毕业设计（论文）-年产40万吨合成氨工艺设计.doc

毕业设计 题 目 名 称： 年产40万吨合成氨 转变工序设计 系 别： 化 学 工 程 系 专 业： 班 级： 学 生： 学 号： 指导教师（职称）： 36摘 要本次设计为400 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：合成氨；变换；热量衡算；物料衡算AbstractThe task is the design of shift process in 400 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.Keywords: ammonia; transformation; heat balance; material calculation equations目 录摘 要IAbstractII目 录III1. 前言11.1 氨的性质和用途11.1.1 物理性质11.1.2 化学性质21.1.3 氨的用途21.2合成氨转变工序的工艺原理21.2.1 合成氨生产方法简介21.2.2 一氧化碳变换在合成氨中的意义31.2.3 合成氨转化工序的工艺原理31.2.4 合成氨变换工序的工艺原理41.3 重点设计工序（变换工序）的生产方法选择论证41.3.1中低低工艺51.3.2全低变工艺51.4 工艺流程简述62. 物料衡算及热量衡算92.1设计条件92.2 CO全变换过程总蒸汽比的计算92.3第一变换炉催化剂床层物料与热量衡算102.3.1入第一变换炉催化剂床层汽气比102.3.2 CO平衡变换率及出催化剂床层气体的组成102.3.3 第一变炉热量衡算112.4 第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算122.4.1 第二变换炉第一段催化剂层汽/气比122.4.2 第二变换炉第一段催化剂层CO的平衡转化率计算132.4.3 出口温度校核142.4.4 第二变换炉第一段催化剂热量衡算142.5 第二变换炉第二段催化剂床层物料及热量衡算152.5.1 第二变换炉第二段催化剂层CO的平衡转化率计算152.5.2第二变换炉第二段催化剂热量衡算162.5.3平衡温距校核172.6煤气换热器热量衡算172.7 变换气换热器热量衡算182.7.1进设备热量计算182.7.2出设备热量计算183. 主要设备计算193.1 第一变换炉的计算193.1.1 催化剂用量计算193.1.2 催化剂床层阻力计算203.2 第二变换炉的计算213.2.1 第二变换炉第一段催化剂用量计算213.2.2 第二变换炉第二段催化剂用量计算223.2.3 第二变换炉催化剂床层阻力的计算233.3 煤气换热器的计算253.3.1 设备直径及管数确定253.3.2 设备规格的确定263.3.3 传热系数计算273.3.4 传热面积计算313.3.5 列管长度的计算32主要设备一览表33设计结果及总结34参考文献35致 谢36附 件371. 前言中国的合成氨开始于20世纪30年代，在当时我国的工业发展落后，经济不发达的情况下，可以生产氨的工厂仅建在南京、大连两地，并且最高年产量低于50kt（1941年）。此外，在上海还有一个小型车间可以电解水制氢生产合成氨和硝酸。合成氨不仅可以生产肥料用于农业，在工业，人民的衣、食、住、行和国防上都占据着重要的地位。中华人民共和国成立以来，我国的化工部门将农业服务作为重要的方针，全面贯彻实施。作为生产粮食的农业大国，为提高粮食产量，把发展化肥生产放在首位是毋庸置疑的方针政策，经过60多年的努力，随着科学技术的发展，中国已拥有多种生产原料。合成氨的技术逐渐普遍，我国建有不同流程的大小型合成氨厂1000多个。2014年总产量为460.5Mt，出口量创造历史性突破。1.1 氨的性质和用途氨，分子式NH3,无色有刺激性臭味，在氨大于100cm2/m2的环境下工作人们极易中毒；极易溶于水，溶解时放出大量的热；易液化成液氨，常用作制冷剂。氨水溶液呈弱碱性，易挥发，有强烈的刺激性气味。液氨和干燥的氨气对大部分物质不具有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。1.1.1 物理性质氨，分子式NH3,无色有刺激性臭味，在氨大于100cm2/m2的环境下工作人们极易中毒；极易溶于水，溶解时放出大量的热；易液化成液氨，常用作制冷剂。氨水溶液呈弱碱性，易挥发，有强烈的刺激性气味。液氨和干燥的氨气对大部分物质不具有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。1.1.2 化学性质氨在常温下结构相对稳定，但是在高温的作用下可以分解成氮和氢。氨的化学性质活泼可以与各种无机盐发生反应生成盐，氨具有可燃性，在630时可以发生自燃，一般较难点燃。氨在空气或氧的混合物催化氧化作用下可以发生放热反应，在一定范围内能够发生爆炸。1.1.3 氨的用途氨是生产氮肥的重要原料，占据着重要的地位在国民经济总产值中。在我国大部分的氨都用于制造化肥，例如尿素、硫酸铵、磷酸铵、硝酸铵等。氨是一种无机化工产品，在工业上主要用来制造纤维、炸药、塑料及燃料。将氨制取的硝酸作为中间产品进而可以制造硝酸铵、三硝基甲苯硝化甘油和硝基纤维素等产品。在塑料和化纤工业中，一般将硝酸、尿素和氨作为生产尼龙6单体、丙烯晴、己内酰胺、酚醛树脂、人造丝等化工产品的氮源。氨具有十分广泛的用途在众多的工业生产中。不仅可以液化成液氨用于空调、制冰、冷藏等系统中。还可以用来提炼出矿石中的铜、镍等金属在冶金工业中。在医药和化学方面同样也具有多种用途，可以作为原料用作生产磺胺类药物、维生素和一些氨基酸等等。1.2合成氨转变工序的工艺原理1.2.1 合成氨生产方法简介工业上生成合成氨，首先要在适当的压力、温度、催化剂作用下制备合格的氮、氢等各种原料气。氢气主要来源于水和碳氢化合物。氮气来源于将空气液化分离，或燃烧空气，除去生成的后而制得。生产原料可以分为三大类：固体原料，包括焦炭和煤；气体原料，包括天然气、焦炉气、石油废气、油田气；液体原料，包括石脑油、原油、重油。在我国生产合成氨的主要原料是煤炭，因为我国的煤炭资源比较丰富，煤炭的储量远远大于石油、天然气的储量。合成氨的生产过程，主要包括以下三个步骤：（1）造气：即对固体燃料进行热加工制备含有氢、氮的原料气；（2）净化：通过适当的方法净化原料气中对合成氨产生危害的杂质。（3）压缩和合成：压缩氢和氮的混合气体到高压状态，将铁作为催化剂合成氨。以焦炭或煤为原料合成氨的流程是：在合适的催化剂、压力、温度下，采用半水煤气为原料气，常压固定床间歇治气法，经过脱碳、变换、压缩脱除等净化后，可获得合格的氮氢混合气用于合成氨1。1.2.2 一氧化碳变换在合成氨中的意义一氧化碳的产生普遍存在于不同原料合成的原料气中。在一定的条件下，一氧化碳对催化剂有毒害作用，导致催化剂失活。并且一氧化碳并不能作为原料直接的用于合成氨生产中。因此，一氧化碳变换是合成氨生产中重要的一步，在原料气使用之前，一定要清除一氧化碳。清除一氧化碳的过程一般分为两步，第一步是大部分的一氧化碳通过变换反应，将一氧化碳变为二氧化碳，二氧化碳易于除去，并且可以生产纯碱、尿素、碳酸氢钠等化工原料。同时又制得与消耗的一氧化碳等量的氢，然而消耗的水蒸气非常廉价。因此，一氧化碳变换既是净化原料气的过程，也可以继续制造原料气。第二步是通过其他的净化方法将少量残余的一氧化碳再加以脱除2。1.2.3 合成氨转化工序的工艺原理本设计中转化工序和变换工序的合称是合成氨转变工序。转换工序是指天燃气中的气态烃类转换成达到生产要求的H2、CO和CO2 。合成氨厂的转化工序分为两段。在一段转化炉里，在催化剂作用下，大部分烃类与蒸汽转化成H2、CO和CO2。烷烃： 或 烯烃： 接着在一段转化中产生的气体进入到二段转化炉中，加入空气，一部分H2燃烧释放出大量的热，催化剂的床层温度迅速上升到12001250 后，甲烷的转化反应继续进行。二段转化炉出口气体温度下降，约9501000 。残余的甲烷含量和（H2+CO）/N2比均可达到规定指标。1.2.4 合成氨变换工序的工艺原理CO与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程称为变换工序，具有重要的作用在合成氨的工艺流程中。目前，通过各种方法制备的原料气中都含有体积分数在12%40%的一氧化碳。在合成氨的原料气中只需要H2和N2两种组分。因此除去合成气中的CO，保持原料气的组分不变，需要利用CO变换反应式： 在不同的温度下，反应步骤分为两步进行。第一步是高温变换（简称高变）反应过程中大部分的CO转化成CO2和H2。第二步是低温变换简称低变，通过反应需要将CO的含量降低，维持在0.3%左右。因此，CO变换制造原料气的同时也净化了整个反应过程。1.3 重点设计工序（变换工序）的生产方法选择论证近年来，变换工序在逐步发展，开发高活性耐硫变换催化剂且正常使用使变换工序由过去的中温变换、中低温变换，发展到目前的中变串低变、全低低、中低低变换等多种新工艺。目前，能耗较高的中变串低变已被淘汰。本文将中低低变换和全低变换分别作介绍并加以比较。1.3.1中低低工艺中低低变换工艺主要是原反应被变换为放热反应,它以满足了工艺设计中“高温提高反应速度,低温提高转化率”的基本原则为前提。在“中低低”工艺中，变换一段仍将中变Fe-Cr系作为中变催化剂，而二、三段则采用Co-Mo 系耐硫低变催化剂。为保护Co-Mo 催化剂不受污染，需由中变催化剂将煤气中夹带的油、水、氧等有毒物质清除。在经过中变反应后，煤气中一部分的蒸汽反应出去，汽气比也相对减少，并且H2S浓度因大部分有机硫被转化成H2S而提高。其次，二、三段低变中具有较低的反应温度，这些有利条件都保持着低变催化剂的活性，抑制着反硫化反应的进行。31.3.2全低变工艺随着“中串低”工艺普遍应用，全低变工艺这种全新的变换工艺发展起来。它，将原中温变换系统热点温度至少降低100，以Co-Mo 作为催化剂。这种工艺具有多种优点： （1） 由于Co-Mo 系催化剂的活性大于Fe-Cr 系催化剂的活性，因此“中串低”系统中三段中变炉相同变换率等于或低于“全低变”变换炉的一、二段的情况下，催化剂用量可大大的减少。（2）由于主热交的换热量随着一段入口煤气温度的降低相应减少，因此主热交所需的换热面积也可大幅度减少。（3）由于“中串低”的二、三段采用中变催化剂，二段变换催化剂为低温高活性的Co-Mo催化剂，反应温度迅速下降一百多度，使反应远离平衡，加大了反应推动力，提高了反应速度。此外，还可以采用更低的汽气比，降低饱和热水塔系统的热回收负荷， 蒸汽消耗可进一步降至200300kg/tNH3。（4）由于以上原因，为达到相同的生产能力，“全低变”系统所用的设备可以简单化，投资相对减少。根据原有设备的情况和全厂生产能力平衡的需求，对老系统改造时，可将原“中串低”系统的能力提高一倍。（5）操作简单，启动快，有效生产时间增加。 （6）床层温度下降了100200，气体体积缩小25，系统阻力降低，减少了压缩机功率消耗。从以上情况看, 中低低变换工艺与全低变工艺各有优缺点: 中低低工艺实现了最合适的触媒活性温度，完善了能量消耗、阻力及操作等方面。而全低变工艺则是目前被普遍推广使用的先进工艺，不仅能耗低，且使用较小的设备就能达到相同的产能。因生产操作经验较多，技术能力相对娴熟，并且所使用催化剂的价格低廉，对于设备的材质要求不高。目前，合成氨的技术发展越来越成熟，企业规模越大，相应的企业管理水平和职工的操作技术水平也相应的提高。故全低变工艺具有良好的前景。经过这几年科学技术不断的发展创新，耐硫低温催化剂被开发利用，“全低变”的工艺和设备不断完善，操作水平也进一部提高，“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。本设计是年产30万吨合成氨，综合以上条件，故选择全低变工艺。1.4 工艺流程简述 全低变的工艺流程示意图见图1.1。图1.1 低温变换工艺流程示意图来自高压机的半水煤气首先进入油水分离器对液体杂质和部分固体杂质进行脱除，之后再进入滤油器进一步将气体进行净化。经净化后的半水煤气输送至变换气换热器与来自第二变换炉的变换气进行逆向热交换，使其炉内温度上升到180 左右的同时变换气温度下降到160 左右。半水煤气从变换气换热器中出去后进入煤气换热器，再与来自第一变换炉出来的变换气进行逆向热交换，使其自身的温度上升到200 左右，然后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，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。2. 物料衡算及热量衡算2.1设计条件计算基准：1吨NH3；8000小时/年。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：352050=176000 Nm3/h 初始半水煤气组成见下表2-1。表2-1 初始半水煤气组成组分CO2COH2CH4O2N2合计%7.030.837.81.50.322.6100Nm3123205420866528264052839776176000kmol549.72420.12969.9117.723.61775.77856.72.2 CO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 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）本设计所给条件CO的变换率为99%，则:查文献3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%=18.48 Nm3/100 Nm3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即此时的汽气比为 25.72/100。入炉蒸汽量 入炉湿气的量 176000+45266.8=221266.8Nm3=9977.9kmol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组分CO2COH2CH4O2H2ON2合计%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm3123205420866528264052845266.839776221266.8kmol549.72420.12969.9117.723.62021.11775.79877.92.3.2 CO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=18.373，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542080.6=32524.8Nm3。出催化剂层干气体量出一段催化剂层剩余湿气量176000+45266.8-528=220738.8Nm3剩余蒸汽量 剩余CO的量 54208-32524.8=21683.2 Nm3CO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组分H2COCO2CH4N2H2O合计%43.399.8220.321.2018.026.25100Nm397996.821683.244844.826403977613798220738.8kmol4374.7967.92002.1117.71775.7615.998542.3.3 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3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484017 kJ/kmol，则（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/kmolKCp(CO)=30.57 kJ/kmolK Cp(CO2)=46.32 kJ/kmolKCp(CH4)=49.1 kJ/kmolK Cp(O2)=31.78 kJ/kmolKCp(H2O)= 35.59 kJ/kmolK则平均比热容：=35.34 kJ/kmolK气体吸热 设热损失 Q4 =1.314107 kJ由热平衡方程式 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。2.4 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47703.04-32524.80=15178.24Nm3=677.57 kmol根据以上计算可得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=9.82、C=20.32、D=44.39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则需补充的蒸汽量为63282.5-13798=49484.5 Nm3此时总的蒸汽量为220738.8+49484.5=270223.3 Nm3由以上的计算可求出此时的入炉湿气组成，结果见下表2-5。表2-5 入第二变换炉第一段变换气组成组分H2COCO2CH4N2H2O合计%36.278.0216.600.9814.7123.42100Nm397996.821683.244844.826403977663282.5270223.3kmol4374.7967.92002.1117.71775.72825.512063.62.4.2 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2-6。表2-6 出第二变换炉第一段催化剂变换气组成组分H2COCO2CH4N2H2O合计%44.182.4222.210.9814.7117.80100Nm3113175.06504.960023.02460.039776.048104.3270223.3kmol5052.5290.52679.5117.71775.72147.612063.62.4.3 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0.94 MPa下，查文献3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 Q2 = 12063.635.11t（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。2.5 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别为45266.8 Nm3、49484.5Nm3。在此段催化剂层须加入的蒸汽量为147769.6-45266.8-49484.5=53018.3 Nm3。由此可知进入此段催化剂层的湿气组成，结果见表2-7。表2-7 入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成组分H2COCO2CH4N2H2O合计%35.012.0118.570.8212.3131.28100Nm3113175.06504.960023.02640.039776.0101122.6323241.6kmol5052.5290.532679.5117.71775.74514.914430.9可知CO在此段变换量为542080.99-(54208-6504.9)=5962.9Nm3=266.19 kmolCO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知道此时的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2-8。表2-8 出第二变换炉催化剂层湿变换气组成组分H2COCO2CH4N2H2O合计%36.860.1720.410.8212.3129.43100Nm3119137.9542.0865985.922640.039776.095159.64323241.6kmol5318.5.24.12946.9117.71775.74248.014430.92.5.2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3 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1.0 MPa下，查文献1知：Cp(H2)=29.19 kJ/kmolK Cp(N2)=29.62 kJ/kmolKCp(CO)=29.78 kJ/kmolK Cp(CO2)=45.53 kJ/kmolKCp(CH4)=44.35 kJ/kmolK Cp(H2O)=39.45 kJ/kmolK 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。2.5.3 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。2.6 煤气换热器热量衡算（1）已知条件进设备半水煤气量（干）：7856.7 kmol 进设备变换气量：8977.9 kmol出设备半水煤气量（湿）：9877.9 kmol 出设备变换气量：9877.9 kmol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 （2）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 ，1.0 MPa下半水煤气各组分的比热容并求出平均比热容Cp(m)=30.75 kJ/kmolK。过热蒸汽带入热Q2：查文献4可知在260 ，1.0 MPa下水蒸汽的焓为2902 kJ/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)=35.71kJ/kmolK。 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)=34.49 kJ/kmolK。 设热损失 Q5=11.67106 kJ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根据前面的计算，进出变换气换热器的物料参数为进出设备变换气量（湿）：14430.9 kmol 进设备变换气温度：200 进出设备半水煤气量（干）：7856.93 kmol 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 、1.0 MPa下，查文献1知平均比热容为37.13 kJ/kmolK。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1.0 MPa下，查文献1可计算出此时的平均比热容为30.57 kJ/kmolK。2.7.2出设备热量计算（1）变换气带出热在155 、1.0 MPa下，查文献1计算平均比热容为32.69 kJ/kmolK。（2）半水煤气带出热在187 、1.0 MPa下，查文献1计算平均比热容为29.78 kJ/kmolK。设 Q5=20.59106 kJ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 。3. 主要设备计算3.1 第一变换炉的计算已知条件：平均操作压力：1.74 MPa 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）：176000.0 Nm3一段气体出口流量：220738.8 Nm3 一段出口CO含量：9.82一段入口汽气比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组分CO2COH2CH4O2H2ON2合计%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm3123205420866528264052845266.839776221266.8kmol549.72420.12969.9117.723.62021.11775.79877.93.1.1 催化剂用量计算根据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，8.314 kJ/（molK）T气体温度，KKpCO反应平衡常数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3得CO的平衡常数Kp=49.59，的含量由5.57上升到20.32，将以上数据代入式（3-2）：积分并解之得 w=9.62m3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2.73.1.2 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，这里要求低变催化剂的床层阻力35 kPa。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/m2h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3-5 mm，取其值为4 mm，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/m2h气体质量流速kg/m2h催化剂床层高度由以上数据得催化剂床层压降为kpa由以上结果可知35 kPa，符合要求，故催化剂床层直径取3.0 m3.2 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 1.69 MPa 进口变换气流量 270223.3 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组分H2COCO2CH4N2H2O合计%36.278.0216.600.9814.7123.42100Nm397996.821683.244844.826403977663282.5270223.3kmol4374.7967.92002.1117.71775.72825.512063.6由已知条件可知道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，根据B302Q型催化剂动力学方程（3-1），代入数据积分并解之得：w=22.06故可知道实际催化剂用量为w实=22.1 m3。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 1.69 MPa 变换气流量 323241.6Nm3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组分H2COCO2CH4N2H2O合计%35.012.0118.570.8212.3131.28100Nm3113175.06504.960023.02640.039776.0101122.6323241.6kmol5052.5290.532679.5117.71775.74514.914430.9由已知条件可知此操作状态下的平均温度为187 ，查文献3知道此温度下的Kp=306.53，根据B302Q型催化剂动力学方程，代入数据积分并解之得：w= 54.31故可知道实际催化剂用量为w实= 54.4。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，这里要求低变催化剂的床层阻力35 KPa。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3-5mm，取其平均值为 4 mm，即dp=0.004 m，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/m2h催化剂层高度L=1.75 m则第一变换炉第二段催化剂层阻力降为：kpa（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：由以上可以知道第二变换炉催化剂层总的阻力降为由上面计算可以知道总压力降6.88 kPa，符合要求故催化剂床层直径取4.0 m可用。3.3 煤气换热器的计算计算条件半水煤气平均压力 1.74 MPa 半水煤气流量 9877.9 kmol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组分CO2COH2CH4O2H2ON2合计%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm3123205420866528264052845266.839776221266.8kmol549.72420.12969.9117.723.62021.11775.79877.9变换气平均压力 1.0 MPa 变换气流量 9854.0 kmol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 出第一变换炉催化剂变换气湿气组成组分H2COCO2CH4N2H2O合计%43.399.8220.321.2018.026.25100Nm397996.821683.244844.826403977613798220738.8kmol4374.7967.92002.1117.71775.7615.99854.03.3.1 设备直径及管数确定湿半水煤气的平均温度192 ，采用列管换热器，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0.032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1.4，即设备内径取1.4。3.3.2 设备规格的确定设备内管子数采用正六边行排列，管子层数为取21层，由文献3得管子数为1153根，去掉8根拉杆，则实际管数为1