1、I年产 50 万吨合成氨中变换工段设计摘要变换工段工序是合成氨生产中关键的一步，其主要任 务是将变换气中的一氧化碳转化为二氧化碳。本设计采用中串低工艺流程。首先对工艺流程和工艺条件进行简单说明；然后对全厂布置进行合理的设计；其次根据工艺参数对中变炉、低变炉、饱和热水塔等主要设备进行物料、热量衡算；再次对变换炉、换热器进行总体结构设计和计算；最后对变换炉进行强度校核。关键词中串低；变换工段；工艺设计IIThe Design of the Conversion Section in the Production of the 500 thousand tons Synthetic Ammonia
2、per yearAbstract: Conversion section is the key step in the Synthetic Ammonia production, the main task is transform the Carbon monoxide in the feed gas to Carbon dioxide.This design uses high and low temperature shift in series process. Firstly, simply introduce the process and process conditions;
3、Secondly carries on the reasonable design to the entire factory arrangement; Next according to the parameters to calculate the material and heat balance of the main equipment such as medium temperature shift furnace、low temperature shift furnace and Saturated hot water tower.; Then design and calcul
4、ate overall structure of the shift converter and the heat interchanger. Finally carries on the intensity examination to the shift converter. Key word: low and medium temperature; conversion section; process design;I目 录1 概述 11.1 目的和意义 11.2 合成氨工业概况 11.2.1 基本现状 11.2.2 发展趋势 11.2.3 应用领域 21.3 变换工艺介绍 21.3.
5、1 中温变换工艺 21.3.2 中串低变换工艺 21.3.3 中低低变换工艺 21.3.4 全低变工艺 31.4 变换工艺的选择 31.4.1 工艺原理 31.4.2 工艺条件 31.4.3 工艺流程确定 31.4.4 主要设备的选择说明 42 全厂总平面布置 52.1 全场总平面布置的任务 52.2 全厂总平面设计的原则 52.3 全厂总平面布置内容 52.4 全厂平面布置的特点 52.5 全厂人员编制 53 物料与热量 衡算 73.1 已知条件及计算基准 73.2 中温变换炉物料及热量计算 73.2.1 水汽比的确定 73.2.2 中变炉 CO 的实际变换率的求取 73.2.3 中变炉催化
6、剂平衡曲线 83.2.4 最佳温度曲线的计算 83.2.5 中变炉一段催化床层的物料及热量衡算 93.2.6 中变炉二段催化床层的物料及热量衡算 123.3 低变炉的物料及热量衡算 15II3.3.1 低变炉物料计算 153.3.2 出低变炉的变换气温度估算： 163.3.3 低变炉的热量衡算 163.3.4 低变催化剂操作线计算 173.3.5 低变炉催化剂平衡曲线 173.4 饱和热水塔的热量和物料衡算 193.4.1 饱和塔的热量和物料衡算 .193.4.2 热水塔的物料和热量衡算 203.5 主换热器的物料与热量的衡算 213.6 中间变换器物料与热量衡算 234 设备的计算 244.
7、1 中温变换炉的计算 244.1.1 触媒用量的计算 244.1.2 第一段床层触媒用量 244.1.3 第二段床层触媒用量 .254.1.4 触媒直径的计算 .264.1.5 中变炉进出口管径的选择 274.2 低温变换炉的计算 284.2.1 催化剂用量计算 284.2.2 催化剂床层阻力 284.3 主换热器的计算 294.3.1 传热面积的计算 294.3.2 设备直径与管板的确定 304.3.3 传热系数的验算 304.3.4 壳侧对流传热系数计算 314.3.5 总传热系数核算 324.3.6 其他换热器的选择 324.4 泵的选择 335 变换炉机械设计及校核 355.1 变换炉
8、筒体和裙座壁厚计算 355.2 变换炉的质量载荷计算 355.2.1 塔壳和裙座的质量 355.2.2 封头质量 35III5.2.3 裙座质量 .365.2.4 塔内构件质量 365.2.5 人孔、法兰、接管与附属物质量 365.2.6 保温材料质量 365.2.7 平台、扶梯质量 365.2.8 操作时塔内物料质量 365.3 地震载荷计算 375.3.1 计算危险截面的地震弯矩 375.4 风载荷计算 375.4.1 风力计算 385.4.2 风弯矩计算 395.5 各种载荷引起的轴向应力 395.5.1 计算压力引起的轴向应力 395.5.2 操作质量引起的轴向压应力 395.5.3
9、最大弯矩引起的轴向应力 395.6 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核 405.6.1 筒体的强度与稳定性校核 405.6.2 裙座的稳定性校核 405.7 裙座和筒体水压试验应力校核 415.7.1 筒体水压试验应力校核 415.7.2 裙座水压试验应力校核 415.8 基础环设计 425.8.1 基础环尺寸 425.8.2 基础环尺寸的应力校核 425.8.3 基础环厚度 435.9 地脚螺栓计算 435.9.1 地脚螺栓承受的最大拉应力 435.9.2 地脚螺栓直径 43总结 45设备一览表 46符号说明 47参考文献 48致谢 49附图说明 50第 1 页 共 50 页1 概述氨是一
10、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 C，由于 CO 是合成氨催化剂的毒物，所以必须进行净化处理，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。变换工段工序是合成氨生产中的第一步，也是较为关键的一步，因为能否正常生产出合格的压缩气，
11、是后面的所有工序正常运转的前提条件。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。1.1 目的和意义氨是重要的无机化工产品，在国民经济中占有重要地位。随着世界人口的不断增加，用于制造尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵以及其他化工产品的氨用量也在增长。在化学工业中，合成氨工业已经成为了重要的支柱产业。据统计，世界每年合成氨产量已达到 1 亿吨以上，其中约有 80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。合成氨的生产主要分为原料气的制取和原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的 C，由于 CO 是合成氨催化剂的毒物，所以必须进行净化处理，通常，先经过 CO 变换反应，使其转化为易于清除的 CO2
12、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。合成氨，除原料为天然气、石油、煤炭等一次能源外，整个生产过程还需消耗较多的电力、蒸汽等二次能源，而用量又很大。现在合成氨能耗约占世界能源消费总量的 3%，中国合成氨生产能耗约占全国能耗的 4%。因而能耗是衡量合成氨技术水平和经济效益的重要指标。变换工段是指 CO 与水蒸气反应生成 CO2 和 H2 的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有 CO，其体积分数一般为 12%40%。合成氨需要的两种组分
13、是 H2 和 N2，因此需要除去合成气中的 CO。变换反应如下：。由于 CO 变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控2CO =制变换段出口残余 CO 含量。第一步是高温变换，使大部分 CO 转变为 CO2 和 H2；第二步是低温变换，将 CO 含量降至 0.3%左右。因此，CO 变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。目前，变换工段主要采用中变串低变的工艺流程，这是从 80 年代中期发展起来的。所谓中变串低变流程，就是在 B106 等 Fe-Cr 系催化剂之后串入 Co-Mo 系宽温变换催化剂。在中变串低变流程中，由于宽变催化剂的串入，操作条件发
14、生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有了较大幅度的降低；另一方面变换气中的 CO 含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。变换过程需在高温高压使用催化剂条件下进行，因此变换工序是合成氨生产的高成本工序,其成本降低对合成氨成本的降低有重要意义。1.2 合成氨工业概况1.2.1 基本现状我国的氮肥工业自 20 世纪 50 年代以来,不断发展壮大,目前合成氨产量已跃居世界第一位,已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术,形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前合成氨总生产能力
15、为 4500 万吨/年左右,氮肥工业已基本满足了国内需求,在与国际接轨后,具备与国际合成氨产品竞争的能力,今后发展重点是调整原料和产品结构,进一步改善经济性。1.2.2 发展趋势根据合成氨技术发展的情况分析,估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变,其第 2 页 共 50 页技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期,改善经济性”的基本目标,进一步集中在 “大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发。大型化、集成化、自动化,形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好将是未来合成氨装置的主流发展方向。单系列合成氨装置生产能力将从 2000t/d
16、提高至 40005000t/d;以天然气为原料制氨吨氨能耗已经接近了理论水平,今后难以有较大幅度的降低,但以油、煤为原料制氨,降低能耗还可以有所作为。在合成氨装置大型化的技术开发过程中,其焦点主要集中在关键性的工序和设备,即合成气制备、合成气净化、氨合成技术、合成气压缩机；在低能耗合成氨装置的技术开发过程中,其主要工艺技术将会进一步发展；实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物,实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善；提高生产运转的可靠性,延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。有利于“提高装置
17、生产运转率、延长运行周期”的技术,包括工艺优化技术、先进控制技术等将越来越受到重视。1.2.3 应用领域氨在国民经济中占有重要的地位。现在约有 80%的氨用来制造化学肥料，其余作为生产其他化工产品的原料。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氨肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵、氯化铵、氨水以及各种含氨混肥和复肥，都是以氨为原料的。氨在工业上主要用来制造炸药和各种化学纤维和塑料。从氨可以制的硝酸，继而再制造硝酸铵、硝化甘油、三硝基甲苯和硝基纤维素等。在化纤和塑料工业中，则以氨、硝酸和尿酸作为氮源，生产已内酰胺，尼龙 6 单体、己二胺、人造丝、全脂树脂和脲醛树脂等产品。氨的其他工业用途也十分广泛
18、，例如，作为制冰、空调、冷藏等系统的制冷剂，在冶金工业中用来提炼矿石中的铜、镍等金属，在医药和生物化学方面生产磺胺类生物、维生素、蛋氨酸和其他氨基酸等。1.3 变换工艺介绍1.3.1 中温变换工艺中温变换工艺早期均采用常压，经节能改造，现在大都采用加压变换。加压中温变换工艺主要特点是：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；采用段间冷激降温，减少了系统的热负荷和阻力，减小外供蒸汽量；合成与变换，铜洗构成第二换热网络，合理利用热能。其中有两种模式，一是“水流程”模式，二是“汽流程”模式。前者指在合成塔后设置水加热器以热水形式向变换系统补充热能，并通过变换工段设置的两个饱和热水塔
19、使自产蒸汽达到变换反应所需的汽气比。后者在合成塔设后置式锅炉或中置式锅炉产生蒸汽供变换用，变换工段则设置第二热水塔回收系统余热供精炼铜液再生用；采用电炉升温，革新了变换工段燃烧炉升温方法，使之达到操作简单、平稳、省时、节能效果。1.3.2 中串低变换工艺所谓中温变换串低温变换流程，就是在 B107 等 Fe-Cr 系催化剂之后串入 Co-Mo 系宽温变换催化剂。由于宽变催化剂的串入，操作条件发生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有较大幅度的降低；另一方面变换气中的 CO 含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。根据催化剂低温性能，低变炉入口温度可控制在
20、 180230。这样，由于催化剂终态温度降低，可以减少蒸汽添加量，达到节能的效果。另外，由于变换效率的提高，合成氨产量可以相对增加。与中变流程相比,中串低工艺蒸汽消耗下降,饱和塔负荷减轻。1.3.3 中低低变换工艺中低低流程是在一段铁铬系中温变换催化剂后直接串二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。这样充分发挥了中变催化剂和低变催化剂的特点，实现了最佳组合，达到了能耗低、阻力小、操作方便的理想效果。该流程与中变串低变相比，关键是增加了第一低变，填补了 280250这一中变串低第 3 页 共 50 页变所没有的反应温区，
21、充分利用了低变催化剂在这一温区的高活性。比全低变工艺操作稳定在于中低低工艺以铁铬系中变催化剂为净化剂，过滤煤气中氧和油污，起到了保护钴钼系耐硫催化剂的作用。1.3.4 全低变工艺全低变工艺是全部采用低温活性钴钼系变换催化剂进行一氧化碳变换的工艺过程，作为一种节能新工艺, 节能降耗的效果显著。低变炉各段进口温度均在 200左右，床层温度比传统的床层温度下降 100300，有利于变换反应平衡。汽气比降低，蒸汽消耗大幅下降，在几种变换流程中蒸汽消耗最低。热回收率高，有效能损失小，热交换设备换热面积可减少 1/2 左右。与原高变催化剂比较，催化剂用两可以减少一半以上，降低了变换炉床层阻力，降低了压缩功
22、耗。余热回收效果好。催化剂段间换热等用水加热器逐级回收、逐级加热饱和热水塔循环热水，出饱和塔半水煤气的温度及饱和度高，出热水塔变换气温度可降到 100以下。1.4 变换工艺的选择1.4.1 工艺原理一氧化碳变换反应式为：(1)22COH =(2)+其中反应（1）是主反应，反应（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）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： 22=1.4.2 工艺条件(1)压力：压力对变换反应的平衡几乎没有影响。但是提高压力使析炭和生成甲烷等副
23、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底。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 0.71.2MPa,中型氨厂为1.21.8Mpa。本设计压力取 1.75MPa。(2)温度：变化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
24、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。对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为 221ln-emTRE式中 Tm、T e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。(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，加速变换反应的进行。由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分 Fe3O4的稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。但是，水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用
25、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，余热回收设备附和加重等，所以，中（高）变换时适宜的水蒸气比例一般为：H2O/CO=35，经反应后，中变气中 H2O/CO 可达 15 以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。第 4 页 共 50 页1.4.3 工艺流程确定一氧化碳变换工艺的流程安排应做如下考虑。若一氧化碳体积分数较高，应采用中温变换因为中变催化剂操作温度范围较宽，而且价廉，寿命长，大多数合成氨原料气中一氧化碳高于 10%，故都可先通过中变除去大部分一氧化碳。对一氧化碳体积分数高于 15%者，一般可考虑适当分段，段间进行冷却降温，
26、尽量靠近最适宜温度操作。其次，根据原料气的温度和湿含量情况，则考虑适当预热和增湿，合理利用余热。如允许变换气中残余 CO 体积分数在 3%左右，只采用中变即可。如要求在 0.3%左右，则将中变和低变串联使用。目前的变化工艺有：中温变换，中串低，全低及中低低 4 种工艺。本设计参考陕西汉中市城固化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。从压缩工段来的半水煤气进入饱和热水塔，在饱和塔中半水煤气从 30升温到 109，在饱和塔出口加入水蒸汽使汽气比达到 3 到 5 之间，以后再进入中变炉将转换气中一氧化碳含量降到 3%以下。再通过换热器将转换气的温度降到 180左右，进入低变炉将转换气中一氧化碳含量降到 0
27、.3%以下，再进入脱碳工段。 1.4.4 主要设备的选择说明中低变串联流程中，主要设备有中变炉、低变炉、饱和热水塔、换热器等。中变炉选用 C6 型催化剂，计算得中变催化剂实际用量 30m3。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。第 5 页 共 50 页2 全厂总平面布置2.1 全场总平面布置的任务全厂平面设计为本设计的一项重要任务，总平面设计的是否合理，直接影响新建厂能否节约而有效的顺利进行，影响到建厂后的生产，管理，成本，能耗等各个方面，同时还影响到全厂的美观和今后的发展。总平面设计任务：1 在满足生产流程条件下，结合厂
28、区地形情况，经济合理的安排场内外各建筑物、构筑物堆场等的相对位置；2 经济合理的竖向布置，正确选择标高；确定场内外运输方式运输布置，合理组织人流物流；3 布置综合管线；4 标高绿化美化，考虑卫生消防条件，创造美好的工作条件。2.2 全厂总平面设计的原则全厂总平面设计的基本原则为：（1）建筑物之间相互配置应符合生产程序的要求，并能保证合理生产作业线；（2）原材料、半成品、成品的生产作业线应衔接协调，流程疏通，避免交叉和往返；（3）厂内一切运输系统布置应适合货物运转的特征，尽可能使货运路线和人员路线不交叉；（4）适当划分厂区，建筑物之间的距离尽量缩小，但必须符合防火和卫生技术条件的要求；（5）在保
29、证安全生产的前提下力求缩小厂房战地面积，厂房布置尽量紧凑，根据生产的特点和设计拟建的工厂为中小型企业的情况，将工厂划分为几个区域，并按照区域进行布置，以保证各区域之间位置的协调配合，并符合卫生防疫和环境美化。2.3 全厂总平面布置内容全厂应主要包括厂前区、生产区、动力区、仓库区、三废处理区。厂前区：包括行政楼、研发楼、职工食堂、医务室等主要建筑。生产区：应包括七大车间：原料车间、热电车间、造气车间、压缩车间、碳化车间、合成车间和尿素车间。还应有备件库、机修车间、消防车间等辅助车间。动力区：包括变电站、锅炉房等。他们尽量靠近其服务的车间。这样可以减少管路的铺设和运输过程的损耗。仓库区：应靠近主干
30、道以便于运输。2.4 全厂平面布置的特点平面布置有以下几个特点：厂房建筑物的布置与生产工艺流程相适应。原料半成品和成品形成整个顺序，尽量保证流水作业，避免逆行和交叉；锅炉房水泵房配电站等辅助车间尽量靠近其主要部门，以缩短期间距离，节省投资；由前区到生产区主要干道，应避免与主要运输道路交叉；尽量使大多数厂房向阳背风避免瓦斯等，尽可能使各厂区有条件采用自然采光和自然通风等；按防火规范的要求，保证建筑物之间的距离，符合规定；根据卫生规范的要求，保证厂区内卫生符合规定；根据环境发展的要求，生产区设在有废渣处理系统废水处理系统废气处理系统等设施 ；考虑工厂今后的发展，在厂区留有建筑余地；尽量做到以生产区
31、为轴线，再考虑辅助车间行政楼和道路的安排。2.5 全厂人员编制企业实行厂长负责制，各部门负责人直接受厂长负责，并实行三级管理，厂、科、车间及人员编制以组织好生产为原则。生产车间实行三班制，每班八小时，机械设备大修每二年一次，机械设备保养每一年一次。第 6 页 共 50 页表 2.1 合成氨全厂人员编制工种 班制 男 女 总人数原料岗位 3 3 3热电岗位 3 3 3造气岗位 3 3 3变换岗位 3 3 3脱碳岗位 3 3 3甲烷化岗位 3 3 3压缩岗位 3 3 3脱硫岗位 3 3 3尿素岗位 3 3 3司炉岗位 3 3 3技术员 1 3 1 4安全员 1 2 2辅助人员 1 5 5车间主任
32、1 4 4总计 32 13 45第 7 页 共 50 页3 物料与热量衡算3.1 已知条件及计算基准进中变炉变换气组分含量见下表：表 3.1 进中变炉变换气各组分含量组 分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合计含量， 13.8 22.5 40.1 20.8 0.5 2.3 100计算基准：1 吨氨计算生产 1 吨氨需要的变换气量： 310/7.4/(0.8%)167.m取生产过程中物料损失为 0.01，则变换气量取 3560Nm3年产五十万吨合成氨日生产量为（一年连续生产 330 天）：50/3=.2T/d63./h进中变炉的变换气干组分见下表：表 3.2 进中变炉变换气干组分含量组
33、分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合计含量， 13.8 22.5 40.1 20.8 0.5 2.3 100Nm3 491.28 801 1427.56 740.48 17.8 81.88 3560kmol 21.932 35.759 63.730 33.057 0.795 3.655 158.928假设进中变炉的变换气温度为 330，取变换气进出的温差为 35，出炉的变换气温度为365。进中变炉干气压力 。=1.75MPa中3.2 中温变换炉物料及热量计算3.2.1 水汽比的确定取 H2O/CO=3。故 ，3340NmOCV=107.2kol2HOn因此进中变炉的变换气湿组分见下表
34、：表 3.3 进中变炉变换气湿组成组 分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合计含量 8.24 13.43 23.94 12.41 0.3 1.37 40.3 100Nm3 491.28 801 1427.56 740.48 17.8 81.88 2403 5963kmol 21.932 35.759 63.73 33.057 0.795 3.655 107.277 266.2053.2.2 中变炉 CO 的实际变换率的求取假定湿转化气为 100mol，其中 CO 湿基含量为 13.43%，要求变换气中 CO 含量为 2，根据变换反应： ，可得 CO 的实际变换率公式为：22CO
35、+H =-10apYX式中 Ya、 Ya 分别为原料及变换气中 CO 的摩尔分率（湿基）所以： 3.4283%10.p则反应掉的 CO 的量为：第 8 页 共 50 页13.48%.15则反应后的各组分的量分别为： 2HO%4050.629.7C1382.934.81计算中变炉出口的平衡常数得： 22(HO)(C%)0pK查文献 1可知 Kp=10 时温度为 405，中温变换的平均温距为：30到 50中变的平均温距为 40536540所以中变的平均温距合理，故取的 H2O/CO 可用。3.2.3 中变炉催化剂平衡曲线根据 H2O/CO=3，与文献 1上的公式10%pUqXAWVKBCD24()
36、PU1其中 A、 B、 C、 D 分别代表 CO、H 2O、CO 2 及 H2 的起始浓度。计算结果列于下表：表 3.4 不同温度下的催化剂转化率t 300 340 380 400 420 440T 573 613 653 673 693 713Xp 0.956 0.928 0.878 0.854 0.824 0.779催化剂平衡曲线见下图：00.10.20.30.40.50.60.70.80.91300 320 340 360 380 400 420 440温 度 （ ）CO转化率图 3.1 中变炉催化剂平衡曲线3.2.4 最佳温度曲线的计算由于中变炉选用 C6 型催化剂，最适宜温度曲线用下
37、式进行计算：第 9 页 共 50 页21986log1.8mppTCAXDEB式中 E1、E 2 分别为催化剂的正负反应活化能。查文献 2C6 型催化剂的正负反应活化能分别为 E1=10000 千卡/公斤分子，E 2=19000 千卡/公斤分子。最适宜温度计算结果列于下表中：表 3.5 中变催化剂不同转化率下的适宜温度Xp 0.956 0.878 0.824 0.779 0.7 0.65 0.59T， K 417 468 493 511 542 561 585t， 144 195 220 238 269 288 312催化剂最适宜温度曲线见下图：00.10.20.30.40.50.60.70.
38、80.91150 170 190 210 230 250 270 290 310 330温 度 （ ）CO转化率图 3.2 催化剂最适宜温度曲线3.2.5 中变炉一段催化床层的物料及热量衡算已知条件：进中变炉一段催化床层的变换气的温度为 330 进中变炉一段催化床层的变换气湿组分含量见表 2-3：（1）出中变炉一段催化床层的气体组成假设 CO 在一段催化床层的实际变换率为 60假使 O2 与 H2 完全反应，O 2 完全反应掉故在一段催化床层反应掉的 CO 的量为：3806%4.Nm1.45kol出一段催化床层的 CO 的量为：1.0在一段催化床层反应后剩余的 H2 的量为： 3427.568
39、0.217.8.56.9kmol在一段催化床层反应后剩余的 CO2 的量为： 3919.4Nm.l出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积： 3320.87.561.70.816.NV干故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中 CO 的含量：第 10 页 共 50 页320.4CO%8.96同理得： 27136%38.5H4.9270.N1.73648.C%2.59所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分：表 3.6 出中变炉一段变换气干组成含量组 分 CO2 CO H2 N2 CH4 合计含量 24.36 8.03 46.97 18.57 2.05 100Nm3 971.34 320.4 187
40、2.56 740.48 81.88 3986.66kmol 43.363 14.304 83.596 33.057 3.655 177.976剩余的 H2O 的量为：2403-480.6+217.8=1958N m3=87.410kmol故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积： 3320.4187.569.470.81.9584.6Nm25.87kolV湿所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量见下表：表 3.7 进中变炉一段变换气湿组成含量组 分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量 16.34 5.39 31.5 12.46 1.38 32.93 100Nm3 971
41、.34 320.4 1872.56 740.48 81.88 1958 5944.66koml 43.363 14.304 83.596 33.057 3.655 87.41 265.387（2）出中变炉一段催化床层的变换气的温度根据： 计算得 Kp=422(H%CO)()pK查文献 1知当 Kp=4 时 t=445。设平均温距为 35，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：445-35=415 （3）中变炉一段催化床层的热量衡算已知条件：进中变炉一段催化床层的变换气温度：330出中变炉一段催化床层的变换气温度为：415可知反应放热 Q：在变化气中含有 CO，H 2O，O 2，H 2 这 4
42、种物质会发生以下 2 种反应：（1）C+ =（2）这 2 个反应都是放热反应。查文献 1得变换气的各个组分的生成焓列于下表表 3.7 各组分的生成焓组分 O2 H2 H2O CO CO2第 11 页 共 50 页Hm,f(kJ/kmol) 9349 8941 -231346 -101580 -380681反应（1）放热 Q1380694(236105)384kJ/molm15.7%79.反应（2）放热 Q2 /J/lm24980.1462kH气体反应共放热： 123763075.J气体吸热 Q3根据文献 8知 CO, H2, H2O, CO2, N2 可用公式：C p=a+bT+CT-2 来计
43、算热容，热容的单位为kJ/(kmol.K)，计算常数见下表：表 3.8 各组分热容计算常数物质 CO H2 H2O CO2 N2a 28.41 27.28 30 44.14 27.87b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27c/105 -0.46 0.502 0.33 -8.53 -CH4 可用公式：C p=a+bT+CT2+dT3 来计算热容:表 3.9 CH4的热容计算常数物质 a b/10-3 c/10-6 d/10-9CH4 17.45 60.46 1.117 -7.2计算结果见下表：表 3.10 各组分的热容物质 CO CO2 H2 H2O N2 CH4Cp 3
44、1 48.2 29.6 37.2 30.7 56.1所以平均热容： 34.79kJ/(molK)pmipiyC所以气体吸热: 34.7926.05(41)68Q根据热量平衡得：热损失 43kJ（4）中变一段催化剂操作线的计算有中变一段催化剂变换率及热平衡计算结果知：中变炉入口气体温度 330中变炉出口气体温度 415中变炉入口 CO 变换率 0中变炉出口 CO 变换率 60%由此可作出中变炉催化剂反应的操作线如下：第 12 页 共 50 页00.10.20.30.40.50.60.70.80.91300 320 340 360 380 400 420 440温 度 （ ）CO转化率图 2.3
45、中变炉一段操作线3.2.6 中变炉二段催化床层的物料及热量衡算（1）中间冷凝过程的物料和热量计算：已知条件：变换气的流量：265.387koml设冷凝水的流量：X kg变换气的温度：415冷凝水的进口温度：20进二段催化床层的温度：353操作压力：1750KPa冷凝水吸热 Q1：据冷凝水的进口温度 20查文献 5可知 H1 =83.96kJ/kg，冷凝水要升温到 353，所以 353, 1750Kpa 时的焓值 H=3751.0235 kJ/kgQ1= X(3751.0235-83.96)变换气吸热 Q2：计算各物质的 Cp 为： 表 3.11 各组分的热容物质 CO CO2 H2 H2O N
46、2 CH4Cp 31 48.2 29.6 37.2 30.7 56.1所以 35.7kJ/(molK)miY26.824158736.kJQ取热损失为 0.04 Q2根据热量平衡： 20.9(375.0.9)X31864kol1475Ng水的量为： .82.m9.6kol所以进二段催化床层的变换气组分见下表：表 3.12 进二段催化床层的变换气组分含量组 分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量 15.83 5.22 30.52 12.07 1.33 35.03 100Nm3 971.34 320.4 1872.56 740.48 81.88 2149.48 6136.13kmo
47、l 43.363 14.304 83.596 33.057 3.655 95.96 265.387（2）中变炉二段催化床层的物料衡算：第 13 页 共 50 页设中变炉二段催化床层的转化率为 0.82，所以 CO 的变化量为：3801.265.8Nm29.kol在中变炉二段催化床层的转化的 CO 的量为：33.4(.)17867l出中变炉二段催化床层的 CO 的量为：320.6.8.4kol故在二段催化床层反应后剩余的 CO2 的量为：3971.34.17.5Nm.l故在二段催化床层反应后剩余的 H2 的量为：382.56.2048.91.46kol所以在二段催化床层反应后的变换气总量： 14
48、.770.8V干3N15l所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分见下表：表 3.13 出二段催化床层的变换气干组分含量组 分 CO2 CO H2 N2 CH4 合计含量 27.57 3.46 49.22 17.79 1.97 100Nm3 1147.56 144.18 2048.78 740.48 81.88 4162.88kmol 51.23 6.437 91.463 33.057 3.655 185.482故在二段催化床层反应后剩余的 H2O 的量为：32149.876.219.Nm8.09kol所以在二段催化床层反应后的变换气总量： 54.7.1.73.26V湿3l所以出中变炉的湿组分：
49、表 3.14 出二段催化床层的湿变换气组分含量组 分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量 18.7 2.3 33.39 12.07 1.33 32.16 100Nm3 1147.56 144.18 2048.78 740.48 81.88 1973.26 6136.14kmol 51.23 6.437 91.463 33.057 3.655 88.092 273.934（3）出中变炉二段催化床层的变换气温度估算：根据： 计算得 Kp=8.422(%)/(%)pKHCO查文献 1知当 Kp=8.4 时 t=420设平均温距为 40，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：42040=380（4）中变炉二段催化床层的热量衡算：已知条件：进中变炉二段催化床层的变换气温度为：353出中变炉二段催化床层的变换气温度
