年产五万吨合成氨变换工段工艺初步模板.doc

四 川 理 工 学 院

毕 业 设 计

题 目 年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计

系 别 化 学 工 程 和 工 艺
专 业 无 机 化 工 011
指导老师
教研室主任
学生姓名
接收任务日期 2月28日
完成任务日期 6月1日

四 川 理 工 学 院
毕 业 论 文 任 务 书

材 料 和 化 学 工 程 系 无 机 化 工 专业 -1 班
题 目 年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计
起迄日期 年 2 月 25 日起至 年 6 月 1日止
指 导 老 师
教研室主任 （署名）
系 主 任 （署名）
学 生 姓 名
批 准 日 期 年 2 月 25 日
接收任务日期 年 2 月 25 日
完成任务日期 年 6 月 1 日

一、设计（论文）要求：
1、说明书 包含序言，合成氨变换工段工序原理，工艺条件及工艺步骤确定，和关键设备选择说明，对本设计评述。
2、计算部分 包含物料衡算，热量衡算，有效能利用率计算，关键设备计算。
3、图纸 带控制点工艺步骤图。
二、设计（论文）原始数据：
天然气成份：以鸿化厂实际工作数据为依据来进行。
年工作日330天,其它数据自定。
三、参考资料及说明：
《化工工艺设计手册》（上、下册）、《氮肥工艺设计手册》理化数据、《化肥企业产品能平衡》、《小合成氨厂工艺技术和设计手册》、《合成氨工学》、《化工制图》、《化工原理》、《化学工程》、《化工设计概论》和相关氮肥其它相关杂志。

目 录
1. 序言………………………………………………………………………………4
2. 工艺原理…………………………………………………………………………4
3. 工艺条件…………………………………………………………………………5
4. 工艺步骤确实定…………………………………………………………………6
5. 关键设备选择说明……………………………………………………………6
6. 对本设计综述…………………………………………………………………6
第一章 变换工段物料及热量衡算……………………………………………8
第一节 中变物料及热量衡算………………………………………………………8
1．确定转化气组成…………………………………………………………………8
2．水汽比确实定……………………………………………………………………8
3．中变炉一段催化床层物料衡算………………………………………………9
4．中变炉一段催化床层热量衡算………………………………………………11
5．中变炉催化剂平衡曲线…………………………………………………………13
6. 最好温度曲线计算……………………………………………………………14
7．操作线计算……………………………………………………………………15
8．中间冷淋过程物料和热量计算……………………………………………16
9．中变炉二段催化床层物料衡算 ……………………………………………17
10.中变炉二段催化床层热量衡算……………………………………………18
第二节 低变炉物料和热量计算………………………………………………19
第三节 废热锅炉热量和物料计算……………………………………………24
第四节 主换热器物料和热量计算…………………………………………26
第五节 调温水加热器物料和热量计算……………………………………28
第二章 设备计算………………………………………………………………29
1. 低温变换炉计算………………………………………………………………29
2. 中变废热锅炉…………………………………………………………………31
参考文件及致谢………………………………………………………………… 35
前 言
氨是一个关键化工产品，关键用于化学肥料生产。合成氨生产经过多年发展，现已发展成为一个成熟化工生产工艺。合成氨生产关键分为：原料气制取；原料气净化和合成。粗原料气中常含有大量C，因为CO是合成氨催化剂毒物，所以必需进行净化处理，通常，先经过CO变换反应，使其转化为易于清除CO2和氨合成所需要H2。所以，CO变换既是原料气净化过程，又是原料气造气继续。最终，少许CO用液氨洗涤法，或是低温变换串联甲烷化法加以脱除。
变换工段是指CO和水蒸气反应生成二氧化碳和氢气过程。在合成氨工艺步骤中起着很关键作用。
现在，变换工段关键采取中变串低变工艺步骤，这是从80年代中期发展起来。所谓中变串低变步骤，就是在B107等Fe-Cr系催化剂以后串入Co-Mo系宽温变换催化剂。在中变串低变步骤中，因为宽变催化剂串入，操作条件发生了较大改变。首先入炉蒸汽比有了较大幅度降低；其次变换气中CO含量也大幅度降低。因为中变后串了宽变催化剂，使操作系统操作弹性大大增加，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。
工艺原理：
一氧化碳变换反应式为：
CO+H2O=CO2+H2+Q (1-1)
CO+H2 = C+H2O (1-2)
其中反应（1）是主反应，反应（2）是副反应，为了控制反应向生成目标产物方向进行，工业上采取对式反应（1—1）含有良好选择性催化剂，进而抑制其它副反应发生。
一氧化碳和水蒸气反应是一个可逆放热反应，反应热是温度函数。
变换过程中还包含下列反应式：
H2+O2=H2O+Q

工艺条件
1.压力：
压力对变换反应平衡几乎没有影响。不过提升压力将使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。单就平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加压可提升反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。因为干原料气摩尔数小于干变换气摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换能耗，比常压变换再进行压缩能耗底。具体操作压力数值，应依据中小型氨厂特点，尤其是工艺蒸汽压力及压缩机投各段压力合理配置而定。通常小型氨厂操作压力为0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.2~1.8Mpa。本设计原料气由小型合成氨厂天然气蒸汽转化而来，故压力可取1.7MPa.
1.温度：
改变反应是可逆放热反应。从反应动力学角度来看，温度升高，反应速率常 数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度升高而变小，即 CO平衡含量增大，反应推进力变小，对反应速率不利，可见温度对二者影响是相反。所以存在着最好反应温对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导计算式为
Tm=
式中Tm、Te—分别为最好反应温度及平衡温度，最好反应温度随系统组成和催化剂不一样而改变。
1． 汽气比：
水蒸汽百分比通常指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气.改变水蒸汽百分比是工业变换反应中最关键调整手段。增加水蒸汽用量，提升了CO平衡变换率，从而有利于降低CO残余含量，加速变换反应进行。因为过量水蒸汽存在，确保催化剂中活性组分Fe3O4稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。不过，水蒸气用量是变换过程中最关键消耗指标，尽可能降低其用量对过程经济性含相关键意义，蒸汽比比假如过高，将造成催化剂床层阻力增加；CO停留时间缩短，余热回收设备附和加重等，所以，中（高）变换时适宜水蒸气百分比通常为：H2O/CO=3～5，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，无须再添加蒸汽即可满足低温变换要求。
工艺步骤确定
现在改变工艺有：中温变换，中串低，全低及中低低4种工艺。本设计参考四川省自贡市鸿鹤化工厂生产工艺，选择中串低工艺。转化气从转化炉进入废热锅炉，在废热锅炉中变换气从920℃降到330℃，在废热锅炉出口加入水蒸汽使汽气比达成3到5之间，以后再进入中变炉将转换气中一氧化碳含量降到3%以下。再经过换热器将转换气温度降到180℃左右，进入低变炉将转换气中一氧化碳含量降到0.3%以下，再进入甲烷化工段。
关键设备选择说明
中低变串联步骤中，关键设备有中变炉、低变炉、废热锅炉、换热器等。低变炉选择C6型催化剂，计算得低变催化剂实际用量10.59m3。以上设备选择关键是依据所给定合成氨系统生产能力、原料气中碳氧化物含量和变换气中所要求CO浓度。
对本设计评述
天然气变换工段工序是合成氨生产中第一步，也是较为关键一步，因为能否正常生产出合格压缩气，是后面全部工序正常运转前提条件。所以，必需控制一定工艺条件，使转化气组成，满足工艺生产要求。
在本设计中，依据已知天然气组成，操作条件，采取了中变串低变工艺步骤路线。首先对中，低变进行了物料和热量衡算，在计算基础上，依据计算结果对关键设备选型，最终完成了本设计宗旨。设计中一共有中温废热锅炉，中变炉，主换热器，调温水换热器，低变炉多个关键设备。
因为天然气变换工段工序是成熟工艺，参考文件资料较多，在本设计中，关键参考了《小合成氨厂工艺技术和设计手册》和《合成氨工艺学》这两本书。因为时间有限，设计可能不完善，请各位老师指出。谢谢！
第一章 变换工段物料及热量衡算
第一节 中温变换物料衡算及热量衡算
1．确定转化气组成：
已知条件中变炉进口气体组成：
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
累计
%
9.6
11.42
55.71
22.56
0.38
0.33
100
计算基准：1吨氨
计算生产1吨氨需要改变气量：（1000/17）×22.4/（2×22.56）=2920.31 M3(标)
因为在生产过程中物量可能回有消耗，所以改变气量取2962.5 M3(标)
年产5万吨合成氨生产能力：
日生产量：50000/330=151.52T/d=6.31T/h
要求出中变炉变换气干组分中CO％小于2％
进中变炉变换气干组分：
组 分
CO2
CO
H2
N2
O2
CH4
累计
含量，％
9.6
11.42
55.71
22.56
0.33
0.38
100
M3(标)
474
563.86
2750.68
1113.9
16.29
18.763
4937.5

假设入中变炉气体温度为335摄氏度，取出炉和入炉温差为30摄氏度，则出炉温度为365摄氏度。
进中变炉干气压力=1.75Mpa.
2．水汽比确实定：
考虑到是天然气蒸汽转化来原料气，所以取H2O/CO=3.5
故V（水）=1973.52m3(标) n(水)=88.1kmol
所以进中变炉变换气湿组分:
组 分
CO2
CO
H2
N2
O2
CH4
H2O
累计
含量％
6.86
8.16
39.8
16.12
0.24
0.27
28.56
100
M3(标)
474
563.86
2750.68
1113.9
16.29
18.763
1973.52
6911.02
koml
21.16
25.172
122.798
49.73
0.727
0.838
88.1
308.53
中变炉CO实际变换率求取：
假定湿转化气为100mol，其中CO基含量为8.16％，要求变换气中CO含量为
2％，故依据变换反应：CO+H2O＝H2+CO2，则CO实际变换率为：
％=×100=74％
式中Ya、分别为原料及变换气中CO摩尔分率（湿基）
则反应掉CO量为：8.16×74％=6.04
则反应后各组分量分别为：
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％
中变炉出口平衡常数：
K= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）=12
查《小合成氨厂工艺技术和设计手册》可知K=12时温度为397℃。
中变平均温距为397℃-365℃=32℃
中变平均温距合理，故取H2O/CO可用。
3.中变炉一段催化床层物料衡算
假设CO在一段催化床层实际变换率为60％。
因为进中变炉一段催化床层变换气湿组分：
组 分
CO2
CO
H2
N2
O2
CH4
H2O
累计
含量，％
6.86
8.16
39.8
16.12
0.24
0.27
28.56
100
M3(标)
474
563.86
2750.68
1113.9
16.29
18.763
1973.52
6911.02
koml
21.16
25.172
122.798
49.73
0.727
0.838
88.1
308.53
假使O2和H2 完全反应，O2 完全反应掉
故在一段催化床层反应掉CO量为：
60％×563.86=338.318M3(标)=15.1koml
出一段催化床层CO量为：
563.86-338.318=225.545 M3(标)=10.069koml
故在一段催化床层反应后剩下H2量为:
2750.68+338.318-2×16.29=3056.41 M3(标)=136.447koml
故在一段催化床层反应后剩下CO2量为：
474+338.318=812.318 M3(标)=36.26koml
出中变炉一段催化床层变换气干组分：
组 分
CO2
CO
H2
N2
CH4
累计
含量％
15.54
43.1
58.47
21.13
0.35
100
M3(标)
812.318
225.545
3056.41
1113.9
18.76
5226.94
koml
36.26
10.069
136.447
49.73
0.838
233.35
剩下H2O量为：
1973.52-338.318+2×16.29=1667.79M3(标)=74.45koml
所以出中变炉一段催化床层变换气湿组分：
组 分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
累计
含量％
11.78
3.27
44.33
16.16
0.27
24.19
100
M3(标)
812.318
225.545
3056.41
1113.9
18.76
1667.79
6894.73
koml
36.26
10.069
136.447
49.73
0.838
74.45
307.8

对出中变炉一段催化床层变换气温度进行计算：
已知出中变炉一段催化床层变换气湿组分含量（％）：
组 分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
累计
含量％
11.78
3.27
44.33
16.16
0.27
24.19
100
M3(标)
812.318
225.545
3056.41
1113.9
18.76
1667.79
6894.73
koml
36.26
10.069
136.447
49.73
0.838
74.45
307.8
对出变炉一段催化床层变换气温度进行估算：
依据：K=(H2％×CO2％)/（H2O％×CO％)计算得K=6.6
查《小合成氨厂工艺技术和设计手册》知当K=6.6时t=445℃
设平均温距为30℃，则出变炉一段催化床层变换气温度为：
445℃-30℃=415℃
4．中变炉一段催化床层热量衡算
以知条件：进中变炉温度：335℃
出变炉一段催化床层变换气温度为：415℃
反应放热Q：在改变气中含有CO，H2O，O2，H2 这4种物质会发生以下2种反应：
CO +H2O=CO2+H2 （1-1）
O2 + 2H2= 2 H2O （1-2）
这2个反应全部是放热反应。
为简化计算，拟采取统一基准焓（或称生成焓）计算。以P=1atm，t=25℃为基准气体统一基准焓计算式为：
HT=△H0298=Cpdt
式中 HT ——气体在在TK统一基准焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；
△H0298 ——该气体在25℃下标准生成热，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；
T——绝对温度，K；
Cp ——气体等压比热容，kcal/（kmol.℃）[4.1868kJ/（kmol.℃）]
气体等压比热容和温度关系有以下经验式：
Cp=A0+A1×T+A2×T2+A3×T3+……
式中A0、A1、A2、A3……气体特征常数
将式代入式积分可得统一基准焓计算通式：
Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4
式中常数a0、a1、a2、a3、a4和气体特征常数及标准生成热关系为：
a1=A0, a2=A1/2, a3=A3/4, a4=A3/4
a0=△H0298－298.16a1－298.162×a2－298.163×a3－298.164×a4
采取气体统一基准焓进行热量平衡计算，无须考虑系统中反应怎样进行，步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程总热效果。
△H=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末
式中△H ——过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热，kcal；（4.1868kJ）;
ni --- 始态或末态气体千摩尔数，kmol；
Hi — 始态温度下或末态温度下；
I — 气体统一基准焓，kcal/kmol，（4.1868kJ/kmol）
现将相关气体计算常数列于下表中
气体统一基准焓（通式）常数表
分子式
a0
a1
a2
a3
a4
O2
1.90318×103
5.80298
2.15675×10–3
-7.40499×10–7
1.08808×10–10
H2
-2.11244×103
7.20974
-5.5584×10－4
4.8459×10－7
-8.18957×10－11
H2O
-6.0036×104
7.11092
1.2932×10－3
1.28506×10－7
-5.78039×10－11
N2
-1.97673×103
6.45903
5.18164×10－4
2.03296×10－7
-7.65632×10－11
CO
-2.83637×104
6.26627
8.98694×10－4
5.04519×10－9
-4.14272×10－11
CO2
-96377.88867
6.396
5.05×10－3
-1.135×10－6
0.00

计算O2基准焓：
依据基准焓计算通式：Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4
在415℃时T=415+273=683K
查表可得变换气各个组分基准焓列于下表：
组分
O2
H2
H2O
CO
CO2
Ht（kcal/kmol）
6699.742
2724.221
-54502.665
-23634.754
-89956.67833
Ht（kJ/kmol）
28050.412
11405.77
-228191.759
-98953.987
-376630.6208
放热： CO +H2O=CO2+H2 （1）
△H1=(∑Hi)始-（∑Hi）末
=-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759
=-38079.10484kJ/koml
Q1=15.1×（-38079.10484）=-575121.414kJ
O2 + 2H2= 2 H2O （2）
Q2=△H2=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末=-368924.3632kJ
气体共放热：
Q=Q1+Q2=575121.414+368924.3632=944045.7772kJ
气体吸热Q3：
依据《物理化学》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。
热容单位为kJ/（kmol.℃）
查表可得：
物质
CO
H2
H2O
CO2
N2
a
28.41
27.28
30
44.14
27.87
b/10-3
4.1
3.26
10.71
9.04
4.27
c/10-5
-0.46
0.502
0.33
-8.53
-----------
Cpm=∑Yi*Cp=34.06 KJ/（kmol.℃）
所以气体吸热Q3=34.06*307.8*(415-330)=891111.78kJ
假设热损失Q4
依据热量平衡：
Q= Q3 +Q4
Q4=52934.965 kJ
5．中变炉催化剂平衡曲线
依据H2O/CO=3.5，和公式XP=×100％
V=KPAB-CD
q=
U=KP（A+B）+（C+D），W=KP-1
其中A、B、C、D分别代表CO、CO2、CO2及H2起始浓度
t
300
320
340
360
380
400
T
573
593
613
633
653
673
Xp
0.9012
0.8737
0.8424
0.8074
0.7687
0.7058

t
420
440
460
T
693
713
733
Xp
0.6859
0.6416
0.5963

中变炉催化剂平衡曲线以下：

6.最好温度曲线计算
因为中变炉选择C6型催化剂，
最适宜温度曲线由式 进行计算。
查《小合成氨厂工艺技术和设计手册》C6型催化剂正负反应活化能分别为E1=10000千卡/千克分子，E2=19000千卡/千克分子。
最适宜温度计算列于下表中：
Xp
0.9012
0.8737
0.8424
0.8074
0.7687
0.7058
T
526
546.8
564.2
581.5
598.8
624.5
t
253
273.8
291.2
308.5
325.8
351.5

Xp
0.67
0.64
0.61
0.58
0.55
0.52
T
638.2
649.4
660.7
671
681.6
692.6
t
365.2
376.4
387.3
398
408.6
419.6

Xp
0.49
0.45
T
702.6
716.6
t
429.6
443.6
将以上数据作图即得最适宜温度曲线以下图：
7．操作线计算
有中变催化剂变换率及热平衡计算结果知：
中变炉人口气体温度 335℃
中变炉出口气体温度 415℃
中变炉入口CO变换率 0
中变炉出口CO变换率 60%
由此可作出中变炉催化剂反应操作线以下：

8．中间冷淋过程物料和热量衡算：
此过程采取水来对变换气进行降温。
以知条件：
变换气流量：307.8koml
设冷淋水流量：X kg
变换气温度：415℃
冷淋水进口温度：20℃
进二段催化床层温度：353℃
操作压力：1750kp
热量计算：
冷淋水吸热Q1：据冷淋水进口温度20℃查《化工热力学》可知h1 =83.96kJ/kg
依据《化工热力学》可知
T/k
P/kPa
H/(kJ/kg)
600
1600
3693.2
600
1800
3691.7
700
1600
3919.7
700
1800
3918.5
冷淋水要升温到353℃，所以设在353℃, 615K,1750kp时焓值为h
对温度进行内查法：
1600kpa时
(626-600 )/(h-3693.2)=(700-626)/(3919.7-h)
h=3752.09 kJ/kg
1800kpa时
(626-600)/(h-3691.7)=(700-626)/(3918.5-h)
h=3750.668 kJ/kg
对压力用内差法得353℃，615K，1750Kp时焓值h为：
(1750-1600)/(h-3752.09)=(1800-1750)/(3750.668-h)
h=3751.0235 kJ/kg
Q1= X( 3813.244875-83.96)
变换气吸热Q2
依据表5-1.2和表5-1.3计算方法得：
物质
CO
CO2
H2
H2O
N2
CH4
Cp
31
48.2
29.6
37.2
30.7
56.1
所以Cpm= ∑Yi*Cp =33.92 kJ/（kmol.℃）
Q2=308.53*33.92*(415-353)
取热损失为0.04 Q2
依据热量平衡：0.96 Q2= X(3751.0235-83.96)
X=169.46kg=9.415koml=210.88 M3(标)
所以进二段催化床层变换气组分：
水量为：210.88+1667.79=1878.67 M3(标)

组 分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
累计
含量％
11.432
3.17
43.01
15.68
0.26
26.44
100
M3(标)
812.318
225.545
3056.413
1113.9
18.76
1878.67
7105.61
koml
36.265
10.068
136.45
49.73
0.838
83.87
317.22
9．中变炉二段催化床层物料衡算：
设中变炉二段催化床层转化率为0.74（总转化率）
所以在二段CO改变量563.86*0.74=417.26 M3(标)
在中变炉二段催化床层转化CO量为：
225.545-（563.86-417.26）=78.94M3(标)=3.52koml
出中变炉二段催化床层CO量为：225.545-78.94=146.605 M3(标)
故在二段催化床层反应后剩下CO2量为：
812.318+78.94= 891.26M3(标)
故在二段催化床层反应后剩下H2量为：
3056.413+78.94= 3135.353M3(标)
故在二段催化床层反应后剩下H2O量为：
1878.67-78.94= 1799.73M3(标)
所以出中变炉湿组分：
组 分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
累计
含量％
12.54
2.06
44.125
15.67
0.26
25.33
100
M3(标)
891.26
146.605
3135.353
1113.9
18.76
1799.73
7105.6
koml
39.788
6.545
139.971
49.73
0.838
80.345
317.22
对出变炉一段催化床层变换气温度进行估算：
依据：K= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）
计算得K=10.6
查《小合成氨厂工艺技术和设计手册》知当K=10.6时t=409℃
设平均温距为48℃，则出变炉一段催化床层变换气温度为：
409℃-44℃=365℃
10.中变炉二段催化床层热量衡算：
以知条件：进变炉二段催化床层变换气温度为：353℃
出变炉二段催化床层变换气温度为：365℃
变换气反应放热Q1:
计算变换气中各组分生成焓，原理和计算一段床层一样，平均温度为：632K,计算结果以下：
组分
H2
H2O
CO
CO2
Ht（kcal/kmol）
2373.4
-54949.05
-24005.565
-90536.421
Ht（kJ/kmol）
9936.95
-230060.69
-100506.5
-379057.89
放热： CO +H2O=CO2+H2 （1）
△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末 =-38553.74846 kJ/kg
Q1=3.52*38553.74846=135580.683 kJ/kg
气体吸热Q2：
依据《物理化学》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热
容。
热容单位为kJ/（kmol.℃）
表5-1.2
物质
CO
H2
H2O
CO2
N2
a
28.41
27.28
30
44.14
27.87
b/10-3
4.1
3.26
10.71
9.04
4.27
c/10-5
-0.46
0.502
0.33
-8.53
-----------
CH4可用公式Cp=a+b+cT2+dT3来计算热容：
物质
a
b
c
d
CH4
17.45
60.46
1.17
-7.2
计算结果：
组分
CO
H2
CO2
H2O
N2
CH4
Cp
28.56
29.25
47.3
36.78
30.31
53.72
Cpm=∑Yi*Cp=33.61KJ/（kmol.℃）
Q2=33.61*317.22*（365-353）=12789.1kJ
热损失：
Q3=Q1-Q2=7641.6 kJ

第二节 低变炉物料和热量计算
1.已知条件：
进低变炉湿组分:
组 分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
累计
含量％
12.54
2.06
44.125
15.67
0.26
25.33
100
M3(标)
891.26
146.605
3135.353
1113.9
18.76
1799.73
7105.6
koml
39.788
6.545
139.971
49.73
0.838
80.345
317.22
进低变炉干组分：
组 分
CO2
CO
H2
N2
CH4
累计
含量％
16.79
2.76
59.09
20.99
0.35
100
M3(标)
891.26
146.605
3135.353
1113.9
18.76
5305.91
koml
39.788
6.545
139.971
49.72
0.838
236.87
2．低变炉物料衡算：
要将CO％降到0.2％（湿基）以下，则CO实际变换率为：
％=×100=90.11％
则反应掉CO量为：146.605×90.11％=132.11 M3(标)=5.898 koml
出低温变换炉CO量：146.605-132.11=14.495 M3(标)=0.64722koml
出低温变换炉H2量： 3135.353+132.11=3267.463 M3(标)=145.869 koml
出低温变换炉H2O量：1799.73-132.11=1667.62 M3(标)=74.45koml
出低温变换炉CO2量: 891.26 +132.11=1023.37 M3(标)=45.68koml
出低变炉湿组分：
组 分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
累计
含量％
14.4
0.2
45.98
15.68
0.26
23.47
100
M3(标)
1023.37
14.495
3267.463
1113.9
18.76
1667.62
7105.62
koml
45.68
0.64722
145.869
49.72
0.838
74.45
317.22
出低变炉干组分：
组 分
CO2
CO
H2
N2
CH4
累计
含量％
18.82
0.27
60.08
20.48
0.35
100
M3(标)
1023.37
14.495
3267.463
1113.9
18.76
5437.99
koml
45.68
0.64722
145.869
49.72
0.838
242.767
对出低变炉变换气温度进行估算：
依据：K= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）
计算得K=141.05
查《小合成氨厂工艺和设计手册》知当K=141.05时t=223℃
设平均温距为20℃，则出变炉一段催化床层变换气温度为：
t=223-20=203℃
3．低变炉热量衡算：
以知条件：进低变炉催化床层变换气温度为：181℃
出低变炉催化床层变换气温度为：203℃
变换气反应放热Q1:
在203℃时，T=476K
计算变换气中各组分生成焓，原理和计算一段床层一样，平均温度为：476K,计算结果以下：
组分
H2
H2O
CO
CO2
Ht（kcal/kmol）
1241.516
-56347.304
-25178.916
-92311.594
Ht（kJ/kmol）
5197.977
-2359149.084
-105419.084
-386490.181
放热： CO +H2O=CO2+H2 （1）
△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末 =-39958.286 kJ/kg
Q1=5.898*39958.286=235687.29 kJ/kg
气体吸热Q2：
气体吸热时平均温度：（181+203）/2=191.5℃，T=464.5K
依据《物理化学》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热
容。
热容单位为kJ/（kmol.℃）
表5-1.2
物质
CO
H2
H2O
CO2
N2
a
28.41
2