合成氨变换工段工艺设计

武汉工程大学本科毕业设计

摘 要

变换工序是合成氨中最重要的工序之一，在合成氨工艺的流程中起着非常重要的作用

本次设计为70 kt/a合成氨变换工段的工艺设计。本设计采用全低变的工艺流程.。根据有关文献资料，完成物料、热量的计算。并对第一变换炉、第二变换炉、煤气换热器以及变换气换热器等主要设备进行选型计算。并做出了合成氨变换工段全低变的工艺流程图和设备布置图。所得结果基本满足设计要求，工艺流程可行。

关键词：合成氨；低温变换；热量衡算；物料衡算

.

I

武汉工程大学本科毕业设计

Abstract

Transform processes is one of the most important processes, and it plays a very important role in the industry of synthetic ammonia.

The task is the design of shift process in 70 kt/a NH3. The low-temperature shift 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 heat 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 of the design task well, the craft process can go.

II

武汉工程大学本科毕业设计

摘 要........................................................................................................................................... I Abstract.......................................................................................................................................... II 第一章 前言 ................................................................................................................................... 1

1.1 变换气反应原理 ................................................................................................................ 1 1.2 CO变换反应化学平衡 ...................................................................................................... 2 1.3 CO低温变换催化剂 .......................................................................................................... 5

1.3.1 低变催化剂的发展 ................................................................................................. 5 1.3.2 低变催化剂的主要成分 ......................................................................................... 5 1.3.3 催化剂的活性降低和中毒 ..................................................................................... 7 1.4 工艺流程简述 .................................................................................................................... 8 第二章 物料衡算及热量衡算 ................................................................................................... 10

2.1设计条件 ........................................................................................................................... 10 2.2 CO全变换过程总蒸汽比的计算 .................................................................................... 10 2.3第一变换炉催化剂床层物料与热量衡算 ....................................................................... 11

2.3.1入第一变换炉催化剂床层汽气比 ........................................................................ 11 2.3.2 CO平衡变换率及出催化剂床层气体的组成 ..................................................... 12 2.3.3 第一变炉热量衡算 ............................................................................................... 13 2.3.4第一变换炉催化剂层CO变换反应平衡曲线 .................................................... 14 2.3.5 CO在第一变换炉催化剂床层最适宜温度 ......................................................... 15 2.3.6 CO在第一变换炉催化剂层变换反应操作线 ..................................................... 16 2.4 第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算 .............................................................. 17

2.4.1 第二变换炉第一段催化剂层汽/气比 .................................................................. 17 2.4.2 第二变换炉第一段催化剂层CO的平衡转化率计算........................................ 18 2.4.3 出口温度校核 ....................................................................................................... 18 2.4.4 第二变换炉第一段催化剂热量衡算 ................................................................... 18 2.4.5 第二变换炉第一段催化剂床层平衡曲线计算 ................................................... 19 2.4.6 CO在第二变换炉第一段催化剂层最适宜变换温度 ......................................... 20 2.4.7 CO在第二变换炉第一段催化剂层变换反应操作线 ......................................... 20 2.5 第二变换炉第二段催化剂床层物料及热量衡算 .......................................................... 21

2.5.1 第二变换炉第二段催化剂层CO的平衡转化率计算........................................ 22 2.5.2第二变换炉第二段催化剂热量衡算 .................................................................... 22 2.5.3 平衡温距校核 ................................................................................................. 23 2.5.4 第二变换炉第二段催化剂床层平衡曲线计算 ............................................. 24 2.5.5 CO在第二变换炉第二段催化剂层最适宜变换温度 ......................................... 24 2.5.6 CO在第二变换炉第二段催化剂层变换反应操作线 ......................................... 25 2.6 煤气换热器热量衡算 ................................................................................................. 26 2.7 变换气换热器热量衡算 .................................................................................................. 27

2.7.1进设备热量计算 .................................................................................................... 27 2.7.2出设备热量计算 .................................................................................................... 28

第三章 主要设备计算 ................................................................................................................. 29

3.1 第一变换炉的计算 ..................................................................................................... 29

3.1.1 催化剂用量计算 ................................................................................................... 29 3.1.2 催化剂床层阻力计算 ........................................................................................... 30

III

武汉工程大学本科毕业设计

第二变换炉的计算 ..................................................................................................... 31 3.2.1 第二变换炉第一段催化剂用量计算 ................................................................... 31 3.2.2 第二变换炉第二段催化剂用量计算 ................................................................... 32 3.2.3 第二变换炉催化剂床层阻力的计算 ................................................................... 33 3.3 煤气换热器的计算 ..................................................................................................... 35

3.3.1 设备直径及管数确定 ........................................................................................... 36 3.3.2 设备规格的确定 ................................................................................................... 37 3.3.3 传热系数计算 ....................................................................................................... 37 3.3.4 传热面积计算 ....................................................................................................... 42 3.3.5 列管长度的计算 ................................................................................................... 42

主要设备一览表 ............................................................................................................................. 43 设计结果及总结 ............................................................................................................................. 44 参考文献......................................................................................................................................... 45 致 谢 ............................................................................................................................................ 46

3.2

IV

武汉工程大学本科毕业设计

第一章 前言

合成氨生产常用的原料包括：焦碳、煤、焦炉气、天然气、石脑油和重油。 不论以固体、液体或气体为原料，所得到的合成氨原料气中均含有一氧化碳。固体燃料气化所得半水煤气中的一氧化碳含量为28%~30%，烃类蒸汽转化为12%~13%，焦炉转化气为11%~15%，重油部分氧化为44%~48%。一氧化碳的清除一般分为两次。大部分一氧化碳，先通过变换反应，即在催化剂存在的条件下，一氧化碳与水蒸气作用生成氢气和二氧化碳。通过变换反应，既能把一氧化碳变为易于清除的二氧化碳，同时，又可制得与反应了的一氧化碳相等摩尔的氢，而所消耗的只是廉价的水蒸气。因此，一氧化碳的变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。最后，残余的一氧化碳再通过铜氨液洗涤法、液氮洗涤法或甲烷化法等方法加以清除。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。目前，变换工序主要有―全低变‖工艺和―中低变‖工艺，此次设计运用的是―全低变‖工艺

“全低变”工艺是90年代在我国小合成氨厂开始使用的，是从“中低变”演变而来，使用低温活性较好的B302Q、B303Q等耐硫变换催化剂，各段进口温度均在200 ℃左右。经过几年的发展，随着耐硫低温催化剂的开发利用，“全低变”的工艺和设备不断完善，操作水平也进一部提高，目前“全低变”工艺已进入成熟阶段。该工艺具有蒸汽消耗低、系统阻力小、生产强度大等优点。 1.1 变换气反应原理

合成氨生产需要的原料气是H2和N2，而半水煤气中含有约30%左右的CO，需要将其除去。变换工段的目的就是将半水煤气中的CO除去，在本质上是原料气净化的一个过程。为了将CO除去，工业上采用的方法是:在催化剂存在的条件下，利用较为廉价的水蒸气与CO反应，生成H2和CO2。

原料气中的一氧化碳与水蒸汽的变换反应可用下式表示： CO+H?O2 C?HQ （1-1）2O+21

武汉工程大学本科毕业设计

此反应为可逆放热反应，反应热为40964 J/mol，当开车正常生产后，即可利用其反应热来维持过程的继续进行。

在一般情况下，一氧化碳与水蒸汽直接进行反应，其变换反应的速度是很慢的，如果用催化剂催化，则可以加快反应速度，大大有利于变换反应的进行。

随着一氧化碳变换反应的进行，伴随着微量的副反应发生，主要有如下几种：

（1）甲烷的生成

2CO?2H2?CH4?CO2?Q (1-2) CO?3H2?CH4?H2O?Q （1-3） CO2?4H2?CH4?2H2O?Q

（2）一氧化碳的分解反应

2CO?C?CO2?Q （1-5） （3）有机硫的转化反应

（1-4）

COS?H2?CO?H2S （1-6） COS?H2O?CO2?H2S （1-7）

CS2?2H2O?CO2?2H2S （1-8）

1.2 CO变换反应化学平衡

一氧化碳和水蒸汽的变换反应系可逆反应。

CO?H2O?CO2?H2?Q

其平衡常数为：

KP?yCO2yH2rCO2rH2? （1-9）

yCOyH2OrCOrH2O式中：yi——各组分的摩尔分数

r ——气体的逸度系数 Kp——CO的平衡常数

由于小合成氨厂的变换反应多在压力<2.0 MPa，温度为180～250 ℃条件下

2

武汉工程大学本科毕业设计

进行的，其逸度系数接近于1，即：

rCO2rH2rCOrH2O?kr?1 （1-10）

则式（1-9）可简化为：

KP?式中，Pi--各组分的分压

yCO2yH2yCOyH2O?PCO2PH2PCOPH2O （1-11）

由于变换反应是一个放热反应，考虑平衡常数是温度的函数，且随温度的升高而降低。平衡常数与温度关系的表达式很多，数值各不相同，这是由于恒压热容等基础热平衡数据不同所致。本设计可采用下面的公式计算[1]。

lgKP?2185?0.11021lgT?0.6218?10?3T?1.0604?10?7T2?2.218 T（1-12）

式中，T——温度，K

KP?exp(5025.163?0.0936lnT?1.4555?10?3T?2.4887?10?7T2?5.2894) T（1-13）

在变换范围内，平衡常数也可用下面简化式计算：

lnKP?4757?4.33 （1-14） T式（1-14）在低温下计算出的Kp与式（1-12）及（1-13）相差较大，温度越高误差越小。

CO变换反应的化学平衡的影响因素： a. 温度

温度对变换反应的影响较大：温度升高，反应速度加快。从化学平衡来看，降低反应温度，增加蒸汽用量，有利于反应向生成氢气和二氧化碳的方向进行，可以提高CO平衡转化率。在变换反应的初期，反应物浓度高，提高反应温度，可加快正反应；在变换反应的后一阶段，二氧化碳和氢气的浓度增加，逆反应速度加快，因此，须设法降低反应温度，使逆反应速度减慢，这样可以得到较高的变换率。但降低温度也减慢了反应速度，降低了催化剂的生产能力，应综合考虑。对于一氧化碳含量较高的半水煤气，开始反应时，为了加快反应速度，一般要在较高的温度下进行，而在反应的后一阶段，为了使反应比较完全，就必须使温度

3

武汉工程大学本科毕业设计

降低一些，工业上采取的两段中温变换就是根据这一概念设计确定的。对于一氧化碳含量在2%—4%的中温变换气体，只需要在230 ℃左右，用低温变换催化剂进行低温变换。此外，反应温度与催化剂的活性有很大的关系，一般工业用的变换催化剂低于某一温度反应便不能正常进行，而高于某一温度也会损坏催化剂，因此一氧化碳变换反应必须在催化剂的适用温度范围内选择合理的工艺条件。

b. 压力

一氧化碳变换反应前后气体的分子数相同，若为理想气体，压力对于反应的平衡没有影响。目前的工业操作条件下：压力4.0 MPa气压下，温度为200～500 ℃时，压力对于变换反应没有显著的影响。但是在较高压力下，反应物浓度增加，分子间的有效碰撞次数增加，可以加快变换反应速度，提高催化剂的生产能力。且各种气体与理想气体有一定的偏差，必须根据各气体组分的逸度计算KP，因此压力对CO的变换反应有一定的影响。

c. 蒸汽添加量

一氧化碳变换反应为可逆反应，增加蒸汽量可使反应向正方向移动。因此，工业上一般均采用加入一定的过量水蒸气的方法来提高一氧化碳的变换率。

实际上，当使用半水煤气为原料，使用中温铁铬催化剂的工艺流程中，一般采用H2O（汽）/CO（气）=(3～4)/1；在使用铁镁催化剂的工艺流程中，一般采用H2O（汽）/CO（气）=(3～5)/1。

d. 二氧化碳浓度

从一氧化碳变换反应的方程式来看，如果出去生成的二氧化碳，有利于反应向正方向进行，并使变换反应接近于完成。除去二氧化碳可以采用良种方式： （1）利用碱性氧化物与二氧化碳作用生成碳酸盐，例如：

CaO?CO2?CaCO3

（1-15）

或利用碱性氧化物作为催化剂的的一种组分来吸收二氧化碳。由于（1-15）为一放热反应，要对生成的热量采取一定的措施。更重要的是这一反应进行到一定程度后要进行更换催化剂，增加了生产操作的复杂性，因此在实际中很少应用。 （2）在两段变换催化剂之间或中变和低变之间，将气体送往脱除二氧化碳装置，然后再进行第二次变换。这种方法相互干扰较少，比较容易实现，但增加了

4

武汉工程大学本科毕业设计

换热和脱除二氧化碳的设备，流程要复杂一些。 1.3 CO低温变换催化剂 1.3.1 低变催化剂的发展

随着脱硫技术的进展，烃类蒸汽转化镍催化剂在工业上的广泛应用，以及纯净合成气的制造，特别是在60年代初，透平压缩机在合成氨工业上的出现，大系列化合成氨工艺对原先脱除少量一氧化碳以及二氧化碳的铜碱洗工序，已显的很复杂，气体精制度不能达到现代化工厂的要求（CO+CO2<10 mL?m-3）,因此从1963年开始，世界各国对低温变换催化剂展开了广泛的研究。

铜是合适的一氧化碳催化剂，能在较低温度（200～250 ℃）下进行变换反应，一氧化碳平衡转换率可达到99%左右。

但是纯铜金属催化剂在加热到具有足够反应速度的温度时，会因烧结而损害表面结构，使催化剂活性剧减，因此必须放入适当的结构性助催化剂，作为分散状铜晶粒的间隔体。工业上采用的结构性助催化剂有高熔点、难还原的氧化铬、氧化铝、氧化锰、氧化钡等，它们的存在，可增加催化剂抗烧结的作用，延长催化剂使用寿命，增长催化剂的成型性能和机械强度。

目前，中小型氮肥厂的低变催化剂均采用Co-Mo系催化剂。Co-Mo系变换催化剂是以Co, Mo为有效组份，以Al2O3为骨架，碱金属或稀土金属的氧化物为辅助催化剂。Co-Mo系变换催化剂使用前必须先进行硫化，生成CoS, MoS2才能获得高的活性。

硫化反应为：

CoO ? H2S?CoS ? H2O ?Q （1-16） MoOH?S3? 22M2o?S2 （1-17） 3H?Q O1.3.2 低变催化剂的主要成分 （1）钴钼系宽温变换催化剂

Co-Mo系宽温变换催化剂是近10年来国内研制的一种新型催化剂，它的特点是活性温度低，耐硫性强，使用温度范围宽，因此它能广泛的应用与煤、油为

5

武汉工程大学本科毕业设计

原料的小氮肥厂，并实现中变直接串低变的工艺流程。也可以用它取代中变催化剂，实现Co-Mo宽温变换流程，还可望用于三催化剂工艺流程，以取代目前三催化剂流程中的Cu-Zn系低变催化剂。

Co-Mo系宽温变换催化剂的化学物理性质包括堆积密度、抗压强度、形状及尺寸等。

Co-Mo系宽温变换催化剂的加工工艺有混碾法及浸渍法两种，大多数Co-Mo系低变催化剂采用浸渍法工艺，如B302Q、B303Q、SB-3等。浸渍法是以球形

??Al2O3为载体，将催化剂浸渍到载体内，由于载体本身强度高、相对密度小，

故采用这种方法生产出来的催化剂具有密度小，耐压强度大，阻力小等优点。

Co-Mo系宽温变换催化剂不同于Cu-Zn系低变催化剂在于它的耐硫性特别强，正常生产中对气体中的硫含量没有上限要求，不论多高都可以直接进入。但对气体最低含硫量却有限制，即在一定反应温度及蒸汽含量下，要求气体中的含硫量不低于一定值，否则引起催化剂放硫而导致失活。

Co-Mo系宽温变换催化剂的另一特点是可用于低温变换，也可以用于中温变换，可在160～270 ℃（低变用），160～460 ℃（中变用）的宽广范围内使用。 （2）铜锌系低变催化剂

金属铜对一氧化碳的低温变换具有高活性，因此国内外都把铜作为催化剂的主活性相。但已知纯金属铜当加热到足够反应的温度时，会因烧结而使表面积缩小，从而失去活性。因此必须加入一组分或多组分的结构性助催化剂。

铜基催化剂的助催化剂组分有ZnO、Cr2O3、Al2O3、MgO、CuO、TiO2、MnO2等。ZnO用的最广泛，最先出现的低温变换催化剂，就是由ZnO和CuO两个组分组成。ZnO有促进催化剂活性的作用，并能起改进铜微晶长大的稳定和分散作用。但是铜-锌二组分催化剂的热稳定性和寿命不够理想，后来相继出现CuO-ZnO-Cr2O3和CuO-ZnO-Al2O3催化剂。结构性助催化剂的加入不但和组分有关，而且和加入方法更为密切。用机械混合的方法，往CuO-ZnO-Cr2O3催化剂中加入K2O、CaO、MgO、Al2O3、TiO2、MnO2则不影响催化剂的结构；但是用共沉淀的方法加入铝和锰，将对催化剂的性质产生明显的影响。例如添加锰的催化剂，显示出很高的活性和良好的耐热性。目前以普遍生产和采用的低温变换催化剂为CuO-ZnO-Cr2O3和CuO-ZnO-Al2O3系，究竟哪一种性能优越，目前还

6

武汉工程大学本科毕业设计

不能取得一致的意见。但是就催化剂生产的劳动条件来看，CuO- ZnO- Al2O3系要比CuO-ZnO-Cr2O3系好，其制造成本要看铝的加入形式和来源。如果以硝酸铝形式加入，则成本并不比加入氧化铬低。 1.3.3 催化剂的活性降低和中毒 （1） 热烧结

当温度超过280℃时，还原态金属铜容易产生烧结，使催化剂表面积显著减少，活性急剧下降。当温度超过铜的熔点（1083 ℃）一半时，更容易烧结。

热烧结引起催化剂表面积减少，主要是由于分散状铜微晶粒，相邻间的晶粒在一定温度下扩散并使晶粒长大。从而使催化剂活性下降；温度愈高，晶粒长大速度就愈快，表面积和活性的下降趋势愈大。尽管作为结构性助催化剂的高熔点氧化铬和氧化铝的存在，间隔体对阻止铜晶粒的长大，也无济于事。因此低温变换催化剂的使用，必须严格控制反应温度。 （2） 物理性破坏

这里所指的物理性破坏，主要是指催化剂在操作温度下，由于水蒸气在催化剂微孔内能够凝聚和蒸发相继反复进行，而使催化剂破裂，造成催化剂床层阻力增大。因此低温变换反应必须控制在露点以上进行，这样就使反映温度、压力、蒸汽量、干气量之间保持一定的关系。 （3） 卤素中毒

在相当长的时间内，卤素对低变催化剂的毒害作用被人们忽视。后来发现卤素是比硫更厉害的毒物，进口气中氯化物仅1?10?7，就会显著的毒害低变催化剂，氯海量在1?10?8时，就认为被严重污染。 （4） 硫中毒

硫是铜基低变催化剂的主要毒物之一。由于脱硫技术的发展，原料气中的硫能脱至1?10?7以下，但原料气量很大，极微量的硫化物，经日积月累后数量相当可观，从而对低变催化剂造成很大危害。

7

武汉工程大学本科毕业设计

1.4 工艺流程简述

全低变的工艺流程示意图见图1-1。

活变半水煤气 油性换煤第分炭气气一离滤换换变器油热热换 器器器炉 变淬淬变换气 换冷冷气过过冷滤滤却器器器ⅠⅡ 图1-1 低温变换工艺流程示意图

Fig1-1 Schematic diagram of the low temperature conversion process

半水煤气首先进入油水分离器，脱除部分固体和液体杂质后进入活性炭滤油器，进一步脱除杂质。经净化的半水煤气进入变换气换热器与从第二变换炉出来的变换气进行逆向热交换，使其温度上升到180 ℃左右，变换气温度下降到160 ℃左右。出变换气换热器的半水煤气再进入煤气换热器与从第一变换炉出来的变换气进行逆向热交换，变换气自身的温度下降到300 ℃左右，半水煤气升温到200 ℃左右。出煤气换热器的半水煤气与来自管网的中压水蒸气混合，一方面使半水煤气温度上升到变换反应温度，另一方面使半水煤气增湿，并达到设计要求所需要的汽气比进入第一变换炉发生变换反应，在第一变换炉内CO的变换率可达到

8

第二变换炉

武汉工程大学本科毕业设计

60%左右。经第一变换炉变换后出来的变换气进入煤气换热器与半水煤气逆向换热后进入淬冷过滤器I，逆向与喷淋下来的冷却水换热并使冷却水汽化，此时变换气的温度下降到230 ℃左右，冷却水和变换气换热后汽化，从而使蒸汽含量达到设计要求，湿变换气进入第二变换炉第一段催化剂床层进行变换反应。经第二变换炉第一段催化剂床层变换反应后CO的变换率可达到85%左右，温度上升到280 ℃左右进入淬冷过滤器II，逆向与喷淋下的冷却水进行热交换，使其温度下降到190 ℃左右，同时补充水蒸气，达到设计要的汽气比进入第二变换炉第二段催化剂床层进行变换，最终CO的变换率可达到99%。出第二变换炉第二段的变换气经过变换气换热器后，再经过变换气冷却器降温至40 ℃左右，去后续工段。

9

武汉工程大学本科毕业设计

第二章 物料衡算及热量衡算

2.1设计条件

计算基准：1吨NH3。

70?103?9.7222 t/h 设备生产能力：

300?24由设计所给条件取每吨氨耗用半水煤气3520Nm3,则每小时的半水煤气用量为：

3520×9.7222=34222.2 Nm3/h

初始半水煤气组成见下表2-1。

表2-1 初始半水煤气组成

Table2-1 The composition of the initial semi-water gas

组分 % Nm3 kmol

CO2 7.0 2395.6 106.9

CO 30.8 10540.4 470.6

H2 37.8 12936.0 577.5

CH4 1.5 513.3 22.9

O2 0.3 102.7 4.6

N2 22.6 7734.2 345.3

合计 100 34222.2 1527.8

2.2 CO全变换过程总蒸汽比的计算

选用B302Q型催化剂，设第二变炉出口变换气温度为200 ℃，平衡温距为24 ℃，则计算时取变换温度为t=224℃。

CO和H2O的反应方程式为：

CO?H2O?CO2?H2

设

A B C D

设CO变换反应的变换量为△CO，则变换反应的平衡常数Kp： Kp?pCO2pH2pCOpH2O?(C??CO)?(D??CO?2?O2%) （2-1）

(A??CO)?(B??CO?2?O2%)本设计所给条件CO的变换率为99%，则:

10

武汉工程大学本科毕业设计

?CO?30.8%?99%?30.49%

查文献[1]可知在220℃时CO变换的平衡常数Kp=140.96。并由表2-1可知A、C、D的值分别为30.8%、7.0%、37.8%，将A、C、D和Kp的值代入式（2-1）求得：B=75.0。即可知总水气比为75.0/100。 2.3第一变换炉催化剂床层物料与热量衡算 2.3.1入第一变换炉催化剂床层汽气比

设CO在催化剂床层转化率为60.0%，且O2全部和H2燃烧生成H2O，则CO的反应量△CO为：

30.8%×60%=18.48 Nm3/100 Nm3干半水煤气

则CO的总反应量为：34222.2?18.48?6324.3Nm3?282.3kmol 100设气体出催化剂床层的温度为360 ℃，取平衡温距为20 ℃，则计算所取温度为380 ℃。

查文献[1]知380 ℃时的Kp=14.6，由式（2-1）代入数据可得：

14.6?(7.0?18.48)?(37.8?18.48?2?0.3)

(30.8?18.48)?(B?18.48?2?0.3)解上式得 B=25.72 即此时的汽气比为 25.72/100。 入炉蒸汽量 34222.2?25.72?8802.2Nm3?393.0kmo l100入炉湿气的量 34222.2+8802.2=43024.4 Nm3=1920.7 kmol 由此可计算出入炉的湿气组成，结果见下表2-2。

表2-2 入第一变换炉湿半水煤气组成

Table2-2 The composition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分 % Nm3 kmol

CO2 5.57 2395.6 106.9

CO

H2

CH4 1.19 513.3 22.9

O2 0.24 102.77 4.6

H2O 20.46 9103.1 406.4

N2 17.98 7734.2 345.3

合计 100 43024.4 1920.7

24.50 30.07 105404 12936.0 470.6 577.5

11

武汉工程大学本科毕业设计

2.3.2 CO平衡变换率及出催化剂床层气体的组成

设360℃时的平衡变换率为Xp， 360 ℃时的Kp=18.371]，代入式（2-1）得：

18.37?(5.87?24.50?Xp)?(30.07?24.50?2?0.24)(24.50?24.50?XP)?(24.46?24.50?Xp?2?0.24)

?Xp?70.2

则实际变换率为平衡变换率

60?100%?85.47% 70.2由以上计算知实际反应掉的CO的量为

10540.4×0.6=6324.2 Nm3。

出催化剂层干气体量

34024.4?6324.2?3?102.7?40040.5Nm3

由以上计算可得出催化剂干气体组成，见下表2-3。

表2-3 出第一变换炉催化剂变换气干气体组成

Table2-3 The composition of the dried semi-water gas out the first converter 组分 % Nm3 kmol

H2 48.10 19260.2 859.8

CO 10.52 4216.2 188.2

CO2 21.78 8719.8 389.3

CH4 1.28 513.3 22.9

N2 19.32 7734.2 345.3

合计 100 400040.5 1787.5

出一段催化剂层剩余湿气量

34024.4+8802.2-102.7=42723.9 Nm3

.2?6324.2?2?102.7?2683.4 Nm3 剩余蒸汽量 8802剩余CO的量 10540.4-6324.2=4216.2 Nm3 CO在湿气中含量

4216.2?100%?9.87%

42723.9同理，可求出CO2、H2、CH4、N2、H2O在湿气中的含量，结果见下表2-4。

12

武汉工程大学本科毕业设计

表2-4 出第一变换炉催化剂变换气湿气组成

Table2-4 The composition of the wet semi-water gas outlet the first converter 组分 % Nm3 kmol

H2 45.08 19260.2 859.8

CO 9.87 4216.2 188.2

CO2 20.41 8719.8 389.3

CH4 1.20 513.3 22.9

N2 18.10 7734.2 345.3

H2O 5.73 2984.2 133.2

合计 100 42723.9 1907.3

2.3.3 第一变炉热量衡算

（1）第一变换炉内CO变换反应放热量为Q1 气体由200 ℃上升到360 ℃，平均温度tm=280 ℃。

查文献[1]知CO变换反应的(??H)?39572kJ/kmol，则由表2-2和表2-4中的数据可求出

Q1?(470.6?188.2)?39550?1.117?107kJ

（2）氧气和氢气燃烧放热Q2

查文献[2]可知氧气和氢气燃烧焓为484017 kJ/kmol，则

Q2?4.6?484017?2.226?106kJ

（3）气体温度上升吸热Q3

在平均温度285 ℃和平均压力0.92 MPa下可查出

Cp(H2)=29.38 kJ/kmol?K Cp(N2)=30.39 kJ/kmol?K Cp(CO)=30.57 kJ/kmol?K Cp(CO2)=46.32 kJ/kmol?K Cp(CH4)=49.1 kJ/kmol?K Cp(O2)=31.78 kJ/kmol?K Cp(H2O)= 35.59 kJ/kmol?K 则平均比热容：

CP(m)?0.4508?29.38?0.0987?30.57?0.181?30.39?0.241?46.32?0.012?49.1?0.0573?35.59=33.84 kJ/kmol?K

气体吸热 Q3?1907.3?33.84??t

13

武汉工程大学本科毕业设计

设热损失 Q4 =3.9×106 kJ

由热平衡方程式 Q1?Q2?Q3?Q 4将上述数据代入热平衡方程式知：△t=160 ℃。

可知道结果与实际所取温度一致，故不需要进行重复计算。 2.3.4第一变换炉催化剂层CO变换反应平衡曲线

由平衡变换率的计算公式： Kp?pCO2pH2pCOpH2O?(C?AXp)?(D?AXp)(A?AXp)?(B?AXp)

可求出各温度下的平衡转化率，结果见表2-5。

表2-5 第一变换炉CO在各温度下的平衡转化率

Table 2-5 The equilibrium conversion rate of CO in the first converter T，℃ Kp

200

230

250

270

290

310

330

350

370

400

220.9 125.7 87.50 62.65 46.00 34.54 26.47 20.66 16.39 13.20

Xp，% 83.22 80.08 77.96 75.66 73.22 70.67 68.06 65.39 62.69 60.00 以200 ℃为例，计算过程如下：

在200 ℃时，查表知Kp=220.90 由式（2-1）知：

Kp?代入数据得：

pCO2pH2pCOpH2O?(C?AXp)?(D?AXp?2?O2%)(A?AXp)?(B?AXp?2?O2%)

220.90?pCO2pH2pCOpH2O?(5.53?24.33XP)(29.86?24.33XP?2?0.24)

(24.33?24.33XP)(21.01?24.33XP?2?0.24)解上式可得：Xp= 0.8322

将以上数据作图可得平衡曲线图，见图2-1。

14

武汉工程大学本科毕业设计

2.3.5 CO在第一变换炉催化剂床层最适宜温度

查文献可得最适宜温度计算公式为[1]： Tm?Te （2-3）

RTeE21?InE2?E1E1式中，Tm——最适宜温度，K

Te——平衡温度，K

R——通用气体常数，8.314 kJ/kmol E1、E2——正、逆反应活化能，kJ/kmol

E2?E1?V(??HR)

??HR—— CO变换反应热，kJ/kmol 对于变换反应r =1

查文献[1]可知 E1 = 43340 kJ/kmol，在平均温度280 ℃时，由式：

?H??10000?0.291T?2.845?10?3T2?0.9703?10?6T3

代入数据，可得

??HR=39576.2kJ/kmol。

CO变换的逆反应活化能E2为

E2?E1?(??H)?43340?39576.2?82916.2kJ当Xp=83.22%时，Te=200+273.2=473.2 K 将上面的数据代入式（2-3）可得：

Tm?473.28.314?473.282916.251?ln

39576.243340?445.6K tm = 172.4 ℃。

同理，可分别求出各转化率下的最适宜温度，结果见下表2-6。

15

武汉工程大学本科毕业设计

表2-6 第一变换炉CO转换最适宜温度

Table 2-6 The optimal temperature for CO in the first Shift Converter

Xp，% 83.22 Te，K

473.2

80.08 503.2 473.8 200.6

77.96 523.2 492.6 219.5

75.66 543.2 511.5 238.3

73.22 563.2 530.3 257.1

70.67 583.2 549.2 276.0

68.06 603.2 568.0 294.8

65.39 623.2 586.8 3136

62.69 643.2 605.7 332.5

60.00 663.2 624.5 351.3

Tm，K 445.6 tm，℃

172.4

由以上数据作图可求得最适宜温度曲线，见图2-1。 2.3.6 CO在第一变换炉催化剂层变换反应操作线

由第一变换炉催化剂变换率及热平衡计算可知 入口气体温度 200 ℃ 出口气体温度 370 ℃ 入口CO变换率 0 出口CO变换率 60.0%

由此可作出第一变换炉催化剂床层操作线如图2-1所示

90807060转化率，P403020100100200平衡曲线300温度，℃最适宜温度400操作线500

16

武汉工程大学本科毕业设计

2.4 第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算 2.4.1 第二变换炉第一段催化剂层汽/气比

设在此段CO的总转化率达到88%，可知CO在此段催化剂层的总转化量为

?CO?10540.4?88%?9275.56Nm3?414.09kmol

则知CO在此段催化剂层的转化量为

9275.56-6324.26=2951.3Nm3=131.75 kmol

根据以上计算可得CO在此段的转化率为

2951.30?100%?70.0%

4216.2设气体入口、出口温度分别为230 ℃、280 ℃，平衡温距取70 ℃，则出口气体平衡温度为350 ℃。查文献[1]知此时的Kp=20.66。

由前面的计算可知A=9.75、C=20.40、D=45.08代入式（2-1）解得B=30.58 则可以得到汽气比为30.58/100。

此时所需总蒸汽量为

(42723.9?2683.4)?30.58?12244.4Nm3 100则需补充的蒸汽量为

12244.4-2683.4=9561.0 Nm3

此时总的蒸汽量为

42723.9+9561.0=52286.9 Nm3

由以上的计算可求出此时的入炉湿气组成，结果见下表2-7。

表2-7 入第二变换炉第一段变换气组成

Table2-7 The composition of the shift gas inlet the first paragraph of the second shift converter 组分 % Nm3 kmol

H2 38.08 19260.2 854.7

CO 8.42 4216.2 188.2

CO2 17.42 8719.8 389.3

CH4 1.03 513.3 22.9

N2 15.46 7734.2 345.3

H2O 24.47 12244.4 546.7

合计 100 52286.9 2234.2

17

武汉工程大学本科毕业设计

2.4.2 第二变换炉第一段催化剂层CO的平衡转化率计算

由出口平衡温度350℃，查文献[1]知Kp=20.66，由公式（2-2）代入数据得：

20.66?(17.42?8.42?Xp)(38.08?8.42?Xp)(8.42?8..42?Xp)(24.47?8.42?Xp)

?Xp?58.27%出口湿气体组成计算如下：

CO的量 4216.2?(1?0.7)?1264.9Nm3

1Nm3 CO2的量 8719.8?2951.3?1167.1H2的量 19054.8?2951.3?22211.5Nm3 H2O的量 12244.4?2951.3?9293.1Nm3

由上面的计算可得出出口湿变换气的组成,结果见下表2-8。

表2-8 出第二变换炉第一段催化剂变换气组成

Table2-7 The composition of the gas outlet the first paragraph of the second shift converter 组分 % Nm3 kmol

H2 44.38 22211.5 991.6

CO 2.53 1264.9 56.5

CO2 23.32 11671.1 521.0

CH4 1.02 513.3 22.9

N2 15.46 7734.2 345.3

H2O 18.57 9293.1 414.9

合计 100 52286.9 2234.2

2.4.3 出口温度校核

KP?CO2%?H2%0.2332?0.4438??22.03

CO%?H2O%0.0253?0.1857由上述计算可知与所取Kp相差不大，故不重复计算。 2.4.4 第二变换炉第一段催化剂热量衡算 （1）CO放热Q1

设第二变换炉一段内CO变换反应放热量为Q1

气体由230℃升至280℃，平均温度tm=255 ℃，查文献[1]知

18

武汉工程大学本科毕业设计

(??H)?39762kJ/kmol

则 Q1?3976?2(18?8.2（2）气体温度上升吸热Q2

7?0.6)?64. 6710kJ湿变换气在平均温度255 ℃，平均压力0.94 MPa下，查文献[1]知

Cp(H2)=29.30 kJ/kmol?K Cp(N2)=29.78 kJ/kmol?K Cp(CO)=30.00 kJ/kmol?K Cp(CO2)=45.75 kJ/kmol?K Cp(CH4)=48.22 kJ/kmol?K Cp(H2O)=38.96 kJ/kmol?K 则

CP(m)?0.2284?45.75?0.0318?30.00?0.4363?29.30?0.0103?48.22?0.1556?29.78?0.1376?38.96

?34.68kJ/kmol?K Q2 = 2219.2×34.68×△t

（3）假设热损失Q3=0.8?106kJ/kmol 由热量平衡得 Q1=Q2+Q3

4.67?106?Q2?2219.2?34.68??t?0.83?106 △t=50 ℃

计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算。 2.4.5 第二变换炉第一段催化剂床层平衡曲线计算

入此段催化剂床层汽/气比为30.58/100。根据入此段催化剂床层的气体组成，计算各温度下的平衡转化率，结果如表2-9。

表2-9 CO在第二变换炉第一段催化剂平衡转换率

Table 2-9 The equilibrium conversion rate of CO in the first stage of the second shift

converter

T，℃ Kp XP，%

230 125.68 90.45

250 87.50 86.88

270 62.65 84.54

290 46.00 77.72

310 34.54 72.23

330 26.47 66.26

350 20.66 59.91

19

武汉工程大学本科毕业设计

以230 ℃为例进行计算。

在230 ℃时查文献[1]可知此时的Kp=125.68，把数据代入式（2-1）可得：

125.6?pCO2pH2pCOpH2O?(17.42?8.42?XP)(38.08?8.42?Xp)(8.42?8.42?XP)(24.47?8.42?XP)

?XP?90.45由表中数据作图即可求得平衡曲线，见图2-2。 2.4.6 CO在第二变换炉第一段催化剂层最适宜变换温度

最适宜温度可由式（2-3）计算，查文献[1]知B302Q型催化剂的E1=43340 kJ，在平均温度255 ℃时：(??H)?39762kJ/kmol 则 E2?E1?r(??H)?43340?39762?83102kJ/kmol

由式（2-3）代入数据可计算出最适宜温度，其结果见表2-10。

表2-10 CO在第二段变换炉第一段催化剂最适宜转化温度

Table 2-10 The optimal temperature for CO in the first stage of the second shift converter Xp，% Te，K Tm，K tm，℃

90.45 503.2 470.9 197.7

86.88 523.2 488.4 215.2

84.54 543.2 505.8 232.6

77.72 563.2 523.1 249.9

72.23 583.2 540.3 267.1

66.26 603.2 557.4 284.2

59.91 623.2 574.4 301.2

由以上数据作图即可求得此段最适宜温度曲线，见图2-2。 2.4.7 CO在第二变换炉第一段催化剂层变换反应操作线

由一段催化剂变换率及热平衡计算结果可知 入口气体温度 230 ℃ 出口气体温度 280 ℃ 入口变换率 60.0%

出口变换率 62.5%（总变换率85%） 由以上数据即可作出此段催化剂床层的操作线，见图2-2。

20

武汉工程大学本科毕业设计

100908070转化率，`50403020100150200250温度，℃一段平衡曲线一段最适宜温度一段操作线300350400

2.5 第二变换炉第二段催化剂床层物料及热量衡算

由前面的计算可知在CO的变换过程中须加入的总蒸汽量为

34222.2?83.96?28733.0Nm3 100第一变换炉催化剂层及第二变换炉第一段催化剂层加入的蒸汽量分别为8802.2 Nm3、9561.0 Nm3。在此段催化剂层须加入的蒸汽量为

28733.0-8802.2-9561.0=10369.8 Nm3。

由此可知进入此段催化剂层的湿气组成，结果见表2-11。

表2-11 入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成

Table2-11 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift

converter 组分 % Nm3 kmol

H2 35.22 22211.5 991.6

CO 2.01 1264.9 56.5

CO2 18.51 11671.1 521.0

CH4 0.81 513.3 22.9

N2 12.27 7734.2 345.3

H2O 31.18 19662.9 877.9

合计 100 63060.5 2815.2

可知CO在此段变换量为

10540.4×0.99-(10540.4-1264.9)=1159.5Nm3=51.76 kmol

21

武汉工程大学本科毕业设计

CO在此段的转化率为

1159.5?100%?91.67%

1264.92.5.1 第二变换炉第二段催化剂层CO的平衡转化率计算

由出口平衡温度200 ℃，查文献[1]知道此时的Kp=220.90，由公式（2-2）代入数据得：

220.90?(18.51?2.01XP)(35.22?2.01Xp)(2.01?2.01XP)(31.18?2.01XP)

?XP?95.68%由上面的计算可得出出口湿变换气的组成，结果见表2-12。

表2-12 出第二变换炉催化剂层湿变换气组成

Table2-12 The composition of the wet shift gas outlet the second stage of the second shift

converter 组分 % Nm3 kmol

H2 37.18 23371.0 1043.3.

CO 0.17 105.4 4.7

CO2 20.35 12830.6 572.8

CH4 0.82 513.3 22.9

N2 12.30 7734.2 345.3

H2O 29.34 18503.4 826.0

合计 100 63060.5 2815.2

出变换炉的干变换气组成见表2-13。

表2-13 出第二变换炉第二段催化剂层干变换气组成

Table2-13 The composition of the dried shift gas outlet the second paragraph of the second shift

converter 组分 % Nm3 kmol

H2 52.45 23165.6 1044.2

CO 0.24 105.4 4.7

CO2 28.78 12830.6 572.8

CH4 1.13 513.3 22.9

N2 17.34 7734.2 345.3

合计 100 44557.1 1989.1

2.5.2第二变换炉第二段催化剂热量衡算 （1）CO放热Q1

设第二变换炉二段内CO变换反应放热量为Q1：

出此段催化剂床层的温度200 ℃，进口温度175 ℃，平均温度tm=187 ℃，查

22

武汉工程大学本科毕业设计

H?40260kJ/k文献[1] ?? m则 Q1?4026?0(70.?6（2）气体温度上升吸热Q2

4.?7)?62.6 510kJ气体由175 ℃上升至200 ℃，在平均温度tm=187 ℃，压力1.0 MPa下，查文献[1]知：

Cp(H2)=29.19 kJ/kmol?K Cp(N2)=29.62 kJ/kmol?K Cp(CO)=29.78 kJ/kmol?K Cp(CO2)=45.53 kJ/kmol?K Cp(CH4)=44.35 kJ/kmol?K Cp(H2O)=39.45 kJ/kmol?K 平均热容为

Cp(m)?29.19?0.3718?29.34?0.1230?29.78?0.0017?45.53?0.2035?44.35?0.0082?39.45?0.2934%?35.70kJ/kmol?K Q2?2815.2?35.7?0?t （3）假设热损失 Q3=0.15?106 kJ。 由Q1=Q2+Q3

2.65?106?2805.9?35.72??t?0.15?106

△t=25 ℃

计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算。 2.5.3 平衡温距校核

pCO2pH2CO2%?H2%KP???pCOpH2OCO%?H2O%?0.2041?0.3686?150.320.0017?0.2944

??150.32时，T=220.2 ℃查得当KP，温距为220.2-200=20.2 ℃与所取温距相近，故不需要重复计算。

23

武汉工程大学本科毕业设计

2.5.4 第二变换炉第二段催化剂床层平衡曲线计算

入此段催化剂床层汽/气比为46.6/100。根据入此段催化剂床层的气体组成，计算各温度下的平衡转化率，结果如表2-14。

表2-14 CO在第二变换炉第二段催化剂平衡转换率

Table 2-14 The equilibrium conversion rate of CO in the second paragraph of the

second shift converter

T，℃ Kp Xp，%

160 589.64 98.25

180 360.27 97.15

200 229.90 95.26

220 152.40 93.34

240 104.48 90.36

260 73.80 86.50

280 53.53 81.60

由表中数据作图即可求得平衡曲线，见图2-3。

2.5.5 CO在第二变换炉第二段催化剂层最适宜变换温度

最适宜温度可由式（2-3）计算，查文献[1]知型B302Q催化剂的E1=43340 kJ，

.5kJ/kmol，则有 在平均温度187 ℃时，(??H)?40242E2?E1?r(??HR)?43340?40242.5?83582.5kJ/kmol

由式（2-3）代入数据可计算出最适宜温度，其结果见表2-15。

表2-15 CO在第二段变换炉第二段催化剂最适宜转化温度

Table 2-10 The optimal temperature for CO in the second stage of the second shift

converter

Xp，% Te，K Tm，K tm，℃

98.25 433.2 409.2 136.0

97.15 453.2 426.9 153.7

95.26 473.2 444.6 171.4

93.34 493.2 462.3 189.2

90.36 513.2 479.8 206.6

86.50 533.2 497.2 224.0

81.60 553.2 514.6 241.4

由以上数据作图即可求得最适宜温度曲线，见图2-3。

24

武汉工程大学本科毕业设计

12010080转化率，`40200100150200温度，℃二段平衡曲线二段最适宜温度二段操作线250300 2.5.6 CO在第二变换炉第二段催化剂层变换反应操作线

由二段催化剂变换率及热平衡计算结果可知 此段入口气体温度 175 ℃ 出口气体温度 200 ℃ 入口变换率 62.50%

出口变换率 93.33%（总变换率99%） 由以上数据即可作出此段催化剂床层的操作线，见图2-3。

25

武汉工程大学本科毕业设计

12010080转化率，`40200100150200温度，℃二段平衡曲线二段最适宜温度二段操作线250300 图2-3 第二变换炉第一段平衡曲线、最适宜温度曲线、操作线

Fig2-3 The equilibrium temperature curve, optimal temperature curve and operating line for the

second stage of the second shift converter

2.6 煤气换热器热量衡算 （1）已知条件

进设备半水煤气量（干）：1527.8 kmol 进设备变换气量：1920.7 kmol 出设备半水煤气量（湿）：1920.7 kmol 出设备变换气量：1920.7 kmol 进设备半水煤气温度：t 出设备半水煤气温度：200 ℃ 进设备变换气温度：360 ℃ 出设备变换气温度：200 ℃ （2） 热量衡算

半水煤气带入热Q1：

设半水煤气进口温度为187 ℃，查184 ℃，1.0 MPa下半水煤气各组分的比热容并求出平均比热容Cp(m)=30.75 kJ/kmol?K。

Q1?1527.8?30.75?t

过热蒸汽带入热Q2：

26

武汉工程大学本科毕业设计

查文献[3]可知在260 ℃，1.0 MPa下水蒸汽的焓为2902 kJ/kg，故

Q2?393.0?18?2902?20.53?106kJ

半水煤气带出热Q3：

在200℃，1.0MPa下的半水煤气的平均比热容为Cp(m)=34.49 kJ/kmol?K。

Q3?1934.2?34.49?200?13.22?106 kJ

出设备变换气带走热量Q4：

200℃时，变换气的平均比热容为Cp(m)=34.49 kJ/kmol?K。

Q4?1920.7?34.49?200?13.24?106kJ

设热损失 Q5=2.78×106 kJ 由热量衡算知 Q1?Q2?Q3?Q4?Q 5代入数据计算可得 t=185.4 ℃

与所设温度相近，故不需要重复计算。即入设备半水煤气温度为187 ℃。 2.7 变换气换热器热量衡算

根据前面的计算，进出变换气换热器的物料参数为

进出设备变换气量（湿）：2815.2 kmol 进设备变换气温度：200 ℃ 进出设备半水煤气量（干）：1527.8 kmol 出设备变换气温度：155 ℃ 出设备半水煤气温度：187 ℃

但进设备半水煤气温度还未知，设为t。 2.7.1进设备热量计算 （1）变换气带入热Q1

在200 ℃、1.0 MPa下，查文献[1]知平均比热容为37.02 kJ/kmol?K。

Q1?2815.2?37.13?200?20.91?106kJ

（2）半水煤气带入热Q2

设进设备半水煤气温度为125 ℃、在压力1.0 MPa下，查文献[1]可计算出此时的平均比热容为30.57 kJ/kmol?K。

27

武汉工程大学本科毕业设计

Q2?1527.8?30.57?t

2.7.2出设备热量计算 （1）变换气带出热

在155 ℃、1.0 MPa下，查文献[1]计算平均比热容为32.69 kJ/kmol?K。

Q3?2815.2?32.69?155?14.26?106 kJ

（2）半水煤气带出热

在187 ℃、1.0 MPa下，查文献[1]计算平均比热容为29.78 kJ/kmol?K。

Q4?1527.8?29.78?187?8.53?106 kJ

设 Q5=4.14×106 kJ 由 Q1?Q2?Q3?Q4?Q 5可得 t=126.2 ℃

与假设温度相近,故不需计算。即进设备半水煤气温度为125 ℃。

28

武汉工程大学本科毕业设计

第三章 主要设备计算

3.1

第一变换炉的计算 已知条件：

平均操作压力：1.74 MPa 一段气体进口温度：200 ℃ 一段气体出口温度：360 ℃ 一段气体进口流量（干）：34222.2 Nm3

一段气体出口流量：43222.6 Nm3 一段出口CO含量：10.52 一段入口汽气比R：0.2572 催化剂型号：B302Q 进此段催化剂气体成分（湿）见表3-1：

表3-1 进一变换炉湿半水煤气组成

Table2-2 The composition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分 % Nm3 kmol

CO2 5.57 2395.6 106.9

CO

H2

CH4 1.19 513.3 22.9

O2 0.24 102.77 4.6

H2O 20.46 9103.1 406.4

N2 17.98 7734.2 345.3

合计 100 43024.4 1920.7

24.50 30.07 105404 12936.0 470.6 577.5

3.1.1 催化剂用量计算

根据B302Q催化剂宏观动力学方程得 ??dNCO2yCO2yH2?431640.60.5?0.3?0.8 ?182p2exp()ycoyH2OyCOy(1?) （3-1）H22dwRTKPyCOyH2O式中，yco2,yH2,yco,yH2O——各组分湿基摩尔分率

R——通用气体常数，8.314 kJ/（mol·K） T——气体温度，K Kp——CO反应平衡常数 γ——CO反应速度，mol/h 4770——反应速率常数 16040——反应活化能，J/mol

29

武汉工程大学本科毕业设计

则由上式可推出:

v0dyco222.4dw?1822p0.5exp(yco2yH2?431640.6?0.3?0.8)ycoyH2Oycoy(1?) （3-2） H22RTKpycoyH2O式中，V0—气体的体积，Nm3

T—平均温度， T?200?360?273.2?553.2K 2查文献[1]得CO的平衡常数Kp=49.59，yco2的含量由5.57上升到21.78，将以上数据代入式（3-2）：

34222.2dyCO22.4dw2?5.57?30.7?????43164?1822?103?0.24500.6?0.2046?0.307?0.8??1?exp???49.59?24.50?20.46???8.314?553.2??

积分并解之得 w=2.26m3

考虑到一段催化剂床层操作条件较恶劣，油污、杂质较多，备用系数取1.2，故实际催化剂用量取2.7 3.1.2 催化剂床层阻力计算

变换炉设计应考虑催化剂床层的阻力降，阻力降与设备直径及催化剂床层高度有关，这里要求低变催化剂的床层阻力<6.88 kPa。

取催化剂的床层直径Dt 3.0催化剂床层的阻力降由公式下式（3-3）计算 ?p?2.1?10?8fG1.91?E ?L （3-3）1.1E?dp式中：?p——变换气通过催化剂床层的压力降，MPa

f ——摩擦系数，一般取1.5 G ——变换气质量流率，kg/m2·h

?——气体的重度，kg/m3 L——催化剂床层高度，m

E?0.378?0.308dpDt

30

武汉工程大学本科毕业设计

dp——催化剂颗粒直径，m Dt——催化剂床层直径，m

B302Q型催化剂为球型催化剂，其粒度为3-5 mm，取其值为4 mm，则有

dp?0.004m

由公式E?0.378?0.308dpDt，代入数据可得

0.004?0.378 3.0E?0.378?0.308?气体平均分子量M=18.89，则在此操作条件下 气体的密度

??18.89?8.7?3.62kg/m2·h 553.222.4?273.2气体质量流速

G?催化剂床层高度

42723.9?18.891h ??5096.7kg/m2·

?22.4?3.0242.7L???0.38m

4由以上数据得催化剂床层压降为

?8(3.0)21.5?(5096.7)1.91?0.378?p?2.1?10???0.38?2..56Mpa 1.133.62?(0.004)0.378

由以上结果可知?p<6.88 kPa，符合要求，故催化剂床层直径取3.0 m

第二变换炉的计算

3.2

3.2.1 第二变换炉第一段催化剂用量计算 已知条件

变换气进口温度 230 ℃ 变换气出口温度 280 ℃

31

武汉工程大学本科毕业设计

操作压力 1.69 MPa 进口变换气流量 52286.9 进此段变换气气体组成见表3-2。

表3-2入第二变换炉第一段变换气组成

Table3-2composition of the shift gas inlet the first paragraph of the second shift converter 组分 % Nm3 kmol

H2 38.08 19260.2 854.7

CO 8.42 4216.2 188.2

CO2 17.42 8719.8 389.3

CH4 1.03 513.3 22.9

N2 15.46 7734.2 345.3

H2O 24.47 12244.4 546.7

合计 100 52286.9 2234.2

由已知条件可知道此操作状态下的平均温度为255 ℃，查文献[1]得此温度下的Kp=80.31，根据B302Q型催化剂动力学方程（3-1），代入数据

52286.9dyCO222.4dw?43164?1822(1?106)0.5exp()(0.08420.6)(0.2447)(0.1742?0.3)(0.3808?0.8)8.314?528.217.42?38.08?(1?)80.31?8.42?24.47

积分并解之得：w=8.56m3

故可知道实际催化剂用量为w实=8.6 m3。

3.2.2 第二变换炉第二段催化剂用量计算 已知条件

变换气进口温度 175 ℃ 变换气出口温度 200 ℃ 平均操作压力 1.69 MPa 变换气流量 62852.5 Nm3

进此段催化剂气体组成见表3-3：

32

武汉工程大学本科毕业设计

表3-3入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成

Table2-11 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second

shift converter

组分 % Nm3 kmol

由已知条件可知此操作状态下的平均温度为187 ℃，查文献[1]知道此温度下的Kp=306.53，根据B302Q型催化剂动力学方程

yco2yH2?431640.6?0.3?0.8?1822pexp()ycoyH2Oyco2yH2(1?)，代入数据

22.4dwRTKpycoyH2O0.5H2 35.22

CO 2.01

CO2 18.51 11671.1 521.0

CH4 0.81 513.3 22.9

N2 12.27

H2O 31.18

合计 100

22211.5 1264.9 991.6

56.5

7734.2 19662.9 63060.5 345.3

877.9

2815.2

v0dyco263060.5dyCO222.4dw?431640.6?0.3?1822(1?106)0.5exp()(0.0201)(0.3118)(0.1851)(0.3522?0.8)8.314?460.218.51?35.22?(1?)306.53?2.01?31.18

积分并解之得：w= 24.31

故可知道实际催化剂用量为w实= 24.4。 3.2.3 第二变换炉催化剂床层阻力的计算

变换炉设计应考虑催化剂床层的阻力降，阻力降与设备直径及催化剂床层高度有关，这里要求低变催化剂的床层阻力<6.88 KPa。

取催化剂的床层直径Dt4，催化剂床层的阻力降由公式下式（3-3）计算

?p?2.1?10?8fG1.91?E?L 1.1E?dpB302Q型催化剂的粒度为φ3-5mm，取其平均值为φ 4 mm，即dp=0.004 m，由公式:

E?0.378?0.308dpDt

33

武汉工程大学本科毕业设计

代入数据可求得E=0.378。

（1）第二变换炉第一段催化剂床层阻力计算

进一段催化剂床层气体的平均分子量M=18.81，则一段气体在操作条件下，计算如下。 气体的密度

??18.81?8.7?3.78kg/m3

528.2.222.4?273.2

气体质量流速

G?催化剂层高度

52286.9?18.811h ??3491.3kg/m2·

?22.4?(4.0)248.6L=

?4则第一变换炉第二段催化剂层阻力降为：

1.5?(3481.3)1.91?0.378?p?2.1?10???0.38?1.42Mpa 1.133.78?(0.004)0.378?8??4.0??0.68 m

2

（2）第二变换炉第二段催化剂层阻力降计算

进二段催化床层的气体平均分子量为M=18.64，则二段气体在操作条件下，计算如下。气体的密度

??18.64?8.7?4.29kg/m3 474.222.4?273.2气体质量流速

G?催化剂层高度

63060.5?18.811??4210.7kg/m2.h ?22.4?(4.0)2434

武汉工程大学本科毕业设计

L?24.4??1.99m

4则第二变换炉第二段催化剂层阻力降为：

1.5(.4210.7)1.91?0.378?p?2.1?10???1.71?0.11.13 4.29?(0.004)0.378?5.23kPa?8(4.0)2由以上可以知道第二变换炉催化剂层总的阻力降为

?p总??p1??p2?1.42?5.23?6.66kPa?6.88kPa

由上面计算可以知道总压力降?p总<6.88 kPa，符合要求故催化剂床层直径取4.0 m可用。 3.3

煤气换热器的计算

计算条件

半水煤气平均压力 1.74 MPa 半水煤气流量 1920.7 kmol 半水煤气进口温度 187 ℃ 半水煤气出口温度 200 ℃ 湿半水煤气平均分子量 18.89 湿半水煤气组成见表3-4。

表3-4入第一变换炉湿半水煤气组成

Table2-2 The composition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分 % Nm

3

CO2 5.57 2395.6 106.9

CO 24.50 105404 470.6

H2 30.07 12936.0 577.5

CH4 1.19 513.3 22.9

O2 0.24

H2O 20.46

N2 17.98

合计 100 43024.4 1920.7

102.77 9103.1 7734.2 4.6

406.4

345.3

kmol

变换气平均压力 1.0 MPa 变换气流量 1907.3 kmol 变换气进口温度 370 ℃ 变换气出口温度 200 ℃ 变换气平均分子量 18.93 变换气组成见表3-5。

35

武汉工程大学本科毕业设计

表3-5进煤气换热器的变换气组分

Table3-5 The composition of the converted gas into the semi-water gas heat exchanger 组分 % Nm3 kmol

H2 45.08 19260.2 859.8

CO 9.87 4216.2 188.2

CO2 20.41 8719.8 389.3

CH4 1.20 513.3 22.9

N2 18.10 7734.2 345.3

H2O 5.73 2984.2 133.2

合计 100 42723.9 1907.3

3.3.1 设备直径及管数确定

湿半水煤气的平均温度192 ℃，采用列管换热器，湿半水煤气走管内，变换气走管间。

现取管内气体流速w0?4.5m/s。

??18.89?0.8375kg/m3 22.4T0 （3-4） T管内湿半水煤气质量流速由公式（3-4）[1]计算，即 G半?w0?0p代入数据可得

G半?4.50?0.8375?10??22.06kg/m2?s273.2273.2?193.5

1920.7?18.89?10.07kg/s

3600由以上条件求取半水煤气质量流量w半?列管面积由下式计算：

F??w半 （3-5） G半代入数据可求得所须列管面积F??0.456m2

查文献[2]选用?28?2.5煤气换热管作为列管的换热管，则管子数

n?管板直径由下式确定

0.456?4?1197

(0.028?2?0.0025)236

武汉工程大学本科毕业设计

D?1.0t5（3-6）

式中：n——列管数

t——列管中心距，取0.032 η——管板填充系数，0.9

则由式（3-6）代入数据可求出管板直径

n?

D?1.05?0.032?1.125m管板直径可取φ1.2，即设备内径取1.2。 3.3.2 设备规格的确定

11970.9

设备内管子数采用正六边行排列，管子层数为

1.2?2?0.0281??17.875

0.0322取18层，由文献[1]得管子数为988根，去掉8根拉杆，则实际管数为980根，从而可求出管内水煤气实际质量流速为

G?管内气体实际流速

w??10.07?4?23.12kg/m2?s

?(0.028?0.0025)2?98042723..93600?10??4??(0.028?0.0025)2?980273.2?192273.2

?4.96m/s3.3.3 传热系数计算 （1）管内传热系数计算

努塞尔准数可由下面公式计算：

Nu?0.023Re0.3Pr0.4 （3-7）

式中，Nu——努塞尔准数

37

武汉工程大学本科毕业设计

Re——雷诺准数 Pr——普朗特准数

半水煤气各组分在平均温度192 ℃、压力1.0 MPa下的物性数据如下：

Cp(H2)=29.26 kJ/kmol?K Cp(N2)=29.46 kJ/kmol?K Cp(CO)=29.88 kJ/kmol?K Cp(CO2)=44.07 kJ/kmol?K Cp(H2O)=38.35 kJ/kmol?K Cp(O2)=30.90 kJ/kmol?K

Cp(CH4)=43.22 kJ/kmol?K

则有

CP(m)?29.26?0.2986?29.46?0.1785?29.88?0.2433?44.07?0.0553 ?38.35?0.2101?30.90?0.0024?43.22?0.0118?32.344kJ/kmol?K混合气体粘度可由下面的公式计算： ?m(t)y????yii(t)iMiM （3-8）

式中：?m(t)——混合气体在温度t时的粘度，MPa?s

yi ——混合气体中i组分的摩尔分数 Mi ——混合气体中i组分的分子量

?i(t)——混合气体中i组分在温度t时的粘度，MPa?s

查文献[2]可知在200 ℃，压力1.0 MPa下各组分的粘度如下。

?(CH4)=0.0159 MPa?s ?(H2O)=0.0162 MPa?s

?(CO)=0.0247 MPa?s ?(N2)=0.0249 MPa?s

?(H2)=0.0123 MPa?s ?(CO2)=0.0219 MPa?s ?(O2)=0.0282 MPa?s

由于CH4和O2含量很低，可忽略。则由以上数据代入式（3-8）可求得

?m(t)?21.01?1.62?18?24.33?2.47?28?17.85?2.49?28?29.86?1.23?2?5.53?2.19?44(21.01?18?24.33?28?17.85?28?29.86?2?5.53?44)?102?0.0212MP?s?0.0764kg/(m?h)

38

武汉工程大学本科毕业设计

同理可求得 λm=0.2332 kJ/m?h?K 则由雷诺准数计算公式

Re=（3-9） 代入数据可得

Re?由普朗特准数计算公式

Pr?（3-10）

代入数据可得 Pr?0.0764?1.72?0.563

0.233222.06?0.023?3600?23908

0.0764Gd?

?Cm ?管内传热系数可用下面的公式计算

? ?内?0.02?3d式中：d——列管直径。 代入数据可得

a内?0.023?0.8RPer0 . 4 （3-11）

0.2332?239080.8?0.5630.14? 0.023= 589.88 kJ/m2?h?K

（2）壳侧给热系数计算

挡板采用圆缺板，板间距取0.83 m，缺口高度为直径的30%，给热系数由下面公式计算

?d0C?1?6d0Gm?1.72(de)0.()0(.6m)3()????w 0 . 1 4 (3-12)

式中：de——设备当量直径

?w——流体在壁下的粘度，kg/(m?h)

Gm——按流道基准截面积计算的流体重量流速，kg/(m2?h) d0——管外径，m

39

武汉工程大学本科毕业设计

在本计算范围内，由于温度对气体的粘度影响不大，故粘度校正项(忽略不计。

在286℃，压力1.0 MPa下，变换气的物性数据如下：

Cp(m)=33.56 kJ/kmol?K

μ =0.0857 kg/m?h λ=0.342 kJ/ m?h?K

壳程流道基准面积由下面公式计算

?0.14)可?wSm?S1S2

式中，S1——流体横过管束时的流道截面积，m2；

S2——弓形缺口处流道截面积，m2。

对于正六边形排列的换热管，流体横过管束时的流道截面积S1可由下面的公式计算

(1? S1?hDd0) （3-14） t弓形缺口处流道截面积S2可由下面公式计算

d02( ) S2?Sa[1?0.91 ] （3-15） t其中，Sa可由下面公式计算：

r?h?rcos(?)r?(h Sa?180r?2?1Dh)??h?(2 ) （3-16）

式中，Sa——弓形截面积，m2

h?——弓形高度，m

r ——挡板半径，m

h——挡板间距，m

S1?0.83?1.2?(1?0.028) 0.032 ?0.125m2

Sa?3.140.6?0.3?(0.6)2?cos?1()?(0.6?0.3)1.2?0.3?0.321800.6?0.221m2

40

武汉工程大学本科毕业设计

0.0282??S2?0.221??1?0.91?()?0.032??

?0.067m2Sm?S1S2?0.125?0.067?0.092m2

变换气质量流量

w变?1907.3?18.93 3600?10.029kg/s变换气质量流速

Gm?w变Sm?10.0290.092

?109.01kg/m2?s当量直径de由下式计算

D2?nd02 de?D?nd0代入数据可得

2D2?nd01.22?980?0.0282de??D?nd01?980?0.028

?0.024m将以上计算得到的数据代入（3-13）可以得到

?外0.0814?(0.024)0.60.028?109.01?36000.60.0857?33.3813?1.72??()?() 0.0280.08570.0814?2032.13 kJ/m2?h?K（3）总传热系数的确定

总传热系数可由下面公式计算 K????R??内?外?111 （3-17）

式中，R——管、壳程污垢热阻，根据经验各取0.001

δ——列管管壁厚度，m

41

武汉工程大学本科毕业设计

λ——管壁传热系数，kJ/m2?h?K 则总传热系数 K?1110.0025??0.001?589.882032.1340

=259.74 kJ/m2.h.K

3.3.4 传热面积计算

以变换气放出的热量为热负荷的计算基准 平均温差

?t?(360?200)?(200?187)

360?200ln200?187=58.57 ℃

传热面积

F?QK?tm20.91?106?14.26?106 ?58.57?259.74?437.12m2设富裕量为30%，可知F实?437.12?1.3?568.27m2 3.3.5 列管长度的计算

L?568.27(0.028?0.0025)?3.14?980 ?7.24m实际取7.4m（加上管板厚度所需要的管长）

42

武汉工程大学本科毕业设计

主要设备一览表

主要设备的型号、尺寸及工作条件见表3-10。

表3-10 主要设备一览表

Table 3-10 List of the main equipment

序号

名称

位号

台数

型号、规格

材质：12CrMo 操作温度≤360 ℃ 操作压力≤1.74 MPa 催化剂床层直径：3.0 m 催化剂用量：2.7 m3

材质：16MnR 操作温度≤280 ℃ 操作压力≤1.69 MPa 催化剂床层直径：4.0 m

催化剂用量：一段8.6 m3，二段24.4 m 双管程单壳程式换热器， 列管：φ28×2.5 mm，980根，长 7.4 m

3

煤气换热器

EO4201

1

总传热面积568.27m 工作压力：1.7 MPa 工作温度：360 ℃

4

变换气换热器

EO4202

1

工作压力：1.7 MPa 工作温度：230 ℃

21 第一变换炉 RO4201 1

2 第二变换炉 RO4202 1

43

武汉工程大学本科毕业设计

设计结果及总结

本次设计室70kt/a合成氨变换工段的设计,采用节能的全低变工艺流程路线,,通过已知的原料气组成和操作条件,对低温变换进行了物料和热量衡算.进而根据计算所得的工艺参数对进行计算和选型.

全低变的流程中,主要设备有煤气换热器、变换换热器和两个低变炉等.都选用B302Q型催化剂。通过两个多月的查阅资料和设计计算，最终完成了设计的计算。结果是：第一变换炉的催化剂床层直径为3.0 m，催化剂用量为2.7 m3。第二变换炉的催化剂床层直径为4.0 m，催化剂用量一段为8.6 m3、二段为24.4 m3。煤气换热器为双管程单壳程式列管换热器，管数980根，管长7.4 m，管径φ28×2.5 mm。以上结论都是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中的碳氧化物的含量等要求，与预期结论大致相符。

本设计师年产七万吨合成氨的全低变工艺，设计的主要是节能减排。除节能减排外，最重要的是催化剂的选择，选择合适的催化剂能达到事半功倍的效果。本设计选用B302Q型催化剂。实际生产中可根据自身的德情况选择更新型的催化剂。由于自身的实践经验不足，对设计因素的影响考虑不足。

通过本次毕业设计，在查阅众多资料了解物性和一些条件下的反应常数，对流程中的物料衡算和热量衡算以及设备造型的设计都将对以后的工作起到实践作用。设计中很好的自己完成任务的能力，同时也培养了团队合作的能力，为以后的学习和工作都起到锻炼的作用，促进自己尽快的融入社会。

44

武汉工程大学本科毕业设计

参考文献

[1] 梅安华.小合成氨厂工艺技术与设计手册[M]. 北京:化学工业出版社,1996. [2] 陈敏恒,丛德滋.化工原理.第二版[M]. 北京:化学工业出版社,2003. [3] 朱自强,徐汛.化工热力学[M].第二版. 北京:化学工业出版社,1996.

[4] 石油化学工业部化工设计院[M].小氮肥设计手册.北京:石油化学工业出版社,1979.

[5] 石油化学工业部化工设计院.氮肥工艺设计手册[M].北京:石油化学工业出版社,1977.

[6] 金锡祥，刘金成，一氧化碳变换技术及进展[M].氮肥信息联络网编，变换碳

化技术专辑，江苏:江苏宜兴日报社印刷厂,1998, 42-48. [7] 陈五平.无机化工工艺学[M].北京:化学工业出版社,2002.

[8] 王正烈,周亚平,李松林等.物理化学[M].第四版.北京:高等教育出版社,2001. [9] 浙江大学化工系.反应过程及设备[M].杭州:浙江人学出版社，1986. [10] 陈甘棠.化学反应工程[M].北京:化学工业出版社，1984.

[11] 亢田礼.两种全低变工艺的比较[J].科技情报开发与经济,2002,12（1）:141-142. [12] 施俊鹏.中低变和全低变变换工艺的设计与选择[J].山西化工，2008,28（1）:52-55.

[13] 黄柏益.CO全低变工艺在小氮肥的应用[J].贵州化工，2007,32（5）:45-47. [14] 姚虎卿，陈广爱.小合成氨工艺计算[M].江苏科学技术出版社,1982.

[15] S.R. Tennison, Catalytic Ammonia Synthesis – Fundamentals and Practice[M]. New York： Plenum, 1991.

[16] Giovanni Buffa and Ottavio Tarrini. Ammonia spectrum as a test for two different pressure shift theories[J]. Applied Optics, Vol. 28( 10 ):1800-1805.

[17] Keith Bradley. Charge Transfer from Ammonia Physisorbed on Nanotubes[J]. The American Physical Society,2003,91(21):218-231.

45

武汉工程大学本科毕业设计

致 谢

时间过的真快，转眼两个多月就过去了。在大学最后的两个多月完成了学生时代的最后一个作业：本次毕业设计。此次设计是在黎俊波和宣爱国两位老师的带领下完成的，从论文的开题，设计的方法选取以及中间数据的参数，老师都给了我极大的帮助，是完成设计的重要支持，老师的一丝不苟和严谨的教学作风都让我受用匪浅。为此，谨向。。。两位老师表示衷心的感谢

同时也要感谢同学们给与我的帮助。是大家一起的讨论，查阅资料的共同努力下才使得设计能顺利完成。大学四年也大家生活上学习上的照顾，毕业了，舍不得大家啊！！希望大家都一帆风顺吧！！

另外，感谢母校和母校的诸位老师，你们谆谆教导和孜孜不倦都将让我们受用一生。

最后，向论文的阅卷人和答辩组的全体老师致意最真诚的谢意。

46

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/3kqw.html