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非常重要的作用本次設計為70KT/A合成氨變換工段的工藝設計。本設計采用全低變的工藝流程。根據有關文獻資料，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主要設備進行選型計算。并做出了合成氨變換工段全低變的工藝流程圖和設備布置圖。所得結果基本滿足設計要求，工藝流程可行。關鍵詞合成氨；低溫變換；熱量衡算；物料衡算ABSTRACTTRANSFORMPROCESSESISONEOFTHEMOSTIMPORTANTPROCESSES,ANDITPLAYSAVERYIMPORTANTROLEINTHEINDUSTRYOFSYNTHETICAMMONIATHETASKISTHEDESIGNOFSHIFTPROCESSIN70KT/ANH3THELOWTEMPERATURESHIFTTECHNOLOGYWASADOPTEDINTHISCALCULATIONACCORDINGTOTHERELEVANTCULTURALHERITAGEDATA,COMPLETETHECALCULATIONOFMATERIAL,CALORIESFURTHERMORE,THESIZEANDTYPEOFTHEEQUIPMENTSWEREDETERMINEDSUCHASHEATEXCHANGER,SHIFTCONVERTER,ETCALSODOTOSYNTHESIZEANALLOFTHEAMMONIATRANSFORMATIONWORKSEGMENTLOWCRAFTFLOWCHARTANDEQUIPMENTSCHANGINGSETOUTDIAGRAMTHERESULTSMEETTHEREQUIREMENTSOFTHEDESIGNTASKWELL,THECRAFTPROCESSCANGO摘要IABSTRACTII第一章前言111變換氣反應原理112CO變換反應化學平衡213CO低溫變換催化劑5131低變催化劑的發展5132低變催化劑的主要成分5133催化劑的活性降低和中毒714工藝流程簡述8第二章物料衡算及熱量衡算1021設計條件1022CO全變換過程總蒸汽比的計算1023第一變換爐催化劑床層物料與熱量衡算11231入第一變換爐催化劑床層汽氣比11232CO平衡變換率及出催化劑床層氣體的組成12233第一變爐熱量衡算13234第一變換爐催化劑層CO變換反應平衡曲線14235CO在第一變換爐催化劑床層最適宜溫度15236CO在第一變換爐催化劑層變換反應操作線1624第二變換爐第一段催化劑層物料及熱量衡算17241第二變換爐第一段催化劑層汽/氣比17242第二變換爐第一段催化劑層CO的平衡轉化率計算18243出口溫度校核18244第二變換爐第一段催化劑熱量衡算18245第二變換爐第一段催化劑床層平衡曲線計算19246CO在第二變換爐第一段催化劑層最適宜變換溫度20247CO在第二變換爐第一段催化劑層變換反應操作線2025第二變換爐第二段催化劑床層物料及熱量衡算21251第二變換爐第二段催化劑層CO的平衡轉化率計算22252第二變換爐第二段催化劑熱量衡算22253平衡溫距校核23254第二變換爐第二段催化劑床層平衡曲線計算24255CO在第二變換爐第二段催化劑層最適宜變換溫度24256CO在第二變換爐第二段催化劑層變換反應操作線2526煤氣換熱器熱量衡算2627變換氣換熱器熱量衡算27271進設備熱量計算27272出設備熱量計算28第三章主要設備計算2931第一變換爐的計算29311催化劑用量計算29312催化劑床層阻力計算3032第二變換爐的計算31321第二變換爐第一段催化劑用量計算31322第二變換爐第二段催化劑用量計算32323第二變換爐催化劑床層阻力的計算3333煤氣換熱器的計算35331設備直徑及管數確定36332設備規格的確定37333傳熱系數計算37334傳熱面積計算42335列管長度的計算42主要設備一覽表43設計結果及總結44參考文獻45致謝46第一章前言合成氨生產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2830，烴類蒸汽轉化為1213，焦爐轉化氣為1115，重油部分氧化為4448。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，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，既能把一氧化碳變為易于清除的二氧化碳，同時，又可制得與反應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，又是原料氣制造的繼續。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與水蒸氣反應生成二氧化碳和氫氣的過程。目前，變換工序主要有“全低變”工藝和“中低變”工藝，此次設計運用的是“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。經過幾年的發展，隨著耐硫低溫催化劑的開發利用，“全低變”的工藝和設備不斷完善，操作水平也進一部提高，目前“全低變”工藝已進入成熟階段。該工藝具有蒸汽消耗低、系統阻力小、生產強度大等優點。11變換氣反應原理合成氨生產需要的原料氣是H2和N2，而半水煤氣中含有約30左右的CO，需要將其除去。變換工段的目的就是將半水煤氣中的CO除去，在本質上是原料氣凈化的一個過程。為了將CO除去，工業上采用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，生成H2和CO2。原料氣中的一氧化碳與水蒸汽的變換反應可用下式表示（122COHQ1）此反應為可逆放熱反應，反應熱為40964J/MOL，當開車正常生產后，即可利用其反應熱來維持過程的繼續進行。在一般情況下，一氧化碳與水蒸汽直接進行反應，其變換反應的速度是很慢的，如果用催化劑催化，則可以加快反應速度，大大有利于變換反應的進行。隨著一氧化碳變換反應的進行，伴隨著微量的副反應發生，主要有如下幾種（1）甲烷的生成12Q242COHCO（13）3（14）242（2）一氧化碳的分解反應（15）Q2CO（3）有機硫的轉化反應（16）SHS22（17）C（18）O2212CO變換反應化學平衡一氧化碳和水蒸汽的變換反應系可逆反應。QHCO22其平衡常數為（19）22COHPOYRK式中YI各組分的摩爾分數R氣體的逸度系數KPCO的平衡常數由于小合成氨廠的變換反應多在壓力20MPA，溫度為180250條件下進行的，其逸度系數接近于1，即（110）21COHRRK則式（19）可簡化為（111）22COHCPOYPK式中，PI各組分的分壓由于變換反應是一個放熱反應，考慮平衡常數是溫度的函數，且隨溫度的升高而降低。平衡常數與溫度關系的表達式很多，數值各不相同，這是由于恒壓熱容等基礎熱平衡數據不同所致。本設計可采用下面的公式計算1。（13722185LG0LG0621806418PKTTTT12）式中，T溫度，K（137252163EXP09LN1450248105894P13）在變換范圍內，平衡常數也可用下面簡化式計算（114）7LN43PKT式（114）在低溫下計算出的KP與式（112）及（113）相差較大，溫度越高誤差越小。CO變換反應的化學平衡的影響因素A溫度溫度對變換反應的影響較大溫度升高，反應速度加快。從化學平衡來看，降低反應溫度，增加蒸汽用量，有利于反應向生成氫氣和二氧化碳的方向進行，可以提高CO平衡轉化率。在變換反應的初期，反應物濃度高，提高反應溫度，可加快正反應；在變換反應的后一階段，二氧化碳和氫氣的濃度增加，逆反應速度加快，因此，須設法降低反應溫度，使逆反應速度減慢，這樣可以得到較高的變換率。但降低溫度也減慢了反應速度，降低了催化劑的生產能力，應綜合考慮。對于一氧化碳含量較高的半水煤氣，開始反應時，為了加快反應速度，一般要在較高的溫度下進行，而在反應的后一階段，為了使反應比較完全，就必須使溫度降低一些，工業上采取的兩段中溫變換就是根據這一概念設計確定的。對于一氧化碳含量在24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，反應溫度與催化劑的活性有很大的關系，一般工業用的變換催化劑低于某一溫度反應便不能正常進行，而高于某一溫度也會損壞催化劑，因此一氧化碳變換反應必須在催化劑的適用溫度范圍內選擇合理的工藝條件。B壓力一氧化碳變換反應前后氣體的分子數相同，若為理想氣體，壓力對于反應的平衡沒有影響。目前的工業操作條件下壓力40MPA氣壓下，溫度為200500時，壓力對于變換反應沒有顯著的影響。但是在較高壓力下，反應物濃度增加，分子間的有效碰撞次數增加，可以加快變換反應速度，提高催化劑的生產能力。且各種氣體與理想氣體有一定的偏差，必須根據各氣體組分的逸度計算KP，因此壓力對CO的變換反應有一定的影響。C蒸汽添加量一氧化碳變換反應為可逆反應，增加蒸汽量可使反應向正方向移動。因此，工業上一般均采用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，一般采用H2O（汽）/CO（氣）34/1；在使用鐵鎂催化劑的工藝流程中，一般采用H2O（汽）/CO（氣）35/1。D二氧化碳濃度從一氧化碳變換反應的方程式來看，如果出去生成的二氧化碳，有利于反應向正方向進行，并使變換反應接近于完成。除去二氧化碳可以采用良種方式（1）利用堿性氧化物與二氧化碳作用生成碳酸鹽，例如（123CAOACA15）或利用堿性氧化物作為催化劑的的一種組分來吸收二氧化碳。由于（115）為一放熱反應，要對生成的熱量采取一定的措施。更重要的是這一反應進行到一定程度后要進行更換催化劑，增加了生產操作的復雜性，因此在實際中很少應用。（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，但增加了換熱和脫除二氧化碳的設備，流程要復雜一些。13CO低溫變換催化劑131低變催化劑的發展隨著脫硫技術的進展，烴類蒸汽轉化鎳催化劑在工業上的廣泛應用，以及純凈合成氣的制造，特別是在60年代初，透平壓縮機在合成氨工業上的出現，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，已顯的很復雜，氣體精制度不能達到現代化工廠的要求（COCO210MLM3）,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（200250）下進行變換反應，一氧化碳平衡轉換率可達到99左右。但是純銅金屬催化劑在加熱到具有足夠反應速度的溫度時，會因燒結而損害表面結構，使催化劑活性劇減，因此必須放入適當的結構性助催化劑，作為分散狀銅晶粒的間隔體。工業上采用的結構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用COMO系催化劑。COMO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。COMO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。硫化反應為（116）22COOHSOOQA（117）3M3H132低變催化劑的主要成分（1）鈷鉬系寬溫變換催化劑COMO系寬溫變換催化劑是近10年來國內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，因此它能廣泛的應用與煤、油為原料的小氮肥廠，并實現中變直接串低變的工藝流程。也可以用它取代中變催化劑，實現COMO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CUZN系低變催化劑。COMO系寬溫變換催化劑的化學物理性質包括堆積密度、抗壓強度、形狀及尺寸等。COMO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COMO系低變催化劑采用浸漬法工藝，如B302Q、B303Q、SB3等。浸漬法是以球形為載體，將催化劑浸漬到載體內，由于載體本身強度高、相對密23ALO度小，故采用這種方法生產出來的催化劑具有密度小，耐壓強度大，阻力小等優點。COMO系寬溫變換催化劑不同于CUZN系低變催化劑在于它的耐硫性特別強，正常生產中對氣體中的硫含量沒有上限要求，不論多高都可以直接進入。但對氣體最低含硫量卻有限制，即在一定反應溫度及蒸汽含量下，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致失活。COMO系寬溫變換催化劑的另一特點是可用于低溫變換，也可以用于中溫變換，可在160270（低變用），160460（中變用）的寬廣范圍內使用。（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的溫度時，會因燒結而使表面積縮小，從而失去活性。因此必須加入一組分或多組分的結構性助催化劑。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，最先出現的低溫變換催化劑，就是由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定和分散作用。但是銅鋅二組分催化劑的熱穩定性和壽命不夠理想，后來相繼出現CUOZNOCR2O3和CUOZNOAL2O3催化劑。結構性助催化劑的加入不但和組分有關，而且和加入方法更為密切。用機械混合的方法，往CUOZNOCR2O3催化劑中加入K2O、CAO、MGO、AL2O3、TIO2、MNO2則不影響催化劑的結構；但是用共沉淀的方法加入鋁和錳，將對催化劑的性質產生明顯的影響。例如添加錳的催化劑，顯示出很高的活性和良好的耐熱性。目前以普遍生產和采用的低溫變換催化劑為CUOZNOCR2O3和CUOZNOAL2O3系，究竟哪一種性能優越，目前還不能取得一致的意見。但是就催化劑生產的勞動條件來看，CUOZNOAL2O3系要比CUOZNOCR2O3系好，其制造成本要看鋁的加入形式和來源。如果以硝酸鋁形式加入，則成本并不比加入氧化鉻低。133催化劑的活性降低和中毒（1）熱燒結當溫度超過280時，還原態金屬銅容易產生燒結，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。熱燒結引起催化劑表面積減少，主要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。盡管作為結構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，必須嚴格控制反應溫度。（2）物理性破壞這里所指的物理性破壞，主要是指催化劑在操作溫度下，由于水蒸氣在催化劑微孔內能夠凝聚和蒸發相繼反復進行，而使催化劑破裂，造成催化劑床層阻力增大。因此低溫變換反應必須控制在露點以上進行，這樣就使反映溫度、壓力、蒸汽量、干氣量之間保持一定的關系。（3）鹵素中毒在相當長的時間內，鹵素對低變催化劑的毒害作用被人們忽視。后來發現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710化劑，氯海量在時，就認為被嚴重污染。810（4）硫中毒硫是銅基低變催化劑的主要毒物之一。由于脫硫技術的發展，原料氣中的硫能脫至以下，但原料氣量很大，極微量的硫化物，經日積月累后數量710相當可觀，從而對低變催化劑造成很大危害。14工藝流程簡述全低變的工藝流程示意圖見圖11。變換氣換熱器煤氣換熱器淬冷過濾器淬冷過濾器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11低溫變換工藝流程示意圖FIG11SCHEMATICDIAGRAMOFTHELOWTEMPERATURECONVERSIONPROCESS半水煤氣首先進入油水分離器，脫除部分固體和液體雜質后進入活性炭濾油器，進一步脫除雜質。經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溫度，另一方面使半水煤氣增濕，并達到設計要求所需要的汽氣比進入第一變換爐發生變換反應，在第一變換爐內CO的變換率可達到60左右。經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，此時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。經第二變換爐第一段催化劑床層變換反應后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經過變換氣換熱器后，再經過變換氣冷卻器降溫至40左右，去后續工段。第二章物料衡算及熱量衡算21設計條件計算基準1噸NH3。設備生產能力T/H729401由設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352097222342222NM3/H初始半水煤氣組成見下表21。表21初始半水煤氣組成TABLE21THECOMPOSITIONOFTHEINITIALSEMIWATERGAS組分CO2COH2CH4O2N2合計703083781503226100NM3239561054041293605133102777342342222KMOL1069470657752294634531527822CO全變換過程總蒸汽比的計算選用B302Q型催化劑，設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T224。CO和H2O的反應方程式為22HCO設ABCD設CO變換反應的變換量為CO，則變換反應的平衡常數KP（21）2COH2OPK本設計所給條件CO的變換率為99，則CO3089304查文獻1可知在220時CO變換的平衡常數KP14096。并由表21可知A、C、D的值分別為308、70、378，將A、C、D和KP的值代入式（21）求得B750。即可知總水氣比為750/100。23第一變換爐催化劑床層物料與熱量衡算231入第一變換爐催化劑床層汽氣比設CO在催化劑床層轉化率為600，且O2全部和H2燃燒生成H2O，則CO的反應量CO為308601848NM3/100NM3干半水煤氣則CO的總反應量為KMOL28N64108234設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KP146，由式（21）代入數據可得3024818303741764B解上式得B2572即此時的汽氣比為2572/100。入爐蒸汽量KMOL039N280172534入爐濕氣的量34222288022430244NM319207KMOL由此可計算出入爐的濕氣組成，結果見下表22。表22入第一變換爐濕半水煤氣組成TABLE22THECOMPOSITIONOFTHEWETSEMIWATERGASINTOTHEFIRSTSHIFTCONVERTER組分CO2COH2CH4O2H2ON2合計5572450300711902420461798100NM3239561054041293605133102779103177342430244KMOL106947065775229464064345319207232CO平衡變換率及出催化劑床層氣體的組成設360時的平衡變換率為XP，360時的KP18371，代入式（21）得27024052465407308318PPPPXX則實際變換率為平衡變換率478510276由以上計算知實際反應掉的CO的量為1054040663242NM3。出催化劑層干氣體量3NM54071264302由以上計算可得出催化劑干氣體組成，見下表23。表23出第一變換爐催化劑變換氣干氣體組成TABLE23THECOMPOSITIONOFTHEDRIEDSEMIWATERGASOUTTHEFIRSTCONVERTER組分H2COCO2CH4N2合計4810105221781281932100NM319260242162871985133773424000405KMOL859818823893229345317875出一段催化劑層剩余濕氣量340244880221027427239NM3剩余蒸汽量NM4268710263480剩余CO的量1054046324242162NM3CO在濕氣中含量971同理，可求出CO2、H2、CH4、N2、H2O在濕氣中的含量，結果見下表24。表24出第一變換爐催化劑變換氣濕氣組成TABLE24THECOMPOSITIONOFTHEWETSEMIWATERGASOUTLETTHEFIRSTCONVERTER組分H2COCO2CH4N2H2O合計450898720411201810573100NM3192602421628719851337734229842427239KMOL8598188238932293453133219073233第一變爐熱量衡算（1）第一變換爐內CO變換反應放熱量為Q1氣體由200上升到360，平均溫度TM280。查文獻1知CO變換反應的，則由表22和表24中KJ/OL39572H的數據可求出J1018647071Q（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KJ106480762（3）氣體溫度上升吸熱Q3在平均溫度285和平均壓力092MPA下可查出CPH22938KJ/KMOLKCPN23039KJ/KMOLKCPCO3057KJ/KMOLKCPCO24632KJ/KMOLKCPCH4491KJ/KMOLKCPO23178KJ/KMOLKCPH2O3559KJ/KMOLK則平均比熱容593071490232461039180858MP3384KJ/KMOLK氣體吸熱TQ84319073設熱損失Q439106KJ由熱平衡方程式1234Q將上述數據代入熱平衡方程式知T160。可知道結果與實際所取溫度一致，故不需要進行重復計算。234第一變換爐催化劑層CO變換反應平衡曲線由平衡變換率的計算公式OHC2PPPAXBADK可求出各溫度下的平衡轉化率，結果見表25。表25第一變換爐CO在各溫度下的平衡轉化率TABLE25THEEQUILIBRIUMCONVERSIONRATEOFCOINTHEFIRSTCONVERTERT，200230250270290310330350370400KP2209125787506265460034542647206616391320XP，8322800877967566732270676806653962696000以200為例，計算過程如下在200時，查表知KP22090由式（21）知2COH2OPPPAXDB代入數據得240324013248695902OHC2PPXXP解上式可得XP08322將以上數據作圖可得平衡曲線圖，見圖21。235CO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（2221EMTREIN3）式中，TM最適宜溫度，KTE平衡溫度，KR通用氣體常數，8314KJ/KMOLE1、E2正、逆反應活化能，KJ/KMOLRVHCO變換反應熱，KJ/KMOLR對于變換反應R1查文獻1可知E143340KJ/KMOL，在平均溫度280時，由式3263029845109710HTTT代入數據，可得395762KJ/KMOL。RCO變換的逆反應活化能E2為KJ8916239576402H當XP8322時，TE20027324732K將上面的數據代入式（23）可得K645430258916LN239718MTM1724。同理，可分別求出各轉化率下的最適宜溫度，結果見下表26。表26第一變換爐CO轉換最適宜溫度TABLE26THEOPTIMALTEMPERATUREFORCOINTHEFIRSTSHIFTCONVERTERXP，8322800877967566732270676806653962696000TE，K4732503252325432563258326032623264326632TM，K4456473849265115530354925680586860576245TM，1724200621952383257127602948313633253513由以上數據作圖可求得最適宜溫度曲線，見圖21。236CO在第一變換爐催化劑層變換反應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600由此可作出第一變換爐催化劑床層操作線如圖21所示0102030405060708090100200300400500溫度，轉化率，平衡曲線最適宜溫度操作線24第二變換爐第一段催化劑層物料及熱量衡算241第二變換爐第一段催化劑層汽/氣比設在此段CO的總轉化率達到88，可知CO在此段催化劑層的總轉化量為KMOL094156927841053NMCO則知CO在此段催化劑層的轉化量為92755663242629513NM313175KMOL根據以上計算可得CO在此段的轉化率為0712463095設氣體入口、出口溫度分別為230、280，平衡溫距取70，則出口氣體平衡溫度為350。查文獻1知此時的KP2066。由前面的計算可知A975、C2040、D4508代入式（21）解得B3058則可以得到汽氣比為3058/100。此時所需總蒸汽量為3NM41205834269473則需補充的蒸汽量為1224442683495610NM3此時總的蒸汽量為42723995610522869NM3由以上的計算可求出此時的入爐濕氣組成，結果見下表27。表27入第二變換爐第一段變換氣組成TABLE27THECOMPOSITIONOFTHESHIFTGASINLETTHEFIRSTPARAGRAPHOFTHESECONDSHIFTCONVERTER組分H2COCO2CH4N2H2O合計3808842174210315462447100NM31926024216287198513377342122444522869KMOL8547188238932293453546722342242第二變換爐第一段催化劑層CO的平衡轉化率計算由出口平衡溫度350，查文獻1知KP2066，由公式（22）代入數據得27584287403160PPPXXX出口濕氣體組成計算如下CO的量916404163NMCO2的量7329587H2的量35H2O的量141N由上面的計算可得出出口濕變換氣的組成,結果見下表28。表28出第二變換爐第一段催化劑變換氣組成TABLE27THECOMPOSITIONOFTHEGASOUTLETTHEFIRSTPARAGRAPHOFTHESECONDSHIFTCONVERTER組分H2COCO2CH4N2H2O合計4438253233210215461857100NM32221151264911671151337734292931522869KMOL991656552102293453414922342243出口溫度校核032185702342OHCKP由上述計算可知與所取KP相差不大，故不重復計算。244第二變換爐第一段催化劑熱量衡算（1）CO放熱Q1設第二變換爐一段內CO變換反應放熱量為Q1氣體由230升至280，平均溫度TM255，查文獻1知KJ/OL39762H則61804710KJQ（2）氣體溫度上升吸熱Q2濕變換氣在平均溫度255，平均壓力094MPA下，查文獻1知CPH22930KJ/KMOLKCPN22978KJ/KMOLKCPCO3000KJ/KMOLKCPCO24575KJ/KMOLKCPCH44822KJ/KMOLKCPH2O3896KJ/KMOLK則02857031804369146971836KJ/MOLKPQ2221923468T（3）假設熱損失Q3KJ/KMOL6108由熱量平衡得Q1Q2Q36479468031TT50計算溫度與出口溫度一致，故不需要重復計算。245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3058/100。根據入此段催化劑床層的氣體組成，計算各溫度下的平衡轉化率，結果如表29。表29CO在第二變換爐第一段催化劑平衡轉換率TABLE29THEEQUILIBRIUMCONVERSIONRATEOFCOINTHEFIRSTSTAGEOFTHESECONDSHIFTCONVERTERT，230250270290310330350KP12568875062654600345426472066XP，9045868884547772722366265991以230為例進行計算。在230時查文獻1可知此時的KP12568，把數據代入式（21）可得4590428742803176122PPPPOHCXXXP由表中數據作圖即可求得平衡曲線，見圖22。246CO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（23）計算，查文獻1知B302Q型催化劑的E143340KJ，在平均溫度255時KJ/MOL39762H則2140ER80KJ/OL由式（23）代入數據可計算出最適宜溫度，其結果見表210。表210CO在第二段變換爐第一段催化劑最適宜轉化溫度TABLE210THEOPTIMALTEMPERATUREFORCOINTHEFIRSTSTAGEOFTHESECONDSHIFTCONVERTERXP，9045868884547772722366265991TE，K5032523254325632583260326232TM，K4709488450585231540355745744TM，1977215223262499267128423012由以上數據作圖即可求得此段最適宜溫度曲線，見圖22。247CO在第二變換爐第一段催化劑層變換反應操作線由一段催化劑變換率及熱平衡計算結果可知入口氣體溫度230出口氣體溫度280入口變換率600出口變換率625（總變換率85）由以上數據即可作出此段催化劑床層的操作線，見圖22。0102030405060708090100150200250300350400溫度，轉化率，一段平衡曲線一段最適宜溫度一段操作線25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3NM02871096342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別為88022NM3、95610NM3。在此段催化劑層須加入的蒸汽量為2873308802295610103698NM3。由此可知進入此段催化劑層的濕氣組成，結果見表211。表211入第二變換爐第二段催化劑層變換氣組成TABLE211THECOMPOSITIONOFTHESHIFTGASINLETTHESECONDPARAGRAPHOFTHESECONDSHIFTCONVERTER組分H2COCO2CH4N2H2O合計3522201185108112273118100NM322211512649116711513377342196629630605KMOL991656552102293453877928152可知CO在此段變換量為1054040991054041264911595NM35176KMOLCO在此段的轉化率為67910126459251第二變換爐第二段催化劑層CO的平衡轉化率計算由出口平衡溫度200，查文獻1知道此時的KP22090，由公式（22）代入數據得689501283012502PPPPXXX由上面的計算可得出出口濕變換氣的組成，結果見表212。表212出第二變換爐催化劑層濕變換氣組成TABLE212THECOMPOSITIONOFTHEWETSHIFTGASOUTLETTHESECONDSTAGEOFTHESECONDSHIFTCONVERTER組分H2COCO2CH4N2H2O合計3718017203508212302934100NM32337101054128306513377342185034630605KMOL104334757282293453826028152出變換爐的干變換氣組成見表213。表213出第二變換爐第二段催化劑層干變換氣組成TABLE213THECOMPOSITIONOFTHEDRIEDSHIFTGASOUTLETTHESECONDPARAGRAPHOFTHESECONDSHIFTCONVERTER組分H2COCO2CH4N2合計524502428781131734100NM32316561054128306513377342445571KMOL10442475728229345319891252第二變換爐第二段催化劑熱量衡算（1）CO放熱Q1設第二變換爐二段內CO變換反應放熱量為Q1出此段催化劑床層的溫度200，進口溫度175，平均溫度TM187，查文獻14026KJ/MOLH則6172510KJQ（2）氣體溫度上升吸熱Q2氣體由175上升至200，在平均溫度TM187，壓力10MPA下，查文獻1知CPH22919KJ/KMOLKCPN22962KJ/KMOLKCPCO2978KJ/KMOLKCPCO24553KJ/KMOLKCPCH44435KJ/KMOLKCPH2O3945KJ/KMOLK平均熱容為KKJ/MOL7035293405842035401781192PTQ2812（3）假設熱損失Q3KJ。61由Q1Q2Q36650289357015TT25計算溫度與出口溫度一致，故不需要重復計算。253平衡溫距校核2COH20413685079PPK查得當時，T2202，溫距為2202200202與所取溫距3251P相近，故不需要重復計算。254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466/100。根據入此段催化劑床層的氣體組成，計算各溫度下的平衡轉化率，結果如表214。表214CO在第二變換爐第二段催化劑平衡轉換率TABLE214THEEQUILIBRIUMCONVERSIONRATEOFCOINTHESECONDPARAGRAPHOFTHESECONDSHIFTCONVERTERT，160180200220240260280KP589643602722990152401044873805353XP，9825971595269334903686508160由表中數據作圖即可求得平衡曲線，見圖23。255CO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（23）計算，查文獻1知型B302Q催化劑的E143340KJ，在平均溫度187時，則有KJ/MOL5402H2134025835/LRER由式（23）代入數據可計算出最適宜溫度，其結果見表215。表215CO在第二段變換爐第二段催化劑最適宜轉化溫度TABLE210THEOPTIMALTEMPERATUREFORCOINTHESECONDSTAGEOFTHESECONDSHIFTCONVERTERXP，9825971595269334903686508160TE，K4332453247324932513253325532TM，K4092426944464623479849725146TM，1360153717141892206622402414由以上數據作圖即可求得最適宜溫度曲線，見圖23。020406080100120100150200250300溫度，轉化率，二段平衡曲線二段最適宜溫度二段操作線256CO在第二變換爐第二段催化劑層變換反應操作線由二段催化劑變換率及熱平衡計算結果可知此段入口氣體溫度175出口氣體溫度200入口變換率6250出口變換率9333（總變換率99）由以上數據即可作出此段催化劑床層的操作線，見圖23。020406080100120100150200250300溫度，轉化率，二段平衡曲線二段最適宜溫度二段操作線圖23第二變換爐第一段平衡曲線、最適宜溫度曲線、操作線FIG23THEEQUILIBRIUMTEMPERATURECURVE,OPTIMALTEMPERATURECURVEANDOPERATINGLINEFORTHESECONDSTAGEOFTHESECONDSHIFTCONVERTER26煤氣換熱器熱量衡算（1）已知條件進設備半水煤氣量（干）15278KMOL進設備變換氣量19207KMOL出設備半水煤氣量（濕）19207KMOL出設備變換氣量19207KMOL進設備半水煤氣溫度T出設備半水煤氣溫度200進設備變換氣溫度360出設備變換氣溫度200（2）熱量衡算半水煤氣帶入熱Q1設半水煤氣進口溫度為187，查184，10MPA下半水煤氣各組分的比熱容并求出平均比熱容CPM3075KJ/KMOLK。T7530812過熱蒸汽帶入熱Q2查文獻3可知在260，10MPA下水蒸汽的焓為2902KJ/KG，故KJ105329018362Q半水煤氣帶出熱Q3在200，10MPA下的半水煤氣的平均比熱容為CPM3449KJ/KMOLK。KJ102304932163出設備變換氣帶走熱量Q4200時，變換氣的平均比熱容為CPM3449KJ/KMOLK。KJ10243093712064設熱損失Q5278106KJ由熱量衡算知12345Q代入數據計算可得T1854與所設溫度相近，故不需要重復計算。即入設備半水煤氣溫度為187。27變換氣換熱器熱量衡算根據前面的計算，進出變換氣換熱器的物料參數為進出設備變換氣量（濕）28152KMOL進設備變換氣溫度200進出設備半水煤氣量（干）15278KMOL出設備變換氣溫度155出設備半水煤氣溫度187但進設備半水煤氣溫度還未知，設為T。271進設備熱量計算（1）變換氣帶入熱Q1在200、10MPA下，查文獻1知平均比熱容為3702KJ/KMOLK。KJ6110920137285（2）半水煤氣帶入熱Q2設進設備半水煤氣溫度為125、在壓力10MPA下，查文獻1可計算出此時的平均比熱容為3057KJ/KMOLK。TQ5730812272出設備熱量計算（1）變換氣帶出熱在155、10MPA下，查文獻1計算平均比熱容為3269KJ/KMOLK。KJ102641569328153Q（2）半水煤氣帶出熱在187、10MPA下，查文獻1計算平均比熱容為2978KJ/KMOLK。KJ10538729815764設Q5414106KJ由12345Q可得T1262與假設溫度相近,故不需計算。即進設備半水煤氣溫度為125。第三章主要設備計算31第一變換爐的計算已知條件平均操作壓力174MPA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）342222NM3一段氣體出口流量432226NM3一段出口CO含量1052一段入口汽氣比R02572催化劑型號B302Q進此段催化劑氣體成分（濕）見表31表31進一變換爐濕半水煤氣組成TABLE22THECOMPOSITIONOFTHEWETSEMIWATERGASINTOTHEFIRSTSHIFTCONVERTER組分CO2COH2CH4O2H2ON2合計5572450300711902420461798100NM3239561054041293605133102779103177342430244KMOL106947065775229464064345319207311催化劑用量計算根據B302Q催化劑宏觀動力學方程得（314316EXP1822222803050OHCPHCOCOCOYKYYRTDWN1）式中，各組分濕基摩爾分率22,COHCOOYYR通用氣體常數，8314KJ/（MOLK）T氣體溫度，KKPCO反應平衡常數CO反應速度，MOL/H4770反應速率常數16040反應活化能，J/MOL則由上式可推出（32）22220050603843118EXP14COCOHCOHOCOPOVDYYYWRTK式中，V0氣體的體積，NM3T平均溫度，K5372查文獻1得CO的平衡常數KP4959，的含量由557上升到2178，將2COY以上數據代入式（32）2531486EXP462059473130746250184238632WYDCO積分并解之得W226M3考慮到一段催化劑床層操作條件較惡劣，油污、雜質較多，備用系數取12，故實際催化劑用量取27312催化劑床層阻力計算變換爐設計應考慮催化劑床層的阻力降，阻力降與設備直徑及催化劑床層高度有關，這里要求低變催化劑的床層阻力688KPA。取催化劑的床層直徑30催化劑床層的阻力降由公式下式（33）計算TD（3LEDFGPP1012983）式中變換氣通過催化劑床層的壓力降，MPAPF摩擦系數，一般取15G變換氣質量流率，KG/M2H氣體的重度，KG/M3L催化劑床層高度，M0378PTDED催化劑顆粒直徑，MPD催化劑床層直徑，MTDB302Q型催化劑為球型催化劑，其粒度為35MM，取其值為4MM，則有M04PD由公式，代入數據可得0378TED378043807氣體平均分子量M1889，則在此操作條件下氣體的密度KG/M2H637825491氣體質量流速KG/M2H75096341892732G催化劑床層高度M803472L由以上數據得催化劑床層壓降為MPA562380710623591028P由以上結