合成氨变换工段车间布置图

74/82摘要变换工序是合成氨中最重要的工序之一，在合成氨工艺的流程中起着特不重要的作用本次设计为70kt/a合成氨变换工段的工艺设计。本设计采纳全低变的工艺流程.。依照有关文献资料，完成物料、热量的计算。并对第一变换炉、第二变换炉、煤气换热器以及变换气换热器等要紧设备进行选型计算。并做出了合成氨变换工段全低变的工艺流程图和设备布置图。所得结果差不多满足设计要求，工艺流程可行。关键词：合成氨；低温变换；热量衡算；物料衡算.AbstractTransformprocessesisoneofthemostimportantprocesses,anditplaysaveryimportantroleintheindustryofsyntheticammonia.Thetaskisthedesignofshiftprocessin70kt/aNH3.Thelow-temperatureshifttechnologywasadoptedinthiscalculation.Accordingtotherelevantculturalheritagedata,completethecalculationofmaterial,calories.Furthermore,thesizeandtypeoftheequipmentsweredeterminedsuchasheatexchanger,shiftconverter,etc.Alsodotosynthesizeanalloftheammoniatransformationworksegmentlowcraftflowchartandequipmentschangingsetoutdiagram.Theresultsmeettherequirementsofthedesigntaskwell,thecraftprocesscango.摘要 IAbstract II第一章前言 11.1变换气反应原理 11.2CO变换反应化学平衡 21.3CO低温变换催化剂 51.3.1低变催化剂的进展 51.3.2低变催化剂的要紧成分 51.3.3催化剂的活性降低和中毒 71.4工艺流程简述 8第二章物料衡算及热量衡算 102.1设计条件 102.2CO全变换过程总蒸汽比的计算 102.3第一变换炉催化剂床层物料与热量衡算 112.3.1入第一变换炉催化剂床层汽气比 112.3.2CO平衡变换率及出催化剂床层气体的组成 122.3.3第一变炉热量衡算 132.3.4第一变换炉催化剂层CO变换反应平衡曲线 142.3.5CO在第一变换炉催化剂床层最适宜温度 152.3.6CO在第一变换炉催化剂层变换反应操作线 162.4第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算 172.4.1第二变换炉第一段催化剂层汽/气比 172.4.2第二变换炉第一段催化剂层CO的平衡转化率计算 182.4.3出口温度校核 182.4.4第二变换炉第一段催化剂热量衡算 182.4.5第二变换炉第一段催化剂床层平衡曲线计算 192.4.6CO在第二变换炉第一段催化剂层最适宜变换温度 202.4.7CO在第二变换炉第一段催化剂层变换反应操作线 202.5第二变换炉第二段催化剂床层物料及热量衡算 212.5.1第二变换炉第二段催化剂层CO的平衡转化率计算 222.5.2第二变换炉第二段催化剂热量衡算 222.5.3 平衡温距校核 232.5.4 第二变换炉第二段催化剂床层平衡曲线计算 242.5.5CO在第二变换炉第二段催化剂层最适宜变换温度 242.5.6CO在第二变换炉第二段催化剂层变换反应操作线 252.6 煤气换热器热量衡算 262.7变换气换热器热量衡算 272.7.1进设备热量计算 272.7.2出设备热量计算 28第三章要紧设备计算 293.1 第一变换炉的计算 293.1.1催化剂用量计算 293.1.2催化剂床层阻力计算 303.2 第二变换炉的计算 313.2.1第二变换炉第一段催化剂用量计算 313.2.2第二变换炉第二段催化剂用量计算 323.2.3第二变换炉催化剂床层阻力的计算 333.3 煤气换热器的计算 353.3.1设备直径及管数确定 363.3.2设备规格的确定 373.3.3传热系数计算 373.3.4传热面积计算 423.3.5列管长度的计算 42要紧设备一览表 43设计结果及总结 44参考文献 45致谢 46第一章前言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，又是原料气制造的接着。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。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。目前，变换工序要紧有“全低变”工艺和“中低变”工艺，此次设计运用的是“全低变”工艺“全低变”工艺是90年代在我国小合成氨厂开始使用的，是从“中低变”演变而来，使用低温活性较好的B302Q、B303Q等耐硫变换催化剂，各段进口温度均在200℃左右。通过几年的进展，随着耐硫低温催化剂的开发利用，“全低变”的工艺和设备不断完善，操作水平也进一部提高，目前“全低变”工艺已进入成熟时期。该工艺具有蒸汽消耗低、系统阻力小、生产强度大等优点。1.1变换气反应原理合成氨生产需要的原料气是H2和N2，而半水煤气中含有约30%左右的CO，需要将其除去。变换工段的目的确实是将半水煤气中的CO除去，在本质上是原料气净化的一个过程。为了将CO除去，工业上采纳的方法是:在催化剂存在的条件下，利用较为廉价的水蒸气与CO反应，生成H2和CO2。原料气中的一氧化碳与水蒸汽的变换反应可用下式表示：（1-1）此反应为可逆放热反应，反应热为40964J/mol，当开车正常生产后，即可利用其反应热来维持过程的接着进行。在一般情况下，一氧化碳与水蒸汽直接进行反应，其变换反应的速度是专门慢的，假如用催化剂催化，则能够加快反应速度，大大有利于变换反应的进行。随着一氧化碳变换反应的进行，伴随着微量的副反应发生，要紧有如下几种：（1）甲烷的生成(1-2)（1-3）（1-4）（2）一氧化碳的分解反应（1-5）（3）有机硫的转化反应（1-6）（1-7）（1-8）1.2CO变换反应化学平衡一氧化碳和水蒸汽的变换反应系可逆反应。其平衡常数为：（1-9）式中：yi——各组分的摩尔分数r——气体的逸度系数Kp——CO的平衡常数由于小合成氨厂的变换反应多在压力<2.0MPa，温度为180～250℃条件下进行的，其逸度系数接近于1，即：（1-10）则式（1-9）可简化为：（1-11）式中，Pi--各组分的分压由于变换反应是一个放热反应，考虑平衡常数是温度的函数，且随温度的升高而降低。平衡常数与温度关系的表达式专门多，数值各不相同，这是由于恒压热容等基础热平衡数据不同所致。本设计可采纳下面的公式计算[1]。（1-12）式中，T——温度，K（1-13）在变换范围内，平衡常数也可用下面简化式计算：（1-14）式（1-14）在低温下计算出的Kp与式（1-12）及（1-13）相差较大，温度越高误差越小。CO变换反应的化学平衡的阻碍因素：a.温度温度对变换反应的阻碍较大：温度升高，反应速度加快。从化学平衡来看，降低反应温度，增加蒸汽用量，有利于反应向生成氢气和二氧化碳的方向进行，能够提高CO平衡转化率。在变换反应的初期，反应物浓度高，提高反应温度，可加快正反应；在变换反应的后一时期，二氧化碳和氢气的浓度增加，逆反应速度加快，因此，须设法降低反应温度，使逆反应速度减慢，如此能够得到较高的变换率。但降低温度也减慢了反应速度，降低了催化剂的生产能力，应综合考虑。关于一氧化碳含量较高的半水煤气，开始反应时，为了加快反应速度，一般要在较高的温度下进行，而在反应的后一时期，为了使反应比较完全，就必须使温度降低一些，工业上采取的两段中温变换确实是依照这一概念设计确定的。关于一氧化碳含量在2%—4%的中温变换气体，只需要在230℃左右，用低温变换催化剂进行低温变换。此外，反应温度与催化剂的活性有专门大的关系，一般工业用的变换催化剂低于某一温度反应便不能正常进行，而高于某一温度也会损坏催化剂，因此一氧化碳变换反应必须在催化剂的适用温度范围内选择合理的工艺条件。b.压力一氧化碳变换反应前后气体的分子数相同，若为理想气体，压力关于反应的平衡没有阻碍。目前的工业操作条件下：压力4.0MPa气压下，温度为200～500℃时，压力关于变换反应没有显著的阻碍。然而在较高压力下，反应物浓度增加，分子间的有效碰撞次数增加，能够加快变换反应速度，提高催化剂的生产能力。且各种气体与理想气体有一定的偏差，必须依照各气体组分的逸度计算KP，因此压力对CO的变换反应有一定的阻碍。c.蒸汽添加量一氧化碳变换反应为可逆反应，增加蒸汽量可使反应向正方向移动。因此，工业上一般均采纳加入一定的过量水蒸气的方法来提高一氧化碳的变换率。实际上，当使用半水煤气为原料，使用中温铁铬催化剂的工艺流程中，一般采纳H2O（汽）/CO（气）=(3～4)/1；在使用铁镁催化剂的工艺流程中，一般采纳H2O（汽）/CO（气）=(3～5)/1。d.二氧化碳浓度从一氧化碳变换反应的方程式来看，假如出去生成的二氧化碳，有利于反应向正方向进行，并使变换反应接近于完成。除去二氧化碳能够采纳良种方式：（1）利用碱性氧化物与二氧化碳作用生成碳酸盐，例如：（1-15）或利用碱性氧化物作为催化剂的的一种组分来汲取二氧化碳。由于（1-15）为一放热反应，要对生成的热量采取一定的措施。更重要的是这一反应进行到一定程度后要进行更换催化剂，增加了生产操作的复杂性，因此在实际中专门少应用。（2）在两段变换催化剂之间或中变和低变之间，将气体送往脱除二氧化碳装置，然后再进行第二次变换。这种方法相互干扰较少，比较容易实现，但增加了换热和脱除二氧化碳的设备，流程要复杂一些。1.3CO低温变换催化剂1.3.1低变催化剂的进展随着脱硫技术的进展，烃类蒸汽转化镍催化剂在工业上的广泛应用，以及纯净合成气的制造，特不是在60年代初，透平压缩机在合成氨工业上的出现，大系列化合成氨工艺对原先脱除少量一氧化碳以及二氧化碳的铜碱洗工序，已显的专门复杂，气体精制度不能达到现代化工厂的要求（CO+CO2<10mL∙m-3）,因此从1963年开始，世界各国对低温变换催化剂展开了广泛的研究。铜是合适的一氧化碳催化剂，能在较低温度（200～250℃）下进行变换反应，一氧化碳平衡转换率可达到99%左右。然而纯铜金属催化剂在加热到具有足够反应速度的温度时，会因烧结而损害表面结构，使催化剂活性剧减，因此必须放入适当的结构性助催化剂，作为分散状铜晶粒的间隔体。工业上采纳的结构性助催化剂有高熔点、难还原的氧化铬、氧化铝、氧化锰、氧化钡等，它们的存在，可增加催化剂抗烧结的作用，延长催化剂使用寿命，增长催化剂的成型性能和机械强度。目前，中小型氮肥厂的低变催化剂均采纳Co-Mo系催化剂。Co-Mo系变换催化剂是以Co,Mo为有效组份，以Al2O3为骨架，碱金属或稀土金属的氧化物为辅助催化剂。Co-Mo系变换催化剂使用前必须先进行硫化，生成CoS,MoS2才能获得高的活性。硫化反应为：（1-16）（1-17）1.3.2低变催化剂的要紧成分（1）钴钼系宽温变换催化剂Co-Mo系宽温变换催化剂是近10年来国内研制的一种新型催化剂，它的特点是活性温度低，耐硫性强，使用温度范围宽，因此它能广泛的应用与煤、油为原料的小氮肥厂，并实现中变直接串低变的工艺流程。也能够用它取代中变催化剂，实现Co-Mo宽温变换流程，还可望用于三催化剂工艺流程，以取代目前三催化剂流程中的Cu-Zn系低变催化剂。Co-Mo系宽温变换催化剂的化学物理性质包括堆积密度、抗压强度、形状及尺寸等。Co-Mo系宽温变换催化剂的加工工艺有混碾法及浸渍法两种，大多数Co-Mo系低变催化剂采纳浸渍法工艺，如B302Q、B303Q、SB-3等。浸渍法是以球形为载体，将催化剂浸渍到载体内，由于载体本身强度高、相对密度小，故采纳这种方法生产出来的催化剂具有密度小，耐压强度大，阻力小等优点。Co-Mo系宽温变换催化剂不同于Cu-Zn系低变催化剂在于它的耐硫性特不强，正常生产中对气体中的硫含量没有上限要求，不论多高都能够直接进入。但对气体最低含硫量却有限制，即在一定反应温度及蒸汽含量下，要求气体中的含硫量不低于一定值，否则引起催化剂放硫而导致失活。Co-Mo系宽温变换催化剂的另一特点是可用于低温变换，也能够用于中温变换，可在160～270℃（低变用），160～460℃（中变用）的宽广范围内使用。（2）铜锌系低变催化剂金属铜对一氧化碳的低温变换具有高活性，因此国内外都把铜作为催化剂的主活性相。但已知纯金属铜当加热到足够反应的温度时，会因烧结而使表面积缩小，从而失去活性。因此必须加入一组分或多组分的结构性助催化剂。铜基催化剂的助催化剂组分有ZnO、Cr2O3、Al2O3、MgO、CuO、TiO2、MnO2等。ZnO用的最广泛，最先出现的低温变换催化剂，确实是由ZnO和CuO两个组分组成。ZnO有促进催化剂活性的作用，并能起改进铜微晶长大的稳定和分散作用。然而铜-锌二组分催化剂的热稳定性和寿命不够理想，后来相继出现CuO-ZnO-Cr2O3和CuO-ZnO-Al2O3催化剂。结构性助催化剂的加入不但和组分有关，而且和加入方法更为紧密。用机械混合的方法，往CuO-ZnO-Cr2O3催化剂中加入K2O、CaO、MgO、Al2O3、TiO2、MnO2则不阻碍催化剂的结构；然而用共沉淀的方法加入铝和锰，将对催化剂的性质产生明显的阻碍。例如添加锰的催化剂，显示出专门高的活性和良好的耐热性。目前以普遍生产和采纳的低温变换催化剂为CuO-ZnO-Cr2O3和CuO-ZnO-Al2O3系，究竟哪一种性能优越，目前还不能取得一致的意见。然而就催化剂生产的劳动条件来看，CuO-ZnO-Al2O3系要比CuO-ZnO-Cr2O3系好，其制造成本要看铝的加入形式和来源。假如以硝酸铝形式加入，则成本并不比加入氧化铬低。1.3.3催化剂的活性降低和中毒热烧结当温度超过280℃时，还原态金属铜容易产生烧结，使催化剂表面积显著减少，活性急剧下降。当温度超过铜的熔点（1083℃）一半时，更容易烧结。热烧结引起催化剂表面积减少，要紧是由于分散状铜微晶粒，相邻间的晶粒在一定温度下扩散并使晶粒长大。从而使催化剂活性下降；温度愈高，晶粒长大速度就愈快，表面积和活性的下降趋势愈大。尽管作为结构性助催化剂的高熔点氧化铬和氧化铝的存在，间隔体对阻止铜晶粒的长大，也无济于事。因此低温变换催化剂的使用，必须严格操纵反应温度。物理性破坏那个地点所指的物理性破坏，要紧是指催化剂在操作温度下，由于水蒸气在催化剂微孔内能够凝聚和蒸发相继反复进行，而使催化剂破裂，造成催化剂床层阻力增大。因此低温变换反应必须操纵在露点以上进行，如此就使反映温度、压力、蒸汽量、干气量之间保持一定的关系。卤素中毒在相当长的时刻内，卤素对低变催化剂的毒害作用被人们忽视。后来发觉卤素是比硫更厉害的毒物，进口气中氯化物仅，就会显著的毒害低变催化剂，氯海量在时，就认为被严峻污染。硫中毒硫是铜基低变催化剂的要紧毒物之一。由于脱硫技术的进展，原料气中的硫能脱至以下，但原料气量专门大，极微量的硫化物，经日积月累后数量相当可观，从而对低变催化剂造成专门大危害。1.4工艺流程简述 全低变的工艺流程示意图见图1-1。变换气换热器变换气换热器煤气换热器淬冷过滤器Ⅰ淬冷过滤器Ⅱ第一变换炉变换气冷却器油分离器活性炭滤油器半水煤气变换气工段第二变换炉图1-1低温变换工艺流程示意图Fig1-1Schematicdiagramofthelowtemperatureconversionprocess半水煤气首先进入油水分离器，脱除部分固体和液体杂质后进入活性炭滤油器，进一步脱除杂质。经净化的半水煤气进入变换气换热器与从第二变换炉出来的变换气进行逆向热交换，使其温度上升到180℃左右，变换气温度下降到160℃左右。出变换气换热器的半水煤气再进入煤气换热器与从第一变换炉出来的变换气进行逆向热交换，变换气自身的温度下降到300℃左右，半水煤气升温到200℃左右。出煤气换热器的半水煤气与来自管网的中压水蒸气混合，一方面使半水煤气温度上升到变换反应温度，另一方面使半水煤气增湿，并达到设计要求所需要的汽气比进入第一变换炉发生变换反应，在第一变换炉内CO的变换率可达到60%左右。经第一变换炉变换后出来的变换气进入煤气换热器与半水煤气逆向换热后进入淬冷过滤器I，逆向与喷淋下来的冷却水换热并使冷却水汽化，现在变换气的温度下降到230℃左右，冷却水和变换气换热后汽化，从而使蒸汽含量达到设计要求，湿变换气进入第二变换炉第一段催化剂床层进行变换反应。经第二变换炉第一段催化剂床层变换反应后CO的变换率可达到85%左右，温度上升到280℃左右进入淬冷过滤器II，逆向与喷淋下的冷却水进行热交换，使其温度下降到190℃左右，同时补充水蒸气，达到设计要的汽气比进入第二变换炉第二段催化剂床层进行变换，最终CO的变换率可达到99%。出第二变换炉第二段的变换气通过变换气换热器后，再通过变换气冷却器降温至40℃左右，去后续工段。第二章物料衡算及热量衡算2.1设计条件计算基准：1吨NH3。设备生产能力：由设计所给条件取每吨氨耗用半水煤气3520Nm3,则每小时的半水煤气用量为：3520×9.7222=34222.2Nm3/h初始半水煤气组成见下表2-1。表2-1初始半水煤气组成Table2-1Thecompositionoftheinitialsemi-watergas组分CO2COH2CH4O2N2合计%7.030.822.6100Nm32395.610540.412936.0513.3102.77734.234222.2kmol106.9470.6577.522.94.6345.31527.82.2CO全变换过程总蒸汽比的计算选用B302Q型催化剂，设第二变炉出口变换气温度为200℃，平衡温距为24℃，则计算时取变换温度为t=224℃。CO和H2O的反应方程式为：设 ABCD设CO变换反应的变换量为△CO，则变换反应的平衡常数Kp：（2-1）本设计所给条件CO的变换率为99%，则:查文献[1]可知在220℃时CO变换的平衡常数Kp=140.96。并由表2-1可知A、C、D的值分不为30.8%、7.0%、37.8%，将A、C、D和Kp的值代入式（2-1）求得：B=75.0。即可知总水气比为75.0/100。2.3第一变换炉催化剂床层物料与热量衡算2.3.1入第一变换炉催化剂床层汽气比设CO在催化剂床层转化率为60.0%，且O2全部和H2燃烧生成H2O，则CO的反应量△CO为：30.8%×60%=18.48Nm3/100Nm3干半水煤气则CO的总反应量为：设气体出催化剂床层的温度为360℃，取平衡温距为20℃，则计算所取温度为380℃。查文献[1]知380℃时的Kp=14.6，由式（2-1）代入数据可得：解上式得B=25.72即现在的汽气比为25.72/100。入炉蒸汽量入炉湿气的量34222.2+8802.2=43024.4Nm3=1920.7kmol由此可计算出入炉的湿气组成，结果见下表2-2。表2-2入第一变换炉湿半水煤气组成Table2-2Thecompositionofthewetsemi-watergasintothefirstshiftconverter组分CO2COH2CH4O2H2ON2合计%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.319CO平衡变换率及出催化剂床层气体的组成设360℃时的平衡变换率为Xp，360℃时的Kp=18.371]，代入式（2-1）得：则实际变换率为平衡变换率由以上计算知实际反应掉的CO的量为10540.4×0.6=6324.2Nm3。出催化剂层干气体量由以上计算可得出催化剂干气体组成，见下表2-3。表2-3出第一变换炉催化剂变换气干气体组成Table2-3Thecompositionofthedriedsemi-watergasoutthefirstconverter组分H2COCO2CH4N2合计%48.1010.5221.781.2819.32100Nm319260.24216.28719.8513.37734.2400040.5kmol859.8188.2389.322.9345.31787.5出一段催化剂层剩余湿气量34024.4+8802.2-102.7=42723.9Nm3剩余蒸汽量剩余CO的量10540.4-6324.2=4216.2Nm3CO在湿气中含量同理，可求出CO2、H2、CH4、N2、H2O在湿气中的含量，结果见下表2-4。表2-4出第一变换炉催化剂变换气湿气组成Table2-4Thecompositionofthewetsemi-watergasoutletthefirstconverter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%45.089.8720.411.2018.105.73100Nm319260.24216.28719.8513.37734.22984.242723.9kmol859.8188.2389.322.9345.3133.2190第一变炉热量衡算（1）第一变换炉内CO变换反应放热量为Q1气体由200℃上升到360℃，平均温度tm=280℃。查文献[1]知CO变换反应的，则由表2-2和表2-4中的数据可求出（2）氧气和氢气燃烧放热Q2查文献[2]可知氧气和氢气燃烧焓为484017kJ/kmol，则（3）气体温度上升吸热Q3在平均温度285℃和平均压力0.92MPa下可查出Cp(H2)=29.38kJ/kmol∙KCp(N2)=30.39kJ/kmol∙KCp(CO)=30.57kJ/kmol∙KCp(CO2)=46.32kJ/kmol∙KCp(CH4)=49.1kJ/kmol∙KCp(O2)=31.78kJ/kmol∙KCp(H2O)=35.59kJ/kmol∙K则平均比热容：=33.84kJ/kmol∙K气体吸热设热损失Q4=3.9×106kJ由热平衡方程式将上述数据代入热平衡方程式知：△t=160℃。可明白结果与实际所取温度一致，故不需要进行重复计算。2.3.4第一变换炉催化剂层CO变换反应平衡曲线由平衡变换率的计算公式：可求出各温度下的平衡转化率，结果见表2-5。表2-5第一变换炉CO在各温度下的平衡转化率Table2-5TheequilibriumconversionrateofCOinthefirstconverterT，℃200230250270290310330350370400Kp220.9125.787.5062.6546.0034.5426.4720.6616.3913.20Xp，%83.2280.0877.9675.6673.2270.6768.0665.3962.6960.00以200℃为例，计算过程如下：在200℃时，查表知Kp=220.90由式（2-1）知：代入数据得：解上式可得：Xp=0.8322将以上数据作图可得平衡曲线图，见图2-1。2.3.5CO在第一变换炉催化剂床层最适宜温度查文献可得最适宜温度计算公式为[1]：（2-3）式中，Tm——最适宜温度，KTe——平衡温度，KR——通用气体常数，8.314kJ/kmolE1、E2——正、逆反应活化能，kJ/kmol——CO变换反应热，kJ/kmol关于变换反应r=1查文献[1]可知E1=43340kJ/kmol，在平均温度280℃时，由式：代入数据，可得=39576.2kJ/kmol。CO变换的逆反应活化能E2为当Xp=83.22%时，Te=200+273.2=473.2K将上面的数据代入式（2-3）可得：tm=172.4℃。同理，可分不求出各转化率下的最适宜温度，结果见下表2-6。表2-6第一变换炉CO转换最适宜温度Table2-6TheoptimaltemperatureforCOinthefirstShiftConverterXp，%83.2280.0877.9675.6673.2270.6768.0665.3962.6960.00Te，K473.2503.2523.2543.2563.2583.2603.2623.2643.2663.2Tm，K445.6473.8492.6511.5530.3549.2568.0586.8605.7624.5tm，℃172.4200.6219.5238.3257.1276.0294.83136332.5351.3由以上数据作图可求得最适宜温度曲线，见图2-1。2.3.6CO在第一变换炉催化剂层变换反应操作线由第一变换炉催化剂变换率及热平衡计算可知入口气体温度200℃出口气体温度370℃入口CO变换率0出口CO变换率60.0%由此可作出第一变换炉催化剂床层操作线如图2-1所示2.4第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算2.4.1第二变换炉第一段催化剂层汽/气比设在此段CO的总转化率达到88%，可知CO在此段催化剂层的总转化量为kmol则知CO在此段催化剂层的转化量为9275.56-6324.26=2951.3Nm3=131.75kmol依照以上计算可得CO在此段的转化率为设气体入口、出口温度分不为230℃、280℃，平衡温距取70℃，则出口气体平衡温度为350℃。查文献[1]知现在的Kp=20.66。由前面的计算可知A=9.75、C=20.40、D=45.08代入式（2-1）解得B=30.58则能够得到汽气比为30.58/100。现在所需总蒸汽量为则需补充的蒸汽量为12244.4-2683.4=9561.0Nm3现在总的蒸汽量为42723.9+9561.0=52286.9Nm3由以上的计算可求出现在的入炉湿气组成，结果见下表2-7。表2-7入第二变换炉第一段变换气组成Table2-7Thecompositionoftheshiftgasinletthefirstparagraphofthesecondshiftconverter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%38.088.4217.421.0315.4624.47100Nm319260.24216.28719.8513.37734.212244.452286.9kmol854.7188.2389.322.9345.3546.72第二变换炉第一段催化剂层CO的平衡转化率计算由出口平衡温度350℃，查文献[1]知Kp=20.66，由公式（2-2）代入数据得：出口湿气体组成计算如下：CO的量CO2的量H2的量H2O的量由上面的计算可得出出口湿变换气的组成,结果见下表2-8。表2-8出第二变换炉第一段催化剂变换气组成Table2-7Thecompositionofthegasoutletthefirstparagraphofthesecondshiftconverter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%44.382.5323.321.0215.4618.57100Nm322211.51264.911671.1513.37734.29293.152286.9kmol991.656.5521.022.9345.3414.92出口温度校核由上述计算可知与所取Kp相差不大，故不重复计算。2.4.4第二变换炉第一段催化剂热量衡算（1）CO放热Q1设第二变换炉一段内CO变换反应放热量为Q1气体由230℃升至280℃，平均温度tm=255℃，查文献[1]知则（2）气体温度上升吸热Q2湿变换气在平均温度255℃，平均压力0.94MPa下，查文献[1]知Cp(H2)=29.30kJ/kmol∙KCp(N2)=29.78kJ/kmol∙KCp(CO)=30.00kJ/kmol∙KCp(CO2)=45.75kJ/kmol∙KCp(CH4)=48.22kJ/kmol∙KCp(H2O)=38.96kJ/kmol∙K则Q2=2219.2×34.68×△t（3）假设热损失Q3=kJ/kmol由热量平衡得Q1=Q2+Q3△t=50℃计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算。2.4.5第二变换炉第一段催化剂床层平衡曲线计算入此段催化剂床层汽/气比为30.58/100。依照入此段催化剂床层的气体组成，计算各温度下的平衡转化率，结果如表2-9。表2-9CO在第二变换炉第一段催化剂平衡转换率Table2-9TheequilibriumconversionrateofCOinthefirststageofthesecondshiftconverterT，℃230250270290310330350Kp125.6887.5062.6546.0034.5426.4720.66XP，%90.4586.8884.5477.7272.2366.2659.91以230℃为例进行计算。在230℃时查文献[1]可知现在的Kp=125.68，把数据代入式（2-1）可得：由表中数据作图即可求得平衡曲线，见图2-2。2.4.6CO在第二变换炉第一段催化剂层最适宜变换温度最适宜温度可由式（2-3）计算，查文献[1]知B302Q型催化剂的E1=43340kJ，在平均温度255℃时：则由式（2-3）代入数据可计算出最适宜温度，其结果见表2-10。表2-10CO在第二段变换炉第一段催化剂最适宜转化温度Table2-10TheoptimaltemperatureforCOinthefirststageofthesecondshiftconverterXp，%90.4586.8884.5477.7272.2366.2659.91Te，K503.2523.2543.2563.2583.2603.2623.2Tm，K470.9488.4505.8523.1540.3557.4574.4tm，℃197.7215.2232.6249.9267.1284.2301.2由以上数据作图即可求得此段最适宜温度曲线，见图2-2。2.4.7CO在第二变换炉第一段催化剂层变换反应操作线由一段催化剂变换率及热平衡计算结果可知入口气体温度230℃出口气体温度280℃入口变换率60.0%出口变换率62.5%（总变换率85%）由以上数据即可作出此段催化剂床层的操作线，见图2-2。2.5第二变换炉第二段催化剂床层物料及热量衡算由前面的计算可知在CO的变换过程中须加入的总蒸汽量为第一变换炉催化剂层及第二变换炉第一段催化剂层加入的蒸汽量分不为8802.2Nm3、9561.0Nm3。在此段催化剂层须加入的蒸汽量为28733.0-8802.2-9561.0=10369.8Nm3。由此可知进入此段催化剂层的湿气组成，结果见表2-11。表2-11入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成Table2-11Thecompositionoftheshiftgasinletthesecondparagraphofthesecondshiftconverter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%35.222.0118.510.8112.2731.18100Nm322211.51264.911671.1513.37734.219662.963060.5kmol991.656.5521.022.9345.3877.92815.2可知CO在此段变换量为10540.4×0.99-(10540.4-1264.9)=1159.5Nm3=51.76kmolCO在此段的转化率为2.5.1第二变换炉第二段催化剂层CO的平衡转化率计算由出口平衡温度200℃，查文献[1]明白现在的Kp=220.90，由公式（2-2）代入数据得：由上面的计算可得出出口湿变换气的组成，结果见表2-12。表2-12出第二变换炉催化剂层湿变换气组成Table2-12Thecompositionofthewetshiftgasoutletthesecondstageofthesecondshiftconverter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%37.180.1720.350.8212.3029.34100Nm323371.0105.412830.6513.37734.218503.463060.5kmol10572.822.9345.3826.02815.2出变换炉的干变换气组成见表2-13。表2-13出第二变换炉第二段催化剂层干变换气组成Table2-13Thecompositionofthedriedshiftgasoutletthesecondparagraphofthesecondshiftconverter组分H2COCO2CH4N2合计%52.450.2428.781.1317.34100Nm323165.6105.412830.6513.37734.244557.1kmol1044.24.7572.822.9345.319第二变换炉第二段催化剂热量衡算（1）CO放热Q1设第二变换炉二段内CO变换反应放热量为Q1：出此段催化剂床层的温度200℃，进口温度175℃，平均温度tm=187℃，查文献[1]则（2）气体温度上升吸热Q2气体由175℃上升至200℃，在平均温度tm=187℃，压力1.0MPa下，查文献[1]知：Cp(H2)=29.19kJ/kmol∙KCp(N2)=29.62kJ/kmol∙KCp(CO)=29.78kJ/kmol∙KCp(CO2)=45.53kJ/kmol∙KCp(CH4)=44.35kJ/kmol∙KCp(H2O)=39.45kJ/kmol∙K平均热容为（3）假设热损失Q3=kJ。由Q1=Q2+Q3△t=25℃计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算。平衡温距校核查得当时，T=220.2℃，温距为220.2-200=20.2℃与所取温距相近，故不需要重复计算。第二变换炉第二段催化剂床层平衡曲线计算入此段催化剂床层汽/气比为46.6/100。依照入此段催化剂床层的气体组成，计算各温度下的平衡转化率，结果如表2-14。表2-14CO在第二变换炉第二段催化剂平衡转换率Table2-14TheequilibriumconversionrateofCOinthesecondparagraphofthesecondshiftconverterT，℃160180200220240260280Kp589.64360.27229.90152.40104.4873.8053.53Xp，%98.2597.1595.2693.3490.3686.5081.60由表中数据作图即可求得平衡曲线，见图2-3。2.5.5CO在第二变换炉第二段催化剂层最适宜变换温度最适宜温度可由式（2-3）计算，查文献[1]知型B302Q催化剂的E1=43340kJ，在平均温度187℃时，，则有由式（2-3）代入数据可计算出最适宜温度，其结果见表2-15。表2-15CO在第二段变换炉第二段催化剂最适宜转化温度Table2-10TheoptimaltemperatureforCOinthesecondstageofthesecondshiftconverterXp，%98.2597.1595.2693.3490.3686.5081.60Te，K433.2453.2473.2493.2513.2533.2553.2Tm，K409.2426.9444.6462.3479.8497.2514.6tm，℃136.0153.7171.4189.2206.6224.0241.4由以上数据作图即可求得最适宜温度曲线，见图2-3。2.5.6CO在第二变换炉第二段催化剂层变换反应操作线由二段催化剂变换率及热平衡计算结果可知此段入口气体温度175℃出口气体温度200℃入口变换率62.50%出口变换率93.33%（总变换率99%）由以上数据即可作出此段催化剂床层的操作线，见图2-3。图2-3第二变换炉第一段平衡曲线、最适宜温度曲线、操作线Fig2-3Theequilibriumtemperaturecurve,optimaltemperaturecurveandoperatinglineforthesecondstageofthesecondshiftconverter煤气换热器热量衡算（1）已知条件进设备半水煤气量（干）：1527.8kmol进设备变换气量：1920.7kmol出设备半水煤气量（湿）：1920.7kmol出设备变换气量：1920.7kmol进设备半水煤气温度：t出设备半水煤气温度：200℃进设备变换气温度：360℃出设备变换气温度：200℃热量衡算半水煤气带入热Q1：设半水煤气进口温度为187℃，查184℃，1.0MPa下半水煤气各组分的比热容并求出平均比热容Cp(m)=30.75kJ/kmol∙K。过热蒸汽带入热Q2：查文献[3]可知在260℃，1.0MPa下水蒸汽的焓为2902kJ/kg，故半水煤气带出热Q3：在200℃，1.0MPa下的半水煤气的平均比热容为Cp(m)=34.49kJ/kmol∙K。出设备变换气带走热量Q4：200℃时，变换气的平均比热容为Cp(m)=34.49kJ/kmol∙K。设热损失Q5=2.78×106kJ由热量衡算知代入数据计算可得t=185.4℃与所设温度相近，故不需要重复计算。即入设备半水煤气温度为187℃。2.7变换气换热器热量衡算依照前面的计算，进出变换气换热器的物料参数为进出设备变换气量（湿）：2815.2kmol进设备变换气温度：200℃进出设备半水煤气量（干）：1527.8kmol出设备变换气温度：155℃出设备半水煤气温度：187℃但进设备半水煤气温度还未知，设为t。2.7.1进设备热量计算（1）变换气带入热Q1在200℃、1.0MPa下，查文献[1]知平均比热容为37.02kJ/kmol∙K。kJ（2）半水煤气带入热Q2设进设备半水煤气温度为125℃、在压力1.0MPa下，查文献[1]可计算出现在的平均比热容为30.57kJ/kmol∙K。2.7.2出设备热量计算（1）变换气带出热在155℃、1.0MPa下，查文献[1]计算平均比热容为32.69kJ/kmol•K。（2）半水煤气带出热在187℃、1.0MPa下，查文献[1]计算平均比热容为29.78kJ/kmol•K。设Q5=4.14×106kJ由可得t=126.2℃与假设温度相近,故不需计算。即进设备半水煤气温度为125℃。

第三章要紧设备计算第一变换炉的计算已知条件：平均操作压力：1.74MPa一段气体进口温度：200℃一段气体出口温度：360℃一段气体进口流量（干）：34222.2Nm3一段气体出口流量：43222.6Nm3一段出口CO含量：10.52一段入口汽气比R：0.2572催化剂型号：B302Q进此段催化剂气体成分（湿）见表3-1：表3-1进一变换炉湿半水煤气组成Table2-2Thecompositionofthewetsemi-watergasintothefirstshiftconverter组分CO2COH2CH4O2H2ON2合计%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.319催化剂用量计算依照B302Q催化剂宏观动力学方程得（3-1）式中，——各组分湿基摩尔分率R——通用气体常数，8.314kJ/（mol·K）T——气体温度，KKp——CO反应平衡常数γ——CO反应速度，mol/h4770——反应速率常数16040——反应活化能，J/mol则由上式可推出:（3-2）式中，V0—气体的体积，Nm3T—平均温度，K查文献[1]得CO的平衡常数Kp=49.59，的含量由5.57上升到21.78，将以上数据代入式（3-2）：积分并解之得w=2.26m3考虑到一段催化剂床层操作条件较恶劣，油污、杂质较多，备用系数取1.2，故实际催化剂用量取催化剂床层阻力计算变换炉设计应考虑催化剂床层的阻力降，阻力降与设备直径及催化剂床层高度有关，那个地点要求低变催化剂的床层阻力<6.88kPa。取催化剂的床层直径3.0催化剂床层的阻力降由公式下式（3-3）计算（3-3）式中：——变换气通过催化剂床层的压力降，MPaf——摩擦系数，一般取1.5G——变换气质量流率，kg/m2·h——气体的重度，kg/m3L——催化剂床层高度，m——催化剂颗粒直径，m——催化剂床层直径，mB302Q型催化剂为球型催化剂，其粒度为3-5mm，取其值为4mm，则有由公式，代入数据可得气体平均分子量M=18.89，则在此操作条件下气体的密度kg/m2·h气体质量流速kg/m2·h催化剂床层高度由以上数据得催化剂床层压降为Mpa 由以上结果可知<6.88kPa，符合要求，故催化剂床层直径取3.0m第二变换炉的计算3.2.1第二变换炉第一段催化剂用量计算已知条件变换气进口温度230℃变换气出口温度280℃操作压力1.69MPa进口变换气流量52286.9进此段变换气气体组成见表3-2。表3-2入第二变换炉第一段变换气组成Table3-2compositionoftheshiftgasinletthefirstparagraphofthesecondshiftconverter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%38.088.4217.421.0315.4624.47100Nm319260.24216.28719.8513.37734.212244.452286.9kmol854.7188.2389.322.9345.3546.72234.2由已知条件可明白此操作状态下的平均温度为255℃，查文献[1]得此温度下的Kp=80.31，依照B302Q型催化剂动力学方程（3-1），代入数据积分并解之得：w=8.56故可明白实际催化剂用量为w实=8.6m3。3.2.2第二变换炉第二段催化剂用量计算已知条件变换气进口温度175℃变换气出口温度200℃平均操作压力1.69MPa变换气流量62852.5Nm3进此段催化剂气体组成见表3-3：表3-3入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成Table2-11Thecompositionoftheshiftgasinletthesecondparagraphofthesecondshiftconverter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%35.222.0118.510.8112.2731.18100Nm322211.51264.911671.1513.37734.219662.963060.5kmol991.656.5521.022.9345.3877.92815.2由已知条件可知此操作状态下的平均温度为187℃，查文献[1]明白此温度下的Kp=306.53，依照B302Q型催化剂动力学方程，代入数据积分并解之得：w=24.31故可明白实际催化剂用量为w实=24.4。3.2.3第二变换炉催化剂床层阻力的计算变换炉设计应考虑催化剂床层的阻力降，阻力降与设备直径及催化剂床层高度有关，那个地点要求低变催化剂的床层阻力<6.88KPa。取催化剂的床层直径Dt4，催化剂床层的阻力降由公式下式（3-3）计算B302Q型催化剂的粒度为φ3-5mm，取其平均值为φ4mm，即dp=0.004m，由公式:代入数据可求得E=0.378。（1）第二变换炉第一段催化剂床层阻力计算进一段催化剂床层气体的平均分子量M=18.81，则一段气体在操作条件下，计算如下。气体的密度气体质量流速kg/m2·h催化剂层高度L=0.68m则第一变换炉第二段催化剂层阻力降为：Mpa（2）第二变换炉第二段催化剂层阻力降计算进二段催化床层的气体平均分子量为M=18.64，则二段气体在操作条件下，计算如下。气体的密度气体质量流速催化剂层高度则第二变换炉第二段催化剂层阻力降为：由以上能够明白第二变换炉催化剂层总的阻力降为由上面计算能够明白总压力降<6.88kPa，符合要求故催化剂床层直径取4.0m可用。煤气换热器的计算计算条件半水煤气平均压力1.74MPa半水煤气流量1920.7kmol半水煤气进口温度187℃半水煤气出口温度200℃湿半水煤气平均分子量18.89湿半水煤气组成见表3-4。表3-4入第一变换炉湿半水煤气组成Table2-2Thecompositionofthewetsemi-watergasintothefirstshiftconverter组分CO2COH2CH4O2H2ON2合计%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.31920.7变换气平均压力1.0MPa变换气流量1907.3kmol变换气进口温度370℃变换气出口温度200℃变换气平均分子量18.93变换气组成见表3-5。

表3-5进煤气换热器的变换气组分Table3-5Thecompositionoftheconvertedgasintothesemi-watergasheatexchanger组分H2COCO2CH4N2H2O合计%45.089.8720.411.2018.105.73100Nm319260.24216.28719.8513.37734.22984.242723.9kmol859.8188.2389.322.9345.3133.2190设备直径及管数确定湿半水煤气的平均温度192℃，采纳列管换热器，湿半水煤气走管内，变换气走管间。现取管内气体流速。管内湿半水煤气质量流速由公式（3-4）[1]计算，即（3-4）代入数据可得由以上条件求取半水煤气质量流量列管面积由下式计算：（3-5）代入数据可求得所须列管面积查文献[2]选用煤气换热管作为列管的换热管，则管子数管板直径由下式确定（3-6）式中：n——列管数t——列管中心距，取0.032η——管板填充系数，0.9则由式（3-6）代入数据可求出管板直径管板直径可取φ1.2，即设备内径取1.2。3.3.2设备规格的确定设备内管子数采纳正六边行排列，管子层数为取18层，由文献[1]得管子数为988根，去掉8根拉杆，则实际管数为980根，从而可求出管内水煤气实际质量流速为管内气体实际流速3.3.3传热系数计算（1）管内传热系数计算努塞尔准数可由下面公式计算：（3-7）式中，Nu——努塞尔准数Re——雷诺准数Pr——普朗特准数半水煤气各组分在平均温度192℃、压力1.0MPa下的物性数据如下：Cp(H2)=29.26kJ/kmol∙KCp(N2)=29.46kJ/kmol∙KCp(CO)=29.88kJ/kmol∙KCp(CO2)=44.07kJ/kmol∙KCp(H2O)=38.35kJ/kmol∙KCp(O2)=30.90kJ/kmol∙KCp(CH4)=43.22kJ/kmol∙K则有混合气体粘度可由下面的公式计算：（3-8）式中：——混合气体在温度t时的粘度，MPa∙syi——混合气体中i组分的摩尔分数Mi——混合气体中i组分的分子量——混合气体中i组分在温度t时的粘度，MPa∙s查文献[2]可知在200℃，压力1.0MPa下各组分的粘度如下。=0.0159MPa∙s=0.0162MPa∙s=0.0247MPa∙s=0.0249MPa∙s=0.0123MPa∙s=0.0219MPa∙s=0.0282MPa∙s由于CH4和O2含量专门低，可忽略。则由以上数据代入式（3-8）可求得同理可求得λm=0.2332kJ/m∙h∙K则由雷诺准数计算公式Re=（3-9）代入数据可得Re由普朗特准数计算公式（3-10）代入数据可得管内传热系数可用下面的公式计算（3-11）式中：d——列管直径。代入数据可得=589.88kJ/m2∙h∙K（2）壳侧给热系数计算挡板采纳圆缺板，板间距取0.83m，缺口高度为直径的30%，给热系数由下面公式计算(3-12)式中：——设备当量直径——流体在壁下的粘度，kg/(m∙h)——按流道基准截面积计算的流体重量流速，kg/(m2∙h)——管外径，m在本计算范围内，由于温度对气体的粘度阻碍不大，故粘度校正项可忽略不计。在286℃，压力1.0MPa下，变换气的物性数据如下：Cp(m)=33.56kJ/kmol∙Kμ=0.0857kg/m∙hλ=0.342kJ/m∙h∙K壳程流道基准面积由下面公式计算式中，S1——流体横过管束时的流道截面积，m2；S2——弓形缺口