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1、 本 科 毕 业 设 计 年产30万吨合成氨粗煤气变换工段工艺设计Process Design of Synthetic Ammonia 300000 Tons about Crude Coalgas Conversion目 录摘要IAbstractII引言1第一章 绪论21.1氨的基本性质21.1.1物理性质21.1.2 化学性质21.2大型氨厂的崛起31.3 合成氨生产方法简介31.4 一氧化碳变换在合成氨中的意义4第二章 设计说明62.1设计目的62.2工艺原理62.3变换工艺的选择62.4工艺条件对CO含量的影响72.5催化剂的选用72.6 热量的回收8第三章 设计计算93.1 已知条
2、件与要求93.2核算蒸汽量93.3计算煤气的成分93.4 中温变换炉温升估算10第四章 物料衡算124.1 中变炉一段催化剂物料衡算与热量衡算124.2中变炉二段催化剂物料衡算与热量衡算144.3低变炉的物料衡算和热量衡算164.4物料衡算表17第五章 中温变换炉的工艺计算195.1变换催化剂用量的计算方法195.2通过触媒床气体的体积的确定195.3中变炉催化剂用量的计算195.3.1一段催化剂用量的计算195.3.2二段催化剂用量的计算205.4催化剂床层直径的确定215.4.1一段催化剂床层直径的确定215.4.2二段催化剂床层直径的计算22第六章 中温变换炉结构的计算246.1 变换炉
3、设计条件246.2变换炉结构计算246.2.1筒体厚度的计算246.2.2封头厚度的确定246.3校核水压试验强度25第七章 换热器型号规格的确定267.1第一主热交换器的进口煤气温度267.2第一主热交换器的型号规格277.2.1估算传热面积277.2.2管程的对流传热系数和压降287.2.3壳程的对流传热系数和压降307.2.4计算传热面积317.3 第一水加热器进口水温度的计算317.4第一水加热器型号规格计算327.4.1估算换热面积327.4.2管程的对流给热系数和压降337.4.3 壳程的对流给热系数和压降347.4.4计算传热面积357.5第二主热交换器的进口煤气温度计算357.
4、6第二主热交换器的型号规格377.7第二水加热器的选型37第八章 饱和热水塔设备工艺计算398.1饱和塔设备工艺计算398.2热水塔设备工艺计算43结 论48致 谢49参考文献50年产30万吨合成氨粗煤气变换工段工艺设计摘要：本设计为年产30万吨合成氨粗煤气变换工段工艺设计，变换工段是合成氨重要环节。介绍氨的基本性质和用途，阐述了合成工段发展历史，优化出了合成变换的工艺流程。确定本设计采用中变-低变串联的工艺流程，中变炉采用两段催化剂，低变炉采用一段催化剂。对工艺环节中的设备进行了相关计算，先后对变换炉中的变换气进行了物料衡算，热量衡算，确定了中变炉两段催化剂床层的用量和直径，从而确定了中变炉
5、设备的结构尺寸；对换热器进行了计算和选型；对饱和热水塔设备进行了工艺计算，掌握了变换系统的设计方法。关键词： 合成氨；一氧化碳；变换；催化剂 IProcess Design of Synthetic Ammonia 300000 tons about Coalgas ConversionAbstract：The instruction is the design of the 300,000 tons of synthetic ammonia about crude gas shift section process design, transformation section is an i
6、mportant part of the ammonia. Describes the basic nature and application of ammonia and the development of synthesis section historical, the synthesis transformation process was optimizated . This design uses medium variable - low variable tandem process,medium change furnace use two catalysts, hypo
7、allergenic furnace use one catalysts. Part of the process of the device have been calculated, successively transformed furnace gas has been transformed material balance, heat balance, determined the furnace in two variable amount of the catalyst bed and diameter to determine the furnace structural a
8、nd dimensions of the device; the heat exchanger has been calculated and selection; Saturated water tower equipment has been calculated.I have been mastered the design conversion system.Key words：synthetic ammonia; the carbon monoxide; conversion; catalyst. II引言中国合成氨是在20世纪30年代开始的，但当时仅在南京、大连两地建有氨厂，最高年
9、产量不超过50kt（1941年）。此外，在上海还有个电解水制氢生产合成氨，硝酸的小车间。中华人名共和国建立以来，化工部门贯彻农业服务的方针，把发展化肥生产放在首位。经过50多年的努力，中国已拥有多种原料。不同流程的大中小型合成氨厂1000多个，1999年总产量为34.52Mt，位居世界第一。 合成氨是化工的重要组成部分，在国民经济中有相当重要的位置。氨是化学工业的重要原料之一，用途十分广泛。以氮和氢为原料合成氨，是目前世界上采用最广泛，也是最经济的一种方法。现在约有80%的氨用来制造化学肥料，其余作为其他化工产品的原料。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵
10、、氯化铵、氨水以及各种含氮混肥和复肥，都是以氨为原料的。氨在工业上主要用来制造炸药和各种化肥纤维及塑料。从氨可以制的硝酸，进而再制造硝酸铵、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、硝酸和尿素作为氮源，生产己内酰胺、尼龙6单元、己二胺、人造丝、丙烯腈、酚醛树脂和脲醛树脂等产品。本设计是以固体煤为原料来制取合成氨原料气，一般由煤制得的粗煤气中含CO25%34%，一氧化碳不是合成氨生产所需要的直接原料，而且在一定条件下还会与合成氨的催化剂发生反应，导致催化剂失活。因此，原料气使用之前，必须将一氧化碳脱除。其中大部分CO先通过变换反应CO+H2O（g）=CO2+H2，这样既能把
11、一氧化碳变为易于清除的二氧化碳而且又制得等量的氢，而所消耗的只是廉价的水蒸气。因此，一氧化碳变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。所以对合成氨而言一氧化碳变换具有重大的意义。第一章 绪论1.1氨的基本性质 氨的分子式NH3，在标准状态下是无色气体，比空气轻，具有特殊的刺激性臭味。人们在大约100cm/m氨的环境中，每天接触8h会引起慢性中毒。1.1.1物理性质 氨的主要物理性质氨极易溶于水，溶解时放出大量的热，可产生含NH315%30%的氨水，氨水溶液是碱性，易挥发。液氨或干燥的氨气对大部分物质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。氨的主要物理性质见表1.1：
12、表1.1氨的主要物理性质相对分子质量17.03沸点（0.1Mpa/）33.35含氮量/% 82.2 蒸发热（-33.4）/(KJ/Kg)1368.02摩尔体积(0，0.1Mpa)/(L/mol) 22.08冰点/77.70液体密度（-33.4/0.1Mpa）/(g/cm3)0.7714熔化热（-77.7）(kJ /kg)333.42气体密度(-33.4/0.1Mpa）/(g/cm3)0.6818气体高热值/（MJ/）m317.52临界湿度/132.4液体高热值/（MJ/kg）22.35临界压力/MPa11.30液体低热值/（MJ/kg）16.74临界体积/L/kg 4.257标准摩尔焓）-46
13、.21临界密度/(g/ cm3)0.235标准摩尔熵 192.60临界热导率/W/（mk）0.522 电导率/(s/m) 310-51.1.2 化学性质 氨在常温时非常稳定，在高温、电火花或紫外线光的作用下可分解为氮和氢，其分解速度在很大程度上与气体接触的表面性质有关。氨是一种可燃性物质，自燃点为630，一般较难点燃。氨与空气或氧的混合物在一定范围内能够发生爆炸。常压，常温下的爆炸范围分别为15.5%82%（氧气）。氨易于很多物质发生反应，例如,在铂催化剂作用能与氧反应生成NO。氨的性质比较活泼，能与各种无机酸反应生成盐，例如氨也能与CO2 反应生成氨基甲酸铵，脱水尿素。利用氨与各种无机酸反应
14、制取磷酸氨，硝酸氨，硫酸氨；与CO2 、水反应生成碳酸氢铵。氨能生成各种加成配位化合物，它们和水合物类似，统称氨合物或氨络物，例如对应CaCl.6H2O 和CuSO4.4H2O，也分别有CaCl. 6 NH3 和Cu SO4 . 4 NH3。1.2大型氨厂的崛起20世纪70年代是世界合成氨工业大发展的时期。由于大型合成氨装置的优越性，1972年2月中国作出了成套引进化学肥料和设备的决定。1973年开始，首批引进13套年产300kt合成氨的成套装置，为了扩大原料范围，1978年又开始第二批引进4套年产300kt合成氨装置。中国是世界人口最多的农业大国，为了在2000年达到基本自给，最近十年又先后
15、陆续引进14套具有20世纪90年代初期世界先进水平的年产300kt合成氨成套装置，从而掌握了世界上几乎所有的先进工艺如低能耗凯洛格工艺、布朗工艺、AM-V工艺、KPK工艺和德士古与谢尔重油气化技术、鲁奇煤气化技术、德士古水煤浆气化技术，通过对引进技术的消化吸收和改造创新，不但使合成氨的技术水平跟上了世界前进的步伐，而且促进了国内中小型氨厂的技术发展1。1.3 合成氨生产方法简介氨的合成，首先必须制备合格的氢、氮原料气。氢气一般常用含有烃类的各种燃料，即通过用焦炭、无烟煤、天然气、重油等为原料与水蒸气作用的方法来制取。氮气可将空气液化分离而得，或使空气通过燃烧，将生成的 CO、CO2除去而制得。
16、我国是世界上煤炭资源比较丰富的国家之一，煤炭储量远大于石油、天然气储量。因此，煤炭是我国合成氨的主要原料来源。我国生产合成氨的原料有2/3是煤炭。合成氨的生产过程，主要包括以下三个步骤：（1）造气：即制备含有氢、氮的原料气；（2）净化：采用适当的方法除去原料气中含有的对合成氨有害的各种杂质；（3）压缩和合成：将合格的氢、氮混合气压缩到高压，在铁催化剂的存在下合成氨。以焦炭或煤为原料合成氨的流程是采用间隙的固定层气化法生产半水煤气，经过脱碳、变换缩脱除CO和CO2等净化后，可获得合格的氮氢混合气，并在催化剂及适当的温度、压力下合成氨2。1.4 一氧化碳变换在合成氨中的意义用不同燃料制得的合成原料
17、气，均含有一定量的一氧化碳。一般固体燃料氧制得的水煤气中含CO35%37%，半水煤气中含CO25%34%，天然气蒸汽转化制得的转化气中含CO较低，一般为12%14%，一氧化碳不是合成氨生产所需要的直接原料，而且在一定条件下还会与合成氨的铁系催化剂发生反应，导致催化剂失活。因此，在原料气使用之前，必须将一氧化碳清除。清除一氧化碳分两步进行，第一步是大部分一氧化碳先通过一氧化碳变换反应这样既能把一氧化碳变为易于清除的二氧化碳而且又制得等量的氢，而所消耗的只是廉价的水蒸气。因此，一氧化碳变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。第二步是少量残余的一氧化碳再通过其他净化法加以脱除3。1.5 变换
18、工艺发展概况 合成氨变换工艺发展至今，先后经历中温变换、中串低、全低变及中低低4种工艺。在80年代中期以前，变换工艺以中温变换为主，中变出口控制在3%左右，汽气比在0.8以上，能耗高，每吨氨蒸汽消耗达1吨。80年代中期上海化工研究院开发了中串低变换工艺，并于1989年通过原化工部技术鉴定。低变出口一氧化碳可达1.5%以下，汽气比可降至0.6。与中温变换工艺相比较，节能效果显著，每吨氨蒸汽消耗降至600800kg4。该工艺技改方便，只需在原中变流程中添加相应数量的水加热器和一个低变炉即可，因而该工艺在当时得以迅速普及，为氮肥企业带来了显著的经济效益。本设计就是采用这种流程。90年代初，湖北化学所
19、和湖北省化肥协会率先把全低变工艺用于小合成氨厂的变换技改。由于该工艺反应温度低，比中串低工艺最高反应温度下降约100，全部使用钴钼系低变催化剂。同一套设备，由中串低改为全低变，可显著提高生产能力，同时能耗大幅下降，汽气比可降至0.45，每吨氨蒸汽消耗为200300kg。该工艺特别适用于管理水平高、设备小又需大幅提高生产能力的厂家。该工艺曾为许多厂家用于变换技改。但该工艺的实施也使一些厂家付出了代价。由于全低变工艺对原料气、水和蒸汽的质量要求较高，条件苛刻，许多合成氨厂不能达到要求。为了克服全低变工艺的缺点，中低低变换工艺应运而生。中低低变换工艺是在吸收中串低和全低变的优点基础上，结合我国化肥企
20、业的管理水平而发展起来的一种变换工艺。中低低工艺之所以比中串低工艺节能在于低变段间有换热，降低了低变的最终出口温度；中低低工艺比全低变操作稳定在于中变触媒起净化剂作用，保护了低变催化剂免遭厄运，而硫化氢进口含量只需达到中串低工艺的要求即可，这样就基本解决了全低变工艺所遇到的三大难题，达到稳定生产的目的。中低低工艺的能耗与全低变工艺相比，略有升高，汽气比约为0.450.5，每吨氨蒸汽消耗为200300kg。 第二章 设计说明2.1设计目的本设计为年产三十万吨合成氨装置中的一氧化碳变换工序，目的是为了提高从造气工序生产出的粗煤气中的氢含量，降低其中的一氧化碳含量。2.2工艺原理一氧化碳和水蒸气在催
21、化剂的作用下反应生成二氧化碳和氢气。其反应式：CO+H2O=CO2+H2+410894kJ/kmol称做粗煤气变换反应，简称变换反应。变换反应为放热等分子可逆反应。因此降低反应温度和增加蒸汽用量都可降低变换气中CO的平衡浓度，若温度高，蒸汽量少，将不利于变化反应甚至还可能发生逆变换反应过程5。在要求变换气中CO浓度一定的条件下，降低反应温度是降低蒸汽用量的必要手段。2.3变换工艺的选择 变换工艺主要有4种：全中变、中串低、全低变和中低低。对于每一种变换工艺，由于采用不同的热回收方式而使变换工艺流程及设备结构有所不同。合理选择变换工艺应考虑以下因素：半水煤气、水和蒸汽的质量；半水煤气中硫化氢含量
22、；变换气中CO含量要求；对变换后续工段的影响；企业现有的管理水平和操作水平。中变段间的热回收方式最主要有3种：煤气冷激、中变炉内喷冷激和中变炉外喷水增湿。中变段间煤气冷激与中变炉内喷水冷激两种中低工艺流程各有优缺点4。现比较如下面：节能效果：段间喷水热回收率高，直接将段间高位能转化为蒸气，增加了汽气比，降低了蒸汽消耗，节能效果比段间煤气冷激要好。设备：段间喷水冷激需在中变炉内设置蒸发层和喷头，这样与煤气冷激相比中变炉的结构就更为复杂，设备高度亦需增加，煤气冷激流程有部分半水煤气不经过主热交换，因此主热换热面积也比炉内喷水流程要小。操作运行：煤气冷激流程操作简单，但需防止中变下段发生偏流，造成床
23、层漏氧，引起低变一段催化剂中毒失活，炉内喷水冷激操作要求高，冷激水最好能用脱氧软水，喷水冷激装置既要达到所需的喷淋量，又要保证雾化好，以免中变下段催化剂粉化和结块。通过以上比较，中变炉内喷水冷激流程具有节能，运行费用低等优点，中变段间煤气冷激流程具有操作简单、投资省等优点。因此本设计采用中变低变串联流程，且中温变换炉采用段间煤气冷激流程。2.4工艺条件对CO含量的影响 除催化剂、反应热以外，对一氧化碳变换反应产生影响的还有反应温度、水蒸气、CO2、压力等工艺条件。（1）反应温度的影响：由化学反应平衡移动原理可知，反应温度越低，越有利于CO的变换，但工业生产中，降低反应温度和催化剂的性能综合考虑
24、，反应开始时为提高反应速度一般在比较高温度下进行，在反应后段，为使反应进行比较完全，必须降低反应温度。通常情况下，反应器入口温度要高出催化剂起活温度20-30。另外由于煤气被水蒸气饱和，出口温度还要高出露点温度25-30。（2）水蒸气含量的影响：适度增加水蒸气的含量，也就提高了反应物浓度，有利于变换反应的进行，鲁奇炉产生的高水汽比煤气含有的水蒸气，足以满足反应的需要。（3）CO2含量的影响：如果在每次反应后除去CO2，则反应向生成H2的方向移动，但是这样会导致流程复杂，设备增多（4）压力的影响：从理论上讲，压力对变换反应无多大影响，因为变换反应是气体等分子反应。但实际生产中，由于高汽气比的水煤
25、气含大量的水蒸气，压力升高，水蒸气分压随着升高，各段入口变换气露点随之升高，为保护催化剂，各段的温度也要提高，出口温度提高，CO的含量就不能保证，因此压力对变换反应的影响不可小视5。2.5催化剂的选用一氧化碳变换反应催化剂的选用，主要根据合成氨生产工艺要求来确定，主要依据为原料气和变换气中一氧化碳和二氧化碳的含量、原料气中硫化氢和有机硫化物的含量以及原料气最终精制工艺的要求。铁铬系高变催化剂虽然对工艺气中低浓度的硫化物不敏感，但是硫化物浓度太高，高于50010-6，则催化剂会产生硫中毒（反应为Fe3O4+3H2S=3FeS+4H2O），生成的FeS在水蒸气和高温的作用下，又会发生分解而放出H2
26、S，从这个意义上说，高变催化剂硫中毒是可逆的，当原料气中的硫含量降到很低时，催化剂的中毒现象可基本消失，但是FeS的生成和分解，使催化剂的强度下降，因此当原料气中硫含量较高时，不宜选用。而硫和氯就是传统的低变催化剂最主要的毒物，可使低变催化剂发生永久性中毒，硫可与催化剂的活性金属铜发生反应而生成硫化铜，使催化剂的有效成分减少，活性下降。据介绍，低变催化剂中的硫含量只要达到0.25，其活性将下降一半，原料气中硫含量即使只有110-6，也会使催化剂中毒而失去活性，大大缩短使用寿命7。因此，本变换系统不能选用铁铬系变换催化剂和铜系催化剂，须选用钴钼系宽温耐硫变换催化剂。钴钼系宽温耐变换催化剂与铁铬系
27、变换催化剂相比具有以下优异特点：1、良好的低温变换活性，操作温度可比铁铬系变换催化剂低100以上，2、很宽的活性温区，但作为宽温变换催化剂的使用是有条件的，需要存在一定的硫化氢浓度，操作温度越高，汽气比越大，要求的最低硫化氢含量也就相应提高，3、突出的耐硫和抗毒性能，活性成分以硫化物形式存在，因此对硫化氢浓度上限无要求，同时少量的毒物对其活性基本没有影响，4、可再生，失活后可通过蒸汽或空气处理，然后进行硫化使其活性恢复，5、强度高，载体通常为-Al2O3或MgAl2O4，硫化后强度可提高3050，6、选择性好，无论是高压或低压，高温或低温，在变换工艺条件下基本不发生副反应，7、使用寿命与工艺条
28、件有关，一般35a，如条件缓和会更长。8、能够将有机硫降解为无机硫，从而使硫化物从工艺系统脱除后便于回收利用8。根据以上原则和钴钼系宽温耐硫变换催化剂的特点以及后序的净化流程，在本设计中变换炉采用齐鲁石化研究院生产的QCS-04耐硫变换催化剂。2.6 热量的回收变换反应是一个强放热反应，大量余热的利用对氨能耗有很大的影响，做好变换装置的热回收设计对工厂的经济意义重大。同时，段间热量的及时移出有利于反应的进行。变换热利用的合理性，不仅体现在热能的充分回收上，还表现在热能尽可能不降级使用，即较高温度（较高能级）的热能加热高温物料或直接生产蒸汽，低温余热用于加热低温物料，使能级不同的变换热能做到物尽
29、其用，获得最大的回收效益。第三章 设计计算3.1 已知条件与要求已知条件：从造气工序来的粗煤气，进入本工序，从饱和塔出来后，绝对压力2.94MPa,被蒸汽饱和到180。总湿气量为164000。粗煤气（干基）的主要成分（体积）见表3.1：表3.1粗煤气（干基）的主要成分（体积）组成N2COCH4CO2H2合计含量2.0525.677.5325.0639.69100要求：出变换工序的CO含量要达到0.3（干基）。3.2核算蒸汽量核算：被蒸汽饱和后的粗煤气中的水蒸汽对变换反应是否充足。查180时的饱和水蒸气压PS=1.0254 MPa则： （3-1）而干气中CO的百分含量是25.67，因为变换反应中
30、CO和H2O（g）之比为1：1，所以在180、2.94MPa下被水蒸汽饱和的粗煤气进行变换反应，其中的水蒸汽已经足够了，不用再补加水蒸汽。 3.3计算煤气的成分以1kmol干煤气为基准计算湿煤气的成分：单位干煤气里携带的蒸汽量为0.5356kmol则湿煤气的成分为：N2： CH： CO： CO： H：H2O：将上述列为表（见表3.2）：表3.2煤气各成分含量组成N2COCH4CO2H2H2O合计含量（）1.3316.724.9016.3225.8534.88100含量（kmol）0.01330.16720.04900.16320.25850.348813.4 中温变换炉温升估算9 （3-2）式
31、中：出、进催化剂床气体温度 ：出、进催化剂床气体的变换率 Cp: 进催化剂床层气体在平均温度（t1+t2)/2下的真实热容kcal/kmol, ：进口温度下的反应热kcal/kmol CO%：气体中CO的浓度，摩尔分率查表得到在0-600范围内的平均热容为8.35 kcal/kmol，HR=-9000kcal/kmol变换率：X= (3-3)VCO,VCO,1-进口煤气、出口变换气中一氧化碳的含量，（干基）代入数字可以得到变换率为：X=85.7 (3-4)代入数字可以得到大致的温升为： (3-5) =154.4 从上面的计算可以看出要使粗煤气中的CO含量从25.67%经过变换反应降到3%，变换
32、炉的温升大概在150 160。而我们设计所选用的催化剂QCS-04的活性温度范围是200 480。通常情况下，反应器入口要高出催化剂起活温度10 30，另外由于煤气被水蒸气饱和，出口温度还要高出露点温度25 30。如果把此变换反应放到一台变换炉中进行的话，变换气的出口温度很可能会超过催化剂的活性温度从而使催化剂失活。并且变换反应是放热反应，随着温度的升高将不利于变换率的提高，即使在一台变换炉可以达到变换率，势必会使变换炉的高度增加而使设备投资费用增加和造成床层出口超温，并且CO出口浓度要求0.3%。综合上述原因，本设计将此变换反应定为在中温变换炉串低温变换炉中进行，并且中温变换炉分为两段催化剂
33、。为了充分利用催化剂的活性范围，我们将中温变换炉一段入口的温度定为330，把变换炉一段出口温度定为410。第四章 物料衡算4.1 中变炉一段催化剂物料衡算与热量衡算物料衡算 一段催化剂的入口温度选为330，出口温度选为410，查表3在410（683K)时变换反应的热效应： -H=9094.97kcal/kmol 湿煤气由330升至410，平均温度为370。 在370时，常压下各组分的平均定压热容见表4.1：表4.1常压下各组分的平均定压热容 组分CO2COH2H2OCH4N2Cp kcal/kmol,10.217.1066.974 8.332 10.573 7.059湿煤气在370，常压下的分
34、子热容：Cp0=yiCpi=10.210.1632+7.1060.1672+6.9740.2585+8.3320.3488+10.5730.0490+7.0590.0133=8.46 kcal/kmol, (4-1)由氮肥设计手册，查出 11见表4.2：表4.2各气体的临界温度，临界压力组分CO2COH2H2OCH4N2Tc,K304.213333.3647190126.2Pc,atm72.934.512.8218.345.833.5利用上表中的数据，可以求得在进口组成的虚临界值：Tc= yi.TCi=304.20.1704+1330.1451+33.30.2523+6470.3629 +19
35、0.70.0543+126.20.015=326K (4-2)Pc=yi.Pci=72.90.1704+34.50.1451+12.80.2523+218.30.3629+45.80.054356+33.50.015=102.9atm (4-3)设入口压力:2.90MPa=28.62atm则可以求得入口状态下的：对比温度： 对比压力：查热容校正图：Cp=0.165kcal/kmol由热平衡关系，求第一变换炉出口气体变换率： (4-4)式中：出，进催化剂床气体温度 ：出，进催化剂床气体的变换率：进催化剂床气体在平均温度()下的热容 kcal/kmol ：进口温度下的反应热 kcal/kmol C
36、O%：气体中CO的浓度，摩尔分率 t：因损失而造成变换气温度降 (取10)代入式（4-4）得： 变换了的CO的量为：0.14510.5725=0.08307 kmol (1kmol湿煤气中CO变换量)剩余的CO的量为：0.1451-0.08307=0.0620kmol则第一变换炉出口各组分：(以1kmol湿气为基准)N2：0.015kmolCO： kmolCH4：0.0543 kmolCO2：0.2535 kmolH2： kmolH2O：0.36290.08307=0.2798 kmol第一变换炉出口各组分含量表见4.3：表4.3 第一变换炉出口各组分含量组分N2COCH4CO2H2H2O合计
37、含量（）1.56.25.4325.3533.5427.98100含量kmol0.0150.06200.05430.25350.33540.27981热量衡算： 以1kmol湿煤气为基准：CO变换反应热：CO变换量为0.25670.484=0.1242kmol0.12429094.97=1129.60cal/kmol粗煤气升温耗热：1.53568.345（410-330）=1025.17kcal/kmol热损失：1129.60-1026.17=104.43kcal/kmol4.2中变炉二段催化剂的物料衡算和热量衡算物料衡算二段催化剂入口压力假定为：2.81MPa=27.73atm二段催化剂的入口
38、温度选为285，出口温度选为337，平均温度为311（584K）在311，常压下各组分的平均定压热容见表4.4：表4.4常压下各组分的平均定压热容组分CO2COH2H2OCH4N2Cp kcal/kmol，10.637.06686.96428.253610.23497.0247则第二变换炉中变换气在321时的平均热容为：=10.630.24412+7.06680.08628+6.96420.33942+8.25360.26788+10.23490.0490+7.02470.0133=9.393kcal/kmol, (4-5) （4-6）则可以求得入口状态下的： 查热容校正图：CP=0.172C
39、P=CP0+CP=9.393+0.172=9.565kcal/kmol, （4-7）337（610K）变换反应的热效应： -HR=9270.9kcal/kmol337=t-10+9270.90.1672/9.565 (0.857-0.484) （4-8）t288(与假定的进口温度基本一致)变换了的CO总量：0.16720.857=0.1409kmol二段催化剂出口各组分：以1kmol湿气为基准N2：0.0133kmolCO：0.1672-0.1409=0.3041CH4：0.0490kmolCO2：0.1632+0.1409=0.3041kmolH2：0.2585+0.1409=0.3994k
40、molH2O：0.3488-0.1409=0.2079kmol二段催化剂出口成分含量见表4.5：表4.5二段催化剂出口成分含量表组分N2COCH4CO2H2H2O合计含量（%）1.332.634.930.4139.9420.79100含量（kmol）0.01330.02630.0490.30410.39940.20791热量衡算：以1kmol湿煤气为基准CO变换量为：0.25670.359=0.0922kmol/kmolCO变换反应热为：0.09229270.9=854.78kcal/kmol气体升温耗热为：1.53569.565（337-285）=763.78kcal/kmol热损失：854
41、.78-763.78=91kcal/kmol4.3低变炉的物料衡算和热量衡算物料衡算入口压力假定为：2.72MPa=26.84atm入口温度为：205 出口温度为：220 (4-9) 查表在220（513K）时变换反应的热效应： -H=9550.2kcal/kmolTc=255K Pc=76.3atm对比温度：Tr=T/Tc=485/255=1.89对比压力：Pr=P/Pc=26.84/76.3=0.35查热容校正图：P=0.175由热平衡关系，求低变炉一段催化剂出口气体变换率 t2=t1-t+(9506.970.897)/Cp(x2-) (4-10)在220（513K）时，常压下各组分的平均
42、定压热容见表4.6：表4.6常压下各组分的平均定压热容组分CO2CO H2H2OCH4N2Cp kcal/kmol,11.5927.2666.9078.41311.0187.146Cp=8.86+0.175=9.035kcal/kmol由热平衡关系得： 225=t1-5+(9550.970.0263)/9.035X2 (4-11)其中X2=0.897算的t1=205.1(与假定的入口温度基本一致）变换了的CO变量：0.02630.897=0.02359kmolN2：0.0133kmolCO：0.0263-0.02359=0.0027kmolCH4：0.0490kmolCO2：0.3041+0.02359=0.3277kmolH2：0.3994+0.02359=0.4230kmolH2O：0.2079-0.02359=0.1843kmol低变炉出口成分含量见表4.7：表4.7低变炉出口成分含量组分N2COCH4CO2H2H2O合计含量（%）1.330.274.9032.7742.3018.43100含量（kmol）0.01330.00270.