年产10万吨合成氨变换工段工艺设计(终稿)

年产10万吨合成氨变换工段工艺设计终稿导读就爱阅读网友为您分享以下“年产10万吨合成氨变换工段工艺设计终稿”的资讯，希望对您有所帮助，感谢您对92TOCOM的支持参考文献1赵育祥合成氨生产工艺M化学工业出版社，19822姜胜阶合成氨工学M石油化学工业出版社，19783程桂花合成氨M北京化学工业出版社，19994张成芳著合成氨工艺与节能华东化工学院出版社，1988年5石油化学工业部化工设计院主编氮肥工艺设计手册理化数据石油化学工业出版社，19776石油化学工业部化工设计院主编小氨厂工艺设计手册石油化学工业出版社，19797陈五平合成氨工艺学化学工业出版社,19961311678陈甘棠主编化学反应工程M第二版北京化学工业出版社1990（11）9PERRYRH,CHILTONCH,CHEMICALENGINEERHANDBOOK,5THEDITION,MCGRAYWHILL,NEWYORK,197310MOYES,AJWILKINSON,JSTHECHEMICALENGINEER,1974FEBRUARY849011REINHARDT,KENERGIETECHNIK,1956,6,1045412梅安华小合成氨厂工艺技术与设计手册化学工业出版社199513上海市化学工业局设计室编小型合成氨厂工艺和设备计算化学工业出版社致谢由于合成氨变换工艺是成熟工艺，参考文献资料较多。本设计主要参考了小合成氨厂工艺技术与设计手册这本书，查阅和参考了许多合成氨方面的相关资料。本设计选择了合适的工艺流程；通过计算和绘图分析出了温度对转化率和反应速率的影响变化，确定良好的工艺条件；通过热量衡算，选择合适的换热器，合理的利用和回收了热量；选择了合适的催化剂，对设备结构进行了合理的设计。本次毕业设计是一个理论与实际相结合的过程。通过本次设计，提高了我查阅资料、运用知识的能力，使我对化工生产及操作有进一步的了解，对以后的学习和工作有很大帮助。由于本人水平有限，生产实习的经验较少，设计会有不少缺点与不足，热切期望得到各位老师的批评指正。本次毕业设计得以顺利完成，离不开指导老师张廷红老师在设计过程中给予的悉心指导并在本次设计过程中提出了宝贵意见，使本次设计得以顺利完成，在此表示最衷心合成氨厂变换车间工艺设计摘要本设计主要是对合成氨工厂变换工段的设计，此设计选用中变串低变工艺流程。工艺计算过程主要包括物料衡算，能量衡算以及设备选型计算等。关键词合成氨；变换；计算THETECHNOLOGICALDESIGNONTRANSFORMSYSTEMFORAMMONIAPLANTABSTRACTTHISDESIGNWASMAINLYFORTHESYNTHETICAMMONIAPLANTSHIFTCONVERSIONSECTIONTHETECHNOLOGICALPROCESSUSEDTHEMIDDLETEMPERATURECHANGEFIRST，ANDTHENUSEDTHELOWTEMPERATURECHANGEPROCESSCALCULATIONMAINLYINCLUDEDMATERIALBALANCE,ENERGYBALANCEANDEQUIPMENTSELECTIONKEYWORDSAMMONIASYNTHESIS,TRANSFORM,CALCULATION目录第1章绪论111概述112目的和意义113合成氨工业概况2131基本现状2132发展趋势2133应用领域214变换工艺介绍3141中温变换工艺3142中串低变换工艺3143中低低变换工艺3144全低变工艺415变换工艺的选择4151工艺原理4152工艺条件4153工艺流程确定5154主要设备的选择说明6第2章物料与热量衡算721已知生产条件722水气比的确定723中变炉CO的实际变换率的求取824中变炉催化剂平衡曲线925最佳温度曲线的计算1026中变炉一段催化床层的物料衡算10261中变炉一段催化床层的物料衡算11262对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行估算13263中变炉一段催化床层的热量衡算1327中变一段催化剂操作线的计算1628中间冷凝过程的物料和热量计算1729中变炉二段催化床层的物料与热量衡算18291中变炉二段催化床层的物料衡算19292中变炉二段催化床层的热量衡算21210中变炉物料、热量恒算结果列表23211低变炉的物料与热量衡算242111低变炉的物料衡算242112低变炉的热量衡算26212低变炉催化剂平衡曲线28213最佳温度曲线的计算29214废热锅炉的热量和物料衡算30215水蒸汽的加入32216主换热器的物料与热量的衡算33217调温水加热器的物料与热量衡算34第3章设备的选型3631中变炉的计算36311触媒用量的计算36312第一段床层触媒用量36313第二段床层触媒用量37314触媒直径的计算3932主换热器的计算41321传热面积的计算41322设备直径与管板的确定42323传热系数的验算42324壳侧对流传热系数计算44325总传热系数核算45326传热面积的核算4533其他主设备46第4章设备一览表47参考文献48致谢49第1章绪论11概述氨是一种重要的化工产品，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1。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，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。12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12402。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下COH2OCO2H2。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03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1。所谓中变串低变流程，就是在B106等FECR系催化剂之后串入COMO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。13合成氨工业概况131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为5000万吨/年左右3,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。132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4。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5。单系列合成氨装置生产能力将从2000T/D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6；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。133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2。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，己二胺、人造丝、全脂树脂和脲醛树脂等产品7。氨的其他工业用途也十分广泛，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。14变换工艺介绍141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。142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FECR系催化剂之后串入COMO系宽温变换催化剂1。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。143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这一中变串低变所没有的反应温区，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。144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，催化剂用量可以减少一半以上，降低了变换炉床层阻力，降低了压缩功耗。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。15变换工艺的选择151工艺原理一氧化碳变换反应式为COH2OCO2H21COH2CH2O2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8。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2H2O2H2O（3）152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0712MPA,中型氨厂为1218MPA。本设计压力取175MPA。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9TM1TERTEE2E1LNE2E1注式中TM、TE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/CO35，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。153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，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03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。本设计参考自贡市鸿鹄化工厂的生产工艺，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03以下，再进入脱碳工段。工艺流程图如图11所示。图11合成氨变换工段工艺流程图154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10。中变炉选用C6型催化剂，计算得中变催化剂实际用量3825M3。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2章物料与热量衡算21已知生产条件已知天然气进入变换工段时的组分如表21所示。表21天然气进入变换工段时的各组分含量百分比组分含量，CO2960CO1142H25571N22256O2033CH4038合计100计算基准1吨氨/小时。计算生产1吨氨需要的变换气量（1000/17）224/（22256）292031M3标因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取29625M3标。年产10万吨合成氨工厂日生产能力（一年连续生产330天）日生产量100000/33030303T/D1263T/H。要求出中变炉的变换气干组分中CO小于2。进中变炉的变换气干组分如表22所示。表22进中变炉的变换气干气组分含量组分含量，M3标KMOLCO2962844412696CO11423383215103H2557116504173679N222566683429837O20339780436CH403811260503合计10029625013225假设进中变炉的变换气温度为330，取变化气出炉与入炉的温差为35，出炉的变换气温度为365。进中变炉干气压力P中175MPA。22水气比的确定考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO35。故V（水）35VCO118411M3标，N水52862KMOL。因此进中变炉的变换气湿组分如23所示。表23进中变炉的变换气湿气组分含量组分含量M标KMOL3CO2686284421269CO816338321510H23980165047368N21612668342984O2024977044CH4027112050H2O2856118415286合计1004146611851223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816，要求变换气中CO含量为2，故根据变换反应COH2OH2CO2（4）则CO的实际变换率公式为XPYAYAYA1YA100（21）注式中YA、YA分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）。所以XP816604100100281674则反应掉的CO的量为81674604则反应后的各组分的量分别为H2O285660404823CO816604212H23986040484536CO2686604129中变炉出口的平衡常数KP（H2CO2）/（H2OCO）12查小合成氨厂工艺技术与设计手册可知KP12时温度为397。中变的平均温距为39736532。根据合成氨工艺与节能可知中温变换的平均温距为30到505，中变的平均温距合理，故取的H2O/CO可用。24中变炉催化剂平衡曲线根据H2O/CO35，与文献小合成氨厂工艺技术与设计手册上的有关公式XPUQ2AW10022VKPABCD23QU24WV24UKP（AB）（CD）25WKP126注其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度。计算结果列于下表24。表24不同温度下CO的转换率TTXP300573091320593087340613084360633081380653077400673071420693069440713064460733060中变炉催化剂平衡曲线如图21所示。1009080706050403020100300350400温度（）CO转化率XP450500图21中变炉催化剂平衡曲线图25最佳温度曲线的计算中变炉选用C6型催化剂。查资料得最适宜温度曲线由式TM1TERTEE2E1LNE2E1进行计算。查小型合成氨厂工艺和设备计算C6型催化剂的正负反应活化能分别为E110000千卡/公斤分子，E219000千卡/公斤分子15。最适宜温度计算结果列于下表25中。表25不同转化率下的最适宜温度表X091087PT526T256546856425815598862456382649466076712738291230853258351536523764387339868166926702671664086419642964436084081077071067064061058055052049045将以上数据作图即得最适宜温度曲线如图22所示。1090807CO转化率XP0605040302010250270290310330350温度（）370390410430450图22最适宜温度曲线图26中变炉一段催化床层的物料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如表26所示。表26进中变炉一段的变换气湿气组分表组分含量M3标CO2686284421269CO816H2398N21612O2027978044CH40241126050H2O28561184115286合计100414661185123381816504166834151073682984KMOL261中变炉一段催化床层的物料衡算假设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，O2完全反应掉。故在一段催化床层反应掉的CO的量为603383182029908M3标9062KMOL出一段催化床层的CO的量为33831820299081353272M3标60414KMOL故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为165040920299082977618338478M3标81868KMOL故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为284420299084873908M3标21758KMOL故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积V总（干）1353272487390818338478668341125831361638M3标故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO的含量CO同理得CO2H2487390831361638135327231361638431155418338478313616385847CO2N248739083136163866834155431361638112582113035CH431361638所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分如表27所示。表27出中变炉一段的变换气干组分列表组分含量M3标CO21554487392176CO43113533604H258471833848187N22113668342983CH40351125050合计10031361614001KMOL剩余的H2O的量为118411320299082977610006742M3标446729KMOL故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积V总（湿）13532724873908183384786683411258100067424136838M3标18468KMOL故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量H2O1000674241368381554101554004131004130584710584702113102131000351000352419故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量CO2同理可得COH2N2327443316160271178CH4所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分如表28所示表28出中变炉一段的变换气湿气组分列表组分含量M标KOML3CO21178487392176CO32713533604H244331833848187N21616668342983CH40271126050H2O24191000674467合计10041369218468262对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行估算已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量如表28所示。根据KP（H2CO2）/（H2OCO）计算得K66。查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当KP66时T445。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44535415。263中变炉一段催化床层的热量衡算以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。在变化气中含有CO，H2O，O2，H2这4种物质会发生以下2种反应COH2OCO2H2（5）O22H22H2O（6）这2个反应都是放热反应。根据小合成氨厂工艺技术与设计手册可知为简化计算，拟采用统一基准焓（或称生成焓）计算7。以P1ATM，T25为基准的气体的统一基准焓计算式为HTH0298CPDT27式中HT气体在T298在TK的统一基准焓，KCAL/KMOL41868KJ/KMOL。25下的标准生成热，KCAL/KMOL41868KJ/KMOL。H298该气体在T绝对温度，K。CP气体的等压比热容，KCAL/（KMOL）41868KJ/KMOL。气体等压比热容与温度的关系有以下经验式8CPA0A1TA2T2A3T3注式中A0、A1、A2、A3气体的特性常数。将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式HTA0A1TA2T2A3T3A4T428注式中常数A0、A1、A2、A3、A4与气体特性常数及标准生成热的关系为A1A0，A2A1/2，A3A3/4，A4A3/4，A0H029829816A1298162A2298163A3298164A4。采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行、步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果H（NIHI）始（NIHI）末210式中H过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热，单位KCAL。NI始态或末态气体的千摩尔数，KMOL。HI始态温度下或末态温度下气体的统一基准焓,单位KCAL。现将有关气体的计算常数列于表29中。表29气体统一基准焓（通式）常数表物质A0O2H2H2ON2COCO2190318103211244106003610419767310328363710496377888673A1A2A3740499107484591012850610720329610750451910911351067A4108808101081895710115802982156751037209747110926459036266276396555838101293191035181641048986941045051034578039101176563210114142721011000计算O2的基准焓根据基准焓的计算通式HTA0A1TA2T2A3T3A4T4211在415时T415273683K。将O2的常数带入上式得HT19031810358029868321567510368327404991076833108808101068346699742KCAL/KMO28050412KJ/KMOL同理根据以上方法计算可得变换气的各个组分的基准焓列于表210。表210变换气各组分的基准焓组分O2H22724221H2O54502665CO2363475498953987CO289956678376630620HT（KCAL/KMOL）6699742HT（KJ/KMOL）2805041211405772228191759反应放热COH2OCO2H2（7）反应焓变H1（HI）始（HI）末37663062081140577989539872281917593807910484KJ/KMOLQ190（3807910484）3450728481KJO22H22H2O（8）反应焓变Q2H2（NIHI）始（NIHI）末2213546179KJ气体反应共放热QQ1Q2345072848122135461795664274659KJ气体吸热Q3根据物理化学教程知CO，H2，H2O，CO2，N2可用公式CPABCT2来计算热容，热容的单位为KJ/（KMOLT）表211变换气组分的A、B、C常数列表物质AB/103C/105CO284141046H227283260502H2O301071033CO24414904853N22787427表212甲烷的的A、B、C、D常数列表物质CH4A1745B/1036046C/1061117D/10972CH4可用公式CPABCT2DT3来计算热容。热熔计算结果如表213所示。表213变换气各组分在683K时热熔列表物质CPCO31CO2482H2296H2O372N2307CH4561所以平均热容CPMYICP3406KJ/（KMOLT）所以气体吸热Q3340618468415330534667068KJ假设热损失Q4（一般热损失都小于总热量的10）。根据热量平衡的QQ3Q4Q431760979KJ27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图23所示1009080706050403020100300350温度（）CO转化率XP400450图23中变炉催化剂反应的操作线图28中间冷凝过程的物料和热量计算此过程采用水来对变换气进行降温。以知条件变换气的流量18468KOML。设冷凝水的流量XKG。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查化工热力学可知H18396KJ/KG。根据化工热力学可知温度、压强与焓值的关系如表214所示。表214温度、压强与焓值的关系表T/K600600700700P/KPA1600180016001800H/KJ/KG36932369173919739185冷凝水要升温到353，所以设在353,626K,1750KPA时的焓值为H。对温度进行内查法1600KPA时626600/H36932700626/39197HH375209KJ/KG1800KPA时（626600）/（H36917）700626/39185HH3750668KJ/KG再对压力使用内查法得在353,626K,1750KP时的焓值H为17501600/H37520918001750/3750668HH37510235KJ/KG。Q1X38132448758396。变换气吸热Q2由表（213）知CPMYICP3392KJ/（KMOLT）。Q21846833924153533883894272KJ。取热损失为004Q2。根据热量平衡096Q2X375102358396X101676KG5649KMOL12653M3标水的量为126531000674211272042M3标503261KMOL所以进二段催化床层的变换气组分如表215所示表215变换气进二段催化床层各组分含量组分含量M3标CO211432487392176CO317135326041H243011833848187N21568668342983CH40261126050H2O26441127205032合计10042633719033KMOL29中变炉二段催化床层的物料与热量衡算已知条件所以进中变炉二段催化床层的变换气干组分如表216所示。表216进中变炉二段变换气干组分含量组分含量M3标CO21554487392176CO43113532604H258471833848187N22113668342983CH40351126050合计10031361614001KMOL291中变炉二段催化床层的物料衡算设中变炉二段催化床层的转化率为075（总转化率）。所以在CO的变化量为33831807525035532M3标117658KMOL在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为1353272（33831825035532）4736452M3标211KMOL出中变炉二段催化床层的CO的量为135327247364528796268M3标39269KMOL故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为48739084736452853475532M3标23873KMOL故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为183384784736452188121232M3标839826KMOL所以在二段催化床层反应后的变换气总量V总（干）87962685347553218812123266834112583183528M3标1421218KMOL所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分如表217所示。211低变炉的物料与热量衡算已知进中变炉的湿气组分如表227所示，干变换气的组分如表228所示。表227变换气进低变炉时湿气各组分含量组分含量M标3CO21254534762387CO2068796393H2441251881218398N21567668342984CH40261126050H2O25331079844821合计10042633719033KMOL表228变换气进低变炉干气各组分含量组分含量M3标CO21679534762387CO2768796393H259091881218398N22099668342983CH4035112580503合计10031835314212KMOL2111低变炉的物料衡算要将CO降到02（湿基）以下，则CO的实际变换率为XPYAYAYA1YA1009011则反应掉的CO的量为8796268901179264M3标3539KMOL出低温变换炉CO的量879626879264869868M3标038833KMOL出低温变换炉H2的量188121232792641960475M3标875213KMOL出低温变换炉H2O的量107984792641000576M3标4467KMOL出低温变换炉CO2的量5347553279264614019M3标2741KMOL出低变炉催化床层的变换气干组分的体积V总（干）869868196047561401966834112583262794M3标14566KMOL故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量CO同理得CO2H2N26140193262794869868326279402661882196047532627946683432627941125860082048035CH43262794所以出低变炉的干组分如表229所示。表229变换气出低变炉时的干气组分及含量组分含量M3标CO21882614022741CO027870039H260081960488752N22048668342983CH40351126050合计10032627914566KMOL出低变炉催化床层的变换气湿组分的体积V总（干）869868196047561401966834112581000576426337M3标19033KMOL故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量CO同理CO261401942633710086986842633710020144H2N219604754263376683442633711258100100459815680262347CH4H2O4263371000576426337100100所以出低变炉的湿组分如表230所示。表230变换气出低变炉时湿气的各组分含量表组分含量M3标CO2144614022741CO02870039H245981960488752N21568668342983CH40261126050H2O23471000584467合计10042633719033KMOL对出底变炉的变换气温度进行估算根据KP（H2CO2）/（H2OCO）计算得KP14105。查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当KP14105时T223。设平均温距为20，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为T223202032112低变炉的热量衡算以知条件进低变炉催化床层的变换气温度为181。出低变炉催化床层的变换气温度为203。变换气反应放热Q在203时，T476K。计算变换气中各组分的生成焓原理与计算一段床层一样，计算结果如表231所示。表231变换气各组分的生成焓组分H2H2O56347304CO25178916CO292311594386490181HT（KCAL/KMOL）1241516HT（KJ/KMOL）5197977反应放热2359149084105419084COH2OCO2H2（1）H1（HI）始（HI）末39958286KJ/KG所以Q13539399582861414123742KJ/KG气体吸热Q2气体吸热时的平均温度（181203）/21915，T4645K。已知CO，H2，H2O，CO2，N2等气体的热熔可用公式CPABCT2来计算。表232变换气各组分的A、B、C常数列表物质AB/10C/1053CO284141046H227283260502H2O301071033CO24414904853N22787427CH4可用公式CPABCT2DT3来计算热容表233甲烷的A、B、C、D常数物质CH4A1745B/1036046C/1061117B/10972计算结果如表234所示。表234变换气各组分的热熔组分CPCO301H22903CO24439H2O3513N22985CH44505所以得CPMYICP3286KJ/（KMOLT）故Q2328619033（203181）1384019044KJ热损失Q3Q1Q21414123742138401904430104698KJ。表234低变换炉物料量平衡表组分CO2COH2N2CH4H2O合计表235低变换炉热量平衡表反应放热/KJ1414123742气体吸热/KJ1384019044热量损失/KJ30104698进低温变换炉的物料量/M5347687961881216683411261079844263323出低温变换炉的物料量/M61402871960486683411261000584263323212低变炉催化剂平衡曲线根据公式（22）（23）（24）（25）（26）计算得低变炉中CO在不同温度下的转化率如表236所示。表236低变炉中CO在不同温度下的转换率TTXP160433097691804530962320047309389220493240513260533082292805530912108732076低变炉催化剂平衡曲线如图241009080706050403020100100150200温度（）CO转化率XP250300图24低变炉催化剂平衡曲线213最佳温度曲线的计算由于低变炉选用C6型催化剂。查小合成氨厂工艺技术与设计手册C6型催化剂的正反应活化能分别为E143164KJ/KMOLCO变化反应的逆反应活化能E2为E2E1RH（212）对于CO变换反应R1，则E2HE1。H为反应热，取其平均温度下的值，即（181203）/2192，T465KCO的反应式为COH2OCO2H2210由小合成氨厂工艺技术与设计手册可知反应热是温度的函数，不同温度下的反应热可以用以下公式计算12H10000291T2845103T0970310T263KCAL/KMOL213得H942262KCAL/KMOL39450653KJ/KMOLE2394506534316482614653KJ/KMOL最适宜温度曲线由式TM1TERTEE2E1LNE2E1进行计算最适宜温度计算结果列于表（237）中表237低变炉中CO转化的最适宜温度XPTT098402129096421148094440167091457184087475201082493220076510237将以上数据作图即得最适宜温度曲线如图5所示图5低变炉中CO转换的最适宜温度曲线图214废热锅炉的热量和物料衡算以知条件进废热锅炉的转化气组份如表238所示表238变换气进废热锅炉时的各组分含量组份M3标CO2754284421270CO897338321510H24376N21772CH402911258050O2026978044H2O217818733655合计100377145168371650416683473682984KMOL进废热锅炉的温度为920。出废热锅炉的温度为330。进出设备的水温20。出设备的水温330。进出设备的转化气（湿）1683KMOL。进出设备的水量XKMOL。在设备里无物料的变化。热量衡算入热水的带入热Q1。水在20时CP3352KJ/（KMOLT）所以Q1X（20273）3352982136X转化气的带入热Q2转化气在920时T1193K。CO，H2，H2O，CO2，N2的热熔可用公式CPABCT2来计算热容。表239变换气各组分的A、B、C常数物质AB/103C/105CO284141046H227283260502H2O301071033CO24414904853N22787427CH4可用公式CPABCT2DT3来计算热容表240甲烷的A、B、C、D常数物质CH4A1745B/1036046C/1061117D/10972计算热熔所得结果如表241所示。表241变换气各组分在T1193K时的热熔组分CPCO3327H2312CO25433H2O428N23296CH47894故CPMYICP364KJ/（KMOLT）。所以Q236416837（920273）7311346618KJ出热转化气的带出热Q3转化气在330时T603K。CO，H2，H2O，CO2，N2的热熔可用公式CPABCT2来计算计算所得热熔结果如表242所示。表242T603K时变换气各组分的热熔组分CP所以CPMYICP3266KJ/（KMOLT）。CO3076H22938CO24725H2O3655N23044CH45273因此Q3326616837（330273）3316026759KJ。水的带出热Q4水在330，T603K时的热容为CP3655KJ/（KMOLT）。所以得Q4X3655（330273）2203965X热损失Q5Q5004Q1Q2热量平衡096Q1Q2Q3Q4096（982136X7311346618）2203965X3316026759X293619KOML表243废热锅炉热量平衡表转换气水Q带入热/KJ731134661828837379021019508452带出热/KJ33160567596471259993