年产5万吨合成氨一氧化碳变换公段工艺设计设计说明

1、本科毕业设计（论文）题目 年产15万吨合成氨一氧化碳变换公段工艺设计学院名称化学与制药工程学院专业班级化工09-1学生姓名李西贺导师姓名袁万2013年6月年产15万吨合成氨一氧化碳变换工段工艺设计作者姓名 专业指导教师姓名 专业技术职务李西贺化学工程与工艺袁芳讲师齐鲁工业大学本科毕业设计（论文）原创性声明本人郑重声明：所呈交的毕业设计（论文），是本人在指导教师的指导下独 立研究、撰写的成果。设计（论文）中引用他人的文献、数据、图件、资料，均 已在设计（论文）中加以说明，除此之外，本设计（论文）不含任何其他个人或 集体已经发表或撰写的成果作品。对本文研究做出重要贡献的个人和集体，均已 在文中作了

2、明确说明并表示了谢意。本声明的法律结果由本人承担。毕业设计（论文）作者签名： 年 月 日齐鲁工业大学关于毕业设计（论文）使用授权的说明本毕业设计（论文）作者完全了解学校有关保留、使用毕业设计（论文）的 规定，即：学校有权保留、送交设计（论文）的复印件，允许设计（论文）被查 阅和借阅，学校可以公布设计（论文）的全部或部分内容，可以采用影印、扫描 等复制手段保存本设计（论文）。指导教师签名：毕业设计（论文）作者签名：摘要1第一章总论21.1 概述 21.1.1 一氧化碳变换反应的意义与作用 21.1.2 国内外研究现状 21.2设计依据 21.3 设计规模与生产制度 31.3.1 设计规模 31.

3、3.2 生产制度 31.4 原料与产品规格 31.4.1 原料规格 31.4.2 产品规格 3第二章工艺原理和流程42.1 工艺原理 42.2工艺流程 42.3工艺参数 52.3.1 原料气体组分 52.3.2工作温度 52.4工艺条件 52.4.1 压力 52.4.2 温度 52.4.3汽气比 6第三章工艺计算73.1中变炉一段催化床层的物料和热量衡算 73.1.1 确定转化气组成 73.1.2水汽比的确定 73.1.3中变炉一段催化床层的物料衡算 83.1.4中变炉一段催化床层的热量衡算 113.1.5中变炉催化剂平衡曲线 143.1.6 最佳温度曲线的计算 143.1.7操作线计算 15

4、3.2中间冷淋过程的物料和热量衡算 163.3中变炉二段催化床层的物料和热量衡算 173.3.1中变炉二段催化床层的物料衡算 173.3.2中变炉二段催化床层的热量衡算 193.4低变炉的物料和热量计算 203.4.1低变炉的物料衡算 203.4.2 低变炉的热量衡算 223.4.3低变炉催化剂平衡曲线 233.4.4 最佳温度曲线的计算 243.4.5最适宜温度曲线 243.6 主换热器的物料与热量的计算 263.7调温水加热器的物料与热量计算 28第四章设备的计算294.1低温变换炉计算 294.1.1 已知条件： 294.1.2催化剂用量计算 294.1.3催化床层直径计算 294.2中

5、变换热器计算 304.2.1已知条件 304.2.2传热面积的计算 304.2.3设备直径与管板的确定 314.2.4传热系数的验算 314.2.5壳侧对流传热系数计算 334.2.6总传热系数核算 334.2.7传热面积的核算 33第五章车间设备布置设计345.1 车间布置设计的原则 345.1.1 车间设备布置的原则 345.1.2 车间设备平立面布置的原则 345.1.3 本工段设计设备布置规划 35第六章自动控制356.1 主要的控制原理 356.2 自控水平与控制点 36第七章安全和环境保护367.1 三废产生情况 367.2 三废处理情况 36第八章公用工程368.1 供水 378

6、.2 供电 378.3 通风 378.4 供暖 378.5 电气 38结束语 38参考文献39致谢40本文是关于天然气为原料年产15万吨氨一氧化碳变换工段初步设计。在合 成氨的生产中，一氧化碳变换反应是非常重要的反应。用天然气制造的原料气中， 含有一部分一氧化碳，这些一氧化碳不能直接作为合成氨的原料，而且对合成氨的催化剂有毒害作用，必须在催化剂的催化作用下通过变换反应加以除去。一氧化碳变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气的制造过程。本设计主要包括 工艺路线的确定、中温变换炉的物料衡算和热量衡算、中温变换炉工艺计算和设备选型、换热器的物料衡算和热量衡算以及设备选型等。并且综合各方面因素对 车

7、间设备布置进行了合理的设计，最终完成了20 000字的设计说明书及生产工艺流程图、车间平立面布置图及主体设备装配图的绘制。关键词：天然气一氧化碳变换中温变换炉流程图ABSTRACTThis paper was about the annual output of gas tax as raw materials to tran sform fiftee n thousa nd tons of carb on mono xide ammo nia prelimi nary desig n secti on. In the product ion of ammonia, tran sformati

8、o n of carb on mono xide was a very importa nt reacti on. Manu factured using gas tax feed gas which contains part of carb on mono xide, carb on mono xide could not be directly used as those of the raw materials of syn thetic ammo nia, but also a catalyst for ammon ia pois oning effect there must be

9、 a catalyst for transformation through the catalytic reaction to be removed. Tran sformatio n of carb on mono xide is a gas purificati on process of raw materials, but also the manufacturing process of feed gas. The design of the main routes which in clude the ide ntificati on process, the medium va

10、ria nt of the furn ace material bala nee , heat bala nee, in the variable furn ace process of calculati on and selecti on of equipme nt, heat exchanger of the material balanee and heat balanee as well as equipment select ion type and so on. Taking all factors and workshop equipme nt to carry out is

11、a reas on able arra ngeme nt of the desig n. In the end, the20 000-word stateme nt and map product ion process, shopp ing facade and the main equipme nt layout draw ing assembly were completed.Key words: Natural gas; Tran sformati on of carb on mono xide; Temperature shift conv erter; Flow chart第一章总

12、论1.1概述1.1.1 一氧化碳变换反应的意义与作用在合成氨的生产中，一氧化碳变换反应是非常重要的反应。 用重油制造的原 料气中，含有一部分的一氧化碳，这些一氧化碳不仅不能直接做为合成氨的原料， 而且对氨合成中的催化剂有毒害作用，因此必须在催化剂的作用下通过变换反应 加以除去。在一定的条件下，利用一氧化碳和水蒸汽等摩尔反应生成二氧化碳和 氢气，除去大部分一氧化碳，使一氧化碳含量净化到3%左右，然后进入铜洗进一步的清除。所以通过一氧化碳变换反应既能把一氧化碳转化为易在下游除去的 二氧化碳同时又生产有效组分氢气或生产具有较高H2/CO2比的合成气。变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续

13、过程。一氧化碳加压变换，可 以提高生产能力，降低能源消耗，节约触媒，提高经济效益 。1.1.2国内外研究现状许多氮肥厂都对一氧化碳变换系统采取了一些相应的改进措施，力争降低能量的消耗和成本。常用的有采用中温变换串联低温变换工艺， 使用新型高活性的 低温催化剂，常压变换变为加压变换等。从我国目前的情况看，新建工厂或是改 建的工厂基本都采用加压变换。随着新型耐硫催化剂的开发成功，八十年代中期 开发了中变串低变工艺；为了利用低变的低温高活性，九十年代初期开发了全低 变工艺；为了克服全低变工艺不能长期稳定运行的缺点，九十年代中期又开发了 中-低-低工艺。其后的十年间是全低变工艺和中-低-低工艺推广和完

14、善的过程。 国外大部分使用宽温区的催化剂，变换催化剂从传统类型Fe-Cr系变换为Co-Mo 系。国外合成氨的规模一般都比较大，不管是原料还是操作压力的选择都与我国 的中小型氮肥厂大不相同2。1.2设计依据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

15、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。在合成氨工艺 流程中起着非常重要的作用。本设计参考四川省自贡市鸿鹤化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。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B107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，使操 作系统的操作弹性大大增加，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。1.3设计规模与生产制度1.3.1设计规模天然气为原料年产15万吨氨车间

16、一氧化碳变换工段初步设计，年生产时间 为7200小时。1.3.2生产制度本工厂实行倒班制度，初步拟定为五班三倒。在生产过程中，一定要加强安 全防范意识，严格按照化工行业安全生产规范来操作。注意防火、防爆、防泄漏 等一系列危险情况的发生。要做到时时注意安全，事事想着安全，做到早预报， 做处理，尽量避免重大事故的发生。1.4原料与产品规格1.4.1原料规格表1-1原料气组分组分CO2COH2N2CH4O2合计%9.611.4255.7122.560.380.331001.4.2产品规格经过变换反应后，气体中CO含量应低于2%第二章工艺原理和流程2.1工艺原理一氧化碳变换反应式为:CO+H2O=CO

17、2+H2+Q（2-1）CO+H2 = C+H2O（2-2）其中反应（2-1）是主反应，反应（2-2）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（2-1 ）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：H2+O2=H2O+Q2.2工艺流程目前的变化工艺有：中温变换，中串低，全低及中低低 4种工艺。本设计参考四川省自贡市鸿鹤化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。转化气从转化炉进入废热锅炉，在废热锅炉中变换气从 920C降到330C，在废热锅炉出口加入水蒸 汽使汽气比达到3到5之间，

18、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180C左右，进入低变炉将转换气中 一氧化碳含量降到0.3%以下，再进入甲烷化工段。L膜热锅圳2中吏炉,3主换热禍4 禺温水加热塞f 5底吏炉图2-1工艺流程图12.3工艺参数231原料气体组分表1-1原料气组分组分CO2COH2N2CH4O2合计%9.611.4255.7122.560.380.331002.3.2工作温度进中变炉一段催化床层的变换气温度：330 r 出中变炉一段催化床层的变换气温度：415C 进中变炉二段催化床层的变换气温度：353 r 出中变炉二段催化床层的变换气温度：365 r 进低变炉

19、催化床层的变换气温度：181 r 出低变炉催化床层的变换气温度：203 r 出系统变换气（干基）中CO含量：低于2%6。2.4工艺条件2.4.1压力压力对变换反应的平衡几乎没有影响。但是提高压力将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0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.21

20、.8Mpa。本设计的原料气由小型合成氨厂天然气蒸汽转化而来， 故压力可取1.7MPa。2.4.2温度变换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 而对一定催化剂及气相组成存在着最佳反应温度，从动力学角度推导的计算式为Tm=TeRTeInE2 _ E1E2E1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。243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

21、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/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。第三章工艺计算3.1中变炉一段催化床层的物料和热量

22、衡算3.1.1确定转化气组成已知条件中变炉进口气体组成：表3-1原料气组成组分CO2COH2N2CH402合计%9.611.4255.7122.560.380.33100计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变化气量：（1000/17）x 22.4/（2X22.56） =2920.31 Nm3因为在生产过程中物量可能会有消耗，因此变化气量取2962.5 Nm3年产15万吨合成氨生产能力：日生产量：150000/330=454.55/d=18.93T/h要求出中变炉的变换气干组分中 CO%小于2%表3-2进中变炉的变换气干组分组分CO2COH2N2O2CH4合计含量，9.6011.4255.712

23、2.560.330.38100M3284.44338.321650.41668.349.7811.262962.50kmol12.69815.10473.67929.8370.4370.503132.258假设入中变炉气体温度为330r，取出炉与入炉的温差为35r，则出炉温度 为 365 Eo进中变炉干气压力P中 =1.75Mpa.3.1.2水汽比的确定考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.5故 V （水） =1973.52Nm3 n（水）=88.1kmol因此进中变炉的变换气湿组分：表3-3进中变炉的变换气湿组分组分CO2COH2n2O2CH4H2O合计含量6.868.1

24、639.8016.120.240.2728.56100M3284.42338.321650.42668.349.7711.261184.124146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.12中变炉CO的实际变换率的求取：假定湿转化气为100mol,其中CO基含量为8.16%,要求变换气中CO含量为 2%,故根据变换反应：CO+H2O= H2+CO2，则CO的实际变换率为：Y _YX % 二-X 100=74% Ya (1 + 丫)式中Ya、Ya分别为原料及变换气中CO的摩尔分率(湿基)则反应掉的CO的量为：8.16%X 74% =6.04%则反

25、应后的各组分的量分别为：H2O% =28.56% -6.04% +0.48% =23%CO% =8.16% -6.04% =2.12%H2% =39.8% +6.04% -0.48% =45.36%CO2% =6.86% +6.04% =12.9%中变炉出口的平衡常数：K= (H2%X CO2%) / ( H2O%X CO %) =12查小合成氨厂工艺技术与设计手册可知 K=12时温度为397C。中变的平均温距为 397E -365T =32T中变的平均温距合理，故取的 H2O/CO可用。3.1.3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%。因为进中变炉一段催化床

26、层的变换气湿组分：表3-4进中变炉一段催化床层的变换气湿组分组分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量6.868.1639.816.120.270.2428.56100M3284.42338.181650.41668.349.7711.261184.114146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.12假使02与出完全反应，02完全反应掉 故在一段催化床层反应掉的C0的量为：360% 338.318=202.9908 Nm = 9.062kmol出一段催化床层的CO的量为：338.318-202.9908=135.3272 Nn3 =6.0

27、414kmol故在一段催化床层反应后剩余的 H2的量为：1650.409+202.9908-2 9.7=1833.8478Nm5 =81.868kmol故在一段催化床层反应后剩余的 CO2的量为：3 284.4+202.9908=487.3908 Nmi=21.758kmol故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：V 总（干）=VcO+VcO2+Vh2+Vn2+VcH4=135.3272+487.3908 +1833.8478+668.34+11.263=3136.1658 Nm3故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中 C0的含量:C0% = 135.3272 =4.32%3136.165

28、8同理得：487.3908C02% =15.54%3136.16581833.8478H2 % =58.47%3136.1658668.34N2 % =21.31%3136.1658CH4% = 11.258=0.36%3136.1658所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分如下表:表3-5出中变炉一段催化床层的变换气干组分组分C02coH2N2CH4合计含量15.544.3258.4721.310.36100M3487.39135.331833.84668.3411.253136.17kmol21.766.0481.8729.830.50140.01剩余的H20的量为：31184.113-2

29、02.9908+2 9.77=1000.6622 Nm3 = 44.6724kmol故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的总体积：V 总（湿）=VcO+VCO2+VH2+VN2+VCH4+VH2O135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.67223=4136.838Nm3 =184.68kmol故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量我0% =1000.67224136.838=24.19%故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量487 39CO2% =. X100=11.78%4136.838同理可得：CO% = 135

30、.33 X100=3.27%4136.838H2% = 1833.84 X00=44.33%4136.838N2 % = 668.34 X00=16.16%4136.83811 25 CH4% =:X00=0.27%4136.838所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量如下表:表3-6出中变炉一段催化床层的变换气湿组分组分C02COH2N2CH4H2O合计含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3487.39135.331833.84668.3411.261000.674136.84koml21.766.0481.8729.830.5044.67184.68对

31、出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算：已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量如下表:表3-7出中变炉一段催化床层的变换气湿组分组分C02COH2N2CH4H2O合计含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3487.39135.321833.84668.3411.261000.674136.84koml21.766.0481.8729.830.5044.67184.68根据：K=(H2%x C02%)/ (H2O%X co%)计算得 K=6.6查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当K=6.6时t=445C设平均温距为30C，则出变炉一段催化床层的变换气温度为：44

32、5C -30 C =415 C3.1.4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 C出中变炉一段催化床层的变换气温度：415C可知反应放热Q:在变换气中含有CO,出0, O2, H2这4种物质会发生以下2 种反应：CO + H20 = C02 + H2(3-1)02 + 2H2 = 2 H20(3 2)以上这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。以 P=1atm, t=25 C为基准的气体的统一基准焓计算式 为：HT=AH298=Cpdt式中：Ht 气体在 8在T (K)的统一基准焓，k

33、cal/kmol(4.1868kJ/kmol); ?298 该气体在25E下的标准生成焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol); T 绝对温度，K;Cp 气体的等压比热容，kcal/ (kmol. C) 4.1868kJ/ (kmol.C) 气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：23Cp=A 0+A1XT+A 2 T +A 3T +式中Ao、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：Ht =a0+a1 XT+a2 XT2+a3 XT3+a4XT4式中常数戌、宠、氏、a4与气体特性常数及标准生成热的关系为：ai=A0, a2=A1/2, a3=A 3/4

34、, a4=A”4S0=AH0298- 298.15a 298.152 冶2 298.153 滋一298.154念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= (Xn Hi)始一(XnM!)末式中!过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热，kcal;(4.1868kJ);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，kcal/kmol， (4.1868kJ/kmol)现将有关气体的计算常数列于气体统一基准焓(通式)常数表表3-8气体统一基准焓（通式）

35、常数表分子式a0aia2a3a4O21.90318 X035.80298-32.15675 10 3-7.40499 10-01.08808 海03一 4一 7一 11H2-2.112447.20974-5.55838 10 44.8459 10-8.18957 10H2O-6.0036 1047.11092一 31.29319 10 31.28506 海0一 7一 11-5.78039 10 11N2-1.976736.45903一 45.18164 10 42.03296 和一7一 11-7.65632 10 11CO-2.83637 1046.26627一 48.98694 10 4一

36、95.04519 和一 11-4.14272 10 11CO2-96377.888676.396一 35.05 10 一-1.135 10 一 60.00计算02的基准焓：234根据基准焓的计算通式：HT=ao+ai T+a2T +a3T +a4T在 415C 时 T=415+273=688K将02的常数带入上式得：Ht=1.90318 X03+5.80298 688+2.15675 枪-0882-7.40499 W- 6883 +1.08808 10-0 6884=6699.742kcal/kmol=28050.412 kJ/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下表：

37、表3-9变换气的各个组分的基准焓组分O2H2H2OCOCO2Ht (kcal/kmol)6699.7422724.221-54502.665-23634.754-89956.678Ht (kJ/kmol)28050.48011405.768-228191.758-98953.988-376630.620放热：CO +H2O=CO2+H2(3 )Hl=(Hi)始一(Hi)末=(-376630.620+11405.768 - (-98953.987-228191.759 =-38079.106kJ/kmolQi= ncoXAH1=9.062 x(-38079.106) =-345072.859kJ

38、O2 + 2H2= 2 H2O(3)同理：H2= ( Hi)始一(Hi)末=2 (-228191.758) ( 11405.768 2+28050.480=-523890.244 kJ/kmolQ2= nO2H2=0.44 (-507245.532)=-230511.707kJ气体反应共放热:Q=Qi+Q2=345072.859+230511.707=575584.566kJ气体吸热Q3根据物理化学教程知，CO, H2, H2O, CO2, N2可用公式：Cp=a+b+cT-2来计算 热容，热容的单位为kJ/(kmol.K)。结果表3-10各组分热容常数物质COH2H2OCO2n2a28.41

39、27.283044.1427.87b/10-34.13.2610.719.044.27c/105-0.460.5020.33-8.53CH4可用公式：Cpra+b+c+dT3来计算热容，结果表3-11热容常数物质ab/10-3-6c/10-9d/10CH417.4560.461.117-7.2则在415C时T=688K时计算结果如下表:表3-12各组分热容物质COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以平均热容：Cpm=E (Yi*Cp) =0.0327 31+0.1178 48.2+0.4433 29.6+0.2419 37.2+0.1616 .7+0.

40、0027 56.1=33.92 KJ/ (kmol.K)所以气体吸热 Q3=33.92 184.68 (415-330) =532469.376kJ假设热损失Q4 (一般热损失都小于总热量的10%) 根据热量平衡得：Q= Q3 +Q4Q4=43115.190 kJ3.1.5中变炉催化剂平衡曲线根据H2O/CO=3.5,与文献小合成氨厂工艺技术与设计手册上的公式U -qXp=-X100%2AWV=K pAB-CDq= . U 2 _ 4WVU=Kp (A+B ) + (C+D)W=Kp-1其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度将、式代入式并查的不同温度下的Kp值便可计算出

41、Xp值计算结果列于下表：中变炉催化剂平衡曲线如下:1009080504030O3 o o O2 1503o .I.40度504O50表3-13不同温度下的Xpt300320340360380400420440460T573593613633653673693713733Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.70580.68590.64160.59633.1.6最佳温度曲线的计算由于中变炉选用C6型催化剂，最适宜温度曲线由式Tme进行计算。In空E2 - E1 E1查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 Ei=10000 千卡/公斤分子，E2=

42、19000千卡/公斤分子。在中变炉催化剂平衡曲线上查的 Te值，根据最适温度计算式可算出最适温度。 最适宜温度计算结果列于下表中表3-14最适宜温度Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.70580.67Te573593613633653673699T427.7438.7449.6460.3470.7481.0494.2t154.7165.7176.6187.3197.7208.0221.2Xp0.640.610.580.550.520.490.45Te714727739751760770805T501.6508.0513.8519.6523.9528.6544.9

43、t228.6235.0240.8246.9250.9255.6271.9将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图:CO专化率Xp3.1.7操作线计算由中变催化剂变换率及热平衡计算结果知:中变炉人口气体温度330 C中变炉出口气体温度415C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70X率化转60403020100330415一1操作线/50温度C)3.2中间冷淋过程的物料和热量衡算此过程采用水来对变换气进行降温。已知条件：变换气的流量：184.68kmol设冷凝水的流量：X kg变换气的温度：415C 冷凝水的进口温度：20 C进二段催化床层的温

44、度：353 C操作压力：1.75MPa冷凝水吸热 Q1 :据冷凝水的进口温度20C查化工热力学可知 h1=83.96kJ/kg根据化工热力学可知：表3-15各温度下的焓T/KP/kPaH/(kJ/kg)60016003693.260018003691.770016003919.770018003918.5冷凝水要升温到353C，所以设在353C , 626K,1750kPa时的焓值为H对温度进行内查法：1600kPa时：(626-600 )/ (H-3693.2)=(700-626)/(3919.7-H)H=3752.09 kJ/kg1800kPa时：(626-600) / (H- 3691.

45、7) =(700-626)/( 3918.5-H)H=3750.67 kJ/kg再对压力使用内查法得在 353E , 626K,1750kPa时的焓值H为:(1750-1600)/(H-3752.09)=(1800-1750)/(3750.67-H)故：H=3751.02 kJ/kgQi= X( 3751.02-83.96)变换气吸热Q2根据表3 0和表3 1得：表3-16各组分的Cp物质COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以 Cpm= XYCp =33.92 kJ/ (kmolK)Q2=184.68 33.92 (415-353)=388389.4

46、272 kJ取热损失为0.04 Q2根据热量平衡：0.96 Q2= X(3751.02-83.96)X=101.677kg = 5.649 kmol=126.54M3(标)水的量为：126.54+1000.6742=1127.2142Nm3= 50.3220 kmol所以进二段催化床层的变换气组分如下表：表3-17进二段催化床层的变换气组分组分CO2COH2N2CH 4H2O合计含量11.4323.1743.0115.680.2626.44100M3（标）487.39135.321833.84668.3411.261127.204263.37kmol21.766.04181.8729.830.

47、5050.32190.333.3中变炉二段催化床层的物料和热量衡算3.3.1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 0.74 （总转化率）所以在 CO 的变化量为：338.318 %.74=253.7385Nm3=11.3276 kmol在中变炉二段催化床层的转化的 CO的量为：3135.32- （338.318-253.7385 =50.7405 Nm3=2.27 kmol出中变炉二段催化床层的CO的量为：3135.32- 50.7405=84.58667Nmi=3.7762 kmol故在二段催化床层反应后剩余的 CO2的量为：3487.39+50.7405= 538.1

48、313Nni=24.0237 kmol故在二段催化床层反应后剩余的 H2的量为：31833.84+50.7405= 1884.5883Nmi=84.1334 kmol所以在二段催化床层反应后的变换气总量：3V 总（干）=84.58667+538.1313+1884.5883+668.34+11.26=3186.906Nm（标） =142.2726 kmol所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分如下表：表3-18出中变炉二段催化床层的变换气干组分组分CO2COH2N2CH4合计含量16.792.7659.0920.990.35100M3（标）538.1384.591884.59668.3411.

49、263186.91kmol24.023.7884.1329.830.50142.12故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为:1127.2042-50.7405 = 1076.464M?CO的含量:=48.056 kmol故出中变炉二段催化床层的变换气湿组分中CO% =84.594263.37=2.01%同理得:CO2% =538.134263.37=12.62%H2 % =1884.594263.37=44.20%N2 % =668.344263.37=15.68%CH4% =11.264263.37=0.26%H2O% =1076.4644263.37=25.25所以出中变炉的湿组分如下表

50、:表3-19出中变炉的湿组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计含量12.622.0144.2015.680.2625.25100M3(标)538.1384.591884.59668.3411.261076.464263.37kmol24.023.7884.1329.830.5048.21190.33对出中变炉一段催化床层的变换气温度进行估算：根据：Kp=（出兀02%） / （出0%兀0%）计算得Kp=10.9查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当Kp=10.9时，t=409C设平均温距为44C，则出中变炉二段催化床层的变换气温度为：409C -44 C =365 C3.3.2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为：365 C变换气反应放热Q1：计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，使用公式3-3及表3-14计算平均温度为632K时的生成焓。计算结果如下如下：表3-20变换气中各组分的生成焓组分H2H2OCOCO2Ht （kcal/kmol ）2373.4-54949.05-24005.565-90536.421Ht (kJ/kmol)9936.95-230060.69-100506.5-