合成氨變換工段車間布置圖

74/82摘要變換工序是合成氨中最重要的工序之一，在合成氨工藝的流程中起著特不重要的作用本次設(shè)計為70kt/a合成氨變換工段的工藝設(shè)計。本設(shè)計采納全低變的工藝流程.。依照有關(guān)文獻資料，完成物料、熱量的計算。并對第一變換爐、第二變換爐、煤氣換熱器以及變換氣換熱器等要緊設(shè)備進行選型計算。并做出了合成氨變換工段全低變的工藝流程圖和設(shè)備布置圖。所得結(jié)果差不多滿足設(shè)計要求，工藝流程可行。關(guān)鍵詞：合成氨；低溫變換；熱量衡算；物料衡算.AbstractTransformprocessesisoneofthemostimportantprocesses,anditplaysaveryimportantroleintheindustryofsyntheticammonia.Thetaskisthedesignofshiftprocessin70kt/aNH3.Thelow-temperatureshifttechnologywasadoptedinthiscalculation.Accordingtotherelevantculturalheritagedata,completethecalculationofmaterial,calories.Furthermore,thesizeandtypeoftheequipmentsweredeterminedsuchasheatexchanger,shiftconverter,etc.Alsodotosynthesizeanalloftheammoniatransformationworksegmentlowcraftflowchartandequipmentschangingsetoutdiagram.Theresultsmeettherequirementsofthedesigntaskwell,thecraftprocesscango.摘要 IAbstract II第一章前言 11.1變換氣反應(yīng)原理 11.2CO變換反應(yīng)化學(xué)平衡 21.3CO低溫變換催化劑 51.3.1低變催化劑的進展 51.3.2低變催化劑的要緊成分 51.3.3催化劑的活性降低和中毒 71.4工藝流程簡述 8第二章物料衡算及熱量衡算 102.1設(shè)計條件 102.2CO全變換過程總蒸汽比的計算 102.3第一變換爐催化劑床層物料與熱量衡算 112.3.1入第一變換爐催化劑床層汽氣比 112.3.2CO平衡變換率及出催化劑床層氣體的組成 122.3.3第一變爐熱量衡算 132.3.4第一變換爐催化劑層CO變換反應(yīng)平衡曲線 142.3.5CO在第一變換爐催化劑床層最適宜溫度 152.3.6CO在第一變換爐催化劑層變換反應(yīng)操作線 162.4第二變換爐第一段催化劑層物料及熱量衡算 172.4.1第二變換爐第一段催化劑層汽/氣比 172.4.2第二變換爐第一段催化劑層CO的平衡轉(zhuǎn)化率計算 182.4.3出口溫度校核 182.4.4第二變換爐第一段催化劑熱量衡算 182.4.5第二變換爐第一段催化劑床層平衡曲線計算 192.4.6CO在第二變換爐第一段催化劑層最適宜變換溫度 202.4.7CO在第二變換爐第一段催化劑層變換反應(yīng)操作線 202.5第二變換爐第二段催化劑床層物料及熱量衡算 212.5.1第二變換爐第二段催化劑層CO的平衡轉(zhuǎn)化率計算 222.5.2第二變換爐第二段催化劑熱量衡算 222.5.3 平衡溫距校核 232.5.4 第二變換爐第二段催化劑床層平衡曲線計算 242.5.5CO在第二變換爐第二段催化劑層最適宜變換溫度 242.5.6CO在第二變換爐第二段催化劑層變換反應(yīng)操作線 252.6 煤氣換熱器熱量衡算 262.7變換氣換熱器熱量衡算 272.7.1進設(shè)備熱量計算 272.7.2出設(shè)備熱量計算 28第三章要緊設(shè)備計算 293.1 第一變換爐的計算 293.1.1催化劑用量計算 293.1.2催化劑床層阻力計算 303.2 第二變換爐的計算 313.2.1第二變換爐第一段催化劑用量計算 313.2.2第二變換爐第二段催化劑用量計算 323.2.3第二變換爐催化劑床層阻力的計算 333.3 煤氣換熱器的計算 353.3.1設(shè)備直徑及管數(shù)確定 363.3.2設(shè)備規(guī)格的確定 373.3.3傳熱系數(shù)計算 373.3.4傳熱面積計算 423.3.5列管長度的計算 42要緊設(shè)備一覽表 43設(shè)計結(jié)果及總結(jié) 44參考文獻 45致謝 46第一章前言合成氨生產(chǎn)常用的原料包括：焦碳、煤、焦爐氣、天然氣、石腦油和重油。不論以固體、液體或氣體為原料，所得到的合成氨原料氣中均含有一氧化碳。固體燃料氣化所得半水煤氣中的一氧化碳含量為28%~30%，烴類蒸汽轉(zhuǎn)化為12%~13%，焦爐轉(zhuǎn)化氣為11%~15%，重油部分氧化為44%~48%。一氧化碳的清除一般分為兩次。大部分一氧化碳，先通過變換反應(yīng)，即在催化劑存在的條件下，一氧化碳與水蒸氣作用生成氫氣和二氧化碳。通過變換反應(yīng)，既能把一氧化碳變?yōu)橐子谇宄亩趸?，同時，又可制得與反應(yīng)了的一氧化碳相等摩爾的氫，而所消耗的只是廉價的水蒸氣。因此，一氧化碳的變換既是原料氣的凈化過程，又是原料氣制造的接著。最后，殘余的一氧化碳再通過銅氨液洗滌法、液氮洗滌法或甲烷化法等方法加以清除。變換工段是指CO與水蒸氣反應(yīng)生成二氧化碳和氫氣的過程。目前，變換工序要緊有“全低變”工藝和“中低變”工藝，此次設(shè)計運用的是“全低變”工藝“全低變”工藝是90年代在我國小合成氨廠開始使用的，是從“中低變”演變而來，使用低溫活性較好的B302Q、B303Q等耐硫變換催化劑，各段進口溫度均在200℃左右。通過幾年的進展，隨著耐硫低溫催化劑的開發(fā)利用，“全低變”的工藝和設(shè)備不斷完善，操作水平也進一部提高，目前“全低變”工藝已進入成熟時期。該工藝具有蒸汽消耗低、系統(tǒng)阻力小、生產(chǎn)強度大等優(yōu)點。1.1變換氣反應(yīng)原理合成氨生產(chǎn)需要的原料氣是H2和N2，而半水煤氣中含有約30%左右的CO，需要將其除去。變換工段的目的確實是將半水煤氣中的CO除去，在本質(zhì)上是原料氣凈化的一個過程。為了將CO除去，工業(yè)上采納的方法是:在催化劑存在的條件下，利用較為廉價的水蒸氣與CO反應(yīng)，生成H2和CO2。原料氣中的一氧化碳與水蒸汽的變換反應(yīng)可用下式表示：（1-1）此反應(yīng)為可逆放熱反應(yīng)，反應(yīng)熱為40964J/mol，當開車正常生產(chǎn)后，即可利用其反應(yīng)熱來維持過程的接著進行。在一般情況下，一氧化碳與水蒸汽直接進行反應(yīng)，其變換反應(yīng)的速度是專門慢的，假如用催化劑催化，則能夠加快反應(yīng)速度，大大有利于變換反應(yīng)的進行。隨著一氧化碳變換反應(yīng)的進行，伴隨著微量的副反應(yīng)發(fā)生，要緊有如下幾種：（1）甲烷的生成(1-2)（1-3）（1-4）（2）一氧化碳的分解反應(yīng)（1-5）（3）有機硫的轉(zhuǎn)化反應(yīng)（1-6）（1-7）（1-8）1.2CO變換反應(yīng)化學(xué)平衡一氧化碳和水蒸汽的變換反應(yīng)系可逆反應(yīng)。其平衡常數(shù)為：（1-9）式中：yi——各組分的摩爾分數(shù)r——氣體的逸度系數(shù)Kp——CO的平衡常數(shù)由于小合成氨廠的變換反應(yīng)多在壓力<2.0MPa，溫度為180～250℃條件下進行的，其逸度系數(shù)接近于1，即：（1-10）則式（1-9）可簡化為：（1-11）式中，Pi--各組分的分壓由于變換反應(yīng)是一個放熱反應(yīng)，考慮平衡常數(shù)是溫度的函數(shù)，且隨溫度的升高而降低。平衡常數(shù)與溫度關(guān)系的表達式專門多，數(shù)值各不相同，這是由于恒壓熱容等基礎(chǔ)熱平衡數(shù)據(jù)不同所致。本設(shè)計可采納下面的公式計算[1]。（1-12）式中，T——溫度，K（1-13）在變換范圍內(nèi)，平衡常數(shù)也可用下面簡化式計算：（1-14）式（1-14）在低溫下計算出的Kp與式（1-12）及（1-13）相差較大，溫度越高誤差越小。CO變換反應(yīng)的化學(xué)平衡的阻礙因素：a.溫度溫度對變換反應(yīng)的阻礙較大：溫度升高，反應(yīng)速度加快。從化學(xué)平衡來看，降低反應(yīng)溫度，增加蒸汽用量，有利于反應(yīng)向生成氫氣和二氧化碳的方向進行，能夠提高CO平衡轉(zhuǎn)化率。在變換反應(yīng)的初期，反應(yīng)物濃度高，提高反應(yīng)溫度，可加快正反應(yīng)；在變換反應(yīng)的后一時期，二氧化碳和氫氣的濃度增加，逆反應(yīng)速度加快，因此，須設(shè)法降低反應(yīng)溫度，使逆反應(yīng)速度減慢，如此能夠得到較高的變換率。但降低溫度也減慢了反應(yīng)速度，降低了催化劑的生產(chǎn)能力，應(yīng)綜合考慮。關(guān)于一氧化碳含量較高的半水煤氣，開始反應(yīng)時，為了加快反應(yīng)速度，一般要在較高的溫度下進行，而在反應(yīng)的后一時期，為了使反應(yīng)比較完全，就必須使溫度降低一些，工業(yè)上采取的兩段中溫變換確實是依照這一概念設(shè)計確定的。關(guān)于一氧化碳含量在2%—4%的中溫變換氣體，只需要在230℃左右，用低溫變換催化劑進行低溫變換。此外，反應(yīng)溫度與催化劑的活性有專門大的關(guān)系，一般工業(yè)用的變換催化劑低于某一溫度反應(yīng)便不能正常進行，而高于某一溫度也會損壞催化劑，因此一氧化碳變換反應(yīng)必須在催化劑的適用溫度范圍內(nèi)選擇合理的工藝條件。b.壓力一氧化碳變換反應(yīng)前后氣體的分子數(shù)相同，若為理想氣體，壓力關(guān)于反應(yīng)的平衡沒有阻礙。目前的工業(yè)操作條件下：壓力4.0MPa氣壓下，溫度為200～500℃時，壓力關(guān)于變換反應(yīng)沒有顯著的阻礙。然而在較高壓力下，反應(yīng)物濃度增加，分子間的有效碰撞次數(shù)增加，能夠加快變換反應(yīng)速度，提高催化劑的生產(chǎn)能力。且各種氣體與理想氣體有一定的偏差，必須依照各氣體組分的逸度計算KP，因此壓力對CO的變換反應(yīng)有一定的阻礙。c.蒸汽添加量一氧化碳變換反應(yīng)為可逆反應(yīng)，增加蒸汽量可使反應(yīng)向正方向移動。因此，工業(yè)上一般均采納加入一定的過量水蒸氣的方法來提高一氧化碳的變換率。實際上，當使用半水煤氣為原料，使用中溫鐵鉻催化劑的工藝流程中，一般采納H2O（汽）/CO（氣）=(3～4)/1；在使用鐵鎂催化劑的工藝流程中，一般采納H2O（汽）/CO（氣）=(3～5)/1。d.二氧化碳濃度從一氧化碳變換反應(yīng)的方程式來看，假如出去生成的二氧化碳，有利于反應(yīng)向正方向進行，并使變換反應(yīng)接近于完成。除去二氧化碳能夠采納良種方式：（1）利用堿性氧化物與二氧化碳作用生成碳酸鹽，例如：（1-15）或利用堿性氧化物作為催化劑的的一種組分來汲取二氧化碳。由于（1-15）為一放熱反應(yīng)，要對生成的熱量采取一定的措施。更重要的是這一反應(yīng)進行到一定程度后要進行更換催化劑，增加了生產(chǎn)操作的復(fù)雜性，因此在實際中專門少應(yīng)用。（2）在兩段變換催化劑之間或中變和低變之間，將氣體送往脫除二氧化碳裝置，然后再進行第二次變換。這種方法相互干擾較少，比較容易實現(xiàn)，但增加了換熱和脫除二氧化碳的設(shè)備，流程要復(fù)雜一些。1.3CO低溫變換催化劑1.3.1低變催化劑的進展隨著脫硫技術(shù)的進展，烴類蒸汽轉(zhuǎn)化鎳催化劑在工業(yè)上的廣泛應(yīng)用，以及純凈合成氣的制造，特不是在60年代初，透平壓縮機在合成氨工業(yè)上的出現(xiàn)，大系列化合成氨工藝對原先脫除少量一氧化碳以及二氧化碳的銅堿洗工序，已顯的專門復(fù)雜，氣體精制度不能達到現(xiàn)代化工廠的要求（CO+CO2<10mL?m-3）,因此從1963年開始，世界各國對低溫變換催化劑展開了廣泛的研究。銅是合適的一氧化碳催化劑，能在較低溫度（200～250℃）下進行變換反應(yīng)，一氧化碳平衡轉(zhuǎn)換率可達到99%左右。然而純銅金屬催化劑在加熱到具有足夠反應(yīng)速度的溫度時，會因燒結(jié)而損害表面結(jié)構(gòu)，使催化劑活性劇減，因此必須放入適當?shù)慕Y(jié)構(gòu)性助催化劑，作為分散狀銅晶粒的間隔體。工業(yè)上采納的結(jié)構(gòu)性助催化劑有高熔點、難還原的氧化鉻、氧化鋁、氧化錳、氧化鋇等，它們的存在，可增加催化劑抗燒結(jié)的作用，延長催化劑使用壽命，增長催化劑的成型性能和機械強度。目前，中小型氮肥廠的低變催化劑均采納Co-Mo系催化劑。Co-Mo系變換催化劑是以Co,Mo為有效組份，以Al2O3為骨架，堿金屬或稀土金屬的氧化物為輔助催化劑。Co-Mo系變換催化劑使用前必須先進行硫化，生成CoS,MoS2才能獲得高的活性。硫化反應(yīng)為：（1-16）（1-17）1.3.2低變催化劑的要緊成分（1）鈷鉬系寬溫變換催化劑Co-Mo系寬溫變換催化劑是近10年來國內(nèi)研制的一種新型催化劑，它的特點是活性溫度低，耐硫性強，使用溫度范圍寬，因此它能廣泛的應(yīng)用與煤、油為原料的小氮肥廠，并實現(xiàn)中變直接串低變的工藝流程。也能夠用它取代中變催化劑，實現(xiàn)Co-Mo寬溫變換流程，還可望用于三催化劑工藝流程，以取代目前三催化劑流程中的Cu-Zn系低變催化劑。Co-Mo系寬溫變換催化劑的化學(xué)物理性質(zhì)包括堆積密度、抗壓強度、形狀及尺寸等。Co-Mo系寬溫變換催化劑的加工工藝有混碾法及浸漬法兩種，大多數(shù)Co-Mo系低變催化劑采納浸漬法工藝，如B302Q、B303Q、SB-3等。浸漬法是以球形為載體，將催化劑浸漬到載體內(nèi)，由于載體本身強度高、相對密度小，故采納這種方法生產(chǎn)出來的催化劑具有密度小，耐壓強度大，阻力小等優(yōu)點。Co-Mo系寬溫變換催化劑不同于Cu-Zn系低變催化劑在于它的耐硫性特不強，正常生產(chǎn)中對氣體中的硫含量沒有上限要求，不論多高都能夠直接進入。但對氣體最低含硫量卻有限制，即在一定反應(yīng)溫度及蒸汽含量下，要求氣體中的含硫量不低于一定值，否則引起催化劑放硫而導(dǎo)致失活。Co-Mo系寬溫變換催化劑的另一特點是可用于低溫變換，也能夠用于中溫變換，可在160～270℃（低變用），160～460℃（中變用）的寬廣范圍內(nèi)使用。（2）銅鋅系低變催化劑金屬銅對一氧化碳的低溫變換具有高活性，因此國內(nèi)外都把銅作為催化劑的主活性相。但已知純金屬銅當加熱到足夠反應(yīng)的溫度時，會因燒結(jié)而使表面積縮小，從而失去活性。因此必須加入一組分或多組分的結(jié)構(gòu)性助催化劑。銅基催化劑的助催化劑組分有ZnO、Cr2O3、Al2O3、MgO、CuO、TiO2、MnO2等。ZnO用的最廣泛，最先出現(xiàn)的低溫變換催化劑，確實是由ZnO和CuO兩個組分組成。ZnO有促進催化劑活性的作用，并能起改進銅微晶長大的穩(wěn)定和分散作用。然而銅-鋅二組分催化劑的熱穩(wěn)定性和壽命不夠理想，后來相繼出現(xiàn)CuO-ZnO-Cr2O3和CuO-ZnO-Al2O3催化劑。結(jié)構(gòu)性助催化劑的加入不但和組分有關(guān)，而且和加入方法更為緊密。用機械混合的方法，往CuO-ZnO-Cr2O3催化劑中加入K2O、CaO、MgO、Al2O3、TiO2、MnO2則不阻礙催化劑的結(jié)構(gòu)；然而用共沉淀的方法加入鋁和錳，將對催化劑的性質(zhì)產(chǎn)生明顯的阻礙。例如添加錳的催化劑，顯示出專門高的活性和良好的耐熱性。目前以普遍生產(chǎn)和采納的低溫變換催化劑為CuO-ZnO-Cr2O3和CuO-ZnO-Al2O3系，究竟哪一種性能優(yōu)越，目前還不能取得一致的意見。然而就催化劑生產(chǎn)的勞動條件來看，CuO-ZnO-Al2O3系要比CuO-ZnO-Cr2O3系好，其制造成本要看鋁的加入形式和來源。假如以硝酸鋁形式加入，則成本并不比加入氧化鉻低。1.3.3催化劑的活性降低和中毒熱燒結(jié)當溫度超過280℃時，還原態(tài)金屬銅容易產(chǎn)生燒結(jié)，使催化劑表面積顯著減少，活性急劇下降。當溫度超過銅的熔點（1083℃）一半時，更容易燒結(jié)。熱燒結(jié)引起催化劑表面積減少，要緊是由于分散狀銅微晶粒，相鄰間的晶粒在一定溫度下擴散并使晶粒長大。從而使催化劑活性下降；溫度愈高，晶粒長大速度就愈快，表面積和活性的下降趨勢愈大。盡管作為結(jié)構(gòu)性助催化劑的高熔點氧化鉻和氧化鋁的存在，間隔體對阻止銅晶粒的長大，也無濟于事。因此低溫變換催化劑的使用，必須嚴格操縱反應(yīng)溫度。物理性破壞那個地點所指的物理性破壞，要緊是指催化劑在操作溫度下，由于水蒸氣在催化劑微孔內(nèi)能夠凝聚和蒸發(fā)相繼反復(fù)進行，而使催化劑破裂，造成催化劑床層阻力增大。因此低溫變換反應(yīng)必須操縱在露點以上進行，如此就使反映溫度、壓力、蒸汽量、干氣量之間保持一定的關(guān)系。鹵素中毒在相當長的時刻內(nèi)，鹵素對低變催化劑的毒害作用被人們忽視。后來發(fā)覺鹵素是比硫更厲害的毒物，進口氣中氯化物僅，就會顯著的毒害低變催化劑，氯海量在時，就認為被嚴峻污染。硫中毒硫是銅基低變催化劑的要緊毒物之一。由于脫硫技術(shù)的進展，原料氣中的硫能脫至以下，但原料氣量專門大，極微量的硫化物，經(jīng)日積月累后數(shù)量相當可觀，從而對低變催化劑造成專門大危害。1.4工藝流程簡述 全低變的工藝流程示意圖見圖1-1。變換氣換熱器變換氣換熱器煤氣換熱器淬冷過濾器Ⅰ淬冷過濾器Ⅱ第一變換爐變換氣冷卻器油分離器活性炭濾油器半水煤氣變換氣工段第二變換爐圖1-1低溫變換工藝流程示意圖Fig1-1Schematicdiagramofthelowtemperatureconversionprocess半水煤氣首先進入油水分離器，脫除部分固體和液體雜質(zhì)后進入活性炭濾油器，進一步脫除雜質(zhì)。經(jīng)凈化的半水煤氣進入變換氣換熱器與從第二變換爐出來的變換氣進行逆向熱交換，使其溫度上升到180℃左右，變換氣溫度下降到160℃左右。出變換氣換熱器的半水煤氣再進入煤氣換熱器與從第一變換爐出來的變換氣進行逆向熱交換，變換氣自身的溫度下降到300℃左右，半水煤氣升溫到200℃左右。出煤氣換熱器的半水煤氣與來自管網(wǎng)的中壓水蒸氣混合，一方面使半水煤氣溫度上升到變換反應(yīng)溫度，另一方面使半水煤氣增濕，并達到設(shè)計要求所需要的汽氣比進入第一變換爐發(fā)生變換反應(yīng)，在第一變換爐內(nèi)CO的變換率可達到60%左右。經(jīng)第一變換爐變換后出來的變換氣進入煤氣換熱器與半水煤氣逆向換熱后進入淬冷過濾器I，逆向與噴淋下來的冷卻水換熱并使冷卻水汽化，現(xiàn)在變換氣的溫度下降到230℃左右，冷卻水和變換氣換熱后汽化，從而使蒸汽含量達到設(shè)計要求，濕變換氣進入第二變換爐第一段催化劑床層進行變換反應(yīng)。經(jīng)第二變換爐第一段催化劑床層變換反應(yīng)后CO的變換率可達到85%左右，溫度上升到280℃左右進入淬冷過濾器II，逆向與噴淋下的冷卻水進行熱交換，使其溫度下降到190℃左右，同時補充水蒸氣，達到設(shè)計要的汽氣比進入第二變換爐第二段催化劑床層進行變換，最終CO的變換率可達到99%。出第二變換爐第二段的變換氣通過變換氣換熱器后，再通過變換氣冷卻器降溫至40℃左右，去后續(xù)工段。第二章物料衡算及熱量衡算2.1設(shè)計條件計算基準：1噸NH3。設(shè)備生產(chǎn)能力：由設(shè)計所給條件取每噸氨耗用半水煤氣3520Nm3,則每小時的半水煤氣用量為：3520×9.7222=34222.2Nm3/h初始半水煤氣組成見下表2-1。表2-1初始半水煤氣組成Table2-1Thecompositionoftheinitialsemi-watergas組分CO2COH2CH4O2N2合計%7.030.822.6100Nm32395.610540.412936.0513.3102.77734.234222.2kmol106.9470.6577.522.94.6345.31527.82.2CO全變換過程總蒸汽比的計算選用B302Q型催化劑，設(shè)第二變爐出口變換氣溫度為200℃，平衡溫距為24℃，則計算時取變換溫度為t=224℃。CO和H2O的反應(yīng)方程式為：設(shè) ABCD設(shè)CO變換反應(yīng)的變換量為△CO，則變換反應(yīng)的平衡常數(shù)Kp：（2-1）本設(shè)計所給條件CO的變換率為99%，則:查文獻[1]可知在220℃時CO變換的平衡常數(shù)Kp=140.96。并由表2-1可知A、C、D的值分不為30.8%、7.0%、37.8%，將A、C、D和Kp的值代入式（2-1）求得：B=75.0。即可知總水氣比為75.0/100。2.3第一變換爐催化劑床層物料與熱量衡算2.3.1入第一變換爐催化劑床層汽氣比設(shè)CO在催化劑床層轉(zhuǎn)化率為60.0%，且O2全部和H2燃燒生成H2O，則CO的反應(yīng)量△CO為：30.8%×60%=18.48Nm3/100Nm3干半水煤氣則CO的總反應(yīng)量為：設(shè)氣體出催化劑床層的溫度為360℃，取平衡溫距為20℃，則計算所取溫度為380℃。查文獻[1]知380℃時的Kp=14.6，由式（2-1）代入數(shù)據(jù)可得：解上式得B=25.72即現(xiàn)在的汽氣比為25.72/100。入爐蒸汽量入爐濕氣的量34222.2+8802.2=43024.4Nm3=1920.7kmol由此可計算出入爐的濕氣組成，結(jié)果見下表2-2。表2-2入第一變換爐濕半水煤氣組成Table2-2Thecompositionofthewetsemi-watergasintothefirstshiftconverter組分CO2COH2CH4O2H2ON2合計%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.319CO平衡變換率及出催化劑床層氣體的組成設(shè)360℃時的平衡變換率為Xp，360℃時的Kp=18.371]，代入式（2-1）得：則實際變換率為平衡變換率由以上計算知實際反應(yīng)掉的CO的量為10540.4×0.6=6324.2Nm3。出催化劑層干氣體量由以上計算可得出催化劑干氣體組成，見下表2-3。表2-3出第一變換爐催化劑變換氣干氣體組成Table2-3Thecompositionofthedriedsemi-watergasoutthefirstconverter組分H2COCO2CH4N2合計%48.1010.5221.781.2819.32100Nm319260.24216.28719.8513.37734.2400040.5kmol859.8188.2389.322.9345.31787.5出一段催化劑層剩余濕氣量34024.4+8802.2-102.7=42723.9Nm3剩余蒸汽量剩余CO的量10540.4-6324.2=4216.2Nm3CO在濕氣中含量同理，可求出CO2、H2、CH4、N2、H2O在濕氣中的含量，結(jié)果見下表2-4。表2-4出第一變換爐催化劑變換氣濕氣組成Table2-4Thecompositionofthewetsemi-watergasoutletthefirstconverter組分H2COCO2CH4N2H2O合計%45.089.8720.411.2018.105.73100Nm319260.24216.28719.8513.37734.22984.242723.9kmol859.8188.2389.322.9345.3133.2190第一變爐熱量衡算（1）第一變換爐內(nèi)CO變換反應(yīng)放熱量為Q1氣體由200℃上升到360℃，平均溫度tm=280℃。查文獻[1]知CO變換反應(yīng)的，則由表2-2和表2-4中的數(shù)據(jù)可求出（2）氧氣和氫氣燃燒放熱Q2查文獻[2]可知氧氣和氫氣燃燒焓為484017kJ/kmol，則（3）氣體溫度上升吸熱Q3在平均溫度285℃和平均壓力0.92MPa下可查出Cp(H2)=29.38kJ/kmol?KCp(N2)=30.39kJ/kmol?KCp(CO)=30.57kJ/kmol?KCp(CO2)=46.32kJ/kmol?KCp(CH4)=49.1kJ/kmol?KCp(O2)=31.78kJ/kmol?KCp(H2O)=35.59kJ/kmol?K則平均比熱容：=33.84kJ/kmol?K氣體吸熱設(shè)熱損失Q4=3.9×106kJ由熱平衡方程式將上述數(shù)據(jù)代入熱平衡方程式知：△t=160℃?？擅靼捉Y(jié)果與實際所取溫度一致，故不需要進行重復(fù)計算。2.3.4第一變換爐催化劑層CO變換反應(yīng)平衡曲線由平衡變換率的計算公式：可求出各溫度下的平衡轉(zhuǎn)化率，結(jié)果見表2-5。表2-5第一變換爐CO在各溫度下的平衡轉(zhuǎn)化率Table2-5TheequilibriumconversionrateofCOinthefirstconverterT，℃200230250270290310330350370400Kp220.9125.787.5062.6546.0034.5426.4720.6616.3913.20Xp，%83.2280.0877.9675.6673.2270.6768.0665.3962.6960.00以200℃為例，計算過程如下：在200℃時，查表知Kp=220.90由式（2-1）知：代入數(shù)據(jù)得：解上式可得：Xp=0.8322將以上數(shù)據(jù)作圖可得平衡曲線圖，見圖2-1。2.3.5CO在第一變換爐催化劑床層最適宜溫度查文獻可得最適宜溫度計算公式為[1]：（2-3）式中，Tm——最適宜溫度，KTe——平衡溫度，KR——通用氣體常數(shù)，8.314kJ/kmolE1、E2——正、逆反應(yīng)活化能，kJ/kmol——CO變換反應(yīng)熱，kJ/kmol關(guān)于變換反應(yīng)r=1查文獻[1]可知E1=43340kJ/kmol，在平均溫度280℃時，由式：代入數(shù)據(jù)，可得=39576.2kJ/kmol。CO變換的逆反應(yīng)活化能E2為當Xp=83.22%時，Te=200+273.2=473.2K將上面的數(shù)據(jù)代入式（2-3）可得：tm=172.4℃。同理，可分不求出各轉(zhuǎn)化率下的最適宜溫度，結(jié)果見下表2-6。表2-6第一變換爐CO轉(zhuǎn)換最適宜溫度Table2-6TheoptimaltemperatureforCOinthefirstShiftConverterXp，%83.2280.0877.9675.6673.2270.6768.0665.3962.6960.00Te，K473.2503.2523.2543.2563.2583.2603.2623.2643.2663.2Tm，K445.6473.8492.6511.5530.3549.2568.0586.8605.7624.5tm，℃172.4200.6219.5238.3257.1276.0294.83136332.5351.3由以上數(shù)據(jù)作圖可求得最適宜溫度曲線，見圖2-1。2.3.6CO在第一變換爐催化劑層變換反應(yīng)操作線由第一變換爐催化劑變換率及熱平衡計算可知入口氣體溫度200℃出口氣體溫度370℃入口CO變換率0出口CO變換率60.0%由此可作出第一變換爐催化劑床層操作線如圖2-1所示2.4第二變換爐第一段催化劑層物料及熱量衡算2.4.1第二變換爐第一段催化劑層汽/氣比設(shè)在此段CO的總轉(zhuǎn)化率達到88%，可知CO在此段催化劑層的總轉(zhuǎn)化量為kmol則知CO在此段催化劑層的轉(zhuǎn)化量為9275.56-6324.26=2951.3Nm3=131.75kmol依照以上計算可得CO在此段的轉(zhuǎn)化率為設(shè)氣體入口、出口溫度分不為230℃、280℃，平衡溫距取70℃，則出口氣體平衡溫度為350℃。查文獻[1]知現(xiàn)在的Kp=20.66。由前面的計算可知A=9.75、C=20.40、D=45.08代入式（2-1）解得B=30.58則能夠得到汽氣比為30.58/100?，F(xiàn)在所需總蒸汽量為則需補充的蒸汽量為12244.4-2683.4=9561.0Nm3現(xiàn)在總的蒸汽量為42723.9+9561.0=52286.9Nm3由以上的計算可求出現(xiàn)在的入爐濕氣組成，結(jié)果見下表2-7。表2-7入第二變換爐第一段變換氣組成Table2-7Thecompositionoftheshiftgasinletthefirstparagraphofthesecondshiftconverter組分H2COCO2CH4N2H2O合計%38.088.4217.421.0315.4624.47100Nm319260.24216.28719.8513.37734.212244.452286.9kmol854.7188.2389.322.9345.3546.72第二變換爐第一段催化劑層CO的平衡轉(zhuǎn)化率計算由出口平衡溫度350℃，查文獻[1]知Kp=20.66，由公式（2-2）代入數(shù)據(jù)得：出口濕氣體組成計算如下：CO的量CO2的量H2的量H2O的量由上面的計算可得出出口濕變換氣的組成,結(jié)果見下表2-8。表2-8出第二變換爐第一段催化劑變換氣組成Table2-7Thecompositionofthegasoutletthefirstparagraphofthesecondshiftconverter組分H2COCO2CH4N2H2O合計%44.382.5323.321.0215.4618.57100Nm322211.51264.911671.1513.37734.29293.152286.9kmol991.656.5521.022.9345.3414.92出口溫度校核由上述計算可知與所取Kp相差不大，故不重復(fù)計算。2.4.4第二變換爐第一段催化劑熱量衡算（1）CO放熱Q1設(shè)第二變換爐一段內(nèi)CO變換反應(yīng)放熱量為Q1氣體由230℃升至280℃，平均溫度tm=255℃，查文獻[1]知則（2）氣體溫度上升吸熱Q2濕變換氣在平均溫度255℃，平均壓力0.94MPa下，查文獻[1]知Cp(H2)=29.30kJ/kmol?KCp(N2)=29.78kJ/kmol?KCp(CO)=30.00kJ/kmol?KCp(CO2)=45.75kJ/kmol?KCp(CH4)=48.22kJ/kmol?KCp(H2O)=38.96kJ/kmol?K則Q2=2219.2×34.68×△t（3）假設(shè)熱損失Q3=kJ/kmol由熱量平衡得Q1=Q2+Q3△t=50℃計算溫度與出口溫度一致，故不需要重復(fù)計算。2.4.5第二變換爐第一段催化劑床層平衡曲線計算入此段催化劑床層汽/氣比為30.58/100。依照入此段催化劑床層的氣體組成，計算各溫度下的平衡轉(zhuǎn)化率，結(jié)果如表2-9。表2-9CO在第二變換爐第一段催化劑平衡轉(zhuǎn)換率Table2-9TheequilibriumconversionrateofCOinthefirststageofthesecondshiftconverterT，℃230250270290310330350Kp125.6887.5062.6546.0034.5426.4720.66XP，%90.4586.8884.5477.7272.2366.2659.91以230℃為例進行計算。在230℃時查文獻[1]可知現(xiàn)在的Kp=125.68，把數(shù)據(jù)代入式（2-1）可得：由表中數(shù)據(jù)作圖即可求得平衡曲線，見圖2-2。2.4.6CO在第二變換爐第一段催化劑層最適宜變換溫度最適宜溫度可由式（2-3）計算，查文獻[1]知B302Q型催化劑的E1=43340kJ，在平均溫度255℃時：則由式（2-3）代入數(shù)據(jù)可計算出最適宜溫度，其結(jié)果見表2-10。表2-10CO在第二段變換爐第一段催化劑最適宜轉(zhuǎn)化溫度Table2-10TheoptimaltemperatureforCOinthefirststageofthesecondshiftconverterXp，%90.4586.8884.5477.7272.2366.2659.91Te，K503.2523.2543.2563.2583.2603.2623.2Tm，K470.9488.4505.8523.1540.3557.4574.4tm，℃197.7215.2232.6249.9267.1284.2301.2由以上數(shù)據(jù)作圖即可求得此段最適宜溫度曲線，見圖2-2。2.4.7CO在第二變換爐第一段催化劑層變換反應(yīng)操作線由一段催化劑變換率及熱平衡計算結(jié)果可知入口氣體溫度230℃出口氣體溫度280℃入口變換率60.0%出口變換率62.5%（總變換率85%）由以上數(shù)據(jù)即可作出此段催化劑床層的操作線，見圖2-2。2.5第二變換爐第二段催化劑床層物料及熱量衡算由前面的計算可知在CO的變換過程中須加入的總蒸汽量為第一變換爐催化劑層及第二變換爐第一段催化劑層加入的蒸汽量分不為8802.2Nm3、9561.0Nm3。在此段催化劑層須加入的蒸汽量為28733.0-8802.2-9561.0=10369.8Nm3。由此可知進入此段催化劑層的濕氣組成，結(jié)果見表2-11。表2-11入第二變換爐第二段催化劑層變換氣組成Table2-11Thecompositionoftheshiftgasinletthesecondparagraphofthesecondshiftconverter組分H2COCO2CH4N2H2O合計%35.222.0118.510.8112.2731.18100Nm322211.51264.911671.1513.37734.219662.963060.5kmol991.656.5521.022.9345.3877.92815.2可知CO在此段變換量為10540.4×0.99-(10540.4-1264.9)=1159.5Nm3=51.76kmolCO在此段的轉(zhuǎn)化率為2.5.1第二變換爐第二段催化劑層CO的平衡轉(zhuǎn)化率計算由出口平衡溫度200℃，查文獻[1]明白現(xiàn)在的Kp=220.90，由公式（2-2）代入數(shù)據(jù)得：由上面的計算可得出出口濕變換氣的組成，結(jié)果見表2-12。表2-12出第二變換爐催化劑層濕變換氣組成Table2-12Thecompositionofthewetshiftgasoutletthesecondstageofthesecondshiftconverter組分H2COCO2CH4N2H2O合計%37.180.1720.350.8212.3029.34100Nm323371.0105.412830.6513.37734.218503.463060.5kmol10572.822.9345.3826.02815.2出變換爐的干變換氣組成見表2-13。表2-13出第二變換爐第二段催化劑層干變換氣組成Table2-13Thecompositionofthedriedshiftgasoutletthesecondparagraphofthesecondshiftconverter組分H2COCO2CH4N2合計%52.450.2428.781.1317.34100Nm323165.6105.412830.6513.37734.244557.1kmol1044.24.7572.822.9345.319第二變換爐第二段催化劑熱量衡算（1）CO放熱Q1設(shè)第二變換爐二段內(nèi)CO變換反應(yīng)放熱量為Q1：出此段催化劑床層的溫度200℃，進口溫度175℃，平均溫度tm=187℃，查文獻[1]則（2）氣體溫度上升吸熱Q2氣體由175℃上升至200℃，在平均溫度tm=187℃，壓力1.0MPa下，查文獻[1]知：Cp(H2)=29.19kJ/kmol?KCp(N2)=29.62kJ/kmol?KCp(CO)=29.78kJ/kmol?KCp(CO2)=45.53kJ/kmol?KCp(CH4)=44.35kJ/kmol?KCp(H2O)=39.45kJ/kmol?K平均熱容為（3）假設(shè)熱損失Q3=kJ。由Q1=Q2+Q3△t=25℃計算溫度與出口溫度一致，故不需要重復(fù)計算。平衡溫距校核查得當時，T=220.2℃，溫距為220.2-200=20.2℃與所取溫距相近，故不需要重復(fù)計算。第二變換爐第二段催化劑床層平衡曲線計算入此段催化劑床層汽/氣比為46.6/100。依照入此段催化劑床層的氣體組成，計算各溫度下的平衡轉(zhuǎn)化率，結(jié)果如表2-14。表2-14CO在第二變換爐第二段催化劑平衡轉(zhuǎn)換率Table2-14TheequilibriumconversionrateofCOinthesecondparagraphofthesecondshiftconverterT，℃160180200220240260280Kp589.64360.27229.90152.40104.4873.8053.53Xp，%98.2597.1595.2693.3490.3686.5081.60由表中數(shù)據(jù)作圖即可求得平衡曲線，見圖2-3。2.5.5CO在第二變換爐第二段催化劑層最適宜變換溫度最適宜溫度可由式（2-3）計算，查文獻[1]知型B302Q催化劑的E1=43340kJ，在平均溫度187℃時，，則有由式（2-3）代入數(shù)據(jù)可計算出最適宜溫度，其結(jié)果見表2-15。表2-15CO在第二段變換爐第二段催化劑最適宜轉(zhuǎn)化溫度Table2-10TheoptimaltemperatureforCOinthesecondstageofthesecondshiftconverterXp，%98.2597.1595.2693.3490.3686.5081.60Te，K433.2453.2473.2493.2513.2533.2553.2Tm，K409.2426.9444.6462.3479.8497.2514.6tm，℃136.0153.7171.4189.2206.6224.0241.4由以上數(shù)據(jù)作圖即可求得最適宜溫度曲線，見圖2-3。2.5.6CO在第二變換爐第二段催化劑層變換反應(yīng)操作線由二段催化劑變換率及熱平衡計算結(jié)果可知此段入口氣體溫度175℃出口氣體溫度200℃入口變換率62.50%出口變換率93.33%（總變換率99%）由以上數(shù)據(jù)即可作出此段催化劑床層的操作線，見圖2-3。圖2-3第二變換爐第一段平衡曲線、最適宜溫度曲線、操作線Fig2-3Theequilibriumtemperaturecurve,optimaltemperaturecurveandoperatinglineforthesecondstageofthesecondshiftconverter煤氣換熱器熱量衡算（1）已知條件進設(shè)備半水煤氣量（干）：1527.8kmol進設(shè)備變換氣量：1920.7kmol出設(shè)備半水煤氣量（濕）：1920.7kmol出設(shè)備變換氣量：1920.7kmol進設(shè)備半水煤氣溫度：t出設(shè)備半水煤氣溫度：200℃進設(shè)備變換氣溫度：360℃出設(shè)備變換氣溫度：200℃熱量衡算半水煤氣帶入熱Q1：設(shè)半水煤氣進口溫度為187℃，查184℃，1.0MPa下半水煤氣各組分的比熱容并求出平均比熱容Cp(m)=30.75kJ/kmol?K。過熱蒸汽帶入熱Q2：查文獻[3]可知在260℃，1.0MPa下水蒸汽的焓為2902kJ/kg，故半水煤氣帶出熱Q3：在200℃，1.0MPa下的半水煤氣的平均比熱容為Cp(m)=34.49kJ/kmol?K。出設(shè)備變換氣帶走熱量Q4：200℃時，變換氣的平均比熱容為Cp(m)=34.49kJ/kmol?K。設(shè)熱損失Q5=2.78×106kJ由熱量衡算知代入數(shù)據(jù)計算可得t=185.4℃與所設(shè)溫度相近，故不需要重復(fù)計算。即入設(shè)備半水煤氣溫度為187℃。2.7變換氣換熱器熱量衡算依照前面的計算，進出變換氣換熱器的物料參數(shù)為進出設(shè)備變換氣量（濕）：2815.2kmol進設(shè)備變換氣溫度：200℃進出設(shè)備半水煤氣量（干）：1527.8kmol出設(shè)備變換氣溫度：155℃出設(shè)備半水煤氣溫度：187℃但進設(shè)備半水煤氣溫度還未知，設(shè)為t。2.7.1進設(shè)備熱量計算（1）變換氣帶入熱Q1在200℃、1.0MPa下，查文獻[1]知平均比熱容為37.02kJ/kmol?K。kJ（2）半水煤氣帶入熱Q2設(shè)進設(shè)備半水煤氣溫度為125℃、在壓力1.0MPa下，查文獻[1]可計算出現(xiàn)在的平均比熱容為30.57kJ/kmol?K。2.7.2出設(shè)備熱量計算（1）變換氣帶出熱在155℃、1.0MPa下，查文獻[1]計算平均比熱容為32.69kJ/kmol?K。（2）半水煤氣帶出熱在187℃、1.0MPa下，查文獻[1]計算平均比熱容為29.78kJ/kmol?K。設(shè)Q5=4.14×106kJ由可得t=126.2℃與假設(shè)溫度相近,故不需計算。即進設(shè)備半水煤氣溫度為125℃。

第三章要緊設(shè)備計算第一變換爐的計算已知條件：平均操作壓力：1.74MPa一段氣體進口溫度：200℃一段氣體出口溫度：360℃一段氣體進口流量（干）：34222.2Nm3一段氣體出口流量：43222.6Nm3一段出口CO含量：10.52一段入口汽氣比R：0.2572催化劑型號：B302Q進此段催化劑氣體成分（濕）見表3-1：表3-1進一變換爐濕半水煤氣組成Table2-2Thecompositionofthewetsemi-watergasintothefirstshiftconverter組分CO2COH2CH4O2H2ON2合計%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.319催化劑用量計算依照B302Q催化劑宏觀動力學(xué)方程得（3-1）式中，——各組分濕基摩爾分率R——通用氣體常數(shù)，8.314kJ/（mol·K）T——氣體溫度，KKp——CO反應(yīng)平衡常數(shù)γ——CO反應(yīng)速度，mol/h4770——反應(yīng)速率常數(shù)16040——反應(yīng)活化能，J/mol則由上式可推出:（3-2）式中，V0—氣體的體積，Nm3T—平均溫度，K查文獻[1]得CO的平衡常數(shù)Kp=49.59，的含量由5.57上升到21.78，將以上數(shù)據(jù)代入式（3-2）：積分并解之得w=2.26m3考慮到一段催化劑床層操作條件較惡劣，油污、雜質(zhì)較多，備用系數(shù)取1.2，故實際催化劑用量取催化劑床層阻力計算變換爐設(shè)計應(yīng)考慮催化劑床層的阻力降，阻力降與設(shè)備直徑及催化劑床層高度有關(guān)，那個地點要求低變催化劑的床層阻力<6.88kPa。取催化劑的床層直徑3.0催化劑床層的阻力降由公式下式（3-3）計算（3-3）式中：——變換氣通過催化劑床層的壓力降，MPaf——摩擦系數(shù)，一般取1.5G——變換氣質(zhì)量流率，kg/m2·h——氣體的重度，kg/m3L——催化劑床層高度，m——催化劑顆粒直徑，m——催化劑床層直徑，mB302Q型催化劑為球型催化劑，其粒度為3-5mm，取其值為4mm，則有由公式，代入數(shù)據(jù)可得氣體平均分子量M=18.89，則在此操作條件下氣體的密度kg/m2·h氣體質(zhì)量流速kg/m2·h催化劑床層高度由以上數(shù)據(jù)得催化劑床層壓降為Mpa 由以上結(jié)果可知<6.88kPa，符合要求，故催化劑床層直徑取3.0m第二變換爐的計算3.2.1第二變換爐第一段催化劑用量計算已知條件變換氣進口溫度230℃變換氣出口溫度280℃操作壓力1.69MPa進口變換氣流量52286.9進此段變換氣氣體組成見表3-2。表3-2入第二變換爐第一段變換氣組成Table3-2compositionoftheshiftgasinletthefirstparagraphofthesecondshiftconverter組分H2COCO2CH4N2H2O合計%38.088.4217.421.0315.4624.47100Nm319260.24216.28719.8513.37734.212244.452286.9kmol854.7188.2389.322.9345.3546.72234.2由已知條件可明白此操作狀態(tài)下的平均溫度為255℃，查文獻[1]得此溫度下的Kp=80.31，依照B302Q型催化劑動力學(xué)方程（3-1），代入數(shù)據(jù)積分并解之得：w=8.56故可明白實際催化劑用量為w實=8.6m3。3.2.2第二變換爐第二段催化劑用量計算已知條件變換氣進口溫度175℃變換氣出口溫度200℃平均操作壓力1.69MPa變換氣流量62852.5Nm3進此段催化劑氣體組成見表3-3：表3-3入第二變換爐第二段催化劑層變換氣組成Table2-11Thecompositionoftheshiftgasinletthesecondparagraphofthesecondshiftconverter組分H2COCO2CH4N2H2O合計%35.222.0118.510.8112.2731.18100Nm322211.51264.911671.1513.37734.219662.963060.5kmol991.656.5521.022.9345.3877.92815.2由已知條件可知此操作狀態(tài)下的平均溫度為187℃，查文獻[1]明白此溫度下的Kp=306.53，依照B302Q型催化劑動力學(xué)方程，代入數(shù)據(jù)積分并解之得：w=24.31故可明白實際催化劑用量為w實=24.4。3.2.3第二變換爐催化劑床層阻力的計算變換爐設(shè)計應(yīng)考慮催化劑床層的阻力降，阻力降與設(shè)備直徑及催化劑床層高度有關(guān)，那個地點要求低變催化劑的床層阻力<6.88KPa。取催化劑的床層直徑Dt4，催化劑床層的阻力降由公式下式（3-3）計算B302Q型催化劑的粒度為φ3-5mm，取其平均值為φ4mm，即dp=0.004m，由公式:代入數(shù)據(jù)可求得E=0.378。（1）第二變換爐第一段催化劑床層阻力計算進一段催化劑床層氣體的平均分子量M=18.81，則一段氣體在操作條件下，計算如下。氣體的密度氣體質(zhì)量流速kg/m2·h催化劑層高度L=0.68m則第一變換爐第二段催化劑層阻力降為：Mpa（2）第二變換爐第二段催化劑層阻力降計算進二段催化床層的氣體平均分子量為M=18.64，則二段氣體在操作條件下，計算如下。氣體的密度氣體質(zhì)量流速催化劑層高度則第二變換爐第二段催化劑層阻力降為：由以上能夠明白第二變換爐催化劑層總的阻力降為由上面計算能夠明白總壓力降<6.88kPa，符合要求故催化劑床層直徑取4.0m可用。煤氣換熱器的計算計算條件半水煤氣平均壓力1.74MPa半水煤氣流量1920.7kmol半水煤氣進口溫度187℃半水煤氣出口溫度200℃濕半水煤氣平均分子量18.89濕半水煤氣組成見表3-4。表3-4入第一變換爐濕半水煤氣組成Table2-2Thecompositionofthewetsemi-watergasintothefirstshiftconverter組分CO2COH2CH4O2H2ON2合計%5.5724.5030.071.190.2420.4617.98100Nm32395.610540412936.0513.3102.779103.17734.243024.4kmol106.9470.6577.522.94.6406.4345.31920.7變換氣平均壓力1.0MPa變換氣流量1907.3kmol變換氣進口溫度370℃變換氣出口溫度200℃變換氣平均分子量18.93變換氣組成見表3-5。

表3-5進煤氣換熱器的變換氣組分Table3-5Thecompositionoftheconvertedgasintothesemi-watergasheatexchanger組分H2COCO2CH4N2H2O合計%45.089.8720.411.2018.105.73100Nm319260.24216.28719.8513.37734.22984.242723.9kmol859.8188.2389.322.9345.3133.2190設(shè)備直徑及管數(shù)確定濕半水煤氣的平均溫度192℃，采納列管換熱器，濕半水煤氣走管內(nèi)，變換氣走管間?，F(xiàn)取管內(nèi)氣體流速。管內(nèi)濕半水煤氣質(zhì)量流速由公式（3-4）[1]計算，即（3-4）代入數(shù)據(jù)可得由以上條件求取半水煤氣質(zhì)量流量列管面積由下式計算：（3-5）代入數(shù)據(jù)可求得所須列管面積查文獻[2]選用煤氣換熱管作為列管的換熱管，則管子數(shù)管板直徑由下式確定（3-6）式中：n——列管數(shù)t——列管中心距，取0.032η——管板填充系數(shù)，0.9則由式（3-6）代入數(shù)據(jù)可求出管板直徑管板直徑可取φ1.2，即設(shè)備內(nèi)徑取1.2。3.3.2設(shè)備規(guī)格的確定設(shè)備內(nèi)管子數(shù)采納正六邊行排列，管子層數(shù)為取18層，由文獻[1]得管子數(shù)為988根，去掉8根拉桿，則實際管數(shù)為980根，從而可求出管內(nèi)水煤氣實際質(zhì)量流速為管內(nèi)氣體實際流速3.3.3傳熱系數(shù)計算（1）管內(nèi)傳熱系數(shù)計算努塞爾準數(shù)可由下面公式計算：（3-7）式中，Nu——努塞爾準數(shù)Re——雷諾準數(shù)Pr——普朗特準數(shù)半水煤氣各組分在平均溫度192℃、壓力1.0MPa下的物性數(shù)據(jù)如下：Cp(H2)=29.26kJ/kmol?KCp(N2)=29.46kJ/kmol?KCp(CO)=29.88kJ/kmol?KCp(CO2)=44.07kJ/kmol?KCp(H2O)=38.35kJ/kmol?KCp(O2)=30.90kJ/kmol?KCp(CH4)=43.22kJ/kmol?K則有混合氣體粘度可由下面的公式計算：（3-8）式中：——混合氣體在溫度t時的粘度，MPa?syi——混合氣體中i組分的摩爾分數(shù)Mi——混合氣體中i組分的分子量——混合氣體中i組分在溫度t時的粘度，MPa?s查文獻[2]可知在200℃，壓力1.0MPa下各組分的粘度如下。=0.0159MPa?s=0.0162MPa?s=0.0247MPa?s=0.0249MPa?s=0.0123MPa?s=0.0219MPa?s=0.0282MPa?s由于CH4和O2含量專門低，可忽略。則由以上數(shù)據(jù)代入式（3-8）可求得同理可求得λm=0.2332kJ/m?h?K則由雷諾準數(shù)計算公式Re=（3-9）代入數(shù)據(jù)可得Re由普朗特準數(shù)計算公式（3-10）代入數(shù)據(jù)可得管內(nèi)傳熱系數(shù)可用下面的公式計算（3-11）式中：d——列管直徑。代入數(shù)據(jù)可得=589.88kJ/m2?h?K（2）殼側(cè)給熱系數(shù)計算擋板采納圓缺板，板間距取0.83m，缺口高度為直徑的30%，給熱系數(shù)由下面公式計算(3-12)式中：——設(shè)備當量直徑——流體在壁下的粘度，kg/(m?h)——按流道基準截面積計算的流體重量流速，kg/(m2?h)——管外徑，m在本計算范圍內(nèi)，由于溫度對氣體的粘度阻礙不大，故粘度校正項可忽略不計。在286℃，壓力1.0MPa下，變換氣的物性數(shù)據(jù)如下：Cp(m)=33.56kJ/kmol?Kμ=0.0857kg/m?hλ=0.342kJ/m?h?K殼程流道基準面積由下面公式計算式中，S1——流體橫過管束時的流道截面積，m2；S2——弓形缺口