年产15万吨合成氨一氧化碳变换公段工艺设计毕业设计说明书

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1、齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计本科毕业设计(论文)题目 年产15万吨合成氨一氧化碳变换公段工艺设计 学院名称 化学与制药工程学院 专业班级 化工09-1 学生姓名 李西贺 导师姓名 袁芳 2013年6月年产15万吨合成氨一氧化碳变换工段工艺设计作 者 姓 名 李西贺 专 业 化学工程与工艺 指导教师姓名 袁芳 专业技术职务 讲师 齐鲁工业大学本科毕业设计（论文）原创性声明 本人郑重声明：所呈交的毕业设计（论文），是本人在指导教师的指导下独立研究、撰写的成果。设计（论文）中引用他人的文献、数据、图件、资料，均已在设计（论文）中加以说明，除此之外，本设计（论文）不含任何其他个人或集体已经发表

2、或撰写的成果作品。对本文研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中作了明确说明并表示了谢意。本声明的法律结果由本人承担。 毕业设计（论文）作者签名： 年月日齐鲁工业大学关于毕业设计（论文）使用授权的说明 本毕业设计（论文）作者完全了解学校有关保留、使用毕业设计（论文）的规定，即：学校有权保留、送交设计（论文）的复印件，允许设计（论文）被查阅和借阅，学校可以公布设计（论文）的全部或部分内容，可以采用影印、扫描等复制手段保存本设计（论文）。指导教师签名：毕业设计（论文）作者签名：年月日年月日目 录摘 要1第一章 总 论21.1 概述21.1.1 一氧化碳变换反应的意义与作用21.1.2 国内外研究现

3、状21.2 设计依据21.3 设计规模与生产制度31.3.1 设计规模31.3.2 生产制度31.4 原料与产品规格31.4.1 原料规格31.4.2 产品规格3第二章 工艺原理和流程42.1 工艺原理42.2 工艺流程42.3 工艺参数52.3.1 原料气体组分52.3.2 工作温度52.4 工艺条件52.4.1 压力52.4.2 温度52.4.3 汽气比6第三章 工艺计算73.1 中变炉一段催化床层的物料和热量衡算73.1.1 确定转化气组成73.1.2 水汽比的确定73.1.3 中变炉一段催化床层的物料衡算83.1.4 中变炉一段催化床层的热量衡算113.1.5中变炉催化剂平衡曲线143

4、.1.6 最佳温度曲线的计算143.1.7 操作线计算153.2 中间冷淋过程的物料和热量衡算163.3 中变炉二段催化床层的物料和热量衡算173.3.1 中变炉二段催化床层的物料衡算173.3.2 中变炉二段催化床层的热量衡算193.4 低变炉的物料和热量计算203.4.1 低变炉的物料衡算203.4.2 低变炉的热量衡算223.4.3 低变炉催化剂平衡曲线233.4.4 最佳温度曲线的计算243.4.5最适宜温度曲线243.6 主换热器的物料与热量的计算263.7 调温水加热器的物料与热量计算28第四章 设备的计算294.1 低温变换炉计算294.1.1 已知条件：294.1.2 催化剂用

5、量计算294.1.3 催化床层直径计算294.2 中变换热器计算304.2.1已知条件304.2.2 传热面积的计算304.2.3设备直径与管板的确定314.2.4传热系数的验算314.2.5壳侧对流传热系数计算334.2.6总传热系数核算334.2.7传热面积的核算33第五章 车间设备布置设计345.1 车间布置设计的原则345.1.1 车间设备布置的原则345.1.2 车间设备平立面布置的原则345.1.3 本工段设计设备布置规划35第六章 自动控制356.1 主要的控制原理356.2 自控水平与控制点36第七章 安全和环境保护367.1 三废产生情况367.2 三废处理情况36第八章 公

6、用工程368.1 供水378.2 供电378.3 通风378.4 供暖378.5 电气38结束语38参考文献39致 谢40摘 要本文是关于天然气为原料年产15万吨氨一氧化碳变换工段初步设计。在合成氨的生产中，一氧化碳变换反应是非常重要的反应。用天然气制造的原料气中，含有一部分一氧化碳，这些一氧化碳不能直接作为合成氨的原料，而且对合成氨的催化剂有毒害作用，必须在催化剂的催化作用下通过变换反应加以除去。一氧化碳变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气的制造过程。本设计主要包括工艺路线的确定、中温变换炉的物料衡算和热量衡算、中温变换炉工艺计算和设备选型、换热器的物料衡算和热量衡算以及设备选型等。并且

7、综合各方面因素对车间设备布置进行了合理的设计，最终完成了20 000字的设计说明书及生产工艺流程图、车间平立面布置图及主体设备装配图的绘制。关键词：天然气 一氧化碳变换 中温变换炉 流程图 ABSTRACTThis paper was about the annual output of gas tax as raw materials to transform fifteen thousand tons of carbon monoxide ammonia preliminary design section. In the production of ammonia, transforma

8、tion of carbon monoxide was a very important reaction. Manufactured using gas tax feed gas which contains part of carbon monoxide, carbon monoxide could not be directly used as those of the raw materials of synthetic ammonia, but also a catalyst for ammonia poisoning effect there must be a catalyst

9、for transformation through the catalytic reaction to be removed. Transformation of carbon monoxide is a gas purification process of raw materials, but also the manufacturing process of feed gas. The design of the main routes which include the identification process, the medium variant of the furnace

10、 material balance , heat balance, in the variable furnace process of calculation and selection of equipment, heat exchanger of the material balance and heat balance as well as equipment selection type and so on. Taking all factors and workshop equipment to carry out is a reasonable arrangement of th

11、e design. In the end, the20 000-word statement and map production process, shopping facade and the main equipment layout drawing assembly were completed.Key words: Natural gas; Transformation of carbon monoxide; Temperature shift converter; Flow chart 第一章 总 论1.1 概述1.1.1 一氧化碳变换反应的意义与作用在合成氨的生产中，一氧化碳变换

12、反应是非常重要的反应。用重油制造的原料气中，含有一部分的一氧化碳，这些一氧化碳不仅不能直接做为合成氨的原料，而且对氨合成中的催化剂有毒害作用，因此必须在催化剂的作用下通过变换反应加以除去。在一定的条件下，利用一氧化碳和水蒸汽等摩尔反应生成二氧化碳和氢气，除去大部分一氧化碳，使一氧化碳含量净化到3%左右，然后进入铜洗进一步的清除。所以通过一氧化碳变换反应既能把一氧化碳转化为易在下游除去的二氧化碳同时又生产有效组分氢气或生产具有较高H2/CO2比的合成气。变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续过程。一氧化碳加压变换，可以提高生产能力，降低能源消耗，节约触媒，提高经济效益1。1.1.2

13、国内外研究现状许多氮肥厂都对一氧化碳变换系统采取了一些相应的改进措施，力争降低能量的消耗和成本。常用的有采用中温变换串联低温变换工艺，使用新型高活性的低温催化剂，常压变换变为加压变换等。从我国目前的情况看，新建工厂或是改建的工厂基本都采用加压变换。随着新型耐硫催化剂的开发成功，八十年代中期开发了中变串低变工艺；为了利用低变的低温高活性，九十年代初期开发了全低变工艺；为了克服全低变工艺不能长期稳定运行的缺点，九十年代中期又开发了中-低-低工艺。其后的十年间是全低变工艺和中-低-低工艺推广和完善的过程。国外大部分使用宽温区的催化剂，变换催化剂从传统类型Fe-Cr系变换为Co-Mo系。国外合成氨的规

14、模一般都比较大，不管是原料还是操作压力的选择都与我国的中小型氮肥厂大不相同2。1.2 设计依据合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。合成氨的生产主要分为：原料气的制取；原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的C，由于CO是合成氨催化剂的毒物，所以必须进行净化处理，通常，先经过CO变换反应，使其转化为易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO变换既是原料气的净化过程，又是原料气造气的继续。最后，少量的CO用液氨洗涤法，或是低温变换串联甲烷化法加以脱除。变换工段是指CO与水蒸气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。本设计参考四川省自贡市

15、鸿鹤化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。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Fe-Cr系催化剂之后串入Co-Mo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。1.3 设计规模与生产制度1.3.1 设计规模 天然气为原料年产15万吨氨车间一氧化碳变换工段初步设计, 年生产时间为7200小时。1.3.2 生产制度本工厂实行倒班制度，初步拟定为五班三倒。在生产过

16、程中，一定要加强安全防范意识，严格按照化工行业安全生产规范来操作。注意防火、防爆、防泄漏等一系列危险情况的发生。要做到时时注意安全，事事想着安全，做到早预报，做处理，尽量避免重大事故的发生。1.4 原料与产品规格1.4.1 原料规格表1-1 原料气组分组分CO2COH2N2CH4O2合计%9.611.4255.7122.560.380.331001.4.2 产品规格经过变换反应后，气体中CO含量应低于2%。3第二章 工艺原理和流程2.1 工艺原理一氧化碳变换反应式为：CO+H2O=CO2+H2+Q (2-1) CO+H2 = C+H2O (2-2) 其中反应（2-1）是主反应，反应（2-2）是

17、副反应，为了控制反应向生成目的产物的方向进行，工业上采用对式反应（2-1）具有良好选择性催化剂，进而抑制其它副反应的发生。一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。变换过程中还包括下列反应式：H2+O2=H2O+Q 2.2 工艺流程目前的变化工艺有：中温变换，中串低，全低及中低低4种工艺。本设计参考四川省自贡市鸿鹤化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。转化气从转化炉进入废热锅炉，在废热锅炉中变换气从920降到330，在废热锅炉出口加入水蒸汽使汽气比达到3到5之间，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，进入低变炉将转换气中

18、一氧化碳含量降到0.3%以下，再进入甲烷化工段。图2-1 工艺流程图2.3 工艺参数2.3.1 原料气体组分 表1-1 原料气组分组分CO2COH2N2CH4O2合计%9.611.4255.7122.560.380.331002.3.2 工作温度进中变炉一段催化床层的变换气温度：330出中变炉一段催化床层的变换气温度：415进中变炉二段催化床层的变换气温度：353出中变炉二段催化床层的变换气温度：365进低变炉催化床层的变换气温度：181出低变炉催化床层的变换气温度：203 出系统变换气(干基)中CO含量：低于2%6。2.4 工艺条件2.4.1 压力压力对变换反应的平衡几乎没有影响。但是提高压

19、力将使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。单就平衡而言，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底。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投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1.21.8Mpa。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。2.4.2 温度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

20、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。因而对一定催化剂及气相组成存在着最佳反应温度，从动力学角度推导的计算式为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。2.4.3 汽气比水蒸汽比例一般指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。增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡变换率，从而有利于降低CO残余含量，加速变换反应的进行。由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分Fe3O4的稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。但是，水蒸气用量

21、是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义，蒸汽比例如果过高，将造成催化剂床层阻力增加；CO停留时间缩短，余热回收设备附和加重等，所以，中（高）变换时适宜的水蒸气比例一般为：H2O/CO=35，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。6第三章 工艺计算3.1 中变炉一段催化床层的物料和热量衡算3.1.1 确定转化气组成已知条件中变炉进口气体组成：表3-1 原料气组成组分CO2COH2N2CH4O2合计%9.611.4255.7122.560.380.33100计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变化气量：（1000/17）2

22、2.4/（222.56）=2920.31 Nm3因为在生产过程中物量可能会有消耗，因此变化气量取2962.5 Nm3年产15万吨合成氨生产能力：日生产量：150000/330=454.55/d=18.93T/h要求出中变炉的变换气干组分中CO小于2表3-2 进中变炉的变换气干组分组 分CO2COH2N2O2CH4合计含量，9.6011.4255.7122.560.330.38100M3284.44338.321650.41668.349.7811.262962.50kmol12.69815.10473.67929.8370.4370.503132.258 假设入中变炉气体温度为330，取出炉与

23、入炉的温差为35，则出炉温度为365。进中变炉干气压力=1.75Mpa.3.1.2 水汽比的确定 考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.5故V（水）=1973.52Nm3 n(水)=88.1kmol因此进中变炉的变换气湿组分：表3-3 进中变炉的变换气湿组分组 分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量6.868.1639.8016.120.240.2728.56100M3284.42338.321650.42668.349.7711.261184.124146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.12中变炉CO的实际变换

24、率的求取：假定湿转化气为100mol，其中CO基含量为8.16，要求变换气中CO含量为2，故根据变换反应：CO+H2OH2+CO2，则CO的实际变换率为：=100=74式中Ya、分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）则反应掉的CO的量为：8.1674=6.04则反应后的各组分的量分别为： H2O=28.56-6.04+0.48=23CO=8.16 -6.04=2.12H2 =39.8+6.04-0.48=45.36CO2=6.86+6.04=12.9中变炉出口的平衡常数：K= （H2CO2）/（H2OCO）=12查小合成氨厂工艺技术与设计手册可知K=12时温度为397。中变的平均温距为39

25、7-365=32中变的平均温距合理，故取的H2O/CO可用。3.1.3 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。因为进中变炉一段催化床层的变换气湿组分：表3-4 进中变炉一段催化床层的变换气湿组分组 分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量6.868.1639.816.120.270.2428.56100M3284.42338.181650.41668.349.7711.261184.114146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.12假使O2与H2 完全反应，O2 完全反应掉故在一段催化床层反应掉的CO的量

26、为：60338.318=202.9908 Nm3= 9.062kmol出一段催化床层的CO的量为：338.318-202.9908=135.3272 Nm3 =6.0414kmol故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为：1650.409+202.9908-29.77=1833.8478Nm3 =81.868kmol故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：284.4+202.9908=487.3908 Nm3=21.758kmol故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：V总（干）=VCO+VCO2+VH2+VN2+VCH4=135.3272+487.3908 +1833.8478+668.

27、34+11.26 =3136.1658 Nm3故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO的含量：CO=4.32%同理得：CO2=15.54%H2=58.47% N2=21.31%CH4=0.36%所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分如下表：表3-5出中变炉一段催化床层的变换气干组分组 分CO2COH2N2CH4合计含量15.544.3258.4721.310.36100M3487.39135.331833.84668.3411.253136.17kmol21.766.0481.8729.830.50140.01剩余的H2O的量为：1184.113-202.9908+29.77=1000.66

28、22 Nm3 = 44.6724kmol故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的总体积：V总（湿）= VCO+VCO2+VH2+VN2+VCH4+VH2O135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6722=4136.838Nm3 =184.68kmol故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量 H2O= =24.19%故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量 CO2=100=11.78同理可得： CO=100=3.27 H2=100=44.33 N2=100=16.16 CH4=100=0.27所以出中变炉一段催化床层的变换气

29、湿组分的含量如下表：表3-6出中变炉一段催化床层的变换气湿组分组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3487.39135.331833.84668.3411.261000.674136.84koml21.766.0481.8729.830.5044.67184.68对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算：已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量如下表：表3-7出中变炉一段催化床层的变换气湿组分组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3487.39135

30、.321833.84668.3411.261000.674136.84koml21.766.0481.8729.830.5044.67184.68根据：K=(H2CO2)/（H2OCO)计算得K=6.6查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当K=6.6时t=445设平均温距为30，则出变炉一段催化床层的变换气温度为：445-30=4153.1.4 中变炉一段催化床层的热量衡算已知条件：进中变炉一段催化床层的变换气温度：330 出中变炉一段催化床层的变换气温度：415可知反应放热Q：在变换气中含有CO，H2O，O2，H2 这4种物质会发生以下2种反应： CO + H2O = CO2 + H2 （31）

31、O2 + 2H2 = 2 H2O （32）以上这2个反应都是放热反应。根据小合成氨厂工艺技术与设计手册可知为简化计算，拟采用统一基准焓（或称生成焓）计算。以P=1atm，t=25为基准的气体的统一基准焓计算式为：HT=H0298=Cpdt 式中： HT 气体在在T（K）的统一基准焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；H0298 该气体在25下的标准生成焓， kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；T绝对温度，K；Cp 气体的等压比热容，kcal/（kmol.）4.1868kJ/（kmol.）气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：Cp=A0+A1T+A2T2+A3T3

32、+ 式中A0、A1、A2、A3气体的特性常数将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式：HT =a0+a1T+a2T2+a3T3+a4T4 式中常数a0、a1、a2、a3、a4与气体特性常数及标准生成热的关系为： a1=A0, a2=A1/2, a3=A3/4, a4=A3/4a0=H0298298.15a1298.152a2298.153a3298.154a4采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行，步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果。H=（niHi）始（niHi）末 式中H 过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热，kcal；（4

33、.1868kJ）;ni - 始态或末态气体的千摩尔数，kmol；Hi 始态温度下或末态温度下气体的统一基准焓，kcal/kmol，（4.1868kJ/kmol）现将有关气体的计算常数列于气体统一基准焓（通式）常数表表3-8气体统一基准焓（通式）常数表分子式 a0 a1 a2 a3 a4O21.90318103 5.802982.15675103-7.404991071.088081010H2-2.112441037.20974-5.558381044.8459107-8.189571011H2O-6.00361047.110921.293191031.28506107-5.780391011N

34、2-1.976731036.459035.181641042.03296107-7.656321011CO-2.836371046.266278.986941045.04519109-4.142721011CO2-96377.888676.3965.05103-1.1351060.00计算O2的基准焓：根据基准焓的计算通式：HT=a0+a1T+a2T2+a3T3+a4T4在415时T=415+273=688K将O2的常数带入上式得：HT=1.90318103+5.80298688+2.156751036882-7.404991076883+1.0880810106884=6699.742kca

35、l/kmol=28050.412 kJ/kmol同理根据以上方法计算可得变换气的各个组分的基准焓列于下表：表3-9变换气的各个组分的基准焓组分O2H2 H2O CO CO2Ht（kcal/kmol）6699.7422724.221-54502.665-23634.754-89956.678Ht（kJ/kmol）28050.48011405.768-228191.758-98953.988-376630.620放热： CO +H2O=CO2+H2 （33）H1=（Hi）始（Hi）末 =（-376630.620+11405.768）-（-98953.987-228191.759）=-38079.1

36、06kJ/kmolQ1=nCOH1=9.062（-38079.106）=-345072.859kJO2 + 2H2= 2 H2O （34）同理：H2=（Hi）始（Hi）末 =2 （-228191.758）（11405.7682+28050.480） = -523890.244 kJ/kmolQ2= nO2H2=0.44（-507245.532）=-230511.707kJ气体反应共放热：Q=Q1+Q2=345072.859+230511.707=575584.566kJ气体吸热Q3根据物理化学教程知，CO, H2, H2O, CO2, N2可用公式：Cp=a+b+cT-2来计算热容，热容的单位

37、为kJ/（kmol.K）。结果表3-10 各组分热容常数物质COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427.87b/10-34.13.2610.719.044.27c/105-0.460.5020.33-8.53-CH4可用公式：Cp=a+b+cT2+dT3来计算热容，结果表3-11 热容常数物质ab/10-3c/10-6d/10-9CH417.4560.461.117-7.2则在415时T=688K时计算结果如下表：表3-12各组分热容物质COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以平均热容： Cpm=（Yi*Cp）=0.032731+

38、0.117848.2+0.443329.6+0.241937.2+0.161630.7+0.002756.1=33.92 KJ/（kmol.K）所以气体吸热Q3=33.92184.68(415-330)=532469.376kJ假设热损失Q4（一般热损失都小于总热量的10%）根据热量平衡得： Q= Q3 +Q4Q4=43115.190 kJ3.1.5中变炉催化剂平衡曲线根据H2O/CO=3.5，与文献小合成氨厂工艺技术与设计手册上的公式XP=100 V=KPAB-CD q= U=KP（A+B）+（C+D） W=KP-1 其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度将、式代入式

39、并查的不同温度下的KP值便可计算出XP值。计算结果列于下表：表3-13 不同温度下的XPt300 320 340 360 380400 420 440 460T573593613633653673693713733XP0.90120.87370.84240.80740.76870.70580.68590.64160.5963中变炉催化剂平衡曲线如下：3.1.6 最佳温度曲线的计算由于中变炉选用C6型催化剂，最适宜温度曲线由式 进行计算。查合成氨厂工艺和设备计算C6型催化剂的正负反应活化能分别为E1=10000千卡/公斤分子，E2=19000千卡/公斤分子。在中变炉催化剂平衡曲线上查的Te值，根

40、据最适温度计算式可算出最适温度。最适宜温度计算结果列于下表中表3-14最适宜温度XP0.90120.87370.84240.80740.76870.70580.67Te573593613633653673699T427.7438.7449.6460.3470.7481.0494.2t154.7165.7176.6187.3197.7208.0221.2 XP0.640.610.580.550.520.490.45Te714727739751760770805T501.6508.0513.8519.6523.9528.6544.9t228.6235.0240.8246.9250.9255.627

41、1.9将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图：3.1.7 操作线计算由中变催化剂变换率及热平衡计算结果知： 中变炉人口气体温度 330 中变炉出口气体温度 415 中变炉入口CO变换率 0 中变炉出口CO变换率 60%由此可作出中变炉催化剂反应的操作线如下3.2 中间冷淋过程的物料和热量衡算此过程采用水来对变换气进行降温。已知条件：变换气的流量：184.68kmol 设冷凝水的流量：X kg 变换气的温度：415 冷凝水的进口温度：20 进二段催化床层的温度：353 操作压力：1.75MPa冷凝水吸热Q1：据冷凝水的进口温度20查化工热力学可知h1 =83.96kJ/kg根据化工热力学可知：表

42、3-15 各温度下的焓 T/K P/kPa H/(kJ/kg) 600 1600 3693.2 600 1800 3691.7 700 1600 3919.7 700 1800 3918.5冷凝水要升温到353，所以设在353, 626K,1750kPa时的焓值为H对温度进行内查法：1600kPa时： (626-600 )/ (H-3693.2)=(700-626)/(3919.7-H) H=3752.09 kJ/kg1800kPa时：（626-600）/（H- 3691.7）=(700-626)/( 3918.5-H) H=3750.67 kJ/kg再对压力使用内查法得在353, 626K,

43、1750kPa时的焓值H为：(1750-1600)/(H-3752.09)=(1800-1750)/(3750.67-H)故：H=3751.02 kJ/kg Q1= X( 3751.02-83.96) 变换气吸热Q2根据表310和表311得：表3-16 各组分的Cp物质COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以Cpm= Yi*Cp =33.92 kJ/（kmolK）Q2=184.6833.92(415-353)=388389.4272 kJ取热损失为0.04 Q2根据热量平衡：0.96 Q2= X(3751.02-83.96) X=101.677kg =

44、 5.649 kmol = 126.54 M3(标)水的量为：126.54+1000.6742=1127.2142 Nm3= 50.3220 kmol所以进二段催化床层的变换气组分如下表：表3-17进二段催化床层的变换气组分组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11.4323.1743.0115.680.2626.44100M3(标)487.39135.321833.84668.3411.261127.204263.37kmol21.766.04181.8729.830.5050.32190.333.3 中变炉二段催化床层的物料和热量衡算3.3.1 中变炉二段催化床层的物料衡算设中变炉二

45、段催化床层的转化率为0.74（总转化率）所以在CO的变化量为： 338.3180.74=253.7385Nm3= 11.3276 kmol在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为：135.32-（338.318-253.7385）=50.7405 Nm3 = 2.27 kmol出中变炉二段催化床层的CO的量为： 135.32-50.7405=84.58667Nm3=3.7762 kmol 故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：487.39+50.7405= 538.1313Nm3 =24.0237 kmol故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：1833.84+50.7405= 1884.5

46、883Nm3=84.1334 kmol所以在二段催化床层反应后的变换气总量： V总（干）=84.58667+538.1313+1884.5883+668.34+11.26=3186.906Nm3(标) =142.2726 kmol所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分如下表：表3-18 出中变炉二段催化床层的变换气干组分组 分CO2COH2N2CH4合计含量16.792.7659.0920.990.35100M3(标)538.1384.591884.59668.3411.263186.91kmol24.023.7884.1329.830.50142.12故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为

47、：1127.2042-50.7405 = 1076.464M3 =48.056 kmol故出中变炉二段催化床层的变换气湿组分中CO的含量：CO= =2.01%同理得：CO2= =12.62%H2= =44.20% N2= =15.68%CH4= =0.26% H2O= =25.25所以出中变炉的湿组分如下表：表3-19出中变炉的湿组分组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量12.622.0144.2015.680.2625.25100M3(标)538.1384.591884.59668.3411.261076.464263.37kmol24.023.7884.1329.830.5048.2

48、1190.33对出中变炉一段催化床层的变换气温度进行估算：根据：Kp= （H2CO2）/（H2OCO）计算得Kp=10.9查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当Kp=10.9 时，t=409设平均温距为44，则出中变炉二段催化床层的变换气温度为：409-44=3653.3.2 中变炉二段催化床层的热量衡算已知条件：进中变炉二段催化床层的变换气温度为：353 出中变炉二段催化床层的变换气温度为：365变换气反应放热Q1:计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，使用公式3-3及表3-14计算平均温度为632K时的生成焓。计算结果如下如下：表3-20变换气中各组分的生成焓组分H2H2OCOC

49、O2Ht（kcal/kmol）2373.4-54949.05-24005.565-90536.421Ht（kJ/kmol）9936.95-230060.69-100506.5-379057.89放热： CO +H2O=CO2+H2 H1=（Hi）始（Hi）末 =-38553.74846 kJ/kg所以得： Q1=2.2738553.74846=87517.01J/kg气体吸热Q2：根据物理化学教程知，CO, H2, H2O, CO2, N2可用公式：Cp=a+b+cT-2来计算热容。热容的单位为kJ/（kmol.K），结果同310。CH4可用公式：Cp=a+b+cT2+dT3来计算热容，结果同

50、311则在T=632K时，计算结果如下：表3-21 T=632K各组分的Cp组分COH2CO2H2ON2CH4Cp 28.56 29.25 47.3 36.78 30.31 53.72所以得：Cpm=Yi*Cp=35.65故：Q2=35.65190.33(365-353)=81423.174 J/kg热损失：Q3=Q1-Q2=6093.84 J/kg3.4 低变炉的物料和热量计算3.4.1 低变炉的物料衡算已知进低变炉的湿组分如下：表3-22进低变炉的湿组分组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量12.622.0144.2015.680.2625.25100M3(标)538.1384.59

51、1884.59668.3411.261076.464263.37kmol24.023.7884.1329.830.5048.06190.33所以进低变炉催化床层的变换气干组分如下：表3-23进低变炉催化床层的变换气干组分组 分CO2COH2N2CH4合计含量16.882.6559.1420.970.35100M3(标)538.1384.591884.59668.3411.263186.91kmol24.023.7884.1329.830.50142.26要将CO降到0.2（湿基）以下，则CO的实际变换率为：p=100=92.27则反应掉的CO的量为：84.5992.27=78.051 Nm3=

52、 3.484 kmol出低温变换炉CO的量： 84.59-78.051=6.539 Nm3 = 0.2919kmol出低温变换炉H2的量： 1884.59+78.051=1962.641 Nm3= 87.618 kmol出低温变换炉H2O的量：1076.46-78.051=998.413 Nm3= 44.57 kmol出低温变换炉CO2的量: 538.13+78.051=616.181 Nm3= 27.51 kmol出低变炉催化床层的变换气干组分的体积：V总（干）=6.539+1962.641+616.181+668.34+11.26=3264.961 Nm3=145.76 kmol故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量： CO=0.200%同理得： CO2=18.87%H2=60.11%N2=20.47%CH4=0.35%出低变炉的干组分如下：表3-24出低变炉的干组分组 分CO2COH2N2CH4合计含量18.870.20060.1120.470.35100M3(标)616.186.541962.64668.3411.263264.96kmol27.510.2987.6229.830.50145.76出低变炉