年产10万吨合成氨变换工段工艺设计（终稿）

西南科技大学本科生毕业论文 I 合成氨厂变换车间工艺设计

摘要：本设计主要是对合成氨工厂变换工段的设计，此设计选用中变串低变工艺流程。工艺计算过程主要包括物料衡算，能量衡算以及设备选型计算等。

关键词：合成氨；变换；计算

西南科技大学本科生毕业论文 II The Technological Design on transform System for

Ammonia Plant

Abstract：This design was mainly for the synthetic ammonia plant shift conversion section. The

technological process used the middle temperature change first ，and then used the low temperature change .Process calculation mainly included material balance, energy balance and equipment selection.

Key words: ammonia synthesis, transform , calculation.

西南科技大学本科生毕业论文 III 目 录

第1章 绪 论 ....................................................................................................................... 1

1.1 概述 ......................................................................................................................... 1 1.2 目的和意义 ............................................................................................................. 1 1.3 合成氨工业概况 ..................................................................................................... 2

1.3.1 基本现状 ....................................................................................................... 2 1.3.2 发展趋势 ....................................................................................................... 2 1.3.3 应用领域 ....................................................................................................... 2 1.4 变换工艺介绍 ......................................................................................................... 3

1.4.1 中温变换工艺 ............................................................................................... 3 1.4.2 中串低变换工艺 ........................................................................................... 3 1.4.3 中低低变换工艺 ........................................................................................... 3 1.4.4 全低变工艺 ................................................................................................... 4 1.5 变换工艺的选择 ..................................................................................................... 4

1.5.1 工艺原理 ....................................................................................................... 4 1.5.2 工艺条件 ....................................................................................................... 4 1.5.3 工艺流程确定 ............................................................................................... 5 1.5.4 主要设备的选择说明 ................................................................................... 6

第2章 物料与热量衡算 ................................................................................................... 7

2.1 已知生产条件 ......................................................................................................... 7 2.2 水气比的确定 ......................................................................................................... 7 2.3 中变炉CO的实际变换率的求取 .......................................................................... 8 2.4 中变炉催化剂平衡曲线 ......................................................................................... 9 2.5 最佳温度曲线的计算 ........................................................................................... 10 2.6 中变炉一段催化床层的物料衡算 ....................................................................... 10

2.6.1 中变炉一段催化床层的物料衡算 ............................................................. 11 2.6.2 对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行估算 ............................. 13 2.6.3 中变炉一段催化床层的热量衡算 ............................................................. 13 2.7 中变一段催化剂操作线的计算 ........................................................................... 16 2.8 中间冷凝过程的物料和热量计算 ....................................................................... 17

西南科技大学本科生毕业论文 IV 2.9 中变炉二段催化床层的物料与热量衡算 ........................................................... 18

2.9.1中变炉二段催化床层的物料衡算： .......................................................... 19 2.9.2 中变炉二段催化床层的热量衡算： ......................................................... 21 2.10 中变炉物料、热量恒算结果列表 ..................................................................... 23 2.11 低变炉的物料与热量衡算 ................................................................................. 24

2.11.1 低变炉的物料衡算.................................................................................... 24 2.11.2 低变炉的热量衡算.................................................................................... 26 2.12 低变炉催化剂平衡曲线 ..................................................................................... 28 2.13 最佳温度曲线的计算 ......................................................................................... 29 2.14 废热锅炉的热量和物料衡算 ............................................................................. 30 2.15 水蒸汽的加入 ..................................................................................................... 32 2.16 主换热器的物料与热量的衡算 ......................................................................... 33 2.17 调温水加热器的物料与热量衡算 ..................................................................... 34 第3章 设备的选型 ........................................................................................................... 36

3.1 中变炉的计算 ....................................................................................................... 36

3.1.1触媒用量的计算 .......................................................................................... 36 3.1.2第一段床层触媒用量 .................................................................................. 36 3.1.3 第二段床层触媒用量 ............................................................................... 37 3.1.4 触媒直径的计算 ......................................................................................... 39 3.2主换热器的计算 .................................................................................................... 41

3.2.1传热面积的计算 .......................................................................................... 41 3.2.2 设备直径与管板的确定 ............................................................................. 42 3.2.3 传热系数的验算 ......................................................................................... 42 3.2.4 壳侧对流传热系数计算 ............................................................................. 44 3.2.5 总传热系数核算 ......................................................................................... 45 3.2.6传热面积的核算 .......................................................................................... 45 3.3 其他主设备 ........................................................................................................... 46 第4章 设备一览表 ........................................................................................................... 47 参考文献 ............................................................................................................................. 48 致 谢 ................................................................................................................................... 49

西南科技大学本科生毕业论文 第1章 绪 论

1.1 概述

氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。合成氨的生产主要分为：原料气的制取；原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的C，由于CO是合成氨催化剂的毒物，所以必须进行净化处理，通常先经过CO变换反应，使其转化为易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO变换既是原料气的净化过程，又是原料气造气的继续。最后，少量的CO用液氨洗涤法，或是低温变换串联甲烷化法加以脱除[1]。

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。变换工段工序是合成氨生产中的第一步，也是较为关键的一步，因为能否正常生产出合格的压缩气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。

1.2 目的和意义

氨是重要的无机化工产品，在国民经济中占有重要地位。随着世界人口的不断增加，用于制造尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵以及其他化工产品的氨用量也在增长。在化学工业中，合成氨工业已经成为了重要的支柱产业。据统计，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。

合成氨变换工段是指CO与水蒸气反应生成CO2和H2的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%~40%[2]。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：CO?H2O = CO2?H2。由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。

目前，变换工段主要采用中变串低变的工艺流程，这是从80年代中期发展起来的[1]。所谓中变串低变流程，就是在B106等Fe-Cr系催化剂之后串入Co-Mo系宽温变换催化剂。在中变串低变流程中，由于宽变催化剂的串入，操作条件发生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有了较大幅度的降低；另一方面变换气中的CO含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。

1

西南科技大学本科生毕业论文 变换过程需在高温高压使用催化剂条件下进行，因此变换工序是合成氨生产的高成本工序,其成本降低对合成氨成本的降低有重要意义。 1．3 合成氨工业概况 1.3.1基本现状

我国的氮肥工业自20世纪50年代以来,不断发展壮大,目前合成氨产量已跃居世界第一位,已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术,形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前合成氨总生产能力为5000万吨/年左右[3],氮肥工业已基本满足了国内需求,在与国际接轨后,具备与国际合成氨产品竞争的能力,今后发展重点是调整原料和产品结构,进一步改善经济性。 1.3.2 发展趋势

根据合成氨技术发展的情况分析,估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变,其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期,改善经济性”的基本目标,进一步集中在 “大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发[4]。

大型化、集成化、自动化,形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好将是未来合成氨装置的主流发展方向[5]。单系列合成氨装置生产能力将从2000t/d提高至4000~5000t/d。以天然气为原料制氨吨氨能耗已经接近了理论水平,今后难以有较大幅度的降低,但以油、煤为原料制氨,降低能耗还可以有所作为。

在合成氨装置大型化的技术开发过程中,其焦点主要集中在关键性的工序和设备,即合成气制备、合成气净化、氨合成技术、合成气压缩机[6]；在低能耗合成氨装置的技术开发过程中,其主要工艺技术将会进一步发展；实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物,实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善；提高生产运转的可靠性,延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。有利于“提高装置生产运转率、延长运行周期”的技术,包括工艺优化技术、先进控制技术等将越来越受到重视。 1.3.3 应用领域

氨在国民经济中占有重要的地位，现在约有80%的氨用来制造化学肥料，其余作为生产其他化工产品的原料。

2

西南科技大学本科生毕业论文 除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氨肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵、氯化铵、氨水以及各种含氨混肥和复肥，都是以氨为原料的[2]。

氨在工业上主要用来制造炸药和各种化学纤维和塑料。从氨可以制的硝酸，继而再制造硝酸铵、硝化甘油、三硝基甲苯和硝基纤维素等。在化纤和塑料工业中，则以氨、硝酸和尿酸作为氮源，生产已内酰胺，己二胺、人造丝、全脂树脂和脲醛树脂等产品[7]。

氨的其他工业用途也十分广泛，例如作为制冰、空调、冷藏等系统的制冷剂，在冶金工业中用来提炼矿石中的铜、镍等金属，在医药和生物化学方面生产磺胺类生物、维生素、蛋氨酸和其他氨基酸等。

1.4 变换工艺介绍

1.4.1 中温变换工艺

中温变换工艺早期均采用常压，经节能改造，现在大都采用加压变换。加压中温变换工艺主要特点是：采用低温高活性的中变催化剂，降低了工艺上对过量蒸汽的要求；采用段间冷激降温，减少了系统的热负荷和阻力，减小外供蒸汽量；合成与变换，铜洗构成第二换热网络，合理利用热能。其中有两种模式，一是“水流程”模式，二是“汽流程”模式。前者指在合成塔后设置水加热器以热水形式向变换系统补充热能，并通过变换工段设置的两个饱和热水塔使自产蒸汽达到变换反应所需的汽气比。后者在合成塔设后置式锅炉或中置式锅炉产生蒸汽供变换用，变换工段则设置第二热水塔回收系统余热供精炼铜液再生用；采用电炉升温，革新了变换工段燃烧炉升温方法，使之达到操作简单、平稳、省时、节能效果。 1.4.2 中串低变换工艺

所谓中温变换串低温变换流程，就是在B107等Fe-Cr系催化剂之后串入Co-Mo系宽温变换催化剂[1]。由于宽变催化剂的串入，操作条件发生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有较大幅度的降低；另一方面变换气中的CO含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。根据催化剂低温性能，低变炉入口温度可控制在180～230℃。这样，由于催化剂终态温度降低，可以减少蒸汽添加量，达到节能的效果。另外，由于变换效率的提高，合成氨产量可以相对增加。与中变流程相比,中串低工艺蒸汽消耗下降,饱和塔负荷减轻。 1.4.3 中低低变换工艺

中低低流程是在一段铁铬系中温变换催化剂后直接串二段钴钼系耐硫变换催化

3

西南科技大学本科生毕业论文 剂，利用中温变换的高温来提高反应速率，脱除有毒杂质，利用两段低温变换提高变换率，实现节能降耗。这样充分发挥了中变催化剂和低变催化剂的特点，实现了最佳组合，达到了能耗低、阻力小、操作方便的理想效果。该流程与中变串低变相比，关键是增加了第一低变，填补了280～250℃这一中变串低变所没有的反应温区，充分利用了低变催化剂在这一温区的高活性。比全低变工艺操作稳定在于中低低工艺以铁铬系中变催化剂为净化剂，过滤煤气中氧和油污，起到了保护钴钼系耐硫催化剂的作用。

1.4.4 全低变工艺

全低变工艺是全部采用低温活性钴钼系变换催化剂进行一氧化碳变换的工艺过程，作为一种节能新工艺, 节能降耗的效果显著。低变炉各段进口温度均在200℃左右，床层温度比传统的床层温度下降100～300℃，有利于变换反应平衡。汽气比降低，蒸汽消耗大幅下降，在几种变换流程中蒸汽消耗最低。热回收率高，有效能损失小，热交换设备换热面积可减少1/2左右。与原高变催化剂比较，催化剂用量可以减少一半以上，降低了变换炉床层阻力，降低了压缩功耗。余热回收效果好。催化剂段间换热等用水加热器逐级回收、逐级加热饱和热水塔循环热水，出饱和塔半水煤气的温度及饱和度高，出热水塔变换气温度可降到100℃以下。 1.5 变换工艺的选择 1.5.1 工艺原理

一氧化碳变换反应式为：

CO?H2O = CO2?H2

(1)

CO+H2=C+H2O (2)

其中反应（1）是主反应，反应（2）是副反应，为了控制反应向生成目的产物的方向进行，工业上采用对式反应（1）具有良好选择性催化剂，进而抑制其它副反应的发生[8]。一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。

变换过程中还包括下列反应式：

2H2?O2=H2O （3）

1.5.2 工艺条件

(1)压力

压力对变换反应的平衡几乎没有影响，但是提高压力使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。单就平衡而言，加压并无好处，但从动力学角度，加压可提高反应速率。

4

西南科技大学本科生毕业论文 从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压变换再进行压缩的能耗底。具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机投各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂操作压力为0.7～1.2MPa,中型氨厂为1.2～1.8Mpa。本设计压力取1.75Mpa。

(2)温度

变化反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即 CO平衡含量增大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。因而存在着最佳反应温。对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为[9]：

Tm?1?TeRTeE2-E1lnE2E1

注：式中Tm、Te—分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成和催化剂的不同而变化。

(3)汽气比

水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气。改变水蒸汽比例是工业变换反应中最主要的调节手段。增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡变换率，从而有利于降低CO残余含量，加速变换反应的进行。由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分Fe3O4的稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。但是，水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义，蒸汽比例如果过高，将造成催化剂床层阻力增加；CO停留时间缩短，余热回收设备附和加重等，所以，中（高）变换时适宜的水蒸气比例一般为：H2O/CO=3～5，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。

1.5.3 工艺流程确定

一氧化碳变换工艺的流程安排应做如下考虑。若一氧化碳体积分数较高，应采用中温变换，因为中变催化剂操作温度范围较宽，而且价廉，寿命长，大多数合成氨原料气中一氧化碳高于10%，故都可先通过中变除去大部分一氧化碳。对一氧化碳体积分数高于15%者，一般可考虑适当分段，段间进行冷却降温，尽量靠近最适宜温度操作。其次，根据原料气的温度和湿含量情况，则考虑适当预热和增湿，合理利用余热。如允许变换气中残余CO体积分数在3%左右，只采用中变即可。如要求在0.3%

5

西南科技大学本科生毕业论文 左右，则将中变和低变串联使用。

目前的变化工艺有：中温变换，中串低，全低及中低低4种工艺。本设计参考自贡市鸿鹄化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。从压缩工段来的半水煤气进入饱和热水塔，在饱和塔中半水煤气从30℃升温到109℃，在饱和塔出口加入水蒸汽使汽气比达到3到5之间，以后再进入中变炉将转换气中一氧化碳含量降到3%以下。再通过换热器将转换气的温度降到180℃左右，进入低变炉将转换气中一氧化碳含量降到0.3%以下，再进入脱碳工段。工艺流程图如图1-1所示。

图 1-1 合成氨变换工段工艺流程图

半水煤气 H2O 饱和热水塔中温变换炉换热器 低温变换炉变换气 1.5.4 主要设备的选择说明

中低变串联流程中，主要设备有中变炉、低变炉、饱和热水塔、换热器等[10]。中变炉选用C6型催化剂，计算得中变催化剂实际用量38.25 m3。以上设备的选择主要是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中碳氧化物的含量以及变换气中所要求的CO浓度。

6

西南科技大学本科生毕业论文 第2章 物料与热量衡算

2.1 已知生产条件

已知天然气进入变换工段时的组分如表2-1所示。

表2-1 天然气进入变换工段时的各组分含量百分比

组 分 含量，％

CO2 9.60

CO 11.42

H2 55.71

N2 22.56

O2 0.33

CH4 0.38

合计 100

计算基准：1吨氨/小时。 计算生产1吨氨需要的变换气量：

（1000/17）×22.4/（2×22.56）=2920.31 m3(标)

因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取2962.5 m3(标)。 年产10万吨合成氨工厂日生产能力（一年连续生产330天）： 日生产量：100000/330=303.03 t/d=12.63 t/h。 要求出中变炉的变换气干组分中CO％小于2％。 进中变炉的变换气干组分如表2-2所示。

表2-2 进中变炉的变换气干气组分含量

组 分 含量，％ m3(标) kmol

CO2 9.6 284.44 12.696

CO 11.42 338.32 15.103

H2 55.71 1650.41 73.679

N2 22.56 668.34 29.837

O2 0.33 9.78 0.436

CH4 0.38 11.26 0.503

合计 100 2962.50 132.25

假设进中变炉的变换气温度为330 ℃，取变化气出炉与入炉的温差为35 ℃，出炉的变换气温度为365 ℃。

进中变炉干气压力P中=1.75 mpa。

2.2 水气比的确定

考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.5。 故V（水）=3.5?Vco=1184.11 m3(标)，n(水)=52.862 kmol。 因此进中变炉的变换气湿组分如2-3所示。

7

西南科技大学本科生毕业论文 表2-3 进中变炉的变换气湿气组分含量

组 分 含量％ m(标) kmol

3

CO2 6.86 284.42 12.69

CO 8.16 338.32 15.10

H2 39.80 1650.4 73.68

N2 16.12 668.34 29.84

O2 0.24 9.77 0.44

CH4 0.27 11.2 0.50

H2O 28.56 1184.1 52.86

合计 100 4146.61 185.12

2.3 中变炉CO的实际变换率的求取

假定湿转化气为100 mol，其中CO湿基含量为8.16％，要求变换气中CO含量为2％，故根据变换反应：

CO+H2O＝H2+CO2 （4）

则CO的实际变换率公式为：

Xp％=

'Ya?Ya?Ya?1?Ya??×100 （2-1）

注：式中Ya、Ya分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）。

所以：Xp=

?8.16?6.04??100

?100?2??8.16=74％

则反应掉的CO的量为：

8.16×74％=6.04

则反应后的各组分的量分别为：

H2O％=28.56％-6.04％+0.48％

=23％

CO％=8.16％ - 6.04％

=2.12％

H2％ =39.8％+6.04％-0.48％

=45.36％

CO2％=6.86％+6.04％

=12.9％

中变炉出口的平衡常数：

Kp= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）=12

8

西南科技大学本科生毕业论文 查《 小合成氨厂工艺技术与设计手册 》可知Kp=12时温度为397 ℃。 中变的平均温距为397℃ - 365℃=32 ℃。

根据《合成氨工艺与节能 》可知中温变换的平均温距为：30℃到50 ℃[5]，中变的平均温距合理，故取的H2O/CO可用。

2.4 中变炉催化剂平衡曲线

根据H2O/CO=3.5，与文献《小合成氨厂工艺技术与设计手册》上的有关公式：

XP=

U?q2AW×100％ (2-2)

V=KPAB-CD (2-3) q=U2?4WV (2-4) U=KP（A+B）+（C+D） (2-5) W=KP-1 (2-6)

注：其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度。

计算结果列于下表(2-4)。

表 2-4 不同温度下CO的转换率

t T Xp

300 573 0.91

320 593 0.87

340 613 0.84

360 633 0.81

380 653 0.77

400 673 0.71

420 693 0.69

440 713 0.64

460 733 0.60

中变炉催化剂平衡曲线如图2-1所示。

1009080706050403020100300350400温 度（℃）CO转化率 Xp450500

图2-1 中变炉催化剂平衡曲线图

9

西南科技大学本科生毕业论文 2.5 最佳温度曲线的计算

中变炉选用C6型催化剂。

查资料得最适宜温度曲线由式：Tm?1?TeRTeE2?E1lnE2E1 进行计算。

查《小型合成氨厂工艺和设备计算》C6型催化剂的正负反应活化能分别为E1=10000千卡/公斤分子，E2=19000千卡/公斤分子[15]。

最适宜温度计算结果列于下表(2-5)中。

表 2-5 不同转化率下的最适宜温度表

X0.91 0.87 p T 526 t 256

546.8 564.2 581.5 598.8 624.5 638.2 649.4 660.7 671 273.8 291.2 308.5 325.8 351.5 365.2 376.4 387.3 398

681.6 692.6 702.6 716.6 408.6 419.6 429.6 443.6

0.84

0.81

0.77

0.71

0.67

0.64

0.61

0.58 0.55

0.52

0.49

0.45

将以上数据作图即得最适宜温度曲线如图2-2所示。

10.90.80.7CO转化率 Xp0.60.50.40.30.20.10250270290310330350温 度（℃）370390410430450

图 2-2 最适宜温度曲线图

2.6 中变炉一段催化床层的物料衡算

已知条件：

进中变炉一段催化床层的变换气的温度为330 ℃。 进中变炉一段催化床层的变换气湿组分如表2-6所示。

10

西南科技大学本科生毕业论文

表2-6 进中变炉一段的变换气湿气组分表

组 分 含量％ m3(标)

CO2 6.86 284.42 12.69

CO 8.16

H2 39.8

N2 16.12

O2 0.27 9.78 0.44

CH4 0.24 11.26 0.50

H2O 28.56 1184.11 52.86

合计 100 4146.61 185.12

338.18 1650.41 668.34 15.10

73.68

29.84

kmol

2.6.1 中变炉一段催化床层的物料衡算

假设CO在一段催化床层的实际变换率为60％。 假使O2 与H2 完全反应，O2 完全反应掉。 故在一段催化床层反应掉的CO的量为：

60％×338.318=202.9908 m3(标)

=9.062 kmol

出一段催化床层的CO的量为：

338.318-202.9908=135.3272 m3(标)

=6.0414 kmol

故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1650.409+202.9908-2×9.776=1833.8478 m3(标)

=81.868 kmol

故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

284.4+202.9908=487.3908 m3(标)

=21.758 kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：

V总（干）=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258 =3136.1638 m3(标)

故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO％=

同理得：

CO2％=H2％=

487.39083136.1638135.32723136.1638=4.31%

=15.54%

1833.84783136.1638=58.47%

11

西南科技大学本科生毕业论文 CO2％=N2％=

487.39083136.1638668.34=15.54%

3136.163811.258=21.13% =0.35%

CH4％=

3136.1638所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分如表2-7所示。

表2-7 出中变炉一段的变换气干组分列表

组 分 含量％ m3(标)

CO2 15.54 487.39 21.76

CO 4.31 135.33 6.04

H2 58.47 1833.84 81.87

N2 21.13 668.34 29.83

CH4 0.35 11.25 0.50

合计 100 3136.16 140.01

kmol

剩余的H2O的量为：

1184.113-202.9908+2×9.776=1000.6742 m3(标)

=44.6729 kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积：

V总（湿）=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6742

=4136.838 m3(标) =184.68 kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量：

H2O％=

1000.67424136.83815.54%1?0.15540.04131?0.04130.58471?0.58470.21131?0.21310.00351?00035 =24.19%

故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量： CO2％=

同理可得： CO％= H2％= N2％=

=3.27％ =44.33％ =16.16％ =0.27％ =11.78％

CH4％=

所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分如表2-8所示：

12

西南科技大学本科生毕业论文 表 2-8出中变炉一段的变换气湿气组分列表

组 分 含量％ m(标) koml

3

CO2 11.78 487.39 21.76

CO 3.27 135.33 6.04

H2 44.33 1833.84 81.87

N2 16.16 668.34 29.83

CH4 0.27 11.26 0.50

H2O 24.19 1000.67 44.67

合计 100 4136.92 184.68

2.6.2 对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行估算

已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量如表2-8所示。 根据：Kp= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）计算得K=6.6。 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp=6.6时t=445 ℃。 设平均温距为35 ℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为： 445℃-35℃=415 ℃。

2.6.3 中变炉一段催化床层的热量衡算

以知条件：进中变炉一段催化床层的变换气温度：330 ℃。 出中变炉一段催化床层的变换气温度为：415 ℃。

在变化气中含有CO，H2O，O2，H2 这4种物质会发生以下2种反应：

CO +H2O=CO2+H2 （5） O2 + 2H2= 2 H2O （6）

这2个反应都是放热反应。

根据《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知为简化计算，拟采用统一基准焓（或称生成焓）计算[7]。以P=1 atm，t=25 ℃为基准的气体的统一基准焓计算式为：

HT=△H0298=Cpdt (2-7)

式中：

HT —— 气体在?0

T298在T K的统一基准焓，kcal/kmol(4.1868 kJ/kmol)。 25℃下的标准生成热， kcal/kmol(4.1868 kJ/kmol)。

△H298 —— 该气体在

T——绝对温度，K。

Cp ——气体的等压比热容，kcal/（kmol.℃）(4.1868 kJ/kmol)。 气体等压比热容与温度的关系有以下经验式[8]：

Cp=A0+A1×T+A2×T2+A3×T3+??

注：式中A0、A1、A2、A3??气体的特性常数。

13

西南科技大学本科生毕业论文 将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式：

Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4 (2-8)

注:式中常数a0、a1、a2、a3、a4与气体特性常数及标准生成热的关系为：a1=A0，a2=A1/2，

a3=A3/4，a4=A3/4，a0=△H0298－298.16a1－298.162×a2－298.163×a3－298.164×a4。

采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行、步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果：

△H=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末

(2-10)

式中：

△H ——过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热，单位：kcal.。

ni —— 始态或末态气体的千摩尔数，kmol。

Hi ——始态温度下或末态温度下气体的统一基准焓,单位：kcal。 现将有关气体的计算常数列于表(2-9)中。

表2-9气体统一基准焓（通式）常数表

物质 a0 O2 H2 H2O N2 CO CO2

1.90318×103 -2.11244×10 -6.0036×104 -1.97673×103 -2.83637×104 -96377.88867

3

a1 a2 a3 -7.40499×10–7 4.8459×10 1.28506×10－7 2.03296×10－7 5.04519×10－9 -1.135×10

－6－7

a4 1.08808×10–10 -8.18957×10

－11

5.80298 2.15675×10–3 7.20974 7.11092 6.45903 6.26627 6.396

-5.55838×10 1.29319×10－3 5.18164×10－4 8.98694×10－4 5.05×10

－3

－4

-5.78039×10－11 -7.65632×10－11 -4.14272×10－11 0.00

计算O2的基准焓： 根据基准焓的计算通式：

Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4 (2-11)

在415 ℃时T=415+273=683 K。 将O2的常数带入上式得：

Ht=1.90318×103+5.80298×683+2.15675×10–3×6832-7.40499×10–7×6833

+1.08808×10–10×6834

=6699.742kcal/kmo=28050.412 kJ/kmol

同理根据以上方法计算可得变换气的各个组分的基准焓列于表2-10。

14

西南科技大学本科生毕业论文 表 2-10 变换气各组分的基准焓

组分

O2

H2 2724.221

H2O -54502.665

CO -23634.754 -98953.987

CO2 -89956.678 -376630.620

Ht（kcal/kmol） 6699.742 Ht（kJ/kmol）

28050.412

11405.772 -228191.759

反应放热：

CO +H2O=CO2+H2 （7）

反应焓变：

△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末

=-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759

=-38079.10484 kJ/kmol

Q1=9.0

（-38079.10484）= -345072.8481 kJ

O2 + 2H2= 2 H2O （8）

反应焓变：

Q2=△H2=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末

= - 221354.6179 kJ

气体反应共放热：

Q=Q1+Q2

=345072.8481+221354.6179 =566427.4659 kJ

气体吸热Q3：

根据《物理化学教程》知CO，H2，H2O，CO2，N2可用公式：Cp=a+b+CT2来计算热容，热容的单位为kJ/（kmol.T）

表2-11 变换气组分的a、b、c常数列表

物质 a b/10-3 c/105

CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 -----------

15

西南科技大学本科生毕业论文 表 2-12 甲烷的的a、b、c、d常数列表

物质 CH4

a 17.45

b/10-3 60.46

c/10-6 1.117

d/10-9 -7.2

CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容。 热熔计算结果如表2-13所示。

表2-13 变换气各组分在683K时热熔列表

物质 Cp

CO 31

CO2 48.2

H2 29.6

H2O 37.2

N2 30.7

CH4 56.1

所以平均热容：

Cpm=∑Yi×Cp=34.06 KJ/（kmol.T）

所以气体吸热：Q3=34.06×184.68×(415-330)

=534667.068 kJ

假设热损失Q4（一般热损失都小于总热量的10%）。 根据热量平衡的：

Q= Q3 + Q4 Q4=31760.979 kJ

2.7 中变一段催化剂操作线的计算

有中变一段催化剂变换率及热平衡计算结果知： 中变炉入口气体温度330 ℃。 中变炉出口气体温度415 ℃。 中变炉入口CO变换率0。 中变炉出口CO变换率60%。

由此可作出中变炉催化剂反应的操作线如图2-3所示：

16

西南科技大学本科生毕业论文 1009080706050403020100300350温 度（℃）CO转化率 Xp400450

图 2-3 中变炉催化剂反应的操作线图

2.8 中间冷凝过程的物料和热量计算

此过程采用水来对变换气进行降温。 以知条件：

变换气的流量：184.68 koml。 设冷凝水的流量：X kg。 变换气的温度：415 ℃。 冷凝水的进口温度：20 ℃。

进二段催化床层的温度：353 ℃。 操作压力：1750 kpa。

冷凝水吸热Q1：

据冷凝水的进口温度20 ℃查《化工热力学》可知h1 =83.96 kJ/kg。 根据《化工热力学》可知温度、压强与焓值的关系如表2-14所示。

表 2-14 温度、压强与焓值的关系表

T/K 600 600 700 700

P/kPa 1600 1800 1600 1800

H/(kJ/kg) 3693.2 3691.7 3919.7 3918.5

冷凝水要升温到353 ℃，所以设在353 ℃, 626 K,1750 kpa时的焓值为H。

17

西南科技大学本科生毕业论文 对温度进行内查法： 1600 kpa时：

(626-600)/(h-3693.2)=(700-626)/(3919.7-h)

h=3752.09 kJ/kg 1800 kpa时：

（626-600）/（h-3691.7）=(700-626)/( 3918.5-h) h=3750.668 kJ/kg

再对压力使用内查法得在353 ℃,626K,1750kp时的焓值H为：

(1750-1600)/(h-3752.09)=(1800-1750)/(3750.668-h)

H=3751.0235 kJ/kg。

Q1= X( 3813.244875-83.96)。 变换气吸热Q2：

由表（2-13）知：Cpm= ∑Yi×Cp =33.92 kJ/（kmol.T）。 Q2=184.68×33.92×(415-353)=388389.4272 kJ。 取热损失为0.04 Q2。

根据热量平衡：0.96 Q2= X(3751.0235-83.96) X=101.676 kg

=5.649 kmol =126.53 m3(标)

水的量为：126.53+1000.6742=1127.2042 m3(标) =50.3261 kmol

所以进二段催化床层的变换气组分如表2-15所示.

表 2-15 变换气进二段催化床层各组分含量

组 分 含量％ M3(标)

CO2 11.432 487.39 21.76

CO 3.17 135.32 6.041

H2 43.01 1833.84 81.87

N2 15.68 668.34 29.83

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 26.44 1127.20 50.32

合计 100 4263.37 190.33

kmol

2.9 中变炉二段催化床层的物料与热量衡算

已知条件：

18

西南科技大学本科生毕业论文 所以进中变炉二段催化床层的变换气干组分如表2-16所示。

表2-16 进中变炉二段变换气干组分含量

组 分 含量％ M3(标)

CO2 15.54 487.39 21.76

CO 4.31 135.32 6.04

H2 58.47 1833.84 81.87

N2 21.13 668.34 29.83

CH4 0.35 11.26 0.50

合计 100 3136.16 140.01

kmol

2.9.1中变炉二段催化床层的物料衡算：

设中变炉二段催化床层的转化率为0.75（总转化率）。 所以在CO的变化量为：

338.318×0.75=250.35532 m3(标) =11.7658 kmol

在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为：

135.3272-（338.318-250.35532）=47.36452 m3(标)

=2.11 kmol

出中变炉二段催化床层的CO的量为：

135.3272-47.36452=87.96268 M3(标)

=3.9269 kmol

故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

487.3908+47.364528= 534.75532 m3(标)

=23.873 kmol 故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1833.8478+47.36452= 1881.21232 m3(标)

=83.9826 kmol 所以在二段催化床层反应后的变换气总量：

V总（干）=87.96268+534.75532+1881.21232+668.34+11.258

=3183.528 m3(标) =142.1218 kmol

所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分如表2-17所示。

19

西南科技大学本科生毕业论文 表2-17 变换气出中变炉二段时变换气干组分含量

组 分 含量％ M(标)

3

CO2 16.79 534.75 23.87

CO 2.76 87.96 3.93

H2 59.09 1881.21 83.98

N2 20.99 668.34 29.83

CH4 0.35 11.26 0.50

合计 100 3183.53 142.12

kmol

故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：

1127.2042-47.36452= 1079.84 m3(标)

=48.207 kmol 故出中变炉二段催化床层的变换气湿组分中CO的含量：

CO％=

同理得：

CO2％=

534.755324263.3787.96264263.37

=2.06%

=12.54% H2％=

1881.212324263.37668.344263.3711.2584263.371079.844263.37

=44.125%

N2％=

=15.67%

CH4％=

=0.26%

H2O％=

=25.33%

所以出中变炉的湿组分如2-18所示。

表2-18 变换气出中变炉湿气组分含量

组 分 含量％ m(标)

3

CO2 12.54 534.76 23.87

CO 2.06 87.96 3.93

H2 44.125 1881.21 83.98

N2 15.67 668.34 29.83

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 25.33 1079.84 48.21

合计 100 4263.32 190.33

kmol

对出中变炉一段催化床层的变换气温度进行估算：

20

西南科技大学本科生毕业论文 根据：Kp= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％） 计算得Kp=10.6

查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp=10.6时t=409 ℃ 设平均温距为44 ℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：

409℃-44℃=365 ℃。

2.9.2 中变炉二段催化床层的热量衡算：

以知条件：

进中变炉二段催化床层的变换气温度为：353 ℃。 出中变炉二段催化床层的变换气温度为：365 ℃。 变换气反应放热Q1：

计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，使用公式2-11及表2-10计算平均温度为632 K时的生成焓。 计算结果如表2-19所示。

表2-19 变换气各物质的生成焓列表

组分 Ht（kcal/kmol） Ht（kJ/kmol）

H2 2373.4 9936.95

H2O -54949.05 -230060.69

CO -24005.565 -100506.5

CO2 -90536.421 -379057.89

反应放热：

CO +H2O=CO2+H2 （9）

△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末

=-38553.74846 kJ/kg

所以得：

Q1=2.11×38553.74846 =81348.40955 kJ/kg

气体吸热Q2：

根据《物理化学教程》知CO，H2，H2O，CO2，N2，可用公式：Cp=a+b+CT2来计算。

21

西南科技大学本科生毕业论文 表 2-20 各组分的a、b、c常数列表

物质 a b/10 c/105

-3

CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 -----------

CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容。

表 2-21 甲烷的的a、b、c、d常数列表

物质 CH4

a 17.45

b/10-3 60.46

c/10-6 1.117

d/10-9 -7.2

计算各物质热熔结果如表2-22所示。

表2-22 变换气各组分在623K时的热熔

组分 Cp

CO 28.56

H2 29.25

CO2 47.3

H2O 36.78

N2 30.31

CH4 53.72

所以得：Cpm=∑Yi×Cp=33.61 kJ/（kmol.T） 故：Q2=33.61×190.33×（365-353）=76763.46 kJ 热损失：

Q3=Q1-Q2=4584.95 kJ

22

西南科技大学本科生毕业论文 2.10 中变炉物料、热量恒算结果列表

表 2-23 中变炉一段物料平衡表

组分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合计

进中变换炉的物料量/m3

284.42 338.32 1650.42 668.34 9.77 11.26 1184.12 4146.61

表 2-24 中变炉二段物料平衡表

组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计

进二段催化床层的物料量/m

487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 1127.20 4263.32

表 2-25 中变炉一段热量平衡表

反应放热/kJ CO反应：345072.848 O2反应：221354.6179 总热量：566427.4659

表2-26 中变炉二段热量平衡表

反应放热/kJ 81348.40955

气体吸热/kJ 76763.46

热量损失/kJ 4584.95

气体吸热/kJ 534667.068 热量损失/kJ 31760.979 3

出一段催化床层的物料量/m3

487.39 135.33 1833.84 668.34

——————————

11.26 1000.67 4136.92

出二段催化床层的物料量/m

534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32

3

23

西南科技大学本科生毕业论文 2.11 低变炉的物料与热量衡算

已知进中变炉的湿气组分如表2-27所示，干变换气的组分如表2-28所示。

表 2-27 变换气进低变炉时湿气各组分含量

组 分 含量％ m(标)

3

CO2 12.54 534.76 23.87

CO 2.06 87.96 3.93

H2 44.125 1881.21 83.98

N2 15.67 668.34 29.84

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 25.33 1079.84 48.21

合计 100 4263.37 190.33

kmol

表 2-28 变换气进低变炉干气各组分含量

组 分 含量％ m3(标)

CO2 16.79 534.76 23.87

CO 2.76 87.96 3.93

H2 59.09 1881.21 83.98

N2 20.99 668.34 29.83

CH4 0.35 11.258 0.503

合计 100 3183.53 142.12

kmol

2.11.1 低变炉的物料衡算

要将CO％降到0.2％（湿基）以下，则CO的实际变换率为：

Xp％=

Ya?Ya?Ya?1?Ya??×100=90.11％

则反应掉的CO的量为：

87.96268×90.11％=79.264 M3(标)

=3.539 kmol

出低温变换炉CO的量：

87.96268-79.264=8.69868 M3(标)

=0.38833 kmol

出低温变换炉H2的量：

1881.21232+79.264=1960.475 M3(标)

=87.5213 kmol

出低温变换炉H2O的量：

1079.84-79.264=1000.576 M3(标)

=44.67 kmol

24

西南科技大学本科生毕业论文 出低温变换炉CO2的量：

534.75532 +79.264=614.019 M3(标)

=27.41 kmol

出低变炉催化床层的变换气干组分的体积：

V总（干）=8.69868+1960.475+614.019+668.34+11.258

=3262.794 m3(标)=145.66 kmol

故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO％=

同理得：

CO2％=H2％=N2％=

614.0193262.7948.698683262.794=0.266%

=18.82%

1960.4753262.794668.343262.79411.258=60.08% =20.48% =0.35%

CH4％=

3262.794所以出低变炉的干组分如表2-29所示。

表2-29 变换气出低变炉时的干气组分及含量

组 分 含量％ m3(标)

CO2 18.82 614.02 27.41

CO 0.27 8.70 0.39

H2 60.08 1960.48 87.52

N2 20.48 668.34 29.83

CH4 0.35 11.26 0.50

合计 100 3262.79 145.66

kmol

出低变炉催化床层的变换气湿组分的体积：

V总（干）=8.69868+1960.475+614.019+668.34+11.258+1000.576

=4263.37 m3(标) =190.33 kmol

故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO％=

同理： CO2％=

614.0194263.37?1008.698684263.37?100=2.0%

=14.4%

25

西南科技大学本科生毕业论文 H2％= N2％=

1960.4754263.37668.344263.3711.258?100?100=45.98% =15.68% =0.26% =23.47%

CH4％= H2O％=

4263.371000.5764263.37?100?100所以出低变炉的湿组分如表2-30所示。

表2-30 变换气出低变炉时湿气的各组分含量表

组 分 含量％ M3(标)

CO2 14.4 614.02 27.41

CO 0.2 8.70 0.39

H2 45.98 1960.48 87.52

N2 15.68 668.34 29.83

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 23.47 1000.58 44.67

合计 100 4263.37 190.33

kmol

对出底变炉的变换气温度进行估算：

根据：Kp=（H2％×CO2％）/（H2O％×CO％） 计算得Kp=141.05。

查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp=141.05时t=223 ℃。 设平均温距为20 ℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：

t=223－20=203 ℃

2.11.2 低变炉的热量衡算

以知条件：

进低变炉催化床层的变换气温度为：181 ℃。 出低变炉催化床层的变换气温度为：203 ℃。 变换气反应放热Q： 在203 ℃时，T=476 K。

计算变换气中各组分的生成焓原理与计算一段床层一样，计算结果如表2-31所示。

26

西南科技大学本科生毕业论文 表2-31 变换气各组分的生成焓

组分

H2 H2O -56347.304

CO -25178.916

CO2 -92311.594 -386490.181

Ht（kcal/kmol） 1241.516 Ht（kJ/kmol） 5197.977 反应放热：

-2359149.084 -105419.084

CO +H2O=CO2+H2 （1）

△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末 =-39958.286 kJ/kg

所以：Q1=3.539×39958.286

=141412.3742 kJ/kg

气体吸热Q2：

气体吸热时的平均温度：（181+203）/2=191.5 ℃，T=464.5 K。

已知CO，H2，H2O，CO2，N2等气体的热熔可用公式：Cp=a+b+cT2来计算。

表2-32 变换气各组分的a、b、c常数列表

物质 a b/10 c/105

-3

CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 -----------

CH4可用公式：Cp=a+b+cT2+dT3来计算热容.

表 2-33 甲烷的a、b、c、d常数

物质 CH4

a 17.45

b/10-3 60.46

c/10-6 1.117

b/10-9 -7.2

计算结果如表2-34所示。

表2-34 变换气各组分的热熔

组分 Cp

CO 30.1

H2 29.03

CO2 44.39

H2O 35.13

N2 29.85

CH4 45.05

所以得：Cpm=∑Yi×Cp=32.86 kJ/（kmol.T） 故：Q2=32.86×190.33×（203-181）

=138401.9044 kJ

27

西南科技大学本科生毕业论文 热损失 ：

Q3=Q1-Q2

=141412.3742-138401.9044=3010.4698 kJ。

表2-34 低变换炉物料量平衡表

组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计

表2-35 低变换炉热量平衡表

反应放热/kJ 141412.3742

气体吸热/kJ 138401.9044

热量损失/kJ 3010.4698

进低温变换炉的物料量/m

534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32

3

出低温变换炉的物料量/m

614.02 8.7 1960.48 668.34 11.26 1000.58 4263.32

3

2.12 低变炉催化剂平衡曲线

根据公式（2-2）（2-3）（2-4）（2-5）（2-6）计算得低变炉中CO在不同温度下的转化率如表2-36所示。

表2-36 低变炉中CO在不同温度下的转换率

t T Xp

160 433 0.9769

180 453 0.9623

200 473 0.9389

220 493

240 513

260 533 0.8229

280 553

0.9121 0.8732 0.76

低变炉催化剂平衡曲线如图2-4：

28

西南科技大学本科生毕业论文 1009080706050403020100100150200温 度（℃）CO转化率 Xp250300

图2-4 低变炉催化剂平衡曲线

2.13 最佳温度曲线的计算

由于低变炉选用C6型催化剂。

查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》C6型催化剂的正反应活化能分别为E1=43164 kJ/kmol

CO变化反应的逆反应活化能E2为：

E2-E1=r×(-△H) （2-12）

对于CO变换反应r = 1，则E2=(-△H) + E1。。

△H为反应热，取其平均温度下的值，即：

（181+203）/2=192 ℃，T=465 K

CO的反应式为：

CO +H2O=CO2+H2 (2-10)

由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知反应热是温度的函数，不同温度下的反应热可以用以下公式计算[12]：

△H=?1000?0.291?T?2.845?10?3?T?0.9703?10T2?63kcal/ kmol (2-13)

得：

△H=-9422.62 kcal/kmol=-39450.653 kJ/kmol

E2 =39450.653+43164=82614.653 kJ/kmol

最适宜温度曲线由式Tm=

1?TeRTeE2?E1lnE2E1 进行计算

最适宜温度计算结果列于表（2-37）中：

29

西南科技大学本科生毕业论文 表2-37 低变炉中CO转化的最适宜温度

Xp T t

0.98 402 129

0.96 421 148

0.94 440 167

0.91 457 184

0.87 475 201

0.82 493 220

0.76 510 237

将以上数据作图即得最适宜温度曲线如图5所示：

100CO转化率 Xp806040200100150温 度（℃）

图5 低变炉中CO转换的最适宜温度曲线图

200250

2.14 废热锅炉的热量和物料衡算

以知条件：

进废热锅炉的转化气组份如表2-38所示：

表2-38 变换气进废热锅炉时的各组分含量

组份 ％ m3(标)

CO2 7.54 284.42 12.70

CO 8.97 338.32 15.10

H2 43.76

N2 17.72

CH4 0.29 11.258 0.50

O2 0.26 9.78 0.44

H2O 21.7 818.73 36.55

合计 100 3771.45 168.37

1650.41 668.34 73.68

29.84

kmol

进废热锅炉的温度为：920 ℃。 出废热锅炉的温度为：330 ℃。

30

西南科技大学本科生毕业论文 进出设备的水温：20 ℃。 出设备的水温：330 ℃。

进出设备的转化气（湿）：168.3 kmol。 进出设备的水量：X kmol。 在设备里无物料的变化。 热量衡算： 入热：

水的带入热Q1。

水在20 ℃时 Cp=33.52 kJ/（kmol.T） 所以：Q1=X×（20+273）×33.52 =9821.36X

转化气的带入热Q2：

转化气在920 ℃时T=1193 K。

CO，H2，H2O，CO2，N2的热熔可用公式：Cp=a+b+cT2来计算热容。

表2-39 变换气各组分的a、b、c常数

物质 a b/10-3 c/105

CO 28.41 4.1 -0.46

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 -----------

CH4可用公式：Cp=a+b+cT2+dT3来计算热容:

表2-40 甲烷的a、b、c、d常数

物质 CH4

a 17.45

b/10-3 60.46

c/10-6 1.117

d/10-9 -7.2

计算热熔所得结果如表2-41所示。

表2-41变换气各组分在T=1193 K时的热熔

组分 Cp

CO 33.27

H2 31.2

CO2 54.33

H2O 42.8

N2 32.96

CH4 78.94

故Cpm=∑Yi×Cp=36.4 kJ/（kmol.T）。

所以： Q2=36.4×168.37×（920+273）

31

西南科技大学本科生毕业论文 =7311346.618 kJ

出热：

转化气的带出热Q3： 转化气在330 ℃时T=603 K。

CO，H2，H2O，CO2，N2的热熔可用公式：Cp=a+b+cT2来计算 计算所得热熔结果如表2-42所示。

表2-42 T=603 K时变换气各组分的热熔

组分 Cp

所以：Cpm=∑Yi×Cp=32.66 kJ/（kmol.T）。

CO 30.76

H2 29.38

CO2 47.25

H2O 36.55

N2 30.44

CH4 52.73

因此： Q3=32.66×168.37×（330+273）=3316026.759 kJ。 水的带出热Q4：

水在330 ℃，T=603 K时的热容为：Cp=36.55 kJ/（kmol.T）。 所以得：Q4=X×36.55×（330+273）

=22039.65X

热损失Q5：

Q5=0.04×(Q1+Q2)

热量平衡：

0.96×(Q1+ Q2)= Q3+Q4

0.96（9821.36X+7311346.618）=22039.65X+3316026.759

X=293.619 koml

表2-43 废热锅炉热量平衡表

转换气 水 ∑Q

带入热/kJ 7311346.618 2883737.902 10195084.52

带出热/kJ 3316056.759 6471259.993 9787316.752

热损失/kJ ———————— ———————— 407767.7677

2.15 水蒸汽的加入

要使H2O/CO=3.5还要加入的水量为：（1184.113-818.73）÷22.4=16.312 kmol。

32

西南科技大学本科生毕业论文 2.16 主换热器的物料与热量的衡算

已知条件：

进出设备的变换气的量：190.33 kmol。 进出设备的水的量：X kmol。 物料的量在设备中无变化。 温度：

变换气进设备的温度：365 ℃。 变换气出设备的温度：250 ℃。 水进设备的温度： 20 ℃。 水出设备的温度： 150 ℃。 热量计算： 入热：

变换气带入热：Q1。

变换气在365℃时，已知CO，H2，H2O，CO2，N2的热熔可用公式 Cp=a+b+cT2来计算热容。

计算结果如表2-44所示。

表2-44 变换气各组分在683K时的热熔

组分 Cp

故：Cpm=∑Yi×Cp=33.9 kJ/（kmol.T）。

CO 30.91

H2 29.48

CO2 47.81

H2O 36.91

N2 30.59

CH4 54.61

所以： Q1=190.33×33.94×（365+273）

=4121352.528 kJ

水的带入热Q2：

水在20℃时Cp=33.52 kJ/（kmol.T）

所以得： Q2=X×(20+273)×33.52=9821.36×X 出热：

变换气在出口温度为250 ℃，T=523 K时用公式：Cp=a+b+cT2来计算热容。 计算结果如表2-45所示。

33

西南科技大学本科生毕业论文 表2-45 变换气各组分在523K时的热熔

组分 Cp

故：Cpm=∑Yi×Cp=33.14 kJ/（kmol.T）。

CO 30.39

H2 29.17

CO2 45.75

H2O 35.72

N2 30.1

CH4 48.35

所以得： Q3=33.14×523×190.33=3298841.433 kJ 水的带出热Q4：

水在150℃时Cp=34.52 kJ/（kmol.T） 得： Q4=X×34.52×(150+273)

=14601.96X

热损失Q5：取0.04Q。 根据热量平衡：

0.96×（Q1+Q2）=Q3+Q4

X=127.12 kmol

表2-46 主换热器热量平衡表

转换气 水 ∑Q

带入热/kJ 4121352.53 1248505.47 5369857.99

带出热/kJ 3298841.43 1856785.23 5155626.67

热损失/kJ ———————— ———————— 214231.32

2.17 调温水加热器的物料与热量衡算

以知条件：

入设备的变换气温度：250 ℃。 出设备的变换气温度：181 ℃。 进设备的湿变换气的量：190.33 kmol。 变换气带入的热量：Q1=3298841.433 kJ。 变换气带出的热Q2：

变换气在181℃时T=454K时用公式：Cp=a+b+cT2来计算热容。 计算结果如表2-47所示。

34

西南科技大学本科生毕业论文 表2-47 变换气各组分在454K时的热熔

组分 Cp

Cpm=∑Yi×Cp=32.62 kJ/（kmol.T）。

CO 30.05

H2 29

CO2 44.1

H2O 35.02

N2 29.81

CH4 44.46

得： Q2=190.33×32.62×454

=2835274.946 kJ

设备及管道损失取：0.04Q1。 变换气放出的热量：

Q=Q1-Q2-Q3=331612.83 kJ

35

西南科技大学本科生毕业论文

3.1 中变炉的计算

第3章 设备的选型

根据文献《小型合成氨厂工艺和设备计算》可知：

Vr=T0*V0 （3-1）

注：式中 Vr ——触媒体积，m3(标)。

3.1.1触媒用量的计算

T0 ——标准接触时间，h.m3 /M3(标)。 V0——通过触媒的气体体积，m3(标)/h。

标准接触时间的计算公式如下：

To?Kp?2Wn?u?q?u?q?ln?ln?? k?q?2Wn?u?q?u?q? （3-2）

2注：式中 W=Kp-1；U=Kp(A+B)+(C+D)；V=KP(AB-CD)；q=u?4WV

Kp——反应平衡常数；k1——反应速度常数；n——变换的CO的量，分子分率。

其中A、B、C、D分别代表CO、CO2、CO2及H2的起始浓度[13]。

3.1.2第一段床层触媒用量

计算基准：12.63 t/h。 已知条件：

第一段床层变换气进口温度：330 ℃。第一段床层变换气出口温度为：415 ℃。 平均温度为：（330℃+415℃）/2=372.5 ℃

由《小型合成氨厂工艺和设备计算》得到在372.5 ℃时反应速度常数k1=4600，加压时取校正系数：2.8，则：k1=4600×2.8=12880。

进第一段床层变换气中N2%=16.12%。 则：V0=4146.61×12.63=52363.98 m3(标)/h。 出第一段床层变换气中CO%=3.27%

进第一段床层的变换气湿组分如表3-1所示。

36

西南科技大学本科生毕业论文 表3-1 进第一段床层得变换湿气组分列表

组 分 含量％ m(标) koml

3

CO2 11.78 487.39 21.76

CO 3.27 135.33 6.04

H2 44.33 1833.85 81.87

N2 16.16 668.34 29.83

CH4 0.27 11.26 0.50

H2O 24.19 1000.67 44.67

合计 100 4136.84 184.68

n=8.16%-3.27%=4.89%。

在372.5℃时，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》Kp=16.030631[13]。 则：

W=16.030631-1

=15.030631

U=16.030631×(0.0816+0.2856)+(0.0686+0.398) =6.353

V=16.030631×0.0816×0.2856-0.0686×0.398 =0.3463

q=6.3532?4?15.030631?0.3463 =4.6713

To?Kp?2Wn?u?q?u?q?ln?ln?? k?q?2Wn?u?q?u?q?=0.000514 h

所以： V01 =T0*V0 =0.000514×52363.98=26.915 m3 备用系数取：1.1

所以：V01=26.915×1.1=29.61 m3。 3.1.3 第二段床层触媒用量

已知条件：

第二段床层变换气进口温度：353 ℃。第二段床层变换气出口温度为：365 ℃。 平均温度为：（353℃+365℃）/2=359 ℃

由《小型型合成氨厂工艺和设备计算》得到在375 ℃时反应速度常数k1=4600，在317 ℃时反应速度常数k2=2130。

使用内插法：（375-359）/（4600-k）=（353.5-317）/（k-2130）

37

西南科技大学本科生毕业论文 k=3684

加压时取校正系数：2.8，则：k1=3684×2.8=10315 进中变炉二段床层的组分含量如表3-2所示。

表3-2 进中变炉二段的变换气各组分含量

组 分 含量％ m(标) koml

3

CO2 11.432 487.39 21.76

CO 3.17 135.33 6.04

H2 43.01 1833.85 81.87

N2 15.68 668.34 29.80

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 26.44 1127.20 50.32

合计 100 4263.37 190.33

出中变炉二段床层的CO组分：2.06%。 n=3.17%-2.06%=1.11%。

由《小合成氨厂工艺技术与设计手册 》得到在359 ℃时反应平衡常数Kp=18.17 则： W=18.17-1=17.17

U=18.17×(0.0317+0.2644)+(0.4301+0.11432=5.925 V=18.17×0.0317×0.2644-0.4301×0.11432=0.1031 q=5.9252?4?17.17?0.1031=4.86

To?Kp?2Wn?u?q?u?q?ln?ln?? k?q?2Wn?u?q?u?q? =0.00015 h

所以： V02=T0*V0 =0.00015×52363.98

= 7.85 m3

备用系数取：1.1.

所以：V02 =7.85×1.1=8.64 m3 中温变换炉触媒用量： V= V01+V02=29.61+8.64=38.25 m3 C6型触媒堆重度:1.45 kg/L 触媒堆重量：空速：

38.251263017?22.4（/22.56%?2）?36883.6 Nm/h。

3

36883.6?964.28 Nm3干气/(h.m3)。

38

西南科技大学本科生毕业论文 3.1.4 触媒直径的计算

（1）假设触媒直径为2.5 m。

催化剂床层阻力降公式：

△P=2.1?10?8?f?Gr?dp1.91.1?1?EE3?L （3-3）

注： △P——气体通过触媒床的压力降。

f ——摩擦系数,一般取1.5。

G——气体重量流速,公斤/(米.小时)。 r ——气体在操作状态下的重度, 公斤/米3。 dp——颗粒直径,米。 L——触媒床高度,米。 E=0.378+0.308 dp/ Dt。 Dt——触媒层直径,米。

3

C6型触媒外型尺寸为￠9×8毫米圆柱体dp=(6×Vp) ÷Sp

Vp=3.14/4×(0.009)2×0.008 =5.0868×10-7

Sp =2×3.14/4×(0.009)2+3.14×0.009×0.008 =3.5325×10-4

则： dp=8.64×10-3

所以：E=0.378+0.308×8.64×10-3÷2.5

=0.379

（2）中变炉第一段催化床层的阻力降

第一段催化床层变换气的平均温度：372.5 ℃ 第一段催化床层变换气的压力:1750 kp 第一段催化床层变换气的平均分子量：

M=∑YiMi=15.8736 kg/koml

第一段催化床层变换气的重度：

r=

22.4?15.8736273?372.5273?101.331750

39

西南科技大学本科生毕业论文 =5.17 kg/m3

气体重度流量(湿)：G=

15.8736?52363.9822.4?3.144?2.52

=7563.82 kg/m3.h

第一段催化床层的高度：

L=

29.613.144?2.52

=6.035 m

第一段催化剂床层阻力降： △P = 2.1?10?8?f?Gr?dp1.91.1?1?EE3?L （3-4）

=25.4327 kgf/m3

（3） 中变炉第二段催化床层的阻力降

第二段催化床层变换气的平均温度359 ℃。

第二段催化床层变换气的平均分子量:M=∑YiMi=15.98346 kg/ kmol。 第二段催化床层变换气的重度：

r=

22.4?15.9834273?353.5273?101.331750

=5.37 kg/m3

气体重度流量(湿)G：

G=

15.9834?52363.9822.4?3.144?2.52

=7616.029 kg/m3.h

第二段催化床层的高度：

L=

8.643.144?2.52

=1.76 m

第二段催化剂床层阻力降：

△P = 2.1?10?8?f?Gr?dp1.91.1?1?EE3?L=7.2437 kgf/m3

中变炉催化剂的总阻降：

40

西南科技大学本科生毕业论文 △P总=25.4327+7.2347=32.6675 kgf/m3 =326.675 Kp

所以计算得中变炉催化剂的总阻降符合要求，中变炉催化剂床层直径2.5 m可用。 (4) 中变炉进口直径的计算：

Vs=

取气体流速为50m/s

d=

4?14.554416.61?12.633600=14.55 m/s

??50=0.609 m

(5) 中变炉出口直径的计算

Vs=

4136.92?12.633600=14.51 m/s

取气体流速为50m/s

d=

4?14.51??50=0.608 m

（6） 中间冷凝水进口直径

查《化工原理》得到H2O的组分在20 ℃，1750 kPa时的密度为998 kg/m3 此时压力对水的影响不大，不需要校核。

Vs=

取水流速为5m/s

d=

4?0.1019Ws?=

5.649?18998=0.1019 m/s

??5=0.1611 m

3.2主换热器的计算

已知条件：

水进主换热器的温度：20 ℃。 水出主换热器的温度：150 ℃。 变换气进主换热器的温度：365 ℃。 变换气出主换热器的温度：250 ℃。

3.2.1传热面积的计算

以水的吸热来计算：

从前面主换热器的计算中可知水吸热为：Q4-Q2。

41

西南科技大学本科生毕业论文 则实际转热量为：Q= (Q4-Q2)×12.63=7682573.347 kJ/h。 平均温差：

tm=

?t2??t2ln?t2?t1 （3-5）

=222.42 ℃。

取K=250 kJ/(m2.h.℃)。

传热面积：S=Q/(K×tm)=138.163 m3。

设富裕传热面积为20%，则S实=138.163×(1+0.2)=165.797 m2。 选择固定管板式换热器。

表3-3 固定管板式换热器参数

公称直径/mm 公称面积/m2 管数/根 管长/mm 管程数/个 壳程数/个 管子排列方式

800 200 444 6000 6 1 三角形

3.2.2 设备直径与管板的确定

管板直径的计算公式：

D=1.05t(n/?)0.5 (3-6)

注：n——管数；?——管板填充系数，取0.9；t——管子中心距，取0.032m。

所以：

D=1.05tn?

=0.7463 m

官板直径选用￠0.75 m，设备外径为￠1.0 m。 3.2.3 传热系数的验算

管内给热系数的计算公式如下：

42

西南科技大学本科生毕业论文 a内=0.023Re0.3Pr0.4 （3-7） Re=G×d/u （3-8） Pr=u×Cm/? （3-9） u=

粘度的计算：

查《化工原理》在307.5 ℃时，各气体的u值如表3-4所示[13].

表3-4 变换气各组分在307.5℃时的粘度值

组分 u(mp.s)

CO2 0.031

CO 0.0305

H2 0.015

CH4 0.025

N2 0.0302

H2O 0.023

?y?u?yiii?MiMi （3-10）

根据公式得： um??y?u?yiii?MiMi =0.0255 mPa.s=0.0918 kg/(m.h)

导热系数的计算：

查《化工原理》在307.5 ℃时，各气体的导热系数值如表3-5所示[15]。

表3-5 变换气各组分在307.5℃时的导热系数

组分 ?

CO2 0.0396

CO 0.0071

H2 0.0308

CH4 0.0372

N2 0.0936

H2O 0.0429

根据公式得：

???y???y?iii?MMii

=0.0438498 kcal/(h.℃)

热容的计算：

变换气在307.5 ℃时用公式：Cp=a+b+cT2来计算热容。 计算结果如表3-6所示。

43

西南科技大学本科生毕业论文 表3-6 变换气各组分在307.5℃的热熔

组分 Cp

CO 30.65

H2 29.32

CO2 46.86

H2O 36.32

N2 30.35

CH4 50.5

Cpm=∑Yi×Cp=33.55 kJ/（kmol.T）

=8.0134 kJ/（kmol.℃） ∑M=∑Yi×Mi=15.979 kg/kmol Cp=8.0134/15.979=0.503 kcal/(kg.℃) 雷诺系数的计算：

Re=G×d/u

=(0.02×3600×13.73)/0.0918 =10455 Pr=(u×Cm)/?

=(0.0918×0.503)/0.0438498 =1.053

则：a内=0.023?/dRe0.8Pr0.4

=0.023×（0.0438498/0.02）×（10455）0.8×（1.053）0.4 =84.55 kcal/(m.h.℃)=353.98 kJ/(m.h.℃)

3.2.4 壳侧对流传热系数计算

壳侧对流传热系数的计算公式如下：

a外=1.72×(/do)×(de)0.6×(do×Gu/u)0.6×(Cm×u/)1/3×(u/uw)0.14 (3-10)

在本设计中由于温度对气体粘度变化影响不大，故校正项(u/uw)0.14可以忽略不计 。

水的物性数据

水的温度为：（20+150）/2=85 ℃。 导热系数：

?=65.04?10?5 kcal/(m?h?℃)。

热容：

Cm=4.176 kJ/(kg?℃)。

粘度：

44

西南科技大学本科生毕业论文 u=50.91?10-5.Pa?s

取de=0.024 m

所以壳侧对流传热系数为：

a外=1.72×(/do)×(de)0.6×(do×Gu/u)0.6×(Cm×u/)1/3 =6423kcal/(m2.h.℃)

3.2.5 总传热系数核算

管壳程污垢热阻各取0.001。

由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知总传热系数的计算公式为[16]：

K?11a内?1a外?R???

则： K=68.4559 kcal/(m2.h.℃) =286.609 kJ/(m2.h.℃)

3.2.6传热面积的核算

以水的吸热来计算

从前面主换热器的计算中可知水吸热为：Q4-Q2。 则实际转热量为：Q= (Q4-Q2)×12.63=7682573.347 kJ/h。 平均温差： tm=

?t2??t2ln?t2?t1

=222.42 ℃。

传热面积：S=Q/(K×tm)=120.52 m3。 安全系数：

45

200-120.52120.52×100%=65.95%。

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