年产8万吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计.doc

2008届化学与材料工程系
《化工工艺设计任务书》

课题名称

年产8万吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计

类型
化工工艺设计

导师

职称

课题来源

课题
内容

变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。
要求：
1. 绘制带控制点的工艺流程图
2. 系统物料、能量合算
3. 系统主要设备能力及触媒装填量核算
4. 该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统水循环设备及能力核算
课题进度
按化工设计要求进度进行

基本条件要求

1. 入工序气体流量：33000Nm3/h（干基）压力：2.0Mpa 温度：40℃
2.入口气体组分：CO%=32.5% CO2%=6.5% H2%=41.5% N2%=18% CH4%=1.0% O2%=0.5%(体积比)
3. 出口气体组分：CO%=4%（体积比）

变换工艺设计说明书
设计题目 年产8万吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计
课题来源 年产8万吨小型合成氨厂变换工段
变换工段化学工艺设计标准
变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。
要求：1. 绘制带控制点的工艺流程图
2. 系统物料、能量衡算
3. 系统主要设备能力及触媒装填量核算
4. 该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统水循环设备及能力核算。
变换工段化学工艺设计主要技术资料
1. 变换技术方案
CO2变换反应是放热反应，从化学平衡来看，降低反应温度，增加水蒸汽用量，有利于上述可逆反应向生成CO2和H2的方向移动，提高平衡变换率。但是水蒸气增加到一定值后，变换率增加幅度会变小。温度对变换反应的速度影响较大，而且对正逆反应速度的影响不一样。温度升高，放热反应即上述反应速度增加得慢，逆反应（吸热反应）速度增加得快。因此，当变化反应开始时，反应物浓度大，提高温度，可加快变换反应，在反应的后一阶段，二氧化碳和氢的浓度增加，逆反应速度加快，因此，需降低反应温度，使逆反应速度减慢，这样可得到较高的变化率。但降温必须与反应速度和催化剂的性能一并考虑，反应温度必须在催化剂的使用范围内选择。在本设计中我们选择三段中温变化工艺流程。
2. 工艺流程
含32.5% CO、温度为40℃的半水煤气，加压到2.0Mpa，经热水洗涤塔除去气体中的油污、杂质，进入饱和塔下部与上部喷淋下来的120～140℃的热水逆流接触，气体被加热而又同时增湿。然后在混合器中与一定比例的300～350℃过热蒸汽混合，25%～30%的气体不经热交换器，作为冷激气体。其他则经热交换器进一步预热到320℃进入变换炉。进第一段催化反应后温度升高到460～500℃，冷激后依次通过二、三段，气体离开变换炉的温度为400～410℃，CO变换率达90%，残余CO含量为3%左右。变换气经热交换器加热原料气，再经第一热水加热器加热热水，然后进入热水塔进一步冷却、减湿，温度降到100～110℃。为了进一步回收余热，气体进入第二热水加热器（即锅炉给水预热器），温度降到70～80℃，最后经冷凝塔冷却到常温返回压缩机加压。
变换工段化学工艺设计原则
1. 年产8万吨合成氨
2. 如工序气体流量：33000Nm3/h，（干基）压力：2.0MPa，温度：40℃
3. 入口气体成分：CO%=32.5%，CO2%=6.5%，H2%=41.5%，N2%=18%，CH4%=1.0%，O2%=0.5%（体积比）
4. 出口气体成分：CO%=4.0%（体积比）
教研室意见
该设计符合化工工艺设计要求，同意接受此设计！

第1章 引言
1.1 氨在国民经济中的地位与作用
合成氨工业使基础化学工业之一。其产量居各种化工产品的首位。氨本身是重要的氮素肥料，除石灰石氮外，其它氮素肥料都是先合成氨，然后再加工成各种铵盐或尿素。将氨氧化制成硝酸，不仅可用来制造肥料，亦是重要的化工原料，可制成各种炸药。氨、尿素和硝酸又是氨基树脂、聚酰胺树脂、硝化纤维素等高分子化合物的原料。以其为原料可制得塑料、合成纤维、油漆、感光材料等产品。作为生产氨的原料CO+H2合成气，可进行综合利用，以联产甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐等一系列化工产品。以做到物尽其用，减少排放对环境的污染，提高企业生产的经济效益。已成为当今合成氨工业技术发展的方向。国际上对合成氨的需求，随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面积的扩大而不断增加。
据资料统计：1997年世界合成氨年产量达103.9Mt。预计2010年产量达180.8Mt。其化肥用氮分别占氮产量的81.7%和82.6%。我国2007年合成氨产量已达35Mt，专家预测2020年将增至45Mt。即今后10年间将增加到现在的1.3倍。因而合成氨的持续健康发展还有相当长的炉要走。未来我国合成氨氮肥的实物产量将会超过是由和钢铁。合成氨工业在国民经济中举足轻重。
1.2 合成氨生产的新进展
世界需求氮肥（折氮量）2003年1112×108t增加到2007年1250×108。2005年前，全世界有约65×106t/a合成氨能力投产。沙特阿拉伯化肥公司兴建的世界最大单系列合成氨已于2005年投产，该装置能力为3000t/d（约1×106t/a）。
我国氮肥工业经过多年的技术进步和技术改造，现已成为全球最大的氮肥生产国和尿素生产国。从召开的全国化工行业循环经济现场交流会上获悉，我国2005 年共生产合成氨4629.85万吨，生产氮肥3200.7万吨(折纯氮)，其中尿素4147.13万吨(实物量) ，已成为全球最大的氮肥生产国和最大的尿素生产国，并实现了氮肥的自给。我国现有氮肥生产企业564家，不仅数量多，分布也比较广。近年来，在中央和各级地方政府的关心和支持下，我国氮肥行业认真落实国家资源节约、综合利用和环境保护的方针政策，积极推进清洁生产和循环经济，大幅度减少污染物的排放，为行业的发展打下了一定基础。一些先进企业现在生产每吨合成氨的排水量，已从过去的50至60吨降到3至5吨，吨氨电耗降幅也达60千瓦时左右。据中国石油和化学工业协会化工防治污染技术协会介绍，我国氮肥工业生产技术水平与市场竞争力虽然有了很大提高，但是氮肥工业仍然是我国耗能和用水大户，全行业年耗天然气高达110亿立方米，占全国总消费量的22%，耗标准煤5450.8万吨，占全国耗煤总量的3.6%，耗电585.5亿度，占全国耗电总量的2.4%，耗水27亿吨，平均吨氨耗水达58吨，因此在降耗节能和发展循环经济上，仍有巨大潜力可挖。为了使我国氮肥工业从生产大国继续向生产强国迈进，中国氮肥工业协会等有关部门目前正在加大废水、废气、废渣回用以及一些先进节能技术等在这一行业的推广。正在推广的这些技术中，仅“吨氨节电200度技术”，有关专家预计我国以煤为原料，年产合成氨8万吨以上的企业即使只有半数得到推广，年节电量也将达到19.6亿度。
国外合成氨情况与国内有很大不同，从原料上看，目前主要产氮国中，美、英、法、荷兰等国几乎全部采用天然气，德国和日本液态烃占相当比重；上世纪80年代的资料显示，国外合成氨原料中，煤的比重已下降到2%以下；但近年来，由于天然气价格上涨，煤制氨比例有所上升。
当今世界新技术革命深入发展，科学技术日新月异，科技更新进一步加快，经济发展从主要依靠物质资源逐渐向主要依靠科学技术迅速转化为生产力的时代过渡。我国百万合成氨工业科技工作者及生产大军，应对占世界人口近1/4的中国，应用科学技术更好地发挥土地、资源、环境条件的作用，为人类丰衣足食、绿化环境的美好生活，在合成氨工业生产科学创造出辉煌业绩，以载入人类史册。
1.3 变换工艺概述
1.3.1 简述
在合成氨生产中，制取氢气，在生产中占有很大比重，因此要尽一切可能设法获得最多氢气。同时CO对氨合成催化剂有严重毒害，也必须除去。最好的办法使提高CO变换率。近几十年来，各国学者都做了不少工作，对催化剂不断改善，到目前为止，可使变换后气体中CO含量降到0.2%～0.4%。通过变换工序将CO变为H2使产品成本降低，工厂经济效益提高。
由于制取合成氨原料气所用的原料不同，所选择的工艺也不一样，所以原料气中CO含量也不同。CO变换，视其原料和所采取的生产方法不同，也有不同的工艺流程。上世纪50年代以前，在常压下制取合成氨原料气，其变换大多是在常压下进行。此后，特别是上世界60年代以后，合成氨原料改用天然气、油田气、石油加工气和轻油等，生产方法大多采用加压的蒸汽转化法，变换则在加压下进行，一般在4.0Mpa以下。以煤、焦为原料的常压造气工厂，很多也改用加压变换，以降低能耗，用粉煤加压气化做原料气，其变换压力一般在5.5Mpa以下，以油渣为原料最高压力已达8.5Mpa。
CO变换流程，对与固定层煤气化装置配套时，所用设备较多。与部分氧化法急冷流程相配套时，流程较简单，只需要在流程中设置变换炉和换热设备即可。
将半水煤气经过增湿加热，在一定的温度和压力下变换炉内，借助催化剂的催化作用，使半水煤气中的一氧化碳（28%）与水蒸气进行化学反应，转变为二氧化碳。和氢气制得合格的变换气（CO<0.3%），以满足后工段的工艺要求。
一氧化碳与水蒸气在催化剂上变换生成氢和二氧化碳的过程为一氧化碳的变换，这一过程很早就用于合成氨工业，在合成氨生产中，由于制取气的生产成本中占加大的比重。因此，要尽一切可能设法获得更多的氢气，煤气中的一氧化碳对于合成氨催化剂有严重的毒害，必须设法除去。利用一氧化碳与水蒸气作用生成氢和二氧化碳的反应，可以增加合成氨原料煤气中氢气的含量；根据不同的催化剂和工艺条件。煤气中的一氧化碳含量可以降低为0.2%～0.4%，由于二氧化碳的除去较一氧化碳要容易的多，这样就简化了煤气的精制过程。同时，经过回收后可以作为生产尿素、纯碱等的原料，因此，一氧化碳变换反应在合成氨工业中具有重要的意义。
从小氮肥生产的发展趋势来看，发展方向是回收能量，另一方面是研究新型催化剂。
此次设计的目的有二：一是必须达到所要求的变换率，即出口一氧化碳的百分含量为4%；另一方面是极可能地回收热量。变换率的实现是通过中温变换实现的，能量回收是利用第二热水塔，饱和热水塔等设备回收能量。
1.3.2 原理
一氧化碳变换的反应式为

一氧化碳变换为可逆反应，因此应尽可能使反应向有利于生成氢和二氧化碳的方向进行，而残余的一氧化碳则在以后的工序中用铜氨液洗涤去等除去。
变换反应是放热反应，升高温度可促使反应平衡向左方移动，降温则向右移。因此，反应温度愈低，愈有利于变换反应，但降温必须与反应速度和催化剂的性能一并考虑，反应温度必须在催化剂的使用温度范围内选择。
变换反应使等分子反应，因此从反应平衡看，提高变换压力，对反应平衡没有影响。但加压对析碳等副反应却是有利的。从反应动力学来看，提高变换压力使得分子间的有效碰撞次数增加，可以加快变换反应速度，提高催化剂的生产能力。当变换反应达到平衡时一氧化碳的变换率叫做平衡变换率，蒸汽比对平衡变换率的影响：随着蒸汽比的提高，平衡变换率增加，但增加的趋势是先快而慢，当蒸汽比提高到某一段数值后，平衡变换率的升高就很慢了，因此在蒸汽比过低的情况下，提高蒸汽比对提高平衡变换率和反应速度有利，但过高的蒸汽比则在经济上是不合理的。
由固体原料间歇制气制得的半水煤气中含有CO（在本设计中体积比为34.5%），CO并不是合成氨生产的原料气反而会使合成氨触媒中毒。因此，在合成前必须将它除掉。工业生产上采用在触媒作用下，用水蒸气与CO作用，大部分CO转化为CO2，同时获得合成氨所必须的氢气。
由反应式知：
① 反应前后体积不变：从化学平衡角度来看，提高压力不能使化学反应向右移动，但可以促进分子间的有效碰撞，加快反应速度，提高催化剂生产能力。
② 反应为一放热反应：降温时反应向右移动，有利于CO变换，但触媒只有在一定温度下才具有较高的活性，所以，一般操作温度都是根据触媒活性温度的不同而不同。一般中变温度为300～500℃
③ 此为一可逆反应：增加反应物浓度可促进正反应进行，故增加反应物蒸汽的量可以使反应向右进行，有利于提高变换率，且过量的水蒸气还起到热载体的作用。提高水蒸气比例，含湿原料气中CO含量下降，催化剂床层的温升将减少，所以，改变水蒸气的用量湿调节床层温度的有效手段。但CO变换率并不是与蒸汽量成正比增加。同时，蒸汽用量过多，会使炉温不好控制而且不经济，所以要有适当的蒸汽比，中变操作时适宜的水蒸气比例一般为：H2O/CO=3～5。
1.3.3工艺流程简述
含32.5% CO、温度为40℃的半水煤气，加压到2.0Mpa，经热水洗涤塔除去气体中的油污、杂质，进入饱和塔下部与上部喷淋下来的120～140℃的热水逆流接触，气体被加热而又同时增湿。然后在混合器中与一定比例的300～350℃过热蒸汽混合，25%～30%的气体不经热交换器，作为冷激气体。其他则经热交换器进一步预热到320℃进入变换炉。进第一段催化反应后温度升高到460～500℃，冷激后依次通过二、三段，气体离开变换炉的温度为400～410℃，CO变换率达90%，残余CO含量为3%左右。变换气经热交换器加热原料气，再经第一热水加热器加热热水，然后进入热水塔进一步冷却、减湿，温度降到100～110℃。为了进一步回收余热，气体进入第二热水加热器（即锅炉给水预热器），温度降到70～80℃，最后经冷凝塔冷却到常温返回压缩机加压。

第2章 工艺计算
2.1 物料及热量衡算
2.1.1 已知条件及计算标准
a. 半水煤气组分（干）
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
合计

6.5
32.5
41.5
18
1
0.5
100

2145
10725
13695
5940
330
165
33000

95.759
478.795
611.384
265.179
14.732
7.366
1473.214
b. 压力
进工段煤气压力2.0MPa（表压）
进工段蒸汽压力2.5MPa（表压）
c. 温度
进系统半水煤气温度40℃
一段进口温度320℃；
一段出口温度485℃
二段进口温度370℃；
二段出口温度430℃
三段进口温度400℃；
三段出口温度415℃；
出系统变换气温度35℃
循环热水温度120℃
出系统变换气（干）中CO含量4.0%
d. 计算基准
以1t氨为计算基准，设备能力以9.132t为基准。
2.1.2 中温变换炉物料及热量计算
(1) 干变换气量及变换率的计算
设氧与氢在变换炉一段催化剂内完全燃烧生成水，由
知，实际参加CO变换反应的半水煤气量为

① 则实际参加CO反应的半水煤组分（干）为
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
合计

6.60
32.99
41.12
18.27
1.02
0.00
100.00

2145
10725
13365
5940
330
0
32505

95.759
478.795
596.652
265.179
14.732
0.000
1451.116

则CO总变换率为:

变换气中CO含量为

② 则变换气组分（干）为
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
合计

26.96
4.00
53.95
14.29
0.79
0.00
100.00

11207.090
1662.911
22427.089
5940.000
330.000
0.000
41567.090

500.317
74.237
1001.209
265.179
14.732
0.000
1855.674
(2) 总蒸汽比计算
以的干半水煤气为计算基准，设中温变换炉出口变换气温度为415℃，平衡温距取25℃，则℃
CO变换反应式为：

则
CO反应量

查手册[1]，知440℃时
则总需要的蒸汽量为

(3) 中变炉一段催化剂层物料及热量计算
a. 一段平衡转化率

带入数据求得

b. 入炉蒸汽比（汽/气）计算
由上面求得CO在一段催化剂层转化率，70%的半水煤气进入一段催化剂层，30%的半水煤气作为一段出口气的冷激气。且70%的O2在一段催化剂层与氢完全燃烧生成水，则CO反应量为：

CO总反应量为
设中变一段变换炉出口气体温度为485℃，平均温距取15℃，℃，查手册[1]，知500℃时，则
入炉蒸汽量：

则入炉湿气组成
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
H2O
合计

4.71
23.53
30.04
13.03
0.72
0.36
27.61
100.00

1501.500
7507.500
9586.500
4158.000
231.000
115.500
8810.340
31910.340

67.031
335.156
427.969
185.625
10.313
5.156
393.319
1424.569
c. 出一段催化剂层气体组成
① 出一段催化剂层干气组成
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
合计

21.03
12.08
50.75
15.28
0.85
100.00

5722.217
3286.784
13807.217
4158.000
231.000
27205.217

255.456
146.731
616.394
185.625
10.313
1214.519
② 出一段催化剂层湿气组成
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
合计

18.00
10.34
43.43
13.08
0.73
14.44
100.00

5722.217
3286.784
13807.217
4158.000
231.000
4589.624
31794.840

255.456
146.731
616.394
185.625
10.313
204.894
1419.413
d. 热量计算
计算CO变换反应气体温升
① 入热
CO反应放热Q1
设气体由320℃升至485℃，反应取平衡温度403℃时的热效应，查资料[2]图4-2-1的反应热效应。
CO反应热

O2燃烧热

合计

② 出热
气体温升吸热设气体温升为Δt，气体在平均温度403℃下查资料[2]图4-6-1～图4-6-8计算得到平均摩尔热容为

热损失
设
合计
热平衡：
∴℃
气体出口温度为t = 320 + 165 = 485℃
与前面所假设温度一致。
e. 一段催化剂平衡曲线计算
根据中变炉一段入口中蒸汽比（汽/气）0.3814，由式

计算各温度下的平衡变换率列于下表
/℃
320
340
360
380
400
420
440
460
480
500

29.564
22.910
18.059
14.449
11.723
9.6345
8.0122
6.7362
5.7200
4.9035

56.997
56.853
56.683
56.483
56.253
55.992
55.698
55.372
55.014
54.625
式中由资料[2]查的，用表中数据作图即得平衡曲线（如图2.1），气体组分及蒸汽比不同时，则计算的平衡变换率亦不相同。
f. 最适宜温度曲线计算
最适宜温度曲线由下式作出

以B109催化剂的数据进行计算。由于B109催化剂

CO变换的逆反应活化能为：

对于变换反应r=1，则
为反应热，取其平均温度403℃下的值，即

求得不同下的值如下表

593.15
613.15
633.15
653.15
673.15
693.15
713.15
733.15
753.15

568.015
586.330
604.592
622.803
640.962
659.069
677.125
695.130
713.084

56.997
56.853
56.683
56.483
56.253
55.992
55.698
55.372
55.014
以上面的数据作出最适宜温度曲线（如图2.1）
g. 操作线计算
由一段催化剂变化率及热平衡计算结果知
一段入口气体温度320℃
一段出口气体温度485℃
一段入口CO变换率0
一段出口CO变换率56.22%
由此可作出一段催化剂反应的操作线（如图2.1）

图2.1 一段操作的平衡曲线、最适宜温度曲线及操作线
(4) 中变炉二段催化剂层物料及热量计算
设中变一段炉出口气体经过30%的半水煤气冷激后温度为400℃
中变二段炉进口气体温度为370℃
则气体从400℃降到370℃的平均温度为385℃，查得385℃的比热容为33.56kJ/（kmol·℃）冷激气的湿气组成
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
H2O
合计

4.71
23.53
30.04
13.03
0.72
0.36
27.61
100.00

643.500
3217.500
4108.500
1782.000
99.000
49.500
3775.860
13675.860

28.728
143.638
183.415
79.554
4.420
2.210
168.565
610.529
出一段气经原料气冷激后湿气组成
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
H2O
合计

14.00
14.30
39.40
13.06
0.73
0.11
18.40
100.00

6365.717
6504.284
17915.717
5940.000
330.000
49.500
8365.484
45470.700

284.184
290.370
799.809
265.179
14.732
2.210
373.459
2029.942
则气体降温放出的热量为kJ
设喷淋水的温度为61℃
则查出水在2 Mpa下蒸汽的焓为207.4039kJ/kg
则需要的喷淋水量为

a. 入二段中变炉湿气组成
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
H2O
合计

11.03
11.27
31.03
10.29
0.57
0.09
35.73
100.00

6365.717
6504.284
17915.717
5940.000
330.000
49.500
20628.165
57733.381

284.184
290.370
799.809
265.179
14.732
2.210
920.900
2577.383
则入二段炉蒸汽比(汽／气)为0.357
b. 二段平衡转化率
二段平均反应平衡温度为（370+430）/2=400℃，在此温度下查资料[2]得

由求得

则CO反应量为
则CO反应总量为

则二段反应需要的蒸汽量为

c. 出二段催化剂层气体组成
① 出二段催化剂层干气组成
假设二段中O2和H2完全反应
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
合计

22.54
10.05
51.53
15.04
0.84
100.00

8900.436
3969.564
20351.436
5940.000
330.000
39491.436

397.341
177.213
908.546
265.179
14.732
1763.011
② 出二段催化剂层湿气组成

组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
合计

15.43
6.88
35.28
10.30
0.57
31.54
100.00

8900.436
3969.564
20351.436
5940.000
330.000
18192.445
57683.881

397.341
177.213
908.546
265.179
14.732
812.163
2575.173
d. 热量计算
计算CO变换反应气体温升
① 入热
CO反应放热Q1
设气体由370℃升至430℃，反应取平衡温度400℃时的热效应，查资料[2]图4-2-1的反应热效应。
CO反应热

O2燃烧热

合计

② 出热
气体温升吸热设气体温升为Δt，气体在平均温度400℃下查资料[2]图4-6-1～图4-6-8计算得到平均摩尔热容为

热损失
设
合计
热平衡：
∴℃
气体出口温度为t=370+60=430℃
与前面所假设温度一致。
e. 二段催化剂平衡曲线计算
根据中变炉二段入口中蒸汽比（汽/气）0.357，由式

计算各温度下的平衡变换率列于下表
/℃
370
380
390
400
410
420
430

16.124
14.449
12.993
11.723
10.611
9.6345
8.7735

39.893
39.607
39.298
38.968
38.614
38.238
37.838
式中由资料[2]查的，用表中数据作图即得平衡曲线（如图2.2），气体组分及蒸汽比不同时，则计算的平衡变换率亦不相同。
f. 最适宜温度曲线计算
最适宜温度曲线由下式作出

以B109催化剂的数据进行计算。由于B109催化剂

CO变换的逆反应活化能为：

对于变换反应r=1，则
为反应热，取其平均温度403℃下的值，即

643.15
653.15
663.15
673.15
683.15
693.15
703.15

613.70407
622.8029
631.8887
640.9617
650.0218
659.069
668.1034

39.893
39.607
39.298
38.968
38.614
38.238
37.838
由上面数据作得最适宜温度曲线（如图2.2）。
g. 操作线计算
由二段催化剂变化率及热平衡计算结果知
二段入口气体温度370℃
二段出口气体温度430℃
二段入口CO变换率56.22%
二段出口CO变换率38.97%
由此可作出一段催化剂反应的操作线（如图2.2）

图2.2 二段操作的平衡曲线、最适宜温度曲线及操作线
(5) 中变炉三段催化剂层物料及热量计算
段炉出口气体后温度为430℃
设进中变三段炉进口气体温度为400℃
气体从430℃降到400℃的平均温度为415℃，415℃的比热容为34.83
气体降温放出的热量为2690798.538kJ
a. 入三段催化剂层气体组成
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
合计

15.43
6.88
35.28
10.30
0.57
31.54
100.00

8900.436
3969.564
20351.436
5940.000
330.000
18192.445
57683.881

397.341
177.213
908.546
265.179
14.732
812.163
2575.173

则入三段炉蒸汽比(汽／气)为0.315
b. 三段平衡转化率
三段平均反应平衡温度为（400+415）/2=408℃，在此温度下查资料[2]得

由求得

则CO反应量为
则CO反应总量为

则三段反应需要的蒸汽量为

c. 出三段催化剂层气体组成
① 出三段催化剂层干气组成
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
合计

24.64
7.07
52.85
14.63
0.81
100.00

10000.799
2869.201
21451.799
5940.000
330.000
40591.799

446.464
128.089
957.670
265.179
14.732
1812.134
② 出三段催化剂层湿气组成
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
H2O
合计

17.34
4.97
37.19
10.30
0.57
29.63
100.00

10000.799
2869.201
21451.799
5940.000
330.000
17092.082
57683.881

446.464
128.089
957.670
265.179
14.732
763.039
2575.173
d. 热量计算
计算CO变换反应气体温升
① 入热
CO反应放热Q1
设气体由400℃升至415℃，反应取平衡温度408℃时的热效应，查资料[2]图4-2-1的反应热效应。
CO反应热

② 出热
气体温升吸热设气体温升为Δt，气体在平均温度408℃下查资料[2]图4-6-1～图4-6-8计算得到平均摩尔热容为

热损失
设
合计
热平衡：
∴℃
气体出口温度为t=400+15=415℃
与前面所假设温度一致。
e. 三段催化剂平衡曲线计算

计算各温度下的平衡变换率列于下表
/℃
400
402
404
406
408
410
412
414
416

11.723
11.489
11.261
11.039
10.822
10.611
10.406
10.205
10.010

28.383
28.221
28.057
27.891
27.722
27.551
27.379
27.203
27.026
式中由资料[2]查的，用表中数据作图即得平衡曲线（如图2.3），气体组分及蒸汽比不同时，则计算的平衡变换率亦不相同。
f. 最适宜温度曲线计算
最适宜温度曲线由下式作出

以B109催化剂的数据进行计算。由于B109催化剂

CO变换的逆反应活化能E2为：

对于变换反应r=1，则
为反应热，取其平均温度403℃下的值，即

673.15
675.15
677.15
679.15
681.15
683.15
685.15
687.15
689.15

640.962
642.775
644.587
646.399
648.211
650.022
651.832
653.642
655.452

28.383
28.221
28.057
27.891
27.722
27.551
27.379
27.203
27.026
由以上数据作得最适宜温度曲线（如图2.3）。
g. 操作线计算
由三段催化剂变化率及热平衡计算结果知
三段入口气体温度400℃
三段出口气体温度415℃
三段入口CO变换率38.97%
三段出口CO变换率27.72%
由此可作出一段催化剂反应的操作线（如图2.3）。

图2.3 三段操作的平衡曲线、最适宜温度曲线及操作线

2.2 典型设备计算
计算基准：以产氨9.132t/h计算。
2.2.1 中温变换炉计算
已知条件：
平均操作压力2MPa
一段气体进口温度320℃
一段出口温度485℃
二段进口温度370℃
二段出口温度430℃
三段进口温度400℃
三段出口温度415℃
一段进口气流量（干）

出一段催化剂湿气量

进一段催化剂气体成分（干）
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
合计
V/%
6.5
32.5
41.5
18
1
0.5
100
一段出口CO含量12.08%；
一段入口汽/气比R=0.3814
二段催化剂进口流量（干）

进二段催化剂湿气量

进二段催化剂气体成分（干）
组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
合计
V/%
17.16
17.53
48.28
16.01
0.89
0.13
100
二段出口CO含量10.05%
二段入口蒸汽比R=0.357
进三段催化剂气体成分（干）

组分
CO2
CO
H2
N2
CH4
O2
合计
V/%
22.54
10.05
51.53
15.04
0.84
0
100
三段出口CO含量7.07%
三段入口蒸汽比R=0.357
催化剂型号：按B109计算
(1) 催化剂用量计算
a. 一段催化剂用量计算
根据B109动力学方程式，输入计算机计算出催化剂在操作条件下CO的空速等有关数据，并列于下表。
入口条件（干气）：CO%=32.5%，CO2%=6.5%，H2%=41.5%
汽/气=0.3814
温度：403℃
出口条件：CO（干）12.08%
操作压力：2MPa（表）
催化剂重量%
CO变换率%
气体中CO含量（干）%
气体中
汽/气比R
催化剂重量%
CO
变换率%
气体中CO含量（干）%
气体中
汽/气比R
0
0.00
29.44
0.4120
60
36.36
17.43
0.2893
10
4.01
28.26
0.4083
70
44.13
14.71