合成氨变换工段工艺设计.doc

武汉工程大学本科毕业设计1.4 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。第二章 物料衡算及热量衡算2.1设计条件计算基准：1吨NH3。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：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%7.030.837.81.50.322.6100Nm32395.610540.412936.0513.3102.77734.234222.2kmol106.9470.6577.522.94.6345.31527.82.2 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 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%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.31920.72.3.2 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=18.371，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10540.40.6=6324.2 Nm3。出催化剂层干气体量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%48.1010.5221.781.2819.32100Nm319260.24216.28719.8513.37734.2400040.5kmol859.8188.2389.322.9345.31787.5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 剩余CO的量 10540.4-6324.2=4216.2 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%45.089.8720.411.2018.105.73100Nm319260.24216.28719.8513.37734.22984.242723.9kmol859.8188.2389.322.9345.3133.21907.32.3.3 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1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：=33.84 kJ/kmolK气体吸热 设热损失 Q4 =3.9106 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%38.088.4217.421.0315.4624.47100Nm319260.24216.28719.8513.37734.212244.452286.9kmol854.7188.2389.322.9345.3546.72234.22.4.2 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2-8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%44.382.5323.321.0215.4618.57100Nm322211.51264.911671.1513.37734.29293.152286.9kmol991.656.5521.022.9345.3414.92234.22.4.3 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 Q2 = 2219.234.68t（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8802.2 Nm3、9561.0 Nm3。在此段催化剂层须加入的蒸汽量为28733.0-8802.2-9561.0=10369.8 Nm3。由此可知进入此段催化剂层的湿气组成，结果见表2-11。表2-11 入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成Table2-11 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift converter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%35.222.0118.510.8112.2731.18100Nm322211.51264.911671.1513.37734.219662.963060.5kmol991.656.5521.022.9345.3877.92815.2可知CO在此段变换量为10540.40.99-(10540.4-1264.9)=1159.5Nm3=51.76 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2-12。表2-12 出第二变换炉催化剂层湿变换气组成Table2-12 The composition of the wet shift gas outlet the second stage of the second shift converter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%37.180.1720.350.8212.3029.34100Nm323371.0105.412830.6513.37734.218503.463060.5kmol1043.3.4.7572.822.9345.3826.02815.2出变换炉的干变换气组成见表2-13。表2-13 出第二变换炉第二段催化剂层干变换气组成Table2-13 The composition of the dried shift gas outlet the second paragraph of the second shift converter组分H2COCO2CH4N2合计%52.450.2428.781.1317.34100Nm323165.6105.412830.6513.37734.244557.1kmol1044.24.7572.822.9345.31989.12.5.2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1 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）：1527.8 kmol 进设备变换气量：1920.7 kmol出设备半水煤气量（湿）：1920.7 kmol 出设备变换气量：1920.7 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3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)=34.49 kJ/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=2.78106 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）：2815.2 kmol 进设备变换气温度：200 进出设备半水煤气量（干）：1527.8 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37.02 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=4.14106 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 。第三章 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）：34222.2 Nm3一段气体出口流量：43222.6 Nm3 一段出口CO含量：10.52一段入口汽气比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%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.31920.73.1.1 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1得CO的平衡常数Kp=49.59，的含量由5.57上升到21.78，将以上数据代入式（3-2）：积分并解之得 w=2.26m3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6.88 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Mpa由以上结果可知6.88 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 52286.9 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Table3-2composition of the shift gas inlet the first paragraph of the second shift converter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%38.088.4217.421.0315.4624.47100Nm319260.24216.28719.8513.37734.212244.452286.9kmol854.7188.2389.322.9345.3546.72234.2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=8.56故可知道实际催化剂用量为w实=8.6 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 62852.5 Nm3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Table2-11 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift converter组分H2COCO2CH4N2H2O合计%35.222.0118.510.8112.2731.18100Nm322211.51264.911671.1513.37734.219662.963060.5kmol991.656.5521.022.9345.3877.92815.2由已知条件可知此操作状态下的平均温度为187 ，查文献1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= 24.31故可知道实际催化剂用量为w实= 24.4。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6.88 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=0.68 m则第一变换炉第二段催化剂层阻力降为：Mpa（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 1920.7 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%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.31920.7变换气平均压力 1.0 MPa 变换气流量 1907.3 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进煤气换热器的变换气组分Table3-5 The composition of the converted gas into the semi-water gas heat exchanger组分H2COCO2CH4N2H2O合计%45.089.8720.411.2018.105.73100Nm319260.24216.28719.8513.37734.22984.242723.9kmol859.8188.2389.322.9345.3133.21907.33.3.1 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1.2，即设备内径取1.2。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18层，由文献1得管子数为988根，去掉8根拉杆，则实际管数为980根，从而可求出管内水煤气实际质量流速为管内气体实际流速3.3.3 传热系数计算（1）管内传热系数计算努塞尔准数可由下面公式计算： （3-7）式中，Nu努塞尔准数Re雷诺准数Pr普朗特准数半水煤气各组分在平均温度192 、压力1.0 MPa下的物性数据如下：Cp(H2)=29.26 kJ/kmolK Cp(N2)=29.46 kJ/kmolK Cp(CO)=29.88 kJ/kmolK Cp(CO2)=44.07 kJ/kmolKCp(H2O)=38.35 kJ/kmolK Cp(O2)=30.90 kJ/kmolKCp(CH4)=43.22 kJ/kmolK则有混合气体粘度可由下面的公式计算： （3-8）式中：混合气体在温度t时的粘度，MPasyi 混合气体中i组分的摩尔分数Mi 混合气体中i组分的分子量混合气体中i组分在温度t时的粘度，MPas查文献2可知在200 ，压力1.0 MPa下各组分的粘度如下。=0.0159 MPas =0.0162 MPas=0.0247 MPas =0.0249 MPas=0.0123 MPas =0.0219 MPas =0.0282 MPas由于CH4和O2含量很低，可忽略。则由以上数据代入式（3-8）可求得同理可求得 m=0.2332 kJ/mhK则由雷诺准数计算公式 Re= （3-9）代入数据可得Re由普朗特准数计算公式 （3-10）代入数据可得 管内传热系数可用下面的公式计算 （3-11）式中：d列管直径。代入数据可得 = 589.88 kJ/m2hK（2）壳侧给热系数计算挡板采用圆缺板，板间距取0.83 m，缺口高度为直径的30%，给热系数由下面公式计算 (3-12)式中：设备当量直径流体在壁下的粘度，kg/(mh)按流道基准截面积计算的流体重量流速，kg/(m2h)管外径，m在本计算范围内，由于温度对气体的粘度影响不大，故粘度校正项可忽略不计。在286，压力1.0 MPa下，变换气的物性数据如下：Cp(m)=33.56 kJ/kmolK =0.0857 kg/mh=0.342 kJ/ mhK壳程流道基准面积由下面公式计算式中，S1流体横过管束时的流道截面积，m2； S2弓形缺口处流道截面积，m2。对于正六边形排列的换热管，流体横过管束时的流道截面积S1可由下面的公式计算 （3-14）弓形缺口处流道截面积S2可由下面公式计算 （3-15）其中，Sa可由下面公式计算： （3-16）式中，Sa弓形截面积，m2弓形高度，mr 挡板半径，m挡板间距，m 变换气质量流量变换气质量流速当量直径de由下式计算代入数据可得将以上计算得到的数据代入（3-13）可以得到（3）总传热系数的确定总传热系数可由下面公式计算 （3-17）式中，R管、壳程污垢热阻，根据经验各取0.001列管管壁厚度，m管壁传热系数，kJ/m2hK则总传热系数 =259.74 kJ/.h.K3.3.4 传热面积计算以变换气放出的热量为热负荷的计算基准平均温差 =58.57 传热面积设富裕量为30%，可知3.3.5 列管长度的计算实际取7.4m（加上管板厚度所需要的管长）主要设备一览表主要设备的型号、尺寸及工作条件见表3-10。表3-10 主要设备一览表Table 3-10 List of the main equipment序号名称位号台数型号、规格1第一变换炉RO42011材质：12CrMo操作温度360 操作压力1.74 MPa催化剂床层直径：3.0 m催化剂用量：2.7 m32第二变换炉RO42021材质：16MnR操作温度280 操作压力1.69 MPa催化剂床层直径：4.0 m催化剂用量：一段8.6 m3，二段24.4 m3煤气换热器EO42011双管程单壳程式换热器，列管：282.5 mm，980根，长 7.4 m总传热面积568.27工作压力：1.7 MPa工作温度：360 4变换气换热器EO42021工作压力：1.7 MPa工作温度：230 设计结果及总结本次设计室70kt/a合成氨变换工段的设计,采用节能的全低变工艺流程路线,通过已知的原料气组成和操作条件,对低温变换进行了物料和热量衡算.进而根据计算所得的工艺参数对进行计算和选型.全低变的流程中,主要设备有煤气换热器、变换换热器和两个低变炉等.都选用B302Q型催化剂。通过两个多月的查阅资料和设计计算，最终完成了设计的计算。结果是：第一变换炉的催化剂床层直径为3.0 m，催化剂用量为2.7 m3。第二