萬噸每合成氨寬溫變換工藝設計

四川理工學院畢業(yè)設計＜論文）100kt/a合成氨寬溫變換工藝設計學生：學號：專業(yè)：班級：指導教師：四川理工學院材料與化學工程學院摘要CO變換反應既是原料氣制造的繼續(xù)，又是凈化的過程，所以在合成氨工藝流程中占有重要地位。本設計采用全低變換流程，并對流程中各個設備進行物料和能量衡算，同時對設備選型計算。在設備選型計算時主要對全低變換爐進行了計算、全低變換催化劑的選型、用量計算和確定全低變換爐工藝尺寸。關鍵詞：合成氨，變換，催化劑，衡算，選型TheWideTemperatureProcessDesignof100kt/aSyntheticAmmoniaTransformationAbstractCOfeedgasshiftreactionismadetocontinue,butalsoapurificationprocess,soplayanimportantroleintheammoniaprocess.Thisdesignusesinlow-temperatureseriestransformationprocess,andtheprocessofvariousmaterialsandequipment,materialbalancecanbecalculatedforselectionofequipment.Intheselectionofequipmentforlowtemperatureshiftinthemainfurnacecalculated:lowshiftcatalystdosage,theselectionandcalculationoffurnacetemperaturetransformtechnologydimensions.Keywords:syntheticammonia,transform,catalyst,calculationandselection目錄.前言1工藝原理1變換工藝流程確定1變換工藝參數的確定2壓力2溫度2汽氣比2主要設備的選擇說明3.變換工段物料及熱量衡算4變換爐物料衡算及熱量衡算4已知轉化氣組成4本設計的計算基準4工藝條件的確定4.變換爐催化床層的物料衡算4變換爐催化床層的熱量衡算6變換爐催化劑平衡曲線7最佳溫度曲線的計算8操作線計算8.輔助設備物料及熱量計算10飽和塔的物料與熱量衡算10．熱水塔物料與熱量衡算12.第一換熱器的熱量衡算13.廢熱鍋爐的熱量衡算14.第二換熱器的熱量衡算15物料匯總表17熱量匯總表18.設備計算20變換爐的計算20飽和塔的計算23熱水塔的計算27第一換熱器的計算30第二換熱器的計算36封頭的選擇43群座43人孔44排氣孔44接管44法蘭45筋板45要設備一覽表46參考文獻47對本設計評述48致謝49附50v/55.前言工藝原理氨是一種重要的化工產品，主要用于化學肥料的生產。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??；原料氣的凈化與合成。粗原料氣中常含有大量的CO,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。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（1-1＞是主反應，反應（1-2＞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（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。變換過程中還包括下列反應式：H2+O2=H2O+Q變換工藝流程確定目前變換工藝流程有：中溫變換，中串低，全低及中低低4種工藝。中溫變換流程的特點是：采用低溫高活性的中變催化劑，降低了工藝上對過量蒸汽的要求。采用段間噴水冷凝降溫，減少了系統(tǒng)的熱負荷和阻力，減少外供蒸汽量。合成與變換，銅洗構成第二換熱網絡，合理利用熱能。中溫變換串低溫變換流程的特點：采用鐵鉻系中溫變換催化劑后串銅鋅系低溫變換催化劑。由于銅鋅催化劑對硫敏感，所以以煤或重油為原料制取的原料氣在進行中溫變換后，一般要經過濕法脫硫、一次脫碳、氧化鋅脫硫后，才能進行低溫變換，最后還要二次脫碳，流程長、設備多、能耗大。中低低流程的特點是:在一段鐵鉻系中溫變換催化劑后直接串兩段鈷鉬系耐硫變換催化劑，利用中溫變換的高溫

來提高反應速率，脫除有毒雜質，利用兩段低溫變換提高變換率，實現(xiàn)節(jié)能降耗。全低變換流程的特點是：變換爐入口溫度及床層內的熱點溫度均比中變爐低，使變換系統(tǒng)在較低的溫度范圍內操作，有利于提高CO平衡變換率，在滿足出口變換氣中CO含量的前提下，可降低入爐蒸汽量，使全低變流程比中變及中變串低變流程蒸汽消耗降低。催化劑用量減少一半，使床層阻力下降。考慮到全低變流程的優(yōu)點，所以本設計選用全低工藝流程。此流程為：轉化氣首先進入飽和熱水塔，在飽和熱水塔中轉化氣被增濕。在進變換爐前加入蒸汽使H2O/CO達到3.5,再進入變爐爐將轉換氣中一氧化碳含量降到1.5%。再通過換熱器將變換氣的溫度降到127℃。變換工藝參數的確定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小于干變換氣的摩爾數，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低。具體操作壓力的數值，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1.2-1.8MPa[i]。本設計為小型氨廠故壓力可取0.8MPa。溫度變換反應是可逆放熱反應。常數增大對反應速率有利，量增大，反應推動力變小，從反應動力學的角度來看，溫度升高，反應速率但平衡常數隨溫度的升高而變小，即CO平衡含對反應速率不利，可見溫度對兩者的影響是相反變換反應是可逆放熱反應。常數增大對反應速率有利，量增大，反應推動力變小，的，因而存在著最佳反應溫度。對一定催化劑及氣相組成，從動力學角度推

導的計Tm=算式為：Tm=日式中Tm、Te一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。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，余熱回收設備負荷加重等后果。主要設備的選擇說明全低變流程中，主要設備有變換爐、飽和熱水塔、換熱器等。催化劑選用B302Q型催化劑，并確定其用量。以上設備的選擇主要是依據所給定的合成氨系統(tǒng)的生產能力、原料氣中碳氧化物的含量以及變換氣中所要求的CO濃度。.變換工段物料及熱量衡算變換爐物料衡算及熱量衡算已知轉化氣組成已知變換爐進口氣體組成：表2-1變換爐進口氣體組成組分COCO2H2H2sO2合計含量％30.21100本設計的計算基準本設計中物料衡算以100Nm3原料氣為計算基準，熱量衡算以25℃為計算基準，則入變換爐氣體的干基組成為：表2-2變換爐進口氣體干基組成組分COCO2H2H2sO2合計Nm330.21100%30.21100工藝條件的確定根據參考文獻［1］確定變換工藝條件如下：入口Ti=170℃,操作壓力P=0.8MPa,水氣比H2O/CO=3.5.變換爐催化床層的物料衡算因水氣比 H2O/CO=3.5 ，則 V(H2O>=105.7Nm3則入變換爐氣體的濕基組成為：表2-3變換爐進口氣體濕基組成組分 CO CO2 H2 H2s O2 H2O 合計Nm3 30.2 11 54.1 4.5 0.2 105.7 205.7% 14.68 5.35 26.30 2.19 0.10 51.38 100本設計要求出催化劑床層的CO干基含量為1.5%所以CO的實際變換率為：x|=93.63%I則反應了的CO量為:30.2x93.63%=28.28Nm3則反應后的變換氣組成為：V(H2>=54.1+28.28-0.4=81.98Nm3V(H2O>=105.7-28.28+0.4=77.82Nm3V(CO>=30.2-28.28=1.92Nm3V(CO2>=11+28.28=39.28Nm3V(H2S>=4.5Nm3所以，出變換爐的干基組成為：表2-4出變換爐變換氣干基組成組分COCO2H2H2s合計Nm3%1.921.5039.2830.7681.983127.68100出變換爐的濕基組成為：表2-5出變換爐變換氣濕基組成組分COCO2H2 H2sH2O合計Nm31.9239.2881.98 4.577.82205.5%0.9319.1139.89 2.2037.87100所以，平衡常數K為:=21.64XJ查［2］得，Te=346℃設平衡溫距為13℃,則出口溫度為To=333℃2.1.5變換爐催化床層的熱量衡算取進出口的平均溫度T平=(170+333>℃=252℃進行計算為：混合氣體的熱容為：CO:Cp=4.1868x(6.48+0.1566x0.01xT-0.02387x0.00001xT2>H2cp=4.1868x(6.424+0.1039x0.01xT-0.007804x0.00001xT2>H2O:Cp=4.1868x(6.97+0.3464x0.01xT-0.04833x0.00001xT2>CO2:Cp=4.1868x(18.036-0.00004474xT-158.08/Ti/2>H2sgp=4.1868x(7.07+0.3128x0.01xT+0.1364x0.00001xT2>O2:Cp=28.17+6.297x0.001xT-0.7494x0.000001xT2>查［2］得，CO變換反應放熱Q1為：Q1=28.28/22.4x(6548-384294+103950+234172>=-50025.3kJh2燃燒放熱Q2為：Q2=0.4/22.4x(-234172>-0.2/22.4x6866-0.4/22.4x6548=-4359.8kJ所以，總放熱量Q為：Q=Q1+Q2=-54385.18kJ由上可計算各組分熱容如下表：表2-6平均溫度下變換氣的熱容組分COCO2H2H2sH2OCp(kJ/kmol-℃>30.3046.5329.0938.0536.24%0.9319.1139.892.2037.87Cpm=0.0093x30.30+0.3989x29.09+0.3787x36.24+0.1911x46.53+0.022x38.05=35.34kJ/(kmol?℃>」假設熱損失Q4為3%，則Q4=3%xQ=1631.56kJ氣體吸熱量Q3為：Q3=205.5/22.4xCpmx△t

由熱量衡算有，QA+Q3帶入數據的：△t=163℃所以，出口溫度T『（170+163>℃=333℃從而上述溫距假設合理。2.1.6變換爐催化劑平衡曲線根據H2O/CO=3.5，與公式Xp=_|X100%V=KpAB-CDq=U=Kpq=U=Kp園+(C+D>,W=Kp-1」其中A、B、C、其中A、B、C、D分別代表CO、H2O、CO2及H2的起始濃度⑵。以170℃時為例進行計算：U=Kp(A+B>+(C+D>=458.24x(14.68+51.38>+(5.35+26.30>=30302.98V=KpAB-CD=458.24x14.68x51.38-5.35x26.30=345490.66W=Kp-1=458.24-1=457.24=16922.82Xp==0.9967其它溫度下的計算結果如下:表2-7變換爐中溫度與平衡轉化率之間的關系

t/℃KpWVUqXp170458.24457.24345490.6630302.9816922.820.9967190286.34285.34215833.6518947.2710613.910.9947210186.34185.34140407.8112341.276943.650.9919230125.69124.6994662.038334.734717.420.988125087.5086.5065856.905811.903315.370.983027062.6561.6547113.584170.312402.760.976529046.0045.0034555.183070.411790.950.968431034.5533.5525918.922314.021369.810.958633026.4725.4719824.511780.261072.200.946935020.6620.6615442.271396.45857.730.933337016.3915.3912221.591114.37699.610.91792.1.7最佳溫度曲線的計算變換爐中選用B302Q型催化劑最適宜溫度曲線由式T最適宜溫度曲線由式T=mA、B、C、D分別代表CO、HcO、CO2及h2的起始濃度［2］,查［2］得B302Q型催化劑的正負反應活化能分別為j=43164kJ/kmol,E2=E1+r(-△HR>,其中r=1,△HR=-10000-0.291xT+2.845x0.001xT2-0.9703X0.000001X帶入相關數據有,E2=53456.4kJ/kmol最適宜溫度計算列于下表中：表2-8最適宜溫度與平衡轉換率之間關系Xp0.99670.99470.99190.98810.98300.9765T/K428449468488507527t/℃155176196215234254Xp0.96840.95860.94690.93330.9179T/K546566585604627t/℃2732933123313542.1.8操作線計算由中變催化劑變換率及熱平衡計算結果知：變換爐入口氣體溫度170℃變換爐出口氣體溫度333℃變換爐入口CO變換率 0%變換爐出口CO變換率93.63%所以，操作線為T=174.09x+170圖2-1CO變換過程的T-X圖3.輔助設備物料及熱量計算3.1飽和塔的物料與熱量衡算.飽和塔的物料衡算已知條件溫度進塔原料氣溫度35℃出塔原料氣溫度113℃進塔熱水溫度116℃壓力進飽和塔的氣體壓力0.9MPa物料量進塔干原料氣量14804.74Nm3/h入塔水量35000kg/h物料衡算取飽和塔出口氣中蒸汽的飽和度為93%，113℃時的飽和蒸汽壓P(H2O>=160kPa[3]所以，出飽和塔原料氣中帶出的蒸汽量為：G= Nm3/h二2932.57Nm3/h.飽和塔的熱量衡算入熱氣體帶入熱Q1 I35℃原料氣的比熱容為：表3-135℃原料氣的比熱容組分CCH2HO2OOS22Cp/kJ/(kmol-℃>4.30.0343180901%30.121Cpm=(0.302x29.03+0.11x37.43+0.541x28.18+0.045x34.09+0.002x30.01>kJ/(kmol-℃>=29.73kJ/(kmol?℃>Q1=14804.74/22.4x29.73x(35-25>kJ=1.965x105kJ/h116℃的水帶入熱Q2為:Q2=35000x4.187x(116-25>kJ=1.334x107kJ/h合計：Q=Q1+Q2=1.354x107kJ/h出熱113℃的干原料氣帶出熱Q3為:113℃原料氣的比熱容為：表3-2113℃原料氣的比熱容[2]組分CCHH2SO2H2OO22OCp/kJ/(kmol?℃>29.39.628.334.7530.230.1266546干氣百分含量%30.102Cpm=(0.302x29.26+0.11x39.66+0.541x28.35+0.045x34.75+0.002x30.24>kJ/(kmol?℃>=30.16kJ/(kmol?℃>Q3=2932.57/22.4x30.16x(113-25>kJ=1.754x106kJ/h水蒸氣帶出熱Q4為：Q4=2932.57/22.4x33.91x(113-25>kJ=3.907x105kJ/h塔底排水量為：(35000-2932.57/22.4x18>kg=32643kg/h所以，塔底水帶出熱Q5為：Q5=(32643H-104.80>kJ/h假設熱損失Q6=0.34%Q=46036kJ/h由熱平衡，有：Q=Q3+Q4+Q5+Q6帶入數據得，H=452.48kJ/kg查［3］得，t=108℃3.2．熱水塔物料與熱量衡算已知壓力氣體出塔壓力0.7MPa溫度變換氣入口溫度147℃變換氣出口溫度127℃物料量入塔變換氣量30419.44Nm3/ha.物料衡算塔內蒸汽冷凝量為：設氣體出熱水塔的溫度為127℃,在127℃時的蒸汽壓PH2O=0.25MPa變換氣帶出蒸汽量G=0.25/(0.7-0.25>x18899.60Nm3=10499.78Nm3/h所以，塔內蒸汽冷凝量為：(11519.84-10499.78>Nm3=1020.06Nm3/h塔頂進水量為：設飽和熱水塔的排污由飽和塔底排出，排污量為總循環(huán)量的0.5%，排污量為：35000x0.5%=175kg/h所以，塔頂進水量為：32643-175=32468kg/h夕卜界向系統(tǒng)補水為：35000-32468-1020.06/22.4x18=1712.31kg/hb.熱量衡算入熱氣體帶入熱Q1為：147 ℃變換氣的比熱容為表3-3 147℃變換氣的比熱容組分COCO2H2H2sH2OCp/kJ/(kmol?℃>5.34.3651420413干氣百分含量%1.50076213Cpm=(0.015x29.36+0.3076x40.51+0.6421x28.42+0.0353x35.04>kJ/(kmol.℃>=32.39kJ/(kmol?℃>Q1=18899.60/22.4x32.39x(147-25>kJ/h=3.334x106kJ/h147℃的水蒸汽帶入熱Q2為：Q2=11519.84/22.4x34.13x(147-25>kJ/h=2.141x106kJ/h塔頂水帶入熱Q3為：Q3=32468x4.183x(108-25>kJ/h=1.127x107kJ/h補充水帶入熱Q4〈補充水的溫度為25℃)為：Q4=0合計：Q=Q1+Q2+Q3+Q4=1.674x107kJ/h出熱氣體帶出熱127℃變換氣的比熱容為：表3-4127℃變換氣的比熱容組分CCH2HH2OO22SOCp/kJ/(kmol?℃>4.32.3002378720干氣百分含量%1.50076213Cpm=(0.015x29.30+0.3076x40.02+0.6421x28.37+0.0353x34.87>kJ/(kmol.℃>=32.20kJ/(kmol?℃>Q5=18899.60/22.4x32.20x(127-25>kJ/h=2.771x106kJ/h127℃的水蒸汽帶入熱Q2為：Q6=10499.78/22.4x34.00x(127-25>kJ=1.626x106kJ/h熱損失Q7為：Q7=0.2%Q=33480kJ/h出熱水塔熱水帶出熱Q8為：Q8=35000(H-104.80>由熱平衡Q=Q5+Q6+Q7+Q8得，H=456.50kJ/h查［3］得，t=109℃第一換熱器的熱量衡算已知溫度水入口溫度 109℃水出口溫度 116℃變換氣出口溫度147℃物料量入換熱器干氣量30419.44Nm3/h入換熱器的水量35000kg/h109℃的水帶入的熱Q109為：Qio9=35O00x4.184x（109-25>kJ/h=1.230x107kJ/h116℃的水帶出的熱Q116為：Q116=35000x4.187x（116-25>kJ/h=1.334x107kJ/h147℃的變換氣帶出的熱Q147為：〈由上計算可知）Q147=5.475x106kJ/h由熱平衡有，Qx-Q^mQ116-Q109得，Qx=6.515x106kJ/h由計算可得，入第一換熱器的原料氣溫度為：169℃廢熱鍋爐的熱量衡算已知溫度水入口溫度25℃水蒸汽出口溫度100℃變換氣入口溫度 317℃變換氣出口溫度 169 ℃物料量入廢熱鍋爐的變換氣量30419.44Nm3/h169℃的變換氣帶出的熱Q169為：〈由上計算可知）Q169=6.515x106kJ/h317℃的變換氣帶入的熱Q317為:317℃變換氣的比熱容為：表3-5317℃變換氣的比熱容組分CCH2HH2OOO22sCp/KJ/(Kmol?℃>6.35.2284027654干氣百分含量%1.50076213Cpm=(0.015x29.84+0.3076x40.02+0.6421x28.76+0.0353x36.54>kJ/(kmol?℃>=33.75kJ/(kmol?℃>Q1=18899.60/22.4x33.75x(317-25>kJ/h=8.314x106kJ/h317℃的水蒸汽帶入熱Q2為：Q2=11519.84/22.4x35.22x(317-25>kJ=5.289x106kJ/hQ317=Q1+Q2=1.360x107kJ/h25℃的水帶入的熱Q25為：Q25=0100℃的水蒸汽帶出的熱Q100為：<m為水的流量)Q100=mx4.180x(100-25>+mx2676.95kJ/h由熱平衡有，Q100-Q25=Q317-Q169得，m=1984.32kg/h第二換熱器的熱量衡算已知溫度變換氣入口溫度333℃變 換 氣 出 口 溫 度 317 ℃原 料 氣 出 口 溫 度 170 ℃物料量入換熱器變換氣量30419.44Nm3/h入換熱器的原料氣量30449.89Nm3/h333℃的變換氣帶入的熱Q333為:333℃變換氣的比熱容為：表3-6333℃變換氣的比熱容組分COCO2H2H2sH2OCp/kJ/(kmol-℃>6.35.8930806932干氣百分含量%1.50076213Cpm=(0.015x29.89+0.3076x44.30+0.6421x28.80+0.0353x36.69>kJ/(kmol?℃>=33.86kJ/(kmol?℃>Q1=18899.60/22.4x33.86x(333-25>kJ/h=8.799x106kJ/h333℃的水蒸汽帶入熱Q2為：Q2=11519.84/22.4x35.32x(333-25>kJ/h=5.595x106kJ/hQ333=Q1+Q2=1.439x107kJ/h317℃的變換氣帶入的熱Q317為：(由上計算可知》Q317=1.360x107kJ/h170℃的原料氣帶出的熱量Q170為：170℃原料氣的比熱容為：表3-7170℃原料氣的比熱容組分CCOH2H2O2H2OO 2sCp/kJ/(kmol-℃>29.30.4034.284341.0828.4635.25干氣百分含量%0254.1Cpm=(0.302x29.43+0.11x41.08+0.541x28.46+0.045x35.25+0.002x30.40>kJ/(kmol?℃>=30.45kJ/(kmol?℃>Q1=14804.74/22.4x30.45x(170-25>kJ/h=2.918x106kJ/hQ2=15645.15/22.4x34.28x(170-25>kJ/h=3.472x106kJ/hQ17o=Q1+Q2=6.390x106kJ/h設入口原料氣帶入的熱Qx為：由熱量衡算有，Q17o-Qx=Q333-Q317得，Qx=5.600x106kJ/h出飽和塔的氣體帶入的熱為：2.145x106kJ/h所以，補充蒸汽帶入熱為：(5.600-2.145>x106KJ=3.455x106kJ/h補充蒸汽量為：(15645.15-2932.57>Nm3=12712.58Nm3/h所以補充蒸汽的規(guī)格為：202℃，0.8Mpa的過熱蒸汽。則混合后的溫度為：148℃。料匯總表進飽和熱水塔的原料氣組成：表3-8進飽和熱水塔的原料氣組成組分COCO2H2H2sO2合計含量％30.21100出飽和熱水塔的原料氣組成：表3-9出飽和熱水塔的原料氣組成組分COCO2H2H2sO2H2O合計Nm330.2119.8119.8%25.219.1845.163.760.1716.52100變換爐進口氣體組成：表3—10變換爐進口氣體組成組分 CO CO2 H2 H2s O2 H2O 合計Nm3 30.2 11 54.1 4.5 0.2 105.7 205.7

%14.685.35 26.302.190.10 51.38變換爐出口氣體組成表3-11變換爐出口氣體組成組分COCO2 H2 H2SH2O合計Nm31.9239.28 81.98 4.577.82205.5%0.9319.11 39.89 2.2037.87100廢熱鍋爐，第二換熱器的進出口變換氣組成與變換爐出口組成相同。第一換熱氣器進口變換氣組成：表3-12第一換熱氣器進口變換氣組成組分COCO2H2H2SH2O合計Nm31.9239.2881.984.577.82205.5%0.9319.1139.892.2037.87100第一換熱器出口變換氣組成：表3-13第一換熱器出口變換氣組成組分COCO2H2H2SH2O合計Nm31.9239.2881.984.570.92198.6%0.9619.7841.282.2735.71100量匯總表以25℃為計算基準:表3-14變換爐催化劑床層熱量平衡表反應放熱/kJ氣體吸熱/kJ熱量損失/kJ54385.1852753.621631.56表3-15飽和塔熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ原料氣1.965x1051.754x106－－－－－－－－水1.334x1071.135x107－－－－－－－－水蒸氣－－－－－－－－3.907x105－－－－－－－－熱損失46036合計1.354x1071.349x107－－－－－－－－表3-16熱水塔熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ變換干氣3.334x1062.771x106－－－－－－－－水1.127x1071.231x107－－－－－－－－水蒸氣2.141x1061.626x106－－－－－－－－熱損失33480合計1.675x1071.671x107表3-17第一換熱器熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ變換氣6.515x1065.475x106――――――――水1.230x1071.334x107――――――――合計1.882x1071.882x107表3-18廢熱鍋爐熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ轉換氣1.360x1076.515x106－－－－－－－－水07.085x106－－－－－－－－合計1.360x1071.360x107表3-19第二換熱器熱量平衡表帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ原料氣5.397x1066.187x106―――――――――變換器1.439x107帶入熱/kJ帶出熱/kJ熱損失/kJ原料氣5.397x1066.187x106―――――――――變換器1.439x1071.360x107合計1.979x1071.979x1074.設備計算4.1.變換爐的計算催化劑用量計算⑵」選用B302Q耐硫變換催化劑。其宏觀動力學方程為:r= |=1822exp」變形得：(1- |>443=0.1468A+B606=0.0093A+B解得T=-1185.45x+617.02所以每小時產量為:V總的計算＜按無物料損失進行理論計算）因年產量為100k展100000/(330x24>=12.63t/hN2N2+3H2=2NH3Nm3/h由反應關系有，V(HNm3/h由前面的計算結果可知：每進100Nm3的原料氣，出變換爐的H1的量為：81.98Nm3所以，V=30449.89Nm3/h總對CO含量變化分區(qū)間即可求得催化劑用量W。由CO濕基含量從14.68%降到0.93%分成11段：以第一段區(qū)間為例：14.68%?13.43%由上述，進出口的溫度與濕基含量滿足如下方程可知，當x=13.43%時，T=458K(185℃>，Kp=320.87,yco=13.43%,yH2=27.40%,yH2O=50.36%,yCO2=6.62%帶入得，W1=0.2061m3現(xiàn)將計算結果列于下表:xT/KKpyyTT?MyTrn丫后W/m3coH2T^^^UH2OCO20.1343458320.870.13430.274010.50360.06620.20610.1218473229.90Mnanl0.49110.07870.18650.1093487171.770.10930.29900.47860.09120.17370.0968502128.120.09680.31150.46610.10370.16020.084351797.240.08430.32400.45360.11620.15060.071853275.060.07180.33650.44110.12870.14490.059354758.790.05930.34900.42870.14120.14410.046856246.700.04680.36150.41620.15370.15060.034357638.100.03430.37400.40360.16620.17410.021859130.980.02180.38650.39110.17870.24390.009360625.480.00930.39900.37860.19121.807表4-1催化劑裝填量與轉化率X的關系所以，催化劑總量為3.542m3,取備用系數為1.2,則催化劑的實際用量為：W=3.542x1.2=4.250m3催化劑床層直徑的確定：要求全低變換爐床層阻力<0.688MPa設催化劑床層直徑為1.80m 。床層阻力降由AP=對于B302Q催化劑外形取其平均值對于B302Q催化劑外形取其平均值4mm,即dp3?5mmE=0.378+0.308」=0.378+0.308x0.004/1.80=0.3787氣體的密度為：p=m/v其中，m=(1.92/22.4x28+81.98/22.4x2+77.82/22.4x18+39.28/22.4x44+4.5/22.4x34>x103kg=156.24kgp=m/v=156.21/205.5kg/m3=0.7603kg/m3校正溫度、壓力對密度的影響：p'=pxP'/PxTT=0.7603x800/101.3x273/525kg/m3=3.122kg/m3G為氣體質量流量：G==37358.01kg/(m2-h>L為：mG==37358.01kg/(m2-h>L為：m催化劑L==1.67m所以，床層阻力降AP所以，床層阻力降AP為:kgf/m2中變爐工藝計算總匯<1）、催化劑體積為4.250m3,床層直徑均為1.80m,填料高度為1.67m。<2）、催化劑床層總阻力降為0.3999MPa；中變爐壁厚的計算<1）、已知條件，溫度為170℃—333℃，壓力為低壓，介質屬于易燃易爆的物質所以選用20R型鋼板圖。<2由［4］查得：C2=1mm<3由［4］查得：C2=1mm<3）計算厚M由［4］查得：由［4］查得：〈采用雙面焊對接接頭，損傷檢測）由［4］得：根據Sd=9.38mm,查［4］得：C1=0.25mm圓整后取 ，二,該塔<4圓整后取 ，二,該塔<4）、校核.1，復驗體可以用厚度為10mm的>0.25mm，故最后20R鋼板制造。由［4］查得:式中：Se=Sn-C=10-(0.25+1>=8.75mm由［4］查得： ，則，所以水壓實驗強度足夠。所以該塔是一個直徑為1800mm，壁厚為10mm的20R制成4.2.飽和塔的計算塔型：填料塔，50瓷矩鞍環(huán)。

塔型：填料塔，50瓷矩鞍環(huán)。原料氣組成：表4-2原料氣組成組分COCO2H2H2SO2合計%30.21100操作壓力0.9MPa進塔原料氣溫度35℃TOC\o"1-5"\h\z出塔原料氣溫度 113℃進塔水的溫度 116℃出塔水的溫度 108℃進塔干氣量 14804.74Nm3/h進塔干氣的平均分子量為15.97kg/kmol進塔原料氣的質量流量為14804.74/22.4x15.97=10554.99kg/h進塔水量為35000kg/h出塔水量為32643kg/ha.塔徑計算由于塔出口溫度最高，濕含量最大，計算塔徑時以塔頂條件進行計算。要求填料阻力＜0.147kPa〈即15mmH2O/m填料）b.空塔速度計算橫坐標為 |_|縱坐標為 .——心二『El流量kg/h式中WL——液體流量Tg/h流量kg/hWG — —氣體rL 液體密度，kg/m3rG 氣體密度，kg/m3WO——空塔速度，m/sg 重力加速度，m/s2uL 液體粘度，mPa?sK——填料因子，m-1N——液體校正系數，即水的密度與液體密度之比，N=r水/rL各數據如下：

WL=35000kg/hWG=(10554.99+2932.57/22.4x18>kg/h=12911.52kg/hrL=949.42kg/m3((116+108>/2=112℃>操作狀態(tài)下出塔氣體體積流量為：V=(14804.74+2932.57>x(273+113>/273x101.33/900m3/h=2823.63m3/h所以，rG=12911.52/2823.63=4.573kg/m3水的粘度水在116℃,uL=0.2459mPa-s50瓷矩鞍環(huán)K=216N=1000/949.42=1.053則I=I==0.19由［5］查得△P=15填料時=0.018WO2=0.018塔徑計算=0.018WO2=0.018塔徑計算W=0.474m/sO體流量|V=2823.63/3600=0.784m3/s所以，D所以，D二||T.451m圓整后取塔徑為1.60m。c.理論塔板數計算<a).平衡曲線計算由I=Cpmt+Xi計算出105?120℃時飽和蒸汽的焓，并列于下表表4-3I與X之間的關系

溫度蒸汽熱飽和蒸汽干氣比熱P-s1x|I(kJ/kg/oC焓壓容PH2o(MPa>kJ/kgPH2O(MPa>kJ/(kg?℃>>1052683.840.123230.520.77680.15860.17873684.181102692.110.146130.570.75390.19380.21843950.661152698.810.172430.620.72760.23690.26704241.881202706.350.202530.660.69750.29030.32724564.72<b）操作線計算進塔氣體的焓35℃進塔氣體的焓為29.73kJ/（kg?℃>35℃時蒸汽壓和蒸汽的焓分別為PH2O=0.0058MPa,i=2559kJ/kgI1==1057.94國kJ/k^_|出塔水溫t2=108℃

出塔氣體的焓113℃時蒸汽壓和蒸I20.16kJ/(kg?℃〉16MPa,i=2698.1kJ/kg二4010.46kJ/kg進水溫度t1=116℃d.塔板數的計算利用平衡曲線和操作線,7在平衡線及操作線間作梯級，由此得飽和塔的理論塔板數為2塊。e.填料高度計算<a）理論板當量高度由于矩鞍環(huán)是一種新型填料，對于塔板當量高度還未見到合適的計算公式，根據資料推薦的意見，矩鞍形填料的高度可粗略取為相應條件下拉西環(huán)和鮑爾環(huán)高度的中值。①50鮑爾環(huán)推薦的等板高度（H、E、T、P>為700?750mm，考慮到飽和塔直徑較大，氣液分布不如小塔或實驗條件，取等板高度1.5m。<b）填料總高度H=1.5x2=3.0mf.全塔阻力降計算由前面計算知J=實際空塔速度W實=J=組=0.0016表4-4變換氣組成組分COCO2H2H2SH2O%0.9319.1139.892.2037.87操作壓力0.7MPa進塔變換氣溫度147℃出塔變換氣溫度127℃進塔水的溫度 108℃出塔水的溫度 109℃進塔干氣的平均分子量為16.44kg/kmol進塔變換氣量18899.60/22.4x16.44=23128kg/h進塔水量為32468kg/h出塔水量為（32468+1020.06/22.4x18>kg/h=33288kg/ha.塔徑計算由于熱水塔進口溫度最高，濕含量最大，計算塔徑時以進口條

件進行計算。要求填料阻力＜0.147kPaaR15mmH2O/m填料）b.空塔速度計算縱坐標為橫坐標為縱坐標為式中WL——液體流量WG——氣體流量，kg/hrL 液體密度，kg/m3rG 氣體密度，kg/m3WO——空塔速度，m/sg 重力加速度，m/s2uL 液體粘度，mPa?sK——填料因子，m-1N——液體校正系數，即水的密度與液體密度之比，N=r水/rL各數據如下：WL=33288kg/hWG=(13871+9257>kg/h=23128kg/hrL=952.1kg/m3((108+109>/2=108℃>操作狀態(tài)下出塔氣體體積rG=(18899.60+11519.84>x(273+147>/273x101.33/700m3/h=7097m3/hrG=23128/7097=3.26kg/m3水的粘度水在108℃，uL=0.2639mPa-s50瓷矩鞍環(huán)K=216N=1000/952.1=1.050則J==0.084由查［5］得^Pu15mmH2O/m填料時=0.0077WO2=0.0077W=0.355m/sc.理論塔板塔徑計算氣體流量所以，D=1m3c.理論塔板塔徑計算氣體流量所以，D=1m3/s=2.7m,圓整后取D=2.8m/)平衡曲線計算由I=Cpmt+Xi計算出105?120℃時飽和蒸汽的焓，并列于下表表4-5I與X之間的關系溫度/oC蒸汽熱焓kJ/kg飽和蒸汽壓PH2O(MPa>干氣比熱容kJ/(kg-oC>PH2O(MPa>工11K1I(kJ/kg1052683.740.123231.990.57680.21360.23393986.681102692.110.146132.080.55390.26380.28894306.551152698.810.172432.180.52760.32680.35784666.331202706.350.202532.270.49750.40700.44575078.62<b)操作線計算進塔氣體的焓147℃進塔氣體的焓為32.39kJ/(kg-℃>147℃時蒸汽壓和蒸汽的焓分別為PH2O=0.4419MPa,i=2746.9kJ/kgIi=二9910.65kJ/kg出塔水溫t2=

出塔氣體的焓109℃127℃勺焓為32.20kJ/(kg?℃>113℃時蒸汽壓和蒸汽的焓分別為PH2O0.25MPa,i=2719.7kJ/kgI2==5743.72kJ/kg進水溫度t1=108℃d.塔板數的計算利用平衡曲線和操作線，并在平彳線及操作線間作梯級，由此得飽和塔的理論塔板數為1塊。e.填料高度計算<a）理論板當量高度^^矩鞍環(huán)是一種新型填料，對于塔板當量高度還未見到合適的計算公式，根據資料推薦的意見，矩鞍形填料的高度可粗略取為相應條件下拉西環(huán)和鮑爾環(huán)高度的中值。①50鮑爾環(huán)推薦的等板高度（H、E、T、P>為700?750mm，考慮到飽和塔直徑較大，氣液分布不如小塔或實驗條件，取等板高度1.5m。<b）填料總高度H=1.5x1=1.5m實取2.0mf.全塔阻力降計算由前面計算知I =0.084JmmH2O/m填料總阻力降△P=15x2=30mmH2O=0.2943kPa4.4.第一換熱器的計算.由物料和熱量計算結果可知：物料：進出設備的變換氣的量：30419.44Nm3/h=1358.01kmol/h進出設備的水的量：35000kg/h=1944.44kmol/h溫度：變換氣進設備的溫度：147℃變換氣出設備的溫度：127℃水進設備的溫度：109℃水出設備的溫度：116℃水在平均溫度(109+116>/2℃=112℃時的物性數據為：p=949.42kg/m3,|i=25.46x10-5Pa-s,Cp=4.242kJ/(kg?℃>入=0.6852W/(m2?℃>變換氣組成為表4-6變換氣組成組分COCO2H2H2sH2O%0.9319.1139.892.2037.87M平=17.03kg/kmol.傳熱面積計算以水吸熱來計算從前面主換熱器的計算中可知道水吸熱為:q116-q109則實際傳熱量為:Q=Q116—Q109=L04x106kJ/h127℃―147℃W1W2109℃一116℃△t1=18℃/=31℃平均溫差：■〈△廣△ti)/2Qi)=23.91℃取K=150kJ/(m2.h?℃>傳熱面積：S=Q/(Kxtm>=1.04x106/<150x23.91)m2=289.98m2設富裕傳熱面積為：10%S=289.98x1.10=318.98m2實據[6],得：公稱直徑：1000mm公稱面積：673.1管長：9000mm管子總數：1267管

程數：1殼程數：1管子：①19x2管子排列方式：正三角形3.管內給熱系數的計算公式如下：傳熱系數的計算：回a回a內=0.023Re0.8Pr0.3267Re=Pr=粘度的計算：Re=Pr=粘度的計算：查[7]在137℃時，各氣體的u表4-7137℃時各氣體的粘度組分CO2COH2H2sH2O含量％19.110.9339.892.2037.87g/mPa-s0.01920.02240.01070.01760.0139根據公式得：%=導熱系=0.0167mPa%=導熱系=0.0167mPa?s查[7]得在137℃時，各氣體的導熱系數值如下:根據公式得：根據公式得：表4-8137℃時各氣體的導熱系數組分CO2COH2H2sH2O含量％19.110.9339.892.2037.87(W/(m-℃>m0.02400.03150.02390.01310.0269

=0.0248W/(m-℃>熱容的計算：轉化氣在137℃據[6]CO,H2,H2O,CO2,N2,CH4的Cp為：表4-9137℃時的比熱容組分COH2CO2H2OH2s含量％0.9339.8919.1137.872.2°Cp(kJ/<kmol-℃)>29.6528.6242.7534.7935.93Cpm=￡YixCp=0.0093x29.65+0.3989x28.62+0.1911x42.75+0.3787x34.79+0.0220x35.93=33.83kJ/(kmol?℃>M=17.03kg/kmolCp=33.83/17.03=1.986kJ/(kg?℃>雷諾系數的計算：Re=則：a內則：a內=°.°23=0.023x_|x(25976>°.8x(1.337>°.3=141.12W/(m2.℃>殼側對流傳熱系數計算殼側對流傳熱系數的計算公式如下：

流體通過管間最大截面積:h——兩擋板間的距離，流體通過管間最大截面積:D——換熱器的外殼內徑，mt——相鄰兩管的中心距，m=0-0.015/0.025>=0.048m2流體流速：當量直徑：雷諾準數：普蘭特數：污垢熱阻:殼程中水被加熱，取則殼程傳熱系數為：二3291.29W/(m2?℃>R=3.439x10-4m2.J^^soR.=1.72x10-4m2.℃/WSi總傳熱系數核算（忽略管壁熱阻以管外表面計的總傳熱系數為：Ko=傳熱面積計算Q=1.04x106kJ/h=23.91oC而P=(t2—t1>/(T1At'=m所以：Ko=以水的吸熱來計算R=(T1－T2>/(t2－t1>=(147－127>/(116－109>=2.857查得：w加=0.96Atm=vAtAtm,=0.96x23.91=22.95℃?zhèn)鳠崦娣e：F0=_|=445.98m2設富裕度為20%，實際需換熱面積為F=445.98x1.20=535.18m2實列管長度計算取換熱管的中徑計算換熱面積=7.972m度及定管尺長，實取L=9m=7.972m度及定管尺長，實取L=9m由物料和熱量計算結果可知：物料：進出設備的原料氣的量：30449.89Nm3/h進出設備的變換氣的量：30419.44Nm3/h溫度：原料氣進設備的溫度：148℃原料氣出設備的溫度：170℃變換氣進設備的溫度： 333℃變換氣出設備的溫度：317℃原料氣組成為：表4-10原料氣組成組分COCO2H2H2SH2OO2%14.685.3526.302.1951.380.10M平1=17.02kg/kmol變換氣組成為：表4-11變換氣組成組分COCO2H2H2SH2O%0.9319.1139.892.2037.87M平2=17.03kg/kmol傳熱面積計算以變換氣放熱來計算則實際傳熱量為:Q=Q333—Q317=7.90x105kJ/h148℃―170℃W14317℃一333℃△t1=169℃^t2=163℃平均溫差tm=<4t2—△§)“口〈△t2/△1)=165.98℃取K=200kJ/(m2h℃>傳熱面積：S=Q/(Kxtm>=7.9x105/(200x165.98>m2=23.80m2設富裕傳熱面積為：10%S,=23.80x1.10=26.18m2據［6］得： 公稱直徑：400mm公稱面積：30.1管子總數：174管長:3000mm管程數：1殼程數：1管子：①19*2管子排列方式：正三角形管內給熱系數的計算公式如下：a內=。3-Re*Re=［_|P=I=」mI粘度的計算一^查［7］在159℃時，各氣體的u值如下：表4-12159℃時各氣體的粘度

組分C02COH2H2sH2002含量％5.3514.6826.302.1951.380.10g/mPa-s0.02020.02330.01140.02010.01470.0269根據公式得：%=導熱系=0.1166mPa%=導熱系=0.1166mPa?s查［7］在159℃時，各氣體的導熱系數值如下：根據公式得：根據公式得：表4-13159℃時各氣體的導熱系數組分C02C0H2H2sH2002含量％5.3514.6826.302.1951.380.10(W/(m-℃>m0.02790.03400.02480.01320.02690.0370熱容的計算：轉化氣在159℃據［7兀0,H2,H2O,CO2,N2,CH4的Cp為:表4-14159℃時的比熱容組分C0H2C02H20H2s02含量％14.6826.305.3551.382.190.10Cp(kJ/<mol-℃)>29.3928.4440.8034.2135.1430.37Cpm=￡YixCp=0.1468x29.39+0.2630x28.44+0.0535x40.80+0.5138x34.21+0.0010x30.37=32.35kJ/(kmol?℃>

M1=17.02kg/kmolCp=33.83/17.02=1.901kJ/(kg?℃>雷諾系數的計算：Re=G==219.09kg/(m2.s>=219.09kRe=L_|oRe=L_|=219.09x0.015/(0.1166x10-3>=28185Pr==1.33=1.33_ 囚__ 囚__貝U：a內=0.023Re0.8Pr0.4=0.023x_|x<28185)0取<1.338)0.4=1036.47W/(m2?℃>殼側對流傳熱系數計算殼側對流傳熱系數的計算公式如下：=0.2x0.4x(1-0.015/0|025>m=0.2x0.4x(1-0.015/0|025>m2密度的計算：查⑺在325℃時，各氣體的p值如下：表4-15325℃時各氣體的密度組分CO2COH2H2SH2O含量％19.110.9339.892.2037.87p/kg/m36.2323.9420.28654.8544.101pm=兇piyi=3.001/kg/m3粘度的計算：查⑺在325℃時，各氣體的u值如下：表4-16325℃時各氣體的粘度組分CO2COH2H2sH2O含量％19.110.9339.892.2037.87g/mPa-s0.02710.02890.01410.02780.0204根據公式得：四= =0.0247mPa-s二」導熱系數的計算:查⑺在325℃時，各氣體的導熱系數值如下：表4-17325℃時各氣體的導熱系數組分CO2COH2H2sH2O含量％19.110.9339.892.2037.87(W/(m-℃>m0.04190.04400.03190.01310.0458根據公式得：=0.O368wlm.℃>熱容的計算：轉化氣在325℃據［7］知CO,H2,H2O,CO2,N2,CH4為：表4-18325℃時的比熱容組分CO2COH2H2OH2s含量％19.110.9339.8937.872.20Cp(kJ/<kmol-℃)>44.1629.8728.7835.2736.61Cpm=￡YixCp=0.1911x44.16+0.0093x29.87+0.3989x28.78+0.3787x35.27+0.022x36.61=34.36kJ/(kmol?℃>M平2=17.03kg/kmolCp=33.83/17.03=2.018kJ/(kg.℃>操作條件下的氣體流量V,=101.33/700x<325+273)/273x30419.44=9645.61m3/hs流體流速：當量直徑：雷諾準數：普蘭特數：=904.04W/(m2?℃>污垢熱阻:壁熱阻》I管soR.=1.72x10-4m：2.℃/WR=1.72x10-4m2?0℃W^Si總傳熱系數核算（忽略,以管外表面計的總傳熱系數為:Ko=傳熱面積計算Q=7.90x105kJ/hAt'=m所以：Ko=以水的吸熱來計算=165.98℃而P=(t2-t1>/(T1R=(T1－T2>/(t2－t1>=(333－317>/(170－148>=0.7273查得：W加=1.00Atm=vAtAtm,=1.00x165.98=165.98℃?zhèn)鳠崦娣e：F0=_|=12.94m2設富裕度為20%,實際需換熱面積為F=12.94x1.20=15.53m2實列管長度計算取