合成氨变换工段毕业设计说明书

1、摘 要本文是关于重油为原料年产8万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。用重油制造的原料气中，含有一部分一氧化碳，这些一氧化碳不能直接做为合成氨的原料，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、触媒用量的计算、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

2、置图及主体设备装配图的绘制。关键词：重油；一氧化碳变换；中温变换炉；流程图I / 45AbstractThis article was about the annual output of heavy oil as raw materials to transform eight thousand tons of carbon monoxide ammonia preliminary design section. In the production of ammonia, transformation of carbon monoxide was a very important react

3、ion. Manufactured using heavy oil feed gas which containa 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 for transformation through the catalytic reactio

4、n 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 material balance , heat balance, the calculatio

5、n of the amount of catalyst, 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 a reasonable arrangement of the design

6、. In the end, the20 000-word statement and map production process, shopping facade and the main equipment layout drawing assembly were completed.Key words: Heavy oil; Transformation of carbon monoxide; Temperature shift converter; Flow chart II / 45目 录摘 要Abstract第1章 总论11.1 概述11.1.1 一氧化碳变换反应的意义与

7、作用11.1.2 国内外研究现状11.2 设计依据11.3 厂址的选择21.3.1 厂址选则21.3.2 方案比较21.4 设计规模与生产制度31.4.1 设计规模31.4.2 生产制度31.5 原料与产品规格41.5.1 原料规格41.5.2 产品规格4第2章 工艺设计与计算52.1 工艺原理52.2 工艺路线的选择52.3 工艺流程简述52.4 工艺参数62.4.1 原料气体组分62.4.2 工作压力62.4.3 工作温度62.4.4 计算基准72.5 物料衡算72.5.1 变换气量及变换率计算72.5.2 总蒸汽量计算72.5.3 中变炉物料衡算72.6 热量衡算132.6.1 中变炉一

8、段CO变换反应热量衡算13III / 452.6.2 中变炉二段CO变换反应热量衡算132.6.3 中变炉三段CO变换反应热量衡算142.6.4 换热器热量衡算152.6.5 物料衡算和热量衡算一览表16第3章 设备选型173.1 设备选型原则173.2 主要设备计算173.2.1 中变炉设备计算173.2.2 换热器设备计算243.3 其他主要设备25第4章 设备一览表26第5章 车间设备布置设计275.1 车间布置设计的原则275.1.1 车间设备布置的原则275.1.2 车间设备平立面布置的原则275.1.3 本工段设计设备布置原则28第6章 自动控制296.1 主要的控制原理296.2

9、 自控水平与控制点29第7章 安全和环境保护307.1 三废产生情况307.2 三废处理情况31第8章 公用工程318.1 供水318.2 供电318.3 通风318.4 供暖328.5 电气32结束语33参考文献34致谢35IV / 45第1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

10、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 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

11、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 设计依据本次设计是按照学校下发的齐齐哈尔大学本科生毕业设计(论文)工作手册和齐齐哈尔大学化学工程与工艺专业下达的化学工程与工艺专业毕业教学环节文件编。并依据以下国标进行详细的设计

12、：ZBY47-87、GB457-4460-84、GB100-93、GB50160-92、HGJ211-85。1 / 451.3 厂址的选择1.3.1 厂址选择厂址选择是工业基本建设中的一个重要环节，是一项政策性，技术性很强，牵涉面很广，影响面很深的工作。正确的选择厂址是保障化工生产的重要前提。化工厂的选择应根据城市规划和工业区的要求，按经批准的设计计划任务书指定的地理位置选择厂址。选择厂址应综合分析与权衡厂址的地形条件以及有关的自然和经济资料，进行多方案的技术经济、安全可行性的比较，合理选择，作到安全可靠。从全局出发，正确处理工业与农业、城市与乡村、远期与近期以及协作配套等各种关系，并因地制宜

13、、节约用地、不占或少占耕地及林地。同时，还要做到有利生产、方便生活、便于施工，并提供有多个可供选择的方案进行比较和评价。厂址的安全可靠要涉及工程地质条件的优劣、厂区范围能否适应平面布置和安全距离的要求、自然灾害的威胁程度及抗衡的可能性、能否避免由于邻近企业发生事故时而引起此生灾害、能否便于治理三废以及同外部的联系与协调等因素。选择厂址的基本安全要求是：土地面积与外形，能满足根据生产工艺流程特点合理布置建筑物、构筑物的需要，即厂区总图的要求；地形应力求平坦而略有坡度(一般以不超过千分之五至十为宜)，以减少土地平整的土方工程量，有利于厂区排水和运输；有良好的工程地质条件，厂址不应设在有滑坡、断层、

14、泥石流、岩溶、地下水位过高，有强烈地震以及地基上承载力低于0.1 MPa的地区；应尽可能接近水源地，并便于污水的排放和处理；应靠近主要原料燃料的供应源，靠近动力供应中心，并有利于和有关联企业的协作；应注意与附近交通的联系，尽量接近铁路、水路、公路，以缩短货运距离；对排放有毒废水、废气、废渣和噪声严重的工厂，不要设在城镇居民区的上风向、水源上游。和人口密集之处；重要项目应远离机场，避开国际航线，且不宜选在水库、水力枢纽、大桥、大工厂等明显目标附近；厂区和居住区应保持一定的间隔距离，设置必要的卫生防护地带；要满足当地航空站，通讯发射台等对间隔距离和技术上的要求。1.3.2 方案比较根据以上原则和依

15、据，本设计厂址初步设在在齐齐哈尔市南郊区的下风向处。齐齐哈尔铁路比较发达，又靠近大庆油田，故生产用的原料重油可以方便快捷的得到。另外，黑龙江又是产粮大省，因此化肥的需求量较大，故有较好的市场。水也是合成氨的重要原料，齐齐哈尔靠近嫩江，水源丰富3。2 / 451.4 设计规模与生产制度1.4.1 设计规模重油为原料年产8万吨氨车间一氧化碳变换反应工段初步设计, 年生产时间为7200小时。1.4.2 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

16、，做到早预报，做处理，尽量避免重大事故的发生。1.5 原料与产品规格1.5.1 原料规格原料由上一工段重油氧化所制得，氮气来自空气，其余气体均为在氧化过程中所产生。原料气组分如表1-1所示。表1-1 原料气组分组分CO2COH2N2CH4O2合计%8.09029.44439.26121.5331.2820.3901001.5.2 产品规格经过变换反应后，气体中CO含量应低于3%。3 / 45第2章 工艺设计与计算2.1 工艺原理半水煤气中CO是在一定温度和有催化剂存在的条件下与水蒸气发生变换反应，生成CO2和H2,同时产生大量的反应热，这是一个等体积可逆的放热反应：CO+H2OCO2+H2+Q

17、在变换触媒中CO变换反应的原理一般认为是水分子首先被催化剂的活性表面所吸附，然后分解成氢和吸附态的氧，氢脱附后进入气相，当气相中的CO撞击到氧原子的吸附层后，即被氧化为CO2,离开催化剂表面，催化剂则复原，然后其表面与水分子作用重新生成氧原子的吸附层，如此反应反复进行，催化剂用K表示，则化学反应过程表示如下：K+H2O K·H2OK+H2O K·O+H2OK·O+CO K+CO2从反应式看出，催化剂本身不发生氧化还原作用，而只是提供吸附反应物和活性吸附中心4。2.2 工艺路线的选择目前的变化工艺主要有：多段中温变换，中温串连低温变换，全低变这3种工艺。本设计参考齐

18、齐哈尔市黑龙江化工集团的生产工艺，选用多段中温变换工艺5。2.3 工艺流程简述中温变换工艺大都采用加压变换，本流程的气压是1.75MPa。采用低温高活性中变催化剂B113型，降低了工艺上对过量蒸汽的要求。由造气来的半水煤气给原料气压缩后，进入半水煤气分离器分离掉油后进入饱和塔接触传热，然后进入第一、第二换热器进行换热，达到工艺要求后进入中变炉一段进行反应，再依次进入二、三段进行反应。反应结束，经过第一、第二交换器使气体达到工艺要求，进入下一工段。在各段之间配有冷凝水作为冷激线，调节汽气比和温度。4 / 45系统中的热水在饱和塔、热水塔以及水加热器中循环，定期排污，保持循环水的质量和水的平衡。热

19、水饱和塔水煤气分离器第一换热器第二换热器中变炉第一交换器第二交换器图2-1 变换工段流程图2.4 工艺参数2.4.1 原料气体组分表2-1 原料气组分组分CO2COH2N2CH4O2合计%8.09029.44439.26121.5331.2820.3901002.4.2 工作压力进料气压力：1.5-2.0MPa进料汽压力：2.5MPa2.4.3 工作温度进中变炉一段催化剂的气体温度：320出中变炉一段催化剂的气体温度：450进中变炉二段催化剂的气体温度：350出中变炉二段催化剂的气体温度：400进中变炉三段催化剂的气体温度：350出中变炉三段催化剂的气体温度：3805 / 45出系统变换气(干

20、基)中CO含量：低于3%62.4.4 计算基准以1t/h氨为计算基准，则V变=3 059.6Nm3/h假设生产过程中的物料损失10%，则V变=3 059.6(1+10%)=3 373.8Nm3/h=150.62kmol/h2.5 物料衡算原料气组分如表2-2。表2-2 原料气组分组分CO2COH2N2CH4O2合计%8.09029.44439.26121.5331.2820.390100Nm3/h272.82993.3941 324.568726.48043.29813.2403 373.8Kmol/h12.17944.34859.13332.4321.933.591150.6162.5.1

21、变换气量及变换率计算设氢与氧在变换炉一段催化剂作用下完全燃烧生成水，由O2+2H22H2O可知，实际参加CO变换反应的半水煤气量为：3 373.8-3V氧=3 373.8-13.24=3 334.1Nm3/h则干变换气量为：V变=V+V·YCO·X (2-1)V参加反应的班水煤气体积 ，Nm3/hYCO参加反应的半水煤气中CO含量，%CO变换率为： (2-2)其中：YCO = X=则：V变=3 334.1(1+87.31%29.79%)=4 201.288Nm3/h=187.56kmol/h6 / 45CO变换总量为：3 334.129.7%87.31%=867.188 N

22、m3/h=38.714kmol/h变换气中CO的量为：3 334.129.79%-8671.88=126.040 Nm3/h=5.627 kmol/h2.5.2 总蒸汽量计算中温变换炉出口变换气温度为38，平衡温距去24，则t=404CO变换反应式为：CO+H2O=CO2+H2 设起始浓度为： a b c d则a=29.444 ，b=8.090，d=39.261CO反应量为：CO=29.44487.310%=25.708 Nm3/h(每100Nm3干半水煤气)7查表，得404时，Kp=11.441=11.441将a，c，d的值代入上式，得b=75.683，即汽/气=0.75683上式中，O2为

23、半水煤气中氧的浓度，为0.390需要总蒸汽量(包括喷的冷凝水量)为：158.616×75.683%=113.991kmol/h82.5.3 中变炉物料衡算(1) 一段物料衡算入炉蒸汽比计算设CO在一段催化剂层转化率为60.073%，且O2在一段催化剂与氢气完全燃烧生成水，则CO反应量为：CO反应=29.444×60.073%=17.685Nm3/h(每100Nm3干半水煤气) CO总反应量=3 373.8×17.688%=596.758Nm3/h=26.64kmol/h气体出一段催化剂层温度为450,平衡温距取18，出口气平衡温度为428。查表得，468的Kp=6

24、.405，则 (2-3)将a，c，d即O2代入上式，得b=36.137.即汽/气=0.361 37入炉蒸汽量为3 373.8×0.361 37=1 219.190Nm3/h=54.43kmol/h入炉湿气组分如表2-3。表2-3 入炉湿气组分组分CO2COH2N2CH4O2H2O合计%5.94021.62928.83915.8170.9430.28826.654100Nm3/h272.82993.3941 324.57726.48043.29813.2401 219.194 592.93Kmol/h12.12944.34859.13332.4321.9330.59154.428205

25、.0447 / 45此时，a=21.629，b=26.645，c=5.940，d=28.839，O2=0.288变换率计算设450CO变换为Xp，查表得450时，Kp=7.455则： (2-4)将入炉气有关组分代入上式得，Xp=62.698%实际变换率为平衡变换率的百分数：×100%=95.813%则，出一段催化剂层干气体量为：3 373.8+596.758-13.204×3=3 930.838Nm3/h=175.484kmol/h其中，剩余 CO=993.394(1-0.600 73)=396.636Nm3/h=17.707kmol/h CO2=272.82+993.39

26、4×0.600 73=869.578Nm3/h=38.820kmol/h H2=1 324.568+993.394×0.600 73=1 894.846Nm3/h=84.59kmol/h出一段干气如表2-4。表2-4 出一段催化剂层干气组分组分CO2COH2N2CH4合计%22.1310.0948.2018.481.10100Nm3/h869.578396.6361 894.546726.48043.2983 930.838kmol/h38.82017.70784.59132.4329.933175.484出一段催化剂层剩余蒸汽量为：1 219.190-596.758+13

27、.240×2=648.912Nm3/h=28.969kmol/h出一段湿气如表2-5。表2-5 出一段催化剂层湿气组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计%18.9898.66141.37415.8630.94314.169100Nm3/h869.578396.846726.48043.29843.298648.912457.750kmol/h38.82617.70784.59132.4321.93328.969204.453(2) 二段物料衡算 二段入炉蒸汽比计算表2-6 二段入炉干气组成组分CO2COH2N2CH4合计%22.1310.0948.2018.481.10100Nm

28、3/h869.578396.6361 894.546726.48043.2983 930.838kmol/h38.82017.70784.59132.4329.933175.4849 / 45设CO在二段催化剂层转化为50%，则二段催化剂层中CO反应量为：CO反应量=10.09×0.5=5.045Nm3/h(每100Nm3干半水煤气) CO总反应量=3 930.838×0.050 45=198.311Nm3/h=8.853kmol/h气体出二段催化剂层温度为400，平衡温距取18，出口气平衡温度为418，查表得418时的Kp=9.977此时： (2-5)a=10.09，c=

29、22.13，d=48.20Kp=解得，b=33.792，即入二段催化剂层汽/气=0.33792二段入炉蒸汽量为：3 930.838×0.007 92=1 328.309Nm3/h=59.3kmol/h表2-7 二段入炉湿气组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计%16.5347.54236.02913.8140.82325.257100Nm3/h869.518396.6361 894.846726.89843.2981 328.3095 259.147kmol/h38.82017.70784.59132.4321.93359.300234.783平衡变换率计算以及出二段催化剂层气体

30、的计算设400时，CO平衡变换率为Xp，400时，Kp=11.911 (2-6)a=7.542，b=25.257，c=16.534，d=36.029将a，b，c，d代入(1-6)=11.911解得Xp=55.843%实际变换率为平衡变换率的百分数：出二段催化剂层干气体量为：3 930.838+198.34=4129.174Nm3/h=184.338kmol/h其中：CO2=869.578+396.636×0.5=1 067.898Nm3/h=47.67kmol/h CO=396.636(1-0.5)=198.33Nm3/h=8.854kmol/h H2=1 894.846+396.6

31、36×0.5=2 093.168Nm3/h=93.445kmol/h出二段催化剂层干气组分如表2-8。10 / 45表2-8 出二段催化剂层干气组分组分CO2COH2N2CH4合计%25.8624.80350.69217.5941.049100Nm3/h1 067.898198.3302 093.168726.88043.2984 129.174kmol/h47.6748.85493.44532.4321.933184.338出二段催化剂层剩余蒸汽量为：1 328.309-198.311=1 129.998 Nm3/h出二段催化剂层湿气组分如表2-9。表2-9 出二段催化剂层湿气组分

32、组分CO2COH2N2CH4H2O合计%23.3053.77039.80013.8140.82321.486100Nm3/h1 067.898198.3202 093.168726.48043.2981 129.9985 259.172kmol/h47.6748.85493.44532.4321.93350.446234.784(3) 三段物料衡算三段入炉蒸汽比计算表2-10 三段入炉干气组分组分CO2COH2N2CH4合计%25.8624.80350.69217.5941.049100Nm3/h1 067.898198.3302 093.168726.88043.2984 129.174km

33、ol/h47.6748.85493.44532.4321.933184.338设CO在三段催化剂层转化率为36.5%，则三段催化剂层中CO反应量为：CO=4.803×0.365=1.753Nm3/h(每100Nm3干半水煤气)CO总反应量=4129.174×=72.384Nm3/h=3.231kmol/h气体出三段催化剂层温度为380，平衡温距取18，出口气平衡温度为398，查表得398时的Kp=12.556。此时 (2-7)a=4.803，c=25.862，d=50.692将a，c，d的值代入(1-7)Kp=12.156解得，b=40.815，即如三段催化剂层汽/气=0.

34、40815三段入炉蒸汽量为：10 / 454 029.174×0.408 15=1 685.322 Nm3/h=75.238kmol/h入三段催化剂层湿气组分如表2-11。表2-11 三段入炉湿气组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计%18.3663.41135.19912.4940.74528.985100Nm3/h1 067.898198.3302 093.168716.48043.2981 685.3225 814.496kmol/h 47.6748.85493.44532.4321.93375.238259.576平衡变换率计算以及出三段催化剂层气体的计算设380时，CO

35、平衡变换率为Xp，380时，Kp=14.685 (2-8)a=3.411，b=28.985，c=18.366，d=35.999将a，b，c，d代入(1-8)=14.685解得Xp=45.558%实际变换率为平衡变换率的百分数：出三段催化剂层干气体量为：4 129.174+72.381=4 201.568Nm3/h=187.57kmol/h其中：CO2=1 067.898+198.33×0.365=1 140.294Nm3/h=50.906kmol/h CO=198.33(1-0.365)=125.933Nm3/h=5.622kmol/h H2=2 093.168+198.33

36、5;0.365=2 165.565Nm3/h=96.677kmol/h出三段催化剂层干气组分如表2-12。表2-12 出三段催化剂层干组分组分CO2COH2N2CH4合计%27.1402.97751.54217.2911.031100Nm3/h1 140.294125.9332 165.565726.48043.2984 201.568kmol/h50.9065.62296.67732.4321.933187.57出三段催化剂层剩余蒸汽量为：1 685.322-72.384=1 612.938 Nm3/h=72.006kmol/h出三段催化剂层湿气组分如表2-13。表2-13 出三段催化剂层湿

37、气组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计%19.5192.16837.28712.5090.74627.772100Nm3/h1 140.294125.9332 165.565726.48043.2981 612.9385 814.50811 / 45kmol/h50.6095.62296.67732.4321.93372.006259.279(4) 中间冷凝过程物料衡算此过程采用冷凝水来对变换气进行降温已知条件：变换气的流量：204.453kmol/h 冷凝水流量：Xkg变换气温度：450冷凝水进口温度：20进二段催化剂床层温度：350操作压力：1 750kPa冷凝水吸热：Q1据冷凝水的

38、进口温度20，查化工热力学可知，h1=83.96kJ/kg，冷凝水升温至450，所以设在450，1 750kPa时的焓值为h，对温度进行内查法：1 600kPa时：得h=3 745.295kJ/kg1 800kPa时：得h=3743.864kJ/kg在对压力使用内查法得，在350，1 750kPa时的焓值为：得h=3744.221kJ/kgQ1=X(3 744.221-83.96)变换气吸收热量Q3表2-14 部分组分的Cp物质COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.239.637.230.756.1由公式： Cpm= (2-9)得，Cpm=0.087×31+0.189×

39、;48.2+0.414×29.6+0.142×37.2+0.159×30.7+0.009×56.1=34.76kJ/13 / 45(kmol·t)得，Q2=204.453×34.76(450-350)=71 078.628kJ/h取热损失为0.04Q2，根据热平衡：0.96Q2=X(3 744.221-83.96)得X=545.958kg=30.331kmol/h故进催化剂二段水的量为：30.331kmol/h+28.469kmol/h=59.30kmol/h2.6 热量衡算2.6.1 中变炉一段CO变换反应热量衡算计算CO变换反应一

40、段催化剂层热量损失(1) 入热计算：CO反应放热Q1气体由320升至450，反应取平均温度385，算得在385时反应热为：HK=9 235.8kcal/kmo=38 605.6kJ/kmol Q1=(44.348-17.70) ×38 605.6=1 028 491.8kJ/h燃烧热： Q2=0.591×115 600=68 320kmol=28 6041kJ/h合计： Q1+Q2=1 314 532.8kJ/h(2) 出热计算：气体温度升高吸收热量:Q3气体温度升高130，气体在平均温度385下计算得平均热容为37.406kJ/(kmol·),则Q3为：Q3=2

41、05.044×37.406×130=997 083.86kJ/h热损失：Q4合计： Q4+997 083.86热平衡：Q1+Q2=Q3+Q4解得：Q4=317 448.9kJ/h在一段变换反应中，应向系统补充317 448.9kJ/h的热量13 / 452.6.2 中变炉二段CO变换反应热量衡算计算CO变换反应二段催化剂层热量损失(1) 入热计算：CO反应放热Q1气体由350升至400，反应取平均温度375，算得在375时反应热为：HR=9 257.632kcal/kmol=38 696.9kJ/kmolQ1=(17.707-8.854)×38 696.9=342

42、 583.66kJ/h补充热量：Q2合计：342 583.66+Q2(1) 出热计算：气体温度升高吸收热量：Q3气体温度升高50，气体在平均温度375下计算得平均热容为30.709kJ/(kmol·),则Q3为：Q3=234.783×30.709×50=360 497.56kJ/h热平衡：Q1+Q2=Q3解得：Q2=17 913.9kJ/h在二段反应中，应向系统补充12 913.9kJ/h的热量92.6.3 中变炉三段CO变换反应热量衡算计算CO变换反应三段催化剂层热量损失(1) 入热计算：CO反应放热Q1：气体由350升至380，反应取平均温度365，算得在36

43、5时反应热为：HQ=9 279.276kcal/kmol=38 787.373kJ/kmolQ1=(8.854-5.622)×38 787.373=125 360.79kJ/h补充热量：Q2合计：Q2+125 360.79(2) 出热计算：气体温度升高吸收热量：Q3气体温度升高50，气体在平均温度375下计算得平均热容为30.709kJ/(kmol·),则Q3为：14 / 45Q3=259.279×35.477×30=275 953.23kJ/h热平衡：Q1+Q2=Q3解得：Q2=150 592.44kJ/h在三段变换反应中，应向系统补充150 592.

44、44kJ/h热量10。2.6.4 换热器热量衡算已知条件：进设备的气量：259.576kmol/h 进设备的水量：Xkmol/h 物料在设备中无变化 变换气进设备为400出设备温度为350水进设备温度为20出设备温度为150(1) 入热变换气带入热量Q1变换气在400时，根据公式Cp=a+b+cT2来计算热容，如表2-15。表2-15 物质的比热容物质COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427.87b/10-24.13.2610.719.044.27c/10-5-0.460.5020.33-8.53CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3来计算如表2-16。表2-16

45、CH4的热容物质ab/10-3c/10-6d/10-9CH417.4560.461.117-7.2计算结果如表2-17。表2-17 部分物质的热容物质COH2H2OCO2N2CH4Cp30.1129.3247.8136.8130.5954.61故，Cpm=0.034×30.11+0.356×29.32+0.187×47.81+0.290×36.81+0.125×30.59+0.007×54.61=35.25kJ/(kmol·T)15 / 45所以，Q1=259.576×35.25×(400+273)=6

46、157 986.342kJ/h水的带入热Q2：水在20时，Cp=33.52 kJ/(kmol·T)所以，Q2=X(20+273)×33.52=9 821.36X同理可知，出口时气体的热容为33.14 kJ/(kmol·T)所以,Q3=33.14×623×259.576=5 359 263.203kJ/h水的带出热Q4：水在150时的Cp=34.52 kJ/(kmol·T)所以得，Q4=X×34.52×(150+273)=14 601.96X热损失Q5：取0.04(Q1+Q2)根据热平衡：0.96×(Q1+

47、Q2)=Q3+Q4得，X=106.78kmol/h112.6.5 物料衡算热量衡算一览表在以上的计算过程中，均以1t/h为计算标准，实际生产量为11.1t/h,故所有数据均应乘以11.1，最终数据如下表12。 表2-18 物料衡算一览表变换率%CO反应量kmol/hCO剩余量kmol/hCO2剩余量kmol/h蒸汽剩余量kmol/hH2含量kmol/h一段62.698295.715 1196.547430.907321.559938.964二段55.84391.198100.936529.182559.9541 037.240三段55.84336.54161.738561.760799.268

48、1 073.1152-19 热量衡算一览表带入热kJ/h带出热kJ/h热损失kJ/h变换气68 353 648.4059 487 821.55水116 408 455.5117 307 089.91 总热量799 944 939.91767 949 065.403 199 582.44816 / 45第3章 设备选型3.1 设备选型原则所谓设备选型即是从多种可以满足相同需要的不同型号、规格的设备中，经过技术经济的分析评价，选择最佳方案。设备选型首先应考虑的是生产上适用；其次是技术上先进，在生产适用的基础上力求做到技术上先进，经济上合理。把生产上适用、技术上先进与经济上合理统一起来选以获得最大的

49、单位产量；能适应产品品种变化的要求，并确保产品质量；能降低劳动强度提高劳动生产率，能降低原材料及相应的公用工程(水、电、气)的能耗；能改善环境保护；设备制造较易，材料易得，操作及维修保养方便。化工设备进行设备选型时要注意以下经济指标的满足：即单位生产能力高、消耗系数低、设备价格便宜、制造容易、结构简单、用材不多、管理费用低的设备。另外除了要满足这些经济指标外，在结构上还应满足下述各项要求。(1)化工设备及构件应满足强度与刚性的要求，达到规定的标准。(2) 设备的耐久性主要取决于设备腐蚀的情况。一般化工设备的使用年限为1020年，而高压设备为2025年。(3) 密封性对化工设备是一个很重要的问题

50、，特别在处理依然、易爆、有毒介质时尤其重要。要根据有毒物质在车间的允许浓度来确定设备的密封性。(4) 在用材和制造上，要尽量减少材料用量，特别是一些贵重材料。同时又要尽量考虑制造方便，减少加工量，力求降低设备的制造成本。17 / 453.2 主要设备计算3.2.1 中变炉设备计算(1) 触媒用量计算1314根据文献知： Vr=t0×V0 (3-1)式中 Vr触媒体积，m3t0标准接触时间，h· m3 / M3(标)V0通过触媒的气体体积，M3(标)/h标准接触时间的计算公式： (3-2)式中 W=Kp-1u=Kp(A+B)+(C+D)V=KPAB-CDq=Kp反应平衡常数k

51、1反应速度常数n变换的CO的量，分子分率其中A、B、C、D分别代表CO、CO2、CO2及H2的起始浓度(2) 第一段床层触媒用量计算计算基准：11.1t/h已知条件：进中变炉一段催化剂的气体温度：320出中变炉一段催化剂的气体温度：450平均温度:在380时反应速度常数k1=4650，加压时取校正系数2.8，k1=4 650×2.8=13 020进第一段床层变换气进气量：V0=3 373.8Nm3/h×11.1=37 443.63 Nm3/h出一段床层变换气中：CO%=8.661% n=21.62%-8.661%=12.968%在385时，Kp=13.6818 / 45则：W=13.68-1=12.68 u=13.68×(0.216 29+0.266 54)+(0.002 28+0.288 39) =6.605+0.290 67 =6.689 V=13.68×0.216 29×0.266 54-0.002 28×0.288 39