目錄前言………………4工藝原理…………4工藝條件…………5工藝流程的確定…………………6主要設備的選擇說明……………6對本設計的綜述…………………6第一章變換工段物料及熱量衡算……………8第一節(jié)中變物料及熱量衡算………81．確定轉化氣組成…………………82．水汽比的確定……………………83．中變爐一段催化床層的物料衡算………………94．中變爐一段催化床層的熱量衡算………………115．中變爐催化劑平衡曲線…………136.最佳溫度曲線的計算……………147．操作線計算……………………158．中間冷淋過程的物料和熱量計算……………169．中變爐二段催化床層的物料衡算……………1710.中變爐二段催化床層的熱量衡算……………18第二節(jié)低變爐的物料與熱量計算………………19第三節(jié)廢熱鍋爐的熱量和物料計算……………24主換熱器的物料與熱量的計算…………26第五節(jié)調溫水加熱器的物料與熱量計算……28第二章設備的計算………………291.低溫變換爐計算………………292。中變廢熱鍋爐…………………31TOC\o”1-4”\h\z參考文獻及致謝…………………35前言氨是一種重要的化工產(chǎn)品，主要用于化學肥料的生產(chǎn)。合成氨生產(chǎn)經(jīng)過多年的發(fā)展，現(xiàn)已發(fā)展成為一種成熟的化工生產(chǎn)工藝。合成氨的生產(chǎn)主要分為:原料氣的制??；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(jīng)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。目前，變換工段主要采用中變串低變的工藝流程，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。工藝原理：一氧化碳變換反應式為：CO+H2O=CO2+H2+Q(1-1）CO+H2=C+H2O（1—2）其中反應（1）是主反應,反應(2)是副反應,為了控制反應向生成目的產(chǎn)物的方向進行，工業(yè)上采用對式反應（1—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+Q工藝條件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(jù)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1.2~1。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.1。溫度：變化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。因而存在著最佳反應溫對一定催化劑及氣相組成，從動力學角度推導的計算式為Tm=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。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(jīng)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=3～5,經(jīng)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.工藝流程確定目前的變化工藝有：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(chǎn)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920℃降到330℃,在廢熱鍋爐出口加入水蒸汽使汽氣比達到3到5之間，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180℃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.主要設備的選擇說明中低變串聯(lián)流程中，主要設備有中變爐、低變爐、廢熱鍋爐、換熱器等。低變爐選用C6型催化劑，計算得低變催化劑實際用量10.59m3。以上設備的選擇主要是依據(jù)所給定的合成氨系統(tǒng)的生產(chǎn)能力、原料氣中碳氧化物的含量以及變換氣中所要求的CO濃度。對本設計評述天然氣變換工段工序是合成氨生產(chǎn)中的第一步，也是較為關鍵的一步，因為能否正常生產(chǎn)出合格的壓縮氣，是后面的所有工序正常運轉的前提條件。因此，必須控制一定的工藝條件，使轉化氣的組成，滿足的工藝生產(chǎn)的要求。在本設計中，根據(jù)已知的天然氣組成，操作條件，采用了中變串低變的工藝流程路線。首先對中,低變進行了物料和熱量衡算，在計算的基礎上，根據(jù)計算結果對主要設備選型，最終完成了本設計的宗旨。設計中一共有中溫廢熱鍋爐，中變爐，主換熱器，調溫水換熱器，低變爐幾個主要設備。由于天然氣變換工段工序是成熟工藝，參考文獻資料較多，在本設計中,主要參考了《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》和《合成氨工藝學》這兩本書。由于時間有限，設計可能不完善,請各位老師指出。謝謝!

第一章變換工段物料及熱量衡算第一節(jié)中溫變換物料衡算及熱量衡算1．確定轉化氣組成：已知條件中變爐進口氣體組成:組分CO2COH2N2CH4O2合計%9。611.4255。7122。560。380.33100計算基準：1噸氨計算生產(chǎn)1噸氨需要的變化氣量：（1000/17）×22。4/（2×22。56）=2920.31M3（標）因為在生產(chǎn)過程中物量可能會有消耗,因此變化氣量取2962.5M3年產(chǎn)5萬噸合成氨生產(chǎn)能力：日生產(chǎn)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％進中變爐的變換氣干組分：組分CO2COH2N2O2CH4合計含量，％9。611。4255.7122。560.330。38100M3(標)474563.862750.681113。916。2918。7634937.5假設入中變爐氣體溫度為335攝氏度，取出爐與入爐的溫差為30攝氏度,則出爐溫度為365攝氏度。進中變爐干氣壓力=1.75Mpa。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。52m3（標)n(水)=88.1kmol因此進中變爐的變換氣濕組分：組分CO2COH2N2O2CH4H2O合計含量%6.868.1639.816。120.240.2728.56100M3（標）474563.862750.681113。916。2918.7631973.526911.02koml21.1625.172122。79849。730。7270.83888.1308。53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(jù)變換反應：CO+H2O＝H2+CO2，則CO的實際變換率為：％=×100=74％式中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。16×74%=6。04則反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％×CO2%）/（H2O％×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397℃。中變的平均溫距為397℃-365℃=32℃中變的平均溫距合理，故取的H2O/CO可用。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層的變換氣濕組分：組分CO2COH2N2O2CH4H2O合計含量，%6.868。1639.816。120。240。2728。56100M3（標）474563。862750.681113。916。2918.7631973。526911。02koml21。1625.172122.79849。730。7270.83888。1308.53假使O2與H2完全反應，O2完全反應掉故在一段催化床層反應掉的CO的量為:60％×563.86=338。318M3(標)=15。1koml出一段催化床層的CO的量為：563.86-338.318=225。545M3（標）=10。069koml故在一段催化床層反應后剩余的H2的量為：2750.68+338.318—2×16。29=3056.41M3(標）=136.447koml故在一段催化床層反應后剩余的CO2的量為：474+338.318=812.318M3(標）=36.26koml出中變爐一段催化床層的變換氣干組分：組分CO2COH2N2CH4合計含量%15.5443。158。4721。130。35100M3（標)812。318225.5453056。411113.918.765226。94koml36。2610.069136。44749。730.838233.35剩余的H2O的量為：1973.52—338.318+2×16。29=1667.79M3（標）=74。45koml所以出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分:組分CO2COH2N2CH4H2O合計含量％11.783。2744.3316。160。2724。19100M3(標）812。318225.5453056.411113。918。761667.796894。73koml36。2610.069136。44749.730.83874。45307.8對出中變爐一段催化床層的變換氣的溫度進行計算：已知出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的含量(％)：組分CO2COH2N2CH4H2O合計含量%11。783。2744.3316。160.2724。19100M3（標)812。318225.5453056.411113。918.761667。796894。73koml36.2610。069136。44749.730。83874。45307.8對出變爐一段催化床層的變換氣溫度進行估算：根據(jù)：K=(H2％×CO2％)/(H2O％×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=445℃設平均溫距為30℃,則出變爐一段催化床層的變換氣溫度為：445℃-30℃=415℃4．中變爐一段催化床層的熱量衡算以知條件：進中變爐溫度：335℃出變爐一段催化床層的變換氣溫度為：415℃反應放熱Q:在變化氣中含有CO，H2O，O2，H2這4種物質會發(fā)生以下2種反應：CO+H2O=CO2+H2（1—1）O2+2H2=2H2O（1-2）這2個反應都是放熱反應。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℃為基準的氣體的統(tǒng)一基準焓計算式為:HT=△H0298=Cpdt式中HT-—氣體在在TK的統(tǒng)一基準焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol）;△H0298——該氣體在25℃下的標準生成熱，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol）;T-—絕對溫度，K；Cp——氣體的等壓比熱容，kcal/(kmol.℃）［4.1868kJ/（kmol。℃）]氣體等壓比熱容與溫度的關系有以下經(jīng)驗式：Cp=A0+A1×T+A2×T2+A3×T3+……式中A0、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×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4式中常數(shù)a0、a1、a2、a3、a4與氣體特性常數(shù)及標準生成熱的關系為：a1=A0,a2=A1/2，a3=A3/4,a4=A3/4a0=△H0298－298.16a1－298.162×a2－298.163×a3－298.164×a4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=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末式中△H——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；I—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)列于下表中氣體統(tǒng)一基準焓(通式）常數(shù)表分子式a0a1a2a3a4O21.90318×1035。802982.15675×10–3-7.40499×10–71。08808×10–10H2-2.11244×1037。20974-5.5584×10－44。8459×10－7—8.18957×10－11H2O—6.0036×1047.110921.2932×10－31。28506×10－7—5.78039×10－11N2-1。97673×1036.459035。18164×10－42。03296×10－7-7。65632×10－11CO-2.83637×1046.266278。98694×10－45。04519×10－9—4.14272×10－11CO2—96377.888676。3965。05×10－3-1.135×10－60。00計算O2的基準焓：根據(jù)基準焓的計算通式：Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4在415℃時T=415+273=683K查表可得變換氣的各個組分的基準焓列于下表：組分O2H2H2OCOCO2Ht（kcal/kmol）6699.7422724。221-54502。665-23634.754-89956.67833Ht(kJ/kmol）28050。41211405.77-228191.759-98953.987-376630。6208放熱：CO+H2O=CO2+H2（1）△H1=（∑Hi）始—（∑Hi）末=—376630。6208+11405.77+98953。987+228191.759=—38079。10484kJ/komlQ1=15.1×（—38079。10484）=—575121.414kJO2+2H2=2H2O（2）Q2=△H2=(∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末=—368924。3632kJ氣體共放熱：Q=Q1+Q2=575121.414+368924.3632=944045.7772kJ氣體吸熱Q3：根據(jù)《物理化學》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?！妫┎楸砜傻茫何镔|COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427。87b/10—34.13.2610。719。044。27c/10-5—0。460.5020.33—8。53--—-—----——Cpm=∑Yi*Cp=34。06KJ/(kmol.℃)所以氣體吸熱Q3=34。06＊307.8＊(415-330)=891111。78kJ假設熱損失Q4根據(jù)熱量平衡的：Q=Q3+Q4Q4=52934.965kJ5．中變爐催化劑平衡曲線根據(jù)H2O/CO=3。5,與公式XP=×100％V=KPAB—CDq=U=KP(A+B）+（C+D),W=KP-1其中A、B、C、D分別代表CO、CO2、CO2及H2的起始濃度t300320340360380400T573593613633653673Xp0.90120。87370.84240.80740。76870.7058t420440460T693713733Xp0。68590.64160。5963中變爐催化劑平衡曲線如下：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進行計算。查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》C6型催化劑的正負反應活化能分別為E1=10000千卡/公斤分子,E2=19000千卡/公斤分子。最適宜溫度計算列于下表中：Xp0。90120。87370.84240。80740.76870。7058T526546.8564。2581。5598.8624.5t253273.8291。2308.5325.8351.5Xp0。670。640.610.580.550.52T638。2649.4660。7671681.6692。6t365。2376.4387。3398408。6419。6Xp0。490.45T702。6716.6t429。6443。6將以上數(shù)據(jù)作圖即得最適宜溫度曲線如下圖：7．操作線計算有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335℃中變爐出口氣體溫度415℃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：8．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.以知條件：變換氣的流量：307.8koml設冷淋水的流量：Xkg變換氣的溫度：415℃冷淋水的進口溫度：20℃進二段催化床層的溫度：353℃操作壓力：1750kp熱量計算:冷淋水吸熱Q1：據(jù)冷淋水的進口溫度20℃查《化工熱力學》可知h1=83。96kJ/kg根據(jù)《化工熱力學》可知T/kP/kPaH/(kJ/kg）60016003693。260018003691.770016003919。770018003918.5冷淋水要升溫到353℃，所以設在353℃，615K，1750kp時的焓值為h對溫度進行內(nèi)查法：1600kpa時(626-600）/（h-3693.2）=(700-626)/(3919.7-h）h=3752.09kJ/kg1800kpa時(626—600）/（h-3691.7）=(700—626)/(3918。5-h）h=3750。668kJ/kg對壓力用內(nèi)差法得353℃，615K，1750Kp時的焓值h為：（1750—1600)/(h-3752.09）=(1800—1750）/（3750。668-h）h=3751.0235kJ/kgQ1=X（3813。244875-83.96)變換氣吸熱Q2根據(jù)表5—1.2和表5—1。3的計算方法得：物質COCO2H2H2ON2CH4Cp3148。229。637.230。756.1所以Cpm=∑Yi*Cp=33。92kJ/（kmol?！?Q2=308.53＊33.92＊(415—353)取熱損失為0.04Q2根據(jù)熱量平衡：0。96Q2=X（3751.0235—83。96）X=169.46kg=9.415koml=210。88M3(標）所以進二段催化床層的變換氣組分:水的量為：210。88+1667.79=1878。67M3(標）組分CO2COH2N2CH4H2O合計含量％11.4323。1743.0115。680。2626。44100M3（標）812.318225.5453056.4131113。918。761878。677105。61koml36。26510.068136.4549.730。83883.87317。229．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）

所以在二段CO的變化量563。86＊0。74=417.26M3(標)在中變爐二段催化床層的轉化的CO的量為：225。545—（563.86—417.26）=78。94M3（標）=3.52koml出中變爐二段催化床層的CO的量為：225。545—78.94=146.605M3(標）故在二段催化床層反應后剩余的CO2的量為：812。318+78。94=891.26M3（標)故在二段催化床層反應后剩余的H2的量為：3056.413+78。94=3135。353M3（標）故在二段催化床層反應后剩余的H2O的量為：1878.67-78。94=1799.73M3(標)所以出中變爐的濕組分：組分CO2COH2N2CH4H2O合計含量％12。542。0644。12515。670.2625。33100M3（標)891.26146。6053135。3531113。918.761799.737105.6koml39.7886。545139.97149。730.83880.345317。22對出變爐一段催化床層的變換氣溫度進行估算:根據(jù)：K=（H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）計算得K=10.6查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》知當K=10.6時t=409℃設平均溫距為48℃，則出變爐一段催化床層的變換氣溫度為：409℃—44℃=365℃10。中變爐二段催化床層的熱量衡算：以知條件：進變爐二段催化床層的變換氣溫度為：353℃出變爐二段催化床層的變換氣溫度為：365℃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,平均溫度為：632K,計算結果如下：組分H2H2OCOCO2Ht（kcal/kmol）2373。4—54949.05-24005。565—90536.421Ht（kJ/kmol）9936.95-230060。69-100506。5—379057.89放熱:CO+H2O=CO2+H2（1)△H1=(∑Hi）始－（∑Hi)末=-38553.74846kJ/kgQ1=3.52*38553.74846=135580。683kJ/kg氣體吸熱Q2:根據(jù)《物理化學》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.℃）表5-1.2物質COH2H2OCO2N2a28。4127.283044.1427。87b/10-34.13.2610.719.044。27c/10-5-0.460.5020。33—8.53—---—————--CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3來計算熱容：物質abcdCH417。4560.461。17—7.2計算結果：組分COH2CO2H2ON2CH4Cp28。5629.2547.336.7830。3153.72Cpm=∑Yi＊Cp=33。61KJ/（kmol.℃）Q2=33.61＊317.22*（365—353）=12789。1kJ熱損失:Q3=Q1—Q2=7641。6kJ

第二節(jié)低變爐的物料與熱量計算1.已知條件:進低變爐的濕組分：組分CO2COH2N2CH4H2O合計含量%12。542.0644。12515。670。2625.33100M3（標）891。26146。6053135.3531113.918。761799。737105.6koml39.7886。545139。97149.730.83880。345317.22進低變爐的干組分：組分CO2COH2N2CH4合計含量%16。792.7659.0920.990.35100M3（標)891。26146.6053135。3531113.918。765305。91koml39.7886。545139.97149。720。838236。872．低變爐的物料衡算：要將CO％降到0。2%（濕基）以下,則CO的實際變換率為： ％=×100=90.11%則反應掉的CO的量為：146.605×90.11％=132。11M3(標)=5。898koml出低溫變換爐CO的量:146.605—132。11=14.495M3(標)=0.64722koml出低溫變換爐H2的量:3135。353+132。11=3267.463M3（標）=145。869koml出低溫變換爐H2O的量：1799.73—132。11=1667.62M3(標)=74。45koml出低溫變換爐CO2的量：891.26+132。11=1023。37M3(標）=45.68koml出低變爐的濕組分：組分CO2COH2N2CH4H2O合計含量%14.40.245.9815。680。2623。47100M3（標)1023。3714.4953267.4631113。918.761667.627105.62koml45。680。64722145.86949.720。83874。45317.22出低變爐的干組分：組分CO2COH2N2CH4合計含量%18.820.2760.0820.480.35100M3（標)1023.3714。4953267。4631113.918。765437.99koml45.680。64722145。86949.720。838242。767對出低變爐的變換氣溫度進行估算:根據(jù):K=（H2％×CO2%）/（H2O％×CO%）計算得K=141。05查《小合成氨廠工藝與設計手冊》知當K=141.05時t=223℃設平均溫距為20℃，則出變爐一段催化床層的變換氣溫度為：t=223—20=203℃3．低變爐的熱量衡算:以知條件：進低變爐催化床層的變換氣溫度為：181℃出低變爐催化床層的變換氣溫度為:203℃變換氣反應放熱Q1：在203℃時,T=476K計算變換氣中各組分的生成焓，原理與計算一段床層一樣，平均溫度為：476K，計算結果如下:組分H2H2OCOCO2Ht（kcal/kmol)1241.516—56347。304—25178。916-92311。594Ht（kJ/kmol）5197.977-2359149。084-105419.084-386490。181放熱：CO+H2O=CO2+H2（1）△H1=（∑Hi)始－(∑Hi）末=—39958.286kJ/kgQ1=5.898＊39958.286=235687。29kJ/kg氣體吸熱Q2：氣體吸熱時的平均溫度：（181+203)/2=191.5℃，T=464.5K根據(jù)《物理化學》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.℃)表5-1.2物質COH2H2OCO2N2a28。4127。283044。1427。87b/10—34.13.2610.719.044.27c/10—5—0。460.5020。33-8.53---—----—--CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3來計算熱容：表5—1。3物質abcdCH417.4560。461。17-7.2計算結果：組分COH2CO2H2ON2CH4Cp30.129。0344。3935。1329.8545。05Cpm=∑Yi＊Cp=32.86kJ/（kmol。℃)Q2=33.61*317.22*(203-181）=230669。84kJ熱損失Q3=Q1-Q2=235687.29—230669。84=5017.45kJ4．低變爐催化劑平衡曲線根據(jù)公式XP=×100%V=KPAB-CDq=U=KP（A+B）+（C+D)W=KP-1其中A、B、C、D分別代表CO、CO2、CO2及H2的起始濃度t160180200220240260T433453473493513533Xp0。97690.96230.93890。91210.87320.8229t280T553Xp0.76低變爐催化劑平衡曲線如下：5。最佳溫度曲線的計算由于低變爐選用B302型催化劑.查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》B302型催化劑的正反應活化能分別為E1=43164kJ/komlCO變化反應的逆反應活化能E2為：E2—E1=r＊（-△H）對于CO變換反應r=1，則E2=(—△H）+E1△H為反應熱，取其平均溫度下的值,即：(181+203）/2=192℃,T=465KCO的反應式為:CO+H2O=CO2+H2反應熱是溫度的函數(shù),不同溫度下的反應熱可以用以下公式計算:△H=-1000-0。291＊T+2。845×10-3*T2-0。97。3×10—3T3得：△H=-9422。62kcal/kmol=—39450。653kJ/kmolE2=39450.653+43164=82614。653kJ/kmol6．最適宜溫度曲線由式Tm=進行計算最適宜溫度計算列于下表中：Xp0.97690.96230.93890。91210.87320。8229T402421440457475493t129148167184201220Xp0。76T510t237將以上數(shù)據(jù)作圖即得最適宜溫度曲線如下圖：

第三節(jié)．廢熱鍋爐的熱量和物料計算1．已知條件:進廢熱鍋爐的轉化氣組份:組份CO2COH2N2CH4O2H2O合計%7.548。9743。7617.720。290.2621.7100M3（標)474563.872750。681113。918。7616。291364.556285。75koml21.16125.173122。79849。730.8380.72860.917280。614進廢熱鍋爐的溫度為：925℃出廢熱鍋爐的溫度為:335℃進出設備的水溫：20℃出設備的水溫：335℃進出設備的轉化氣（濕）：168。3koml進出設備的水量：Xkoml物量在設備里無物量的變化.2.熱量計算：入熱：水的帶入熱Q1水在20℃時Cp=33.52kJ/(kmol.℃）Q1=X＊（20+273）*33.52=9821。36X轉化氣的帶入熱Q2：轉化氣在925℃時T=1193K根據(jù)《物理化學》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?！?表5—1。2物質COH2H2OCO2N2a28.4127。283044。1427.87b/10—34.13.2610.719。044.27c/10—5-0.460。5020.33—8。53-—--—----——CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3來計算熱容：表5—1。3物質abcdCH417.4560。461.17-7.2計算結果：組分COH2CO2H2ON2CH4Cp33.2731。254.3342。832.9678.94Cpm=∑Yi＊Cp=36.4kJ/（kmol.℃）Q2=36.4*280。62*(920+273）=12185577.7kJ（2）出熱：轉化氣的帶出熱：Q3=32。66×280.62×(330+273)=5526711。3KJ轉化氣在335℃時T=608K根據(jù)《物理化學》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.℃）表5-1.2物質COH2H2OCO2N2a28.4127。283044。1427.87b/10—34。13。2610.719.044.27c/10-5-0.460.5020。33—8.53—-———-——--—計算結果：組分COH2CO2H2ON2CH4Cp30.7629.3847。2536。5530。4452。73Cpm=∑Yi*Cp=32。66kJ/（kmol.℃）Q3=32.66＊280。62＊（330+273）=5526711。265kJ水的帶出熱Q4:水在335℃，T=603K時的熱容為:Cp=36.55kJ/（kmol.℃）Q4=X＊36.55＊(330+273)=22039。65X熱損失Q5:Q5=0。04＊（Q1+Q2）熱量平衡：0。96*(Q1+Q2)=Q3+Q40。96(9821.36X+12185577。7）=22039。65X+5526711。265X=489.365koml3。水蒸汽的加入:要使H2O/CO=3.5還要加入的水量為：（1973.52—1364。55)÷22.4=27.187koml

第四節(jié)主換熱器的物料與熱量的計算1。已知條件：進出設備的變換氣的量：190.33koml進出設備的水的量：Xkoml物料的量在設備中無變化。溫度：變換氣進設備的溫度：365℃變換氣出設備的溫度：250℃水進設備的溫度：20℃水出設備的溫度：90℃2。熱量計算：入熱：變換氣帶入熱:Q1變換氣在365℃時根據(jù)《物理化學》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.℃）表5-1。2物質COH2H2OCO2N2a28。4127.283044.1427。87b/10-34.13.2610。719.044。27c/10—5—0.460。5020。33—8。53-—-—--—————CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3來計算熱容：表5-1.3物質abcdCH417。4560.461。17-7。2計算結果:組分COH2CO2H2ON2CH4Cp33.2731.254。3342.832。9678。94Cpm=∑Yi*Cp=33。94kJ/（kmol.℃）Q1=317。22＊33.94*(365+273）=6868920。88kJ水的帶入熱Q2:水在20℃時Cp=33。52kJ/（kmol.℃)Q2=X*(20+273)*33。52=9821。36＊X出熱：變換氣在出口溫度為250℃，T=523K時根據(jù)《物理化學》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.℃）表5-1.2物質COH2H2OCO2N2a28.4127.283044.1427。87b/10-34.13。2610。719。044.27c/10—5—0。460.5020.33-8.53--—---——-—-CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3來計算熱容：表5-1。3物質abcdCH417。4560。461.17-7。2計算結果:組分COH2CO2H2ON2CH4Cp33。2731.254.3342.832.9678.94Cpm=∑Yi＊Cp=33。14kJ/（kmol.℃)Q3=33。14＊523*317.22=5498069.055kJ水的帶出熱Q4：水在90℃時Cp=34.14kJ/（kmol.℃)Q4=X＊34。14＊（90+273)=12392。82*X熱損失Q5：取0.04Q根據(jù)熱量平衡：0。96*（Q1+Q2）=Q3+Q4X=371。93koml

第五節(jié)調溫水加熱器的物料與熱量計算1。已知條件：入設備的變換氣溫度：250℃出設備的變換氣溫度：181℃進設備的濕變換氣的量:190。33koml變換氣帶入的熱量:Q1=3298841。433kJ變換氣帶出的熱Q2：變換氣在181℃時T=454K時根據(jù)《物理化學》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?！妫┍?—1.2物質COH2H2OCO2N2a28.4127.283044。1427。87b/10—34.13.2610.719.044。27c/10-5-0.460.5020。33—8.53——--—-———--CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3來計算熱容：表5—1。3物質abcdCH417。4560。461.17—7.2計算結果：組分COH2CO2H2ON2CH4Cp33。2731.254.3342。832。9678。94Cpm=∑Yi×Cp=32。62kJ/（kmol?！妫㏎2=190.33×32.62×454=2835274.946kJ設備及管道損失取:0。04Q1變換氣放出的熱量：Q=Q1—Q2—Q3=331612。83kJ

第二章設備的計算1。低溫變換爐計算1.1已知條件：平均操作壓力0。83Mpa。氣體進口溫度180℃氣體出口溫度220℃氣體流量（干)18.94×3556.288=67356。09Nm3/h濕氣流量18。94×4707.66=89163.08Nm3/h進低變爐催化劑氣體(干)組分組分CO2COH2N2CH4合計含量％16。792.7659.0920。990.35100低變爐出口干氣中CO含量：CO%=0。27％入催化劑蒸汽比R=0.24451.2催化劑用量計算B302型低變催化劑的宏觀動力學方程為：r=1822exp（1-）根據(jù)低變催化劑的選用原則，故選B302型國產(chǎn)低變催化劑，當變換氣中CO（干)為0.27％時，計算得催化劑床層空速為2120（標)/（m3.．h）．對于B204因動力學方程式中催化劑按體積計，計算出的催化劑床層空速是以體積為單位的“空速”。因此，催化劑理論用量:V低在采用中變串低變的流程中,低變催化劑條件較好,故可以不考慮催化劑備用系數(shù).1.3催化劑床層直徑計算設計要求催化劑層總阻力＜690Kpa（即700mmH2O），催化劑層阻力降采用式（4—6—16)試算ΔP=2。1×B302為非球形催化劑，粒度為5×4.5±0。5，取其平均值為5×4.25=21.25，即轉化為球形粒徑,即φ4.6mm，dp=4.6mm=0。0046m設催化劑床層直徑為4.0m，E=0.378+0.3081。31催化劑床層阻力氣體平均分子量M=14.7氣體在進入低變催化劑層中的重度γγ==2.968Kg/m3式中：200為氣體的平均溫度值氣體質量流量G==3519。3Kg/（m21。3。2