10万吨每年合成氨宽温变换基本工艺设计

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：指引教师：四川理工学院材料与化学工程学院摘要CO变换反映既是原料气制造继续，又是净化过程，因此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，同步对设备选型计算。在设备选型计算时重要对全低变换炉进行了计算、全低变换催化剂选型、用量计算和拟定全低变换炉工艺尺寸。核心词：合成氨，变换，催化剂，衡算，选型TheWideTemperatureProcessDesignof100kt/aSyntheticAmmoniaTransformationAbstractCOfeedgasshiftreactionismadetocontinue，butalsoapurificationprocess，soplayanimportantroleintheammoniaprocess.Thisdesignusesinlow-temperatureseriestransformationprocess，andtheprocessofvariousmaterialsandequipment，materialbalancecanbecalculatedforselectionofequipment.Intheselectionofequipmentforlowtemperatureshiftinthemainfurnacecalculated：lowshiftcatalystdosage，theselectionandcalculationoffurnacetemperaturetransformtechnologydimensions.Keywords：syntheticammonia，transform，catalyst，calculationandselection目录TOC\o"1-3"\u1.前言 11.1工艺原理 11.2变换工艺流程拟定 11.3变换工艺参数拟定 21.3.1压力 21.3.2温度 21.3.3汽气比 21.4重要设备选取阐明 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 42.1.1已知转化气构成 42.1.2本设计计算基准 42.1.3工艺条件拟定 42.1.4.变换炉催化床层物料衡算 42.1.5变换炉催化床层热量衡算 62.1.6变换炉催化剂平衡曲线 72.1.7最佳温度曲线计算 82.1.8操作线计算 83.辅助设备物料及热量计算 103.1饱和塔物料与热量衡算 103.2．热水塔物料与热量衡算 123.3.第一换热器热量衡算 133.4.废热锅炉热量衡算 143.5.第二换热器热量衡算 153.6物料汇总表 173.7热量汇总表 184.设备计算 204.1.变换炉计算 204.2.饱和塔计算 234.3.热水塔计算 274.4.第一换热器计算 304.5.第二换热器计算 364.6.封头选取 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重要设备一览表 46参照文献 47对本设计评述 48道谢 49附 501.前言1.1工艺原理氨是一种重要化工产品，重要用于化学肥料生产。合成氨生产通过近年发展，现已发展成为一种成熟化工生产工艺。合成氨生产重要分为：原料气制取；原料气净化与合成。粗原料气中常具有大量CO，由于CO是合成氨催化剂毒物，因此必要进行净化解决，普通，先通过CO变换反映，使其转化为易于清除CO2和氨合成所需要H2。因而，CO变换既是原料气净化过程，又是原料气造气继续。最后，少量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与水蒸气反映生成二氧化碳和氢气过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要作用。工艺原理：一氧化碳变换反映式为：CO+H2O=CO2+H2+Q(1-1)CO+H2=C+H2O(1-2)其中反映(1-1)是主反映，反映(1-2)是副反映，为了控制反映向生成目产物方向进行，工业上采用对式反映(1-1)具备良好选取性催化剂，进而抑制其他副反映发生。一氧化碳与水蒸气反映是一种可逆放热反映，反映热是温度函数。变换过程中还涉及下列反映式：H2+O2=H2O+Q1.2变换工艺流程拟定当前变换工艺流程有：中温变换，中串低，全低及中低低4种工艺。中温变换流程特点是：采用低温高活性中变催化剂，减少了工艺上对过量蒸汽规定;采用段间喷水冷凝降温，减少了系统热负荷和阻力，减少外供蒸汽量;合成与变换，铜洗构成第二换热网络，合理运用热能。中温变换串低温变换流程特点：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，因此以煤或重油为原料制取原料气在进行中温变换后，普通要通过湿法脱硫、一次脱碳、氧化锌脱硫后，才干进行低温变换，最后还要二次脱碳，流程长、设备多、能耗大。中低低流程特点是: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，运用中温变换高温来提高反映速率，脱除有毒杂质，运用两段低温变换提高变换率，实现节能降耗。全低变换流程特点是：变换炉入口温度及床层内热点温度均比中变炉低，使变换系统在较低温度范畴内操作，有助于提高CO平衡变换率，在满足出口变换气中CO含量前提下，可减少入炉蒸汽量，使全低变流程比中变及中变串低变流程蒸汽消耗减少。催化剂用量减少一半，使床层阻力下降。考虑到全低变流程长处，因此本设计选用全低工艺流程。此流程为：转化气一方面进入饱和热水塔，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温度降到127℃。1.3变换工艺参数拟定1.3.1压力压力对变换反映平衡几乎没有影响。但是提高压力将使析炭和生成甲烷等副反映易于进行。单就平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加压可提高反映速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数不大于干变换气摩尔数，因此，先压缩原料气后再进行变换能耗，比常压变换再进行压缩能耗低。详细操作压力数值，应依照中小型氨厂特点，特别是工艺蒸汽压力及压缩机投各段压力合理配备而定。普通小型氨厂操作压力为0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.2-1.8MPa[1]。本设计为小型氨厂故压力可取0.8MPa。1.3.2温度变换反映是可逆放热反映。从反映动力学角度来看，温度升高，反映速率常数增大对反映速率有利，但平衡常数随温度升高而变小，即CO平衡含量增大，反映推动力变小，对反映速率不利，可见温度对两者影响是相反，因而存在着最佳反映温度。对一定催化剂及气相构成，从动力学角度推导计算式为：Tm=式中Tm、Te—分别为最佳反映温度及平衡温度，最佳反映温度随系统构成和催化剂不同而变化。1.3.3汽气比水蒸汽比例普通指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气。变化水蒸汽比例是工业变换反映中最重要调节手段。增长水蒸汽用量，提高了CO平衡变换率，从而有助于减少CO残存含量。但是，水蒸气用量是变换过程中最重要消耗指标，尽量减少其用量对过程经济性具备重要意义，蒸汽比例如果过高，将导致催化剂床层阻力增长，CO停留时间缩短，余热回收设备负荷加重等后果。1.4重要设备选取阐明全低变流程中，重要设备有变换炉、饱和热水塔、换热器等。催化剂选用B302Q型催化剂，并拟定其用量。以上设备选取重要是根据所给定合成氨系统生产能力、原料气中碳氧化物含量以及变换气中所规定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2.1.1已知转化气构成已知变换炉进口气体构成：表2-1变换炉进口气体构成组分COCO2H2H2SO2共计含量%30.21154.14.50.21002.1.2本设计计算基准本设计中物料衡算以100Nm3原料气为计算基准，热量衡算以25℃为计算基准，则入变换炉气体干基构成为：表2-2变换炉进口气体干基构成组分COCO2H2H2SO2共计Nm330.21154.14.50.2100%30.21154.14.50.21002.1.3工艺条件拟定依照参照文献[1]拟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.变换炉催化床层物料衡算因水气比H2O/CO=3.5，则V(H2O)=105.7Nm3则入变换炉气体湿基构成为：表2-3变换炉进口气体湿基构成组分COCO2H2H2SO2H2O共计Nm330.21154.14.50.2105.7205.7%14.685.3526.302.190.1051.38100本设计规定出催化剂床层CO干基含量为1.5%因此CO实际变换率为：==93.63%则反映了CO量为：30.2×93.63%=28.28Nm3则反映后变换气构成为：V(H2)=54.1+28.28-0.4=81.98Nm3V(H2O)=105.7-28.28+0.4=77.82Nm3V(CO)=30.2-28.28=1.92Nm3V(CO2)=11+28.28=39.28Nm3V(H2S)=4.5Nm3因此，出变换炉干基构成为：表2-4出变换炉变换气干基构成组分COCO2H2H2S共计Nm31.9239.2881.984.5127.68%1.5030.7664.213.53100出变换炉湿基构成为：表2-5出变换炉变换气湿基构成组分COCO2H2H2SH2O共计Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100因此，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℃2.1.5变换炉催化床层热量衡算取进出口平均温度T平=(170+333)℃=252℃进行计算为：混合气体热容为：CO：Cp=4.1868×(6.48+0.1566×0.01×T-0.02387×0.00001×T2)H2：Cp=4.1868×(6.424+0.1039×0.01×T-0.007804×0.00001×T2)H2O：Cp=4.1868×(6.97+0.3464×0.01×T-0.04833×0.00001×T2)CO2：Cp=4.1868×(18.036-0.00004474×T-158.08/T1/2)H2S：Cp=4.1868×(7.07+0.3128×0.01×T+0.1364×0.00001×T2)O2：Cp=28.17+6.297×0.001×T-0.7494×0.000001×T2)查[2]得，CO变换反映放热Q1为：Q1=28.28/22.4×(+103950+234172)＝-50025.3kJH2燃烧放热Q2为：Q2=0.4/22.4×(-234172)-0.2/22.4×6866-0.4/22.4×6548=-4359.8kJ因此，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平均温度下变换气热容组分COCO2H2H2SH2OCp(kJ/kmol·℃)30.3046.5329.0938.0536.24%0.9319.1139.892.2037.87Cpm=0.0093×30.30+0.3989×29.09+0.3787×36.24+0.1911×46.53+0.022×38.05=35.34kJ/(kmol·℃)假设热损失Q4为3%，则Q4=3%×Q=1631.56kJ气体吸热量Q3为：Q3=205.5/22.4×Cpm×△t由热量衡算有，Q=Q4+Q3带入数据：△t=163℃因此，出口温度To=(170+163)℃=333℃从而上述温距假设合理。2.1.6变换炉催化剂平衡曲线依照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-CD=458.24×14.68×51.38-5.35×26.30=345490.66W=KP-1=458.24-1=457.24q===16922.82XP===0.9967其他温度下计算成果如下：表2-7变换炉中温度与平衡转化率之间关系t/℃KpWVUqXp170458.24457.24345490.6630302.9816922.820.9967190286.34285.34215833.6518947.2710613.910.9947210186.34185.34140407.8112341.276943.650.9919230125.69124.6994662.038334.734717.420.988125087.5086.5065856.905811.903315.370.983027062.6561.6547113.584170.312402.760.976529046.0045.0034555.183070.411790.950.968431034.5533.5525918.922314.021369.810.958633026.4725.4719824.511780.261072.200.946935020.6620.6615442.271396.45857.730.933337016.3915.3912221.591114.37699.610.91792.1.7最佳温度曲线计算变换炉中选用B302Q型催化剂最适当温度曲线由式Tm=进行计算。其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2起始浓度[2]，查[2]得B302Q型催化剂正负反映活化能分别为E1=43164kJ/kmol，E2=E1+r(-△HR),其中r=1，△HR=-10000-0.291×T+2.845×0.001×T2-0.9703×0.000001×T3。带入有关数据有,E2=53456.4kJ/kmol最适当温度计算列于下表中：表2-8最适当温度与平衡转换率之间关系Xp0.99670.99470.99190.98810.98300.9765T/K428449468488507527t/℃155176196215234254Xp0.96840.95860.94690.93330.9179T/K546566585604627t/℃2732933123313542.1.8操作线计算由中变催化剂变换率及热平衡计算成果知：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%因此，操作线为：T=174.09x+170图2-1CO变换过程T-X图3.辅助设备物料及热量计算3.1饱和塔物料与热量衡算1.饱和塔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饱和度为93%，113℃时饱和蒸汽压P(H2O)=160kPa[3]因此，出饱和塔原料气中带出蒸汽量为：G=Nm3/h=2932.57Nm3/h2.饱和塔热量衡算入热气体带入热Q135℃原料气比热容为：表3-135℃原料气比热容组分COCO2H2H2SO2Cp/kJ/(kmol·℃)29.0337.4328.1834.0930.01%30.21154.14.50.2Cpm=(0.302×29.03+0.11×37.43+0.541×28.18+0.045×34.09+0.002×30.01)kJ/(kmol·℃)=29.73kJ/(kmol·℃)Q1=14804.74/22.4×29.73×(35-25)kJ=1.965×105kJ/h116℃水带入热Q2为：Q2=35000×4.187×(116-25)kJ=1.334×107kJ/h共计：Q=Q1+Q2=1.354×107kJ/h出热113℃干原料气带出热Q3为：113℃原料气比热容为：表3-2113℃原料气比热容[2]组分COCO2H2H2SO2H2OCp/kJ/(kmol·℃)29.2639.6628.3534.7530.2430.16干气百分含量%30.21154.14.50.20Cpm=(0.302×29.26+0.11×39.66+0.541×28.35+0.045×34.75+0.002×30.24)kJ/(kmol·℃)=30.16kJ/(kmol·℃)Q3=2932.57/22.4×30.16×(113-25)kJ=1.754×106kJ/h水蒸气带出热Q4为：Q4=2932.57/22.4×33.91×(113-25)kJ=3.907×105kJ/h塔底排水量为：(35000-2932.57/22.4×18)kg=32643kg/h因此，塔底水带出热Q5为：Q5=(32643H-104.80)kJ/h假设热损失Q6=0.34%Q=46036kJ/h由热平衡，有：Q=Q3+Q4+Q5+Q6带入数据得，H=452.48kJ/kg查[3]得，t=108℃3.2．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/h物料衡算塔内蒸汽冷凝量为：设气体出热水塔温度为127℃，在127℃时蒸汽压PH2O=0.25MPa变换气带出蒸汽量G=0.25/(0.7-0.25)×18899.60Nm3=10499.78Nm3/h因此，塔内蒸汽冷凝量为：(11519.84-10499.78)Nm3=1020.06Nm3/h塔顶进水量为：设饱和热水塔排污由饱和塔底排出，排污量为总循环量0.5%，排污量为：35000×0.5%=175kg/h因此，塔顶进水量为：32643-175=32468kg/h外界向系统补水为：35000-32468-1020.06/22.4×18=1712.31kg/h热量衡算入热气体带入热Q1为：147℃变换气比热容为表3-3147℃变换气比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol·℃)29.3640.5128.4235.0434.13干气百分含量%1.5030.7664.213.530Cpm=(0.015×29.36+0.3076×40.51+0.6421×28.42+0.0353×35.04)kJ/(kmol·℃)=32.39kJ/(kmol·℃)Q1=18899.60/22.4×32.39×(147-25)kJ/h=3.334×106kJ/h147℃水蒸汽带入热Q2为：Q2=11519.84/22.4×34.13×(147-25)kJ/h=2.141×106kJ/h塔顶水带入热Q3为：Q3=32468×4.183×(108-25)kJ/h=1.127×107kJ/h补充水带入热Q4（补充水温度为25℃）为：Q4=0共计：Q=Q1+Q2+Q3+Q4=1.674×107kJ/h出热气体带出热127℃变换气比热容为：表3-4127℃变换气比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol·℃)29.3040.0228.3734.8732.20干气百分含量%1.5030.7664.213.530Cpm=(0.015×29.30+0.3076×40.02+0.6421×28.37+0.0353×34.87)kJ/(kmol·℃)=32.20kJ/(kmol·℃)Q5=18899.60/22.4×32.20×(127-25)kJ/h=2.771×106kJ/h127℃水蒸汽带入热Q2为：Q6=10499.78/22.4×34.00×(127-25)kJ=1.626×106kJ/h热损失Q7为：Q7=0.2%Q=33480kJ/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=456.50kJ/h查[3]得，t=109℃3.3.第一换热器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入换热器水量35000kg/h109℃水带入热Q109为：Q109=35000×4.184×(109-25)kJ/h=1.230×107kJ/h116℃水带出热Q116为：Q116=35000×4.187×(116-25)kJ/h=1.334×107kJ/h147℃变换气带出热Q147为：（由上计算可知）Q147=5.475×106kJ/h由热平衡有，Qx-Q147=Q116-Q109得，Qx=6.515×106kJ/h由计算可得，入第一换热器原料气温度为：169℃3.4.废热锅炉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℃物料量入废热锅炉变换气量30419.44Nm3/h169℃变换气带出热Q169为：（由上计算可知）Q169=6.515×106kJ/h317℃变换气带入热Q317为：317℃变换气比热容为：表3-5317℃变换气比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/KJ/(Kmol·℃)29.8444.0228.7636.5435.22干气百分含量%1.5030.7664.213.530Cpm=(0.015×29.84+0.3076×40.02+0.6421×28.76+0.0353×36.54)kJ/(kmol·℃)=33.75kJ/(kmol·℃)Q1=18899.60/22.4×33.75×(317-25)kJ/h=8.314×106kJ/h317℃水蒸汽带入热Q2为：Q2=11519.84/22.4×35.22×(317-25)kJ=5.289×106kJ/hQ317=Q1+Q2=1.360×107kJ/h25℃水带入热Q25为：Q25=0100℃水蒸汽带出热Q100为：（m为水流量）Q100=m×4.180×(100-25)+m×2676.95kJ/h由热平衡有，Q100-Q25=Q317-Q169得，m=1984.32kg/h3.5.第二换热器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入换热器原料气量30449.89Nm3/h333℃变换气带入热Q333为：333℃变换气比热容为：表3-6333℃变换气比热容组分COCO2H2H2SH2OCp/kJ/(kmol·℃)29.8944.3028.8036.6935.32干气百分含量%1.5030.7664.213.530Cpm=(0.015×29.89+0.3076×44.30+0.6421×28.80+0.0353×36.69)kJ/(kmol·℃)=33.86kJ/(kmol·℃)Q1=18899.60/22.4×33.86×(333-25)kJ/h=8.799×106kJ/h333℃水蒸汽带入热Q2为：Q2=11519.84/22.4×35.32×(333-25)kJ/h=5.595×106kJ/hQ333=Q1+Q2=1.439×107kJ/h317℃变换气带入热Q317为:(由上计算可知)Q317=1.360×107kJ/h170℃原料气带出热量Q170为：170℃原料气比热容为：表3-7170℃原料气比热容组分COCO2H2H2SO2H2OCp/kJ/(kmol·℃)29.4341.0828.4635.2530.4034.28干气百分含量%30.21154.14.50.20

Cpm=(0.302×29.43+0.11×41.08+0.541×28.46+0.045×35.25+0.002×30.40)kJ/(kmol·℃)=30.45kJ/(kmol·℃)Q1=14804.74/22.4×30.45×(170-25)kJ/h=2.918×106kJ/hQ2=15645.15/22.4×34.28×(170-25)kJ/h=3.472×106kJ/hQ170=Q1+Q2=6.390×106kJ/h设入口原料气带入热Qx为：由热量衡算有，Q170-Qx=Q333-Q317得，Qx=5.600×106kJ/h出饱和塔气体带入热为：2.145×106kJ/h因此，补充蒸汽带入热为：(5.600-2.145)×106KJ=3.455×106kJ/h补充蒸汽量为：(15645.15-2932.57)Nm3=12712.58Nm3/h因此补充蒸汽规格为：202℃，0.8Mpa过热蒸汽。则混合后温度为：148℃。3.6物料汇总表进饱和热水塔原料气构成：表3-8进饱和热水塔原料气构成组分COCO2H2H2SO2共计含量%30.21154.14.50.2100出饱和热水塔原料气构成：表3-9出饱和热水塔原料气构成组分COCO2H2H2SO2H2O共计Nm330.21154.14.50.219.8119.8%25.219.1845.163.760.1716.52100变换炉进口气体构成：表3-10变换炉进口气体构成组分COCO2H2H2SO2H2O共计Nm330.21154.14.50.2105.7205.7%14.685.3526.302.190.1051.38100变换炉出口气体构成：表3-11变换炉出口气体构成组分COCO2H2H2SH2O共计Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100废热锅炉，第二换热器进出口变换气构成与变换炉出口构成相似。第一换热气器进口变换气构成：表3-12第一换热气器进口变换气构成组分COCO2H2H2SH2O共计Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100第一换热器出口变换气构成：表3-13第一换热器出口变换气构成组分COCO2H2H2SH2O共计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映放热/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1.965×1051.754×106－－－－－－－－水1.334×1071.135×107－－－－－－－－水蒸气－－－－－－－－3.907×105－－－－－－－－热损失－－－－－－－－－－－－－－－－46036共计1.354×1071.349×107－－－－－－－－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3.334×1062.771×106－－－－－－－－水1.127×1071.231×107－－－－－－－－水蒸气2.141×1061.626×106－－－－－－－－热损失－－－－－－－－－－－－－－－－33480共计1.675×1071.671×107－－－－－－－－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6.515×1065.475×106――――――――――水1.230×1071.334×107――――――――――共计1.882×1071.882×107－－－－－－－－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1.360×1076.515×106－－－－－－－－水07.085×106－－－－－－－－共计1.360×1071.360×107－－－－－－－－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5.397×1066.187×106―――――――――变换器1.439×1071.360×107――――――――－共计1.979×1071.979×107－－－－－－－－4.设备计算4.1.变换炉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，因此每小时产量为：100000/(330×24)=12.63t/h又，N2+3H2=2NH3由反映关系有，V(H2)=Nm3/h由前面计算成果可知：每进100Nm3原料气，出变换炉H2量为：81.98Nm3因此，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%提成11段：以第一段区间为例:14.68%～13.43%由上述，进出口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，W1=0.2061m3现将计算成果列于下表：表4-1催化剂装填量与转化率X关系xT/KKpycoyH2yH2OyCO2W/m30.1343458320.870.13430.27400.50360.06620.20610.1218473229.900.12180.28650.49110.07870.18650.1093487171.770.10930.29900.47860.09120.17370.0968502128.120.09680.31150.46610.10370.16020.084351797.240.08430.32400.45360.11620.15060.071853275.060.07180.33650.44110.12870.14490.059354758.790.05930.34900.42870.14120.14410.046856246.700.04680.36150.41620.15370.15060.034357638.100.03430.37400.40360.16620.17410.021859130.980.02180.38650.39110.17870.24390.009360625.480.00930.39900.37860.19121.807因此，催化剂总量为3.542m3，取备用系数为1.2，则催化剂实际用量为：W=3.542×1.2=4.250m3催化剂床层直径拟定：规定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ΔP=对于B302Q催化剂外形尺寸为Φ=3～5mm取其平均值4mm，即dp=0.004mE=0.378+0.308=0.378+0.308×0.004/1.80=0.3787气体密度为：ρ=m/v其中，m=(1.92/22.4×28+81.98/22.4×2+77.82/22.4×18+39.28/22.4×44+4.5/22.4×34)×103kg=156.24kgρ=m/v=156.21/205.5kg/m3=0.7603kg/m3校正温度、压力对密度影响：ρ`=ρ×P`/P×T/T`=0.7603×800/101.3×273/525kg/m3 =3.122kg/m3G为气体质量流量：G==37358.01kg/(m2催化剂床层高度L为：L=m=1.67m因此，床层阻力降ΔP为：ΔP==kgf/m2=40763.61kgf/m2=0.3999MPa<0.688MPa满足规定。中变炉工艺计算总汇（1）、催化剂体积为4.250m3,床层直径均为1.80m，填料高度为1.67m。（2）、催化剂床层总阻力降为0.3999MPa；中变炉壁厚计算（1）、已知条件，温度为170℃—333℃，压力为低压，介质属于易燃易爆物质，因此选用20R型钢板[4]。（2）、拟定参数由[4]查得：由[4]查得：（采用双面焊对接接头，100%无损伤检测）C2=1mm（3）计算厚度由[4]查得：由[4]得：依照Sd=9.38mm,查[4]得：C1=0.25mm圆整后取，复验>0.25mm，故最后取，该塔体可以用厚度为10mm20R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：，因此水压实验强度足够。因此该塔是一种直径为1800mm，壁厚为10mm20R制成4.2.饱和塔计算塔型：填料塔，采用50瓷矩鞍环。原料气构成：表4-2原料气构成组分COCO2H2H2SO2共计%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℃进塔水温度116℃出塔水温度108℃进塔干气量14804.74Nm3/h进塔干气平均分子量为15.97kg/进塔原料气质量流量为14804.74/22.4×15.97=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。规定填料阻力<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/hWG——气体流量，kg/hrL——液体密度，kg/m3rG——气体密度，kg/m3WO——空塔速度，m/sg——重力加速度，m/s2uL——液体粘度，mPa·sK——填料因子，m-1N——液体校正系数，即水密度与液体密度之比，N=r水/rL各数据如下：WL=35000kg/hWG=(10554.99+2932.57/22.4×18)kg/h=12911.52kg/hrL=949.42kg/m3((116+108)/2=112℃)操作状态下出塔气体体积流量为：V=(14804.74+2932.57)×(273+113)/273×101.33/900m3=2823.63m3/h因此，rG=12911.52/2823.63=4.573kg/m3水粘度水在116℃，uL=0.2459mPa·s50瓷矩鞍环K=216N=1000/949.42=1.053则==0.19由[5]查得△P=15mmH2O/m填料时=0.018WO2=0.018WO=0.474m/s塔径计算气体流量V=2823.63/3600=0.784m3/s因此，D===1.451m圆整后取塔径为1.60m。c.理论塔板数计算（a）.平衡曲线计算由I=Cpmt+Xi计算出105～120℃时饱和蒸汽焓，并列于下表表4-3I与X之间关系温度/oC蒸汽热焓kJ/kg饱和蒸汽压PH2O(MPa)干气比热容kJ/(kg·℃)P-PH2O(MPa)I(kJ/kg)1052683.840.123230.520.77680.15860.17873684.181102692.110.146130.570.75390.19380.21843950.661152698.810.172430.620.72760.23690.26704241.881202706.350.202530.660.69750.29030.32724564.72（ｂ）操作线计算进塔气体焓35℃进塔气体焓为29.73kJ/(kg·℃)35℃时蒸汽压和蒸汽焓分别为PH2O=0.0058MPa,i=2559kJ/kgI1＝＝＝1057.94kJ/kg出塔水温t2=108℃出塔气体焓113℃出塔气体焓为30.16kJ/(kg·℃)113℃时蒸汽压和蒸汽焓分别为PH2O＝0.16MPa，i=2698.1kJ/kgI2＝＝=4010.46kJ/kg进水温度t1＝116℃ｄ．塔板数计算运用平衡曲线和操作线，并在平衡线及操作线间作梯级，由此得饱和塔理论塔板数为2块。ｅ．填料高度计算（ａ）理论板当量高度由于矩鞍环是一种新型填料，对于塔板当量高度尚未见到适当计算公式，依照资料推荐意见，矩鞍形填料高度可粗略取为相应条件下拉西环和鲍尔环高度中值。Φ50鲍尔环推荐等板高度(H、E、T、P)为700～750mm，考虑到饱和塔直径较大，气液分布不如小塔或实验条件，取等板高度1.5m。（b）填料总高度H=1.5×2=3.0mf.全塔阻力降计算由前面计算知==0.19实际空塔速度W实===0.137m/s==0.0016查[3]得△P`=1mmH2O/m填料总阻力降△P=1×3=3mmH2O=0.02943kPa4.3.热水塔计算塔型：填料塔，采用50瓷矩鞍环。变换气构成：表4-4变换气构成组分COCO2H2H2SH2O%0.9319.1139.892.2037.87操作压力0.7MPa进塔变换气温度147℃出塔变换气温度127℃进塔水温度108℃出塔水温度109℃进塔干气平均分子量为16.44kg/kmol进塔变换气量18899.60/22.4×16.44=23128kg/h进塔水量为32468kg/h出塔水量为(32468+1020.06/22.4×18)kg/h=33288kg/ha.塔径计算由于热水塔进口温度最高，湿含量最大，计算塔径时以进口条件进行计算。规定填料阻力<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/hWG——气体流量，kg/hrL——液体密度，kg/m3rG——气体密度，kg/m3WO——空塔速度，m/sg——重力加速度，m/s2uL——液体粘度，mPa·sK——填料因子，m-1N——液体校正系数，即水密度与液体密度之比，N=r水/rL各数据如下：WL=33288kg/hWG=(13871+9257)kg/h=23128kg/hrL=952.1kg/m3((108+109)/2=108℃)操作状态下出塔气体体积rG=(18899.60+11519.84)×(273+147)/273×101.33/700m3/h=7097m3/hrG=23128/7097=3.26kg/m3水粘度水在108℃，uL=0.2639mPa·s50瓷矩鞍环K=216N=1000/952.1=1.050则==0.084由查[5]得△P=15mmH2O/m填料时=0.0077WO2=0.0077WO=0.355m/s塔径计算气体流量V=7097/3600=1.971m3/s因此，D===2.7m，圆整后取D=2.8mc.理论塔板数计算（a）平衡曲线计算由I=Cpmt+Xi计算出105～120℃时饱和蒸汽焓，并列于下表表4-5I与X之间关系温度/oC蒸汽热焓kJ/kg饱和蒸汽压PH2O(MPa)干气比热容kJ/(kg·oC)P-PH2O(MPa)I(kJ/kg)1052683.740.123231.990.57680.21360.23393986.681102692.110.146132.080.55390.26380.28894306.551152698.810.172432.180.52760.32680.35784666.331202706.350.202532.270.49750.40700.44575078.62（ｂ）操作线计算进塔气体焓147℃进塔气体焓为32.39kJ/(kg·℃)147℃时蒸汽压和蒸汽焓分别为PH2O=0.4419MPa，i＝2746.9kJ/kgI1＝＝=9910.65kJ/kg出塔水温t2＝109℃出塔气体焓127℃出塔气体焓为32.20kJ/(kg·℃)113℃时蒸汽压和蒸汽焓分别为PH2O＝0.25MPa，i＝2719.7kJ/kgI2＝＝＝5743.72kJ/kg进水温度t1＝108℃ｄ．塔板数计算运用平衡曲线和操作线，并在平衡线及操作线间作梯级，由此得饱和塔理论塔板数为1块。ｅ．填料高度计算（ａ）理论板当量高度由于矩鞍环是一种新型填料，对于塔板当量高度尚未见到适当计算公式，依照资料推荐意见，矩鞍形填料高度可粗略取为相应条件下拉西环和鲍尔环高度中值。Φ50鲍尔环推荐等板高度(H、E、T、P)为700～750mm，考虑到饱和塔直径较大，气液分布不如小塔或实验条件，取等板高度1.5m。（b）填料总高度H=1.5×1=1.5m实取2.0mf.全塔阻力降计算由前面计算知==0.084=0.0077查[3]得△P`=15mmH2O/m填料总阻力降△P=15×2=30mmH2O=0.2943kPa4.4.第一换热器计算由物料和热量计算成果可知：物料：进出设备变换气量：30419.44Nm3/h=1358.01kmol/h进出设备水量：35000kg/h=1944.44kmol/h温度：变换气进设备温度：147℃变换气出设备温度：127℃水进设备温度：109℃水出设备温度：116℃水在平均温度(109+116)/2℃=112℃时物性数据为：ρ=949.42kg/m3,μ=25.46×10-5Pa·s,Cp=4.242kJ/(kg·℃),λ=0.6852W/(m2·℃)变换气构成为：表4-6变换气构成组分COCO2H2H2SH2O%0.9319.1139.892.2037.87M平=17.03kg/kmol传热面积计算以水吸热来计算从前面主换热器计算中可懂得水吸热为:Q116-Q109则实际传热量为:Q=Q116－Q109=1.04×106kJ/h127℃←147℃↓△t1↓△t2109℃→116℃△t1=18℃△t2=31℃平均温差：tm=（△t2－△t1）/ln（△t2/△t1）=23.91℃取K=150kJ/(m2·h·℃)传热面积：S=Q/(K×tm)=1.04×106/（150×23.91）m2=289.98m2设富裕传热面积为：10%S实=289.98×1.10=318.98m2据[6],得：公称直径：1000mm公称面积：673.1管长：9000mm管子总数：1267管程数：1壳程数：1管子：Ф19×2管子排列方式：正三角形3.管内给热系数计算公式如下：传热系数计算：a内=0.023Re0.8Pr0.3267Re=Pr=m=粘度计算：查[7]在137℃时，各气体u值如下：表4-7137℃时各气体粘度组分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87μ/mPa·s0.01920.02240.01070.01760.0139依照公式得：μm==0.0167mPa·s导热系数计算：查[7]得在137℃时，各气体导热系数值如下：表4-8137℃时各气体导热系数组分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87m(W/(m·℃)0.02400.03150.02390.01310.0269依照公式得：=0.0248W/(m·℃)热容计算：转化气在137℃据[6]CO，H2，H2O，CO2，N2,CH4Cp为：表4-9137℃时比热容组分COH2CO2H2OH2S含量%0.9339.8919.1137.872.20Cp(kJ/（kmol·℃）)29.6528.6242.7534.7935.93Cpm=∑Yi×Cp=0.0093×29.65+0.3989×28.62+0.1911×42.75+0.3787×34.79+0.0220×35.93=33.83kJ/(kmol·℃)M平=17.03kg/kmolCp=33.83/17.03=1.986kJ/(kg·℃)雷诺系数计算：Re=G==28.92kg/（m2·s）Re==28.92×0.015/(0.0167×10-3)=25976Pr===1.337则：a内=0.023Re0.8Pr0.4=0.023××(25976)0.8×(1.337)0.3=141.12W/(m2·℃)壳侧对流传热系数计算壳侧对流传热系数计算公式如下：流体通过管间最大截面积：h——两挡板间距离，mD——换热器外壳内径，mt——相邻两管中心距，m=0.2×1×(1-0.015/0.025)=0.048m2流体流速：当量直径：雷诺准数：普兰特数：壳程中水被加热，取则壳程传热系数为：==3291.29W/(m2·℃)污垢热阻：Rso=3.439×10-4m2·℃/WRsi=1.72×10-4m2·℃/W总传热系数核算(忽视管壁热阻)以管外表面计总传热系数为：K0=因此：K0==101.61W/(.℃)传热面积计算以水吸热来计算Q=1.04×106kJ/hΔtm’==23.91oC而P=(t2－t1)/(T1－t1)=(116－109)/(147－109)=0.1842R=(T1－T2)/(t2－t1)=(147－127)/(116－109)=2.857查得：ψΔt=0.96Δtm=ψΔtΔtm’=0.96×23.91=22.95℃传热面积：F0==445.98m2设富裕度为20%，实际需换热面积为F实=445.98×1.20=535.18m2列管长度计算取换热管中径计算换热面积列管长度L==7.972m考虑管板、挡板所占长度及定管尺长，实取L=94.5.第二换热器计算由物料和热量计算成果可知：物料：进出设备原料气量：30449.89Nm3/h进出设备变换气量：30419.44Nm3/h温度：原料气进设备温度：148℃原料气出设备温度：170℃变换气进设备温度：333℃变换气出设备温度：317℃原料气构成为：表4-10原料气构成组分COCO2H2H2SH2OO2%14.685.3526.302.1951.380.10M平1=17.02kg/kmol变换气构成为：表4-11变换气构成组分COCO2H2H2SH2O%0.9319.1139.892.2037.87M平2=17.03kg/kmol传热面积计算以变换气放热来计算则实际传热量为:Q=Q333－Q317=7.90×105kJ/h148℃←170℃↓△t1↓△t2317℃→333℃△t1=169℃△t2=163℃平均温差：tm=（△t2－△t1）/ln（△t2/△t1）=165.98℃取K=200kJ/(m2·h·℃)传热面积：S=Q/(K×tm)=7.9×105/(200×165.98)m2=23.80m2设富裕传热面积为：10%S实=23.80×1.10=26.18m2据[6]得：公称直径：400mm公称面积：30.1管子总数：174管长：3000mm管程数：1壳程数：1管子：Ф19×2管子排列方式：正三角形管内给热系数计算公式如下：a内=0.023λ/dRe0.8Pr0.4Re=Pr=m=粘度计算：查[7]在159℃时，各气体u值如下：表4-12159℃时各气体粘度组分CO2COH2H2SH2OO2含量%5.3514.6826.302.1951.380.10μ/mPa·s0.02020.02330.01140.02010.01470.0269依照公式得：μm==0.1166mPa·s导热系数计算：查[7]在159℃时，各气体导热系数值如下：表4-13159℃时各气体导热系数组分CO2COH2H2SH2OO2含量%5.3514.6826.302.1951.380.10m(W/(m·℃)0.02790.03400.02480.01320.02690.0370依照公式得：=0.1657W/(m·℃)热容计算：转化气在159℃据[7]CO，H2，H2O，CO2，N2,CH4Cp为：表4-14159℃时比热容组分COH2CO2H2OH2SO2含量%14.6826.305.3551.382.190.10Cp(kJ/（mol·℃）)29.3928.4440.8034.2135.1430.37Cpm=∑Yi×Cp=0.1468×29.39+0.2630×28.44+0.0535×40.80+0.5138×34.21+0.0010×30.37=32.35kJ/(kmol·℃)M平1=17.02kg/kmolCp=33.83/17.02=1.901kJ/(kg·℃)雷诺系数计算：Re=G==219.09kg/(m2Re==219.09×0.015/(0.1166×10-3)=28185Pr===1.338则：a内=0.023Re0.8Pr0.4=0.023××（28185）0.8×（1.338）0.4=1036.47W/(m2·℃)壳侧对流传热系数计算壳侧对流传热系数计算公式如下：流体通过管间最大截面积：h——两挡板间距离，mD——换热器外壳内径，mt——相邻两管中心距，m=0.2×0.4×(1-0.015/0.025)m2密度计算：查[7]在325℃时，各气体ρ值如下：表4-15325℃时各气体密度组分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87ρ/kg/m36.2323.9420.28654.8544.101ρm=ρiyi=3.001/kg/m3粘度计算：查[7]在325℃时，各气体u值如下：表4-16325℃时各气体粘度组分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87μ/mPa·s0.02710.02890.01410.02780.0204依照公式得：μm==0.0247mPa·s导热系数计算：查[7]在325℃时，各气体导热系数值如下：表4-17325℃时各气体导热系数组分CO2COH2H2SH2O含量%19.110.9339.892.2037.87m(W/(m·℃)0.04190.04400.03190.01310.0458依照公式得：=0.0368W/(m·℃)热容计算：转化气在325℃据[7]知CO，H2，H2O，CO2，N2,CH4为：表4-18325℃时比热容组分CO2COH2H2OH2S含量%19.110.9339.8937.872.20Cp(kJ/（kmol·℃）)44.1629.8728.7835.2736.61Cpm=∑Yi×Cp=0.1911×44.16+0.0093×29.87+0.3989×28.78+0.3787×35.27+0.022×36.61=34.36kJ/(kmol·℃)M平2=17.03kg/kmolCp=33.83/17.03=2.018kJ/(kg·℃)操作条件下气体流量Vs,=101.33/700×（325+273）/273×30419.44=9645.61m3/h流体流速：当量直径：雷诺准数：普兰特数：壳程中水被加热，取则壳程传热系数为：==904.04W/(m2·℃)污垢热阻：Rso=1.72×10-4m2·℃/WRsi=1.72×10-4m2·℃/W总传热系数核算(忽视管壁热阻)以管外表面计总传热系数为：K0=因此：K0==367.90W/(.℃)传热面积计算以水吸热来计算Q