n-1）。

依据上述数据作出传质推动力及其倒数的计算结果如表1.1。

表4.1 传质推动力及其倒数计算结果

项目 0

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 y×102 0.5 3.25 6.00 8.75 11.50 14.25 17.00 19.75 22.50 25.25 28.00 x×102

0.076

0.523

0.992

7.484

2.002

2.547

3.121

3.7268

4.368

5.046

5.766