年产20万吨合成氨变换工段工艺设计.doc

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1、-第1页化工设计说明书设计题目: 年产20万吨合成氨变换工段工艺设计 系 别： 化学化工学院 专 业： 班 级： 学 生： 指导老师： 20年X月X日 本章符号对照表M相对分子质量，g/mol t/T温度， /K Vm摩尔体积（0,0.1Mpa）22.4/(L/mol) V半水煤气体积，m pco 、pH2O 、pco2 、pH2 分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2各组分的分压 H 标准摩尔焓（kJ /mol） /r密度/(kg/ m3) S标准摩尔熵/(J/molk) Kp 平衡常数 Kt反应速率常数，mol/（MPa0.5gh） m质量，kgyco 、yH2O 、yco2 、yH2

2、分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2 摩尔分数X实际变换率，ya 、ya分别为原料气及变换气中一氧化碳的摩尔分数Cp气体的平均比热容，kJ/(kmol)或kJ（kg）R气体常数，8.314J/(molK) E化学反应活化能，J/molg重力加速度，m/s2G气体质量流速，kg/(m2h) Tm最适宜温度，Ki水蒸气在t时的焓，kj/kg饱和度， Q热量，kJw干气空间速度 m/s u催化剂自由容积分数 R汽/气比Di塔体内直径，mm de 当量直径，m H塔高，mm 管板填充系数 n列管根数 t管子中心距m混合气体在温度t时的黏度，MPas i混合气体中i组分在温度t时的黏度，MPasyi

3、 混合气体中i组分摩尔分数 Mi混合气体中i组分的分子量Sa 弓形截面积，m2 h弓形高度，m H 档板间距，mF传热面积，m2 L列管长度，m K总传热系数，kJ/(m2 h) 塔体焊缝隙数 300 筒体材料在设计温度300下的许用应力 C1 钢板厚度负偏差,mm C2腐蚀裕量，mm目 录前言71 绪论71.1 氨的性质和用途71.2 小型氨厂的发展81.3 合成氨生产方法简介81.4 一氧化碳变换在合成氨中的意义82 一氧化碳脱除方发和选择112.1一氧化碳的脱除方法112.2一氧化碳脱除的方案选择113 一氧化碳变换方案123.1变换原理123.2变换方案的选择133.3 中变炉的选择1

4、34 变换工艺的计算154.1 中变炉的计算154.2 饱和热水塔出口热水温度估算244.3 饱和热水塔物料和热量计算244.4 换热气物料和热量的计算285 设备的计算355.1 变换炉的计算355.2 饱和热水塔的计算385.3主热交换器的计算445.4 中间换热器的计算485.5 水加热器的计算505.6 热水循环塔的计算535.7 变换冷却器的计算566 变换炉的结构的计算606.1 变换炉设计条件606.2变换炉结构计算607 设备的选型668 变换反应的工艺参数和工艺条件678.1变换反应的工艺参数678.2 变换过程的工艺条件679 设计结果一览表70参考文献71致谢72【精品文

5、档】第 57 页年产20万吨合成氨变换工段工艺设计 指导老师： 摘要:用中温中压三段变换的方法，半水煤气首先经过饱和热水塔，在饱和热水塔内气体与塔顶流下的热水逆流接触进行热量与质量传递，使半水煤气体温增湿，出塔气体进入气水分离器分离夹带的液滴，再进入主热换热器、中间换热器和电炉升温，使温度达到320左右进入变换炉一段。经一段反应后的变换气在段间补充水分后进入变换炉二段，二段反应后变换气进入中间换热器，达到一定温度后进入三段反应,最终将半水煤气中CO的含量由30.00%降低至3.0%左右，使之符合年产9万吨中温变换工艺设计的要求。本设计从变换理论，工艺计算及设备选型等方面进行了阐述，并对该变换工

6、艺进行了物料计算，热量计算和有关的设备计算。根据设计任务和要求，确定了一套中温变换系统。本设计采用低温活性好的中变催化剂，降低了炉气中蒸汽比，采用电炉升温，革新了变换炉系统燃烧炉升温的方法，使之达到操作简单、平稳、省时、节能的效果。关键词：半水煤气;一氧化碳;变换系统前言本设计为年产20万吨合成氨的一氧化碳中温变换的初步设计，采用中温中压三段变换，使半水煤气中的CO含量从28.5%降到3%左右。一氧化碳的变换是一个可逆的放热反应，因此，温升对反应不利，在催化剂活性范围内提高温度可加快反应速度，在同一气体组成和汽气比的条件下选择适宜的温度有利于一氧化碳平衡变换率的提高，以达到最佳的反应效果及最合

7、理的催化剂用量。催化剂的活性温度越低，在相同条件下，CO的平衡变换率越高，即变换气中含CO越低，从而可节省蒸汽用量。此设计分别对中温变换工艺过程选择、论证、变换原理以及相关的物料、热量衡算，设备的计算、选型作了比较详尽的阐述，以实际的工艺生产为指导，以理论计算为依据，将理论与实际相结合起来。通过本次实习的训练，我们从中收获了很多东西，同学们通过一起合作学习，加强了我们团队精神的意识和增强了将书本上所学的知识应用到实际中的能力。由于设计经验的不足，难免有疏漏和不妥之处，敬请老师和同学们批评指正，谢谢！1 绪论中国合成氨是在20世纪30年代开始的，但当时仅在南京、大连两地建有氨厂，最高年产量不超过

8、50kt（1941年）。此外，在上海还有个电解水制氢生产合成氨，硝酸的小车间。中华人名共和国建立以来，化工部门贯彻农业服务的方针，把发展化肥生产放在首位。经过50多年的努力，中国已拥有多种原料。不同流程的大中小型合成氨厂1000多个，1999年总产量为34.52Mt，位居世界第一。1.1 氨的性质和用途氨的分子式NH3，在标准状态下是无色气体，比空气轻，具有特殊的刺激性臭味。人们在大约100cm/m氨的环境中，每天接触8H会引起慢性中毒。1.1.1 物理性质 氨的主要物理性质。氨极易溶于水，溶解时放出大量的热，可产生含NH315%30%的氨水，氨水溶液是碱性，易挥发。液氨或干燥的氨气对大部分物

9、质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。氨的主要物理性质：相对分子质量 17.03 沸点 33.35含氮量/% 82.2 蒸发热 1368.02摩尔体积 22.08 冰点/ 77.70液体密度（0.7714 熔化热（-77.7）(kJ /kg) 333.42液体密度 0.6818 气体高热值/（MJ/）m3 17.52界湿度/ 132.4 液体高热值/（MJ/kg） 22.35临界压力/MPa 11.30 液体低热值/（MJ/kg） 16.74临界体积/L/kg 4.257 标准摩尔焓临界密度/(g/ cm3) 0235 标准摩尔熵临界热导率/W/（mk） 0.522 电

10、导率/ 310-51.1.2 化学性质 氨在常温时非常稳定，早高温、电火花或紫外线光的作用下可分解为氮和氢，其分解速度在很大程度上与气体接触的表面性质有关。氨是一种可燃性物质，自燃点为630，一般较难点燃。氨与空气或氧的混合物在一定范围内能够发生爆炸。常压，常温下的爆炸范围分别为15.5%82%（氧气）。氨易于很多物质发生反应，例如,在铂催化剂作用能与氧反应生成NO。氨的性质比较活泼，能与各种无机酸反应生成盐，例如氨也能与CO2 反应生成氨基甲酸铵，脱水尿素。利用氨与各种无机酸反应制取磷酸氨，硝酸氨，硫酸氨；与CO2 、水反应生成碳酸氢铵。氨能生成各种加成配位化合物，它们和水合物类似，统称氨合

11、物或氨络物，例如对应CaCl. 6H2O和Cu SO4 . 4H2O,也分别有CaCl. 6 NH3 和Cu SO4 . 4 NH3。1.1.3 氨的用途 氨在国民经济中占有重要的地位。现在大约有80%的氨用来制造化学肥料，其余作为生成其它化工产品的原料。初液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素，磷酸氨，硝酸氨，硫酸氨，氨水以及含氮混肥和复肥为原料的。氨在工业上主要用来制造炸药和各种化学纤维及塑料。从氨可以制取硝酸，进而再制造硝酸铵，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，硝酸和尿素等作为氮源，生产己内酰胺、尼龙6单体 人造丝 丙烯晴 酚醛树脂和尿醛树脂等产品

12、。氨的其它工业用途也十分广泛，例如，作用制冰，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用做生产磺胺类药物，维生素，蛋氨酸和其它氨基酸等等。1.2 小型氨厂的发展为了适应农业发展的迫切需要，发展中央和地方办化肥厂的积极性，1958年著名化学家侯德榜提出碳化法合成氨流程制取碳酸氢氨新工艺，经过生产实验，历时6年，终于闯过了技术关，经济关。从20世纪60年代看市在全国各地（除西藏外）建设了一大批小型氨厂，1979年最多时曾发展到1539座氨厂。11.3 合成氨生产方法简介氨的合成，首先必须制备合格的氢、氮原料气。氢气一般常用含有烃类的各种燃料，即通过用

13、焦炭、无烟煤、天然气、重油等为原料与水蒸气作用的方法来制取。氮气可将空气液化分离而得，或使空气通过燃烧，将生成的 CO、CO2除去而制得。我国是世界上煤炭资源比较丰富的国家之一，煤炭储量远大于石油、天然气储量。因此，煤炭是我国合成氨的主要原料来源。我国生产合成氨的原料有2/3是煤炭。合成氨的生产过程，主要包括以下三个步骤：（1）造气：即制备含有氢、氮的原料气；（2）净化：采用适当的方法除去原料气中含有的对合成氨有害的各种杂质；（3）压缩和合成：将合格的氢、氮混合气压缩到高压，在铁催化剂的存在下合成氨。以焦炭或煤为原料合成氨的流程是采用间隙的固定层气化法生产半水煤气，经过脱碳、变换缩脱除CO和C

14、O2等净化后，可获得合格的氮氢混合气，并在催化剂及适当的温度、压力下合成氨。21.4 一氧化碳变换在合成氨中的意义用不同燃料制得的合成原料气，均含有一定量的一氧化碳。一般固体燃料氧制得的水煤气中含CO35%37%，半水煤气中含CO25%34%，天然气蒸汽转化制得的转化气中含CO较低，一般为12%14%，一氧化碳不是合成氨生产所需要的直接原料，而且在一定条件下还会与合成氨的铁系催化剂发生反应，导致催化剂失活。因此，在原料气使用之前，必须将一氧化碳清除。清除一氧化碳分两步进行，第一步是大部分一氧化碳先通过一氧化碳变换反应这样既能把一氧化碳变为易于清除的二氧化碳而且又制得等量的氢，而所消耗的只是廉价

15、的水蒸气。因此，一氧化碳变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。第二步是少量残余的一氧化碳再通过其他净化法加以脱除。32 一氧化碳脱除方发和选择2.1一氧化碳的脱除方法脱除半水煤气中一氧化碳主要有以下四种方法：（1）液氮洗涤法：液氮洗涤法是用液氮在1.82.5Mpa和-190左右的条件下洗涤转化气。液氮洗涤时，一氧化碳和甲烷等冷凝入液氮中。吸收后的液氮经过分馏，一氧化碳馏分予以回收，液氮循环使用。液氮洗涤可以同时脱除一氧化碳和甲烷，气体净制程度较高，但需要空气分离装置，此法主要用在焦炉分离以及重要部分氧化、煤富氧气化的制氨流程中。（2）一氧化碳甲烷化法：甲烷化是60年代开发的新方法，它

16、是在一定温度和催化剂存在时，使原料气中的一氧化碳与氢作用而生成甲烷。这种方法流程简单，不消耗化学品，催化剂寿命达25年。但甲烷化法消耗原料气中的氢生成甲烷。甲烷虽然对合成氨催化剂无害，可它在合成中是惰性气体，降低了反应气中有效组分的浓度。因此此法只能适用于一氧化碳含量甚少的原料气，通常用在低温变换后残余一氧化碳的转换气。其反应式为：（3）铜氨液洗涤法：铜氨液洗涤法是用亚铜盐的溶液在高温和低压下洗涤原料气以吸收一氧化碳，吸收液在减压升温下再生，再生的铜氨循环使用，再生时释放的一氧化碳作为再生气回收。其反应式为：铜氨液洗涤法适用于中温变换后一氧化碳含量相对较高的转化气。我国以无烟煤或焦碳为原料的合

17、成氨厂多采用铜洗流程。（4）一氧化碳的变换：一氧化碳变换是在一定温度、压力下，使半水煤气中CO在催化剂作用下，与水蒸气反应转化为H2和CO2达到除去绝大部分CO，同时制得等量H2。一氧化碳变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。适用于一氧化碳含量较多的原料气中。此法可脱除大量CO，并转化成有效成分H2。经中温变换，残余的CO可降至3%左右，经低温变换后，CO可降至0.3%左右。2.2一氧化碳脱除的方案选择本设计是年产20万吨合成氨变换工段的工艺设计。由于铜氨液洗涤法、一氧化碳甲烷化法、液氮洗涤法只适用于脱除少量的一氧化碳，而原料气中CO的含量为28.55%要达到要求，则只能用一氧化碳变

18、换来脱除半水煤气中CO。由于本设计要求联产甲醇，没必要采用低温变换将CO降至0.3%，用中温变换就能满足生产要求，是原料气在出变换系统的含量在3%左右，且中温变换的催化剂操作温度较宽，价格低，寿命长。因此，本设计采用中温变换来脱除CO。3 一氧化碳变换方案3.1变换原理半水煤气经脱硫后由压缩机三段出来，温度35、压力1.8MPa、半水煤气经油水分离器进入饱和热水塔下塔，自下而上经过填料层，于自上而下淋洒的热水逆流接触，提高起饱和水汽量。从饱和塔出来加入部分热水电站来2.5MPa、350过热蒸汽入汽水分离器，温度达173，依次进入主热交换器、中间换热器，与反应后的变换器间接换热，是半水煤气温度在

19、320、汽气比0.5左右进入变换炉一段床层进行变换反应，出一段温度在482左右。在第一、二段床层间装有冷凝水喷头，半变换气显热将冷凝水蒸发为水蒸汽，温度降至360进入变换炉二段床层，出二段温度在405左右进入中间换热器管内与半水煤气换热后温度为350进入三段床层。经过三段反应后，出口温度在359左右，变换器中CO含量在3.4%以下。变换器经主热交换器、水加热器，使其温度降至155左右进入热水塔，在塔内于塔顶喷洒的水接触，回收其显热及蒸汽冷凝潜热，变换器温度进一步降至140进入热水循环塔，加热软水，然后变换器通过冷凝塔，气体降至常温送往碳化或脱碳工序。热水经热水塔后，由热水泵抽送至水加热器，提高

20、温度后，送入饱和塔。由饱和塔通过U型管流入热水塔，在经热水泵重复循环。各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般是12%40%，现在利用CO的变换反应式在不同温度下分两步进行，第一步是高温变换，使大部分CO转化为CO2和H2，第二步是低温变换，将CO含量降到0.3%左右。因此CO变换即是原料气制造的继续，又是净化的过程：3.1.1变换反应热力学 热效应：上式是一个放热的可逆反应，反应的热效应视H2O的状态而定，如为液态水，则是微吸热反应，如是水蒸汽则为放热反应，通常都是以水蒸气为准。变换反应的标准反应热（0.1MPa,25）,可以用有关的标准生成热数据进行计算。H298 =放热反应放出的热

21、量随温度的升高而降低。不同温度下的反应热可以用式计算: 3.1.2变换反应的化学平衡 （1）变换反应的平衡常数由于CO变换反应是在常压或压力不高的条件下进行的，故计算平衡常数时各组分分压表示已足够准确。Kp= 式中：分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2各组分的分压； yco 、yH2O 、yco2 、yH2 分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2 摩尔分数。3.1.3 平衡含量的计算 现以1 mol湿原料气为基准ya 、yb、yc 、yd 分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2 的摩尔分数，xp为CO的平衡转化率，则各组分平衡含量分别为：ya - ya xp ，yb- ybaxp ，y

22、ac- ya xp ，和yd - ya xp 。所以Kp=已知温度及初始组成，则可根据上叙关系计算CO的平衡变换率xp 及系统平衡组成。生产中可测定原料气及变换气中一氧化碳的含量，而由下式计算一氧化碳的实际变换率X：X=式中: ya 、ya分别为原料气及变换气中一氧化碳的摩尔分数（干基）。13.2变换方案的选择合成氨是能量消耗大户，尤其是以煤为原料的合成氨厂，每吨氨能耗约6783MJ，其中小合成氨的能耗偏高，而中温变换是仅次于造气、压缩工段的能耗大户，所以变换工艺的选择主要是以节能为依据。为保证变换炉能在足够的蒸汽和温度条件下正常运行，于之相匹配的流程配置大致有三种情况：流程一：在向半水煤气添

23、加蒸汽之后进入系统。流程二：在经过主换热器升温之后，再向半水煤气中添加蒸汽。流程三：为属于向半水煤气添加蒸汽之后进入换热系统的类型，但利用变换器余温加热水，在饱和热水塔中提高半水煤气的温度，以降低生蒸汽的消耗。变换工艺流程分析：在上述三个流程中，流程一与流程二属于一类型，只是添加蒸汽的位置不同，蒸汽全靠外供。流程一与流程三换热属于同一类型，全是添加蒸汽之后进入换热器的，只是流程三的半水煤气会经饱和塔提温、增湿。流程三所需外加蒸汽远小于流程二。(a)流程一与流程二相比较：中间换热器的高低温端气流量相当，有效温差一致，其所需换热面积也差异不大。主换热器则不然，流程二的低温端进口气温大大地低于流程一

24、，从而导致换热面积有数倍之差。(b) 碳变换反应可知，要使一氧化碳变换较完全，必须加入适量的蒸汽。为了降低外加蒸汽的消耗量，可以利用反应热来取得蒸汽，这样回收了热量，节省了蒸汽，又使变换气中含有的过量蒸汽冷凝下来，变换气得到冷却，故流程中需要有饱和塔和热水塔。一氧化碳变换是在催化剂存在下进行的，催化剂均有一定的活性温度范围，故半水煤气必须预热至一定温度后，才可送入催化床，而变换后的气体温度却很高，应该予以冷却，因此设有换热器，以回收热量，维持全系统的热平衡。变换后的气体虽经热交换器、热水塔后，温度还比较高，必须继续降温后，才能进入碳化塔，所以必须设冷凝塔，使变换气温度降至40左右，才能送碳化或

25、脱碳工段。(c) 变换反应过程的温度，一般依赖自热来维持，能否完全靠自热维持，是衡量生产经济性的标准。在反应能依赖自热进行的条件下，影响经济性的因素则主要取决于蒸汽的消耗量。因此热量的回收和蒸汽的节约，是判断变换流程好坏的一个重要尺度，而这两项同饱和塔操作情况有密切关系。6综合以上的分析所得结果，本设计采用流程三。3.3 中变炉的选择3.3.1 理论分析 中变炉是变换工段的主要设备，对其设计必须满足低汽气比的要求。从理论上分析，才入炉的反应初期，离平衡比较远，可逆反应速率起主导作用。当汽气比增加时，除增加反应物H2O含量外，还造成反应物CO湿含量的降低，对反应速率的降低起主导作用。因此，在保证

26、触媒安全的前提下，反应初期并不要求很高的汽气比，实际上反应速率是随汽气比的增高而降低的。当反应进入后期，离平衡比较近，此时反应物H2O含量的增高，对平衡向正反应方向移动可起主导作用。因此，适当增加汽气比是完全必要的。3.3.2 中变炉工艺 常见的变换炉，一般设为三段床层,上面的理论分析可知，一段宜采用低汽气比，但考虑到催化剂的操作温度，往往还是加入比较高的蒸汽量。一、二段间宜喷水降温，其调温手段灵活，同时取得增加汽气比的效应，符合触媒后期变换反应的要求，采用炉内喷水比炉外喷水增湿，减少设备，节省投资，缩短管线，减少阻力。冷凝水宜用软水。若用硬水，易造成设备腐蚀，且易结垢，堵塞催化剂空隙，增大床

27、层阻力。第三段CO变换反应量是比较低的，不必追求增加汽气比的效应。因此，二、三段间降温放出的热，应当用以加热半水煤气，以便三段出口的变换气热能能够加以充分利用，且三段入口汽气比仍远高于安全状态的需要，所以采用间接换热为好。74 变换工艺的计算4.1 中变炉的计算（以一吨为基准计算）4.1.1已知条件表1 半水煤气的组分（干）组分8.0028.5040.0021.801.300.40100241.77861.311208.85658.8239.2912.093022.1310.79338.45153.96729.412107540.450134.917(2)压力进工段半水煤气压力 1.80MPa

28、进工段蒸汽压力 2.5 MPa（3）温度进系统半水煤气温度 35进中变炉一段催化剂气体温度 320过热蒸汽温度 350出中变系统变换气温度 40精练来循环水温度 70出系统变换气（干）中CO含量 3.0 %计算生产1吨氨需要的变化气量：(标)同理计算得其各组分的体积及物质的量并列于上表。年产20万吨合成氨生产能力：每小时生产量：4.1.2 中变炉物料及热量计算 干变换气量及热量计算：设氧与氢在变换炉一段催化剂内完全燃烧生成水，由：知，实际参加变换反应的半水煤气量为：则干变换气量应为式中：半水煤气体积； yco 混合气中CO含量，体积%；CO总变换率为：式中则CO变换总量：变换气中CO的量：总蒸

29、汽比计算：设中变炉出口温度为362，平衡温距取为20 .CO的变换反应式为 ： 设 a b c d 则a=28.50 c=8.00 d=40.00CO的反应量干半水煤气，查表得382时Kp=14.37，代入数据，得：解得：即汽：气=需总蒸汽量（包括喷水的冷凝水量）：4.1.3 中变炉一段催化剂层物料及热量计算 入炉蒸汽比（汽/气）计算：设CO一段催化剂层转化率为，且O2在一段催化剂层与氧气完全燃烧生成水，则CO反应量为： （干半水煤气）CO总反应量：气体出一段催化剂层温度为,平衡温度40，出口气体平衡温度为，查得的,则：代入数据，得：=4.2496解得 b=39.96即汽：气 =39.96入炉

30、蒸汽量表2 入炉湿气组成组成CO2COH2N2CH4CO2H2O合计%5.7220.3628.5815.580.930.2928.54100N m3241.77861.311208.85658.8239.2912.091207.584229.7kmol10.79338.45153.96729.412 1.7540.54053.91188.82平衡变换率计算及出一段催化剂层组成，设482的CO平衡变换率为Xp查得Kp=5.723。则：代入数据，得：Kp=5.723解上式得 实际变换率为平衡变换率的出一段催化剂干气体量： 出一段催化剂剩余蒸汽量：表3 出一段催化剂层湿气组成组成CO2COH2N2C

31、H4H2O合计%17.188.9839.5215.620.9317.77100N m3724.093378.9631667.0658.8239.29749.434229.7kmol32.3316.91874.42029.4121.75433.46188.294热量衡算 计算CO变换反应气体温升入热CO反应放热Q：设气体由升到480，平衡温度400时的热效应查得H=38528.0 kJ /kmol。1Q2的燃烧热：合计：出热气体温升吸热Q3：设气体温升为t，气体在平均温度下查图4-6-1图4-6-8得各组分的比热容为：8CO2 49.521 kJ/ kmol CO 30.985 kJ/ kmol

32、H2 29.350 kJ/ kmol N2 30.561 kJ/ kmolCH4 56.750 kJ/ kmol H2O 37.152 kJ/ kmol计算得平均比热容为：34.55kJ/ kmol。热损失Q4：取Q4=17526.25热平衡 即 解得 气体出口温度 与前面假设温度一致。一段催化剂平衡曲线计算 根据中变炉一段入口气中蒸汽比（汽/气）0.4，计算各温度下的平衡变换率。表4 气体变换率t/300320340360380400Xp0.88550.84820.82390.80150.76210.7243t/420440460480500Xp0.69150.65740.62870.603

33、10.5819由表中数据作图即得平衡曲线气体组分与蒸汽比不同时，计算平衡变换率亦不同。最适合温度曲线计算 最适合温度曲线计算，以B109催化剂的数据进行计算。由于B109催化剂E1=67156 kJ / kmol，CO变换的逆反应活化能E2为：对于变换反应r=1则：-H R 为反应热，取其平均温度下的值，即，得：表5 气体最适宜温度Xp0.88550.84820.82390.80150.76210.7243tm/532.4556.3572.3596.5618.2634.1Xp259.4283.3299.3323.5345.2361.1tm/0.69150.65740.62870.60310.5

34、819Xp652.7678.4692.4715.7732.6tm/379.7405.4413.4442.7459.6用以上数据作图即得最适宜温度曲线。操作线计算：由一段催化剂变换率及热平衡计算结果知：一段入口气体温度 320一段出口气体温度 480一段入口CO变换率 0一段出口CO变换率 56%由此可作出一段催化剂反应的操作线。4.1.4 中变炉二段催化剂层物料及热量计算 中间冷激过程的物料及热量计算 a.冷凝水喷淋量。表6 入二段催化剂床层气体组成组成CO2COH2N2CH4H2O合计%15.157.9334.8613.780.8227.46100N m3724.093378.9631667

35、.0658.8239.291313.314229.7kmol32.3316.91874.42029.4121.75458.63213.46b.喷水后气体温度计算喷水前气体温度为480，设喷水后降温t。气体放出热Q1设喷水后气体温度为360，气体从480降到360的平均温度为420下，查图4-6-1图4-6-2并计算得比热容为：8冷凝水吸收热Q2 ：进水温度为70，查得70时水的焓为290.99 kJ/kg；360、1.8MPa时蒸汽的焓为2442.6290.99 kJ /kg。则热损失Q3，取热平衡 即 得 气体喷水后温度，与前面的假设温度一致。二段催化剂床层物料及热量计算 a.设CO在二段催

36、化剂床层的变换率为56%，出二段催化剂乘气体温度为403，入二段催化剂床层汽：气=半水煤气CO总反应量为：CO剩余量：b.平衡变换率计算及二段催化剂气体组成设403平衡变换率为Xp查表4-2-6得,则：将入二段催化剂层组分代入上式得：Kp=解得上式Xp=70.85%实际变换率为平衡变换率的：65/70.85=79%表7 出二段催化剂层湿气组成组成CO2COH2N2CH4H2O合计%19.5843.48739.30113.7780.82223.028100N m3936.41166.661879.23658.8339.2901101.0944781.49kmol41.8047.44483.894

37、29.4121.75449.156213.46c.热量衡算CO反应放热Q1CO在360至408时的平均温度下384下的反应热，查得。气体升温吸收热Q2 ：湿变换气在平均温度384的平衡热量得35.177 kJ/(kmol)设气体温升为t则:热损失为Q3，设Q3=6129.48 kJ。热平衡：Q1= Q2 + Q3 即：364749.0= Q3+7471.24t得：t=48二段催化剂出口气变换温度为 360+48=408。与前面假设温度一致。d.二段催化剂床层平衡曲线计算入二段催化剂汽/气比为29.9:100,根据二段催化剂床层气体组成按式(4-3-3)就算出各温度下的CO的平衡变换率。8表8

38、二段催化剂床层气体变换率t/280300320340360380400420Xp0.89230.86270.82120.77800.72880.67650.62140.5073e.最适宜温度曲线计算与一段催化剂最适宜温度相同的算法,计算出二段催化剂最适宜温度曲线。表9 二段催化剂最适宜温度Xp0.89230.86270.82120.77800.72880.67650.62140.5073k.Tm541.1559.4577.2595.7614.2632.8650.5667.9tm268.1286.4304.2322.7341.2359.8377.5394.9f.二段催化剂床层操作线计算根据二段催

39、化剂床层变换率平衡计算结果得:入二段催化剂床层气体温度： 360出二段催化剂床层气体温度： 408入二段催化剂床层CO变换率： 56%出二段催化剂床层CO变换率： 80.65%由此可作出二段催化剂的操作线,二段催化剂的平衡曲线,最适宜温度曲线及操作线。4.1.5 中变炉三段催化剂床层物料及热量计算入三段催化剂床层蒸汽比(汽/气)：二段出来的气体经中间换热器后降温到350，进入三段催化剂床层气体成分不变,由此汽气比为:29.92:100。三段催化剂床层的物料衡算：CO的变换量：出口干气总量：CO在三段催化剂床层的变换率为：表10 出三段催化剂层湿气组成组成CO2COH2N2CH4H2O合计%20

40、.942.3440.3413.730.82221.83100N m31003.521121933.88658.8339.2901046.444782.08kmol44.8045.086.33429.4121.75446.72213.46设三段催化剂层出口气体温度为344，取平衡温距为25，则,则CO的平衡变换率可算得：解上式得:Xp=33.4%出口气体温度校检：计算得结果与382时的Kp值相近，符合要求。4.1.6 热量衡算 CO反应放热Q1：CO在350至362的平衡温度下的反应热，得气体升温吸热Q2：湿气体在平均温度347的平均比热容查文献得35.14 kJ/(kmol)设气体温降为t。8

41、则：热损失Q3：设Q3=5000热平衡：Q1 = Q2+ Q3即：解得：三段催化剂层出口变换气温度为：三段催化剂层平衡曲线计算 入三段催化剂汽/气比为29.92：100。根据入三段催化剂床层气体组成计算出各温度下CO的平衡变换率。表11 CO的平衡变换率t/280300320340360380400X p0.75610.70060.59440.48950.39610.29050.1452最适宜温度曲线计算 与一段催化剂最适宜温度相同的算法，计算出三段催化剂最适宜温度曲线。表12 三段催化剂最适宜温度Xp0.75610.70060.59440.48950.39610.29050.14520.7561k.Tm548.6564.2587.6613.0634.4656.3669.1