1、齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计本科毕业设计论文题目年产15万吨合成氨一氧化碳变换公段工艺设计学院名称化学与制药工程学院专业班级化工091学生姓名导师姓名2013年6月齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计年产15万吨合成氨一氧化碳变换工段工艺设计作者姓名专业化学工程与工艺指导教师姓名专业技术职务讲师齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计齐鲁工业大学本科毕业设计（论文）原创性声明本人郑重声明所呈交的毕业设计（论文），是本人在指导教师的指导下独立研究、撰写的成果。设计（论文）中引用他人的文献、数据、图件、资料，均已在设计（论文）中加以说明，除此之外，本设计（论文）不含任何其他个人或集体已经发表或
2、撰写的成果作品。对本文研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中作了明确说明并表示了谢意。本声明的法律结果由本人承担。毕业设计（论文）作者签名年月日齐鲁工业大学关于毕业设计（论文）使用授权的说明本毕业设计（论文）作者完全了解学校有关保留、使用毕业设计（论文）的规定，即学校有权保留、送交设计（论文）的复印件，允许设计（论文）被查阅和借阅，学校可以公布设计（论文）的全部或部分内容，可以采用影印、扫描等复制手段保存本设计（论文）。指导教师签名毕业设计（论文）作者签名年月日年月日齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计目录摘要1第一章总论211概述2111一氧化碳变换反应的意义与作用2112国内外研究现状2
3、12设计依据213设计规模与生产制度3131设计规模3132生产制度314原料与产品规格3141原料规格3142产品规格3第二章工艺原理和流程421工艺原理422工艺流程423工艺参数5231原料气体组分5232工作温度524工艺条件5241压力5242温度5243汽气比6第三章工艺计算731中变炉一段催化床层的物料和热量衡算7311确定转化气组成7312水汽比的确定7313中变炉一段催化床层的物料衡算8齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计314中变炉一段催化床层的热量衡算11315中变炉催化剂平衡曲线14316最佳温度曲线的计算14317操作线计算1532中间冷淋过程的物料和热量衡算1633
4、中变炉二段催化床层的物料和热量衡算17331中变炉二段催化床层的物料衡算17332中变炉二段催化床层的热量衡算1934低变炉的物料和热量计算20341低变炉的物料衡算20342低变炉的热量衡算22343低变炉催化剂平衡曲线23344最佳温度曲线的计算24345最适宜温度曲线2436主换热器的物料与热量的计算2637调温水加热器的物料与热量计算28第四章设备的计算2941低温变换炉计算29411已知条件29412催化剂用量计算29413催化床层直径计算2942中变换热器计算30421已知条件30422传热面积的计算30423设备直径与管板的确定31424传热系数的验算31425壳侧对流传热系数计
5、算33426总传热系数核算33427传热面积的核算33第五章车间设备布置设计34齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计51车间布置设计的原则34511车间设备布置的原则34512车间设备平立面布置的原则34513本工段设计设备布置规划35第六章自动控制3561主要的控制原理3562自控水平与控制点36第七章安全和环境保护3671三废产生情况3672三废处理情况36第八章公用工程3681供水3782供电3783通风3784供暖3785电气38结束语38参考文献39致谢40齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计1摘要本文是关于天然气为原料年产15万吨氨一氧化碳变换工段初步设计。在合成氨的生产中，一氧化
6、碳变换反应是非常重要的反应。用天然气制造的原料气中，含有一部分一氧化碳，这些一氧化碳不能直接作为合成氨的原料，而且对合成氨的催化剂有毒害作用，必须在催化剂的催化作用下通过变换反应加以除去。一氧化碳变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气的制造过程。本设计主要包括工艺路线的确定、中温变换炉的物料衡算和热量衡算、中温变换炉工艺计算和设备选型、换热器的物料衡算和热量衡算以及设备选型等。并且综合各方面因素对车间设备布置进行了合理的设计，最终完成了20000字的设计说明书及生产工艺流程图、车间平立面布置图及主体设备装配图的绘制。关键词天然气一氧化碳变换中温变换炉流程图ABSTRACTTHISPAPERW
7、ASABOUTTHEANNUALOUTPUTOFGASTAXASRAWMATERIALSTOTRANSFORMFIFTEENTHOUSANDTONSOFCARBONMONOXIDEAMMONIAPRELIMINARYDESIGNSECTIONINTHEPRODUCTIONOFAMMONIA,TRANSFORMATIONOFCARBONMONOXIDEWASAVERYIMPORTANTREACTIONMANUFACTUREDUSINGGASTAXFEEDGASWHICHCONTAINSPARTOFCARBONMONOXIDE,CARBONMONOXIDECOULDNOTBEDIRECTLYUSE
8、DASTHOSEOFTHERAWMATERIALSOFSYNTHETICAMMONIA,BUTALSOACATALYSTFORAMMONIAPOISONINGEFFECTTHEREMUSTBEACATALYSTFORTRANSFORMATIONTHROUGHTHECATALYTICREACTIONTOBEREMOVEDTRANSFORMATIONOFCARBONMONOXIDEISAGASPURIFICATIONPROCESSOFRAWMATERIALS,BUTALSOTHEMANUFACTURINGPROCESSOFFEEDGASTHEDESIGNOFTHEMAINROUTESWHICHIN
9、CLUDETHEIDENTIFICATIONPROCESS,THEMEDIUMVARIANTOFTHEFURNACEMATERIALBALANCE,HEATBALANCE,INTHEVARIABLEFURNACEPROCESSOFCALCULATIONANDSELECTIONOFEQUIPMENT,HEATEXCHANGEROFTHEMATERIALBALANCEANDHEATBALANCEASWELLASEQUIPMENTSELECTIONTYPEANDSOONTAKINGALLFACTORSANDWORKSHOPEQUIPMENTTOCARRYOUTISAREASONABLEARRANGE
10、MENTOFTHEDESIGNINTHEEND,THE20000WORDSTATEMENTANDMAPPRODUCTIONPROCESS,SHOPPINGFACADEANDTHEMAINEQUIPMENTLAYOUTDRAWINGASSEMBLYWERECOMPLETEDKEYWORDSNATURALGASTRANSFORMATIONOFCARBONMONOXIDETEMPERATURESHIFTCONVERTERFLOWCHART齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计2第一章总论11概述111一氧化碳变换反应的意义与作用在合成氨的生产中，一氧化碳变换反应是非常重要的反应。用重油制造的原料气中，
11、含有一部分的一氧化碳，这些一氧化碳不仅不能直接做为合成氨的原料，而且对氨合成中的催化剂有毒害作用，因此必须在催化剂的作用下通过变换反应加以除去。在一定的条件下，利用一氧化碳和水蒸汽等摩尔反应生成二氧化碳和氢气，除去大部分一氧化碳，使一氧化碳含量净化到3左右，然后进入铜洗进一步的清除。所以通过一氧化碳变换反应既能把一氧化碳转化为易在下游除去的二氧化碳同时又生产有效组分氢气或生产具有较高H2/CO2比的合成气。变换反应既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续过程。一氧化碳加压变换，可以提高生产能力，降低能源消耗，节约触媒，提高经济效益1。112国内外研究现状许多氮肥厂都对一氧化碳变换系统采取了一
12、些相应的改进措施，力争降低能量的消耗和成本。常用的有采用中温变换串联低温变换工艺，使用新型高活性的低温催化剂，常压变换变为加压变换等。从我国目前的情况看，新建工厂或是改建的工厂基本都采用加压变换。随着新型耐硫催化剂的开发成功，八十年代中期开发了中变串低变工艺；为了利用低变的低温高活性，九十年代初期开发了全低变工艺；为了克服全低变工艺不能长期稳定运行的缺点，九十年代中期又开发了中低低工艺。其后的十年间是全低变工艺和中低低工艺推广和完善的过程。国外大部分使用宽温区的催化剂，变换催化剂从传统类型FECR系变换为COMO系。国外合成氨的规模一般都比较大，不管是原料还是操作压力的选择都与我国的中小型氮肥
13、厂大不相同2。12设计依据合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。合成氨的生产主要分为原料气的制取；原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的C，由于CO是合成氨催化剂的毒物，所以必须进行净化处理，通常，先经过CO变换反应，使其转化为易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO变换既是原料气的净化过程，又是原料气造气的继续。最后，少量的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与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计3本设计参考四川省自贡市鸿鹤化工厂的生产工艺，选用中串低
14、工艺。这是从80年代中期发展起来的。所谓中变串低变流程，就是在B107等FECR系催化剂之后串入COMO系宽温变换催化剂。在中变串低变流程中，由于宽变催化剂的串入，操作条件发生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有了较大幅度的降低；另一方面变换气中的CO含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使操作系统的操作弹性大大增加，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。13设计规模与生产制度131设计规模天然气为原料年产15万吨氨车间一氧化碳变换工段初步设计,年生产时间为7200小时。132生产制度本工厂实行倒班制度，初步拟定为五班三倒。在生产过程中，一定要加强安全防范意识，严格按照化工行业安全生产规
15、范来操作。注意防火、防爆、防泄漏等一系列危险情况的发生。要做到时时注意安全，事事想着安全，做到早预报，做处理，尽量避免重大事故的发生。14原料与产品规格141原料规格表11原料气组分组分CO2COH2N2CH4O2合计96114255712256038033100142产品规格经过变换反应后，气体中CO含量应低于2。齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计4第二章工艺原理和流程21工艺原理一氧化碳变换反应式为COH2OCO2H2Q21COH2CH2O22其中反应（21）是主反应，反应（22）是副反应，为了控制反应向生成目的产物的方向进行，工业上采用对式反应（21）具有良好选择性催化剂，进而抑制其它
16、副反应的发生。一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。变换过程中还包括下列反应式H2O2H2OQ22工艺流程目前的变化工艺有中温变换，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的生产工艺，选用中串低工艺。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到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。再通过换热器将转换气的温度降到180左右，进入低变炉将转换气中一氧化碳含量降到03以下，再进入甲烷化工段。图21工艺流程图齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计523工艺参数231原料气体组
17、分表11原料气组分组分CO2COH2N2CH4O2合计96114255712256038033100232工作温度进中变炉一段催化床层的变换气温度330出中变炉一段催化床层的变换气温度415进中变炉二段催化床层的变换气温度353出中变炉二段催化床层的变换气温度365进低变炉催化床层的变换气温度181出低变炉催化床层的变换气温度203出系统变换气干基中CO含量低于26。24工艺条件241压力压力对变换反应的平衡几乎没有影响。但是提高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，加压可提高反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数小于干变换气的
18、摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压变换再进行压缩的能耗底。具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机投各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂操作压力为0712MPA,中型氨厂为1218MPA。本设计的原料气由小型合成氨厂天然气蒸汽转化而来，故压力可取17MPA。242温度变换反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即CO平衡含量增大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。因而对一定催化剂及气相组成存在着最佳反应温度，从动力学角度推导的计算式为TM12
19、12LN1EEEERTTEE齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计6式中，TM、TE分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成和催化剂的不同而变化。243汽气比水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气改变水蒸汽比例是工业变换反应中最主要的调节手段。增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡变换率，从而有利于降低CO残余含量，加速变换反应的进行。由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分FE3O4的稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。但是，水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义，蒸汽比例如果过高，将造成催化剂床层阻力增加；CO停留
20、时间缩短，余热回收设备附和加重等，所以，中（高）变换时适宜的水蒸气比例一般为H2O/CO35，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计7第三章工艺计算31中变炉一段催化床层的物料和热量衡算311确定转化气组成已知条件中变炉进口气体组成表31原料气组成组分CO2COH2N2CH4O2合计96114255712256038033100计算基准1吨氨计算生产1吨氨需要的变化气量（1000/17）224/（22256）292031NM3因为在生产过程中物量可能会有消耗，因此变化气量取29625NM3年产15万吨合成氨生产能力
21、日生产量150000/33045455/D1893T/H要求出中变炉的变换气干组分中CO小于2表32进中变炉的变换气干组分组分CO2COH2N2O2CH4合计含量，960114255712256033038100M32844433832165041668349781126296250KMOL1269815104736792983704370503132258假设入中变炉气体温度为330，取出炉与入炉的温差为35，则出炉温度为365。进中变炉干气压力中P175MPA312水汽比的确定考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO35故V（水）197352NM3N水881KMOL因此进中变炉
22、的变换气湿组分齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计8表33进中变炉的变换气湿组分中变炉CO的实际变换率的求取假定湿转化气为100MOL，其中CO基含量为816，要求变换气中CO含量为2，故根据变换反应COH2OH2CO2，则CO的实际变换率为XAAAAYYYY110074式中YA、AY分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）则反应掉的CO的量为81674604则反应后的各组分的量分别为H2O285660404823CO816604212H23986040484536CO2686604129中变炉出口的平衡常数K（H2CO2）/（H2OCO）12查小合成氨厂工艺技术与设计手册可知K12时温度为
23、397。中变的平均温距为39736532中变的平均温距合理，故取的H2O/CO可用。313中变炉一段催化床层的物料衡算假设CO在一段催化床层的实际变换率为60。因为进中变炉一段催化床层的变换气湿组分表34进中变炉一段催化床层的变换气湿组分组分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量68681639816120270242856100M32844233818165041668349771126118411414661KMOL1270151073682984044050528618512组分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量686816398016120240272856100M3284
24、4233832165042668349771126118412414661KMOL1270151073682984044050528618512齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计9假使O2与H2完全反应，O2完全反应掉故在一段催化床层反应掉的CO的量为603383182029908NM39062KMOL出一段催化床层的CO的量为33831820299081353272NM360414KMOL故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为16504092029908297718338478NM381868KMOL故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为284420299084873908NM32175
25、8KMOL故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积V总（干）VCOVCO2VH2VN2VCH4135327248739081833847866834112631361658NM3故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO的含量CO165831363272135432同理得CO21658313639084871554H216583136847818335847N216583136346682131CH41658313625811036所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分如下表表35出中变炉一段催化床层的变换气干组分组分CO2COH2N2CH4合计含量155443258472131036100
26、M34873913533183384668341125313617KMOL21766048187298305014001剩余的H2O的量为11841132029908297710006622NM3446724KMOL故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的总体积V总（湿）VCOVCO2VH2VN2VCH4VH2O齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计1013532724873908183384786683411258100067224136838NM318468KMOL故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量H2O8384136672210002419故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分
27、中CO2的含量CO23884136934871001178同理可得CO388413633135100327H238841364818331004433N23884136436681001616CH438841365211100027所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量如下表表36出中变炉一段催化床层的变换气湿组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计含量1178327443316160272419100M34873913533183384668341126100067413684KOML217660481872983050446718468对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算已知出
28、中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量如下表表37出中变炉一段催化床层的变换气湿组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计含量1178327443316160272419100M34873913532183384668341126100067413684KOML217660481872983050446718468根据KH2CO2/（H2OCO计算得K66查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当K66时T445设平均温距为30，则出变炉一段催化床层的变换气温度为44530415齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计11314中变炉一段催化床层的热量衡算已知条件进中变炉一段催化床层的变换气温度330出中
29、变炉一段催化床层的变换气温度415可知反应放热Q在变换气中含有CO，H2O，O2，H2这4种物质会发生以下2种反应COH2OCO2H2（31）O22H22H2O（32）以上这2个反应都是放热反应。根据小合成氨厂工艺技术与设计手册可知为简化计算，拟采用统一基准焓（或称生成焓）计算。以P1ATM，T25为基准的气体的统一基准焓计算式为HTH0298CPDT式中HT气体在T298在T（K）的统一基准焓，KCAL/KMOL41868KJ/KMOL；H0298该气体在25下的标准生成焓，KCAL/KMOL41868KJ/KMOL；T绝对温度，K；CP气体的等压比热容，KCAL/（KMOL）41868KJ
30、/（KMOL）气体等压比热容与温度的关系有以下经验式CPA0A1TA2T2A3T3式中A0、A1、A2、A3气体的特性常数将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式HTA0A1TA2T2A3T3A4T4式中常数A0、A1、A2、A3、A4与气体特性常数及标准生成热的关系为A1A0,A2A1/2,A3A3/4,A4A3/4A0H029829815A1298152A2298153A3298154A4采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行，步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果。H（NIHI）始（NIHI）末式中H过程热效应，其值为正数时为放热，为负数
31、时系统为吸热，KCAL；（41868KJ）NI始态或末态气体的千摩尔数，KMOL；HI始态温度下或末态温度下气体的统一基准焓，KCAL/KMOL，（41868KJ/KMOL）现将有关气体的计算常数列于气体统一基准焓（通式）常数表齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计12表38气体统一基准焓（通式）常数表分子式A0A1A2A3A4O21903181035802982156751037404991071088081010H2211244103720974555838104484591078189571011H2O600361047110921293191031285061075780391011N2
32、1976731036459035181641042032961077656321011CO2836371046266278986941045045191094142721011CO2963778886763965051031135106000计算O2的基准焓根据基准焓的计算通式HTA0A1TA2T2A3T3A4T4在415时T415273688K将O2的常数带入上式得HT19031810358029868821567510368827404991076883108808101068846699742KCAL/KMOL28050412KJ/KMOL同理根据以上方法计算可得变换气的各个组分的基准焓
33、列于下表表39变换气的各个组分的基准焓组分O2H2H2OCOCO2HT（KCAL/KMOL）66997422724221545026652363475489956678HT（KJ/KMOL）280504801140576822819175898953988376630620放热COH2OCO2H2（33）H1（HI）始（HI）末（37663062011405768）（98953987228191759）38079106KJ/KMOLQ1NCOH19062（38079106）345072859KJO22H22H2O（34）同理H2（HI）始（HI）末2（228191758）（1140576822
34、8050480）523890244KJ/KMOLQ2NO2H2044（507245532）齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计13230511707KJ气体反应共放热QQ1Q2345072859230511707575584566KJ气体吸热Q3根据物理化学教程知，CO,H2,H2O,CO2,N2可用公式CPABCT2来计算热容，热容的单位为KJ/（KMOLK）。结果表310各组分热容常数物质COH2H2OCO2N2A284127283044142787B/103413261071904427C/1050460502033853CH4可用公式CPABCT2DT3来计算热容，结果表311热容常数
35、物质AB/103C/106D/109CH417456046111772则在415时T688K时计算结果如下表表312各组分热容物质COCO2H2H2ON2CH4CP31482296372307561所以平均热容CPM（YICP）003273101178482044332960241937201616307000275613392KJ/（KMOLK）所以气体吸热Q3339218468415330532469376KJ假设热损失Q4（一般热损失都小于总热量的10）根据热量平衡得QQ3Q4Q443115190KJ齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计14315中变炉催化剂平衡曲线根据H2O/CO35，
36、与文献小合成氨厂工艺技术与设计手册上的公式XPAWQU2100VKPABCDQWVU42UKP（AB）（CD）WKP1其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度将、式代入式并查的不同温度下的KP值便可计算出XP值。计算结果列于下表表313不同温度下的XPT300320340360380400420440460T573593613633653673693713733XP090120873708424080740768707058068590641605963中变炉催化剂平衡曲线如下316最佳温度曲线的计算由于中变炉选用C6型催化剂，齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计15最适
37、宜温度曲线由式1212LN1EEEERTTTMEE进行计算。查合成氨厂工艺和设备计算C6型催化剂的正负反应活化能分别为E110000千卡/公斤分子，E219000千卡/公斤分子。在中变炉催化剂平衡曲线上查的TE值，根据最适温度计算式可算出最适温度。最适宜温度计算结果列于下表中表314最适宜温度XP090120873708424080740768707058067TE573593613633653673699T4277438744964603470748104942T1547165717661873197720802212XP064061058055052049045TE714727739751
38、760770805T5016508051385196523952865449T2286235024082469250925562719将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图T030609012015018021024027030000102030405060708091CO转化率XP温度（）T317操作线计算由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330齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计16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的操作线如下010203040506070330415温度（）转化率XP操作线32中间冷淋过程
39、的物料和热量衡算此过程采用水来对变换气进行降温。已知条件变换气的流量18468KMOL设冷凝水的流量XKG变换气的温度415冷凝水的进口温度20进二段催化床层的温度353操作压力175MPA冷凝水吸热Q1据冷凝水的进口温度20查化工热力学可知H18396KJ/KG根据化工热力学可知表315各温度下的焓T/KP/KPAH/KJ/KG600160036932600180036917700160039197700180039185冷凝水要升温到353，所以设在353,626K,1750KPA时的焓值为H齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计17对温度进行内查法1600KPA时626600/H36932
40、700626/39197HH375209KJ/KG1800KPA时（626600）/（H36917）700626/39185HH375067KJ/KG再对压力使用内查法得在353,626K,1750KPA时的焓值H为17501600/H37520918001750/375067H故H375102KJ/KGQ1X3751028396变换气吸热Q2根据表310和表311得表316各组分的CP物质COCO2H2H2ON2CH4CP31482296372307561所以CPMYICP3392KJ/（KMOLK）Q21846833924153533883894272KJ取热损失为004Q2根据热量平衡0
41、96Q2X3751028396X101677KG5649KMOL12654M3标水的量为126541000674211272142NM3503220KMOL所以进二段催化床层的变换气组分如下表表317进二段催化床层的变换气组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计含量11432317430115680262644100M3标4873913532183384668341126112720426337KMOL217660418187298305050321903333中变炉二段催化床层的物料和热量衡算331中变炉二段催化床层的物料衡算设中变炉二段催化床层的转化率为074（总转化率）齐鲁工业大学20
42、13届本科生毕业设计18所以在CO的变化量为3383180742537385NM3113276KMOL在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为13532（3383182537385）507405NM3227KMOL出中变炉二段催化床层的CO的量为135325074058458667NM337762KMOL故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为487395074055381313NM3240237KMOL故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为18338450740518845883NM3841334KMOL所以在二段催化床层反应后的变换气总量V总（干）8458667538131318845883
43、6683411263186906NM3标1422726KMOL所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分如下表表318出中变炉二段催化床层的变换气干组分组分CO2COH2N2CH4合计含量167927659092099035100M3标538138459188459668341126318691KMOL24023788413298305014212故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为112720425074051076464M348056KMOL故出中变炉二段催化床层的变换气湿组分中CO的含量CO7342639584201同理得CO2734263315381262齐鲁工业大学2013届本科生毕
44、业设计19H27342639518844420N2734263436681568CH47342632611026H2O73426364410762525所以出中变炉的湿组分如下表表319出中变炉的湿组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计含量1262201442015680262525100M3标538138459188459668341126107646426337KMOL240237884132983050482119033对出中变炉一段催化床层的变换气温度进行估算根据KP（H2CO2）/（H2OCO）计算得KP109查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当KP109时，T409设平均温距为4
45、4，则出中变炉二段催化床层的变换气温度为40944365332中变炉二段催化床层的热量衡算已知条件进中变炉二段催化床层的变换气温度为353出中变炉二段催化床层的变换气温度为365变换气反应放热Q1计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，使用公式33及表314计算平均温度为632K时的生成焓。计算结果如下如下表320变换气中各组分的生成焓组分H2H2OCOCO2HT（KCAL/KMOL）2373454949052400556590536421HT（KJ/KMOL）99369523006069100506537905789齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计20放热COH2OCO2H2
46、H1（HI）始（HI）末3855374846KJ/KG所以得Q122738553748468751701J/KG气体吸热Q2根据物理化学教程知，CO,H2,H2O,CO2,N2可用公式CPABCT2来计算热容。热容的单位为KJ/（KMOLK），结果同310。CH4可用公式CPABCT2DT3来计算热容，结果同311则在T632K时，计算结果如下表321T632K各组分的CP组分COH2CO2H2ON2CH4CP28562925473367830315372所以得CPMYICP3565故Q235651903336535381423174J/KG热损失Q3Q1Q2609384J/KG34低变炉的物
47、料和热量计算341低变炉的物料衡算已知进低变炉的湿组分如下表322进低变炉的湿组分组分CO2COH2N2CH4H2O合计含量1262201442015680262525100M3标538138459188459668341126107646426337KMOL240237884132983050480619033所以进低变炉催化床层的变换气干组分如下表323进低变炉催化床层的变换气干组分组分CO2COH2N2CH4合计含量168826559142097035100M3标538138459188459668341126318691KMOL24023788413298305014226要将CO降到
48、02（湿基）以下，则CO的实际变换率为齐鲁工业大学2013届本科生毕业设计21XPAAAAYYYY11009227则反应掉的CO的量为8459922778051NM33484KMOL出低温变换炉CO的量8459780516539NM302919KMOL出低温变换炉H2的量188459780511962641NM387618KMOL出低温变换炉H2O的量10764678051998413NM34457KMOL出低温变换炉CO2的量5381378051616181NM32751KMOL出低变炉催化床层的变换气干组分的体积V总（干）653919626416161816683411263264961N
49、M314576KMOL故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量CO619326439560200同理得CO261932648116161887H2619326441619626011N26193264436682047CH461932646211035出低变炉的干组分如下表324出低变炉的干组分组分CO2COH2N2CH4合计含量1887020060112047035100M3标61618654196264668341126326496KMOL27510298762298305014576出低变炉催化床层的变换气湿组分的体积V总（干）869868196047561401966834112589984134263373NM3标19033KMOL故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量CO10037426339560153同理CO2
