万吨每合成氨宽温变换工艺设计

1、四川理工学院毕业设计（论文） 100kt/a合成氨宽温变换工艺设计学 生： 学 号：专 业： 班 级： 指导教师： 四川理工学院材料与化学工程学院摘 要CO 变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，所以在合成氨工艺流程中占有重要地位。本设计采用全低变换流程，并对流程中各个设备进行物料和能量衡算，同时对设备选型计算。在设备选型计算时主要对全低变换炉进行了计算、全低变换催化剂的选型、用量计算和确定全低变换炉工艺尺寸。关键词：合成氨，变换，催化剂，衡算，选型The Wide Temperature Process Design of 100kt / a Synthetic Ammonia Tr

2、ansformation AbstractCO feed gas shift reaction is made to continue, but also a purification process, so play an important role in the ammonia process. This design uses in low-temperature series transformation process, and the process of various materials and equipment, material balance can be calcu

3、lated for selection of equipment. In the selection of equipment for low temperature shift in the main furnace calculated: low shift catalyst dosage, the selection and calculation of furnace temperature transform technology dimensions.Keywords: synthetic ammonia, transform, catalyst, calculation and

4、selection目录 1.前 言11.1工艺原理11.2变换工艺流程确定11.3变换工艺参数的确定2压力2温度2汽气比21.4 主要设备的选择说明32.变换工段物料及热量衡算42.1变换炉物料衡算及热量衡算4已知转化气组成4本设计的计算基准4工艺条件的确定42.1.4.变换炉催化床层的物料衡算4变换炉催化床层的热量衡算6变换炉催化剂平衡曲线7最佳温度曲线的计算8操作线计算83.辅助设备物料及热量计算103.1饱和塔的物料与热量衡算103.2热水塔物料与热量衡算123.3.第一换热器的热量衡算133.4.废热锅炉的热量衡算143.5.第二换热器的热量衡算153.6物料汇总表173.7热量汇总表

5、184.设备计算204.1.变换炉的计算204.2.饱和塔的计算234.3.热水塔的计算274.4.第一换热器的计算304.5.第二换热器的计算364.6.封头的选择434.7.群座434.8.人孔444.9.排气孔444.10.接管444.11.法兰454.12.筋板454.13主要设备一览表46参考文献47对本设计评述48致谢49附50 1.前 言1.1工艺原理氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。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CO，由于CO是合成氨催化剂的毒物，所以必须

6、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。工艺原理：一氧化碳变换反应式为：CO+H2O=CO2+H2+Q (1-1) CO+H2 = C+H2O (1-2) 其中反应(1-1)是主反应，反应(1-2)是副反应，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(1-1)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

7、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 1.2变换工艺流程确定目前变换工艺流程有：中温变换，中串低，全低及中低低4种工艺。中温变换流程的特点是：采用低温高活性的中变催化剂，降低了工艺上对过量蒸汽的要求;采用段间喷水冷凝降温，减少了系统的热负荷和阻力，减少外供蒸汽量;合成与变换，铜洗构成第二换热网络，合理利用热能。中温变换串低温变换流程的特点：采用铁铬系中温变换催化剂后串铜锌系低温变换催化剂。由于铜锌催化剂对硫敏感，所以以煤或重油为原料制取的原料气在进行中温变换后，一般要经过湿法脱硫、一次脱碳、氧化锌脱硫后，才能进行低温变换，最后还要二

8、次脱碳，流程长、设备多、能耗大。中低低流程的特点是:在一段铁铬系中温变换催化剂后直接串两段钴钼系耐硫变换催化剂，利用中温变换的高温来提高反应速率，脱除有毒杂质，利用两段低温变换提高变换率，实现节能降耗。全低变换流程的特点是：变换炉入口温度及床层内的热点温度均比中变炉低，使变换系统在较低的温度范围内操作，有利于提高CO平衡变换率，在满足出口变换气中CO含量的前提下，可降低入炉蒸汽量，使全低变流程比中变及中变串低变流程蒸汽消耗降低。催化剂用量减少一半，使床层阻力下降。考虑到全低变流程的优点，所以本设计选用全低工艺流程。此流程为：转化气首先进入饱和热水塔，在饱和热水塔中转化气被增湿。在进变换炉前加入

9、蒸汽使H2O/CO达到3.5，再进入变炉炉将转换气中一氧化碳含量降到1.5%。再通过换热器将变换气的温度降到127。 1.3变换工艺参数的确定1.3.1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。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投各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂操作压力为,中型氨厂为Pa1。本设计为小型氨厂故压

10、力可取0.8MPa。1.3.2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，因而存在着最佳反应温度。对一定催化剂及气相组成，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。1.3.3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。但是

11、，水蒸气用量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，余热回收设备负荷加重等后果。1.4 主要设备的选择说明 全低变流程中，主要设备有变换炉、饱和热水塔、换热器等。催化剂选用B302Q型催化剂，并确定其用量。以上设备的选择主要是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中碳氧化物的含量以及变换气中所要求的CO浓度。2.变换工段物料及热量衡算2.1变换炉物料衡算及热量衡算已知转化气组成已知变换炉进口气体组成：表2-1 变换炉进口气体组成组分COCO2H2H2SO2合计含量%30.21154.14.50.21

12、002.1.2本设计的计算基准本设计中物料衡算以100 Nm3原料气为计算基准，热量衡算以25为计算基准，则入变换炉气体的干基组成为：表2-2 变换炉进口气体干基组成组分COCO2H2H2SO2合计Nm330.21154.14.50.2100%30.21154.14.50.2100工艺条件的确定根据参考文献1确定变换工艺条件如下：入口Ti=170，操作压力P=0.8MPa,水气比 H2O/CO=3.52.1.4.变换炉催化床层的物料衡算因水气比 H2O/CO=3.5，则V (H2O) =105.7Nm3则入变换炉气体的湿基组成为：表2-3 变换炉进口气体湿基组成组分COCO2H2H2SO2H2

13、O合计Nm330.21154.14.50.2105.7205.7%14.685.3526.302.190.1051.38100本设计要求出催化剂床层的CO干基含量为1.5%所以CO的实际变换率为： =93.63%则反应了的CO量为：30.293.63%=28.28 Nm3则反应后的变换气组成为： V(H2)=54.1+28.28-0.4=81.98 Nm3 V(H2O)=105.7-28.28+0.4=77.82 Nm3V(CO)=30.2-28.28=1.92 Nm3V(CO2)=11+28.28=39.28 Nm3V(H2S)=4.5 Nm3所以，出变换炉的干基组成为：表2-4 出变换炉变

14、换气干基组成组分COCO2H2H2S合计Nm31.9239.2881.984.5127.68%1.5030.7664.213.53100出变换炉的湿基组成为：表2-5 出变换炉变换气湿基组成组分COCO2H2H2SH2O合计Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100所以，平衡常数K为： K= = =21.64查2得，Te=346设平衡温距为13，则出口温度为To=333变换炉催化床层的热量衡算取进出口的平均温度T平=(170+333)=252进行计算为：混合气体的热容为： CO: Cp=4.1868(6.48+0.1566

15、0.01T-0.023870.00001T2)H2: Cp=4.1868(6.424+0.10390.01T-0.0078040.00001T2)H2O: Cp=4.1868(6.97+0.34640.01T-0.048330.00001T2)CO2: Cp=4.1868(18.036-0.00004474T-158.08/T1/2)H2S : Cp=4.1868(7.07+0.31280.01T+0.13640.00001T2)O2: Cp=28.17+6.2970.001T-0.74940.000001T2)查2得， CO变换反应放热Q1为：Q1=28.28/22.4(6548-38429

16、4+103950+234172)-50025.3kJH2燃烧放热Q2为：Q2=0.4/22.4(-234172)-0.2/22.46866-0.4/22.46548=-4359.8kJ所以，总放热量Q为： Q=Q1+Q2=-54385.18kJ由上可计算各组分热容如下表：表2-6 平均温度下变换气的热容组分COCO2H2H2SH2OCp(kJ/kmol)30.3046.5329.0938.0536.24%0.9319.1139.892.2037.87Cpm=0.009330.30+0.398929.09+0.378736.24+0.191146.53+0.02238.05 =35.34kJ/(

17、kmol)假设热损失Q4为3%，则 Q4=3%Q=1631.56kJ气体吸热量Q3为： Q3=205.5/22.4Cpmt由热量衡算有， Q=Q4+Q3带入数据的：t=163所以，出口温度To=(170+163) =333从而上述温距假设合理。变换炉催化剂平衡曲线根据H2O/CO=3.5，与公式XP=100%V=KPAB-CDq=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2。以170时为例进行计算：U=KP(A+B)+(C+D) =458.24(14.68+51.38)+(5.35+26.30) =30302.98V=KPAB-C

18、D =458.2414.6851.38-5.3526.30 =345490.66W=KP-1 =458.24-1 =457.24q= = =16922.82XP= = =0.9967其它温度下的计算结果如下： 表2-7 变换炉中温度与平衡转化率之间的关系t/KpWVUqXp170458.24457.24345490.6630302.9816922.820.9967190286.34285.34215833.6518947.2710613.910.9947210186.34185.34140407.8112341.276943.650.9919230125.69124.6994662.03833

19、4.734717.420.988125087.5086.5065856.905811.903315.370.983027062.6561.6547113.584170.312402.760.976529046.0045.0034555.183070.411790.950.968431034.5533.5525918.922314.021369.810.958633026.4725.4719824.511780.261072.200.946935020.6620.6615442.271396.45857.730.933337016.3915.3912221.591114.37699.610.91

20、79最佳温度曲线的计算变换炉中选用B302Q型催化剂最适宜温度曲线由式Tm=进行计算。其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度2，查2得B302Q型催化剂的正负反应活化能分别为E1=43164kJ/kmol，E2=E1+r(-HR),其中r=1, HR=-10000-0.291T+2.8450.001T2-0.97030.000001T3。 带入相关数据有,E2=53456.4 kJ/kmol最适宜温度计算列于下表中： 表2-8 最适宜温度与平衡转换率之间关系Xp0.99670.99470.99190.98810.98300.9765T/K4284494684885075

21、27t/155176196215234254Xp0.96840.95860.94690.93330.9179T/K546566585604627t/273293312331354操作线计算 由中变催化剂变换率及热平衡计算结果知： 变换炉入口气体温度 170 变换炉出口气体温度 333 变换炉入口CO变换率 0% 变换炉出口CO变换率 93.63%所以，操作线为：T=174.09x+170图 2-1 CO变换过程的T-X图3.辅助设备物料及热量计算3.1饱和塔的物料与热量衡算 1.饱和塔的物料衡算 已知条件 温度 进塔原料气温度 35 出塔原料气温度 113 进塔热水温度 116 压力 进饱和塔

22、的气体压力 0.9MPa 物料量 进塔干原料气量 14804.74Nm3/h 入塔水量 35000kg/h物料衡算 取饱和塔出口气中蒸汽的饱和度为93%，113时的饱和蒸汽压P(H2O)=160kPa3所以，出饱和塔原料气中带出的蒸汽量为： G= Nm3/h =2932.57 Nm3/h 2. 饱和塔的热量衡算 入热 气体带入热Q135原料气的比热容为：表3-1 35原料气的比热容组分COCO2H2H2SO2Cp/kJ/(kmol)29.0337.4328.1834.0930.01%30.21154.14.50.2Cpm=(0.30229.03+0.1137.43+0.54128.18+0.0

23、4534.09+0.00230.01)kJ/(kmol) =29.73 kJ/(kmol)Q1=14804.74/22.429.73(35-25)kJ =1.965105 kJ/h 116的水带入热Q2为： Q2=350004.187(116-25)kJ=1.334107kJ/h 合计： Q=Q1+Q2=1.354107kJ/h出热 113的干原料气带出热Q3为：113原料气的比热容为：表3-2 113原料气的比热容2组分COCO2H2H2SO2H2OCp/kJ/(kmol)29.2639.6628.3534.7530.2430.16干气百分含量%30.21154.14.50.20Cpm=(0

24、.30229.26+0.1139.66+0.54128.35+0.04534.75+0.00230.24)kJ/(kmol) =30.16 kJ/(kmol)Q3=2932.57/22.430.16(113-25)kJ =1.754106kJ/h水蒸气带出热Q4为： Q4=2932.57/22.433.91(113-25)kJ =3.907105 kJ/h塔底排水量为： (35000-2932.57/22.418)kg=32643kg/h 所以，塔底水带出热Q5为： Q5=(32643H-104.80)kJ/h假设热损失Q6=0.34%Q=46036 kJ/h由热平衡，有： Q=Q3+ Q4+

25、 Q5+ Q6带入数据得，H=452.48kJ/kg查3得，t=1083.2热水塔物料与热量衡算 已知压力 气体出塔压力 0.7MPa温度 变换气入口温度 147 变换气出口温度 127物料量 入塔变换气量 30419.44Nm3/ha. 物料衡算塔内蒸汽冷凝量为： 设气体出热水塔的温度为127，在127时的蒸汽压PH2O=0.25MPa 变换气带出蒸汽量 G=0.25/()18899.60 Nm3=10499.78 Nm3/h所以，塔内蒸汽冷凝量为：()Nm3=1020.06 Nm3/h塔顶进水量为： 设饱和热水塔的排污由饱和塔底排出，排污量为总循环量的0.5%，排污量为：350000.5%

26、=175kg/h 所以，塔顶进水量为：32643-175=32468 kg/h外界向系统补水为：35000-32468-1020.06/22.418=1712.31 kg/hb. 热量衡算 入热 气体带入热Q1为：147变换气的比热容为表3-3 147变换气的比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol)29.3640.5128.4235.0434.13干气百分含量%1.5030.7664.213.530 Cpm=(0.01529.36+0.307640.51+0.642128.42+0.035335.04)kJ/(kmol) =32.39 kJ/(kmol)Q1=18899.6

27、0/22.432.39(147-25)kJ/h =3.334106 kJ/h 147的水蒸汽带入热Q2为： Q2=11519.84/22.434.13(147-25)kJ/h=2.141106kJ/h 塔顶水带入热Q3为： Q3=324684.183(108-25)kJ/h=1.127107 kJ/h 补充水带入热Q4（补充水的温度为25）为：Q4=0 合计：Q= Q1+ Q2+ Q3+ Q4=1.674107 kJ/h 出热气体带出热 127变换气的比热容为：表3-4 127变换气的比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol)29.3040.0228.3734.8732.20

28、干气百分含量%1.5030.7664.213.530 Cpm=(0.01529.30+0.307640.02+0.642128.37+0.035334.87)kJ/(kmol) =32.20 kJ/(kmol)Q5=18899.60/22.432.20(127-25)kJ/h =2.771106 kJ/h 127的水蒸汽带入热Q2为： Q6=10499.78/22.434.00(127-25)kJ=1.626106kJ/h热损失Q7为：Q7=0.2%Q=33480 kJ/h出热水塔热水带出热Q8为：Q8=35000(H-104.80)由热平衡Q= Q5+ Q6+ Q7+ Q8得，H=456.5

29、0 kJ/h查3得，t=1093.3.第一换热器的热量衡算已知温度 水入口温度 109 水出口温度 116 变换气出口温度 147物料量 入换热器干气量 30419.44Nm3/h 入换热器的水量 35000kg/h109的水带入的热Q109为：Q109=350004.184(109-25)kJ/h=1.230107 kJ/h 116的水带出的热Q116为：Q116=350004.187(116-25)kJ/h=1.334107 kJ/h 147的变换气带出的热Q147为：（由上计算可知）Q147=5.475106 kJ/h由热平衡有，Qx- Q147= Q116- Q109得，Qx=6.51

30、5106kJ/h由计算可得，入第一换热器的原料气温度为：1693.4.废热锅炉的热量衡算已知温度 水入口温度 25 水蒸汽出口温度 100 变换气入口温度 317变换气出口温度 169物料量入废热锅炉的变换气量 30419.44Nm3/h169的变换气带出的热Q169为：（由上计算可知）Q169=6.515106kJ/h317的变换气带入的热Q317为：317变换气的比热容为：表3-5 317变换气的比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/KJ/(Kmol)29.8444.0228.7636.5435.22干气百分含量%1.5030.7664.213.530 Cpm=(0.01529.84+

31、0.307640.02+0.642128.76+0.035336.54)kJ/(kmol) =33.75 kJ/(kmol)Q1=18899.60/22.433.75(317-25)kJ/h =8.314106 kJ/h 317的水蒸汽带入热Q2为： Q2=11519.84/22.435.22(317-25)kJ=5.289106kJ/hQ317=Q1+Q2=1.360107 kJ/h25的水带入的热Q25为：Q25=0100的水蒸汽带出的热Q100为：（m为水的流量） Q100=m4.180(100-25)+m2676.95 kJ/h由热平衡有，Q100- Q25= Q317- Q169得，

32、m=1984.32kg/h3.5.第二换热器的热量衡算已知温度 变换气入口温度 333 变换气出口温度 317原料气出口温度 170物料量 入换热器变换气量 30419.44Nm3/h入换热器的原料气量 30449.89 Nm3/h333的变换气带入的热Q333为：333变换气的比热容为：表3-6 333变换气的比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol)29.8944.3028.8036.6935.32干气百分含量%1.5030.7664.213.530 Cpm=(0.01529.89+0.307644.30+0.642128.80+0.035336.69)kJ/(kmol)

33、 =33.86 kJ/(kmol)Q1=18899.60/22.433.86(333-25)kJ/h =8.799106 kJ/h 333的水蒸汽带入热Q2为： Q2=11519.84/22.435.32(333-25)kJ/h=5.595106kJ/hQ333=Q1+Q2=1.439107 kJ/h317的变换气带入的热Q317为:(由上计算可知)Q317=1.360107kJ/h170的原料气带出的热量Q170为：170原料气的比热容为： 表3-7 170原料气的比热容组分COCO2H2H2SO2H2OCp/kJ/(kmol)29.43 41.08 28.46 35.2530.4034.2

34、8干气百分含量%30.2 11 54.1 4.50.20 Cpm=(0.30229.43+0.1141.08+0.54128.46+0.04535.25+0.00230.40)kJ/(kmol) =30.45 kJ/(kmol)Q1=14804.74/22.430.45(170-25)kJ/h =2.918106 kJ/hQ2=15645.15/22.434.28(170-25)kJ/h =3.472106 kJ/hQ170=Q1+Q2=6.390106kJ/h设入口原料气带入的热Qx为：由热量衡算有，Q170-Qx= Q333- Q317得，Qx=5.600106kJ/h出饱和塔的气体带入的

35、热为：2.145106kJ/h所以，补充蒸汽带入热为：()106KJ=3.455106kJ/h 补充蒸汽量为：(15645.15-2932.57)Nm3=12712.58 Nm3/h所以补充蒸汽的规格为：202，0.8Mpa的过热蒸汽。则混合后的温度为：148。3.6物料汇总表进饱和热水塔的原料气组成：表3-8 进饱和热水塔的原料气组成组分COCO2H2H2SO2合计含量%30.21154.14.50.2100出饱和热水塔的原料气组成：表3-9出饱和热水塔的原料气组成组分COCO2H2H2SO2H2O合计Nm330.21154.14.50.219.8119.8%25.219.1845.163.

36、760.1716.52100变换炉进口气体组成：表3-10 变换炉进口气体组成组分COCO2H2H2SO2H2O合计Nm330.21154.14.50.2105.7205.7%14.685.3526.302.190.1051.38100变换炉出口气体组成：表3-11变换炉出口气体组成组分COCO2H2H2SH2O合计Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100废热锅炉，第二换热器的进出口变换气组成与变换炉出口组成相同。第一换热气器进口变换气组成：表3-12 第一换热气器进口变换气组成组分COCO2H2H2SH2O合计Nm31

37、.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100第一换热器出口变换气组成：表3-13 第一换热器出口变换气组成组分COCO2H2H2SH2O合计Nm31.9239.2881.984.570.92198.6%0.9619.7841.282.2735.711003.7热量汇总表以25为计算基准: 表3-14 变换炉催化剂床层热量平衡表反应放热/kJ气体吸热/kJ热量损失/kJ54385.1852753.621631.56 表3-15 饱和塔热量平衡表 带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ原料气1.9651051.754106水1.33410

38、71.135107水蒸气3.907105热损失46036合计1.3541071.349107 表3-16 热水塔热量平衡表 带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ变换干气3.3341062.771106水1.1271071.231107水蒸气2.1411061.626106热损失33480合计1.6751071.671107 表3-17 第一换热器热量平衡表带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ变换气6.5151065.475106水1.2301071.334107合计1.8821071.882107表3-18 废热锅炉热量平衡表带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ转换气1.3601076.515

39、106水07.085106合计1.3601071.360107表3-19 第二换热器热量平衡表带入热/kJ带出热/kJ热损失/kJ原料气5.3971066.187106变换器1.4391071.360107合计1.9791071.9791074.设备计算4.1.变换炉的计算 催化剂用量计算2选用B302Q耐硫变换催化剂。其宏观动力学方程为：r=1822exp(1-)变形得：进出口的温度与湿基含量满足如下方程：443=0.1468A+B606=0.0093A+B解得 T=-1185.45x+617.02V总的计算（按无物料损失进行理论计算） 因年产量为100kt/a,生产时间为330天，所以每小

40、时产量为：100000/(33024)=12.63t/h 又，N2+3H2=2NH3 由反应关系有，V(H2)=Nm3/h由前面的计算结果可知： 每进100Nm3的原料气，出变换炉的H2的量为：81.98 Nm3所以，V总=30449.89Nm3/h对CO含量变化分区间即可求得催化剂用量W。由CO湿基含量从14.68%降到0.93%分成11段： 以第一段区间为例:14.68%13.43% 由上述，进出口的温度与湿基含量满足如下方程可知，当x=13.43%时，T=458K(185)，Kp=320.87,yco=13.43%,yH2=27.40%,yH2O=50.36%,yCO2=6.62%带入得

41、，W1=0.2061m3现将计算结果列于下表：表4-1 催化剂装填量与转化率X的关系xT/KKpycoyH2yH2OyCO2W/m30.1343458320.870.13430.27400.50360.06620.20610.1218473229.900.12180.28650.49110.07870.18650.1093487171.770.10930.29900.47860.09120.17370.0968502128.120.09680.31150.46610.10370.16020.084351797.240.08430.32400.45360.11620.15060.07185327

42、5.060.07180.33650.44110.12870.14490.059354758.790.05930.34900.42870.14120.14410.046856246.700.04680.36150.41620.15370.15060.034357638.100.03430.37400.40360.16620.17410.021859130.980.02180.38650.39110.17870.24390.009360625.480.00930.39900.37860.19121.807所以，催化剂总量为3.542 m3，取备用系数为1.2，则催化剂的实际用量为：W=3.5421

43、.2=4.250m3催化剂床层直径的确定： 要求全低变换炉床层阻力0.688MPa设催化剂床层直径为1.80m。 床层阻力降由P=对于B302Q催化剂外形尺寸为=35mm 取其平均值4mm，即dp=0.004m E=0.378+0.308=0.378+0.3080.004/1.80 =0.3787气体的密度为：=m/v其中，m=(1.92/22.428+81.98/22.42+77.82/22.418+39.28/22.444+4.5/22.434) 103kg =156.24kg=m/v=156.21/205.5kg/m3=0.7603 kg/m3校正温度、压力对密度的影响： =P/PT/T

44、 =0.7603800/101.3273/525 kg/m3=3.122 kg/m3G为气体质量流量：G=37358.01kg/(m2h)催化剂床层高度L为：L=m =1.67m所以，床层阻力降P为：P= =kgf/m2 =40763.61 kgf/m2 =0.3999MPa0.25mm，故最后取，该塔体可以用厚度为10mm的20R钢板制造。（4）、校核由4查得：式中：Se=Sn-C=10-(0.25+1)=8.75mm由4查得：，则：，所以水压试验强度足够。所以该塔是一个直径为1800mm，壁厚为10mm的20R制成4.2.饱和塔的计算 塔型：填料塔，采用50瓷矩鞍环。 原料气组成：表4-2

45、 原料气组成组分COCO2H2H2SO2合计%30.21154.14.50.2100操作压力 0.9MPa 进塔原料气温度 35 出塔原料气温度 113进塔水的温度 116 出塔水的温度 108 进塔干气量 14804.74Nm3/h 进塔干气的平均分子量为 15.97kg/kmol 进塔原料气的质量流量为 14804.74/22.415.97=10554.99kg/h 进塔水量为 35000kg/h 出塔水量为 32643kg/ha.塔径计算 由于塔出口温度最高，湿含量最大，计算塔径时以塔顶条件进行计算。要求填料阻力0.147kPa（即15mmH2O/m填料）b.空塔速度计算 横坐标为 纵坐标为 式中 WL液体流量，kg/h WG气体流量，kg/h rL液体密度，kg/m3 rG气体密度，kg/m3 WO空塔速度，m/s g重力加速度，m/s2 uL液体粘度，mPas K填料因子，m-1 N液体校正系数，即水的密度与液体密度之比，N=r水/rL 各数据如下：WL=35000kg/hW