年產5萬噸合成氨一氧化碳變換公段工藝設計設計說明

1、本科畢業(yè)設計（論文）題目 年產15萬噸合成氨一氧化碳變換公段工藝設計學院名稱化學與制藥工程學院專業(yè)班級化工09-1學生姓名李西賀導師姓名袁萬2013年6月年產15萬噸合成氨一氧化碳變換工段工藝設計作者姓名 專業(yè)指導教師姓名 專業(yè)技術職務李西賀化學工程與工藝袁芳講師齊魯工業(yè)大學本科畢業(yè)設計（論文）原創(chuàng)性聲明本人鄭重聲明：所呈交的畢業(yè)設計（論文），是本人在指導教師的指導下獨 立研究、撰寫的成果。設計（論文）中引用他人的文獻、數(shù)據、圖件、資料，均 已在設計（論文）中加以說明，除此之外，本設計（論文）不含任何其他個人或 集體已經發(fā)表或撰寫的成果作品。對本文研究做出重要貢獻的個人和集體，均已 在文中作了

2、明確說明并表示了謝意。本聲明的法律結果由本人承擔。畢業(yè)設計（論文）作者簽名： 年 月 日齊魯工業(yè)大學關于畢業(yè)設計（論文）使用授權的說明本畢業(yè)設計（論文）作者完全了解學校有關保留、使用畢業(yè)設計（論文）的 規(guī)定，即：學校有權保留、送交設計（論文）的復印件，允許設計（論文）被查 閱和借閱，學校可以公布設計（論文）的全部或部分內容，可以采用影印、掃描 等復制手段保存本設計（論文）。指導教師簽名：畢業(yè)設計（論文）作者簽名：摘要1第一章總論21.1 概述 21.1.1 一氧化碳變換反應的意義與作用 21.1.2 國內外研究現(xiàn)狀 21.2設計依據 21.3 設計規(guī)模與生產制度 31.3.1 設計規(guī)模 31.

3、3.2 生產制度 31.4 原料與產品規(guī)格 31.4.1 原料規(guī)格 31.4.2 產品規(guī)格 3第二章工藝原理和流程42.1 工藝原理 42.2工藝流程 42.3工藝參數(shù) 52.3.1 原料氣體組分 52.3.2工作溫度 52.4工藝條件 52.4.1 壓力 52.4.2 溫度 52.4.3汽氣比 6第三章工藝計算73.1中變爐一段催化床層的物料和熱量衡算 73.1.1 確定轉化氣組成 73.1.2水汽比的確定 73.1.3中變爐一段催化床層的物料衡算 83.1.4中變爐一段催化床層的熱量衡算 113.1.5中變爐催化劑平衡曲線 143.1.6 最佳溫度曲線的計算 143.1.7操作線計算 15

4、3.2中間冷淋過程的物料和熱量衡算 163.3中變爐二段催化床層的物料和熱量衡算 173.3.1中變爐二段催化床層的物料衡算 173.3.2中變爐二段催化床層的熱量衡算 193.4低變爐的物料和熱量計算 203.4.1低變爐的物料衡算 203.4.2 低變爐的熱量衡算 223.4.3低變爐催化劑平衡曲線 233.4.4 最佳溫度曲線的計算 243.4.5最適宜溫度曲線 243.6 主換熱器的物料與熱量的計算 263.7調溫水加熱器的物料與熱量計算 28第四章設備的計算294.1低溫變換爐計算 294.1.1 已知條件： 294.1.2催化劑用量計算 294.1.3催化床層直徑計算 294.2中

5、變換熱器計算 304.2.1已知條件 304.2.2傳熱面積的計算 304.2.3設備直徑與管板的確定 314.2.4傳熱系數(shù)的驗算 314.2.5殼側對流傳熱系數(shù)計算 334.2.6總傳熱系數(shù)核算 334.2.7傳熱面積的核算 33第五章車間設備布置設計345.1 車間布置設計的原則 345.1.1 車間設備布置的原則 345.1.2 車間設備平立面布置的原則 345.1.3 本工段設計設備布置規(guī)劃 35第六章自動控制356.1 主要的控制原理 356.2 自控水平與控制點 36第七章安全和環(huán)境保護367.1 三廢產生情況 367.2 三廢處理情況 36第八章公用工程368.1 供水 378

6、.2 供電 378.3 通風 378.4 供暖 378.5 電氣 38結束語 38參考文獻39致謝40本文是關于天然氣為原料年產15萬噸氨一氧化碳變換工段初步設計。在合 成氨的生產中，一氧化碳變換反應是非常重要的反應。用天然氣制造的原料氣中， 含有一部分一氧化碳，這些一氧化碳不能直接作為合成氨的原料，而且對合成氨的催化劑有毒害作用，必須在催化劑的催化作用下通過變換反應加以除去。一氧化碳變換反應既是原料氣的凈化過程，又是原料氣的制造過程。本設計主要包括 工藝路線的確定、中溫變換爐的物料衡算和熱量衡算、中溫變換爐工藝計算和設備選型、換熱器的物料衡算和熱量衡算以及設備選型等。并且綜合各方面因素對 車

7、間設備布置進行了合理的設計，最終完成了20 000字的設計說明書及生產工藝流程圖、車間平立面布置圖及主體設備裝配圖的繪制。關鍵詞：天然氣一氧化碳變換中溫變換爐流程圖ABSTRACTThis paper was about the annual output of gas tax as raw materials to tran sform fiftee n thousa nd tons of carb on mono xide ammo nia prelimi nary desig n secti on. In the product ion of ammonia, tran sformati

8、o n of carb on mono xide was a very importa nt reacti on. Manu factured using gas tax feed gas which contains part of carb on mono xide, carb on mono xide could not be directly used as those of the raw materials of syn thetic ammo nia, but also a catalyst for ammon ia pois oning effect there must be

9、 a catalyst for transformation through the catalytic reaction to be removed. Tran sformatio n of carb on mono xide is a gas purificati on process of raw materials, but also the manufacturing process of feed gas. The design of the main routes which in clude the ide ntificati on process, the medium va

10、ria nt of the furn ace material bala nee , heat bala nee, in the variable furn ace process of calculati on and selecti on of equipme nt, heat exchanger of the material balanee and heat balanee as well as equipment select ion type and so on. Taking all factors and workshop equipme nt to carry out is

11、a reas on able arra ngeme nt of the desig n. In the end, the20 000-word stateme nt and map product ion process, shopp ing facade and the main equipme nt layout draw ing assembly were completed.Key words: Natural gas; Tran sformati on of carb on mono xide; Temperature shift conv erter; Flow chart第一章總

12、論1.1概述1.1.1 一氧化碳變換反應的意義與作用在合成氨的生產中，一氧化碳變換反應是非常重要的反應。 用重油制造的原 料氣中，含有一部分的一氧化碳，這些一氧化碳不僅不能直接做為合成氨的原料， 而且對氨合成中的催化劑有毒害作用，因此必須在催化劑的作用下通過變換反應 加以除去。在一定的條件下，利用一氧化碳和水蒸汽等摩爾反應生成二氧化碳和 氫氣，除去大部分一氧化碳，使一氧化碳含量凈化到3%左右，然后進入銅洗進一步的清除。所以通過一氧化碳變換反應既能把一氧化碳轉化為易在下游除去的 二氧化碳同時又生產有效組分氫氣或生產具有較高H2/CO2比的合成氣。變換反應既是原料氣的凈化過程，又是原料氣制造的繼續(xù)

13、過程。一氧化碳加壓變換，可 以提高生產能力，降低能源消耗，節(jié)約觸媒，提高經濟效益 。1.1.2國內外研究現(xiàn)狀許多氮肥廠都對一氧化碳變換系統(tǒng)采取了一些相應的改進措施，力爭降低能量的消耗和成本。常用的有采用中溫變換串聯(lián)低溫變換工藝， 使用新型高活性的 低溫催化劑，常壓變換變?yōu)榧訅鹤儞Q等。從我國目前的情況看，新建工廠或是改 建的工廠基本都采用加壓變換。隨著新型耐硫催化劑的開發(fā)成功，八十年代中期 開發(fā)了中變串低變工藝；為了利用低變的低溫高活性，九十年代初期開發(fā)了全低 變工藝；為了克服全低變工藝不能長期穩(wěn)定運行的缺點，九十年代中期又開發(fā)了 中-低-低工藝。其后的十年間是全低變工藝和中-低-低工藝推廣和完

14、善的過程。 國外大部分使用寬溫區(qū)的催化劑，變換催化劑從傳統(tǒng)類型Fe-Cr系變換為Co-Mo 系。國外合成氨的規(guī)模一般都比較大，不管是原料還是操作壓力的選擇都與我國 的中小型氮肥廠大不相同2。1.2設計依據合成氨生產經過多年的發(fā)展，現(xiàn)已發(fā)展成為一種成熟的化工生產工藝。合成 氨的生產主要分為：原料氣的制取；原料氣的凈化與合成。粗原料氣中常含有大 量的C,由于CO是合成氨催化劑的毒物，所以必須進行凈化處理，通常，先經 過CO變換反應，使其轉化為易于清除的 CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO 變換既是原料氣的凈化過程，又是原料氣造氣的繼續(xù)。最后，少量的CO用液氨洗滌法，或是低溫變換串聯(lián)甲烷化法加以

15、脫除。變換工段是指CO與水蒸氣反應生成二氧化碳和氫氣的過程。在合成氨工藝 流程中起著非常重要的作用。本設計參考四川省自貢市鴻鶴化工廠的生產工藝，選用中串低工藝。這是從80年代中期發(fā)展起來的。所謂中變串低變流程，就是在B107等Fe-Cr系催化劑之后串入Co-Mo系寬溫變換催化劑。在中變串低變流程中，由于寬變催化劑的 串入，操作條件發(fā)生了較大的變化。一方面入爐的蒸汽比有了較大幅度的降低； 另一方面變換氣中的CO含量也大幅度降低。由于中變后串了寬變催化劑，使操 作系統(tǒng)的操作彈性大大增加，使變換系統(tǒng)便于操作，也大幅度降低了能耗。1.3設計規(guī)模與生產制度1.3.1設計規(guī)模天然氣為原料年產15萬噸氨車間

16、一氧化碳變換工段初步設計，年生產時間 為7200小時。1.3.2生產制度本工廠實行倒班制度，初步擬定為五班三倒。在生產過程中，一定要加強安 全防范意識，嚴格按照化工行業(yè)安全生產規(guī)范來操作。注意防火、防爆、防泄漏 等一系列危險情況的發(fā)生。要做到時時注意安全，事事想著安全，做到早預報， 做處理，盡量避免重大事故的發(fā)生。1.4原料與產品規(guī)格1.4.1原料規(guī)格表1-1原料氣組分組分CO2COH2N2CH4O2合計%9.611.4255.7122.560.380.331001.4.2產品規(guī)格經過變換反應后，氣體中CO含量應低于2%第二章工藝原理和流程2.1工藝原理一氧化碳變換反應式為:CO+H2O=CO

17、2+H2+Q（2-1）CO+H2 = C+H2O（2-2）其中反應（2-1）是主反應，反應（2-2）是副反應，為了控制反應向生成目 的產物的方向進行，工業(yè)上采用對式反應（2-1 ）具有良好選擇性催化劑，進而 抑制其它副反應的發(fā)生。一氧化碳與水蒸氣的反應是一個可逆的放熱反應，反應熱是溫度的函數(shù)。變換過程中還包括下列反應式：H2+O2=H2O+Q2.2工藝流程目前的變化工藝有：中溫變換，中串低，全低及中低低 4種工藝。本設計參考四川省自貢市鴻鶴化工廠的生產工藝，選用中串低工藝。轉化氣從轉化爐進入廢熱鍋爐，在廢熱鍋爐中變換氣從 920C降到330C，在廢熱鍋爐出口加入水蒸 汽使汽氣比達到3到5之間，

18、以后再進入中變爐將轉換氣中一氧化碳含量降到 3%以下。再通過換熱器將轉換氣的溫度降到180C左右，進入低變爐將轉換氣中 一氧化碳含量降到0.3%以下，再進入甲烷化工段。L膜熱鍋圳2中吏爐,3主換熱禍4 禺溫水加熱塞f 5底吏爐圖2-1工藝流程圖12.3工藝參數(shù)231原料氣體組分表1-1原料氣組分組分CO2COH2N2CH4O2合計%9.611.4255.7122.560.380.331002.3.2工作溫度進中變爐一段催化床層的變換氣溫度：330 r 出中變爐一段催化床層的變換氣溫度：415C 進中變爐二段催化床層的變換氣溫度：353 r 出中變爐二段催化床層的變換氣溫度：365 r 進低變爐

19、催化床層的變換氣溫度：181 r 出低變爐催化床層的變換氣溫度：203 r 出系統(tǒng)變換氣（干基）中CO含量：低于2%6。2.4工藝條件2.4.1壓力壓力對變換反應的平衡幾乎沒有影響。但是提高壓力將使析炭和生成甲烷等 副反應易于進行。單就平衡而言，加壓并無好處。但從動力學角度，加壓可提高 反應速率。從能量消耗上看，加壓也是有利。由于干原料氣摩爾數(shù)小于干變換氣 的摩爾數(shù)，所以，先壓縮原料氣后再進行變換的能耗，比常壓變換再進行壓縮的能耗底。具體操作壓力的數(shù)值，應根據中小型氨廠的特點，特別是工藝蒸汽的壓 力及壓縮機投各段壓力的合理配置而定。一般小型氨廠操作壓力為0.7-1.2MPa,中型氨廠為1.21

20、.8Mpa。本設計的原料氣由小型合成氨廠天然氣蒸汽轉化而來， 故壓力可取1.7MPa。2.4.2溫度變換反應是可逆放熱反應。從反應動力學的角度來看，溫度升高，反應速率 常數(shù)增大對反應速率有利，但平衡常數(shù)隨溫度的升高而變小，即CO平衡含量增大，反應推動力變小，對反應速率不利，可見溫度對兩者的影響是相反的。因 而對一定催化劑及氣相組成存在著最佳反應溫度，從動力學角度推導的計算式為Tm=TeRTeInE2 _ E1E2E1式中，Tm、Te分別為最佳反應溫度及平衡溫度，最佳反應溫度隨系統(tǒng)組成和催化劑的不同而變化。243汽氣比水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料氣.改變水蒸汽比例是工業(yè) 變換

21、反應中最主要的調節(jié)手段。增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡變換率，從而有利于降低CO殘余含量，加速變換反應的進行。由于過量水蒸汽的存在，保 證催化劑中活性組分Fe3O4的穩(wěn)定而不被還原，并使析炭及生成甲烷等副反應不 易發(fā)生。但是，水蒸氣用量是變換過程中最主要消耗指標，盡量減少其用量對過程的經濟性具有重要的意義，蒸汽比例如果過高，將造成催化劑床層阻力增加； CO停留時間縮短，余熱回收設備附和加重等，所以，中（高）變換時適宜的水 蒸氣比例一般為：H2O/CO=35,經反應后，中變氣中 H2O/CO可達15以上， 不必再添加蒸汽即可滿足低溫變換的要求。第三章工藝計算3.1中變爐一段催化床層的物料和熱量

22、衡算3.1.1確定轉化氣組成已知條件中變爐進口氣體組成：表3-1原料氣組成組分CO2COH2N2CH402合計%9.611.4255.7122.560.380.33100計算基準：1噸氨計算生產1噸氨需要的變化氣量：（1000/17）x 22.4/（2X22.56） =2920.31 Nm3因為在生產過程中物量可能會有消耗，因此變化氣量取2962.5 Nm3年產15萬噸合成氨生產能力：日生產量：150000/330=454.55/d=18.93T/h要求出中變爐的變換氣干組分中 CO%小于2%表3-2進中變爐的變換氣干組分組分CO2COH2N2O2CH4合計含量，9.6011.4255.712

23、2.560.330.38100M3284.44338.321650.41668.349.7811.262962.50kmol12.69815.10473.67929.8370.4370.503132.258假設入中變爐氣體溫度為330r，取出爐與入爐的溫差為35r，則出爐溫度 為 365 Eo進中變爐干氣壓力P中 =1.75Mpa.3.1.2水汽比的確定考慮到是天然氣蒸汽轉化來的原料氣，所以取H2O/CO=3.5故 V （水） =1973.52Nm3 n（水）=88.1kmol因此進中變爐的變換氣濕組分：表3-3進中變爐的變換氣濕組分組分CO2COH2n2O2CH4H2O合計含量6.868.1

24、639.8016.120.240.2728.56100M3284.42338.321650.42668.349.7711.261184.124146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.12中變爐CO的實際變換率的求?。杭俣褶D化氣為100mol,其中CO基含量為8.16%,要求變換氣中CO含量為 2%,故根據變換反應：CO+H2O= H2+CO2，則CO的實際變換率為：Y _YX % 二-X 100=74% Ya (1 + 丫)式中Ya、Ya分別為原料及變換氣中CO的摩爾分率(濕基)則反應掉的CO的量為：8.16%X 74% =6.04%則反

25、應后的各組分的量分別為：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%中變爐出口的平衡常數(shù)：K= (H2%X CO2%) / ( H2O%X CO %) =12查小合成氨廠工藝技術與設計手冊可知 K=12時溫度為397C。中變的平均溫距為 397E -365T =32T中變的平均溫距合理，故取的 H2O/CO可用。3.1.3中變爐一段催化床層的物料衡算假設CO在一段催化床層的實際變換率為 60%。因為進中變爐一段催化床

26、層的變換氣濕組分：表3-4進中變爐一段催化床層的變換氣濕組分組分CO2COH2N2O2CH4H2O合計含量6.868.1639.816.120.270.2428.56100M3284.42338.181650.41668.349.7711.261184.114146.61kmol12.7015.1073.6829.840.440.5052.86185.12假使02與出完全反應，02完全反應掉 故在一段催化床層反應掉的C0的量為：360% 338.318=202.9908 Nm = 9.062kmol出一段催化床層的CO的量為：338.318-202.9908=135.3272 Nn3 =6.0

27、414kmol故在一段催化床層反應后剩余的 H2的量為：1650.409+202.9908-2 9.7=1833.8478Nm5 =81.868kmol故在一段催化床層反應后剩余的 CO2的量為：3 284.4+202.9908=487.3908 Nmi=21.758kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣干組分的體積：V 總（干）=VcO+VcO2+Vh2+Vn2+VcH4=135.3272+487.3908 +1833.8478+668.34+11.263=3136.1658 Nm3故出中變爐一段催化床層的變換氣干組分中 C0的含量:C0% = 135.3272 =4.32%3136.165

28、8同理得：487.3908C02% =15.54%3136.16581833.8478H2 % =58.47%3136.1658668.34N2 % =21.31%3136.1658CH4% = 11.258=0.36%3136.1658所以出中變爐一段催化床層的變換氣干組分如下表:表3-5出中變爐一段催化床層的變換氣干組分組分C02coH2N2CH4合計含量15.544.3258.4721.310.36100M3487.39135.331833.84668.3411.253136.17kmol21.766.0481.8729.830.50140.01剩余的H20的量為：31184.113-2

29、02.9908+2 9.77=1000.6622 Nm3 = 44.6724kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的總體積：V 總（濕）=VcO+VCO2+VH2+VN2+VCH4+VH2O135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.67223=4136.838Nm3 =184.68kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分中H2O的含量我0% =1000.67224136.838=24.19%故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分中CO2的含量487 39CO2% =. X100=11.78%4136.838同理可得：CO% = 135

30、.33 X100=3.27%4136.838H2% = 1833.84 X00=44.33%4136.838N2 % = 668.34 X00=16.16%4136.83811 25 CH4% =:X00=0.27%4136.838所以出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的含量如下表:表3-6出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分組分C02COH2N2CH4H2O合計含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3487.39135.331833.84668.3411.261000.674136.84koml21.766.0481.8729.830.5044.67184.68對

31、出變爐一段催化床層的變換氣溫度進行估算：已知出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的含量如下表:表3-7出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分組分C02COH2N2CH4H2O合計含量11.783.2744.3316.160.2724.19100M3487.39135.321833.84668.3411.261000.674136.84koml21.766.0481.8729.830.5044.67184.68根據：K=(H2%x C02%)/ (H2O%X co%)計算得 K=6.6查小合成氨廠工藝技術與設計手冊知當K=6.6時t=445C設平均溫距為30C，則出變爐一段催化床層的變換氣溫度為：44

32、5C -30 C =415 C3.1.4中變爐一段催化床層的熱量衡算已知條件：進中變爐一段催化床層的變換氣溫度：330 C出中變爐一段催化床層的變換氣溫度：415C可知反應放熱Q:在變換氣中含有CO,出0, O2, H2這4種物質會發(fā)生以下2 種反應：CO + H20 = C02 + H2(3-1)02 + 2H2 = 2 H20(3 2)以上這2個反應都是放熱反應。根據小合成氨廠工藝技術與設計手冊可知為簡化計算，擬采用統(tǒng)一基準 焓(或稱生成焓)計算。以 P=1atm, t=25 C為基準的氣體的統(tǒng)一基準焓計算式 為：HT=AH298=Cpdt式中：Ht 氣體在 8在T (K)的統(tǒng)一基準焓，k

33、cal/kmol(4.1868kJ/kmol); ?298 該氣體在25E下的標準生成焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol); T 絕對溫度，K;Cp 氣體的等壓比熱容，kcal/ (kmol. C) 4.1868kJ/ (kmol.C) 氣體等壓比熱容與溫度的關系有以下經驗式：23Cp=A 0+A1XT+A 2 T +A 3T +式中Ao、A1、A2、A3氣體的特性常數(shù)將式代入式積分可得統(tǒng)一基準焓的計算通式：Ht =a0+a1 XT+a2 XT2+a3 XT3+a4XT4式中常數(shù)戌、寵、氏、a4與氣體特性常數(shù)及標準生成熱的關系為：ai=A0, a2=A1/2, a3=A 3/4

34、, a4=A”4S0=AH0298- 298.15a 298.152 冶2 298.153 滋一298.154念采用氣體的統(tǒng)一基準焓進行熱量平衡計算，不必考慮系統(tǒng)中反應如何進行， 步驟有多少，只要計算出過程始態(tài)和末態(tài)焓差，即得出該過程的總熱效果。H= (Xn Hi)始一(XnM!)末式中!過程熱效應，其值為正數(shù)時為放熱，為負數(shù)時系統(tǒng)為吸熱，kcal;(4.1868kJ);ni -始態(tài)或末態(tài)氣體的千摩爾數(shù)，kmol;Hi 始態(tài)溫度下或末態(tài)溫度下氣體的統(tǒng)一基準焓，kcal/kmol， (4.1868kJ/kmol)現(xiàn)將有關氣體的計算常數(shù)列于氣體統(tǒng)一基準焓(通式)常數(shù)表表3-8氣體統(tǒng)一基準焓（通式）

35、常數(shù)表分子式a0aia2a3a4O21.90318 X035.80298-32.15675 10 3-7.40499 10-01.08808 海03一 4一 7一 11H2-2.112447.20974-5.55838 10 44.8459 10-8.18957 10H2O-6.0036 1047.11092一 31.29319 10 31.28506 海0一 7一 11-5.78039 10 11N2-1.976736.45903一 45.18164 10 42.03296 和一7一 11-7.65632 10 11CO-2.83637 1046.26627一 48.98694 10 4一

36、95.04519 和一 11-4.14272 10 11CO2-96377.888676.396一 35.05 10 一-1.135 10 一 60.00計算02的基準焓：234根據基準焓的計算通式：HT=ao+ai T+a2T +a3T +a4T在 415C 時 T=415+273=688K將02的常數(shù)帶入上式得：Ht=1.90318 X03+5.80298 688+2.15675 槍-0882-7.40499 W- 6883 +1.08808 10-0 6884=6699.742kcal/kmol=28050.412 kJ/kmol同理根據以上方法計算可得變換氣的各個組分的基準焓列于下表：

37、表3-9變換氣的各個組分的基準焓組分O2H2H2OCOCO2Ht (kcal/kmol)6699.7422724.221-54502.665-23634.754-89956.678Ht (kJ/kmol)28050.48011405.768-228191.758-98953.988-376630.620放熱：CO +H2O=CO2+H2(3 )Hl=(Hi)始一(Hi)末=(-376630.620+11405.768 - (-98953.987-228191.759 =-38079.106kJ/kmolQi= ncoXAH1=9.062 x(-38079.106) =-345072.859kJ

38、O2 + 2H2= 2 H2O(3)同理：H2= ( Hi)始一(Hi)末=2 (-228191.758) ( 11405.768 2+28050.480=-523890.244 kJ/kmolQ2= nO2H2=0.44 (-507245.532)=-230511.707kJ氣體反應共放熱:Q=Qi+Q2=345072.859+230511.707=575584.566kJ氣體吸熱Q3根據物理化學教程知，CO, H2, H2O, CO2, N2可用公式：Cp=a+b+cT-2來計算 熱容，熱容的單位為kJ/(kmol.K)。結果表3-10各組分熱容常數(shù)物質COH2H2OCO2n2a28.41

39、27.283044.1427.87b/10-34.13.2610.719.044.27c/105-0.460.5020.33-8.53CH4可用公式：Cpra+b+c+dT3來計算熱容，結果表3-11熱容常數(shù)物質ab/10-3-6c/10-9d/10CH417.4560.461.117-7.2則在415C時T=688K時計算結果如下表:表3-12各組分熱容物質COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以平均熱容：Cpm=E (Yi*Cp) =0.0327 31+0.1178 48.2+0.4433 29.6+0.2419 37.2+0.1616 .7+0.

40、0027 56.1=33.92 KJ/ (kmol.K)所以氣體吸熱 Q3=33.92 184.68 (415-330) =532469.376kJ假設熱損失Q4 (一般熱損失都小于總熱量的10%) 根據熱量平衡得：Q= Q3 +Q4Q4=43115.190 kJ3.1.5中變爐催化劑平衡曲線根據H2O/CO=3.5,與文獻小合成氨廠工藝技術與設計手冊上的公式U -qXp=-X100%2AWV=K pAB-CDq= . U 2 _ 4WVU=Kp (A+B ) + (C+D)W=Kp-1其中A、B、C、D分別代表CO、H2O、CO2及H2的起始濃度將、式代入式并查的不同溫度下的Kp值便可計算出

41、Xp值計算結果列于下表：中變爐催化劑平衡曲線如下:1009080504030O3 o o O2 1503o .I.40度504O50表3-13不同溫度下的Xpt300320340360380400420440460T573593613633653673693713733Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.70580.68590.64160.59633.1.6最佳溫度曲線的計算由于中變爐選用C6型催化劑，最適宜溫度曲線由式Tme進行計算。In空E2 - E1 E1查合成氨廠工藝和設備計算 C6型催化劑的正負反應活化能分別為 Ei=10000 千卡/公斤分子，E2=

42、19000千卡/公斤分子。在中變爐催化劑平衡曲線上查的 Te值，根據最適溫度計算式可算出最適溫度。 最適宜溫度計算結果列于下表中表3-14最適宜溫度Xp0.90120.87370.84240.80740.76870.70580.67Te573593613633653673699T427.7438.7449.6460.3470.7481.0494.2t154.7165.7176.6187.3197.7208.0221.2Xp0.640.610.580.550.520.490.45Te714727739751760770805T501.6508.0513.8519.6523.9528.6544.9

43、t228.6235.0240.8246.9250.9255.6271.9將以上數(shù)據作圖即得最適宜溫度曲線如下圖:CO?；蔢p3.1.7操作線計算由中變催化劑變換率及熱平衡計算結果知:中變爐人口氣體溫度330 C中變爐出口氣體溫度415C中變爐入口 CO變換率0中變爐出口 CO變換率60%由此可作出中變爐催化劑反應的操作線如下70X率化轉60403020100330415一1操作線/50溫度C)3.2中間冷淋過程的物料和熱量衡算此過程采用水來對變換氣進行降溫。已知條件：變換氣的流量：184.68kmol設冷凝水的流量：X kg變換氣的溫度：415C 冷凝水的進口溫度：20 C進二段催化床層的溫

44、度：353 C操作壓力：1.75MPa冷凝水吸熱 Q1 :據冷凝水的進口溫度20C查化工熱力學可知 h1=83.96kJ/kg根據化工熱力學可知：表3-15各溫度下的焓T/KP/kPaH/(kJ/kg)60016003693.260018003691.770016003919.770018003918.5冷凝水要升溫到353C，所以設在353C , 626K,1750kPa時的焓值為H對溫度進行內查法：1600kPa時：(626-600 )/ (H-3693.2)=(700-626)/(3919.7-H)H=3752.09 kJ/kg1800kPa時：(626-600) / (H- 3691.

45、7) =(700-626)/( 3918.5-H)H=3750.67 kJ/kg再對壓力使用內查法得在 353E , 626K,1750kPa時的焓值H為:(1750-1600)/(H-3752.09)=(1800-1750)/(3750.67-H)故：H=3751.02 kJ/kgQi= X( 3751.02-83.96)變換氣吸熱Q2根據表3 0和表3 1得：表3-16各組分的Cp物質COCO2H2H2ON2CH4Cp3148.229.637.230.756.1所以 Cpm= XYCp =33.92 kJ/ (kmolK)Q2=184.68 33.92 (415-353)=388389.4

46、272 kJ取熱損失為0.04 Q2根據熱量平衡：0.96 Q2= X(3751.02-83.96)X=101.677kg = 5.649 kmol=126.54M3(標)水的量為：126.54+1000.6742=1127.2142Nm3= 50.3220 kmol所以進二段催化床層的變換氣組分如下表：表3-17進二段催化床層的變換氣組分組分CO2COH2N2CH 4H2O合計含量11.4323.1743.0115.680.2626.44100M3（標）487.39135.321833.84668.3411.261127.204263.37kmol21.766.04181.8729.830.

47、5050.32190.333.3中變爐二段催化床層的物料和熱量衡算3.3.1中變爐二段催化床層的物料衡算設中變爐二段催化床層的轉化率為 0.74 （總轉化率）所以在 CO 的變化量為：338.318 %.74=253.7385Nm3=11.3276 kmol在中變爐二段催化床層的轉化的 CO的量為：3135.32- （338.318-253.7385 =50.7405 Nm3=2.27 kmol出中變爐二段催化床層的CO的量為：3135.32- 50.7405=84.58667Nmi=3.7762 kmol故在二段催化床層反應后剩余的 CO2的量為：3487.39+50.7405= 538.1

48、313Nni=24.0237 kmol故在二段催化床層反應后剩余的 H2的量為：31833.84+50.7405= 1884.5883Nmi=84.1334 kmol所以在二段催化床層反應后的變換氣總量：3V 總（干）=84.58667+538.1313+1884.5883+668.34+11.26=3186.906Nm（標） =142.2726 kmol所以出中變爐二段催化床層的變換氣干組分如下表：表3-18出中變爐二段催化床層的變換氣干組分組分CO2COH2N2CH4合計含量16.792.7659.0920.990.35100M3（標）538.1384.591884.59668.3411.

49、263186.91kmol24.023.7884.1329.830.50142.12故在二段催化床層反應后剩余的H2O的量為:1127.2042-50.7405 = 1076.464M?CO的含量:=48.056 kmol故出中變爐二段催化床層的變換氣濕組分中CO% =84.594263.37=2.01%同理得:CO2% =538.134263.37=12.62%H2 % =1884.594263.37=44.20%N2 % =668.344263.37=15.68%CH4% =11.264263.37=0.26%H2O% =1076.4644263.37=25.25所以出中變爐的濕組分如下表

50、:表3-19出中變爐的濕組分組分CO2COH2N2CH4H2O合計含量12.622.0144.2015.680.2625.25100M3(標)538.1384.591884.59668.3411.261076.464263.37kmol24.023.7884.1329.830.5048.21190.33對出中變爐一段催化床層的變換氣溫度進行估算：根據：Kp=（出兀02%） / （出0%兀0%）計算得Kp=10.9查小合成氨廠工藝技術與設計手冊知當Kp=10.9時，t=409C設平均溫距為44C，則出中變爐二段催化床層的變換氣溫度為：409C -44 C =365 C3.3.2中變爐二段催化床層的熱量衡算已知條件：進中變爐二段催化床層的變換氣溫度為：353出中變爐二段催化床層的變換氣溫度為：365 C變換氣反應放熱Q1：計算變換氣中各組分的生成焓，原理與計算一段床層一樣，使用公式3-3及表3-14計算平均溫度為632K時的生成焓。計算結果如下如下：表3-20變換氣中各組分的生成焓組分H2H2OCOCO2Ht （kcal/kmol ）2373.4-54949.05-24005.565-90536.421Ht (kJ/kmol)9936.95-230060.69-100506.5-