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第一章合成氨的现状及发展概况
1.1概况氨是20世纪世界重要的基础化工产品之一,其产量居各种化工产品的首位;同时也是能源消耗的大户,世界上大约有10%的能源用于生产合成氨氨既是主要的最终产品,同时又是重要的中间体
[6]按其提供反应氮用途分为“化肥氮”和“工业氮”氨主要用于农业,合成氨是氮肥工业的基础,氨本身就是重要的氮素肥料,其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各种铵盐肥料,这部分约占70%的比例,称之为“化肥氨”;同时氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料,用于生产铵、胺、染料、炸药、制药、合成纤维、合成树脂的原料,这部分约占30%的比例,称之为“工业氨”
[7]氨在21世纪世界经济中仍将占有十分重要的地位展望21世纪合成氨的发展,对于我们了解合成氨发展和变化规律,预测21世纪合成氨发展趋势,制定规划和促进社会经济可持续发展具有十分重要的现实意义
1.2世界合成氨工业概况
1.
2.1氨的生产能力和产量合成氨是化学工业中产量很大的化工产品1982年,世界合成氨的生产能力为125Mt,但因原料供应、市场需求的变化,合成氨的产量远比生产能力要低近年,合成氨产量以苏联、中国、美国、印度等十国最高,占世界总产量的一半以上
[8]
1.
2.2消费和用途合成氨主要消费部门为化肥工业,用于其他领域的(主要是高分子化工、火炸药工业等)非化肥用氨,统称为工业用氨
[9]目前,合成氨年总消费量约为
78.2Mt,其中工业用氨量约为10Mt,约占总氨消费量的12%
1.
2.3原料合成氨主要原料有天然气、石油、重质油和煤等1981年,世界以天然气制氨的比例约占71%,苏联为
92.2%、美国为96%、荷兰为100%;中国仍以煤、焦炭为主要原料制氨,天然气制氨仅占20%70年代原油涨价后,一些采用石油为原料的合成氨老厂改用天然气,新建厂绝大部分采用天然气作原料
[10]
1.
2.4生产方法生产合成氨的方法主要区在原料气的制造,其中最广泛采用的为蒸汽转化法和部分氧化法
1.3尿素的生产工艺流程
1.
3.1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;对气态烃类和石油,工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气
[11]
1.
3.2净化将粗原料进行净化处理,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/mol1-1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
[12]2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法Rectisol、聚乙二醇二甲醚法Selexol等
[13]粗原料气经CO变换以后,变换气中除H2外,还有CO
2、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
[14]3气体精制过程经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,即精制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/L以下,但是需要消耗有效成分H2,并且增加惰性气体CH4的含量
[15]甲烷化反应如下CO+3H2→CH4+H2O-
206.2kJ/mol1-2CO2+4H2→CH4+2H2O-
165.1kJ/mol1-
31.
3.3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→2NH3g-
92.4kJ/mol1-
41.
3.4合成尿素工业上用液氨和二氧化碳为原料,在高温高压条件下直接合成尿素,反应方程如下2NH3+CO2→NH2COONH4→CONH22+H2O1-
51.4我国合成氨工业的发展情况20世纪50年代以来,中国氮肥工业不断发展壮大,解放前我国只有两家规模不大的合成氨厂,解放后合成氨工业有了迅速发展,1982年达到
1021.9万t
[17],成为世界上产量最高的国家之一目前合成氨产量已跃居世界第一位,掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃等多种原料生产合成氨、尿素的技术,形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局近几年来,我国引进了一批年产30万t氮肥的大型化肥厂设备我国自行设计和建造的上海吴泾化工厂也是年产30万t氮肥的大型化肥厂这些化肥厂以天然气、石油、炼油气等为原料,生产中能量损耗低、产量高,技术和设备都很先进第二章氨汽提法基本原理
2.1汽提法的基本原则就是把合成塔排出的合成反应液,在合成压力下和较高温度下,在汽提塔内与汽提气氨、CO2或惰性气体逆流相遇,将氨和CO2从尿液中分解出来,然后将气体导入高压甲铵冷凝器内,化合冷凝为甲铵液,放出热量用于副产蒸汽
2.2汽提法基本原理使尿液中的甲铵按下述反应分解为NH3和CO2过程,反应方程如下NH4COONH2液=2NH3气+CO2气—Q2-1此反应为可逆吸热,体积增大的反应我们只要提供热量,降低压力或者降低气相中NH3与CO2某一组分的分压,都可以使反应向右进行,以达到分解甲铵的目的汽提法是在保持压力与合成塔相同的条件下,在供给热量的同时,采用降低气相中NH3和CO2某一组分或NH3与CO2都降低的分压的办法来分解甲铵的过程当温度为t℃时,纯态甲铵的离解总压力与各组分(NH3与CO2)的分解压的关系,按以上化学方程式可作如下表示2-2假如氨和二氧化碳之比不是21状态存在,在温度仍为t℃时,它的总压为P,其各组分的分压为,分别为气体中氨,二氧化碳的分子数,这样反应式在温度为时的平衡常数应为2-3温度相同,平衡常数相等,所以温度为时℃时则2-42-5但纯甲铵在某一固定温度下的离解压力为不变常数C,所以2-6从此式可以看出,当趋近于1时,则必趋近于0,就趋近于0,则趋近于无穷大,即趋近于无限大,就是说甲铵液用通入,气相中几乎全为时(),P趋近于无限大,即甲铵的离解压力近于无限大我们知道,如果在某温度下的离解压力大于操作压力,甲铵就会分解,此即汽提法分解甲铵的理论基础当趋近于1时,趋近于0,同理P趋近于无限大,即当甲铵液用气体通入,气相几乎全为时(),同样甲铵离解压力近于无限大,操作压力小于离解压力,甲铵就得到分解,这就是氨汽提法分解甲铵的理论基础斯那姆氨汽提尿素工艺是在与合成塔相同压力条件下,采用钛材的降膜式汽提塔,利用合成反应液中过剩的自汽提作用,使甲铵得到分解,将溶液中的汽提出来
2.3斯那姆氨自提工艺之优缺点
2.
3.1优点1高氨碳化,高转换率由于合成塔采用高氨碳比NH3/CO2操作,使合成塔转换率提高;加上采用钛材的降膜式汽提塔,使汽提操作温度可以高达200℃,在汽提塔内由于过剩氨的自汽提作用,使甲铵分解率提高,从而减少了中低部分的负荷2采用甲铵喷射泵,使合成圈内高压水平布置,不仅节省了高框架,同时也方便了安装检修3热利用效率高,能耗低,采用了热循环利用的措施来降低能耗4操作弹性大,易于操作控制5爆炸危险小因为使用了钛材,使加入的钝化空气少,从而避免了爆炸混合物的生成6原料气损失少因为加入的钝化空气少,从而放空量少
2.
3.2缺点占地面积相对较大,流程长,设备多,相互制约性强,控制点多,技术素质要求高等第三章氨汽提法工艺概述
3.1尿素合成及高压回收来自界区的原料液氨通过氨回收塔进入氨回收器,然后通过氨升压泵加压到
2.17MPa分两路,一路少量进入中压吸收塔,另一路大量进入高压液氨泵加压到
21.46MPa,进入甲铵喷射器作为驱动液,将来自甲铵分离器的甲铵液增压后混合一起进入尿素合成塔来自界区的二氧化碳气体,经二氧化碳压缩机五段压缩至
16.7MPa,经过油过滤器后进入尿素合成塔为钝化不锈钢的表面,防止反应物和反应生成物所造成的腐蚀,在压缩机一段加入少量的来自界区的工艺空气合成塔在压力
15.5MPa,温度为188℃,氨碳比NH3/CO2摩尔=
3.4-
3.6,水碳比H2O/CO2摩尔=
0.6-
0.7条件下合成尿素,二氧化碳转化率为63-65%出合成塔的尿素熔融物经蝶阀自流到
2.1MPa中压蒸汽加热的降膜式汽提塔,其操作压力为
14.41MPa.尿液顺降膜交换器流下,同时被加热,由于溶液中过剩氨的自汽提作用,使二氧化碳沸腾出溶液,从而降低了溶液中的CO2含量,为防止汽提塔的腐蚀,在汽提塔底部加入从钝化空气压缩机来的钝化空气,汽提气和从中压吸收塔塔底流出的,并经过高压甲铵液泵加压后的甲铵业混合后进入甲铵混合器,然后进入高压甲铵冷凝器,在高温高压下冷凝,回收甲铵冷凝热,并产生
0.34MPa的蒸汽冷凝后的甲铵经过甲铵分离器分离后进入甲铵喷射器,然后被甲铵喷射器的驱动液液氨一起带入合成塔甲铵分离器分离出来的不凝气体,主要含有惰性气体和少量的氨和CO2,这些气体经控制减压送到中压分解收集罐中
3.2分解和回收分解和回收分为
1.7MPa中压分解回收,
0.35MPa低压分解回收,
0.035MPa真空分解回收三段
3.
2.
11.7MPa中压分解回收汽提塔E-101底部的溶液经减压到
1.7MPa进入中压分解塔分离器V-102,溶液在此闪蒸并分离,分离后的尿液进入中压分解塔E-102A/B,甲铵在此分解,E-102A壳体用
0.5MPa蒸汽供热,E-102B用汽提塔蒸汽冷凝液分离器V-109的
2.1MPa蒸汽冷凝液供热从中压分解塔分离器顶部出来的含有氨和二氧化碳的气体先送到真空预浓缩器E-104壳程中,被中压碳铵液泵P-103A/B送来的碳铵液吸收,其吸收和冷凝热用来蒸发尿液中的部分水份,然后进入中压冷凝器E-106用冷却水冷却,最终进入中压吸收塔C-101中压吸收塔为泡罩塔,它用氨升压泵P-105A/B来的液氨和氨水泵P-107A/B送来的氨水共同洗涤二氧化碳中压吸收塔顶部出口含CO220-100ppm的气体氨进入氨冷凝器E-109冷凝成液氨收集于氨收集器V-105中,不凝性气体先进入氨储罐,后进入氨回收塔C-105,然后进入中压惰性气体洗涤塔C-103,用蒸汽冷凝液吸收氨成为氨水,惰性气体放空,其吸收热通过中压氨吸收塔E-111用冷却水移走,氨水通过氨水泵P-107A/B被送到中压吸收塔中压吸收塔底部溶液通过高压铵泵P-102A/B加压到
15.2MPa,送至甲铵冷凝器E-105中,返回合成圈
3.
2.
20.35MPa低压分解和回收中压分解塔收集器L-102的尿液减压到
0.35MPa进入低压分解塔分离器V-103,尿液在此闪蒸,并进入低压分解塔E-103分解尿液中剩余的甲铵,热源由
0.35MPa蒸汽提供从低压分解塔分离器顶部出来的气体与来自解吸塔C-102,水解器R-102的气体一起进入低压冷凝器E-108用冷却水进一步冷凝经冷凝的碳铵液和不凝气体进入碳铵液收集器V-106,碳铵液通过中压碳铵液泵P-103A/B送到真空预浓缩器E-104,其中的惰性气体进入低压惰性气洗涤塔C-104用蒸汽冷凝液洗涤后放空
3.
2.
30.035MPa真空分解和回收低压分解塔收集器L-103底部的尿液减压后送到真空预浓缩器分离器V-104,尿液在此闪蒸并分离,分离后的尿液进入真空预浓缩器E-104分解残余的甲铵,热源由中压分解气的冷凝热提供尿液进入真空预浓缩器收集器L-104后,通过尿素溶液泵P-105A/B送到真空部分真空预浓缩器分离器顶部出口气体被抽至一段真空浓缩系统L-105进行冷凝,冷凝后的液体去工艺冷凝液处理系统
3.3尿液的浓缩由真空预浓缩器收集器出口尿液进入尿液泵中被送至一段真空浓缩器,用
0.34MPa蒸汽加热,气液混合物进入一段真空分离器进行气液分离一段真空分离器顶部出口气体、真空预浓缩器分离器顶部气体均进入一段真空浓缩系统第一表冷器,用冷却水冷却成稀氨水进入工艺冷凝槽一段真空系统第一表冷器不凝性气体和调节一段真空系统操作压力的空气被
0.34MPa蒸汽动力的一段真空系统第一喷射器抽入到一段真空系统第二表冷器,用冷却水冷却成稀氨水入工艺冷凝槽,一段真空系统第二表冷器不凝性气体经一段真空系统第二喷射器抽入到第
一、二段真空系统公用表冷器,用冷却水冷却成稀氨水入工艺冷凝槽不凝性气体放空一段真空分离器底部尿液自动进入二段真空浓缩器,用
0.34MPa蒸汽加热,气液混合物进入二段真空分离器进行气液分离,然后尿素熔融物进入二段真空分离器收集器,经熔融尿素泵送至造粒塔造粒二段真空分离器顶部出口气体被用
0.34MPa蒸汽动力的二段真空泵第一喷射器即升压器抽入到二段真空系统第一表冷器,用冷水冷却成稀氨水入工艺冷凝液槽,不凝性气体和用来调节二段真空系统操作压力的空气经二段真空系统第二喷射器抽入到二段真空系统第二表冷器,用冷却水冷却成稀氨水入工艺冷凝液槽,不凝性气体被第二段真空系统第三喷射器抽到
一、二段真空系统公用表冷器,稀氨水进入工艺冷凝槽,不凝性气体放空开停车过程中排出的尿液及尿素排放槽的尿液均收集于尿液槽中,在经尿液回收泵输送到尿液浓缩系统
3.4尿素造粒熔融尿素泵将熔融尿素送到造粒塔的造粒喷头,喷头喷出的尿素液滴下降与造粒塔底部进入的冷空气逆流接触固化成粒状尿素含有几个ppm尿素粉尘的空气离开造粒塔顶进入大气固体颗粒尿素被塔底的刮料机输送到造粒塔皮带上,然后被输送到尿块分离器进行大块分离分离出的不合格粒子被输送到尿素循环皮带运输机,然后输送到尿素密封排放槽,被溶解成尿液,在经尿素密封排放回收泵输送并经过尿液过滤器进入尿液槽尿块分离器分离出的合格尿素颗粒被送到称重皮带运输机,经称重机称重后,送往贮存包装工段
3.5工艺冷凝液处理来自一段真空系统,二段真空系统的含有氨和二氧化碳的工艺冷凝液收集于工艺冷凝液槽中,各处排放的碳铵液收集于碳铵液排放槽,并通过碳铵液排放回收泵输送到工艺冷凝液槽中集中在工艺冷凝液槽中的工艺冷凝液由解吸塔给料泵加压经解吸塔预热器预热后送到解吸塔顶部,其操作压力为
0.35MPa,解吸塔预热器热源由解吸塔净化水提供解吸塔分上下两段,上段出液用水解器给料泵加压经过预热后送到水解器在水解器内尿素被
3.5MPa,430℃的蒸汽所分解水解液经过水解器换热后进入解吸塔下段的顶部,解吸塔底用
0.5MPa蒸汽直接加热解吸塔底排出的净化水经解吸塔预热器回收热量后去界区解吸塔及水解器顶部出口气体与低压分解器分离器顶部出口气体混合后进入低压回收系统
3.6辅助网络
3.
6.1蒸汽网络1高压蒸汽压力P=
3.5MPa,t=430℃;2中压过热蒸汽网压力P=
2.1MPa,t=240℃;3饱和蒸汽网压力P=
2.1MPa,t=219℃;4饱和蒸汽网压力P=
0.49MPa,t=158℃;5饱和蒸汽网压力P=
0.34MPa,t=147℃;
3.
6.2冲洗网络1高压冲洗KW压力P=
18.0MPa;2高压冲洗HW压力P=
2.6MPa;3高压冲洗LW压力P=
1.0MPa;第四章低压工段的物料衡算
4.1低压工段工艺流程图见图
4.1图
4.1低压工段的工艺流程图Fig.
4.1Theflowprocesschartofthelowpressuresection
4.2物料取样表对实际工厂各管道取样分析,得到下表表
4.1流股质量分数Tab.1Thequalityscoreoffluid流股质量分数NH
36.
481.
760.
398.
8669.
7441.56CO
21.
390.
770.
14.
2919.
1210.08Ur
62.
9170.
2583.81000H2O
29.
2227.
2215.
786.
8511.
1448.36流股质量分数NH
340.
290.
540.
9618.
154.
580.42CO
213.
820.
19.
9322.
442.
010.06Ur
01.
16001.290H2O
45.
998.
2549.
1359.
4192.
1299.
524.3物料具体计算以年产13万t尿素为基准(注一年按360天计算,一天24小时不间断生产,以下物料计算各单位按kg/h计算,则换算后为约15046kg/h)对于低压分解器E-103流股中各组分NH3(kg/h)CO2Ur15046H2O(注计算单位下同)流股中各组分量NH3CO2Ur15046H2O流股=流股-流股,于是其各组分量NH3CO2Ur H2O对于真空预浓缩器,流股中各组分量NH3CO2Ur15046H2O对于流股,通过对日产400t尿素的工艺参数作对比,易知对于年产13万t它的日产量约为361t,于是有各组分量NH3CO2H2O流股中各组分量NH3CO2H2O流股中各组分量NH3CO2H2O对于解吸塔流股中各组分量NH3CO2H2O流股中各组分量NH3CO2Ur H2O流股中各组分量NH3CO2H2O流股中各组分量NH3CO2H2O流股中各组分量NH3CO2Ur H2O流股中各组分量NH3CO2H2O
4.4物料平衡表表
4.2低压工段的物料平衡表Tab.
4.2TheSectionbalancesheetofthematerialsinthelowpressure流股号状态温度℃NH3kg/hCO2kg/hUrkg/hH2Okg/h合计kg/h液158155033215046698823916液13837716515046583021418气1251173167011582498液102701815046281917953气96308149030193476气140901124700143912920液422070502024094981液45000647647气1251147393013072847液13569141601355913802液422072502024855101气233991220324545液1135672491601140412380液13560901421714286第五章低压工段的热量衡算
5.1计算依据本焓值的计算是基于下述规定1气体混合物其焓值是各个化合物焓值之和,而化合物焓值的计算是以其在混合物中分压和混合物温度为条件的,甲铵和尿素假设不存在气相中,而总是分解成CO2和NH32液体混合物在混合物中,不存在游离态的NH3,而所有NH3与CO2相应结合生成甲铵;除了NH3与CO2反应生成甲铵外,其余的NH3与水结合,以氨水形式存在(惰气忽略不计)在溶液中以CO2为基准甲铵量的计算如下例某溶液中CO2=1000kg,NH3=1500kg,H2O=1000kg,那么计算可得甲铵1000×
1.7727=
1772.7kg甲铵中NH31000×
0.7727=
772.7kg游离NH31500-
772.7=
727.3kg氨水溶液1000+
727.3=
1727.3kg其浓度为3标准状态的选择在101KPaA,Tst=25℃时,下列物质理想气体、液体,Ur液体和甲铵液体的焓值Hisc均为零标准反应焓甲铵5-1Ur5-2总的热量平衡方程稳态为5-35-45-5式中—进口物料的焓—i组分的反应热—出口物料的焓—i组分进口流量—i组分出口流量
5.2低压工段热量计算具体计算如下
5.
2.1对低压分解塔E-103进行热量衡算对于流股液体液体,T=158℃NH3(kg/h)(注单位下同)CO2Ur H2O折算为甲铵甲铵中NH3游离的NH3氨水溶液氨水的浓度为(质量分数)这样流股转化为液体,T=158℃即甲铵氨水溶液[浓度
15.6%质量分数]尿素查它们对应的比焓图表
[19],得H甲铵=320kJ/kgH氨水溶液502kJ/kgH尿素256kJ/kg△H(kJ/h)(单位下同)流股,液体,T=138℃NH3甲铵CO2转化为氨水溶液[浓度
15.6%质量分数]6080Ur UrH2O查对应的焓图表,得H甲铵288kJ/kgH氨水溶液628kJ/kgH尿素228kJ/kg△H==流股,气体,T=125℃,P=450kPaNH3CO2H2O所以查焓压图知
[20],HNH
347.6kJ/kgHCO
237.2kJ/kgHH2O1542kJ/kg△H=kJ/h生成甲铵的热量为△H甲铵=kJ/h对于低压分解塔E-103,△HE-103=△H-△H甲铵-△H-△H==kJ/h即每小时需要向低压分解塔E-103提供132872kJ的热量
5.
2.2对低压冷凝器E-108进行热量衡算对于流股,液体,T=42℃NH3甲铵CO2转化为氨水溶液浓度(
4.10%),H2O查对应的焓图表,H甲铵165kJ/kgH氨水溶液-209kJ/kg△H==kJ/h生成甲铵的热量,△H甲铵==kJ/h对于流股,气体,T=125℃,P=
0.44MPaNH3CO2H2O所以查焓压图知,HNH
358.5kJ/kgHCO264kJ/kgHH2O982kJ/kg所以,△H==kJ/h流股,气体,T=233℃,P=
3.53MPaNH3CO2H2O所以查焓压图知,HNH3294kJ/kgHCO2196kJ/kgHH2O3421kJ/kg所以,△H==kJ/h又,对于生成氨水的热量△H1==kJ/h对于生成氨水的热量△H2=kJ/h对于低压冷凝器E-108,有△HE-108=△H+△H-△H-△H1-△H2-△H甲铵==kJ/h即低压冷凝器E-108每小时带走的转换的热量是5141608kJ第六章低压冷凝器的工艺计算下面对低压冷凝器E-108进行工艺计算
6.1换热面积的计算由实际的工艺条件知其进口流股为气体,T=125℃,P=
0.44MPa而出口流股为气体,T=42℃,P=
0.436MPa温差△T=125-42=83℃又由工具手册查得该混合气的总传热系数为K=140W/m2·℃由传热速率方程dQ=KT-tdS,得,Q=KS△T6-1其中,Q—导热速率,即单位时间传导的热,本题单位J/S;S—总传热面积,单位m2;△T—流体进口与出口温度差的平均值,单位℃;由前面求得该冷凝器每小时带走的热量为5141608kJ于是导热速率解得S=170m
26.2低压冷凝器的设计计算从上面的计算得出低压冷凝器E-108的设计条件如下
6.
2.1已知条件1工作压力管程,混合气,
0.44MPa;壳程,冷却水,
0.436MPa;2壳、管壁温差60℃,ttts;壳程介质温度为22-33℃;管程介质温度为125-42℃3由工艺计算求得换热面积为170m
26.
2.2计算1管子数n选用¢25×
2.5的无缝钢管,材质20号钢,管长3米因为6-2所以根其中因安排拉杆需减少6根,实际管数为796根2管子排列方式,管间距的确定采用正三角形排列,查工具手册,得知管层数为13层由工具手册表查得,管间距a=32mm3低压冷凝器壳体直径的确定Di=ab-1+2l6-3式中Di—冷凝器内径,mm;Di—正六角形对角线上的管子数,查表,取b=27;l—最外层管子的中心到壳壁边缘的距离,取l=2d0;Di=32×27-1+2×2×25=932取壳体直径Di=1000mm4冷凝器壁厚的计算材料选用20R钢,计算壁厚为6-4Pc—计算压力,取Pc=
1.0MPa;Di=1000mm;=
0.85局部无损焊接;设壳壁温度125℃;取腐蚀裕量,查钢板厚度负偏差表得,其负偏差;所以此钢板厚度的附加值为,圆整后实际取值5低压冷凝器封头选择本设计上下封头均选用标准椭圆形封头即,根据JB/T4737—2002标准,封头为,曲面高度;直边高度,如图所示见图
6.2,材料选用20R钢;下封头与裙座焊接直边高度去40mm6容器法兰的选择材料选用16MnR,根据JB4703—92标准,选用,的榫槽密封面长颈对焊法兰法兰尺寸如图所示,见图
6.37管板尺寸确定选用固定式换热器管板,并兼做法兰由《钢制列管式固定管板换热器结构设计手册》,查得,,见图
6.48管子拉脱力计算a、6-5式中b、温差应力导致的每平方米胀接周边上的拉脱力6-6式中6-7查操作手册得,;于是由已知条件可知,与的作用方向相同,都使管子受压,则合拉脱力为因此,拉脱力在许用范围之内9计算是否安装膨胀节管、壳壁温差所产生的轴向力6-8作用与壳体上的轴向力6-9其中作用于管子上的轴向力6-10则6-116-12根据《钢制管壳式换热器设计规定》条件成立,故本冷凝器不必设置膨胀节10折流板设计折流板为弓形,,折流板间距取600mm;查表得折流板最小厚度为6mm,查得折流板外径
995.5mm,折流板开孔直径查表得,材料为Q235—A钢,见图
6.5拉杆选用12,共六根,材料为Q235—AF钢11开孔补强冷凝器壳体和封头上的接管处开孔需要补强,常用的结构是在开孔外面焊接上一块与容器材料和厚度都相同即6mm厚度的20R钢板其补强结构图见图
6.612支座采用裙座这里选裙座厚度=8mm,基础环厚度取=14mm低压冷凝器的设备结构图见图
6.7第七章低压工段工艺流程图及设备览表
7.1低压工段工艺流程图见图
7.
17.2低压工段工艺流程图设备说明表
7.2低压工段流程图设备说明Tab.
7.2Theequipmentexplanationofconstructionsectionflowchartinlowpressure1E-103低压分解器2E-104真空预浓缩器3E-108低压冷凝器4E-112低压氨吸收塔(与C-104组装)5E-116解吸塔预热器6E-118水解器预热器7V-104真空预浓缩器分离器8V-106碳铵液储罐9V-124E-103蒸汽冷凝液分离器10C-102解吸塔11C-104低压惰性气洗涤塔12L-103低压分解塔受槽13L-104真空预浓缩器受槽14R-102水解器15P-103A/B中压碳铵液泵16P-105氨升压泵17P-106A/B尿素溶液泵结论氨在21世纪世界经济中仍将占有十分重要的地位其产量将居各种工业化工产品的首位世界合成氨中其化肥用氨已经占氨产量的85%以上专家预测我国合成氨年产量2020年将增加至45Mt即今后20年间将增加到现在的2倍因而合成氨的持续健康发展还有相当长的路要走未来我国合成氨氮肥的实物产量将会超过石油和钢铁合成氨工业在国民经济中举足轻重农业生产,“有收无收在于水,收多收少在于肥”所以,合成氨工业是农业的基础它的发展将对国民经济的发展产生重大影响因此,我国现有众多的化肥生产装置应成为改造扩建增产的基础我国七十至九十年代先后重复引进30多套大化肥装置,耗费巨额资金,在提高了化肥生产技术水平的同时,也受到国外的制约今后应利用国内开发和消化吸收引进的工艺技术,自力更生,立足国内,走出一条具有中国特色的社会主义民族工业的发展道路斯那姆尿素工艺以其工艺技术上的先进性,正逐渐在世界尿素生产中占主导地位,并为越来越多的企业所接受可以预见21世纪合成氨技术将会不断向前发展,效率更高、能耗更低、与环境友好的合成氨生产技术将满足世界对氨的需求减少排放物对环境的污染,提高企业生产的经济效益,已成为当今合成氨工业生产技术发展的方向
[21]国际上对合成氨的需求,随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面积的扩大而不断增加展望21世纪我国的合成氨工业,原料将仍会气、液、固多样化,新建或扩建厂将会注重采用先进成熟的工艺,还会注意经济性和盈利性,并进一步集中向低能耗、清洁生产的方向迈进参考文献
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