【煤制甲醇变换工段工艺的物料衡算、热量衡算及工艺设计9400字（论文）】

煤制甲醇变换工段工艺的物料衡算、热量衡算及工艺设计摘要：当下，国家能源安全和化学工业高速发展，甲醇作为一种重要的基础化工原料，不可或缺。随着国家大力提倡发展大型的煤制甲醇工艺，以及煤气化、甲醇合成和低温甲醇洗等技术的进步，甲醇生产装置的平均规模愈来愈大。同时，面对较低的煤炭价格，以及国家富煤、贫油、少气的现状，煤制甲醇成为当前生产甲醇的最佳方式。在整个工艺过程中，变换工段需要得到合格的原料气，这是获得符合要求的甲醇产品的基本前提。本设计前段介绍煤制甲醇变换工段的原理和目的，综合考虑后，以非饱和塔型、全低温、耐硫不完全变换为基础，采用钴钼系催化剂对来自煤气化装置的粗煤气进行CO变换，并在物料衡算和热量衡算的基础上完成主要设备的工艺计算和设备选型。关键词：化学工业；煤制甲醇；变换工段目录TOC\o"1-3"\h\u189171总论 576111.1概述 5101641.1.1煤制甲醇的重要性 548731.1.2变换工段的原理 5102981.1.3设计目的和意义 5190161.2工艺比较 6188641.2.1全低变工艺 6152221.2.2无饱和塔型变换工艺 6297191.2.3Shell粉煤气化制甲醇一氧化碳变换工艺 7180581.2.4小结 7101462工艺详述 8211702.1本设计拟采用的工艺流程 880372.2变换工段影响因素 9258102.2.1温度 947172.2.2水汽比 9201402.2.3催化剂 9201433工艺参数计算 9257513.1原始数据 911443.2变换炉工艺参数计算 10219453.2.11号变换炉工艺参数计算 1036443.2.22号变换炉工艺参数计算 12253583.2.33号变换炉工艺参数计算 1381824物料衡算与热量衡算 15214574.1变换炉物料衡算及热量衡算 15252114.2废热锅炉物料衡算及热量衡算（以1号变换炉为例） 17148445主要设备工艺计算和设备选型 18251955.1变换炉的工艺计算 18286675.1.1已知条件 18142455.1.21号变换炉 19165855.1.32号变换炉 21126515.1.43号变换炉 23302145.2废热锅炉的工艺计算（以1号废热锅炉为例） 25298535.2.1筒体内径的计算 2591735.2.2传热系数的计算 2593815.3CO变换工段主要设备一览表 292170参考文献： 291总论1.1概述1.1.1煤制甲醇的重要性在化工生产中，木材是甲醇最初的原料来源，但随着木材资源越来越难以获取，各国开始致力于寻求制造甲醇的新方法和新原料。在人类发现并开发了石油资源后，人们寻求制取甲醇的主要原料的目光转向了天然气。但随着岁月的变迁，70年代出现的石油危机和现代社会原油价格的迅速上升，依靠石油和天然气来生产甲醇的方法已经不能满足人们的需求，因此甲醇原料的来源又转向了储备量大、价格低廉的煤炭资源[1]。当下，国家能源安全和化学工业高速发展，甲醇作为一种重要的基础化工原料，不可或缺。随着国家大力提倡发展大型的煤制甲醇工艺，以及煤气化、甲醇合成和低温甲醇洗等技术的进步，甲醇生产装置的平均规模愈来愈大。同时，面对较低的煤炭价格，以及国家富煤、贫油、少气的现状，煤制甲醇成为当前生产甲醇的最佳方式。在整个工艺过程中，变换工段需要得到合格的原料气，这是获得符合要求的甲醇产品的基本前提。1.1.2变换工段的原理一氧化碳变换工段的原理是指：CO与H2O发生变换反应生成CO2与H2，从而改变了从上游气化单元送来的粗合成气组分，同时，H2/CO的比例需要满足下游合成工段的要求[2]。变换反应方程式如下:CO+H2O→CO2+H2(Q=41.4kJ/mol)(1)除了主反应之外，在该工段还可能会发生多个副反应，反应方程式如下:CO+3H2=CH4+H2O(2)COS+4H2=H2S+CH4+H2O(3)HCN+3H2=NH3+CH4(4)COS+H2O=H2S+CO2(5)HCN+H2O=NH3+CO(6)1.1.3设计目的和意义变换工段的主要目的有两个方面：第一，通过调节氢碳比使（H2-CO2）/（CO+CO2）达到2.0左右。此处的氢碳比是指在进行净化工段后、合成工段前的氢碳比，变换工段对于调节该比例十分重要。第二，将合成气中的有机硫转化成无机硫，即硫化氢，能够更有益于其吸收。变换工段的主要意义：变换工段的造气过程必然会产生CO，这种气体的成分在煤制甲醇合成工艺中是有限制的，所以在设计中会根据工艺的特点选择适度变换。适量的CO能节约蒸汽、降低产品能耗、进行耐硫低变催化剂的工业化生产，从而增加企业的效益。在实际的应用中，如果甲醇工号的触媒活性好，甲醇市场前景较好，可以适当降低变换负荷，增加甲醇产量，提高出口的CO量，使企业获得最大利益。1.2工艺比较1.2.1全低变工艺在中温变换串低温变换工艺基础上发展起来的全低变工艺一般有三段，典型的工艺流程如图1-1所示。图1-1全低变工艺流程图全低变工艺目前主要有喷水增湿型和调温水加热器型两种。若采用喷水增湿型，通常在变换炉前设置一个预变炉，其后设置一个变换炉。变换炉上部装填保护剂和抗毒催化剂，下部装填不锈钢填料，在此段进行喷水。这种工艺比较节能，基本上不需要外加蒸汽。若采用调温水加热器型，不设预变炉，设置一个或两个变换炉。这种工艺是间接换热，不如前者节能，耗蒸汽量为150kg～200kg[3,4]。使用该工艺时，需要注意：一段Co-Mo催化剂在管理不佳时易缩短使用寿命，增加系统阻力。1.2.2无饱和塔型变换工艺全低变工艺与低变催化剂的应用大大降低了变换气中的过量水蒸气量，即回收潜热时利用饱和热水塔作用不大。有数据表明，在合成氨工艺中，当联醇工艺变换出口CO含量约为5.0％时，饱和塔可回收潜热为65kg蒸汽/t氨；当变换出口CO含量约为1.0％时，饱和塔可回收潜热为200kg蒸汽/t氨。如果采用喷水增湿型工艺回收变换气的显热，用外加蒸汽代替回收的潜热，即消耗的蒸汽量增加65kg，联醇工艺基本能够不使用饱和热水塔。此时，对于变换出口CO含量约为1.0％的工艺，消耗的蒸汽量增加200kg，可利用其他方式回收其潜热。目前，取消饱和热水塔的工艺在国内外工厂应用广泛、技术成熟、效果良好。通过对比可知：饱和热水塔型全低变工艺的基础设施建设投资大、回收期长、经济效益差。非饱和塔型全低变工艺投资少、易操作，操作费用虽有些增加，但与前者相比影响很小[5,6]。1.2.3Shell粉煤气化制甲醇一氧化碳变换工艺在Shell粉煤气化制甲醇一氧化碳变换工艺中，来自煤气化装置中的粗煤气依次进入原料气分离器、原料气过滤器，分别除去水分和固体杂质。粗煤气从原料气过滤器出来被分成3股：第1股粗煤气进入煤气预热器与来自第三变换炉出口的变换气换热到210℃，之后依次进入蒸汽混合器、煤气换热器，最后进入第一变换炉进行变换反应。第一变换炉出口的变换气进入煤气换热器换热后，与第2股粗煤气一起进入第一淬冷过滤器，喷水降温后进入第二变换炉进行变换反应。第3股粗煤气与第二变换炉出口的气体混合后，进入第二淬冷过滤器，喷水降温后进入第三变换炉发生变换反应。最后，第三变换炉出口的变换气进入煤气预热器进行换热后，依次经过锅炉给水预热器、除盐水预热器、变换器分离器1、变换器水冷器、变换器分离器2，去低温甲醇洗装置[7]。整个工艺流程由冷凝泵、管网分别提供冷凝液、中压蒸汽。该工艺流程图如图1-2所示。图1-2Shell粉煤气化变换装置工艺流程图该工艺的变换装置蒸汽用量低，三台变换炉出口一氧化碳含量均达到了生产要求，催化剂的使用寿命长，既达到节能降耗的要求，又收到了良好的经济效益，满足了高负荷生产的要求。1.2.4小结通过对以上三种变换工艺的比较和分析，国内外目前使用较多、比较节能、技术较为成熟的是非饱和塔型变换工艺。同时，该工段工艺由于新型催化剂的产生，开始出现由中、高温变换到低温变换的过渡。2工艺详述2.1本设计拟采用的工艺流程由于非饱和塔型全低变工艺投资少、易操作，低温变换能够提高变换率，故本次设计采用“非饱和塔型全低变”工艺。选用组分为：1%～5%CoO，8%～15%MoO3／γ／A12O3[8,9]的耐硫变换催化剂的主体钴钼系变换催化剂QCS-03，主要设备包括变换炉、废热锅炉等。本设计生产能力为：开工日330天，年产60万吨煤制甲醇，日产1818.18吨。本设计采用分段变换工艺。从煤气化装置出来的粗煤气进入气体增湿器，与来自界区外的过热中压蒸汽、常压蒸汽、汽提后的冷凝液混合至约200℃后，进入原料气预热器升温至250℃进入预变换炉，炉内装填有活性组分较低的耐硫变换保护剂，以保护耐硫变换催化剂，同时进行适度变换反应。离开预变换炉的变换气进入1号变换炉进行深度一氧化碳变换反应，反应后1号变换炉出口的高温中变气分3路:一路进入蒸汽预热器的管侧；一路进入原料气预热器，与进入甲烷化入口加热器的氢氮气换热；另一路进入1号废热锅炉的管侧，把热量传给来自工艺冷凝液汽提塔汽提后的冷凝液，副产的中压蒸汽进入预变换炉前作为工艺蒸汽使用。气体出蒸汽预热器、甲烷化入口加热器和1号废热锅炉后，经工艺冷凝液淬冷增湿，进入2号变换炉，2号变换炉出口变换气进入2号废热锅炉的管侧，传热给锅炉水。气体温度降至220℃后进入3号变换炉，反应后出口气体中CO含量降为2.63%，此变换气进入3号废热锅炉管侧，传热给锅炉水，副产0.45MPa低压蒸汽[10,11]。变换系统流程如图2-1。图2-1变换系统流程2.2变换工段影响因素2.2.1温度变换工段的温度首先应在催化剂的活性温度范围内。其次，在催化剂使用初期或活性较好时，要控制在较低的温度，这样不仅能达到反应要求，而且可以避免催化剂过早衰老。而在使用后期或活性下降后，就要升高温度，加快反应速度，最终达到变换率的要求。最后，要接近最佳温度线进行反应，这里考虑使用分段冷却，这也是本次设计设置三个低变炉的原因之一。此外，对于低变炉，温度还必须高于气体在该压力和水气比下的露点温度以上20℃[12,13]。2.2.2水汽比CO反应的变换率随着水汽比的增大而增大。增大水汽比，能够加速变换反应的进行，防止副反应的发生。但水汽比过高，不仅会增加催化剂床层阻力，加重余热回收设备负荷，而且会使Co-Mo催化剂反硫化，影响设备生产能力。因此，要合理控制蒸汽比例，变换的水汽比例一般为1.0～1.5之间[14]。本设计选择水汽比为1.4。2.2.3催化剂开始使用催化剂时,催化剂活性比较高，床层热点温度在上部，催化剂活性随着使用时间增加而降低,床层热点温度下移。目前的变换装置大多采用有较宽耐硫区间的耐硫钴钼系变换催化剂[15]。它的有效成分为：1%～5%CoO，8%～15%MoO3／γ／A12O3[16]。3工艺参数计算3.1原始数据1.干粗煤气成分见表3-1。表3-1干气成分成分H2COCO2O2N2CH4合计%34.4045.3318.951.090.190.041002.每小时粗煤气量327200m3/h。3.粗煤气温度：160℃。4.在预变炉中CO的转化炉中CO的转化率为41.62%，则预变换气组成见表3-2。表3-2预变换气组成成分H2COCO2N2CH4合计%43.8726.5228.320.240.051005.触媒型号：QCS-03[17]。其性能见表3-3。表3-3QCS-03性能项目指标项目指标活性组分MoO3、CoO堆比重780～880kg/m3载体TiO2-MgO-Al2O3三元载体使用压力1.0～10.0MPa助剂混合稀土温度范围220～500℃外观形状灰绿色，条形适应水/气0.3～2.0mol/mol尺寸Φ3.5-4.0mm使用寿命3～5年，可再生回用破碎密度≥140N/cm工艺气硫含量200ppm3.2变换炉工艺参数计算3.2.11号变换炉工艺参数计算1.1号变换炉进、出口温度根据QCS-03触媒的活性温度，选取混合湿粗煤气进1号变换炉温度为280℃。2.蒸汽比选择因采用水激冷，蒸汽比可以稍低，选择1.4，则每立方米干粗煤气中应加入蒸汽量为0.2652×1.4=0.372m33.加入蒸汽后的混合湿气组成 4.1号变换炉平衡曲线计算[18]，见表3-4。式中A、B、C、D——预变换气中CO、H2O、CO2、H2起始浓度（%）。令表3-4平衡曲线计算t(℃)280320360400440460T(K)553593633673713733KP51.57629.51818.12911.7988.0576.763w=KP-150.57628.51817.12910.7987.0575.763u=KP(A+B)+(C+D)24.47814.2348.9456.0054.2683.667v=KPAB-CD2.6371.4810.8840.5520.3560.2888.1055.8024.4103.4952.8582.6090.8370.7650.6850.6010.5170.4755.1号变换炉操作线计算1号变换炉出口温度取为450℃。450℃时反应热-△HR=8990kcal/mol，湿粗气由280℃升至450℃，平均温度365℃，则混合气真实分子比热为CP=0.3198×7.02+0.1933×7.35+0.2064×11.50+0.0073×7.68+0.0017×7.26+0.0004×13.10+0.2711×9.15=8.59kcal/mol﹒℃1号变换炉热损失温降为15℃，按操作线方程式变换掉的CO=0.1933×0.429=0.0829出1号变换炉气体组成H2:0.3198+0.0829-0.0073×2=0.3881CO:0.1933-0.0829=0.1104CO2:0.2064+0.0829=0.2893O2:0.0073-0.0073=0N2:0.0017CH4:0.0004H2O:0.2711-0.0829+0.0073×2=0.20286.冷激水量2号变换炉进口温度取230℃，热损失温降取5℃，出1号变换炉气体平均温度为（230+450）/2=340℃,出1号变换炉气体的真实分子比热CP=0.3881×7.01+0.1104×7.27+0.2893×11.4+0.0017×7.23+0.0004×12.7+0.2028×9.15=8.69kcal/mol﹒℃故冷激水量为3.2.22号变换炉工艺参数计算1.2号变换炉平衡曲线用水冷激后，中间变换气组成变化为不同温度下的平衡变换率见表3-5。表3-5平衡曲线计算t(℃)230280330380430T(K)5035536036537030.9610.9200.8570.7770.6852.2号变换炉操作线计算冷激后变换气组成为H2:27.87%CO:16.84%CO2:17.99%O2:0.63%N2:0.15%CH4:0.04%H2O:36.48%2号变换炉出口温度取350℃，350℃时反应热-△HR=9110kcal/mol，湿气由230℃升至350℃，平均温度290℃，则混合气真实分子比热为CP=0.2787×7.01+0.1684×7.24+0.1799×11.24+0.3648×9.12+0.0004×12.45+0.0015×7.18=8.59kcal/mol﹒℃2号变换炉热损失温降为5℃，按操作线方程式变换掉的CO=0.1684×0.654=0.1101出2号变换炉气体组成H2:0.2787+0.1101-0.0063×2=0.3762CO:0.1684-0.1101=0.0583CO2:0.1799+0.1101=0.2900O2:0.0063-0.0063=0N2:0.0015CH4:0.0004H2O:0.3648-0.1101+0.0063×2=0.26733.冷激水量3号变换炉进口温度取220℃，热损失温降取5℃，出2号变换炉气体平均温度为（220+400）/2=310℃,出1号变换炉气体的真实分子比热：CP=0.3762×7.01+0.0583×7.24+0.2900×11.24+0.0015×7.18+0.0004×12.45+0.2673×9.12=8.77kcal/mol﹒℃故冷激水量为3.2.33号变换炉工艺参数计算1.3号变换炉平衡曲线用水冷激后,中间变换气组成变化为不同温度下的平衡变换率见表3-6。表3-6平衡曲线计算t(℃)220260300340380T(K)4935335736136530.9680.9480.9160.8730.8232.3号变换炉操作线计算冷激后变换气组成为：H2:25.65%，CO:15.50%，CO2:16.56%，O2:0.55%，N2:0.14%，CH4:0.04%，H2O:41.54%变换掉的CO：0.83×0.155=0.129最终变换率为83%，氧全部与氢化合为水，于是变换气组成为 H2:0.2565+0.1287-0.0055=0.380CO:0.155-0.1287=0.026CO2:0.1656+0.1287=0.294O2:0N2:0.0014CH4:0.0004H2O:0.4154-0.1287+0.0055×2=0.298变换气在240℃时的真实分子比热CP=0.3797×6.99+0.0263×7.12+0.2943×10.85+0.0014×7.08+0.0004×11.45+0.2977×8.94=8.71kcal/mol﹒℃240℃时，-△HR=9510kcal/mol3号变换炉热损失温降取5℃，根据操作线方程出口温度为265℃3.三个变换炉出口温度的检验进出口温差的检验280-265=15℃（满足要求），因此蒸汽比选择1.4合适。4.变换炉工艺参数的确定根据以上计算，确定变换炉的工艺参数见表3-7。表3-7变换炉的工艺参数设备名称进变换炉温度出变换炉变换率出变换炉温度冷激水量1号变换炉280℃42.9%450℃0.1476mol/mol湿煤气2号变换炉230℃65.4%350℃0.0866mol/mol湿煤气3号变换炉220℃83.0%265℃—4物料衡算与热量衡算4.1变换炉物料衡算及热量衡算1.物料衡算（1）进1号变换炉气体量干粗煤气：1mol水蒸气：0.372mol混合气组成见表4-1。表4-1混合气组成成分H2COCO2O2N2CH4H2O合计mol%0.43931.980.26519.330.28320.640.010.730.0020.170.0010.040.37227.111.372100（2）出1号变换炉变换率为42.9%，氧与氢生成水，故CO变换量为0.265×0.429=0.1137mol出1号变换炉的气体量见表4-2。表4-21号变换炉的气体量成分mol%成分mol%H2COCO2O20.5330.1510.397039.1111.1129.130N2CH4H2O合计0.0020.0010.2781.3620.170.0720.43100(3)进2号变换炉气体量冷激水量为0.1476×1.372=0.2025mol则进2号变换炉中水蒸气量为0.2025+0.2783=0.4808mol进2号变换炉气体量见表4-3。表4-32号变换炉气体量成分H2COCO2O2N2CH4H2O合计mol%0.53334.050.1519.670.39725.360.010.640.0020.130.0010.060.48130.731.565100（4）出2号变换率为65.4%，则2号变换炉CO变换量为0.1513×0.654=0.0990mol出2号变换炉的气体量见表4-4。表4-4出2号变换炉的气体量成分mol%成分mol%H2COCO2O20.6220.05230.496039.493.3231.480N2CH4H2O合计0.0020.0010.4021.5750.130.0625.52100(5)进3号变换炉气体量冷激水量为0.0866×1.5645=0.1355mol则进3号变换炉中水蒸气量为0.1355+0.4018=0.537mol进3号变换炉气体量见表4-5。表4-5进3号变换炉气体量成分H2COCO2N2CH4H2O合计mol%0.62236.360.05233.060.49628.990.0020.110.0010.060.53731.421.71100(6)出3号变换率为83%，则3号变换炉CO变换量为0.1513×0.83-0.0990=0.0266mol出3号变换炉的气体量见表4-6。表4-6出3号变换炉的气体量成分mol湿基%干基%H2COCO2N2CH4H2O合计(湿)(干)0.6480.02570.5220.0020.0010.5111.711.19937.911.5030.540.120.0629.87100—54.062.1444.550.170.08——1002.热量衡算各气体的反应热见表4-7。(1)1号变换炉①CO变换反应热Q11=0.113685×9199.05=1045.8kcal②O2反应热Q12=0.01×115600=1156kcal③气体升温耗热Q13=1.372×8.59×（450-280）=2062.5kcal④热损失Q14=Q11+Q12-Q13=139.3kcal(2)1号变换炉冷激①出气降温放出热Q11′=1.362×8.69×(450-230)=2603.9kcal②冷激水的焓差Q12′=0.2025×18×(783.1-80)=2562.8kcal③热损失Q13′=Q11′-Q12′=41.1kcal(3)2号变换炉①CO变换反应热Q21=0.1413×9321.29=1317.1kcal②O2反应热Q22=0.01×115600=1156kcal③气体升温耗热Q23=1.5645×8.59×（350-230）=1612.7kcal④热损失Q24=Q21+Q22-Q23=860.4kcal(4)2号变换炉冷激①出气降温放出热Q21′=1.5745×8.77×(350-220)=1795.1kcal②冷激水的焓差Q22′=0.1355×18×(783.1-80)=1714.9kcal③热损失Q23′=Q21′-Q22′=80.2kcal(5)3号变换炉①CO变换反应热Q31=0.0266×9468.645=251.9kcal②O2反应热Q32=0.0055×115600=635.8kcal③气体升温耗热Q33=1.71×8.71×（265-220）=670.2kcal④热损失Q34=Q31+Q32-Q33=217.4kcal表4-7反应热[19]温度（℃）△fHm(kcal/千摩尔)COH2OCO2H2365-24004.4-54947.6-90525.62374.5310-24407.6-55430.6-91149.11989.6240-24913.6-56033.1-91916.11500.74.2废热锅炉物料衡算及热量衡算（以1号变换炉为例）[20]1.计算条件(1)上吹煤气进口温度450℃，出口温度230℃。(2)吹风气出口温度230℃。(3)锅炉给水温度100℃。(4)产生蒸汽压力1.27MPa,温度190℃。(5)设锅炉蒸发量为Gkg/h,排污量为0.05G。(6)计算以小时为准，上吹煤气量为448918.4×35%=157121.4m3/h。2.物料衡算物料在废热锅炉内无变化，与1号变换炉出口物料相同。3.热量衡算(1)入热①吹风气带入热量（t=800℃）干气显热9334.59×1.511×800=11283652kcal/h式中1.511—800℃时吹风气平均比热容kcal/m3﹒℃9334.59—吹风气气量m3/h水蒸气焓421.78×（2500.77+2.119×800）=1769776kcal/h式中2.119—800℃时水汽平均比热容kcal/kg﹒℃421.78—水汽气量kg/h合计：13053428kcal/h②上吹煤气带入热量（t=450℃）干气显热157121.44×1.094×450=77350885kcal/h式中1.094—450℃时上吹煤气平均比热容kcal/m3﹒℃水蒸气焓157121.44×0.2028×3063.3=97609690kcal/h式中0.2028—上吹煤气中含水量3063.3—450℃时水汽焓，kcal/m3合计：174960575kcal/h③锅炉给水带入热（t=100℃）1.05G×435.97=457.8G式中435.97—100℃时水的热焓，kcal/kg入热合计：100533715+457.8G(2)出热①吹风气带出热量（t=230℃）干气显热9334.59×1.396×230=2997150kcal/h式中1.396—230℃时吹风气平均比热容kcal/m3﹒℃水蒸气焓421.78×2973.9=1254332kcal/h式中2973.9—230℃时水汽焓，kcal/kg合计：4251482kcal/h②上吹煤气带出热量（t=230℃）干气显热157121.44×1.3463×230=48652497kcal/h式中1.3463—230℃时上吹煤气平均比热容kcal/m3﹒℃水蒸气焓157121.44×0.2028×2973.9=94761028kcal/h式中2973.9—230℃时水汽焓，kcal/m3合计：143413525kcal/h③热损失取热损失为总入热的0.5%，则(100533715+457.77G)×0.5%=502669+2.29G④排污损失0.05G×812.2=40.6G式中812.2—190℃时水的热焓，kcal/kg⑤1.27MPa饱和蒸汽的蒸发潜热G×2786.7kcal/h式中2786.7—1.27MPa时饱和蒸汽的焓，kcal/kg出热总计：76460913+2829.59G入热=出热100533715+457.77G=76460913+2829.59GG=10149kcal/h蒸汽产量10149kcal/h5主要设备工艺计算和设备选型5.1变换炉的工艺计算（计算基准：处理干粗煤气327200m3/h）5.1.1已知条件1.平均操作压力：5MPa2.温度：1号变换炉进口温度：280℃，出口温度：450℃，2号变换炉进口温度：230℃，出口温度：350℃，3号变换炉进口温度：220℃，出口温度：265℃。3.进1号变换炉的气体组成如表5-11号变换炉的气体流量：327200×1.372=448918.4m3/h表5-1进1号变换炉的气体组成成分H2COCO2H2O%31.9819.3320.6427.11出1号变换炉的气体中CO含量：11.04%2号变换炉的气体流量：327200×1.5645=5511904.4m3/h4.进2号变换炉的气体组成如表5-2表5-2进2号变换炉的气体组成成分H2COCO2H2O%34.059.6725.3630.73出2号变换炉的气体中CO含量：0.64%3号变换炉的气体流量：327200×1.7662=577900.7m3/h5.进3号变换炉的气体组成如表5-3表5-3进3号变换炉的气体组成成分H2COCO2H2O%37.590.5730.4631.21出3号变换炉的气体中CO含量：0.25%变换炉是由封头、筒体、支座、炉衬组成。5.1.21号变换炉1.壳体内径气体的体积流量V1=448918.4m3/hm3/h取变换气速度uV=0.3m/sm取Di1=6000mm实际变换炉内流速2.变换炉壳体厚度壳体设计温度500℃，壳体材料选15CrMOR(GB6654-1996),设计压力5.5M计算壁厚公式：PC=5.5MPa,[σ]500=88，φ=0.85mmC1=3mm,C2=0.25mmdn1=229.01+3+0.25+△=232mm3.封头的计算Di1=4000mm，mmmmdn1′=110.30+3+0.25+△=114mm4.变换炉炉高变换炉筒体高与炉径按1.4：1，炉高H11=6000×1.4=8400mmH1=H11+2h1=8400+2×3000=14400mm5.支座选择裙式支座，高取6000mm。6.催化剂用量1号变换炉平均温度（280+450）/2=365℃根据式中SV-空速，h-1r-反应速率x-变换量r1=k1ccocH2O=7980×0.1933×0.2711=418.2催化剂的堆密度为800kg/m3催化剂重量为88.99×800=71192kg7.催化剂床高的确立气体平均分子量为17.51，气体在操作状态下的重度为气体重量流速催化剂床层阻力式中△P-气体通过催化剂床的压力降（kg/m2）f-摩擦系数，取1.5G-气体重量流速（kg/m2﹒h）γ-气体在操作状态下的重度（kg/m3）dp-颗粒直径（m）L-催化剂床高（m）E-0.378+0.308dp/DtDt-催化剂床直径（m）5.1.32号变换炉1.壳体内径气体的体积流量V2=511904.4m3/h取变换气速度uV=0.3m/s取Di2=6000mm实际变换炉内流速2.变换炉壳体厚度壳体设计温度450℃，壳体材料选15CrMOR(GB6654-1996),设计压力5.5MPa,计算壁厚公式：PC=5.5MPa,[σ]450=104，φ=0.85C1=3mm,C2=0.25mmdn2=192.64+3+0.25+△=196mm3.封头的计算Di2=6000mm，dn2′=92.33+3+0.25+△=96mm4.变换炉炉高变换炉筒体高与炉径按1.4：1，炉高H11=6000×1.4=8400mmH2=H21+2h2=8400+2×3000=14400mm5.支座选择裙式支座，高取6000mm。6.催化剂用量2号变换炉平均温度（230+400）/2=315℃根据式中SV-空速，h-1r-反应速率x-变换量r2=k2cCOcH2O=13200×0.1684×0.3648=818.91催化剂的堆密度为800kg/m3催化剂重量为98.33×800=78664kg7.催化剂床高的确立气体平均分子量为17.51，气体在操作状态下的重度为气体重量流速催化剂床层阻力5.1.43号变换炉1.壳体内径气体的体积流量V3=577900.7m3/h取变换气速度uV=0.3m/s取Di3=6000mm实际变换炉内流速2.变换炉壳体厚度壳体设计温度300℃，壳体材料选15CrMOR(GB6654-1996),设计压力5.5MPa,计算壁厚公式：PC=5.5MPa,[σ]300=123，φ=0.85C1=3mm,C2=0.25mmdn3=162.08+3+0.25+△=165mm3.封头的计算Di3=6000mm，dn3′=78.91+3+0.25+△=82mm4.变换炉炉高变换炉筒体高与炉径按1.4：1，炉高H11=6000×1.4=8400mmH3=H31+2h3=8400+2×3000=14400mm5.支座选择裙式支座，高取6000mm。6.催化剂用量3号变换炉平均温度（220+241）/2=230℃根据式中SV-空速，h-1r-反应速率x-变换量r3=k3ccocH2O=10800×0.15×0.4341=703.24催化剂的堆密度为800kg/m3催化剂重量为119.57×800=95656kg7.催化剂床高的确立气体平均分子量为17.51，气体在操作状态下的重度为气体重量流速催化剂床层阻力5.2废热锅炉的工艺计算（以1号废热锅炉为例）5.2.1筒体内径的计算以吹风时的热负荷最大进行设计。吹风气的平均温度吹风气平均体积流速式中1.1—操作压力，千克力/cm225—吹风时间百分数火管采用Φ76×3.5取管内气体流速为19m/s0.85—阻力系数。则取管间距t=100mm,填充系数η=80%以管板直径Φ2400mm,筒体内直径为Φ2400mm。5.2.2传热系数的计算1.管内给热系数计算干吹气、水汽的ro,cp,M,λ,μ值计算如表5-4表5-4ro,cp,M,λ,μ计算值组分相对分子质量Myi%yiMiro/kg/m3yiro×102/kg/m3cp/kcal/(kg·℃)yicp/kcal/(kg·℃)COCO2H2N2CH4H2O∑2844228161813611.128.938.80.170.0420.31003.09112.730.7760.0480.00643.56020.301.2501.9770.0901.5390.7171.42913.8057.193.490.2620.0328.98103.751.352.011.311.332.171.690.1490.5810.5070.00230.00090.3431.583组分λ×102/kcal/(m·h·℃)yiM1/3×102λyiM1/3×104/kcal/(m·h·℃)μ×102/cpyiM1/2×102μyiM1/2×104/cpCOCO2H2N2CH4H2O∑19.719.5129.219.244.524.9256.933.5102.148.90.520.1053.2238.3659.01994.66316.99.94.51321.810306.83.43.51.73.52.33.458.4191.954.90.90.286.0392.3200.4667.894.43.10.4292.51258.6干吹风气M=19.56,ro=0.7477kg/m3,cp=1.2401kcal/(kg·℃)导热系数粘度水汽M=18,ro=1.4289kg/m3,cp=1.692kcal/(kg·℃),λ=0.2487kcal/(m·h·℃),μ=0.0340cp=3.4×10-5kg/(m·s)干气与水蒸气的百分比H2O干气1-1.59%=98.41%混合气体的导热系数混合气体的粘度混合气体重度r=0.9841×0.7477+0.0159×1.4289=0.759kg.m3混合气体的比热容cp=0.9841×1.2401+0.0519×1.692=1.247kcal/(kg·℃)(1)计算管内对流给热系数α0火管总截面积气体重量流速雷诺准数（湍流）普兰特准数对流给热系数(2)计算辐射给热系数αR气体层的有效厚度l=ΨPd式中P__辐射气体分压，kgf/cm2Ψ-形状系数，取为1d-管径，m设管壁温度为370℃，则管壁与气体的平均温度,查图得E辐射给热系数为αH=34+78=112kcal/(m2·h·℃)(3)管外给热系数αTαT=α+αH=217.78+112=329.78kcal/(m2·h·℃)2.管外给热系数管外为沸腾水，给热系数为α=3q0.7p0.15式中q-热流量，kcal/(m2·h),p-沸腾水的压力，此处为13kgf/cm2锅炉的热负荷为Q=2