合成氨变换工段工艺设计

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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

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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

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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

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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

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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：

?O CO+H2C?HQ （1-1） 2O+21

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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

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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 CO2的量 8719.8?2951.3?11671.1Nm3 H2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

CO2%?H2%0.2332?0.4438??22.03

CO%?H2O%0.0253?0.1857KP?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

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(??H)?39762kJ/kmol

2则 Q1?3976?(18?8.27?0.6)?64. 6710kJ（2）气体温度上升吸热Q2

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

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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。

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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

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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。

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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 ℃。

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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?431640.6?0.3?0.8 ?182p20.5exp()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

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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）：

34222.2dyCO222.4dw?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）.1E?d1p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

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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

E?0.378?0.308?0.004?0.378 3.0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?42723.9?18.891h ??5096.7kg/m2·

?22.42?3.042.7催化剂床层高度

L??4?0.38m

(3.0)2由以上数据得催化剂床层压降为

1.5?(5096.7)1.91?0.378?p?2.1?10???0.38?2..56Mpa 1.133.62?(0.004)0.378?8 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

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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?1822(1?106)0.5exp(?43164)(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：

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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?1822(1?106)0.5exp(?43164)(0.02010.6)(0.3118)(0.1851?0.3)(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

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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?52286.9?18.811h ??3491.3kg/m2·

?22.42?(4.0)48.6催化剂层高度

L=

?4??4.0??0.68 m

2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

（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?63060.5?18.811??4210.7kg/m2.h ?22.4?(4.0)24催化剂层高度

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L?24.4?4?1.99m

(4.0)2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。

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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

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??1920.7?18.89?10.07kg/s

3600w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?0.456?4?1197

(0.028?2?0.0025)2管板直径由下式确定

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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）

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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

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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。

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参考文献

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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。此次设计是在田海玲和张子锋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。

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/qf18.html