《年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计.pdf》由会员分享，可在线阅读，更多相关《年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计.pdf（50页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计1/50 毕业设计任务书一 设计要求：1.进行工段工艺流程设计，绘制带主要控制点的工艺流程图。2.进行工段物料计算、热量计算，并绘制物料衡算表、热量衡算表。3.进行工段设备设计、选型，制备设备一览表。4.编写工段工艺初步设计说明书。5.绘制主要设备结构图和工艺流程图设计原始数据：以在某化工厂的实际数据为原始数据组 分CO2CO H2N2O2CH4合计含量，9.60 11.42 55.71 22.56 0.33 0.38 100 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计1/50 目录说 明书 4 前言4 1.工艺原理 42.工艺条件 4 3.工艺流程的选择 5 4.主
2、要设备的选择说明5 5.工艺流程的说明6第一章物料与热量衡算71水汽比的确定72中变炉CO的实际变换率的求取 83中变炉催化剂平衡曲线94.最佳温度曲线的计算105中变炉一段催化床层的物料衡算116中变一段催化剂操作线的计算177中间冷淋过程的物料和热量衡算178中变炉二段催化床层的物料与热量衡算19 9中变二段催化剂操作线计算23 10.低变炉的物料与热量衡算24 11 低变催化剂操作线计算29 12 低变炉催化剂平衡曲线29 13.最佳温度曲线的计算30 14 废热锅炉的物料和热量衡算31 15.水蒸汽的加入34 16 主换热器的物料与热量的衡算34 17.调温水加热器的物料与热量衡算36
3、 第二章设备的计算37 1.中变炉的计算37 2.主换热器的计算 42 设计的综述 6参考文献 49 致谢50 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计2/50 第一章物料与热量衡算已知条件：组 分CO2CO H2N2O2CH4合计含量，9.60 11.42 55.71 22.56 0.33 0.38 100 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 3 万吨合成氨生产能力（一年连续生产330天）：日生产量：30000/330=90.9T/d
4、=3.79T/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：组 分CO2CO H2N2O2CH4合计含量，9.6 11.42 55.71 22.56 0.33 0.38 100 M3(标)284.44 338.32 1650.41 668.34 9.78 11.26 2962.50 kmol 12.696 15.103 73.679 29.837 0.436 0.503 132.25 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。进中变炉干气压力中P=1.75Mpa.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H
5、2O/CO=3.5 故 V（水）=3.5 V水=1184.113m3(标)，n(水)=52.862kmol 因此进中变炉的变换气湿组分组 分CO2CO H2N2O2CH4H2O 合计含量6.86 8.16 39.80 16.12 0.24 0.27 28.56 100 M3(标)284.42 338.32 1650.42 668.34 9.77 11.26 1184.12 4146.61 kmol12.69 15.10 73.68 29.84 0.44 0.50 52.86 185.12 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计3/50 2.中变炉 CO的实际变换率的求取：假定湿转化气为100mol
6、，其中 CO 湿基含量为 8.16，要求变换气中CO 含量为 2，故根据变换反应：CO+H2OH2+CO2，则 CO 的实际变换率公式为：Xp=aaaaYYYY1100（2-1）式中aY、aY分别为原料及变换气中CO 的摩尔分率（湿基）所以：Xp=16.8210010004.616.8=74则反应掉的 CO 的量为：8.1674=6.04 则反应后的各组分的量分别为：H2O=28.56-6.04+0.48=23CO=8.16-6.04=2.12H2=39.8+6.04-0.48=45.36CO2=6.86+6.04=12.9中变炉出口的平衡常数：Kp=（H2CO2）/（H2OCO）=12 查
7、小合成氨厂工艺技术与设计手册可知 Kp=12 时温度为 397。中变的平均温距为397-365=32根据合成氨工艺与节能可知中温变换的平均温距为：30到 50，中变的平均温距合理，故取的H2O/CO 可用。年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计4/50 3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XP=AWqU2100V=KPAB-CD q=WVU42U=KP（A+B）+（C+D）W=KP-1 其中 A、B、C、D 分别代表 CO、H2O、CO2及 H2的起始浓度计算结果列于下表：t 300 320 340 360 380 400 T 573 593
8、 6 Xp 0.9012 0.8737 0.8424 0.8074 0.7687 0.7058 t 420 440 460 T 693 713 733 Xp 0.6859 0.6416 0.5963 中变炉催化剂平衡曲线如下：0102030405060708090100300350400450500温 度（）CO转化率Xp年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计5/50 4.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1212ln1EEEERTTTmee进行计算。查 3000 吨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E1=10000千卡/公斤分子，E2=190
9、00千卡/公斤分子。最适宜温度计算结果列于下表中：Xp 0.9012 0.8737 0.8424 0.8074 0.7687 0.7058 T 526 546.8 564.2 581.5 598.8 624.5 t 256 273.8 291.2 308.5 325.8 351.5 Xp 0.67 0.64 0.61 0.58 0.55 0.52 T 638.2 649.4 660.7 671 681.6 692.6 t 365.2 376.4 387.3 398 408.6 419.6 Xp 0.49 0.45 T 702.6 716.6 t 429.6 443.6 将以上数据作图即得最适宜
10、温度曲线如下图：00.10.20.30.40.50.60.70.80.91250270290310330350370390410430450温 度（）CO转化率Xp年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计6/50 5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：组 分CO2CO H2N2O2CH4H2O 合计含量6.86 8.16 39.8 16.12 0.27 0.24 28.56 100 M3(标)284.42 338.18 1650.41 668.34 9.78 11.26 1184.11 4146.61 kmol12.69
11、 15.10 73.68 29.84 0.44 0.50 52.86 185.12 5.1 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+202.9908-2 9.776=1833.8478 M3(标)=81.868kmol 故在一段催化床层反应后
12、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）=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258=3136.1638 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=1638.31363272.135=4.31%年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计7/50 同理得：CO2=1638.31363908.487=15.54%H2=1638.31368478.1833=58.47%CO2=1638.31363908.487=15.54%N2
13、=1638.313634.668=21.13%CH4=1638.3136258.11=0.35%所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分：组 分CO2CO H2N2CH4合计含量15.54 4.31 58.47 21.13 0.35 100 M3(标)487.39 135.33 1833.84 668.34 11.25 3136.16 kmol21.76 6.04 81.87 29.83 0.50 140.01 剩余的 H2O 的量为：1184.113-202.9908+2 9.776=1000.6742 M3(标)=44.6729kmol 故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积：V总（湿）
14、=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6742=4136.838 M3(标)=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=838.41366742.1000=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=1554.01%54.15=11.78同理可得：CO=0413.010413.0=3.27H2=5847.015847.0=44.33N2=2131.012113.0=16.16年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计8/50 CH4=0003510035.0=0.27所以出中变炉
15、一段催化床层的变换气湿组分的含量（）：组 分CO2CO H2N2CH4H2O 合计含量11.78 3.27 44.33 16.16 0.27 24.19 100 M3(标)487.39 135.33 1833.84 668.34 11.26 1000.67 4136.92 koml 21.76 6.04 81.87 29.83 0.50 44.67 184.68 5.2 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（）组 分CO2CO H2N2CH4H2O 合计含量11.78 3.27 44.33 16.16 0.27 24.19 100 M3(标
16、)487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 1000.67 4136.92 koml 21.76 6.04 81.87 29.83 0.50 44.67 184.68 根据：Kp=（H2CO2）/（H2OCO）计算得 K=6.6 查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当Kp=6.6 时 t=445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：445-35=4155.3 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：在变化气中含有CO，H2O，O2，H2这 4 种物质会发
17、生以下2 种反应：CO+H2O=CO2+H2（1）O2+2H2=2 H2O（2）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 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计9/50 式中：HT 气体在T298在 TK 的统一基准焓，kcal/kmol(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/（k
18、mol.）气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：Cp=A0+A1 T+A2 T2+A3 T3+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+a1 T+a2 T2+a3 T3+a4T4(5-1)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=A3/4 a0=H0298298.16a1298.162a2298.163a3298.164a4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=（
19、niHi）始（ni Hi）末 (5-2)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；（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；Hi 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下表中年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计10/50 气体统一基准焓（通式）常数表5-1.1 分 子式a0a1a2 a3a4O21.9 0318 1035.80298 2.15675 103-7.40499 1071.08808 1010H2-2.11244 1037.20974-5.55
20、8381044.8459107-8.189571011H2O-6.0036 1047.11092 1.293191031.28506107-5.780391011N2-1.976731036.45903 5.181641042.03296107-7.656321011CO-2.836371046.26627 8.986941045.04519109-4.142721011CO2-96377.88867 6.396 5.05103-1.1351060.00 计算 O2的基准焓：根据基准焓的计算通式：Ht=a0+a1 T+a2 T2+a3 T3+a4T4在 415时 T=415+273=683K
21、将 O2的常数带入上式得：Ht=1.90318 103+5.80298683+2.15675 1036832-7.40499 107 6833+1.08808 1010 6834=6699.742kcal/kmo=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组分O2H2H2O CO CO2Ht（kcal/kmol）6699.742 2724.221-54502.665-23634.754-89956.678 Ht（kJ/kmol）28050.412 11405.772-228191.759-98953.987-376630.620 放热：CO+H
22、2O=CO2+H2（1）H1=（Hi）始（Hi）末=-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759=-38079.10484kJ/kmolQ1=9.062 （-38079.10484）=-345072.8481kJO2+2H2=2 H2O（2）Q2=H2=（ni Hi）始（ni Hi）末=-221354.6179kJ 气体反应共放热：Q=Q1+Q2=345072.8481+221354.6179=566427.4659kJ 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计11/50 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
23、+CT-2来计算热容，热容的单位为kJ/（kmol.T）表 5-1.2 物质CO H2H2O CO2N2a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-34.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105-0.46 0.502 0.33-8.53-CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容:表 5-1.3 物质a b/10-3c/10-6d/10-9CH417.45 60.46 1.117-7.2 计算结果得：物质CO CO2H2H2O N2CH4Cp 31 48.2 29.6 37.2 30.7 56.1 所以平均热容：Cpm=Yi*Cp=34.06
24、 KJ/（kmol.T）所以气体吸热 Q3=34.06184.68(415-330)=534667.068kJ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+Q4 Q4=31760.979 kJ 6 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 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计12/50 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：0102030405060708090100300350400450温 度（）CO转化率Xp7中间冷凝过程的物料
25、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：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：1750kp 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：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 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计13/50
26、 对温度进行内查法：1600kpa时(626-600)/(h-3693.2)=(700-626)/(3919.7-h)h=3752.09 kJ/kg 1800kpa时（626-600）/（h-3691.7）=(700-626)/(3918.5-h)h=3750.668 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)/(3750.668-h)h=3751.0235 kJ/kg Q1=X(3813.244875-83.96)变换气吸热 Q2根据表 5-1.2 和表 5-1.3 得：物质CO
27、CO2H2H2O N2CH4Cp 31 48.2 29.6 37.2 30.7 56.1 所以 Cpm=Yi*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(3751.0235-83.96)X=101.676kg=5.649 kmol=126.53M3(标)水的量为：126.53+1000.6742=1127.2042 M3(标)=50.3261 kmol 所以进二段催化床层的变换气组分：组 分CO2CO H2N2CH4H2O 合计含量11.432 3.17 43
28、.01 15.68 0.26 26.44 100 M3(标)487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 1127.20 4263.37 kmol21.76 6.041 81.87 29.83 0.50 50.32 190.33 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计14/50 8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：组 分CO2CO H2N2CH4合计含量15.54 4.31 58.47 21.13 0.35 100 M3(标)487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 3136.16 kmol21.
29、76 6.04 81.87 29.83 0.50 140.01 8.1 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=250.35532M3(标)=11.7658 kmol在中变炉二段催化床层的转化的CO 的量为：135.3272-（338.318-250.35532）=47.36452M3(标)=2.11 kmol 出中变炉二段催化床层的CO 的量为：135.3272-47.36452=87.96268 M3(标)=3.9269 kmol 故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：487.3908+47.36
30、4528=534.75532M3(标)=23.873 kmol 故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：1833.8478+47.36452=1881.21232M3(标)=83.9826 kmol 所以在二段催化床层反应后的变换气总量：V总（干）=87.96268+534.75532+1881.21232+668.34+11.258=3183.528 M3(标)=142.1218 kmol 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计15/50 所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分：组 分CO2CO H2N2CH4合计含量16.79 2.76 59.09 20.99 0.35 100 M3(标)53
31、4.75 87.96 1881.21 668.34 11.26 3183.53 kmol23.87 3.93 83.98 29.83 0.50 142.12 故在二段催化床层反应后剩余的H2O 的量为：1127.2042-47.36452=1079.84M3(标)=48.207 kmol 故出中变炉二段催化床层的变换气湿组分中CO 的含量：CO=37.42639626.87=2.06%同理得：CO2=37.426375532.534=12.54%H2=37.426321232.1881=44.125%N2=37.426334.668=15.67%CH4=37.4263258.11=0.26%H
32、2O=37.426384.1079=25.33%所以出中变炉的湿组分：组 分CO2CO H2N2CH4H2O 合计含量12.54 2.06 44.125 15.67 0.26 25.33 100 M3(标)534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32 kmol23.87 3.93 83.98 29.83 0.50 48.21 190.33 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计16/50 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=10.6 查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当Kp=10.6
33、 时 t=409设平均温距为 44，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：409-44=3658.2 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5-1 及表5-1.1 计算平均温度为632K 时的生成焓。计算结果如下：组分H2H2O CO CO2Ht（kcal/kmol）2373.4-54949.05-24005.565-90536.421 Ht（kJ/kmol）9936.95-230060.69-100506.5-379057.8
34、9 放热：CO+H2O=CO2+H2（1）H1=（Hi）始（Hi）末=-38553.74846 kJ/kg 所以得：Q1=2.11*38553.74846=81348.40955 kJ/kg 气体吸热 Q2：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）表 5-1.2 物质CO H2H2O CO2N2a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-34.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105-0.46 0.502 0.33-8.53-年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计17/
35、50 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容:物质a b/10-3c/10-6d/10-9CH417.45 60.46 1.117-7.2 计算结果：组分CO H2CO2H2O N2CH4Cp 28.56 29.25 47.3 36.78 30.31 53.72 所以得：Cpm=Yi*Cp=33.61KJ/（kmol.T）故：Q2=33.61190.33（365-353）=76763.46kJ 热损失：Q3=Q1-Q2=4584.95 kJ 9中变二段催化剂操作线计算由中变二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353中变炉出口气体温度365中变炉入口 CO 变换
36、率60%中变炉出口 CO 变换率74%01020304050607080352354356358360362364366温 度（）CO转化率Xp年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计18/50 所以中变炉的操作线如图：0102030405060708090100300325350375400425温 度（）CO转化率Xp 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计19/50 中变换炉物料量平衡表组分进中变换炉的物料量/m3出一段催化床层的物料量/m3CO2284.42 487.39 CO 338.32 135.33 H21650.42 1833.84 N2668.34 668.34 O29.77 CH41
37、1.26 11.26 H2O 1184.12 1000.67 合计4146.61 4136.92 组分进二段催化床层的物料量/m3出二段催化床层的物料量/m3CO2487.39 534.76 CO 135.32 87.96 H21833.84 1881.21 N2668.34 668.34 CH411.26 11.26 H2O 1127.20 1079.84 合计4263.32 4263.32 中变换炉一段热量平衡表反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ CO 反应：345072.848 534667.068 31760.979 O2反应：221354.6179 总热量：566427.
38、4659 中变换炉二段热量平衡表反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ 81348.40955 76763.46 4584.95 10.低变炉的物料与热量衡算已知条件：进低变炉的湿组分：组 分CO2CO H2N2CH4H2O 合计含量12.54 2.06 44.125 15.67 0.26 25.33 100 M3(标)534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.37 kmol23.87 3.93 83.98 29.84 0.50 48.21 190.33 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计20/50 所以进低变炉催化床层的变换气干组分
39、：组 分CO2CO H2N2CH4合计含量16.79 2.76 59.09 20.99 0.35 100 M3(标)534.76 87.96 1881.21 668.34 11.258 3183.53 kmol23.87 3.93 83.98 29.83 0.503 142.12 10.1 低变炉的物料衡算要将 CO降到 0.2（湿基）以下，则CO 的实际变换率为：Xp=aaaaYYYY1100=90.11则反应掉的 CO 的量为：87.9626890.11=79.264 M3(标)=3.539 kmol 出低温变换炉 CO 的量：87.96268-79.264=8.69868 M3(标)=0
40、.38833 kmol 出低温变换炉 H2的量：1881.21232+79.264=1960.475 M3(标)=87.5213 kmol 出低温变换炉 H2O 的量：1079.84-79.264=1000.576 M3(标)=44.67 kmol 出低温变换炉 CO2的量:534.75532+79.264=614.019 M3(标)=27.41 kmol 出低变炉催化床层的变换气干组分的体积：V总（干）=8.69868+1960.475+614.019+668.34+11.258=3262.794 M3(标)=145.66 kmol 故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO 的含量：CO=79
41、4.326269868.8=0.266%年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计21/50 同理得：CO2=794.3262019.614=18.82%H2=794.3262475.1960=60.08%N2=794.326234.668=20.48%CH4=794.3262258.11=0.35%出低变炉的干组分：组 分CO2CO H2N2CH4合计含量18.82 0.27 60.08 20.48 0.35 100 M3(标)614.02 8.70 1960.48 668.34 11.26 3262.79 kmol27.41 0.39 87.52 29.83 0.50 145.66 出低变炉催化床
42、层的变换气湿组分的体积：V总（干）=8.69868+1960.475+614.019+668.34+11.258+1000.576=4263.37 M3(标)=190.33 kmol 故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO 的含量：CO=10037.426369868.8=2.0%同理：CO2=10037.4263019.614=14.4%H2=10037.4263475.1960=45.98%N2=10037.426334.668=15.68%CH4=10037.4263258.11=0.26%H2O=10037.4263576.1000=23.47%所以出低变炉的湿组分：组 分CO2CO
43、H2N2CH4H2O 合计含量14.4 0.2 45.98 15.68 0.26 23.47 100 M3(标)614.02 8.70 1960.48 668.34 11.26 1000.58 4263.37 kmol27.41 0.39 87.52 29.83 0.50 44.67 190.33 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计22/50 对出底变炉的变换气温度进行估算：根据：Kp=（H2CO2）/（H2OCO）计算得 Kp=141.05 查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当Kp=141.05 时 t=223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：t=22320=20310
44、.2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Q1:在 203时，T=476K，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5-1 及表5-1.1 计算平均温度为476K 时的生成焓。计算结果如下：组分H2H2O CO CO2Ht（kcal/kmol）1241.516-56347.304-25178.916-92311.594 Ht（kJ/kmol）5197.977-2359149.084-105419.084-386490.181 放热：CO+H2O=CO2+H2（1）H1=（Hi）始（Hi）末=-399
45、58.286 kJ/kg 所以：Q1=3.53939958.286=141412.3742 kJ/kg 气体吸热 Q2：气体吸热时的平均温度：（181+203）/2=191.5，T=464.5K 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）年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计23/50 表 5-1.2 物质CO H2H2O CO2N2a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-34.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105-0.46 0.502 0.33-8.53-CH4
46、可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容表 5-1.3 物质a b/10-3c/10-6b/10-9CH417.45 60.46 1.117-7.2 计算结果：组分CO H2CO2H2O N2CH4Cp 30.1 29.03 44.39 35.13 29.85 45.05 所以得：Cpm=Yi*Cp=32.86kJ/（kmol.T）故：Q2=32.86190.33（203-181）=138401.9044kJ 热损失：Q3=Q1-Q2=141412.3742-138401.9044=3010.4698 kJ 低变换炉物料量平衡表组分进低温变换炉的物料量/m3出低温变换炉的物料量/m3C
47、O2534.76 614.02 CO 87.96 8.7 H21881.21 1960.48 N2668.34 668.34 CH411.26 11.26 H2O 1079.84 1000.58 合计4263.32 4263.32 低变换炉热量平衡表反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ 141412.3742 138401.9044 3010.4698 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计24/50 11低变催化剂操作线计算有低变二段催化剂变换率及热平衡计算结果知：低变炉入口气体温度181低变炉出口气体温度203低变炉入口 CO 变换率74%低变炉出口 CO 变换率90.11%0102
48、030405060708090100175180185190195200205温 度（）CO转化率Xp12 低变炉催化剂平衡曲线根据公式 XP=AWqU2100V=KPAB-CD q=WVU42U=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t 160 180 200 220 240 260 T 433 453 473 493 513 533 Xp 0.9769 0.9623 0.9389 0.9121 0.8732 0.8229 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计25/50 t 280 T 553 Xp 0.76 低变炉催化剂
49、平衡曲线如下：0102030405060708090100100150200250300温 度（）CO转化率Xp13.最佳温度曲线的计算由于低变炉选用 B302 型催化剂。查小合成氨厂工艺技术与设计手册B302 型催化剂的正反应活化能分别为E1=43164kJ/kmol CO 变化反应的逆反应活化能E2为：E2-E1=r(-H)对于 CO 变换反应r=1，则 E2=(-H)+E1H 为反应热，取其平均温度下的值，即：（181+203）/2=192，T=465K CO 的反应式为：CO+H2O=CO2+H2 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
50、算：H=3623109703.010845.2291.01000TTTkcal/kmol 年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计26/50 得：H=-9422.62 kcal/kmol=-39450.653 kJ/kmol E2=39450.653+43164=82614.653 kJ/kmol 最适宜温度曲线由式Tm=1212ln1EEEERTTee进行计算最适宜温度计算结果列于下表中：Xp 0.9769 0.9623 0.9389 0.9121 0.8732 0.8229 T 4 475 493 t 129 148 167 184 201 220 Xp 0.76 T 510 t 237 将以上