现场管理-合成氨变换工段车间布置图(doc 50页)

武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 I 摘摘 要要 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 中起着非常重要的作用 本次设计为 70 kt/a 合成氨变换工段的工艺设计。本设计采用全 低变的工艺流程.。根据有关文献资料，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主要 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。所得结果基本满足设计要求，工艺流程可行。 关键词关键词：合成氨；低温变换；热量衡算；物料衡算 . 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 II AbstractAbstract Transform processes is one of the most important processes, and it plays a very important role in the industry of synthetic ammonia. The task is the design of shift process in 70 kt/a NH3. The low-temperature shift technology was adopted in this calculation.According to the relevant cultural heritage data, complete the calculation of material, calories. Furthermore, the size and type of the equipments were determined such as heat exchanger, shift converter, etc.Also do to synthesize an all of the ammonia transformation work segment low craft flow chart and equipments changing set out diagram.The results meet the requirements of the design task well, the craft process can go. 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 III 摘 要I Abstract.II 第一章 前言1 1.1 变换气反应原理.1 1.2 CO 变换反应化学平衡.2 1.3 CO 低温变换催化剂.5 1.3.1 低变催化剂的发展5 1.3.2 低变催化剂的主要成分5 1.3.3 催化剂的活性降低和中毒7 1.4 工艺流程简述.8 第二章 物料衡算及热量衡算10 2.1 设计条件10 2.2 CO 全变换过程总蒸汽比的计算.10 2.3 第一变换炉催化剂床层物料与热量衡算11 2.3.1 入第一变换炉催化剂床层汽气比.11 2.3.2 CO 平衡变换率及出催化剂床层气体的组成12 2.3.3 第一变炉热量衡算13 2.3.4 第一变换炉催化剂层 CO 变换反应平衡曲线.14 2.3.5 CO 在第一变换炉催化剂床层最适宜温度15 2.3.6 CO 在第一变换炉催化剂层变换反应操作线16 2.4 第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算.17 2.4.1 第二变换炉第一段催化剂层汽/气比 17 2.4.2 第二变换炉第一段催化剂层 CO 的平衡转化率计算18 2.4.3 出口温度校核18 2.4.4 第二变换炉第一段催化剂热量衡算18 2.4.5 第二变换炉第一段催化剂床层平衡曲线计算19 2.4.6 CO 在第二变换炉第一段催化剂层最适宜变换温度20 2.4.7 CO 在第二变换炉第一段催化剂层变换反应操作线20 2.5 第二变换炉第二段催化剂床层物料及热量衡算.21 2.5.1 第二变换炉第二段催化剂层 CO 的平衡转化率计算22 2.5.2 第二变换炉第二段催化剂热量衡算.22 2.5.3平衡温距校核23 2.5.4第二变换炉第二段催化剂床层平衡曲线计算24 2.5.5 CO 在第二变换炉第二段催化剂层最适宜变换温度24 2.5.6 CO 在第二变换炉第二段催化剂层变换反应操作线25 2.6煤气换热器热量衡算26 2.7 变换气换热器热量衡算.27 2.7.1 进设备热量计算.27 2.7.2 出设备热量计算.28 第三章 主要设备计算29 3.1第一变换炉的计算29 3.1.1 催化剂用量计算29 3.1.2 催化剂床层阻力计算30 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 IV 3.2第二变换炉的计算31 3.2.1 第二变换炉第一段催化剂用量计算31 3.2.2 第二变换炉第二段催化剂用量计算32 3.2.3 第二变换炉催化剂床层阻力的计算33 3.3煤气换热器的计算35 3.3.1 设备直径及管数确定36 3.3.2 设备规格的确定37 3.3.3 传热系数计算37 3.3.4 传热面积计算42 3.3.5 列管长度的计算42 主要设备一览表43 设计结果及总结44 参考文献45 致 谢46 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 1 第一章第一章 前言前言 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，又是原料气制造的继续。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，变换工序主要有“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。经过几年的发展，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 已进入成熟阶段。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。变换工段的目的就是将半水煤气中的CO除去，在本质上是原料 气净化的一个过程。为了将CO除去，工业上采用的方法是: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： 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 2 （1- 222 CO+H OCO +HQ 1） 此反应为可逆放热反应，反应热为40964 J/mol，当开车正常生产后，即可 利用其反应热来维持过程的继续进行。 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很 慢的，如果用催化剂催化，则可以加快反应速度，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，主要有如下几 种： （1）甲烷的生成 (1-2) Q 242 COCH2H2CO （1-3）QOHCH3HCO 242 （1-4）QO2HCH4HCO 2422 （2）一氧化碳的分解反应 （1-5）Q 2 COC2CO （3）有机硫的转化反应 （1-6）SHCOHCOS 22 （1-7）SHCOOHCOS 222 （1-8）S2HCOO2HCS 2222 1.2 CO 变换反应化学平衡变换反应化学平衡 一氧化碳和水蒸汽的变换反应系可逆反应。 QHCOOHCO 222 其平衡常数为： （1-9） 2222 22 COHCOH P COH OCO H O yyrr K yyr r 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 3 式中：yi各组分的摩尔分数 r 气体的逸度系数 KpCO 的平衡常数 由于小合成氨厂的变换反应多在压力2.0 MPa，温度为 180250 条件下 进行的，其逸度系数接近于 1，即： （1-10） 22 2 1 COH r CO H O rr k r r 则式（1-9）可简化为： （1-11） 2222 22 COHCOH P COH OCOH O yyPP K yyP P 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很多，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。本设计可采用下面的公式计算1。 （1- 372 2185 lg0.11021lg0.6218 101.0604 102.218 P KTTT T 12） 式中，T温度，K （1- 372 5025.163 exp(0.0936ln1.4555 102.4887 105.2894) P KTTT T 13） 在变换范围内，平衡常数也可用下面简化式计算： （1-14） 4757 ln4.33 P K T 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影响因素： a. 温度 温度对变换反应的影响较大：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， 可以提高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；在变换反应的后一阶段，二氧化碳和氢气的浓度增加，逆反应 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 4 速度加快，因此，须设法降低反应温度，使逆反应速度减慢，这样可以得到较 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。对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，而在反应的后一阶段，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就是根据这一概念设计确定 的。对于一氧化碳含量在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很大的关系， 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，压力对于反应 的平衡没有影响。目前的工业操作条件下：压力4.0 MPa气压下，温度为 200500 时，压力对于变换反应没有显著的影响。但是在较高压力下，反应 物浓度增加，分子间的有效碰撞次数增加，可以加快变换反应速度，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，必须根据各气体组分的 逸度计算KP，因此压力对CO的变换反应有一定的影响。 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， 工业上一般均采用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 般采用 H2O（汽）/CO（气）=(34)/1；在使用铁镁催化剂的工艺流程中，一 般采用 H2O（汽）/CO（气）=(35)/1。 d. 二氧化碳浓度 从一氧化碳变换反应的方程式来看，如果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。除去二氧化碳可以采用良种方式： （1）利用碱性氧化物与二氧化碳作用生成碳酸盐，例如： 23 CaOCOCaCOA 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 5 （1-15） 或利用碱性氧化物作为催化剂的的一种组分来吸收二氧化碳。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 很少应用。 （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。 1.3 CO 低温变换催化剂低温变换催化剂 1.3.1 低变催化剂的发展低变催化剂的发展 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，特别是在 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 显的很复杂，气体精制度不能达到现代化工厂的要求（CO+CO210 mLm-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（200250 ）下进行变换反 应，一氧化碳平衡转换率可达到 99%左右。 但是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。工业上采用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用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： 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 6 （1-16） 22 CoO H SCoS H O QA （1-17） 3222 MoO 2H SMoS 3H O QA 1.3.2 低变催化剂的主要成分低变催化剂的主要成分 （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。也可以用它取代中 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 系低变催化剂采用浸渍法工艺，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 23 Al O 度小，故采用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别 强，正常生产中对气体中的硫含量没有上限要求，不论多高都可以直接进入。 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，也可以用于中温 变换，可在 160270 （低变用） ，160460 （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。 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 7 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，就是由 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。但是铜-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密 切。用机械混合的方法，往 CuO-ZnO-Cr2O3催化剂中加入 K2O、CaO、MgO、Al2O3、TiO2、MnO2则不影响催化剂的结构；但是用共沉 淀的方法加入铝和锰，将对催化剂的性质产生明显的影响。例如添加锰的催化 剂，显示出很高的活性和良好的耐热性。目前以普遍生产和采用的低温变换催 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。但是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。如果以硝酸铝 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催化剂的活性降低和中毒 （1） 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，主要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，必须严格控制反应温度。 （2） 物理性破坏 这里所指的物理性破坏，主要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控制在露点以上进行，这样就使反映温度、 压力、蒸汽量、干气量之间保持一定的关系。 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 8 （3） 卤素中毒 在相当长的时间内，卤素对低变催化剂的毒害作用被人们忽视。后来发现 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 7 1 10 化剂，氯海量在时，就认为被严重污染。 8 1 10 （4） 硫中毒 硫是铜基低变催化剂的主要毒物之一。由于脱硫技术的发展，原料气中的 硫能脱至以下，但原料气量很大，极微量的硫化物，经日积月累后数量 7 1 10 相当可观，从而对低变催化剂造成很大危害。 1.4 工艺流程简述工艺流程简述 全低变的工艺流程示意图见图 1-1。 变换气换热器 煤气换热器 淬冷过滤器 淬冷过滤器 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 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 9 图 1-1 低温变换工艺流程示意图 Fig1-1 Schematic diagram of the low temperature conversion process 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 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 10 使冷却水汽化，此时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经过变换气换热器后，再经过变换气 冷却器降温至 40 左右，去后续工段。 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 11 第二章第二章 物料衡算及热量衡算物料衡算及热量衡算 2.1 设计条件设计条件 计算基准：1 吨 NH3。 设备生产能力： t/h7222 . 9 24300 1070 3 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： 35209.7222=34222.2 Nm3/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 Table2-1 The composition of the initial semi-water gas 组分CO2COH2CH4O2N2合计 %7.030.837.81.50.322.6100 Nm32395.610540.412936.0513.3102.77734.234222.2 kmol106.9470.6577.522.94.6345.31527.8 2.2 CO 全变换过程总蒸汽比的计算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： 222 HCOOHCO 设 A B C D 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） 22 2 COH 2 COH O2 (CO) (CO2 O) (CO) (CO2 O) p pp CD% K ppAB% 本设计所给条件 CO 的变换率为 99%，则: 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 12 CO30.8% 99%30.49% 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 的值分别为 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%=18.48 Nm3/100 Nm3干半水煤气 则 CO 的总反应量为：kmol 3 . 282Nm 3 . 6324 100 48.18 2 . 34222 3 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： )3 . 0248.18()48.18 8 . 30( )3 . 0248.18 8 . 37()48.180 . 7( 6 . 14 B 解上式得 B=25.72 即此时的汽气比为 25.72/100。 入炉蒸汽量 kmol 0 . 393Nm 2 . 8802 100 72.25 2 . 34222 3 入炉湿气的量 34222.2+8802.2=43024.4 Nm3=1920.7 kmol 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 Table2-2 The composition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分CO2COH2CH4O2H2ON2合计 %5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100 Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4 kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.31920.7 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 13 2.3.2 CO 平衡变换率及出催化剂床层气体的组成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： 2 . 70 )24 . 0 250.2446.24()50.2450.24( )24 . 0 250.2407.30()50.2487 . 5 ( 37.18 p pP p X XX X 则实际变换率为平衡变换率 %47.85%100 2 . 70 60 由以上计算知实际反应掉的 CO 的量为 10540.40.6=6324.2 Nm3。 出催化剂层干气体量 3 Nm 5 . 40040 7 . 1023 2 . 6324 4 . 34024 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 Table2-3 The composition of the dried semi-water gas out the first converter 组分H2COCO2CH4N2合计 %48.1010.5221.781.2819.32100 Nm319260.24216.28719.8513.37734.2400040.5 kmol859.8188.2389.322.9345.31787.5 出一段催化剂层剩余湿气量 34024.4+8802.2-102.7=42723.9 Nm3 剩余蒸汽量 3 Nm 4 .2683 7 . 1022 2 . 6324 2 . 8802 剩余 CO 的量 10540.4-6324.2=4216.2 Nm3 CO 在湿气中含量 %87 . 9 %100 9 . 42723 2 . 4216 同理，可求出 CO2、H2、CH4、N2、H2O 在湿气中的含量，结果见下表 2-4。 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 14 表 2-4 出第一变换炉催化剂变换气湿气组成 Table2-4 The composition of the wet semi-water gas outlet the first converter 组分H2COCO2CH4N2H2O合计 %45.089.8720.411.2018.105.73100 Nm319260.24216.28719.8513.37734.22984.242723.9 kmol859.8188.2389.322.9345.3133.21907.3 2.3.3 第一变炉热量衡算第一变炉热量衡算 （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kJ/kmol39572)( H 的数据可求出 kJ10117 . 1 39550) 2 . 188 6 . 470( 7 1 Q （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 484017 kJ/kmol，则 kJ10226 . 2 4840176 . 4 6 2 Q （3）气体温度上升吸热 Q3 在平均温度 285 和平均压力 0.92 MPa 下可查出 Cp(H2)=29.38 kJ/kmolK Cp(N2)=30.39 kJ/kmolK Cp(CO)=30.57 kJ/kmolK Cp(CO2)=46.32 kJ/kmolK Cp(CH4)=49.1 kJ/kmolK Cp(O2)=31.78 kJ/kmolK Cp(H2O)= 35.59 kJ/kmolK 则平均比热容： 59.350573 . 0 1 . 49012 . 0 32.46241 . 0 39.30181 . 0 57.300987 . 0 38.294508 . 0 )( mP C =33.84 kJ/kmolK 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 15 气体吸热 tQ84.33 3 . 1907 3 设热损失 Q4 =3.9106 kJ 由热平衡方程式 1234 QQQQ 将上述数据代入热平衡方程式知：t=160 。 可知道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第一变换炉催化剂层 CO 变换反应平衡曲线变换反应平衡曲线 由平衡变换率的计算公式： )()( )()( OHCO HCO 2 22 pp pp p AXBAXA AXDAXC pp pp K 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 Table 2-5 The equilibrium conversion rate of CO in the first converter T， 200230250270290310330350370400 Kp220.9125.787.5062.6546.0034.5426.4720.6616.3913.20 Xp， % 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： 22 2 COH2 COH O2 () (2 O %) () (2 O %) pp p pp ppCAXDAX K ppAAXBAX 代入数据得： )24 . 0 233.2401.21)(33.2433.24( )24 . 0 233.2486.29)(33.2453 . 5 ( 90.220 OHCO HCO 2 22 PP PP XX XX pp pp 解上式可得：Xp= 0.8322 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 16 将以上数据作图可得平衡曲线图，见图 2-1。 2.3.5 CO 在第一变换炉催化剂床层最适宜温度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- 2 211 1 e m e T T RTE In EEE 3） 式中，Tm最适宜温度，K Te平衡温度，K R通用气体常数，8.314 kJ/kmol E1、E2正、逆反应活化能，kJ/kmol 21 () R EEVH CO 变换反应热，kJ/kmol R H 对于变换反应 r =1 查文献1可知 E1 = 43340 kJ/kmol，在平均温度 280 时，由式： 3263 100000.2912.845 100.9703 10HTTT 代入数据，可得 =39576.2kJ/kmol。 R H CO 变换的逆反应活化能 E2为 kJ 2 . 82916 2 . 3957643340)( 12 HEE 当 Xp=83.22%时，Te=200+273.2=473.2 K 将上面的数据代入式（2-3）可得： K6 .445 43340 25.82916 ln 2 .39576 2 . 473314 . 8 1 2 . 473 m T 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 17 tm = 172.4 。 同理，可分别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 Table 2-6 The optimal temperature for CO in the first Shift Converter Xp， % 83.2280.0877.9675.6673.2270.6768.0665.3962.6960.00 Te，K473.2503.2523.2543.2563.2583.2603.2623.2643.2663.2 Tm， K 445.6473.8492.6511.5530.3549.2568.0586.8605.7624.5 tm， 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。 2.3.6 CO 在第一变换炉催化剂层变换反应操作线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 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 18 2.4 第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算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第二变换炉第一段催化剂层汽/气比气比 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 kmol09.41456.9275%88 4 . 10540 3 NmCO 则知 CO 在此段催化剂层的转化量为 9275.56-6324.26=2951.3Nm3=131.75 kmol 根据以上计算可得 CO 在此段的转化率为 % 0 . 70%100 2 . 4216 30.2951 设气体入口、出口温度分别为 230 、280 ，平衡温距取 70 ，则出口 气体平衡温度为 350 。查文献1知此时的 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 则可以得到汽气比为 30.58/100。 此时所需总蒸汽量为 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 19 3 Nm 4 . 12244 100 58.30 ) 4 . 2683 9 . 42723( 则需补充的蒸汽量为 12244.4-2683.4=9561.0 Nm3 此时总的蒸汽量为 42723.9+9561.0=52286.9 Nm3 由以上的计算可求出此时的入炉湿气组成，结果见下表 2-7。 表 2-7 入第二变换炉第一段变换气组成 Table2-7 The composition of the shift gas inlet the first paragraph of the second shift converter 组分H2COCO2CH4N2H2O合计 %38.088.4217.421.0315.4624.47100 Nm319260.24216.28719.8513.37734.212244.452286.9 kmol854.7188.2389.322.9345.3546.72234.2 2.4.2 第二变换炉第一段催化剂层第二变换炉第一段催化剂层 CO 的平衡转化率计算的平衡转化率计算 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： %27.58 )42 . 8 47.24)(42842 . 8 ( )42 . 8 08.38)(42 . 8 42.17( 66.20 p pp pp X XX XX 出口湿气体组成计算如下： CO 的量 9 . 1264)7 . 01 ( 2 . 4216 3 Nm CO2的量 1 . 116713 .2951 8 . 8719 3 Nm H2的量 3 Nm 5 . 22211 3 . 2951 8 . 19054 H2O 的量 1 . 9293 3 . 2951 4 . 12244 3 Nm 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 Table2-7 The composition of the gas outlet the first paragraph of the second shift converter 组分H2COCO2CH4N2H2O合计 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 20 %44.382.5323.321.0215.4618.57100 Nm322211.51264.911671.1513.37734.29293.152286.9 kmol991.656.5521.022.9345.3414.92234.2 2.4.3 出口温度校核出口温度校核 03.22 1857 . 0 0253 . 0 4438 . 0 2332 . 0 % % 2 22 OHCO HCO KP 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 kJ/kmol39762)( H 则 6 1 39762 (188.270.6)4.67 10 kJQ （2）气体温度上升吸热 Q2 湿变换气在平均温度 255 ，平均压力 0.94 MPa 下，查文献1知 Cp(H2)=29.30 kJ/kmolK Cp(N2)=29.78 kJ/kmolK Cp(CO)=30.00 kJ/kmolK Cp(CO2)=45.75 kJ/kmolK Cp(CH4)=48.22 kJ/kmolK Cp(H2O)=38.96 kJ/kmolK 则 ( )0.2284 45.750.0318 30.000.4363 29.30 0.0103 48.220.1556 29.780.1376 38.96 34.68 kJ/kmol K P Cm Q2 = 2219.234.68t （3）假设热损失 Q3=kJ/kmol 6 108 . 0 由热量平衡得 Q1=Q2+Q3 6 2 4.67 1062219.2 34.680.83 10Qt 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 21 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。根据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 2-9 CO 在第二变换炉第一段催化剂平衡转换率 Table 2-9 The equilibrium conversion rate of CO in the first stage of the second shift converter T，230250270290310330350 Kp125.6887.5062.6546.0034.5426.4720.66 XP，%90.4586.8884.5477.7272.2366.2659.91 以 230 为例进行计算。 在 230 时查文献1可知此时的 Kp=125.68，把数据代入式（2-1）可得： 45.90 )42 . 8 47.24)(42 . 8 42 . 8 ( )42 . 8 08.38)(42 . 8 42.17( 6 . 125 2 22 P PP pP OHCO HCO X XX XX pp pp 由表中数据作图即可求得平衡曲线，见图 2-2。 2.4.6 CO 在第二变换炉第一段催化剂层最适宜变换温度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=43340 kJ，在平均温度 255 时：kJ/kmol39762)( H 则 21 ()4334039762EErH 83102 kJ/kmol 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 2-10 CO 在第二段变换炉第一段催化剂最适宜转化温度 Table 2-10 The optimal temperature for CO in the first stage of the second shift converter 武汉工程大学武汉工程大学本科毕业设计 22 Xp，%90.4586.8884.5477.7272.2366.2659.91 Te，K503.2523.2543.2563.2583.2603.2623.2 Tm，K470.9488.4505.8523.1540.3557.4574.4 tm，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。 2.4.7 CO 在第二变换炉第一段催化剂层变换反应操作线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