合成氨變換工段的工藝設計畢業(yè)設計

1、<p><b>　　摘 要</b></p><p>　　變換工序是合成氨中最重要的工序之一，在合成氨工藝的流程中起著非常重要的作用</p><p>　　本次設計為70 kt/a合成氨變換工段的工藝設計。本設計采用全低變的工藝流程.。根據(jù)有關文獻資料，完成物料、熱量的計算。并對第一變換爐、第二變換爐、煤氣換熱器以及變換氣換熱器等主要設備進行選型計算。并做

2、出了合成氨變換工段全低變的工藝流程圖和設備布置圖。所得結果基本滿足設計要求，工藝流程可行。</p><p>　　關鍵詞：合成氨；低溫變換；熱量衡算；物料衡算</p><p><b>　　.</b></p><p><b>　　Abstract</b></p><p>　　Transform proc

3、esses is one of the most important processes, and it plays a very important role in the industry of synthetic ammonia.</p><p>　　The task is the design of shift process in 70 kt/a NH3. The low-temperature shi

4、ft technology was adopted in this calculation.According to the relevant cultural heritage data, complete the calculation of material, calories. Furthermore, the size and type of the equipments were determined such as hea

5、t exchanger, shift converter, etc.Also do to synthesize an all of the ammonia transformation work segment low craft flow chart and equipments changing set out diagram.The results meet the requirements </p><p&g

6、t;<b>　　摘 要I</b></p><p>　　AbstractII</p><p><b>　　第一章 前言1</b></p><p>　　1.1 變換氣反應原理1</p><p>　　1.2 CO變換反應化學平衡2</p><p>　　1.3 CO

7、低溫變換催化劑5</p><p>　　1.3.1 低變催化劑的發(fā)展5</p><p>　　1.3.2 低變催化劑的主要成分5</p><p>　　1.3.3 催化劑的活性降低和中毒7</p><p>　　1.4 工藝流程簡述8</p><p>　　第二章 物料衡算及熱量衡算10</p>&

8、lt;p>　　2.1設計條件10</p><p>　　2.2 CO全變換過程總蒸汽比的計算10</p><p>　　2.3第一變換爐催化劑床層物料與熱量衡算11</p><p>　　2.3.1入第一變換爐催化劑床層汽氣比11</p><p>　　2.3.2 CO平衡變換率及出催化劑床層氣體的組成12</p>&l

9、t;p>　　2.3.3 第一變爐熱量衡算13</p><p>　　2.3.4第一變換爐催化劑層CO變換反應平衡曲線14</p><p>　　2.3.5 CO在第一變換爐催化劑床層最適宜溫度15</p><p>　　2.3.6 CO在第一變換爐催化劑層變換反應操作線16</p><p>　　2.4 第二變換爐第一段催化劑層物料及熱

10、量衡算17</p><p>　　2.4.1 第二變換爐第一段催化劑層汽/氣比17</p><p>　　2.4.2 第二變換爐第一段催化劑層CO的平衡轉化率計算18</p><p>　　2.4.3 出口溫度校核18</p><p>　　2.4.4 第二變換爐第一段催化劑熱量衡算18</p><p>　　2.4.

11、5 第二變換爐第一段催化劑床層平衡曲線計算19</p><p>　　2.4.6 CO在第二變換爐第一段催化劑層最適宜變換溫度20</p><p>　　2.4.7 CO在第二變換爐第一段催化劑層變換反應操作線20</p><p>　　2.5 第二變換爐第二段催化劑床層物料及熱量衡算21</p><p>　　2.5.1 第二變換爐第二段催

12、化劑層CO的平衡轉化率計算22</p><p>　　2.5.2第二變換爐第二段催化劑熱量衡算22</p><p>　　2.5.3平衡溫距校核23</p><p>　　2.5.4第二變換爐第二段催化劑床層平衡曲線計算24</p><p>　　2.5.5 CO在第二變換爐第二段催化劑層最適宜變換溫度24</p><

13、;p>　　2.5.6 CO在第二變換爐第二段催化劑層變換反應操作線25</p><p>　　2.6煤氣換熱器熱量衡算26</p><p>　　2.7 變換氣換熱器熱量衡算27</p><p>　　2.7.1進設備熱量計算27</p><p>　　2.7.2出設備熱量計算28</p><p>　　第三章

14、 主要設備計算29</p><p>　　3.1第一變換爐的計算29</p><p>　　3.1.1 催化劑用量計算29</p><p>　　3.1.2 催化劑床層阻力計算30</p><p>　　3.2第二變換爐的計算31</p><p>　　3.2.1 第二變換爐第一段催化劑用量計算31</p

15、><p>　　3.2.2 第二變換爐第二段催化劑用量計算32</p><p>　　3.2.3 第二變換爐催化劑床層阻力的計算33</p><p>　　3.3煤氣換熱器的計算35</p><p>　　3.3.1 設備直徑及管數(shù)確定36</p><p>　　3.3.2 設備規(guī)格的確定37</p>&l

16、t;p>　　3.3.3 傳熱系數(shù)計算37</p><p>　　3.3.4 傳熱面積計算42</p><p>　　3.3.5 列管長度的計算42</p><p>　　主要設備一覽表43</p><p>　　設計結果及總結44</p><p><b>　　參考文獻45</b><

17、/p><p><b>　　致 謝46</b></p><p><b>　　第一章 前言</b></p><p>　　合成氨生產(chǎn)常用的原料包括：焦碳、煤、焦爐氣、天然氣、石腦油和重油。</p><p>　　不論以固體、液體或氣體為原料，所得到的合成氨原料氣中均含有一氧化碳。固體燃料氣化所得半水煤氣中

18、的一氧化碳含量為28%~30%，烴類蒸汽轉化為12%~13%，焦爐轉化氣為11%~15%，重油部分氧化為44%~48%。一氧化碳的清除一般分為兩次。大部分一氧化碳，先通過變換反應，即在催化劑存在的條件下，一氧化碳與水蒸氣作用生成氫氣和二氧化碳。通過變換反應，既能把一氧化碳變?yōu)橐子谇宄亩趸?，同時，又可制得與反應了的一氧化碳相等摩爾的氫，而所消耗的只是廉價的水蒸氣。因此，一氧化碳的變換既是原料氣的凈化過程，又是原料氣制造的繼續(xù)。最后，

19、殘余的一氧化碳再通過銅氨液洗滌法、液氮洗滌法或甲烷化法等方法加以清除。變換工段是指CO與水蒸氣反應生成二氧化碳和氫氣的過程。目前，變換工序主要有“全低變”工藝和“中低變”工藝，此次設計運用的是“全低變”工藝</p><p>　　“全低變”工藝是90年代在我國小合成氨廠開始使用的，是從“中低變”演變而來，使用低溫活性較好的B302Q、B303Q等耐硫變換催化劑，各段進口溫度均在200 ℃左右。經(jīng)過幾年的發(fā)展，隨著耐

20、硫低溫催化劑的開發(fā)利用，“全低變”的工藝和設備不斷完善，操作水平也進一部提高，目前“全低變”工藝已進入成熟階段。該工藝具有蒸汽消耗低、系統(tǒng)阻力小、生產(chǎn)強度大等優(yōu)點。</p><p>　　1.1 變換氣反應原理</p><p>　　合成氨生產(chǎn)需要的原料氣是H2和N2，而半水煤氣中含有約30%左右的CO，需要將其除去。變換工段的目的就是將半水煤氣中的CO除去，在本質上是原料氣凈化的一個過程。為

21、了將CO除去，工業(yè)上采用的方法是:在催化劑存在的條件下，利用較為廉價的水蒸氣與CO反應，生成H2和CO2。</p><p>　　原料氣中的一氧化碳與水蒸汽的變換反應可用下式表示：</p><p><b>　?。?-1）</b></p><p>　　此反應為可逆放熱反應，反應熱為40964 J/mol，當開車正常生產(chǎn)后，即可利用其反應熱來維持過程

22、的繼續(xù)進行。</p><p>　　在一般情況下，一氧化碳與水蒸汽直接進行反應，其變換反應的速度是很慢的，如果用催化劑催化，則可以加快反應速度，大大有利于變換反應的進行。</p><p>　　隨著一氧化碳變換反應的進行，伴隨著微量的副反應發(fā)生，主要有如下幾種：</p><p><b>　?。?）甲烷的生成</b></p><p

23、><b>　　(1-2) </b></p><p><b>　?。?-3）</b></p><p><b>　?。?-4）</b></p><p>　　（2）一氧化碳的分解反應</p><p><b>　?。?-5）</b></p>&

24、lt;p>　?。?）有機硫的轉化反應 </p><p><b>　?。?-6）</b></p><p><b>　　（1-7）</b></p><p><b>　?。?-8）</b></p><p>　　1.2 CO變換反應化學平衡</p>&

25、lt;p>　　一氧化碳和水蒸汽的變換反應系可逆反應。</p><p><b>　　其平衡常數(shù)為：</b></p><p><b>　?。?-9）</b></p><p>　　式中：yi——各組分的摩爾分數(shù)</p><p>　　r ——氣體的逸度系數(shù)</p><p>　　

26、Kp——CO的平衡常數(shù)</p><p>　　由于小合成氨廠的變換反應多在壓力<2.0 MPa，溫度為180～250 ℃條件下進行的，其逸度系數(shù)接近于1，即：</p><p><b>　?。?-10）</b></p><p>　　則式（1-9）可簡化為：</p><p><b>　　（1-11）</b

27、></p><p>　　式中，Pi--各組分的分壓</p><p>　　由于變換反應是一個放熱反應，考慮平衡常數(shù)是溫度的函數(shù)，且隨溫度的升高而降低。平衡常數(shù)與溫度關系的表達式很多，數(shù)值各不相同，這是由于恒壓熱容等基礎熱平衡數(shù)據(jù)不同所致。本設計可采用下面的公式計算[1]。</p><p><b>　?。?-12）</b></p>

28、<p>　　式中，T——溫度，K</p><p><b>　?。?-13）</b></p><p>　　在變換范圍內，平衡常數(shù)也可用下面簡化式計算：</p><p><b>　?。?-14）</b></p><p>　　式（1-14）在低溫下計算出的Kp與式（1-12）及（1-13）相

29、差較大，溫度越高誤差越小。</p><p>　　CO變換反應的化學平衡的影響因素：</p><p><b>　　a. 溫度</b></p><p>　　溫度對變換反應的影響較大：溫度升高，反應速度加快。從化學平衡來看，降低反應溫度，增加蒸汽用量，有利于反應向生成氫氣和二氧化碳的方向進行，可以提高CO平衡轉化率。在變換反應的初期，反應物濃度高，提

30、高反應溫度，可加快正反應；在變換反應的后一階段，二氧化碳和氫氣的濃度增加，逆反應速度加快，因此，須設法降低反應溫度，使逆反應速度減慢，這樣可以得到較高的變換率。但降低溫度也減慢了反應速度，降低了催化劑的生產(chǎn)能力，應綜合考慮。對于一氧化碳含量較高的半水煤氣，開始反應時，為了加快反應速度，一般要在較高的溫度下進行，而在反應的后一階段，為了使反應比較完全，就必須使溫度降低一些，工業(yè)上采取的兩段中溫變換就是根據(jù)這一概念設計確定的。對于一氧化碳含

31、量在2%—4%的中溫變換氣體，只需要在230 ℃左右，用低溫變換催化劑進行低溫變換。此外，反應溫度與催化劑的活性有很大的關系，一般工業(yè)用的變換催化劑低于某一溫度反應便不能正常進行，而高于某一溫度也會損壞催化劑，因此一氧化碳變換反應必須在催化劑的適用溫度范圍內選擇合理的工藝條件。</p><p><b>　　b. 壓力</b></p><p>　　一氧化碳變換反應前后氣

32、體的分子數(shù)相同，若為理想氣體，壓力對于反應的平衡沒有影響。目前的工業(yè)操作條件下：壓力4.0 MPa氣壓下，溫度為200～500 ℃時，壓力對于變換反應沒有顯著的影響。但是在較高壓力下，反應物濃度增加，分子間的有效碰撞次數(shù)增加，可以加快變換反應速度，提高催化劑的生產(chǎn)能力。且各種氣體與理想氣體有一定的偏差，必須根據(jù)各氣體組分的逸度計算KP，因此壓力對CO的變換反應有一定的影響。</p><p><b>　　

33、c. 蒸汽添加量</b></p><p>　　一氧化碳變換反應為可逆反應，增加蒸汽量可使反應向正方向移動。因此，工業(yè)上一般均采用加入一定的過量水蒸氣的方法來提高一氧化碳的變換率。</p><p>　　實際上，當使用半水煤氣為原料，使用中溫鐵鉻催化劑的工藝流程中，一般采用H2O（汽）/CO（氣）=(3～4)/1；在使用鐵鎂催化劑的工藝流程中，一般采用H2O（汽）/CO（氣）=(3

34、～5)/1。</p><p>　　d. 二氧化碳濃度</p><p>　　從一氧化碳變換反應的方程式來看，如果出去生成的二氧化碳，有利于反應向正方向進行，并使變換反應接近于完成。除去二氧化碳可以采用良種方式：</p><p>　?。?）利用堿性氧化物與二氧化碳作用生成碳酸鹽，例如：</p><p><b>　?。?-15）<

35、/b></p><p>　　或利用堿性氧化物作為催化劑的的一種組分來吸收二氧化碳。由于（1-15）為一放熱反應，要對生成的熱量采取一定的措施。更重要的是這一反應進行到一定程度后要進行更換催化劑，增加了生產(chǎn)操作的復雜性，因此在實際中很少應用。</p><p>　?。?）在兩段變換催化劑之間或中變和低變之間，將氣體送往脫除二氧化碳裝置，然后再進行第二次變換。這種方法相互干擾較少，比較容易

36、實現(xiàn)，但增加了換熱和脫除二氧化碳的設備，流程要復雜一些。</p><p>　　1.3 CO低溫變換催化劑</p><p>　　1.3.1 低變催化劑的發(fā)展</p><p>　　隨著脫硫技術的進展，烴類蒸汽轉化鎳催化劑在工業(yè)上的廣泛應用，以及純凈合成氣的制造，特別是在60年代初，透平壓縮機在合成氨工業(yè)上的出現(xiàn)，大系列化合成氨工藝對原先脫除少量一氧化碳以及二氧化碳的銅堿

37、洗工序，已顯的很復雜，氣體精制度不能達到現(xiàn)代化工廠的要求（CO+CO2<10 mL?m-3）,因此從1963年開始，世界各國對低溫變換催化劑展開了廣泛的研究。</p><p>　　銅是合適的一氧化碳催化劑，能在較低溫度（200～250 ℃）下進行變換反應，一氧化碳平衡轉換率可達到99%左右。</p><p>　　但是純銅金屬催化劑在加熱到具有足夠反應速度的溫度時，會因燒結而損害表面結

38、構，使催化劑活性劇減，因此必須放入適當?shù)慕Y構性助催化劑，作為分散狀銅晶粒的間隔體。工業(yè)上采用的結構性助催化劑有高熔點、難還原的氧化鉻、氧化鋁、氧化錳、氧化鋇等，它們的存在，可增加催化劑抗燒結的作用，延長催化劑使用壽命，增長催化劑的成型性能和機械強度。</p><p>　　目前，中小型氮肥廠的低變催化劑均采用Co-Mo系催化劑。Co-Mo系變換催化劑是以Co, Mo為有效組份，以Al2O3為骨架，堿金屬或稀土金屬的

39、氧化物為輔助催化劑。Co-Mo系變換催化劑使用前必須先進行硫化，生成CoS, MoS2才能獲得高的活性。</p><p><b>　　硫化反應為：</b></p><p><b>　?。?-16）</b></p><p><b>　　（1-17）</b></p><p>　　1

40、.3.2 低變催化劑的主要成分</p><p>　　（1）鈷鉬系寬溫變換催化劑</p><p>　　Co-Mo系寬溫變換催化劑是近10年來國內研制的一種新型催化劑，它的特點是活性溫度低，耐硫性強，使用溫度范圍寬，因此它能廣泛的應用與煤、油為原料的小氮肥廠，并實現(xiàn)中變直接串低變的工藝流程。也可以用它取代中變催化劑，實現(xiàn)Co-Mo寬溫變換流程，還可望用于三催化劑工藝流程，以取代目前三催化劑流程

41、中的Cu-Zn系低變催化劑。</p><p>　　Co-Mo系寬溫變換催化劑的化學物理性質包括堆積密度、抗壓強度、形狀及尺寸等。</p><p>　　Co-Mo系寬溫變換催化劑的加工工藝有混碾法及浸漬法兩種，大多數(shù)Co-Mo系低變催化劑采用浸漬法工藝，如B302Q、B303Q、SB-3等。浸漬法是以球形為載體，將催化劑浸漬到載體內，由于載體本身強度高、相對密度小，故采用這種方法生產(chǎn)出來的催

42、化劑具有密度小，耐壓強度大，阻力小等優(yōu)點。</p><p>　　Co-Mo系寬溫變換催化劑不同于Cu-Zn系低變催化劑在于它的耐硫性特別強，正常生產(chǎn)中對氣體中的硫含量沒有上限要求，不論多高都可以直接進入。但對氣體最低含硫量卻有限制，即在一定反應溫度及蒸汽含量下，要求氣體中的含硫量不低于一定值，否則引起催化劑放硫而導致失活。</p><p>　　Co-Mo系寬溫變換催化劑的另一特點是可用于低

43、溫變換，也可以用于中溫變換，可在160～270 ℃（低變用），160～460 ℃（中變用）的寬廣范圍內使用。</p><p>　　（2）銅鋅系低變催化劑</p><p>　　金屬銅對一氧化碳的低溫變換具有高活性，因此國內外都把銅作為催化劑的主活性相。但已知純金屬銅當加熱到足夠反應的溫度時，會因燒結而使表面積縮小，從而失去活性。因此必須加入一組分或多組分的結構性助催化劑。</p>

44、<p>　　銅基催化劑的助催化劑組分有ZnO、Cr2O3、Al2O3、MgO、CuO、TiO2、MnO2等。ZnO用的最廣泛，最先出現(xiàn)的低溫變換催化劑，就是由ZnO和CuO兩個組分組成。ZnO有促進催化劑活性的作用，并能起改進銅微晶長大的穩(wěn)定和分散作用。但是銅-鋅二組分催化劑的熱穩(wěn)定性和壽命不夠理想，后來相繼出現(xiàn)CuO-ZnO-Cr2O3和CuO-ZnO-Al2O3催化劑。結構性助催化劑的加入不但和組分有關，而且和加入方法

45、更為密切。用機械混合的方法，往CuO-ZnO-Cr2O3催化劑中加入K2O、CaO、MgO、Al2O3、TiO2、MnO2則不影響催化劑的結構；但是用共沉淀的方法加入鋁和錳，將對催化劑的性質產(chǎn)生明顯的影響。例如添加錳的催化劑，顯示出很高的活性和良好的耐熱性。目前以普遍生產(chǎn)和采用的低溫變換催化劑為CuO-ZnO-Cr2O3和CuO-ZnO-Al2O3系，究竟哪一種性能優(yōu)越，目前還不能取得一致的意見。但是就催化劑生產(chǎn)的勞動條件來看，CuO-

46、 ZnO- Al2O3系要比CuO-ZnO-Cr2O3系好，其制造成本要看鋁的加入形式和來源。如果以硝酸鋁形式加入，則成本并不比加入氧化鉻低。</p><p>　　1.3.3 催化劑的活性降低和中毒</p><p><b>　　熱燒結</b></p><p>　　當溫度超過280℃時，還原態(tài)金屬銅容易產(chǎn)生燒結，使催化劑表面積顯著減少，活性急劇下

47、降。當溫度超過銅的熔點（1083 ℃）一半時，更容易燒結。</p><p>　　熱燒結引起催化劑表面積減少，主要是由于分散狀銅微晶粒，相鄰間的晶粒在一定溫度下擴散并使晶粒長大。從而使催化劑活性下降；溫度愈高，晶粒長大速度就愈快，表面積和活性的下降趨勢愈大。盡管作為結構性助催化劑的高熔點氧化鉻和氧化鋁的存在，間隔體對阻止銅晶粒的長大，也無濟于事。因此低溫變換催化劑的使用，必須嚴格控制反應溫度。</p>

48、<p><b>　　物理性破壞</b></p><p>　　這里所指的物理性破壞，主要是指催化劑在操作溫度下，由于水蒸氣在催化劑微孔內能夠凝聚和蒸發(fā)相繼反復進行，而使催化劑破裂，造成催化劑床層阻力增大。因此低溫變換反應必須控制在露點以上進行，這樣就使反映溫度、壓力、蒸汽量、干氣量之間保持一定的關系。</p><p><b>　　鹵素中毒</

49、b></p><p>　　在相當長的時間內，鹵素對低變催化劑的毒害作用被人們忽視。后來發(fā)現(xiàn)鹵素是比硫更厲害的毒物，進口氣中氯化物僅，就會顯著的毒害低變催化劑，氯海量在時，就認為被嚴重污染。</p><p><b>　　硫中毒</b></p><p>　　硫是銅基低變催化劑的主要毒物之一。由于脫硫技術的發(fā)展，原料氣中的硫能脫至以下，但原料氣

50、量很大，極微量的硫化物，經(jīng)日積月累后數(shù)量相當可觀，從而對低變催化劑造成很大危害。</p><p>　　1.4 工藝流程簡述</p><p>　　全低變的工藝流程示意圖見圖1-1。</p><p>　　圖1-1 低溫變換工藝流程示意圖</p><p>　　Fig1-1 Schematic diagram of the low temperatu

51、re conversion process</p><p>　　半水煤氣首先進入油水分離器，脫除部分固體和液體雜質后進入活性炭濾油器，進一步脫除雜質。經(jīng)凈化的半水煤氣進入變換氣換熱器與從第二變換爐出來的變換氣進行逆向熱交換，使其溫度上升到180 ℃左右，變換氣溫度下降到160 ℃左右。出變換氣換熱器的半水煤氣再進入煤氣換熱器與從第一變換爐出來的變換氣進行逆向熱交換，變換氣自身的溫度下降到300 ℃左右，半水煤氣升

52、溫到200 ℃左右。出煤氣換熱器的半水煤氣與來自管網(wǎng)的中壓水蒸氣混合，一方面使半水煤氣溫度上升到變換反應溫度，另一方面使半水煤氣增濕，并達到設計要求所需要的汽氣比進入第一變換爐發(fā)生變換反應，在第一變換爐內CO的變換率可達到60%左右。經(jīng)第一變換爐變換后出來的變換氣進入煤氣換熱器與半水煤氣逆向換熱后進入淬冷過濾器I，逆向與噴淋下來的冷卻水換熱并使冷卻水汽化，此時變換氣的溫度下降到230 ℃左右，冷卻水和變換氣換熱后汽化，從而使蒸汽含量達到

53、設計要求，濕變換氣進入第二變換爐第一段催化劑床層進行變換反應。經(jīng)第二變換爐第一段催化劑床層變換反應后CO的變換率可達到85%左右，溫度上升到280 ℃左右進入淬冷過濾器II，逆向與噴淋下的冷卻水進行熱交換，使</p><p>　　第二章 物料衡算及熱量衡算</p><p><b>　　2.1設計條件</b></p><p>　　計算基準：1

54、噸NH3。</p><p><b>　　設備生產(chǎn)能力：</b></p><p>　　由設計所給條件取每噸氨耗用半水煤氣3520Nm3,則每小時的半水煤氣用量為：</p><p>　　3520×9.7222=34222.2 Nm3/h </p><p>　　初始半水煤氣組成見下表2-1。</p>&

55、lt;p>　　表2-1 初始半水煤氣組成</p><p>　　Table2-1 The composition of the initial semi-water gas</p><p>　　2.2 CO全變換過程總蒸汽比的計算</p><p>　　選用B302Q型催化劑，設第二變爐出口變換氣溫度為200 ℃，平衡溫距為24 ℃，則計算時取變換溫度為t=

56、224℃。</p><p>　　CO和H2O的反應方程式為：</p><p>　　設 A B C D</p><p>　　設CO變換反應的變換量為△CO，則變換反應的平衡常數(shù)Kp：</p><p><b>　　（2-1）</b></p><p>　　本設計所

57、給條件CO的變換率為99%，則:</p><p>　　查文獻[1]可知在220℃時CO變換的平衡常數(shù)Kp=140.96。并由表2-1可知A、C、D的值分別為30.8%、7.0%、37.8%，將A、C、D和Kp的值代入式（2-1）求得：B=75.0。即可知總水氣比為75.0/100。</p><p>　　2.3第一變換爐催化劑床層物料與熱量衡算</p><p>　　2

58、.3.1入第一變換爐催化劑床層汽氣比</p><p>　　設CO在催化劑床層轉化率為60.0%，且O2全部和H2燃燒生成H2O，則CO的反應量△CO為： </p><p>　　30.8%×60%=18.48 Nm3/100 Nm3干半水煤氣</p><p>　　則CO的總反應量為：</p><p>　　設氣體出催化劑床層的

59、溫度為360 ℃，取平衡溫距為20 ℃，則計算所取溫度為380 ℃。</p><p>　　查文獻[1]知380 ℃時的Kp=14.6，由式（2-1）代入數(shù)據(jù)可得：</p><p>　　解上式得 B=25.72</p><p>　　即此時的汽氣比為 25.72/100。</p><p>　　入爐蒸汽量

60、</p><p>　　入爐濕氣的量 34222.2+8802.2=43024.4 Nm3=1920.7 kmol</p><p>　　由此可計算出入爐的濕氣組成，結果見下表2-2。</p><p>　　表2-2 入第一變換爐濕半水煤氣組成</p><p>　　Table2-2 The composition of the

61、 wet semi-water gas into the first shift converter</p><p>　　2.3.2 CO平衡變換率及出催化劑床層氣體的組成</p><p>　　設360℃時的平衡變換率為Xp， 360 ℃時的Kp=18.371]，代入式（2-1）得：</p><p>　　則實際變換率為平衡變換率 </p><p

62、>　　由以上計算知實際反應掉的CO的量為</p><p>　　10540.4×0.6=6324.2 Nm3。</p><p><b>　　出催化劑層干氣體量</b></p><p>　　由以上計算可得出催化劑干氣體組成，見下表2-3。</p><p>　　表2-3 出第一變換爐催化劑變換氣干氣體組成&

63、lt;/p><p>　　Table2-3 The composition of the dried semi-water gas out the first converter</p><p>　　出一段催化劑層剩余濕氣量</p><p>　　34024.4+8802.2-102.7=42723.9 Nm3</p><p><b>　　

64、剩余蒸汽量 </b></p><p>　　剩余CO的量 10540.4-6324.2=4216.2 Nm3</p><p><b>　　CO在濕氣中含量 </b></p><p>　　同理，可求出CO2、H2、CH4、N2、H2O在濕氣中的含量，結果見下表2-4。</p><p>　　表2-4 出

65、第一變換爐催化劑變換氣濕氣組成</p><p>　　Table2-4 The composition of the wet semi-water gas outlet the first converter</p><p>　　2.3.3 第一變爐熱量衡算</p><p>　?。?）第一變換爐內CO變換反應放熱量為Q1</p><p>　　氣

66、體由200 ℃上升到360 ℃，平均溫度tm=280 ℃。</p><p>　　查文獻[1]知CO變換反應的，則由表2-2和表2-4中的數(shù)據(jù)可求出</p><p>　　（2）氧氣和氫氣燃燒放熱Q2</p><p>　　查文獻[2]可知氧氣和氫氣燃燒焓為484017 kJ/kmol，則</p><p>　?。?）氣體溫度上升吸熱Q3</p

67、><p>　　在平均溫度285 ℃和平均壓力0.92 MPa下可查出</p><p>　　Cp(H2)=29.38 kJ/kmol?K Cp(N2)=30.39 kJ/kmol?K</p><p>　　Cp(CO)=30.57 kJ/kmol?K Cp(CO2)=46.32 kJ/kmol?K</p><p>

68、;　　Cp(CH4)=49.1 kJ/kmol?K Cp(O2)=31.78 kJ/kmol?K</p><p>　　Cp(H2O)= 35.59 kJ/kmol?K</p><p><b>　　則平均比熱容：</b></p><p>　　=33.84 kJ/kmol?K</p><p><b&g

69、t;　　氣體吸熱 </b></p><p>　　設熱損失 Q4 =3.9×106 kJ</p><p>　　由熱平衡方程式 </p><p>　　將上述數(shù)據(jù)代入熱平衡方程式知：△t=160 ℃。</p><p>　　可知道結果與實際所取溫度一致，故不需要進行重復計算。</p><p&

70、gt;　　2.3.4第一變換爐催化劑層CO變換反應平衡曲線</p><p>　　由平衡變換率的計算公式：</p><p>　　可求出各溫度下的平衡轉化率，結果見表2-5。</p><p>　　表2-5 第一變換爐CO在各溫度下的平衡轉化率</p><p>　　Table 2-5 The equilibrium conversion rat

71、e of CO in the first converter </p><p>　　以200 ℃為例，計算過程如下：</p><p>　　在200 ℃時，查表知Kp=220.90</p><p><b>　　由式（2-1）知：</b></p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)得：</b></p&g

72、t;<p>　　解上式可得：Xp= 0.8322</p><p>　　將以上數(shù)據(jù)作圖可得平衡曲線圖，見圖2-1。</p><p>　　2.3.5 CO在第一變換爐催化劑床層最適宜溫度</p><p>　　查文獻可得最適宜溫度計算公式為[1]：</p><p><b>　?。?-3）</b></p>

73、;<p>　　式中，Tm——最適宜溫度，K</p><p>　　Te——平衡溫度，K</p><p>　　R——通用氣體常數(shù)，8.314 kJ/kmol</p><p>　　E1、E2——正、逆反應活化能，kJ/kmol</p><p>　　—— CO變換反應熱，kJ/kmol</p><p>　　對于變

74、換反應r =1</p><p>　　查文獻[1]可知 E1 = 43340 kJ/kmol，在平均溫度280 ℃時，由式：</p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)，可得</b></p><p>　　=39576.2kJ/kmol。</p><p>　　CO變換的逆反應活化能E2為</p><p>　

75、　當Xp=83.22%時，Te=200+273.2=473.2 K</p><p>　　將上面的數(shù)據(jù)代入式（2-3）可得：</p><p>　　tm = 172.4 ℃。</p><p>　　同理，可分別求出各轉化率下的最適宜溫度，結果見下表2-6。</p><p>　　表2-6 第一變換爐CO轉換最適宜溫度</p><

76、;p>　　Table 2-6 The optimal temperature for CO in the first Shift Converter</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)作圖可求得最適宜溫度曲線，見圖2-1。</p><p>　　2.3.6 CO在第一變換爐催化劑層變換反應操作線</p><p>　　由第一變換爐催化劑變換率及熱平衡計算可知</

77、p><p>　　入口氣體溫度 200 ℃</p><p>　　出口氣體溫度 370 ℃</p><p>　　入口CO變換率 0</p><p>　　出口CO變換率 60.0%</p><p>　　由此可作出第一變換爐催化

78、劑床層操作線如圖2-1所示</p><p>　　2.4 第二變換爐第一段催化劑層物料及熱量衡算</p><p>　　2.4.1 第二變換爐第一段催化劑層汽/氣比</p><p>　　設在此段CO的總轉化率達到88%，可知CO在此段催化劑層的總轉化量為</p><p><b>　　kmol</b></p>&

79、lt;p>　　則知CO在此段催化劑層的轉化量為</p><p>　　9275.56-6324.26=2951.3Nm3=131.75 kmol</p><p>　　根據(jù)以上計算可得CO在此段的轉化率為</p><p>　　設氣體入口、出口溫度分別為230 ℃、280 ℃，平衡溫距取70 ℃，則出口氣體平衡溫度為350 ℃。查文獻[1]知此時的Kp=20.66。

80、</p><p>　　由前面的計算可知A=9.75、C=20.40、D=45.08代入式（2-1）解得B=30.58</p><p>　　則可以得到汽氣比為30.58/100。</p><p><b>　　此時所需總蒸汽量為</b></p><p><b>　　則需補充的蒸汽量為</b></p

81、><p>　　12244.4-2683.4=9561.0 Nm3</p><p><b>　　此時總的蒸汽量為</b></p><p>　　42723.9+9561.0=52286.9 Nm3</p><p>　　由以上的計算可求出此時的入爐濕氣組成，結果見下表2-7。</p><p>　　表2-7

82、 入第二變換爐第一段變換氣組成</p><p>　　Table2-7 The composition of the shift gas inlet the first paragraph of the second shift converter</p><p>　　2.4.2 第二變換爐第一段催化劑層CO的平衡轉化率計算</p><p>　　由出口平衡溫度350

83、℃，查文獻[1]知Kp=20.66，由公式（2-2）代入數(shù)據(jù)得：</p><p>　　出口濕氣體組成計算如下：</p><p><b>　　CO的量 </b></p><p><b>　　CO2的量 </b></p><p><b>　　H2的量 </b>&

84、lt;/p><p><b>　　H2O的量 </b></p><p>　　由上面的計算可得出出口濕變換氣的組成,結果見下表2-8。</p><p>　　表2-8 出第二變換爐第一段催化劑變換氣組成</p><p>　　Table2-7 The composition of the gas outlet the fi

85、rst paragraph of the second shift converter</p><p>　　2.4.3 出口溫度校核</p><p>　　由上述計算可知與所取Kp相差不大，故不重復計算。</p><p>　　2.4.4 第二變換爐第一段催化劑熱量衡算</p><p><b>　?。?）CO放熱Q1</b>

86、</p><p>　　設第二變換爐一段內CO變換反應放熱量為Q1</p><p>　　氣體由230℃升至280℃，平均溫度tm=255 ℃，查文獻[1]知</p><p>　　則 </p><p>　?。?）氣體溫度上升吸熱Q2</p><p>　　濕變換氣在平均溫度255 ℃，平均壓力0.94

87、 MPa下，查文獻[1]知</p><p>　　Cp(H2)=29.30 kJ/kmol?K Cp(N2)=29.78 kJ/kmol?K</p><p>　　Cp(CO)=30.00 kJ/kmol?K Cp(CO2)=45.75 kJ/kmol?K</p><p>　　Cp(CH4)=48.22 kJ/kmol?K

88、 Cp(H2O)=38.96 kJ/kmol?K</p><p><b>　　則</b></p><p>　　Q2 = 2219.2×34.68×△t</p><p>　?。?）假設熱損失Q3=kJ/kmol</p><p>　　由熱量平衡得 Q1=Q2+Q3</p>

89、;<p><b>　　△t=50 ℃</b></p><p>　　計算溫度與出口溫度一致，故不需要重復計算。</p><p>　　2.4.5 第二變換爐第一段催化劑床層平衡曲線計算</p><p>　　入此段催化劑床層汽/氣比為30.58/100。根據(jù)入此段催化劑床層的氣體組成，計算各溫度下的平衡轉化率，結果如表2-9。</

90、p><p>　　表2-9 CO在第二變換爐第一段催化劑平衡轉換率</p><p>　　Table 2-9 The equilibrium conversion rate of CO in the first stage of the second shift converter</p><p>　　以230 ℃為例進行計算。</p><p>

91、　　在230 ℃時查文獻[1]可知此時的Kp=125.68，把數(shù)據(jù)代入式（2-1）可得：</p><p>　　由表中數(shù)據(jù)作圖即可求得平衡曲線，見圖2-2。</p><p>　　2.4.6 CO在第二變換爐第一段催化劑層最適宜變換溫度</p><p>　　最適宜溫度可由式（2-3）計算，查文獻[1]知B302Q型催化劑的E1=43340 kJ，在平均溫度255 ℃時：

92、</p><p>　　則 </p><p>　　由式（2-3）代入數(shù)據(jù)可計算出最適宜溫度，其結果見表2-10。</p><p>　　表2-10 CO在第二段變換爐第一段催化劑最適宜轉化溫度</p><p>　　Table 2-10 The optimal temperature for CO in the fir

93、st stage of the second shift converter</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)作圖即可求得此段最適宜溫度曲線，見圖2-2。</p><p>　　2.4.7 CO在第二變換爐第一段催化劑層變換反應操作線</p><p>　　由一段催化劑變換率及熱平衡計算結果可知</p><p>　　入口氣體溫度 2

94、30 ℃</p><p>　　出口氣體溫度 280 ℃</p><p>　　入口變換率 60.0%</p><p>　　出口變換率 62.5%（總變換率85%）</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)即可作出此段催化劑床層的操作線，見圖2-2。</p><p>　　2.

95、5 第二變換爐第二段催化劑床層物料及熱量衡算</p><p>　　由前面的計算可知在CO的變換過程中須加入的總蒸汽量為</p><p>　　第一變換爐催化劑層及第二變換爐第一段催化劑層加入的蒸汽量分別為8802.2 Nm3、9561.0 Nm3。在此段催化劑層須加入的蒸汽量為</p><p>　　28733.0-8802.2-9561.0=10369.8 Nm3。&

96、lt;/p><p>　　由此可知進入此段催化劑層的濕氣組成，結果見表2-11。</p><p>　　表2-11 入第二變換爐第二段催化劑層變換氣組成</p><p>　　Table2-11 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift converter

97、</p><p>　　可知CO在此段變換量為</p><p>　　10540.4×0.99-(10540.4-1264.9)=1159.5Nm3=51.76 kmol</p><p>　　CO在此段的轉化率為</p><p>　　2.5.1 第二變換爐第二段催化劑層CO的平衡轉化率計算</p><p>　　由

98、出口平衡溫度200 ℃，查文獻[1]知道此時的Kp=220.90，由公式（2-2）代入數(shù)據(jù)得：</p><p>　　由上面的計算可得出出口濕變換氣的組成，結果見表2-12。</p><p>　　表2-12 出第二變換爐催化劑層濕變換氣組成</p><p>　　Table2-12 The composition of the wet shift gas outlet

99、the second stage of the second shift converter</p><p>　　出變換爐的干變換氣組成見表2-13。</p><p>　　表2-13 出第二變換爐第二段催化劑層干變換氣組成</p><p>　　Table2-13 The composition of the dried shift gas outlet the s

100、econd paragraph of the second shift converter</p><p>　　2.5.2第二變換爐第二段催化劑熱量衡算</p><p><b>　?。?）CO放熱Q1</b></p><p>　　設第二變換爐二段內CO變換反應放熱量為Q1：</p><p>　　出此段催化劑床層的溫度20

101、0 ℃，進口溫度175 ℃，平均溫度tm=187 ℃，查文獻[1] </p><p>　　則 </p><p>　　（2）氣體溫度上升吸熱Q2</p><p>　　氣體由175 ℃上升至200 ℃，在平均溫度tm=187 ℃，壓力1.0 MPa下，查文獻[1]知：</p><

102、;p>　　Cp(H2)=29.19 kJ/kmol?K Cp(N2)=29.62 kJ/kmol?K</p><p>　　Cp(CO)=29.78 kJ/kmol?K Cp(CO2)=45.53 kJ/kmol?K</p><p>　　Cp(CH4)=44.35 kJ/kmol?K Cp(H2O)=39.45 kJ/k

103、mol?K </p><p><b>　　平均熱容為</b></p><p>　?。?）假設熱損失 Q3= kJ。</p><p><b>　　由Q1=Q2+Q3</b></p><p><b>　　△t=25 ℃</b></p><p>　　計算溫度與

104、出口溫度一致，故不需要重復計算。</p><p><b>　　平衡溫距校核</b></p><p>　　查得當時，T=220.2 ℃，溫距為220.2-200=20.2 ℃與所取溫距相近，故不需要重復計算。</p><p>　　第二變換爐第二段催化劑床層平衡曲線計算</p><p>　　入此段催化劑床層汽/氣比為46.6

105、/100。根據(jù)入此段催化劑床層的氣體組成，計算各溫度下的平衡轉化率，結果如表2-14。</p><p>　　表2-14 CO在第二變換爐第二段催化劑平衡轉換率</p><p>　　Table 2-14 The equilibrium conversion rate of CO in the second paragraph of the second shift converter&l

106、t;/p><p>　　由表中數(shù)據(jù)作圖即可求得平衡曲線，見圖2-3。</p><p>　　2.5.5 CO在第二變換爐第二段催化劑層最適宜變換溫度</p><p>　　最適宜溫度可由式（2-3）計算，查文獻[1]知型B302Q催化劑的E1=43340 kJ，在平均溫度187 ℃時，，則有</p><p>　　由式（2-3）代入數(shù)據(jù)可計算出最適宜溫度

107、，其結果見表2-15。</p><p>　　表2-15 CO在第二段變換爐第二段催化劑最適宜轉化溫度</p><p>　　Table 2-10 The optimal temperature for CO in the second stage of the second shift converter</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)作圖即可求得最適宜溫度曲線，

108、見圖2-3。</p><p>　　2.5.6 CO在第二變換爐第二段催化劑層變換反應操作線</p><p>　　由二段催化劑變換率及熱平衡計算結果可知</p><p>　　此段入口氣體溫度 175 ℃</p><p>　　出口氣體溫度 200 ℃</p><p>　　

109、入口變換率 62.50%</p><p>　　出口變換率 93.33%（總變換率99%）</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)即可作出此段催化劑床層的操作線，見圖2-3。</p><p>　　圖2-3 第二變換爐第一段平衡曲線、最適宜溫度曲線、操作線</p><p>　　Fig2-

110、3 The equilibrium temperature curve, optimal temperature curve and operating line for the second stage of the second shift converter</p><p><b>　　煤氣換熱器熱量衡算</b></p><p><b>　　（1）已知

111、條件</b></p><p>　　進設備半水煤氣量（干）：1527.8 kmol 進設備變換氣量：1920.7 kmol</p><p>　　出設備半水煤氣量（濕）：1920.7 kmol 出設備變換氣量：1920.7 kmol</p><p>　　進設備半水煤氣溫度：t</p><p>　　出設備半水煤氣溫度：200

112、℃</p><p>　　進設備變換氣溫度：360 ℃</p><p>　　出設備變換氣溫度：200 ℃</p><p><b>　　熱量衡算</b></p><p>　　半水煤氣帶入熱Q1：</p><p>　　設半水煤氣進口溫度為187 ℃，查184 ℃，1.0 MPa下半水煤氣各組分的比熱容并

113、求出平均比熱容Cp(m)=30.75 kJ/kmol?K。</p><p>　　過熱蒸汽帶入熱Q2：</p><p>　　查文獻[3]可知在260 ℃，1.0 MPa下水蒸汽的焓為2902 kJ/kg，故</p><p>　　半水煤氣帶出熱Q3：</p><p>　　在200℃，1.0MPa下的半水煤氣的平均比熱容為Cp(m)=34.49 k

114、J/kmol?K。</p><p>　　出設備變換氣帶走熱量Q4：</p><p>　　200℃時，變換氣的平均比熱容為Cp(m)=34.49 kJ/kmol?K。</p><p>　　設熱損失 Q5=2.78×106 kJ</p><p>　　由熱量衡算知 </p><p&g

115、t;　　代入數(shù)據(jù)計算可得 t=185.4 ℃</p><p>　　與所設溫度相近，故不需要重復計算。即入設備半水煤氣溫度為187 ℃。</p><p>　　2.7 變換氣換熱器熱量衡算</p><p>　　根據(jù)前面的計算，進出變換氣換熱器的物料參數(shù)為</p><p>　　進出設備變換氣量（濕）：2815.2 kmol 進設備變

116、換氣溫度：200 ℃</p><p>　　進出設備半水煤氣量（干）：1527.8 kmol 出設備變換氣溫度：155 ℃</p><p>　　出設備半水煤氣溫度：187 ℃</p><p>　　但進設備半水煤氣溫度還未知，設為t。</p><p>　　2.7.1進設備熱量計算</p><p>　?。?）變換氣帶入

117、熱Q1</p><p>　　在200 ℃、1.0 MPa下，查文獻[1]知平均比熱容為37.02 kJ/kmol?K。</p><p><b>　　kJ</b></p><p>　　（2）半水煤氣帶入熱Q2</p><p>　　設進設備半水煤氣溫度為125 ℃、在壓力1.0 MPa下，查文獻[1]可計算出此時的平均比熱容

118、為30.57 kJ/kmol?K。</p><p>　　2.7.2出設備熱量計算</p><p><b>　?。?）變換氣帶出熱</b></p><p>　　在155 ℃、1.0 MPa下，查文獻[1]計算平均比熱容為32.69 kJ/kmol?K。</p><p>　?。?）半水煤氣帶出熱</p><

119、;p>　　在187 ℃、1.0 MPa下，查文獻[1]計算平均比熱容為29.78 kJ/kmol?K。</p><p>　　設 Q5=4.14×106 kJ</p><p>　　由 </p><p>　　可得 t=126.2 ℃</p>&l

120、t;p>　　與假設溫度相近,故不需計算。即進設備半水煤氣溫度為125 ℃。</p><p>　　第三章 主要設備計算</p><p><b>　　第一變換爐的計算</b></p><p><b>　　已知條件：</b></p><p>　　平均操作壓力：1.74 MPa