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.

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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

2.3.1管程对流给热系数αi„„„„„„„„„„„„„„„„ „10 2．3．2壳程对流传热系数α0„„„„„„„„„„„„„„„„„10 2.3.3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

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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。为了与其他制氨方法相区别，将这种直接合成的产物称为“合成氨”。目前工业上生产氨的方法几乎全部都采用氢氮气直接合成法，但合成氨的名称一直沿用至今。 1.1.1氨的性质

合成氨别名：氨气。分子式NH3，英文名：synthetic ammonia。世界上的氨除少量从焦炉气中回收副产物外，绝大部分是合成的氨。

氨在常温、常压下为无色气体，比空气轻，具有特殊的刺激性臭味，较易液化。当温度250C、压力1MPa时，气态氨可液化为无色的液氨。

氨气易溶于水，溶解时放出大量的热。

液氨或干燥的氨气对大部分物质不腐蚀，在有水存在时，对铜、银、锌等金属有腐蚀。

氨是一种可燃性气体，自燃点为6300C，故一般较难点燃。 1.1.2氨的用途

合成氨主要用作化肥、冷冻剂和化工原料。

合成氨生产，首先必须制取含氢和氮的原料气。氮气来源于空气，可以在低温下将空气液化，分离而得；也可在制氢过程中加入空气，直接利用其中的氮。合成氨生产大多采用后一种方式提供氮。氢气的主要来源是水和碳氢化合物中的氢元素，以及含氢的工业气体。 1.1.3氨合成的原料

合成氨生产常用的原料包括：焦碳、煤、焦炉气、天然气、石脑油和重油。 不论以固体、液体或气体为原料，所得到的合成氨原料气中均含有一氧化碳。固体燃料气化所得半水煤气中的一氧化碳含量为28%~30%，烃类蒸汽转化为12%~13%，焦炉转化气为11%~15%，重油部分氧化为44%~48%。一氧化碳的清除一般分为两次。大部分一氧化碳，先通过变换反应，即在催化剂存在的条件下，一氧化碳与水蒸气作用生成氢气和二氧化碳。通过变换反应，既能把一氧化碳变为易于清除的二氧化碳，同时，又可制得与反应了的一氧化碳相等摩尔的氢，而所消耗的只是廉价的水蒸气。因此，一氧化碳的变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。最后，残余的一氧化碳再通过铜氨液洗涤法、液氮洗涤法或甲烷化法等方法加以清除。

1.2工艺原理

一氧化碳是氨合成反应的毒物，在原料气中含量为13%~30%，一氧化碳变换

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主反应为：

CO + H2O = CO2 + H2 +Q (1-1)

通过上述反应，CO转化为较易被消除的CO2并获得宝贵的H2，因而一氧化碳变换既是气体的净化过程，又是原料气制取的继续。最后，少量的CO再通过其他净化法加以脱除。

此外，一氧化碳与氢之间还可发生下列反应：

C O + H2 = C + H2O (1-2) CO + 3H2 = CH4 + H2O (1-3)

但是，由于变换所用催化剂对反应式（1-1）具有良好的选择性，从而抑制了其他副反应的发生。

变换过程中还包括下列反应式：

2H2 + O2 = 2H2O +Q

1.3工艺条件

1.3.1温度

变换反应存在最佳温度，如果整个反应过程能按最佳温度曲线进行，则反应速率最大，即相同的生产能力下所需催化剂用量最少。但是实际生产中完全按最佳温度曲线操作是不现实的。首先，在反应初期，x很小，但对应的Tm很高，且已超过了催化剂的耐热温度。而此时，由于远离平衡，反应的推动力大，即使在较低温度下操作仍有较高的反应速率。其次，随着反应的进行，x不断升高，反应热不断放出，床层温度不断提高，而依据最适宜曲线，Tm却要求不断降低。因此，随着反应的进行，应从催化床中不断移出适当的热量，使床层温度符合Tm的要求。生产上控制变换反应温度应遵循如下两条原则。 应在催化剂的活性温度范围内操作催化床温度。入口温度高于催化剂的起始活性温度200C左右，热点温度低于催化剂的耐热温度。在满足工艺条件的前提下，尽量维持低温操作。随着催化剂使用时间的增长，因催化剂活性下降，操作温度应适当提高。

催化床温度应尽可能接近最佳温度。为此，必须从催化床中不断移出热量，并且对移出的热量加以合理利用。

根据催化床与冷却介质之间的换热方式的不同，移出方式可分为连续换热和多段换热式两大类。对变换发应，由于整个反应过程变换率较大，反映前期与后期单位催化床所需排出的热量想差甚远，故主要采用多段换热式。此类变换炉的特点是反应过程与移热过程分开进行。多段换热式又可分为多段间接换热与多段直接换热。前者是在间壁式换热器中进行的；后者则是在反应器中直接加入冷流

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体以达到降温的目的，又称冷激式。变换反应可用的冷激介质有；冷原料气，水蒸汽及冷凝水。

对于低温过程，由于一氧化碳反应量少，无需从床层移热。其温度控制除了必须在催化剂的活性温度范围内操作外，低限温度必须高于相应条件下的水蒸汽

0

露点温度约30C。

变换反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即 CO平衡含量增

大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。 而存着最佳反应温对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为

TeRTeE1ln2E2E1E1 Tm=

式中Tm、Te—分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成

和催化剂的不同而变化。 1.3.2压力

压力对变换反应的平衡几乎没有影响，但是提高压力将使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。对平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加压可提高反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压变换再进行压缩的能耗低。具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂操作压力为0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.2-1.8Mpa。本设计的原料气由小型合成氨厂天然气蒸汽转化而来，故压力可取1.7Mpa。 1.3.3H2O/CO2

水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气.改变水蒸汽比例是工业变换反应中最主要的调节手段。

为了尽可能地提高CO的变换率，防止副反应的发生，工业上是在水蒸气过量下进行反应的。因此，应该充分利用变换的反应热，直接回收蒸汽，以降低水蒸气的消耗。此外，合理确定CO最终变换率以及催化剂床层的段效，保持良好的段间冷却效果，都可以促进水蒸气消耗的降低。

中（高）变换时适宜的水蒸汽比例一般为：H2O/CO=3～5，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，因此，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。

1.4变换工段简介

变换工段是指CO与水蒸汽反应生成二氧化碳和氢气的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。

目前，变换工段主要采用中变串低变的工艺流程，这是从80年代中期发展起来的。所谓中变串低变流程，就是在B107等铁铬系催化剂之后串入钴钼系宽温变换催化剂。在中变串低变流程中，由于宽变催化剂的串入，操作条件发生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有了较大幅度的降低；另一方面变换气中的CO含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使操作系统的操作弹性大大增加，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。

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1.5固定管板式换热器

固定管板式换热器的两端管板和壳成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈，（或膨胀节）。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。

特点：结构简单，造价低廉，壳程清洗和检修困难，壳程必须是洁净不易结垢的物料。

固定管板式换热器主要有外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。固定管板式换热器的结构特点是在壳体中设置有管束，管束两端用焊接或胀接的方法将管子固定在管板上，两端管板直接和壳体焊接在一起，壳程的进出口管直接焊在壳体上，管板外圆周和封头法兰用螺栓紧固，管程的进出口管直接和封头焊在一起，管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板。这种换热器管程可以用隔板分成任何程数。

固定管板式换热器结构简单，制造成本低，管程清洗方便，管程可以分成多程，壳程也可以分成双程，规格范围广，故在工程上广泛应用。壳程清洗困难，对于较脏或有腐蚀性的介质不宜采用。当膨胀之差较大时，可在壳体上设置膨胀节，以减少因管、壳程温差而产生的热应力。 固定管板式换热器的特点是：

1.旁路渗流较小 2.造价低 3.无内漏

固定管板式换热器的缺点是

1.壳体和管壁的温差较大，易产生温差力

2.壳程无法清洗，管子腐蚀后连同壳体报废，设备结垢场合，寿

命较低，不适用于壳程易结垢场合

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第二章 工艺过程设计

合成氨厂变换工段为回收变换气的热量以提高进饱和塔的热水温度，需设计一台列管式换热器。已知：变换气流量为12×103 kg/h,变换气进换热器温度为245℃，压力为0.9MPa.热水流量为52×103 kg/h，热水进换热器温度为160℃，压力为0.95MPa。要求热水升温8℃。设变换器出换热器时的压力为0.88MPa。

2．1 估算传热面积

2.1.1查取物行数据

水的定性温度为（160+168）/2=1℃。变换气的平均压=（0.9+0.88）/2=0.MPa。设变换气出换热器的温度为168℃，则变换器的平均温度为=（245+168）/2=206.5℃，查得水与变换器的物性数据如下： 比热容Cp粘度μ导热系数λ介质 密度ρ（kJ/kg·℃） (Pa·s) ( W/m·℃） 3（kg/m） 水 变换气 2.1.2 热量衡算 热负荷 Q= qm,c Cp,c(t2-t1)=51×103×4.266(168-160)=1.79×106kJ/h 变换气出口温度 T2=T1-Q/qm,hCp,h=245-1.79×106 (12×103×1.96)=169℃ 此T2值与原设T2=168℃相近，故不再试算，以上物行数据有效。 2.1.3 确定换热器的材料和压力等级

考虑到腐蚀性不大，合成氨厂该换热器一般采用碳钢材料，故本设计中也采用碳钢材料。本设计中压力稍大于0.59MPa，为安全设计，采用1.0MPa的公称压力等级。

2.1.4 流体通道的选择

合成氨厂此换热器中一般是热水走管程，变换气走壳程，这是因为变换气流量比水大得多，走壳程流道界面大且易于提高其α值的缘故。本设计亦采用此管、壳程流体的方案。 2.1.5 计算传热温差

首先计算逆流时平均温差：

t1t2)(245168)(1160)t24.680C mt1245168lnln

1160t2

考虑到管程可能是2、4程，但壳程数为1。

tt168160P210.094T1t1245160 7

934.8 2.98 4.308 0.96 24.01×10-5 1.717×10-5 0.686 0.0783

RT1T2245110.12t2t1168160查图2-29得φΔt=0.〉0.8 所以两流体的平均温差为： Δtm=φΔtΔtm′=0.×24.68=21.96℃ 2.1.6 选K值，估算传热面积

根据生产经验，取K=200 W/（m2·℃），则

Q1.55106103 S98.3m2ktm20021.963600

2.1.7 初选换热器型号

由于两流体温差小于50℃，故可采用固定管板式换热器。有附录初选G800VI-10-100型换热器，有关参数列表如下： 外壳直径 D 公称压强 MPa 公称面积 m2 管程数 Np 管子排列方式 800 1.0 100 6 三角形 管子尺寸 mm 管子长度 l m 管数 N 管心距t mm φ25×2.5 3 444 32

按上列数据核算管程、壳程的流速及Re： 管程流通截面积： N44422Sd0.020.02324mii 4NP46管内水的流速： qm,c52103ui0.665m/s

3600cSi3600934.80.02324 diuic0.020.665934.8Re5.71104i 5c21.7710

壳程流通截面积：S0=h(D-ncd0)

取nc=24 nc1.1n1.144423.2

取折流板间距： h=400mm.S0=0.4(0.8-24×0.025)=0.08m2 壳内变换气流速： qm,h12103u013.98m/s

3600hS036002.980.08

当量直径： 332224td40.0320.025 024240.0202m ded00.025Re0deu0hh13.982.980.02024.910451.717108

2.2 计算流体阻力

2.2.1 管程流体阻力

∑Δpi=(Δp1 +Δp2)FtNpNs

设管壁粗糙度ε为0.1mm，则ε/d=0.1/20=0.005, Rei=4.99×104,查得摩擦系数λ=0.032

2 plcuic1 di2,p3u2i22,  lcu20.0323934.80.6652 ppi12d331611Pai20.022

∑Δpi=(Δp1 +Δp2)FtNpNs=1611×1.4×6×1=13534Pa符合一般要求。

2.2.2 壳程流体阻力

∑Δp0=(Δp1′ +Δp2′)FsNs

2 pFfhu010n0(NB1)2,p2NB(3.52h/D)2hu02,因为Re10o.2280=3.58×4>500, 故 f05.0Re05.0(3.58104)0.2280.458管子排列为正三角形排列，取F=0.5

当板数NB=(l/h)-1=(3/0.4)-1=6.5 取为7

13.982 p10.50.42624(71)2.9826342.5Pa,

 p0.427(3.52)2.9813.9825096Pa, 0.82

取污垢校正系数Fs=1.0

∑Δp0=（6342.5+5.96）×1.0×1=11438.6Pa<0.02Mpa

故管、壳程压力损失均符合要求。

2.3 计算传热系数，校正传热面积

2.3.1 管程对流给热系数αi

9

Rei=5.71×104

PriCphhh4.30810324.011051.510.686i0.0230.023idiRei0.8Pri0.40.686(5.71104)0.81.510.45938W/(m20C)0.022.3.2 壳程对流传热系数α0

35 PrCpcc1.96102.5100.6260c0.0783

壳程采用弓形折流板，故

2.3.3 计算传热系数

取污垢热阻Rsi=0.30m2·℃/kW,Rs0=0.50 m2·℃/kW. 以管外面积为基准 则

1 K计d0dbd1 Rsi00Rs0idididm0

1303W/(m20C) 25250.00252510.00030.0005 593820204522.51

2.3.4 计算传热面积

00.360.360d0Re00.55Pr01/3w0.0783(4.9104)0.550.6261/31.0451W/(m20C)0.0202Q1.55106103S需.7m2K计tm30321.963600 10

所选换热器实际面积为

S=nπd0l=444×3.14×0.025×3=104.6m2

S供104.6 1.61S需.7

0-I-10-60型换热器主要参数及计算结果

主要参数 外壳直径mm 公称压强kg/cm2 公称面积m2 管程数 管子排列方式 管子尺寸mm 管长m 管数N 管中心距t mm 管程通道截面积m2 折流板间距mm 壳程通道截面积mm 600 10 60 1 三角形排列 φ25×2.5 3 269 32 0.0845 600 0．0504 计算结果 热负荷 kJ/h 传热温差 ℃ 管内液体流速m/s 管外气体流速m/s 管内液体雷诺数 管外气体雷诺数 管内液体压降 Pa 管外气体压降Pa 管内液体对流给热系数W/(m2·℃) 管外气体对流给热系数W/(m2·℃) 传热系数计算值W/(m2·℃) 传热面积需要值m2· 1.55×104 36.8 0.160 16.24 1.37×104 5.69×104 140 93 1.82×103 448 2 44.3 安全系数 S供60.01.35

S需44.3

以上计算表明，选用G600-I-10-60固定管板式列管换热器可用于合成氨变换工段的余热回收。

所以本次设计使用G600-I-10-60固定管板式换热器。

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参考文献

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12．有机化工原料大全·全国化工学会石油化工学会组织编写·魏文德·北京化学工业出版社·19.5（共四卷）

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17. 《化工设备图册》上海化学工业设计院石油化工设备设计建筑图 15. 《合成氨工艺与节能》华东化工学院出版社

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