合成氨变换工段设计说明.doc

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1、 .l宁夏工商职业技术学院 毕 业 论 文 题 目： 合成氨变换工段设计 作 者： 焦鹏丽 学 号：2101100125 系 别： 化工工程系 专 业： 应用化工技术 指导教师： 李晋萍 专业技术职务 讲师 2012 年1月1 宁夏银川l宁夏工商职业技术学院毕业设计说明书题 目： 合成氨变换工段设计 作 者： 焦鹏丽 学 号：2101100125 系 别： 化工工程系 专 业： 应用化工技术 指导教师： 李晋萍 专业技术职务 讲师 2012 年1月1 宁夏银川 .页脚. 摘要:本文是关于煤炭为原料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。用煤炭制造的原料气中

2、，含有一部分一氧化碳，这些一氧化碳不能直接做为合成氨的原料，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、触媒用量的计算、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。关键词：煤炭；一氧化碳变换；中温变换炉；流程图结论中提到完成了设计宗指，但你的设计宗指到底是什么?没有表达出来。结论中也没有对你的设计做一个总结，你到底做这个设计的做用是什么?解决了什么问题?目录中二级目录应比一级目录再缩进两格，下级目录同理。目录第一

3、章 绪论11.1 氨的性质和用途11.1.1 氨的性质11.1.2 氨的用途11.2 我国合成氨生产现状21.3 一氧化碳变换在合成氨中的意义2第二章 变换流程及工艺条件32.1 变换工艺原理32.1.1变换反应的热力学分析32.1.2 变换反应的动力学分析32.2变换工艺的选择42.3 工艺条件52.3.1 温度52.3.2 压力62.3.3 水汽比6第三章 工艺计算73.1 基本工艺数据的确定73.1.1水气比的确定73.2中变炉一段催化床层的物料衡算83.2.1 中变炉一段催化床层的物料衡算83.2.2中变炉一段催化床层的热量衡算93.2.3 中变一段催化剂操作线的计算123.3中间冷凝

4、过程的物料和热量计算123.4中变炉二段催化床层的物料与热量衡算143.4.1中变炉二段催化床层的物料衡算：143.4.2中变炉二段催化床层的热量衡算163.4.3中变二段催化剂操作线计算173.5 主换热器的物料与热量的衡算193.6 调温水加热器的物料与热量衡算203.7低变炉的物料与热量衡算213.7.1低变炉的物料衡算213.7.2低变炉的热量衡算233.7.3 低变催化剂操作线计算243.7.4 最佳温度曲线的计算25第四章 设备计算264.1中变炉的计算264.1.1催化剂用量的计算264.1.2设备直径与管板的确定28结论29致 谢30参考文献31第一章 绪论氨是一种重要的化工产

5、品，主要用于化学肥料的生产，它不仅是所有食物和肥料的重要成分，也是所有药物直接或间接的组成。由于氨的广泛用途，氨是世界上产量最多的无机化合物之一。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。1.1 氨的性质和用途1.1.1 氨的性质氨的分子式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。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。氨与空气或氧的混合物在

6、一定浓度范围能发生爆炸，有饱和水蒸气存在时，氨空气混合物的爆炸界限较窄。化学性质：氨在常温时非常稳定，在高温、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）。氨易与很多物质发生反应，例如在铂催化剂作用能与氧反应生成NO。1.1.2 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。除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

7、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。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 我国合成氨生产现状2002年，我国合成氨实际产量36750 k/ta，2003年生产能力为41600k/ta，总生产能力和产量均居世

8、界第一位，但单系列装置规模较小，合成氨装置平均规模为50kt/a。目前我国共有合成氨装置800余套，其中300k/ta以上大型成氨生产装置34套(其中一套为400k/ta)，设计总生产能力为109000k/ta，实生产能力为100000k/ta，约占中国大陆合成氨总生产能力的22%。300k/ta以上大型合成氨生产装置，我国共有小合成氨设备700多套，生产能力为28000k/ta，约占中国大陆合成氨总生产能的66%。新疆乌鲁木齐石油化工有限公司建设的450k/ta合成氨装置，是目前国单套生产能力最大的合成氨装置。1.3 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

9、氧化碳。一般固体燃料制得的水煤气中含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CO先通过变换反应:CO + H2O（g）= CO2 + H2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方法加以脱除。第

10、二章 变换流程及工艺条件2.1 变换工艺原理一氧化碳是氨合成反应的毒物，在原料气中含量为13%-30%，一氧化碳变换主反应为：CO + H2O = CO2 + H2 (2-1)通过上述反应，CO转化为较易被消除的CO2并获得宝贵的H2，因而一氧化碳变换既是气体的净化过程，又是原料气制取的继续。最后，少量的CO再通过其他净化法加以脱除。此外，一氧化碳与氢之间还可发生下列反应：CO + H2 = C + H2O (2-2)CO + 3H2 = CH4 + H2O (2-3)但是，由于变换所用催化剂对反应式（2-1）具有良好的选择性，从而抑制了其他副反应的发生。变换过程中还包括下列反应式：2H2 +

11、 O2 = 2H2O (2-4) 2.1.1变换反应的热力学分析变换反应是一个放热的可逆反应，反应的热效应视H2O的状态而定，若为液态水，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。放热反应放出的热量随温度的升高而降低。不同温度下的反应热可以用下式计算:H=2.1.2 变换反应的动力学分析（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，故计算平衡常数时用各组分分压表示便可。Kp=只需要反应焓变与温度的关系就可根据 导出平衡常数与温度的关系：lgKp=3994.704/T+12.220227lgT-0.004462T+0.6781410-6T4-36.

12、72508式中：pCO、pH2O 、pCO2 、pH2 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。2.2变换工艺的选择变换工艺主要有4种：全中变、中串低、全低变和中低低。合理选择变换工艺应考虑以下因素：半水煤气、水和蒸汽的质量；半水煤气中硫化氢含量；变换气中CO含量要求；对变换后续工段的影响；企业现有的管理水平和操作水平。中变段间煤气冷激与中变炉内喷水冷激两种中低低工艺流程各有优缺点。现比较如：A、节能效果：段间喷水热回收率高，直接将段间高位能转化为蒸气，增加了汽气比，降低了蒸汽消耗，节能

13、效果比段间煤气冷激要好。B、设备：段间喷水冷激需在中变炉内设置蒸发层和喷头，这样与煤气冷激相比中变炉的结构就更为复杂，设备高度亦需增加，煤气冷激流程有部分半水煤气不经过主热交，因此主热换热面积也比炉内喷水流程要小。C、操作运行：煤气冷激流程操作简单，但需防止中变下段发生偏流，造成床层漏氧，引起低变一段催化剂中毒失活，炉内喷水冷激操作要求高，冷激水最好能用脱氧软水，喷水冷激装置既要达到所需的喷淋量，又要保证雾化好，以免中变下段催化剂粉化和结块。通过以上比较，中变炉内喷水冷激流程具有节能，运行费用低等优点，中变段间煤气冷激流程具有操作简单、投资省等优点。因此本设计采用中变低变串联流程。流程图如下：

14、图212.3 工艺条件2.3.1 温度变换反应存在最佳温度，如果整个反应过程能按最佳温度曲线进行，则反应速率最大，即相同的生产能力下所需催化剂用量最少。但是实际生产中完全按最佳温度曲线操作是不现实的。首先，在反应初期，x很小，但对应的Tm很高，且已超过了催化剂的耐热温度。而此时，由于远离平衡，反应的推动力大，即使在较低温度下操作仍有较高的反应速率。其次，随着反应的进行，x不断升高，反应热不断放出，床层温度不断提高，而依据最适宜曲线，Tm却要求不断降低。因此，随着反应的进行，应从催化床中不断移出适当的热量，使床层温度符合Tm的要求。生产上控制变换反应温度应遵循如下两条原则。根据催化床与冷却介质之

15、间的换热方式的不同，移出方式可分为连续换热和多段换热式两大类。对变换发应，由于整个反应过程变换率较大，反映前期与后期单位催化床所需排出的热量想差甚远，故主要采用多段换热式。此类变换炉的特点是反应过程与移热过程分开进行。对于低温过程，由于一氧化碳反应量少，无需从床层移热。其温度控制除了必须在催化剂的活性温度范围内操作外，低限温度必须高于相应条件下的水蒸汽露点温度约300C。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。而存着最佳反应温对一定

16、催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为Tm=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。2.3.2 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。对平衡而言，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低。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1.2-1.8

17、Mpa。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。2.3.3 水汽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。为了尽可能地提高CO的变换率，防止副反应的发生，工业上是在水蒸气过量下进行反应的。因此，应该充分利用变换的反应热，直接回收蒸汽，以降低水蒸气的消耗。此外，合理确定CO最终变换率以及催化剂床层的段效，保持良好的段间冷却效果，都可以促进水蒸气消耗的降低。中（高）变换时适宜的水蒸汽比例一般为：H2O/CO=35，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，因此，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。第三章

18、 工艺计算已知条件如下表：表31：组 分CO2COH2N2O2CH4合计含量，9.60 11.42 55.71 22.56 0.330.38100计算基准：1吨氨计算生产1吨氨需要的变换气量：（1000/17）22.4/（222.56）=2920.31 M3(标)因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取2962.5 M3(标)年产10万吨合成氨生产能力（一年连续生产350天）：每小时的生产量：10000035024=11.9T/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下表：表32：组 分CO2COH2N2O2CH4合计含量，9.6011.4255.7122.5

19、60.330.38100M3(标)284.44338.321650.41668.349.7811.262962.50kmol12.69815.10473.67929.8370.4370.503132.258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=1.75Mpa.3.1 基本工艺数据的确定3.1.1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/CO=3.5故V（水）=3.5VCO=3.5*338.32=1184.113m3(标) ，n(水)= V（水）/22.4=52.862kmol因此进中变炉的变换气湿组分如下

20、表。表33：组 分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量6.868.1639.8016.120.240.2728.56100M3(标)284.42338.321650.42668.349.7711.261184.124146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.123.2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下表：表34：组 分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量6.868.1639.816.120.270.2428.56100M3(标)284.42338.

21、181650.41668.349.7711.261184.114146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.123.2.1 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：60338.318=202.9908 M3(标) = 9.062kmol出一段催化床层的CO的量为：338.318-202.9908=135.3272 M3(标) =6.0414kmol故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为：1650.409+202.9908-29.77=18

22、33.8478 M3(标)=81.868kmol故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：284.4+202.9908=487.3908 M3(标)=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+VNH4=135.3272+487.3908 +1833.8478+668.34+11.26 =3136.1658 M3(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=4.32%同理得：CO2=15.54%H2=58.47% N2=21.31%CH4=0.36%所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分如下表：表35：组 分CO

23、2COH2N2CH4合计含量15.544.3258.4721.310.36100M3(标)487.39135.331833.84668.3411.253136.17kmol21.766.0481.8729.830.50140.01剩余的H2O的量为：1184.113-202.9908+29.776=1000.6622 M3(标) = 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+VNH+VH2O135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6722=4136.838 M3(标)

24、 =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 H2O= =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 CO2=100=11.78同理可得： CO=100=3.27 H2=100=44.33 N2=100=16.16 CH4=100=0.27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36：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3(标)487.39135.331833.84668.3411.261000.674136.84koml21.766.0481.8729.83

25、0.5044.67184.683.2.2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可知反应放热Q：在变换气中含有CO，H2O，O2，H2 这4种物质会发生以下2种反应： CO + H2O = CO2 + H2 （31）O2 + 2H2 = 2 H2O （32）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为基准的气体的统一基准焓计算式为：HT=H0298=Cpdt 式中： HT 气体在在T（K）的统一基准焓，kcal/kmol

26、(4.1868kJ/kmol)；H0298 该气体在25下的标准生成热， kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；T绝对温度，K；Cp 气体的等压比热容，kcal/（kmol.）4.1868kJ/（kmol.）气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：Cp=A0+A1T+A2T2+A3T3+ 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： Ht=a0+a1T+a2T2+a3T3+a4T4 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： a1=A0, a2=A1/2, a3=A3/4, a4=A3/4a0=H0298298.15

27、a1298.152a2298.153a3298.154a4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 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，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37：分子式 a0 a1 a2 a3 a4O21.90318103 5.802982

28、.15675103-7.404991071.088081010H2-2.112441037.20974-5.558381044.8459107-8.189571011H2O-6.00361047.110921.293191031.28506107-5.780391011N2-1.976731036.459035.181641042.03296107-7.656321011CO-2.836371046.266278.986941045.04519109-4.142721011CO2-96377.888676.3965.05103-1.1351060.00计算O2的基准焓：根据基准焓的计算通式：H

29、t=a0+a1T+a2T2+a3T3+a4T4在415时T=415+273=683K将O2的常数带入上式得：Ht=1.90318103+5.80298683+2.156751036832-7.404991076833+1.0880810106834=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：表38：组分O2H2 H2O CO CO2Ht（kcal/kmol）6699.7422724.221-54502.665-23634.754-89956.678Ht（kJ/kmol）28050.48011405.768-2

30、28191.758-98953.988-376630.620放热： CO +H2O=CO2+H2 （33）H1=（Hi）始（Hi）末 =（-376630.620+11405.768）-（-98953.987-228191.759）=-38079.106kJ/kmolQ1=nCOH1=9.062（-38079.106）=-345072.859kJO2 + 2H2= 2 H2O （34）同理：H2=（Hi）始（Hi）末 =2 （-228191.758）（11405.7682+28050.480） = -523890.244 kJ/kmolQ2= nO2H2=0.44（-507245.532）=-2

31、30511.707kJ气体反应共放热：Q=Q1+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.T）。结果同表37CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，结果同表38。则在在415时T=683K时计算结果如下表：表39：物质COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以平均热容： Cpm=（Yi*Cp）=0.032731+0.117848.2+0.443329.6+0.2

32、41937.2+0.161630.7+0.002756.1=33.92 KJ/（kmol.T）所以气体吸热Q3=33.9184.68(415-330)=532469.376kJ假设热损失Q4（一般热损失都小于总热量的10%）根据热量平衡的： Q= Q3 +Q4Q4=43115.190 kJ3.2.3 中变一段催化剂操作线的计算 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下：图313.3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

33、件：变换气的流量：184.68koml 设冷凝水的流量：X kg 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：1.75MPa冷凝水吸热Q1：据冷凝水的进口温度20查化工热力学可知h1 =83.96kJ/kg根据化工热力学可知：表310： T/K P/kPa H/(kJ/kg) 600 1600 3693.2 600 1800 3691.7 700 1600 3919.7 700 1800 3918.5冷凝水要升温到353，所以设在353, 626K,1750kp时的焓值为h对温度进行内查法：1600kpa时： (626-600 )/ (h-3693.2

34、)=(700-626)/(3919.7-h) h=3752.09 kJ/kg1800kpa时：（626-600）/（h- 3691.7）=(700-626)/( 3918.5-h) h=3750.67 kJ/kg再对压力使用内查法得在353, 626K,1750kp时的焓值h为：(1750-1600)/(h-3752.09)=(1800-1750)/(3750.67-h)故：h=3751.02 kJ/kg Q1= X( 3751.02-83.96)变换气吸热Q2根据表37和表38得：表311：物质COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以Cpm= Yi*

35、Cp =33.92 kJ/（kmol.T）Q2=184.6833.92(415-353)=388389.4272 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 = 126.54 M3(标)水的量为：126.54+1000.6742=1127.2142 M3(标) = 50.3220 kmol所以进二段催化床层的变换气组分如下表：表312：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11.4323.1743.0115.680.2626.44100M3(标)487.39135.321833.84668

36、.3411.261127.204263.37kmol21.766.04181.8729.830.5050.32190.333.4中变炉二段催化床层的物料与热量衡算已知进中变炉二段催化床层的变换气干组分如下表：表313：组 分CO2COH2N2CH4合计含量15.544.3158.4721.130.35100M3(标)487.39135.321833.84668.3411.263136.16kmol21.766.0481.8729.830.50140.013.4.1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： 338.3180.74=25

37、3.7385M3(标) = 11.3276 kmol在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为：135.32-（338.318-253.7385）=50.7405 M3(标) = 2.27 kmol出中变炉二段催化床层的CO的量为： 135.32-50.7405=84.58667M3(标) =3.7762 kmol 故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：487.39+50.7405= 538.1313M3(标) =24.0237 kmol故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：1833.84+50.7405= 1884.5883M3(标) =84.1334 kmol所以在二段催化床层反应后的变

38、换气总量： V总（干）=84.58667+538.1313+1884.5883+668.34+11.26=3186.906M3(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314：组 分CO2COH2N2CH4合计含量16.792.7659.0920.990.35100M3(标)538.1384.591884.59668.3411.263186.91kmol24.023.7884.1329.830.50142.12故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：1127.2042-50.7405 = 1076.464M3(标) =48.056 kmol故出中变炉

39、二段催化床层的变换气湿组分中CO的含量：CO= =2.01%同理得：CO2= =12.62%H2= =44.20% N2= =15.68%CH4= =0.26% H2O= =25.25所以出中变炉的湿组分如下表：表315：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= （H2CO2）/（H2OCO）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=409设平均温距为44，则出中变炉二段催化床层的变换气温度为：409-44=3653.4.2中变炉二段催化床层的热量衡算以知条件：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3-4计算平均温度为632K时的生成焓。计算结果如下如下：表3