变换系统毕业设计工艺计算[共38页]

变换系统工艺计算书（汽气比按0.6计算）2002年12月27日第一篇：设计说明第一章：总论一、设计依据、生产规模、设计原则1、设计依据：根据昆明理工大学生物和化学工程学院毕业设计（论文）任务书所规定的课题：“年产六万吨合成氨厂变换工段工艺设计”进行合成氨厂变换工段工艺设计。2、生产规模：年产六万吨合成氨。3、设计原则：1）以传统的加压变换工艺流程为基础，保留原有的工艺流程中的优点，删去原有的不合理工艺(热水与精炼连接的部分)。2）采用近年来所具有的新技术，完善传统的变换工艺，使其具有良好的可操作性和稳定性。3）作好能源的综合利用，消除能源利用不合理现象，使其具有良好的经济效益。4）在设计工艺合理性的同时，做好环境保护，一方面利用好物料，减少物料损失；另一方面减少环境污染，做好环境保护。5）在工艺计算时，以各主要设备的进出物料、热量变化的明显点进行物料和热量平衡工艺计算。6）各正常排污、工艺不正常放空，工艺调整过程中走近路的气量或物料不参与工艺计算。二、厂址选择及建厂地区的自然条件1、地理位置及环境：云南东风化工有限公司位于云南省弥勒县东风路口，距弥勒县城12公里处。距昆明155km，公司内道路完善，交通十分方便。公司地处主导风向为西南风，厂区周围主要是农田及村子住户，无名胜古迹及风景区、疗养院及旅游点，不属于环境保护的重点区域，工厂的三废治理已经达到国家排放标准，并且已经通过环保达标及清洁文明工厂的验收。2、工厂用水情况以厂区东侧的甸溪河水及太平水库的水做生产水源，水温低，水质好。每小时用水量为200m3/h。3、供电厂用电源由厂区东面距厂3km的河湾变电站35Kv、10Kv专线供电，厂内设有供电系统，满足生产用电。4、原料供应：主要由当地的泸西、师宗提供焦碳，弥勒拖白煤矿提供的燃料煤，非常方便。5、工厂所处的自然条件1）工厂地质情况：地基为2类场地土，土层厚，土质较好，稳定，无软下卧低层，地质允许承载力为fK=150kpa.2）当地气象条件：年平均气温度17.3 年最高气温40.8年最低气温3.8 年平均相对湿度78%年平均气压0.0867Mpa 年无霜期210天年平均日照时数2079.2hr 年平均蒸发水量1950mm年平均降雨量978.6mm 年平均风速2.9m/s年最大风速22m/s三、生产方法原料焦碳经过造气炉，通过水蒸汽气化，生产出合格的半水煤气。经过脱硫，脱除大部分半水煤气中的硫化氢后，送入压缩机进行压缩，将压力提高到0.8MPa，由压缩机二出送到变换，将半水煤气中一氧化碳变成二氧化碳，送回压缩机三段，经过压缩机三段压缩后，压力提高到1.8MPa，送到脱碳系统，脱出变换气中的二氧化碳，脱出的二氧化碳送入尿素系统的二氧化碳压缩机，作为尿素合成的原料气。脱除二氧化碳后的原料气作为合成氨的原料气，送入甲烷化系统，清除少量的一氧化碳和二氧化碳，为合格合成氨的原料气，经过压缩机四、五、六段压缩后送入合成系统合成氨。液氨送尿素作为原料，合成尿液经过分离、蒸发、浓缩、造粒得到成品尿素。四、全厂的机构组成厂部：厂长：法人代表，主管全盘。生产副厂长：主管生产及生产的组织管理。经营副厂长：主管原料采购及产品销售。技术副厂长：主管生产中存在的技术问题及改造。工会主席：主管生活福利及工会工作及职工的文体娱乐。科室：生产科：负责组织生产及生产过程的工艺管理设备动力科：负责所有设备的技术管理、压力容器管理、电器仪表的管理。安环科：全厂安全生产和环保的管理。财务科：全厂的财务经济管理。企业管理科：原料及产品质量的管理。劳动人事科：劳动人事及职工的教育培训管理。组织部：全厂干部的管理。厂办：文件及业务接待的管理。经营科：原料、配件的采购及产品的销售管理后勤部：职工食堂、福利生活、学校、卫生所的管理。生产车间：中心化验室：全厂分析人员的管理及原料、过程产品及产品的分析。热动车间：对锅炉、软水、脱盐水及供水的管理，提供生产用蒸汽。造气车间：对造气炉、脱硫装置进行管理，提供生产用合格半水煤气，并脱除H2S。净化车间：对变换、脱碳、甲烷化生产装置进行管理。保证净化后的原料气合格。合成车间：对压缩机、合成系统装置的管理，生产出合成氨。电仪车间：对全厂电器、仪表的管理，提供动力电。机修车间：对全厂重要设备的安装及制作。尿素车间：对尿素生产装置进行管理，生产出合格的产品。五、工厂的运输总量及路线：1、焦碳的运输路线 年运输总量 90000吨泸西县、师宗县、路南县-云南东风化工有限公司（2、燃煤的运输路线 年运输总量40000吨泸西县、弥勒县拖白煤矿-云南东风化工有限公司3、废渣的运输路线 年运输总量52000吨云南东风化工有限公司-东风渣场、河弯水泥厂、天生桥水泥厂、东风路口砖厂。4、产品尿素的运输路线 年运输总量80000吨各地农资公司5、备品配件的运输路线 年运输总量（根据需要量确定）各配件厂家、昆明-云南东风化工有限公司第二章：化工工艺说明一、基本生产原理1、基本原理1）一氧化碳变换基本原理2）用甲烷化脱除少量CO、CO2基本原理:2、化学反应动力学1）一氧化碳变换反应的机理2）甲烷化反应的机理反应组分从气相扩散到催化剂表面；反应物向催化剂颗粒孔内扩散；反应物在催化剂活性表面上进行催化反应；反应物从催化剂颗粒孔内扩散催化剂颗粒的外表面；反应产物从催化剂颗粒的外表面扩散到气向中去。3）变换反应的动力学4）扩散对反应的影响二、工艺流程的确定1、工艺流程的确定依据及原则1）为保证最大的变换效率及深度变换的要求，尽可能达到最适宜的要求，无论是中变或是低变炉，催化剂装填均分别按三层填装。甲烷化炉则按一层填装。2）由于高温气体难以密封，中变炉的段间不采用移出热，而是采用加入蒸气、冷凝液降温；特别冷凝液的吸热潜力很大，降温效果很好；同时由于煤气冷激降温会使变换效率降低，难以保证变换气中的CO，所以不以采用。3）为使入炉的煤气温度提高，保证变换反应的温度需要，同时满足低温变换炉温度的要求，在中变炉气体出口设置热交。为中变炉的调温方便，煤气经热交设置副线，提供一定的冷气量与中变入口热气混合。4）为系统开车升温方便，提供热量，中变炉、低变炉、甲烷化炉进口分别设置电炉。5）为防止热交的腐蚀，在添加蒸汽时采用过热蒸汽，过热蒸汽由中变炉出口蒸汽过热器提供。6）变换过程需要大量蒸汽，为减少蒸汽的加入量，设置饱和热水塔，充分回收变换气中的热量，提供变换反应需要的饱和蒸汽量。7）为增加压缩机的打气量，设置变换气及净化气冷却器，适应压缩机的打气要求。8）为克服铜洗的缺点及铜液的管理困难，降低物料损失。减少环境污染，设置变换与甲烷化配套，利用部分中变炉出口热量为甲烷化反应提供热量。9）为与工厂现有压缩机连接配套，变换压力与压缩机压力等级一致，变换压力采用0.8MPa。2、中低变流程及多段变换流程的选择1）因为造气采用焦碳制气，半水煤气中的CO含量在2832%，并且中变催化剂操作温度范围较宽，所以采用中变除去大部分CO.2）根据系统反应的绝热升温，使催化剂的温度在许可活性温度范围内操作，同时又能长时间将中变炉出口CO控制在8%以下，所以采用三段中变。3）为使原料气预热和增湿，合理利用变换气中的余热,设置饱和热水塔和水加热器。4）为满足甲烷化的转化需求，要求出口变换气中的CO0.2%，将采用中串低流程，并且采用三段低变炉，均采用混合换热式。5）因为全低变要求进系统的杂质含量比较低，特别是焦油含量，而一般小合成氨厂的气体净化度都不能达到很高，使低变催化剂很快失效，并且原料气中的CO含量都高达30%左右，所以不宜采用全低变流程，经过分析比较，选用中串低较适宜。3、换热方式的选择1）换热的原因：CO的变换反应是一个可逆放热反应，在催化剂的活性温度下，随着反应温度的升高，反应速度首先增大，达到最大值后又迅速下降，推动力的下降成为决定反应速度的主要因素，为保证变换反应有效适宜的反应温度，需要将反应热不断移出。2）中间冷却方式的种类：工业上变换过程主要是通过采用多段中间换热式或多段中间冷激式；即在段间加入冷凝水、饱和水蒸汽、冷煤气来降低反应过程的温度，使操作线尽可能地接近最适宜温度。本设计的段间冷却方式采用加入蒸汽；加入蒸汽冷凝液。因用煤气冷激降温会使变换率下降，或因为操作不当，冷激气加入过量，使变换出口的CO含量升高而导致工艺事故，影响后工段生产；所以此法不适宜采用。4、催化剂选择（工业上对催化剂的要求）A、中变催化剂的选择：1）颗粒当量直径和催化剂床层的活性：在现有工业生产中的变换反应条件下，受传质过程的影响，颗粒当量直径愈大，内表面利用效率愈低，床层的活性相对于较小的颗粒愈低，我国中变催化剂的外形尺寸大多数为×mm ）颗粒当量直径和通气压力降:催化剂的当量直径愈小，通气压力降愈大,我国大部分中变催化剂的外形尺寸大多数为×mm的大颗粒直径，选用大颗粒催化剂的主要原因是考虑到以后的生产中气体中的固体杂质堵塞催化剂微孔而引起的压力降。如果选择用的催化剂颗粒度比较小，杂质聚集在表面，容易堵塞而导致系统阻力上升。 3）催化剂中的本体含硫量：为减少中变放硫的时间，要求选用本体含硫量低的中变换催化剂。根据催化剂的性能及销售价格，选择使用湖北沙市催化剂厂的中变催化剂B117,已经能够满足生产的需要。B、低变催化剂的使用原则：1） 要求有优异的低温活性，有比较宽的低温度活性范围；2） 外观为球形，床层阻力小；3） 强度高，遇水不易粉化；4） 耐高硫性强，抗毒性能强；硫化后强度提高1050%；5） 有机硫转化性能和抗氧性能好。经过比较分析决定选择采用湖北化学研究所的B303Q低变催化剂。C、甲烷化催化剂的使用原则1） 催化剂的性能能够满足生产工艺要求，CO15ppm，CO25ppm；2） 在进口CO+CO20.7%的工艺条件下仍能满足生产；3） 对不正常的操作条件下具有一定的适宜性；4） 具有一定的抗毒性能，特别是硫；5） 在操作条件下能够达到有效的使用寿命。经过比较分析选择决定采用南化公司生产的J105甲烷化催化剂。三、工艺条件的确定、工艺流程的叙述、工艺流程的论证A、 工艺条件的确定：1）压力的确定： 从动力学的角度，提高压力可以提高反应速率；从能耗上看，加压变换可以降低能耗1530%，具体操作压力以压缩机二段和工艺蒸汽的压力的合理配置而定；根据压缩机及工艺蒸汽的配置，变换压力采用0.8MPa. 甲烷化的反应是体积缩小的反应，提高压力有利于甲烷化的反应，有利于气体分子在催化剂的扩散，加大空速，提高生产强度。根据通用4M20机和4M40机的配置和工艺情况及脱碳后气体的净化要求，选择甲烷化系统操作压力为1.51.8Mpa。B、 温度的确定：根据中变催化剂B117的性能和特性和中变入口热交的换热效率情况，以及变换气温度应满足两方面的要求；满足变换炉一段进气的换热要求，达到所需要的反应温度；变换炉出口温度受化学平衡的限制，变换气中的CO一定时，出口温度等于平衡温度与平衡温度的总和，按最适宜温度线和催化剂的活性温度为确定依据。中变炉的进口温度确定为：一段进口300330 二段进口380400 三段进口350370各段的出口温度和中变炉出口温度按工艺计算确定：420480低变炉的各段进口温度确定为：170200各段的出口温度和低变炉出口温度按工艺计算确定：200250甲烷化进口温度确定为：270310出口温度按工艺计算确定：330450C、最终变换率对系统的影响及最终变换率的确定1）最终变换率对锅炉的影响最终变换率下降，使变换反应热也相应下降，使饱和热水塔中的回收热量及蒸汽量也相应下降，外供补充蒸汽量增加，锅炉负荷增加，致使出热水塔中的气体温度降低，热量下降，对锅炉供水的预热回收热下降，增加锅炉的煤耗。2）最终变换率对合成的影响最终变换率下降，使变换反应转化率下降，变换气中的氢含量降低，影响合成的氢氮比，降低合成循环气中的氢含量，影响合成的氨产。循环量上升、电耗增加。对于带废锅的合成来说，最终变换率下降，使饱和热水塔中的回收热量及蒸汽量也相应下降，外供补充蒸气量增加，出合成废锅的合成循环气的温度下降，合成的热效率下降，影响合成塔内的反应。3）最终变换率对造气的影响变换效率下降后，变换系统中氢含量下降，影响合成氢氮比，与造气的(CO+H2)/N2相比，实际偏差增大。4）最终变换率对尿素的影响变换效率下降后，变换气中CO2含量下降，送入尿素系统的CO2减少，入塔二氧化碳分压降低，影响尿素合成效率。5）最终变换率对脱碳的影响变换效率下降后，变换气中CO2含量下降，脱碳的溶液循环量偏大，入塔二氧化碳分压降低，二氧化碳溶解度减少，能耗上升。3、汽气比的确定汽气比是指水蒸汽/干原料气的比例，是变换反应中最主要的指标，控制汽气比是控制出口气中的一氧化碳最重要的手段。增加水蒸汽用量，可以提高一氧化碳的变换效率，降低出口气中的CO含量；过量的水蒸汽还起到热载体的作用；但是过高的水蒸汽会增加床层阻力，增加能耗。汽气比主要由饱和塔出口所带水蒸汽量和补加的蒸汽量决定总值。本设计由设计任务书规定入炉水蒸汽/干原料气的比例为1.2，由水蒸汽/干原料气的比例确定的入炉蒸汽量减去饱和塔出口所带蒸汽量等于外加蒸汽量。D、工艺流程的叙述1）变换系统流程：由压缩机二段来的半水煤气，温度小于40，压力在0.8MPa，进入饱和塔底部，与塔顶喷淋下来的140的热水逆流接触，使气体加热增湿，半水煤气被加热到130左右，从饱和塔顶部出来进入汽水分离器，与热交换器来的过热蒸汽混合后温度到达180左右，进入热交换器下部与中变炉出口气换热，混合气加热到300左右经过中变电炉，进入中变炉进行CO的变换反应，使中变气出口CO含量在89%左右，出中变炉的中变气温度450，与热交换器上、中、下三部换热（上段与所加入变换系统的蒸汽换热，使饱和蒸汽变为过热蒸汽，中段与脱碳气换热，下段与半水煤气换热），中变气温度降温到200，经低变电炉进入低变换炉，在上段触媒层中反应。从一段出来的低变气温度250进入水加热器上部在管间与管内的热水换热后，进入低变换炉二段在触媒层反应，从二段出来的低变气温度230进入水加热器中段在管间与管内的热水换热后，进入低变换炉三段在触媒层中反应，使低变出口CO含量达到0.2%以下。出低变炉的变换气温度为220，经水加热器后温度降到140，送入热水塔与饱和塔下来的热水逆流接触吸收热量，温度降低后的变换气进入脱盐水加热器与管间的脱盐水换热（换热后的脱盐水返回锅炉使用），变换气温度降到70进入变换器冷却器降温至35以下。经分离洗涤塔下部，分离冷凝水后进入变换气脱硫塔，与脱硫来的栲胶液逆流接触，脱除变换气中的H2S至15mg/m3以下，经过分离洗涤塔上部洗涤硫泡沫，经气水分离器分离后送到压缩机三段入口。2）甲烷化流程：从脱碳来的脱碳气，温度小于35，经气水分离器分离水后，进入活性碳精脱硫槽A吸附部分H2S，进入甲烷化出口净化气冷却器上部换热气与净化气换热使脱碳气的温度上升至65左右进入有机硫水解槽使有机硫水解成H2S后，进入精脱硫槽B，吸附H2S使脱碳气中的总硫含量0.5mg/m3以下，脱硫后的脱碳气进入甲烷化换热器与管间的甲烷化出口气换热，再与中变炉出口气换热，温度升至300，经甲烷化电炉进入甲烷化炉进行甲烷化反应，使出口气中CO15ppm，CO25ppm，净化气经甲烷化换热器与脱碳气换热后，进净化气冷却器上段换热气加热水解前的脱碳气，经过净化气冷却器冷却35以下后送入压缩四段。E、工艺流程的论证（所确定工艺流程的优缺点）1、变换炉各段的段间换热与饱和热水塔流程的比较变换炉各段的段间换热是加饱和蒸汽或冷凝液作热载体，进行直接与介质气接触，降低各段间的温度，有时单独加入蒸汽或冷凝液，有时同时加入，加入的量多少，主要看所需要的工艺温度决定。饱和热水塔的换热与变换炉的段间换热的共同点在于换热的两种介质直接接触；所不同的是在饱和塔中，热水以饱和蒸汽的形式向煤气提供热量，同时提供变换时所需要的水蒸汽。而在热水塔中用低温热水吸收变换气中的热量，提高热水的热焓，降低出口变换气中的温度，将余热回收利用。2、采用过热蒸气避免换热器的腐蚀由于饱和塔的出口气体中，含有大量的饱和水蒸汽，这些气-汽混合气经过管线、汽水分离器至热交的过程中，有部分热量损失后产生冷凝水，同时有少量的CO2溶解于冷凝水，而变成碳酸水，腐蚀碳钢设备，使汽水分离器及热交加快腐蚀。（或加入一定量的稀氨水，使饱和循环热水中的PH值大于7）。为避免原料气中产生冷凝水，远离露点温度，避免热交腐蚀，因此加入变换系统的蒸汽应采用过热蒸汽，加入的蒸汽点通常为饱和塔出口管汽水分离器。3、变换工段的正常操作控制1）中变炉一段温度的控制：主要通过调整一段进口温度来实现，而一段进口温度又通过热交的半水煤气的近路和系统蒸汽的加入量来实现。2）中变炉二、三段温度的控制：主要通过调整段间的饱和蒸气加入量和冷凝液的加入量来实现。3）低变炉一段温度的控制：主要通过调整入口的冷凝液加入量来实现。4）低变炉二、三段温度的控制：主要通过段间的出口近路来实现。5）甲烷化温度的控制：主要通过改变热交的脱碳气近路来改变进热交脱碳气的预热量来控制。6）出口变换气中CO含量的控制：主要通过入炉的汽/气比来调节（改变入炉蒸汽量）。7）变脱后H2S的控制：通过改变变换气脱硫塔的脱硫液量来调节。8）甲烷化出口微量的控制：通过改变甲烷化温度的控制。（控制甲烷化的反应速率）。9）饱和塔出口温度的控制：改变热水泵的循环量来控制。10）变换气、甲烷化气出口温度的控制：改变冷却水量来控制。11）饱和塔的液位控制：由饱和热水塔的水封液体回流阀来控制。12）热水塔的液位控制：由饱和热水塔的水封液体回流阀及热水泵的循环量、补充水的加入量控制。13）变脱塔的液位控制：改变入塔的脱硫液量和出塔的脱硫液量进行控制。14）分离洗涤塔的液位控制：改变入塔液量和出塔液量进行控制。四、余热回收的设备特点及余热回收的充分性1、余热回收的特点：饱和塔和热水塔的余热回收是塔内的填料传热传质来实现的。中变出口的热量、甲烷化出口的热量分别靠出口的热交换器间接传热回收热量。低变换炉出口的热量靠调温水加热器中的热水回收热量。中变炉出口气中的部分热量以蒸汽过热的形式回收热量。其它低于80以下的低品位热量由冷却水带走。2、经过以上分析，变换系统的热量得到了充分的应用，加入系统的蒸汽能量，第一消耗反应焓变及变换气、半水煤气的焓差；第二是预热锅炉给水节约煤耗；第三冷凝塔中的冷却水带走；第四对周围的热损失。所以，尽可能降低入冷却器系统的变换气温度，降低入变换系统的蒸汽用量，是做好余热回收的根本目的，饱和热水塔系统是回收蒸汽，降低能耗的有效形式，使原料气加热增湿，以传热传质量的方式回收余热，并且有较高位能的蒸汽。缺点：1）部分CO2气溶解于热水中，使循环热水呈酸性而腐蚀碳钢。2）部分热能被冷却水带走，加大了循环水的负荷。3）采用中串低流程的能耗高于全低变系统，但煤气中的焦油、杂质要求比全低变系统的范围宽。3、催化剂的升温还原和降温氧化31：中变炉触媒升温还原的操作32：中变炉触媒B117钝化注意事项33：变换低变炉催化剂升温硫化操作使用CS注意事项34：甲烷化炉触媒升温还原的操作第三章：生产的操作控制一、变换工段的操作控制指标1）压力 2）温度 3）气体控制的成份要求 4）液位5）流量二、甲烷化工段的操作控制指标1）压力 2）温度 3）气体成分 4）流量 5）液位：三、变换炉的操作控制1、负荷变化时的调节：半水煤气的量增加时，根据所增加的量，适当加入蒸汽量和冷凝液水量，适当开热交近路，防止因为气量增加而使变换炉超温度，或因为蒸汽加入量不足而导致变换出口气体中的CO含量升高，影响后工段。半水煤气的量减少时，根据所减少的量，适当减少蒸汽量和冷凝液水量，适当关热交近路，防止因为气量减少而使变换炉温度下垮，或因为蒸汽加入量过大变换炉温度下垮，而导致变换出口气体中的CO含量升高，影响后工段生产。2、半水煤气中氧含量升高时的调节当半水煤气中的氧含量高于0.5%时，变换触媒炉温上升过快，这时一方面加强分析确认氧升高的趋势，另一方面，适当增加蒸汽用量，防止炉温度升高而使触媒结块。当氧含量高至0.8%时，必须报告调度切气做停车处理，待氧含量降至指标内再送入系统重新开车。3、半水煤气的中CO含量变化时的调节半水煤气的量CO含量增加时，根据所增加的量，适当加入蒸汽量和冷凝液水量，适当开热交近路，防止因为气量增加而使变换炉超温度，或因为蒸汽加入量不足而导致变换出口气体中的CO含量升高，影响后工段。半水煤气的CO含量减少时，根据所减少的量，适当减少蒸汽量和冷凝液水量，适当关热交近路，防止因为气量减少而使变换炉温度下垮，或因为蒸汽加入量过大变换炉温度下垮，而导致变换出口气体中的CO含量升高，影响后工段生产。4、H2S变化时的调节当半水煤气的H2S含量增加时，一方面根据所增加的量通知脱硫系统降低半水煤气的H2S含量，在一方面，为防止中变催化剂中毒，适当加入蒸汽量。或者进行系统减量。5、汽气比变化时的调节汽气比主要靠加入系统的蒸气量调节，当外供蒸汽不足时，汽气比降低，会导致出口变换气中的CO含量升高，这时，必须减负荷生产，降低入系统半水煤气的量，如来不及，可以从系统进口切气放空，减少入系统的气量。当蒸汽加入过多时，汽气比增加，会导致中变催化剂温度下垮，催化剂的活性下降，出口变换气中的CO含量升高，必须根据生产负荷及时减少蒸汽用量。第四章：工艺设计中的说明一、设备布置的说明（含布置原则）1、由于变换的生产特点及整个生产的工艺情况，宜将变换、甲烷化的设备布置安装在压缩机和脱碳中间或附近，以便宜减少工艺管线的安装投资及管理方便。2、因工厂所在地常年处于西南风向，所以操作室、办公室、配电室必须设置在西边，装置、设备布置在东边。防止因为事故放空时，使操作人员中毒，或有害气体腐蚀设备、电器、仪表。3、为考虑到设备的吊装、检查修理及便于事故的处理，设备与设备之间有足够的距离，设备布置区有足够的道路。4、为保证远转设备电器的安全，电机、电器设备一律安装在室内。5、所有放空管必须保持与地面10m以上,防止操作人员中毒。6、价格比较昂贵的数字仪表一律安装在室内。7、塔器设备及固定设备一律安装在室外。8、对温度高于70一切加热设备或提温度管线，必须保温，以便减少热损失，提高热利用效率。二、车间的组织管理1、对人员的管理1）车间必须配备有车间领导组织机构，全面负责车间的日常管理工作，配备和充实一定的技术力量。2）配备有足够的操作人员和检查修理人员，完成不同的岗位职责。3）按人员的技术高低，分配好轮班作业人员。4）定期对操作人员、检查修理人员进行技术培训，使其提高操作技能，提高检查修理人员的水平，提高对事故的处理能力。2、对工艺的组织管理1）对所制定的工艺指标，必须严格进行管理和控制，制定奖惩措施，以确保工艺指标的有效性和安全性。2）对长时间达不到的工艺指标，必须组织专业技术人员、操作人员进行分析，制定措施，消除问题的所在，及时组织解决生产中存在的问题。3）涉及到系统的问题必须报告相关部门和车间。4）及时调整工艺存在的波动（气量、温度、液位），使工艺及时处于稳定状态。3、对设备的组织管理1）按设备的结构及性能，进行日常检查、维护、保养。2）按设备的周期，做好设备的大中小修。3）对带病的设备不能坚持使用，必须及时停下处理。4）对不备用的设备状态及时修复，使其处于备用状态。4、对安全的管理1）作业人员必须按规定进行劳保着装。2）按规定规程进行操作。3）认真做好检查，消除隐患。4）杜绝各类事故。6、对事故的管理1）对操作事故、设备事故及其它人身伤亡事故及时组织分析处理，寻找事故发生的原因，确定预防事故的措施，消除事故隐患。2）对事故责任者进行必要的处罚和教育，杜绝责任事故。3）用事故的教训及产生的影响，对整体人员进行教育，防止同类事故的发生。4）重视事故管理的目的在于杜绝事故。7、车间生产成本管理1）熟悉车间生产成本构成。2）定期对车间生产成本进行测算，找出成本升高或降低的原因，使生产成本控制在指标范围内，努力提高经济效益。3）做好车间内的工资分配，按要求的规定办理。4）遵守财务纪律，做好经济管理。三、设备的选择说明本设计的设备选择，主要以变换系统的物料计算，热量计算及催化剂用量计算、换热器的计算，确定设备的能力及选择，其它设备参照相同能力选择配套的设备。四、设计中有关部门问题参数选择的说明1、过热蒸汽的选择：过热蒸汽按1.0MPa的压力下，所产生的过热蒸汽，过热蒸汽温度按380，添加过热蒸汽的目的是防止、减缓换热器的腐蚀。2、换热器选择的基本要求1）满足生产工艺的换热要求；2）设备有先进性；3）操作的稳定性和安全性，温度压力能控制在指标内；4）设备的操作弹性好；5）经济技术指标合理；6）操作控制的有效性和先进性；7）加工、安装、输送的可能性；8）材料选择经济合理性。3、平衡温距的选择由反应器的进口温度和出口温度求出平均反应温度，由平均反应温度到反应平衡时的温度，即反应平衡时的温度与平均反应温度的差值为平衡温距。第五章：非工艺部分的说明非工艺设计是指在设计过程中，由化工工艺分别向其他专业提供设计条件，对某些问题进行必要的解释和说明，以其他专业作为开展工作的依据，各有关专业根据工艺提供的条件和要求，考虑完善本专业的设计工作。一、厂房建筑的说明1、变换岗位的厂房采用砖混凝土钢筋结构。2、建筑物必须满足工艺布置的要求。3、厂房的建筑必须符合防火防爆的要求。4、厂房的建筑必须符合防震、抗震的要求。5、室内必须通风良好，光线明亮。二、水、电、汽的供应1、变换用水情况 变换所用的冷却水由合成循环水系统供给。补加软水有脱盐水站供给。2、供电 变换所用的点由合成联合配电房供给。3、蒸汽的供给1）由合成废锅供给；2）不足的部分由锅炉来蒸汽总管供给。三、安全技术措施及环境保护1、从工艺本身考虑生产的安全性，采用先进的生产工艺，保证安全生产，减少三废；2、经济上合理，工艺上可行的前提下，尽可能选择无毒、低毒的生产工艺及催化剂；3、为作好环境保护，将含尘废水由排污总沟回收入造气循环水使用，将含油废水送回收油处理，将蒸汽冷凝液统一回收到锅炉使用。提高水的利用效率，减少损失。其它废水根据国家排放标准处理后排放。4、采用先进的防火措施及防火技术。5、单机试车时不允许连动试车。6、对设备的强度、密封性、耐久性、防腐性必须有具体的要求，对具有爆炸危险性的应使用相应等级的电器仪表。7、重视对工艺指标的管理，特别是具有安全危险性的指标。8、不得任意改变有安全危险性的指标，杜绝违章行为。9、作好环境保护，减少环境污染。10、生产区内具有良好的通风，防止操作人员中毒。四、变换主要设备一览表五、甲烷化主要设备一览表六、变换、甲烷化自动控制阀位一览表七、现场安装液位计八、测温记录仪表九、流量数显仪表十、分析仪表十一、变换系统测压点十二、甲烷化系统测压点十三、分析取样点第二篇 变换系统工艺设计计算书第一章 变换系统的物料平衡和热量平衡工艺计算一、各气体的比热按1P426433查的各物质的比热，为计算方便，将单位折算成Kj/Nm3.二、计算依据及基准按1P730每生产1吨合成氨的半水煤气为3373.8Nm3为计算基准，每年的生产天数为330天，年生产合成氨能力为60000吨，每小时的生产能力为=7.6吨，每小时处理的气量为7.6×3373.8=25640.0 Nm3/h .三、饱和塔物料及热量平衡工艺计算1、基础数据2、出饱和塔煤气中带出的蒸汽量3、饱和塔的热量平衡工艺计算四、热交换器（煤气段）物料热量平衡工艺计算五、中变换炉的物料及热量平衡计算，对中变一段催化剂层平衡线、最适宜温度曲线、操作的计算；中变炉二、三段的工艺状况确定。因所取用的汽/气比偏高，致使出一段的变换率已达到5.5%，使入二段的CO偏低，故不再对中变二、三段进行物料及热量平衡计算，也不再对段间加入的冷凝液作工艺计算，使理论的工艺气体出一段催化剂后，直接经过二、三段后，按一段出口的工艺状况出中变炉。六、中变炉出口蒸汽过热器物料热量平衡计算七、热交换器物料热量平衡工艺计算（中变换气段）八、低变炉物料及热量平衡工艺计算，对低变一段催化剂层平衡线、最适宜温度曲线、操作的计算。九、低变出口调温水加热器的物料热量平衡工艺计算十、热水塔的物料及热量平衡计算十一、脱盐水加热器的物料热量平衡计算十二、变换器冷却器的物料及热量平衡计算第二章：甲烷化物料及热量平衡工艺计算一、甲烷化物料平衡工艺计算二、甲烷化系统的热量平衡计算第三章：中温变换炉设备的工艺计算一、已知条件二、催化剂用量计算第四章：主热交换器设备的工艺计算一、已知条件：二、设备直径及管数的确定三、设备直径与管板的确定、传热面积的计算第五章：变换甲烷化的主要消耗成本计算第一章 变换系统的物料平衡和热量平衡工艺计算一、各气体的比热按1P426433查的各物质的比热，为计算方便，将单位折算成Kj/Nm3.温度H2COCO2N2O2CH401.2811.2801.5931.2931.3051.566501.2871.2931.6531.2931.3111.6121001.2941.3061.7131.2941.3171.6581501.2951.3151.7491.2951.3201.7192001.2971.3251.7841.2961.3371.7792501.2981.3381.8201.2971.3471.3403001.3001.3511.8551.2981.3571.9013501.3011.3661.8911.3001.3671.9614001.3031.3811.9261.3021.3782.0234501.3051.3971.9621.3041.3882.0835001.3061.4141.9971.3061.4762.144二、计算依据及基准按1P730每生产1吨合成氨的半水煤气为3380Nm3为计算基准，每年的生产天数为330天，年生产合成氨能力为40000吨，每小时的生产能力为=7.6吨，每小时处理的气量为7.6×3380=25688 Nm3/h .三、饱和塔物料及热量平衡工艺计算1、基础数据1）进塔半水煤气流量25688 Nm3/h 2）进塔半水煤气温度为353）出塔半水煤气温度为1304）进塔热水温度为1405）出塔热水温度（待算）6）饱和塔操作压力为0.8MPa，当地大气压力0.085MPa。7）已知35时，饱和水蒸汽的分压为0.00425Mpa，入饱和塔的半水煤气气量为25640.0 Nm3/h,则入塔半水煤气中所带的水量为G=×25640.0=123.7 Nm3/h，折成标准重量=99kg/h。8）入塔干半水煤气的组成为组分H2COCO2N2O2CH4合计组分量m3/h9743.27948.42051.25640.8102.6153.825640.0干含量%38.031.08.022.00.40.6100%9）入塔湿半水煤气的组成为组分H2COCO2N2O2CH4H2O合计组分量m3/h9743.27948.42051.25640.8102.6153.8123.725763.7湿含量%37.830.87.921.90.50.60.6100%10）已知入饱和塔循环水量为：按1P443取吨氨循环水量为25m3/h，则循环水量为：7.6×25=190 m3/h=190000kg/h，2、出饱和塔煤气中带出的蒸汽量取饱和塔出口气中蒸汽的饱和度为95%，130时饱和水蒸汽的分压为PH2O=0.27Mpa，出饱和塔煤气中所带出的蒸汽量为：G=×25640.0×0.95=10693.8 m3/h 折成标准重量=8593.2kg/h出饱和塔湿半水煤气的组成为组分H2COCO2N2O2CH4H2O合计组分量m3/h9743.27948.42051.25640.8102.6153.810693.836333.8干含量%26.821.95.615.50.50.527.0100%由计算可知，出饱和塔的气汽比为10693.8÷25640.0=0.42出饱和塔的热水量为：1900998593.2=182505.8kg/h饱和塔物料平衡表入塔半水煤气25640.0m3/h出塔半水煤气25640.0m3/h半水煤气带入水量99kg/h出口煤气带出水量8593.2kg/h热水泵带入水量190000 kg/h出饱和塔热水量为181509.8 kg/h合计带入水量190099kg/h合计带出水量190099 kg/h3、饱和塔的热量平衡工艺计算1）35时煤气的组成及比热为：组分H2COCO2N2O2CH4合计组分量m3/h9743.27948.42051.25640.8102.6153.825640.0含量%38.031.08.022.00.40.6100%35比热kj/m3.1.2851.2901.6351.2931.5981.3091.3182）进饱和塔的半水煤气带入热量已知进饱和塔的半水煤气流量为25640.0m3/h，气体温度为35，比热为1.318kj/m3.，干半水煤气带入热量为: 25640.0×35×1.318=1182773 kj/h进煤气含水量为99kg/h，水的比热为4.18kj/kg.，气体带水温度为35，干半水煤气中的水所带入的热量为：99×4.18×35=14484kj/h已知进塔热水量为190000kg/h，进塔热水温度为140，水的比热为4.18kj/kg.，进入饱和塔热水所带入的热量为：190000×140×4.18=111188000kj/h合计带入热量为1182773+14484+111188000=112385257 kj/h4）出饱和塔的混合气温度130，130时煤气的组成及比热为：组分H2COCO2N2O2CH4合计组分量m3/h9743.27948.42051.25640.8102.6153.825640.0含量%38.031.08.022.00.40.6100%130比热kj/m3.1.2941.3111.7351.2941.3191.6951.3375）出饱和塔的干煤气所带出的热量已知进饱和塔的半水煤气流量为25640.0 m3/h，气体温度为130，比热为1.337kj/m3.，干半水煤气带入热量为:25640.0×130×1.337=4456488 kj/h6）出饱和塔的煤气中蒸汽所带出的热量130时，查11P2饱和水蒸汽的热焓为2720kj/kg，所带出的蒸汽量为10693.8 m3/h =8593.2kg/h，所带出的热量为2720×8593.2=23373504kj/h7）饱和塔排出的热水所带出的热量已知塔底排出的水量为182505.8kg/h，设排出的热水焓为H，排出热水所带出的热量为182505.8×H，热损失按总热量的6%计算，已知带入的总热量为112385257 kj/h，则热量损失为112385257×6%=6743115 kj/h。合计带出热量为：4456488+23373504+6743115+182505.8×H=112385257 kj/h由热量平衡计算得到：H=426.3kj/kg查11P2饱和热水塔蒸汽表得到排出热水的温度为102.塔底排出热水所带出的热量为： 112385257×426.3=77812150kj/h饱和塔热量平衡表带入热带出热干半水煤气带入热1182773kj/h干半水煤气带出热4456488kj/h半水煤气中水带入热14484kj/h半水煤气中水带出23373504kj/h热水带入热111188000kj/h热水带出热77812150kj/h/热损失带出热6743115kj/h合计带入热112385257kj/h合计带出热112385257kj/h四、热交换器（煤气段）物料热量平衡工艺计算1、热交换器（煤气段）物料平衡工艺计算1）由饱和塔热量平衡计算得知，进热交的半水煤气气量为25640.0m3/h。2）煤气中带入的蒸汽量为10693.8m3/h=8593.2kg/h。3）蒸汽补加量的计算入炉所需要的气汽比为0.6，半水煤气气量为25640.0m3/h，所带入热交的蒸汽量为10693.8kg/h=8593.2kg/h，应该补入的水蒸汽量设为X m3/h.则有=0.6，解之X=4744.2 m3/h.=3812kg/h经过热交的水汽量为4744.2+10693.8=15438.0m3/h=12405.5kg/h4）经过热交的湿煤气组成为：组分H2COCO2N2O2CH4H2O合计组分量m3/h9743.27948.42051.25640.8102.6153.815438.041078.0含量%23.719.35.013.70.30.437.6100%热交换器（煤气段）物料平衡表入塔半水煤气25640.0m3/h出塔半水煤气25640.0m3/h半水煤气带入蒸汽量8593.2kg/h出口煤气中带出蒸汽量24724.2kg/h补充蒸汽量3812.0kg/h合计带入蒸汽量12405.2kg/h合计带出量蒸汽量12405.2kg/h 2、热交换器（煤气段）热量平衡工艺计算1）已知，经过热交的半水煤气气量为25640.0m3/h，进入热交的干半水煤气带入热4456488kj/h，半水煤气中水蒸汽带入23373504kj/h。2）补充蒸汽带入热量已知，补充蒸汽量3812.0kg/h，入炉蒸汽压力为1.0MPa的饱和蒸汽，加热制成过热蒸汽，按11P11查得1.0MPa过热蒸汽的热焓值为3220kj/kg.，过热蒸汽温度为380，1.0MPa的饱和蒸汽的热焓值为2778kj/kg。补充饱和蒸汽所带入的热量为2778×3812.0=10589736kj/h.补充过热蒸汽所带入的热量为3220×3812.0=12274640kj/h.1.0MPa的饱和蒸汽形成过热蒸汽所要补充的热量为（过热所需要的热量）1227464010589736=1684904 kj/h.合计带入的总热量为12274640+4456488+23373504=40104632kj/h，3）半水煤气带出热量已知出热交进中变换炉的温度为300, 300煤气的组成及比热为：组分H2COCO2N2O2CH4合计组分量m3/h9743.27948.42051.25640.8102.6153.825640.0含量%38.131.08.022.00.40.6100%300比热kj/m3.1.3001.3101.8551.3001.3571.9011.351出热交时干半水煤气所带出的热量为：25640.0×300×1.351=10391892kj/h4）出热交半水煤气中的蒸汽所带出的热量查11P11操作压力为0.8MPa，300时的水蒸汽过热热焓为3056kj/kg，煤气中带出蒸汽量12405.2kg/h。出热交时半水煤气中的蒸汽所带的热量为3056×12405.2=37910291kj/h.带出热交的热量为37910291+10391892=48302183kj/h热交中所回收的热量为4830218340104632=8197551kj/h热交换器（煤气段）热量平衡表进入量输出量半水煤气带入热4456488kj/h半水煤气带出热量10391892kj/h煤气中蒸汽带入热23373504kj/h煤气中蒸汽带出热37910291kj/h加入蒸汽带入热12274640kj/h热交提供热量8197551kj/h合计带入热48302183kj/h合计带出热48302183kj/h五、中变换炉的物料及热量平衡计算（一）中变炉一段催化剂层物料平衡计算1、一段入炉汽/气比按实际操作中的0.62、入炉湿煤气组成为：组分H2COCO2N2O2CH4H2O合计组分量m3/h9743.27948.42051.25640.8102.6153.815438.041078.0含量%23.719.35.013.70.30.437.6100%3、平衡变换率的计算一段催化剂层出口温度450，设平衡变换率为X p，按1P418（433式）计算平衡变换率X p=，由A、B、C、D分别为入炉气体中CO、H2O、CO2、H2起始浓度，按入炉混合组成的气量为：A=19.3、B=37.6、C=5.0、D=23.7由1P413表426查得450时的平衡常数为kp=7.455W= kp1=7.4551=6.455U= kp.(A+B)+(C+D)= 7.455×(19.3+37.6)+（5.0+23.7）=453V= kp×A×BC×D=7.455×19.3×37.65.0×23.7=5291q=262平衡变换率X p=77%4）实际变换率的计算因为实际变换率与平衡变换率有一定差距，即平衡温距，一段催化剂层出口温度450，取平衡温距为25，设实际变换率为X p，按1P418（433式）计算平衡变换率X p=，由A、B、C、D分别为入炉气体中CO、H2O、CO2、H2起始浓度，按入炉混合组成的气量为：A=19.3、B=37.6、C=5.0、D=23.7由1P413表426查得450时的平衡常数为kp=6.053W= kp1=6.0531=5.053U= kp.(A+B)+(C+D)= 6.053×(19.3+37.6)+（5.0+23.7）=373V= kp×.A×BC×D=6.053×19.3×37.65.0×23.7=4274q=230平衡变换率X p=73%5）按实际变换率计算出一层催化剂的气体组分半水煤气中的氧与H2在催化剂内完全反应生成水:2H2+O2=2H2O半水煤气中的氧量为102.6m3/h，按反应所耗的H2为102.6×2=205.2 m3/h按变换反应H2O+CO =H2+CO2，1mol的CO与1molH2O反应生成1mol的CO2与1molH2，按1P419(432)式计算一层催化剂出口CO含量。X=Vco进入中变气的CO含量=31% Vco出中变气的一层催化剂出口CO含量，又已经知道变换率为：X=73%中变一段催化剂的变换率为：X=73%解答V/=10.8% 即中变一段催化剂的出口CO含量为10.8%根据半水煤气的组分及组分量为：组分H2COCO2N2O2CH4合计组分量m3/h9743.27948.42051.25640.8102.6153.825640.0含量%38.031.08.022.00.50.6100%中变出口的CO量为10.8%，由变换反应式得知：CO+H2O=CO2+H21mol的CO与1mol的H2O反应生成1molCO2和1mol的H2，设参加变换反应的CO量为Xm3/h，测得中变出口的CO量为10.8%，半水煤气气量为25640.0m3/h，其中的CO量为7948.4m3/h，除去CO的其它气体为25640.07948.4=17691.6 m3/h,则有=10.8%=10.8% 解答X=4704.4 m3/h 即参与变换的CO量。由此可以计算出一段催化剂层的变换气的各组分量为：H2:9743.2205.2+4704.4=14242.4 m3/h,CO:7948.44704.4=3243.7m3/hCO2:2051.2+4704.4=6755.6m3/hN2:不变 5640.8 m3/hO2:全部生成水CH4:不变 153.8 m3/h