合成氨工艺毕业设计

陕西能源职业技术学院

毕业设计

课题名称 导师 课题来源 课题 内容 变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。 要求： 1. 绘制带控制点的工艺流程图 2. 系统物料、能量合算 3. 系统主要设备能力及触媒装填量核算 4. 该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统水循环设备及能力核算 课题进度 基本条件要求 按化工设计要求进度进行 职称 年产10吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计 类型 化工工艺设计 1. 入工序气体流量3500Nm3/h（干基）压力：2.0Mpa 温度：40℃ 2.入口气体组分：CO%=32.5% CO2%=6.5% H2%=41.5% N2%=18% CH4%=1.0% O2%=0.5%(体积比) 3. 出口气体组分：CO%=2%（体积比）

变换工艺设计说明书

设计题目 年产10吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计 课题来源 年产10吨小型合成氨厂变换工段 变换工段化学工艺设计标准

变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。

要求：1. 绘制带控制点的工艺流程图 2. 系统物料、能量衡算

3. 系统主要设备能力及触媒装填量核算

4. 该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统水循环设备及能力核算。 变换工段化学工艺设计主要技术资料 1. 变换技术方案

CO2变换反应是放热反应，从化学平衡来看，降低反应温度，增加水蒸汽用量，有利于上述可逆反应向生成CO2和H2的方向移动，提高平衡变换率。但是水蒸气增加到一定值后，变换率增加幅度会变小。温度对变换反应的速度影响较大，而且对正逆反应速度的影响不一样。温度升高，放热反应即上述反应速度增加得慢，逆反应（吸热反应）速度增加得快。因此，当变化反应开始时，反应物浓度大，提高温度，可加快变换反应，在反应的后一阶段，二氧化碳和氢的浓度增加，逆反应速度加快，因此，需降低反应温度，使逆反应速度减慢，这样可得到较高的变化率。但降温必须与反应速度和催化剂的性能一并考虑，反应温度必须在催化剂的使用范围内选择。在本设计中我们选择三段中温变化工艺流程。 2. 工艺流程

含32.5% CO、温度为40℃的半水煤气，加压到2.0Mpa，经热水洗涤塔除去气体中的油污、杂质，进入饱和塔下部与上部喷淋下来的120～140℃的热水逆流接触，气体被加热而又同时增湿。然后在混合器中与一定比例的300～350℃过热蒸汽混合，25%～30%的气体不经热交换器，作为冷激气体。其他则经热交换器进一步预热到320℃进入变换炉。进第一段催化反应后温度升高到460～500℃，冷激后依次通过二、三段，气体离开变换炉的温度为400～410℃，CO

变换率达90%，残余CO含量为3%左右。变换气经热交换器加热原料气，再经第一热水加热器加热热水，然后进入热水塔进一步冷却、减湿，温度降到100～110℃。为了进一步回收余热，气体进入第二热水加热器（即锅炉给水预热器），温度降到70～80℃，最后经冷凝塔冷却到常温返回压缩机加压。 变换工段化学工艺设计原则 1. 年产8万吨合成氨

2. 如工序气体流量：35000Nm3/h，（干基）压力：2.0MPa，温度：40℃ 3. 入口气体成分：CO%=27.78%，CO2%=8.85%，H2%=38.47%，N2%=23.3%，CH4%=1.2%，O2%=0.4%（体积比） 4. 出口气体成分：CO%=2.0%（体积比） 教研室意见

该设计符合化工工艺设计要求，同意接受此设计！

第1章 引言

1.1 氨在国民经济中的地位与作用

合成氨工业使基础化学工业之一。其产量居各种化工产品的首位。氨本身是重要的氮素肥料，除石灰石氮外，其它氮素肥料都是先合成氨，然后再加工成各种铵盐或尿素。将氨氧化制成硝酸，不仅可用来制造肥料，亦是重要的化工原料，可制成各种炸药。氨、尿素和硝酸又是氨基树脂、聚酰胺树脂、硝化纤维素等高分子化合物的原料。以其为原料可制得塑料、合成纤维、油漆、感光材料等产品。作为生产氨的原料CO+H2合成气，可进行综合利用，以联产甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐等一系列化工产品。以做到物尽其用，减少排放对环境的污染，提高企业生产的经济效益。已成为当今合成氨工业技术发展的方向。国际上对合成氨的需求，随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面积的扩大而不断增加。

据资料统计：1997年世界合成氨年产量达103.9Mt。预计2010年产量达180.8Mt。其化肥用氮分别占氮产量的81.7%和82.6%。我国2007年合成氨产量已达35Mt，专家预测2020年将增至45Mt。即今后10年间将增加到现在的1.3倍。因而合成氨的持续健康发展还有相当长的炉要走。未来我国合成氨氮肥的实物产量将会超过是由和钢铁。合成氨工业在国民经济中举足轻重。

1.2 合成氨生产的新进展

世界需求氮肥（折氮量）2003年1112×108t增加到2007年1250×108。2005年前，全世界有约65×106t/a合成氨能力投产。沙特阿拉伯化肥公司兴建的世界最大单系列合成氨已于2005年投产，该装置能力为3000t/d（约1×106t/a）。

我国氮肥工业经过多年的技术进步和技术改造，现已成为全球最大的氮肥生产国和尿素生产国。从召开的全国化工行业循环经济现场交流会上获悉，我国2005 年共生产合成氨4629.85万吨，生产氮肥3200.7万吨(折纯氮)，其中尿素4147.13万吨(实物量) ，已成为全球最大的氮肥生产国和最大的尿素生产国，并实现了氮肥的自给。我国现有氮肥生产企业564家，不仅数量多，分布也比较广。近年来，在中央和各级地方政府的关心和支持下，我国氮肥行业认真落实国家资源节约、综合利用和环境保护的方针政策，积极推进清洁生产和循环经济，大幅度减少污染物的排放，为行业的发展打下了一定基础。一些先进企业现在生产每

吨合成氨的排水量，已从过去的50至60吨降到3至5吨，吨氨电耗降幅也达60千瓦时左右。据中国石油和化学工业协会化工防治污染技术协会介绍，我国氮肥工业生产技术水平与市场竞争力虽然有了很大提高，但是氮肥工业仍然是我国耗能和用水大户，全行业年耗天然气高达110亿立方米，占全国总消费量的22%，耗标准煤5450.8万吨，占全国耗煤总量的3.6%，耗电585.5亿度，占全国耗电总量的2.4%，耗水27亿吨，平均吨氨耗水达58吨，因此在降耗节能和发展循环经济上，仍有巨大潜力可挖。为了使我国氮肥工业从生产大国继续向生产强国迈进，中国氮肥工业协会等有关部门目前正在加大废水、废气、废渣回用以及一些先进节能技术等在这一行业的推广。正在推广的这些技术中，仅“吨氨节电200度技术”，有关专家预计我国以煤为原料，年产合成氨8万吨以上的企业即使只有半数得到推广，年节电量也将达到19.6亿度。

国外合成氨情况与国内有很大不同，从原料上看，目前主要产氮国中，美、英、法、荷兰等国几乎全部采用天然气，德国和日本液态烃占相当比重；上世纪80年代的资料显示，国外合成氨原料中，煤的比重已下降到2%以下；但近年来，由于天然气价格上涨，煤制氨比例有所上升。

当今世界新技术革命深入发展，科学技术日新月异，科技更新进一步加快，经济发展从主要依靠物质资源逐渐向主要依靠科学技术迅速转化为生产力的时代过渡。我国百万合成氨工业科技工作者及生产大军，应对占世界人口近1/4的中国，应用科学技术更好地发挥土地、资源、环境条件的作用，为人类丰衣足食、绿化环境的美好生活，在合成氨工业生产科学创造出辉煌业绩，以载入人类史册。

1.3 变换工艺概述

1.3.1 简述

在合成氨生产中，制取氢气，在生产中占有很大比重，因此要尽一切可能设法获得最多氢气。同时CO对氨合成催化剂有严重毒害，也必须除去。最好的办法使提高CO变换率。近几十年来，各国学者都做了不少工作，对催化剂不断改善，到目前为止，可使变换后气体中CO含量降到0.2%～0.4%。通过变换工序将CO变为H2使产品成本降低，工厂经济效益提高。

由于制取合成氨原料气所用的原料不同，所选择的工艺也不一样，所以原料气中CO含量也不同。CO变换，视其原料和所采取的生产方法不同，也有不同的工艺流程。上世纪50年代以前，在常压下制取合成氨原料气，其变换大多是在常压下进行。此后，特别是上世界60年代以后，合成氨原料改用天然气、油田气、石油加工气和轻油等，生产方法大多采用加压的蒸汽转化法，变换则在加压下进行，一般在4.0Mpa以下。以煤、焦为原料的常压造气工厂，很多也改用

加压变换，以降低能耗，用粉煤加压气化做原料气，其变换压力一般在5.5Mpa以下，以油渣为原料最高压力已达8.5Mpa。

CO变换流程，对与固定层煤气化装置配套时，所用设备较多。与部分氧化法急冷流程相配套时，流程较简单，只需要在流程中设置变换炉和换热设备即可。

将半水煤气经过增湿加热，在一定的温度和压力下变换炉内，借助催化剂的催化作用，使半水煤气中的一氧化碳（28%）与水蒸气进行化学反应，转变为二氧化碳。和氢气制得合格的变换气（CO<0.3%），以满足后工段的工艺要求。

一氧化碳与水蒸气在催化剂上变换生成氢和二氧化碳的过程为一氧化碳的变换，这一过程很早就用于合成氨工业，在合成氨生产中，由于制取气的生产成本中占加大的比重。因此，要尽一切可能设法获得更多的氢气，煤气中的一氧化碳对于合成氨催化剂有严重的毒害，必须设法除去。利用一氧化碳与水蒸气作用生成氢和二氧化碳的反应，可以增加合成氨原料煤气中氢气的含量；根据不同的催化剂和工艺条件。煤气中的一氧化碳含量可以降低为0.2%～0.4%，由于二氧化碳的除去较一氧化碳要容易的多，这样就简化了煤气的精制过程。同时，经过回收后可以作为生产尿素、纯碱等的原料，因此，一氧化碳变换反应在合成氨工业中具有重要的意义。

从小氮肥生产的发展趋势来看，发展方向是回收能量，另一方面是研究新型催化剂。

此次设计的目的有二：一是必须达到所要求的变换率，即出口一氧化碳的百分含量为4%；另一方面是极可能地回收热量。变换率的实现是通过中温变换实现的，能量回收是利用第二热水塔，饱和热水塔等设备回收能量。 1.3.2 原理

一氧化碳变换的反应式为

一氧化碳变换为可逆反应，因此应尽可能使反应向有利于生成氢和二氧化碳的方向进行，而残余的一氧化碳则在以后的工序中用铜氨液洗涤去等除去。

变换反应是放热反应，升高温度可促使反应平衡向左方移动，降温则向右移。因此，反应温度愈低，愈有利于变换反应，但降温必须与反应速度和催化剂的性能一并考虑，反应温度必须在催化剂的使用温度范围内选择。

变换反应使等分子反应，因此从反应平衡看，提高变换压力，对反应平衡没有影响。但加压对析碳等副反应却是有利的。从反应动力学来看，提高变换压力使得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。当变换反应达到平衡时一氧化碳的变换率叫做平衡变换率，蒸汽比对平衡变换率的影响：随着蒸汽比的提高，平衡变换率增加，但增加的趋势是先快而慢，

当蒸汽比提高到某一段数值后，平衡变换率的升高就很慢了，因此在蒸汽比过低的情况下，提高蒸汽比对提高平衡变换率和反应速度有利，但过高的蒸汽比则在经济上是不合理的。

由固体原料间歇制气制得的半水煤气中含有CO（在本设计中体积比为34.5%），CO并不是合成氨生产的原料气反而会使合成氨触媒中毒。因此，在合成前必须将它除掉。工业生产上采用在触媒作用下，用水蒸气与CO作用，大部分CO转化为CO2，同时获得合成氨所必须的氢气。 由反应式知：

① 反应前后体积不变：从化学平衡角度来看，提高压力不能使化学反应向右移动，但可以促进分子间的有效碰撞，加快反应速度，提高催化剂生产能力。

② 反应为一放热反应：降温时反应向右移动，有利于CO变换，但触媒只有在一定温度下才具有较高的活性，所以，一般操作温度都是根据触媒活性温度的不同而不同。一般中变温度为300～500℃

③ 此为一可逆反应：增加反应物浓度可促进正反应进行，故增加反应物蒸汽的量可以使反应向右进行，有利于提高变换率，且过量的水蒸气还起到热载体的作用。提高水蒸气比例，含湿原料气中CO含量下降，催化剂床层的温升将减少，所以，改变水蒸气的用量湿调节床层温度的有效手段。但CO变换率并不是与蒸汽量成正比增加。同时，蒸汽用量过多，会使炉温不好控制而且不经济，所以要有适当的蒸汽比，中变操作时适宜的水蒸气比例一般为：H2O/CO=3～5。 1.3.3工艺流程简述

含32.5% CO、温度为40℃的半水煤气，加压到2.0Mpa，经热水洗涤塔除去气体中的油污、杂质，进入饱和塔下部与上部喷淋下来的120～140℃的热水逆流接触，气体被加热而又同时增湿。然后在混合器中与一定比例的300～350℃过热蒸汽混合，25%～30%的气体不经热交换器，作为冷激气体。其他则经热交换器进一步预热到320℃进入变换炉。进第一段催化反应后温度升高到460～500℃，冷激后依次通过二、三段，气体离开变换炉的温度为400～410℃，CO变换率达90%，残余CO含量为3%左右。变换气经热交换器加热原料气，再经第一热水加热器加热热水，然后进入热水塔进一步冷却、减湿，温度降到100～110℃。为了进一步回收余热，气体进入第二热水加热器（即锅炉给水预热器），温度降到70～80℃，最后经冷凝塔冷却到常温返回压缩机加压。

第2章 工艺计算

2.1 物料及热量衡算

2.1.1 已知条件及计算标准 a. 半水煤气组分（干）

组分

CO2

CO 27.78 9723 434.063

H2 38.47 13464.5 601.093

N2 23.3 8155 364.063

CH4 1.2 420 18.75

O2 0.4 140 6.25

合计 100 35000 1562.5

b. 压力

8.85 3097.5 138.281

进工段煤气压力2.0MPa（表压） 进工段蒸汽压力2.5MPa（表压） c. 温度

进系统半水煤气温度40℃ 一段进口温度320℃； 一段出口温度485℃ 二段进口温度370℃； 二段出口温度430℃ 三段进口温度400℃； 三段出口温度415℃； 出系统变换气温度35℃ 循环热水温度120℃

出系统变换气（干）中CO含量2.0% d. 计算基准

以1t氨为计算基准，设备能力以12.5t为基准。 2.1.2 中温变换炉物料及热量计算 (1) 干变换气量及变换率的计算

设氧与氢在变换炉一段催化剂内完全燃烧生成水，由O2?H2?H2O 知，实际参加CO变换反应的半水煤气量为

V实?V总-3?VO2?34580① 则实际参加CO反应的半水煤组分（干）为

组分

CO2 8.96 3097.5 138.282

CO 28.12 9723 434.063

H2 38.13 13184.5 588.594

N2 23.58 8155 264.063

CH4 1.21 420 18.75

O2 0.00 0 0.000

合计 100.00 34580 1543.75

则CO总变换率为:

变换气中CO含量为

② 则变换气组分（干）为

组分

CO2

CO 2.0 868.65 38.7791

H2 53.95 22427.089 983.877

N2 14.29 8155 264.0625

CH4 0.79 420 18.75

O2 0.00 0.000 0.000

合计 100.00 43432.641 1938.9571

26.96 11207.090 533.5665

(2) 总蒸汽比计算 以

的干半水煤气为计算基准，设中温变换炉出口变换气温度为415℃，

℃

平衡温距取25℃，则CO变换反应式为：

则

,

CO反应量

查手册[1]，知440℃时

则总

需要的蒸汽量为

(3) 中变炉一段催化剂层物料及热量计算 a. 一段平衡转化率

带入数据求得

b. 入炉蒸汽比（汽/气）计算

由上面求得CO在一段催化剂层转化率层与氢完全燃烧生成水，则CO反应量为：

CO总反应量为

，70%的半水煤气进入一段催

化剂层，30%的半水煤气作为一段出口气的冷激气。且70%的O2在一段催化剂

设中变一段变换炉出口气体温度为485℃，平均温距取15℃，

℃，查手册[1]，知500℃时，

则

入

炉蒸汽量：

,

则入炉湿气组成

组分

CO2 7.74 2168.25 96.76

CO 24.17 6806.1 303.84

H2 33.49

N2 20.28

CH4 1.04 5708.5 13.125

O2 0.34 294 4.375

H2O 12.94 3642.17 162.598

合计 100.00 28142.17 1256.34

9425.15 4158.000 420.76

254.84

c. 出一段催化剂层气体组成 ① 出一段催化剂层干气组成

组分

CO2 21.23 5994.480 267.611

CO 10.55 2978.954 132.989

H2 46.95 13252.086 591.610

N2 20.22 5708.500 254.840

CH4 1.04 294.000 13.125

合计 100.00 27205.217 1260.179

② 出一段催化剂层湿气组成

组分

CO2

CO 9.07

H2 40.38

N2 17.39

CH4 0.86 294.000 13.125

H2O 13.96

合计 100.00

d. 热量计算

18.26 5994.48 267.611

2978.954 13252.086 5708.500 132.989

591.610

254.840

4589.624 31794.840 204.894

1419.413

计算CO变换反应气体温升 ① 入热 CO反应放热Q1

设气体由320℃升至485℃，反应取平衡温度403℃时的热效应，查资料[2]图4-2-1的反应热效应CO反应热

O2燃烧热

合计

② 出热 气体温升吸热图

热损失设合计热平衡： ∴

℃

设气体温升为Δt，气体在平均温度403℃下查资料[2]图4-6-1～

。

4-6-8

气体出口温度为t = 320 + 165 = 485℃ 与前面所假设温度一致。 e. 一段催化剂平衡曲线计算

根据中变炉一段入口中蒸汽比（汽/气）0.3814，由式

计算各温度下的平衡变换率列于下表

/℃

320

340

360

380

400

420

440

460

480

500

29.564 56.997

22.910 56.853

18.059 56.683

14.449 56.483

11.723 56.253

9.6345 55.992

8.0122 55.698

6.7362 55.372

5.7200 55.014

4.9035 54.625

式中由资料[2]查的，用表中数据作图即得平衡曲线（如图2.1），气体组分及

蒸汽比不同时，则计算的平衡变换率亦不相同。 f. 最适宜温度曲线计算 最适宜温度曲线由下式作出

以B109催化剂的数据进行计算。由于B109催化剂

CO变换的逆反应活化能

对于变换反应r=1，则

为：

为反应热，取其平均温度403℃下的值，即

求得不同下的

593.15 568.015 56.997

值如下表

613.15 586.330 56.853

633.15 604.592 56.683

653.15 622.803 56.483

673.15 640.962 56.253

693.15 659.069 55.992

713.15 677.125 55.698

733.15 695.130 55.372

753.15 713.084 55.014

以上面的数据作出最适宜温度曲线（如图2.1） g. 操作线计算

由一段催化剂变化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485℃ 一段入口CO变换率0 一段出口CO变换率56.23%

由此可作出一段催化剂反应的操作线（如图2.1）

图2.1 一段操作的平衡曲线、最适宜温度曲线及操作线

(4) 中变炉二段催化剂层物料及热量计算

设中变一段炉出口气体经过30%的半水煤气冷激后温度为400℃ 中变二段炉进口气体温度为370℃

则气体从400℃降到370℃的平均温度为385℃，查得385℃的比热容为33.56kJ/（kmol·℃）冷激气的湿气组成

组分

CO2 8.06

CO 25.32

H2 34.34

N2 21.24

CH4 1.09

O2 0.36 42.000 1.875

H2O 9.48

合计 100.00

929.250 2916.900 3955.350 1446.500 126.000 41.484

130.218

176.578

109.218

5.625

1560.930 11516.791 48.779

514.4245

出一段气经原料气冷激后湿气组成

组分

CO2 14.80

CO 13.81

H2 39.54

N2 18.15

CH4 0.93

O2 .069 42.000

H2O 12.65

合计 100.00

6651.456 6203.702 17762.573 8155.000 420.000 8365.484 47768.974

196.940 276.950 792.972 364.063 18.750 1.875 253.673 2005.223

则气体降温放出的热量为设喷淋水的温度为61℃

则查出水在2 Mpa下蒸汽的焓为207.4039kJ/kg 则需要的喷淋水量为

a. 入二段中变炉湿气组成

组分

CO2 11.66

CO 10.87

H2 31.14

N2 14.29 8155 364.063

CH4 0.73 420.000 18.75

O2 0.07

kJ

H2O 31.20

合计 100.00

6651.456 6203.702 17762.573 296.940

276.950

792.972

42.000 17795.650 57030.382 1.875

920.900 2545.999

则入二段炉蒸汽比(汽／气)为0.312 b. 二段平衡转化率

二段平均反应平衡温度为（370+430）/2=400℃，在此温度下查资料[2]得

由

则CO反应量为则CO反应总量为

求得

则二段反应需要的蒸汽量为

c. 出二段催化剂层气体组成 ① 出二段催化剂层干气组成 假设二段中O2和H2完全反应

组分

CO2 22.19 9072.760 405.034

CO 7.44 3045.006 135.937

H2 49.37 20183.877 901.066

N2 19.95 8155.000 364.063

CH4 1.02 420.000 18.75

合计 100.00 40876.642 1824.850

② 出二段催化剂层湿气组成

组分

CO2 15.35 9072.76 405.034

CO 5.15

H2 34.16

N2 13.80

CH4 0.71 420.000 18.75

H2O 30.79

合计 100.00

3045.006 20183.877 8155.000 135.937

901.066

364.063

18192.445 59069.088 812.163

2637.012

d. 热量计算

计算CO变换反应气体温升 ① 入热 CO反应放热Q1

设气体由370℃升至430℃，反应取平衡温度400℃时的热效应，查资料[2]图4-2-1的反应热效应CO反应热

O2燃烧热

合计

② 出热 气体温升吸热图

设气体温升为Δt，气体在平均温度400℃下查资料[2]图4-6-1～

4-6-8

。

热损失设合计热平衡： ∴

℃

气体出口温度为t=370+60=430℃ 与前面所假设温度一致。 e. 二段催化剂平衡曲线计算

根据中变炉二段入口中蒸汽比（汽/气）0.312，由式

400 11.723 38.968

410 10.611 38.614

420 9.6345 38.238

430 8.7735 37.838

计算各温度下的平衡变换率列于下表

/℃

370 16.124 39.893

380 14.449 39.607

390 12.993 39.298

式中由资料[2]查的，用表中数据作图即得平衡曲线（如图2.2），气体组分及

蒸汽比不同时，则计算的平衡变换率亦不相同。 f. 最适宜温度曲线计算 最适宜温度曲线由下式作出

以B109催化剂的数据进行计算。由于B109催化剂

CO变换的逆反应活化能

对于变换反应r=1，则

为：

为反应热，取其平均温度403℃下的值，即

643.15 613.70407 39.893

653.15 622.8029 39.607

663.15 631.8887 39.298

673.15 640.9617 38.968

683.15 650.0218 38.614

693.15 659.069 38.238

703.15 668.1034 37.838

由上面数据作得最适宜温度曲线（如图2.2）。 g. 操作线计算

由二段催化剂变化率及热平衡计算结果知 二段入口气体温度370℃ 二段出口气体温度430℃ 二段入口CO变换率56.23% 二段出口CO变换率38.97%

由此可作出一段催化剂反应的操作线（如图2.2）

图2.2 二段操作的平衡曲线、最适宜温度曲线及操作线

(5) 中变炉三段催化剂层物料及热量计算 段炉出口气体后温度为430℃

设进中变三段炉进口气体温度为400℃

气体从430℃降到400℃的平均温度为415℃，415℃的比热容为34.83

气体降温放出的热量为2690798.538kJ a. 入三段催化剂层气体组成

组分

CO2 15.43 8900.436 397.341

CO 6.88

H2 35.28

N2 10.30

CH4 0.57 330.000 14.732

H2O 31.54

合计 100.00

3969.564 20351.436 5940.000 177.213

908.546

265.179

18192.445 57683.881 812.163

2575.173

则入三段炉蒸汽比(汽／气)为0.315 b. 三段平衡转化率

三段平均反应平衡温度为（400+415）/2=408℃，在此温度下查资料[2]得

由

则CO反应量为则CO反应总量为

求得

则三段反应需要的蒸汽量为

c. 出三段催化剂层气体组成 ① 出三段催化剂层干气组成

组分

CO2 24.64 10000.799 446.464

CO 7.07 2869.201 128.089

H2 52.85 21451.799 957.670

N2 14.63 5940.000 265.179

CH4 0.81 330.000 14.732

合计 100.00 40591.799 1812.134

② 出三段催化剂层湿气组成

组分

CO2 17.34

CO 4.97

H2 37.19

N2 10.30

CH4 0.57 330.000 14.732

H2O 29.63

合计 100.00

10000.799 2869.201 21451.799 5940.000 446.464

128.089

957.670

265.179

17092.082 57683.881 763.039

2575.173

d. 热量计算

计算CO变换反应气体温升 ① 入热 CO反应放热Q1

设气体由400℃升至415℃，反应取平衡温度408℃时的热效应，查资料[2]图4-2-1的反应热效应CO反应热

。

Q1??nco如-nco出???t??135.737?128.089??38450?0.294?106kJ ② 出热 气体温升吸热6-8

计

设气体温升为Δt，气体在平均温度408℃下查资料[2]图4-6-1～算

得

到

平

均

摩

尔

热

容

为

Q2?n总?出二段??q??t?2637.012?36450?t?9.611?104?t 热损失Q3

设Q3?1.470?106kJ 合计

热平衡：Q1?Q2?Q3 ∴

℃

气体出口温度为t=400+15=415℃ 与前面所假设温度一致。 e. 三段催化剂平衡曲线计算

计算各温度下的平衡变换率列于下表

/℃

400 11.723 28.383

402 11.489 28.221

404 11.261 28.057

406 11.039 27.891

408 10.822 27.722

410 10.611 27.551

412 10.406 27.379

414 10.205 27.203

416 10.010 27.026

式中由资料[2]查的，用表中数据作图即得平衡曲线（如图2.3），气体组分及

蒸汽比不同时，则计算的平衡变换率亦不相同。 f. 最适宜温度曲线计算 最适宜温度曲线由下式作出

以B109催化剂的数据进行计算。由于B109催化剂

CO变换的逆反应活化能E2为：

对于变换反应r=1，则

为反应热，取其平均温度403℃下的值，即

673.15 640.962 28.383

675.15 642.775 28.221

677.15 644.587 28.057

679.15 646.399 27.891

681.15 648.211 27.722

683.15 650.022 27.551

685.15 651.832 27.379

687.15 653.642 27.203

689.15 655.452 27.026

由以上数据作得最适宜温度曲线（如图2.3）。 g. 操作线计算

由三段催化剂变化率及热平衡计算结果知 三段入口气体温度400℃ 三段出口气体温度415℃ 三段入口CO变换率38.97% 三段出口CO变换率27.72%

由此可作出一段催化剂反应的操作线（如图2.3）。

图2.3 三段操作的平衡曲线、最适宜温度曲线及操作线

2.2 典型设备计算

计算基准：以产氨9.132t/h计算。 2.2.1 中温变换炉计算 已知条件： 平均操作压力2MPa 一段气体进口温度320℃ 一段出口温度485℃ 二段进口温度370℃ 二段出口温度430℃ 三段进口温度400℃ 三段出口温度415℃ 一段进口气流量（干）

出一段催化剂湿气量

进一段催化剂气体成分（干）

组分 V/%

CO2 8.85

CO 27.78

H2 38.47

N2 23.3

CH4 1.2

O2 0.4

合计 100

一段出口CO含量12.08%； 一段入口汽/气比R=0.3814 二段催化剂进口流量（干）

进二段催化剂湿气量

进二段催化剂气体成分（干）

CO2

CO

H2

N2

CH4

O2

合计

21.03 10.55 46.95 20.12 1.04 0.00 100

二段出口CO含量10.05% 二段入口蒸汽比R=0.357 进三段催化剂气体成分（干）

组分 V/%

CO2 22.19

CO 7.44

H2 49.37

N2 19.95

CH4 1.02

O2 0

合计 100

三段出口CO含量7.07% 三段入口蒸汽比R=0.357 催化剂型号：按B109计算 (1) 催化剂用量计算 a. 一段催化剂用量计算

根据B109动力学方程式，输入计算机计算出催化剂在操作条件下CO的空速等有关数据，并列于下表。

入口条件（干气）：CO%?27.78%, CO2%?8.85%, H2%?38.47% 汽/气=0.1486 温度：403℃

出口条件：CO（干）12.08% 操作压力：2MPa（表）

CO变换率% 0.00 4.01 8.58 13.84 19.98 27.14

气体中CO含量（干）% 29.44 28.26 26.56 24.66 22.51 20.09

气体中

催化剂重量%

汽/气比R 0.4120 0.4083 0.3896 0.3686 0.4350 0.3185

60 70 80 90 100

CO 变换率% 36.36 44.13 52.06 57.41 60.07

气体中

气体中

CO含量

汽/气比R

（干）% 17.43 14.71 12.37 10.83 10.09

0.2893 0.2595 0.2337 0.2169 0.2087

催化剂重量%

0 10 20 30 40 50

当变换气中CO含量(干)达到12.08%时，计算催化剂床层空速1984

折算成催化剂床层体积空速为

。

b. 二段催化剂用量计算 二段催化剂采用B109催化剂

入口条件（干气）：CO%=17.53%，CO2%=17.16%，H2%=48.28% 汽/气=0.357 温度：400℃

出口条件：CO（干）10.05% 操作压力：2MPa（表）

根据已知条件计算结果如下表所列

催化剂重量%

0 10 20 30 40 50

CO变换率% 0.00 4.59 9.14 13.60 17.90 21.98

气体中CO含量（干）% 10.09 9.58 9.08 8.60 8.14 7.70

气体中

催化剂重量%

汽/气比R 0.2565 0.2506 0.2449 0.2394 0.2341 0.2291

60 70 80 90 100

CO 变换率% 25.77 29.24 32.34 35.06 37.36

气体中

气体中

CO含量

汽/气比R

（干）% 7.30 6.94 6.61 6.33 6.09

0.2246 0.2204 0.2167 0.2135 0.2107

当变换气中CO含量(干)达到10.058%时，计算催化剂床层空速为1538

折算成催化剂床层体积空速为

c. 三段催化剂用量计算 二段催化剂采用B109催化剂

入口条件（干气）：CO%=10.05%，CO2%=22.54%，H2%=51.53%

汽/气=0.315 温度：408℃

出口条件：CO（干）7.07% 操作压力：2MPa（表） 同理求得

中变催化剂总用量

(2) 催化剂床层直径的确定

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。

要求中变催化剂床层阻力小于6.86KPa，（小于700mmH2O） 设催化剂床层直径为φ2.9m 催化剂床层阻力降由下式计算

将催化剂的粒度折算成相当于同体积的球体直径

a. 一段催化剂层阻力 一段气体平均分子量=18.5 一段气体操作状态下的重度

一段气体重量流速（湿）

b. 一段催化剂层高

c. 二段催化剂层阻力 二段气体操作状态下的密度

二段湿气体的质量流速

d. 二段催化剂层高

e. 三段催化剂层阻力及催化剂层高 同理得：

中变炉催化剂总阻力

上面计算结果湿新装催化剂床层的阻力降，实际上由于装填过程中催化剂的破碎，未筛净的粉尘带入的因素，故生产中催化剂的阻力降往往大于计算值，特别是催化剂使用后期更甚。 2.2.2饱和热水塔计算 (1) 饱和塔计算 已知条件

塔型：填料塔，采用50瓷矩鞍环 干半水煤气组成

组分 V%

CO2 6.5

CO 32.5

H2 41.5

N2 18

CH4 1.0

O2 0.5

平均操作压力进塔气体温度40℃ 气体出塔温度115℃ 进水温度120℃ 出塔水温t2=98.6℃ 进塔干气流量33000m3/h 干半水煤气平均分子量18.15

进塔气体湿含量

出塔气体湿含量进塔水流量出口热水流量

a. 塔径计算

由于塔出口温度最高，湿含量最大，计算塔径时以塔顶条件进行计算。要求填料 阻力<0.147kPa (即15mmH2O)/m填料 气体流量

为了与热水塔直径一致，取塔径为2.9m。

b. 空塔速度的计算

对矩鞍环用通用关联图计算饱和泛点速度（参见资料[2]图8-2-27）。

图的横坐标：式中：

--液体流量，kg/h —气体流量，kg/h —液体重度，kg/m3 —气体密度，kg/m3 —空塔速度，m/s

；图的纵坐标为：

g—重力加速度，9.81m/s2 μL—液体粘度，m?Pa?s φ—填料因子，m-1

—液体校正系数，即水的重度与液体重度之比，=γ水/γL 各数据如下：

操作状态下出塔气体体积：

水的黏度：水在120℃，50瓷鞍环

则

查手册[5]知

c. 理论塔板数计算 ① 平衡曲线计算

式中：

—干气体平均比热容（0→t℃），kJ/(kg?℃) i—水蒸汽在t℃时的焓，kJ/kg

计算出95～120℃时饱和半水煤气的焓，并列于下表

温度℃

蒸汽焓i(kcal/kg)

饱和蒸汽压

(105Pa) (绝)

80 85 90 95 100 105

631.3 633.3 635.4 637.3 639.3 641.0

0.4829 0.5894 0.7149 0.8619 1.0332 1.2318

kcal/(kg?℃) 0.3770 0.3772 0.3773 0.3775 0.3777 0.3779

8.467 8.361 8.235 8.088 7.917 7.718

0.0570 0.0705 0.0868 0.1066 0.1305 0.1596

干气比容

(105Pa) (绝)

t—温度，℃

出塔湿气含量 出塔气热含量

Kg(汽)/kg(干气)

0.0504 0.0623 0.0767 0.0942 0.1153 0.1410

kJ/kg 258.45 298.23 344.83 399.89 464.88 542.35

110 115 120

643.0 644.6 646.4

1.4609 1.7239 2.0246

0.3781 0.3784 0.3786

7.489 7.226 6.925

0.1951 0.2386 0.2924

0.1723 0.2108 0.2583

635.42 748.08 885.70

注：1kcal=4.1868kJ，M=18.15

② 操作线计算 进塔气体的焓

40℃时干半水煤气的比热熔分别为Cp=0.380 kcal/(kg?℃)=1.591kJ/( kg?℃)，

出塔水温t2=98.6℃

出塔气体的焓，气体在115℃的蒸汽分压及蒸汽的焓分别为

干半水煤气在115℃时的比热容为

=0.378kcal/kg（干气）

进水温度t1=120℃

以I1、t2为一点(A)，I2、t1为另一点(B)，连接两点的直线即为饱和塔的操作线。 d. 塔板数计算

利用平衡曲线表中的数据，在i-t图中画出平衡线和操作线，由此可得到理论塔板数为3块。 e. 填料高度计算 ① 理论板当量高度

由于矩鞍环是一种新型填料，对于塔板当量高度还未见到合适的计算公式，根据资料[2]推荐的意见，矩鞍形填料的高度可粗略不计取为相应条件下拉希环与鲍

尔环高度的中值。φ50鲍尔环推荐的等板高度（H、E、T、P）为700～750mm，考虑到饱和塔直径较大，气液分布不如小塔或试验条件，取等板高度1.5m。 ② 填料总高度H=1.5×3=4.5m 实取5m f. 全塔阻力降计算 由前面计算知

实际空塔气速

∴

由资料[5]图11-1-4得总阻力降(2) 热水塔计算 已知条件

塔型：填料塔，50瓷矩鞍环 中变气组成

组分 V%

CO2 24.64

CO 7.07

H2 52.85

N2 14.63

CH4 0.81

平均操作压力0.824MPa[8.5kgf/cm2(绝)] 入塔气体温度110℃ 出塔气体温度100℃ 入塔水温98.6℃ 出塔水温99.3℃ 变换气平均分子量18.07 入塔干气量

入塔蒸汽量

进口气中湿含量

出口气中湿含量

进水流量

出水流量（不包括补充水）

a. 塔径计算

因热水塔进口温度最高，湿含量最大，塔径按进口条件计算。 设塔内填料阻力<0.147kPa(<15mmH2O)/m（填料） 空塔速度计算 由

与

各有关数据如下：

关联式计算塔径，上式各符号同饱和塔计算式中含义。

操作状态下入口气量

水的粘度 水在99℃时

50瓷矩鞍环

水的

则

由文献[5]图11-1-1查得

即空塔速度为0.38m/s 气体流量

实取2.9m b. 理论塔板数 ① 平衡线计算

计算出80～120℃变换气（湿）的焓，并列于下表

温度℃

蒸汽热焓i(kcal/kg)

饱和蒸汽压

干气比容kcal/(kg?℃) 0.4024 0.4028 0.4032 0.4037

(105Pa) (绝)

Kg(汽)/kg(干气)

8.1071 7.9106 7.7851 7.6381

0.0602 0.0745 0.0918 0.1128

0.0577 0.0714 0.0880 0.1081

286.14 331.33 384.49 447.21

饱和气湿含量

kJ/kg 饱和气热含量

(105Pa) (绝)

80 85 90 95

631.3 633.3 635.4 637.3

0.4829 0.5894 0.7149 0.8619

100 105 110 115 120

639.3 641.0 643.0 644.6 646.4

1.0332 1.2318 1.4609 1.7239 2.0246

0.4041 0.4046 0.4051 0.4056 0.4060

7.4678 7.2682 7.0391 6.7761 6.4754

0.1384 0.1695 0.2075 0.2544 0.3127

0.1324 0.1624 0.1988 0.2437 0.2996

521.47 611.24 716.86 849.57 1010.73

由上面的数据作得平衡线（如图2.4）。 ② 操作线计算 进塔气体的焓 110℃时干气的热容

110℃时蒸汽的焓及蒸汽压为

排水温度

出塔气体的焓

干变换气在100℃时的热容

蒸汽在100℃时的焓及饱和蒸汽压分别为

进水温度

以、

为C点，以

、为D点，连接这两点的直线即为热水塔的操作线。

利用表中数据及操作线数据分别在图中作出热水塔的平衡线及操作线，并作梯级得理论塔板数为1块（如图2.4）。

图2.4 饱和热水塔塔板计算图

第3章 设备一览表

序号 名称 Φ2200 H=23735 1 饱和热水塔 填料50×50瓷矩鞍环 填料高：饱和塔7m 热水塔5m 2 气水分离器 Φ1200 H=4235 Φ1100 3 热交换器 H=8060 F=410m2 Φ1000或Φ1200 H=8000 4 中间热交换器 蒸汽过热段F=80 m2 煤气换热段 F=150 m Φ2900或Φ3200 H=14820 5 中温变换炉 催化剂创段数：3 催化剂装填量25.08 m3 Φ1000 6 水加热器 H=7735 F=229m2 Φ1000 H=13340 7 第一水加热器 软水加热段F=247m2 变换气冷却段 F=279m2 8 9 水封槽 热水泵 Φ1200 H=3250 扬量：Q=100m3/h 2规格 数量/台 1 1 材料 钢 钢 重量kg 46643 其中填料 27593 1545 1 1 钢 钢 10855 12050 1 钢 重量：90300 其中衬里25807 钢环：1342 催化剂：27176 8020 14090 1 1 钢 钢 1 钢 1015 扬程：H=36.5m 附电机 热水循环泵 附电机 冷凝水泵 附电机 N=18.5kW 扬量：Q=47.5m3/h 扬程：H=45m N=15kW 扬量：Q=6.555m3/h 扬程：H=41m N=4kW Φ1000 12 第二水加热器 H=5900 F=160m2 13 汽水分离器 Φ500 L=1200 1 1 钢 钢 5900 245 10 11

第4章 主要符号表

—塔径，m —催化剂直径，m

—正、逆反应活化能，kJ/kmol —重力加速度，9.81m/s2 —气体重量流速，kg/(m3?h) —填料高度，m —水蒸汽焓，kJ/kg —蒸汽焓，kJ/kg —反应平衡常数 —催化剂层高，m —物质的摩尔量，kmol —催化剂床层阻力降，，kPa —平均摩尔热，kJ/(kmol?℃)

—汽气比 —温度，℃ —温距，℃ —平衡温度，℃ —最适宜温度，℃ —体积，Nm3 —平衡转化率 —催化剂床层一段转化率

—催化剂床层二段转化率 —催化剂床层三段转化率

—半水煤气中CO的体积分率 —变换气中CO的体积分率 —气体平均比热容，kJ/(kg?℃) —液体流量，kg/h —气体流量，kg/h —液体重度，kg/m3 —气体密度，kg/m3 —空塔速度，m/s； μL —液体粘度，m?Pa?s φ—填料因子，m-1 —液体校正系数

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