1.4 工艺流程简述
全低变的工艺流程示意图见图1-1。
图1-1 低温变换工艺流程示意图
Fig1-1 Schematic diagram of the low temp erature conversion p rocess
半水煤气首先进入油水分离器，脱除部分固体和液体杂质后进入活性炭滤油器，进一步脱除杂质。经净化的半水煤气进入变换气换热器与从第二变换炉出来的变换气进行逆向热交换，使其温度上升到180 ℃左右，变换气温度下降到160 ℃左右。出变换气换热器的半水煤气再进入煤气换热器与从第一变换炉出来的变换气进行逆向热交换，变换气自身的温度下降到300 ℃左右，半水煤气升温到200 ℃左右。出煤气换热器的半水煤气与来自管网的中压水蒸气混合，一方面使半水煤气温度上升到变换反应温度，另一方面使半水煤气增湿，并达到设计要求所需要
的汽气比进入第一变换炉发生变换反应，在第一变换炉内CO 的变换率可达到60%左右。经第一变换炉变换后出来的变换气进入煤气换热器与半水煤气逆向换热后进入淬冷过滤器I ，逆向与喷淋下来的冷却水换热并使冷却水汽化，此时变换气的温度下降到230 ℃左右，冷却水和变换气换热后汽化，从而使蒸汽含量达到设计要求，湿变换气进入第二变换炉第一段催化剂床层进行变换反应。经第二变换炉第一段催化剂床层变换反应后CO 的变换率可达到85%左右，温度上升到280 ℃左右进入淬冷过滤器II ，逆向与喷淋下的冷却水进行热交换，使其温度下降到190 ℃左右，同时补充水蒸气，达到设计要的汽气比进入第二变换炉第二段催化剂床层进行变换，最终CO 的变换率可达到99%。出第二变换炉第二段的变换气经过变换气换热器后，再经过变换气冷却器降温至40 ℃左右，去后续工段。
第二章 物料衡算及热量衡算
2.1设计条件
计算基准：1吨NH 3。
70⨯103
=9. 7222 t/h 设备生产能力：
300⨯24
由设计所给条件取每吨氨耗用半水煤气3520Nm 3, 则每小时的半水煤气用量为：
3520×9.7222=34222.2 Nm3/h
初始半水煤气组成见下表2-1。
表2-1 初始半水煤气组成
Table2-1 The comp osition of the initial semi-water gas
组分 % Nm 3 kmol
CO 2 7.0 2395.6 106.9
CO 30.8 10540.4 470.6
H 2 37.8 12936.0 577.5
CH 4 1.5 513.3 22.9
O 2 0.3 102.7 4.6
N 2 22.6 7734.2 345.3
合计 100 34222.2 1527.8
2.2 CO全变换过程总蒸汽比的计算
选用B302Q 型催化剂，设第二变炉出口变换气温度为200 ℃，平衡温距为24 ℃，则计算时取变换温度为t =224℃。
CO 和H 2O 的反应方程式为：
CO +H 2O =CO 2+H 2
设
A B C D
设CO 变换反应的变换量为△CO ，则变换反应的平衡常数K p ： K p =
p CO 2p H 2p CO p H 2O
=
(C +∆CO) ⨯(D +∆CO -2⨯O 2%)
（2-1）
(A -∆CO) ⨯(B -∆CO +2⨯O 2%)
本设计所给条件CO 的变换率为99%，则:
∆CO =30.8%⨯99%=30.49%
查文献[1]可知在220℃时CO 变换的平衡常数K p =140.96。并由表2-1可知A 、C 、D 的值分别为30.8%、7.0%、37.8%，将A 、C 、D 和K p 的值代入式（2-1）求得：B =75.0。即可知总水气比为75.0/100。 2.3第一变换炉催化剂床层物料与热量衡算 2.3.1入第一变换炉催化剂床层汽气比
设CO 在催化剂床层转化率为60.0%，且O 2全部和H 2燃烧生成H 2O ，则CO 的反应量△CO 为：
30.8%×60%=18.48 Nm3/100 Nm3干半水煤气
则CO 的总反应量为：34222. 2⨯
18. 48
=6324. 3Nm 3=282. 3kmol 100
设气体出催化剂床层的温度为360 ℃，取平衡温距为20 ℃，则计算所取温度为380 ℃。
查文献[1]知380 ℃时的K p =14.6，由式（2-1）代入数据可得：
14. 6=
(7. 0+18. 48) ⨯(37. 8+18. 48-2⨯0. 3)
(30. 8-18. 48) ⨯(B -18. 48+2⨯0. 3)
解上式得 B =25.72
即此时的汽气比为 25.72/100。 入炉蒸汽量 34222. 2⨯
25. 72
=8802. 2Nm 3=393. 0k m o l 100
入炉湿气的量 34222.2+8802.2=43024.4 Nm3=1920.7 kmol 由此可计算出入炉的湿气组成，结果见下表2-2。
表2-2 入第一变换炉湿半水煤气组成
Table2-2 The comp osition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分 % Nm 3 kmol
CO 2 5.57 2395.6 106.9
CO
H 2
CH 4 1.19 513.3 22.9
O 2 0.24 102.77 4.6
H 2O 20.46 9103.1 406.4
N 2 17.98 7734.2 345.3
合计 100 43024.4 1920.7
24.50 30.07 105404 12936.0 470.6 577.5
2.3.2 CO平衡变换率及出催化剂床层气体的组成
设360℃时的平衡变换率为X p ， 360 ℃时的K p =18.371]，代入式（2-1）得：
18. 37=
(5. 87+24. 50⨯X p ) ⨯(30. 07+24. 50-2⨯0. 24) (24. 50-24. 50⨯X P ) ⨯(24. 46-24. 50⨯X p +2⨯0. 24)
∴X p =70. 2
则实际变换率为平衡变换率
60
⨯100%=85. 47% 70. 2
由以上计算知实际反应掉的CO 的量为
10540.4×0.6=6324.2 Nm3。
出催化剂层干气体量
34024. 4+6324. 2-3⨯102. 7=40040. 5Nm 3
由以上计算可得出催化剂干气体组成，见下表2-3。
表2-3 出第一变换炉催化剂变换气干气体组成
Table2-3 The comp osition of the dried semi-water gas out the first converter 组分 % Nm 3
H 2 48.10 19260.2
CO 10.52 4216.2
CO 2 21.78 8719.8
CH 4 1.28 513.3
N 2 19.32 7734.2
合计 100 400040.5
kmol
859.8
188.2
389.3
22.9
345.3
1787.5
出一段催化剂层剩余湿气量
34024.4+8802.2-102.7=42723.9 Nm3
. 2-6324. 2+2⨯102. 7=2683. 4 Nm 3 剩余蒸汽量 8802
剩余CO 的量 10540.4-6324.2=4216.2 Nm3 CO 在湿气中含量
4216. 2
⨯100%=9. 87%
42723. 9
同理，可求出CO 2、H 2、CH 4、N 2、H 2O 在湿气中的含量，结果见下表2-4。
表2-4 出第一变换炉催化剂变换气湿气组成
Table2-4 The comp osition of the wet semi-water gas outlet the first converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 45.08 19260.2 859.8
CO 9.87 4216.2 188.2
CO 2 20.41 8719.8 389.3
CH 4 1.20 513.3 22.9
N 2 18.10 7734.2 345.3
H 2O 5.73 2984.2 133.2
合计 100 42723.9 1907.3
2.3.3 第一变炉热量衡算
（1）第一变换炉内CO 变换反应放热量为Q 1 气体由200 ℃上升到360 ℃，平均温度t m =280 ℃。
查文献[1]知CO 变换反应的(-∆H ) =39572kJ/kmol，则由表2-2和表2-4中的数据可求出
Q 1=(470. 6-188. 2) ⨯39550=1. 117⨯107kJ
（2）氧气和氢气燃烧放热Q 2
查文献[2]可知氧气和氢气燃烧焓为484017 kJ/kmol，则
Q 2=4. 6⨯484017=2. 226⨯106kJ
（3）气体温度上升吸热Q 3
在平均温度285 ℃和平均压力0.92 MP a 下可查出
C p (H2)=29.38 kJ/kmol∙K C p (N2)=30.39 kJ/kmol∙K C p (CO)=30.57 kJ/kmol∙K C p (CO2)=46.32 kJ/kmol∙K C p (CH4)=49.1 kJ/kmol∙K C p (O2)=31.78 kJ/kmol∙K C p (H2O)= 35.59 kJ/kmol∙K 则平均比热容：
C P (m ) =0. 4508⨯29. 38+0. 0987⨯30. 57+0. 181⨯30. 39+0. 241⨯46. 32
+0. 012⨯49. 1+0. 0573⨯35. 59=33.84 kJ/kmol∙K
气体吸热 Q 3=1907. 3⨯33. 84⨯∆t 设热损失 Q 4 =3.9×106 kJ
由热平衡方程式 Q 1+Q 2=Q 3+Q 4
将上述数据代入热平衡方程式知：△t =160 ℃。
可知道结果与实际所取温度一致，故不需要进行重复计算。 2.4 第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算 2.4.1 第二变换炉第一段催化剂层汽/气比
设在此段CO 的总转化率达到88%，可知CO 在此段催化剂层的总转化量为
∆CO =10540. 4⨯88%=9275. 56Nm 3=414. 09kmol
则知CO 在此段催化剂层的转化量为
9275.56-6324.26=2951.3Nm3=131.75 kmol
根据以上计算可得CO 在此段的转化率为
2951. 30
⨯100%=70. 0%
4216. 2
设气体入口、出口温度分别为230 ℃、280 ℃，平衡温距取70 ℃，则出口气体平衡温度为350 ℃。查文献[1]知此时的K p =20.66。
由前面的计算可知A =9.75、C =20.40、D =45.08代入式（2-1）解得B =30.58 则可以得到汽气比为30.58/100。
此时所需总蒸汽量为
(42723. 9-2683. 4) ⨯
30. 58
=12244. 4Nm 3 100
则需补充的蒸汽量为
12244.4-2683.4=9561.0 Nm3
此时总的蒸汽量为
42723.9+9561.0=52286.9 Nm3
由以上的计算可求出此时的入炉湿气组成，结果见下表2-7。
表2-7 入第二变换炉第一段变换气组成
Table2-7 The comp osition of the shift gas inlet the first p aragra p h of the second shift converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 38.08 19260.2 854.7
CO 8.42 4216.2 188.2
CO 2 17.42 8719.8 389.3
CH 4 1.03 513.3 22.9
N 2 15.46 7734.2 345.3
H 2O 24.47 12244.4 546.7
合计 100 52286.9 2234.2
2.4.2 第二变换炉第一段催化剂层CO 的平衡转化率计算
由出口平衡温度350℃，查文献[1]知K p =20.66，由公式（2-2）代入数据得：
20. 66=
(17. 42+8. 42⨯X p )(38. 08+8. 42⨯X p ) (8. 42-8.. 42⨯X p )(24. 47-8. 42⨯X p )
∴X p =58. 27%
出口湿气体组成计算如下：
. 2⨯(1-0. 7) =1264. 9Nm 3 CO 的量 4216
1Nm 3 CO 2的量 8719. 8+2951. 3=1167. 1
H 2的量 19054. 8+2951. 3=22211. 5Nm 3 H 2O 的量 12244. 4-2951. 3=9293. 1Nm 3
由上面的计算可得出出口湿变换气的组成, 结果见下表2-8
表2-8 出第二变换炉第一段催化剂变换气组成
Table2-7 The comp osition of the gas outlet the first p aragra p h of the second shift converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 44.38 22211.5 991.6
CO 2.53 1264.9 56.5
CO 2 23.32 11671.1 521.0
CH 4 1.02 513.3 22.9
N 2 15.46 7734.2 345.3
H 2O 18.57 9293.1 414.9
合计 100 52286.9 2234.2
2.4.3 出口温度校核
K P =
CO 2%⨯H 2%0. 2332⨯0. 4438
==22. 03
CO %⨯H 2O %0. 0253⨯0. 1857
由上述计算可知与所取K p 相差不大，故不重复计算。 2.4.4 第二变换炉第一段催化剂热量衡算 （1）CO 放热Q 1
设第二变换炉一段内CO 变换反应放热量为Q 1
气体由230℃升至280℃，平均温度t m =255 ℃，查文献[1]知
(-∆H ) =39762kJ/kmol
则 Q 1=3976⨯2(18-8. 2（2）气体温度上升吸热Q 2
7=0. 6) ⨯64. 6710k J
湿变换气在平均温度255 ℃，平均压力0.94 MP a 下，查文献[1]知
C p (H2)=29.30 kJ/kmol∙K C p (N2)=29.78 kJ/kmol∙K C p (CO)=30.00 kJ/kmol∙K C p (CO2)=45.75 kJ/kmol∙K C p (CH4)=48.22 kJ/kmol∙K C p (H2O)=38.96 kJ/kmol∙K 则
C P (m ) =0.2284⨯45.75+0.0318⨯30.00+0.4363⨯29.30
+0.0103⨯48.22+0.1556⨯29.78+0.1376⨯38.96
=34.68kJ/kmol⋅K Q 2 = 2219.2×34.68×△t
（3）假设热损失Q 3=0. 8⨯106kJ/kmol 由热量平衡得 Q 1=Q 2+Q 3
4.67⨯106+Q 2=2219.2⨯34.68⨯∆t +0.83⨯106 △t =50 ℃
计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算。
2.5 第二变换炉第二段催化剂床层物料及热量衡算
由前面的计算可知在CO 的变换过程中须加入的总蒸汽量为
34222. 2⨯
83. 96
=28733. 0Nm 3 100
第一变换炉催化剂层及第二变换炉第一段催化剂层加入的蒸汽量分别为8802.2 Nm3、9561.0 Nm3。在此段催化剂层须加入的蒸汽量为
28733.0-8802.2-9561.0=10369.8 Nm3。
由此可知进入此段催化剂层的湿气组成，结果见表2-11。
表2-11 入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成
Table2-11 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift
converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 35.22 22211.5 991.6
CO 2.01 1264.9 56.5
CO 2 18.51 11671.1 521.0
CH 4 0.81 513.3 22.9
N 2 12.27 7734.2 345.3
H 2O 31.18 19662.9 877.9
合计 100 63060.5 2815.2
可知CO 在此段变换量为
10540.4×0.99-(10540.4-1264.9)=1159.5Nm3=51.76 kmol
CO 在此段的转化率为
1159. 5
⨯100%=91. 67%
1264. 9
2.5.1 第二变换炉第二段催化剂层CO 的平衡转化率计算
由出口平衡温度200 ℃，查文献[1]知道此时的K p =220.90，由公式（2-2）代入数据得：
220. 90=
(18. 51+2. 01X P )(35. 22+2. 01X p ) (2. 01-2. 01X P )(31. 18-2. 01X P )
∴X P =95. 68%
由上面的计算可得出出口湿变换气的组成，结果见表2-12。
表2-12 出第二变换炉催化剂层湿变换气组成
Table2-12 The composition of the wet shift gas outlet the second stage of the second shift
converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 37.18 23371.0 1043.3.
CO 0.17 105.4 4.7
CO 2 20.35 12830.6 572.8
CH 4 0.82 513.3 22.9
N 2 12.30 7734.2 345.3
H 2O 29.34 18503.4 826.0
合计 100 63060.5 2815.2
出变换炉的干变换气组成见表2-13。
表2-13 出第二变换炉第二段催化剂层干变换气组成
Table2-13 The composition of the dried shift gas outlet the second paragraph of the second shift
converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 52.45 23165.6 1044.2
CO 0.24 105.4 4.7
CO 2 28.78 12830.6 572.8
CH 4 1.13 513.3 22.9
N 2 17.34 7734.2 345.3
合计 100 44557.1 1989.1
2.5.2第二变换炉第二段催化剂热量衡算 （1）CO 放热Q 1
设第二变换炉二段内CO 变换反应放热量为Q 1：
出此段催化剂床层的温度200 ℃，进口温度175 ℃，平均温度t m =187 ℃，查
H =40260k J /k 文献[1] -∆ m
则 Q 1=4026⨯0(70. -6（2）气体温度上升吸热Q 2
4. =7) ⨯62. 6 510k J
气体由175 ℃上升至200 ℃，在平均温度t m =187 ℃，压力1.0 MPa下，查文献[1]知：
C p (H2)=29.19 kJ/kmol∙K C p (N2)=29.62 kJ/kmol∙K
C p (CO)=29.78 kJ/kmol∙K C p (CO2)=45.53 kJ/kmol∙K C p (CH4)=44.35 kJ/kmol∙K C p (H2O)=39.45 kJ/kmol∙K 平均热容为
C p (m ) =29. 19⨯0. 3718+29. 34⨯0. 1230+29. 78⨯0. 0017+45. 53⨯0. 2035
+44. 35⨯0. 0082+39. 45⨯0. 2934%=35. 70kJ/kmol⋅K
Q 2=2815. 2⨯35. 7⨯0∆t （3）假设热损失 Q 3=0.15⨯106 kJ 。 由Q 1=Q 2+Q 3
2.65⨯106=2805.9⨯35.72⨯∆t +0.15⨯106
△t =25 ℃
计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算。 2.5.3 平衡温距校核
p CO 2p H 2CO 2%⨯H 2%'K P ==
p CO p H 2O CO%⨯H 2O%
=
0.2041⨯0.3686
=150.32
0.0017⨯0.2944
'=150. 32时，T =220.2 ℃查得当K P ，温距为220.2-200=20.2 ℃与所取温距相近，故不需要重复计算。 2.6 煤气换热器热量衡算 （1）已知条件
进设备半水煤气量（干）：1527.8 kmol 进设备变换气量：1920.7 kmol 出设备半水煤气量（湿）：1920.7 kmol 出设备变换气量：1920.7 kmol 进设备半水煤气温度：t 出设备半水煤气温度：200 ℃ 进设备变换气温度：360 ℃ 出设备变换气温度：200 ℃
（2） 热量衡算
半水煤气带入热Q 1：
设半水煤气进口温度为187 ℃，查184 ℃，1.0 MPa 下半水煤气各组分的比热容并求出平均比热容C p (m)=30.75 kJ/kmol∙K。
Q 1=1527. 8⨯30. 75⨯t
过热蒸汽带入热Q 2：
查文献[3]可知在260 ℃，1.0 MPa下水蒸汽的焓为2902 kJ/kg，故
Q 2=393. 0⨯18⨯2902=20. 53⨯106kJ
半水煤气带出热Q 3：
在200℃，1.0MPa 下的半水煤气的平均比热容为C p(m)=34.49 kJ/kmol∙K。
Q 3=1934. 2⨯34. 49⨯200=13. 22⨯106 kJ
出设备变换气带走热量Q 4：
200℃时，变换气的平均比热容为C p(m)=34.49 kJ/kmol∙K。
Q 4=1920. 7⨯34. 49⨯200=13. 24⨯106kJ
设热损失 Q 5=2.78×106 kJ 由热量衡算知 Q 1+Q 2=Q 3+Q 4+Q 5代入数据计算可得 t =185.4 ℃
与所设温度相近，故不需要重复计算。即入设备半水煤气温度为187 ℃。 2.7 变换气换热器热量衡算
根据前面的计算，进出变换气换热器的物料参数为
进出设备变换气量（湿）：2815.2 kmol 进设备变换气温度：200 ℃ 进出设备半水煤气量（干）：1527.8 kmol 出设备变换气温度：155 ℃ 出设备半水煤气温度：187 ℃
但进设备半水煤气温度还未知，设为t 。
2.7.1进设备热量计算 （1）变换气带入热Q 1
在200 ℃、1.0 MPa下，查文献[1]知平均比热容为37.02 kJ/kmol∙K。
Q 1=2815. 2⨯37. 13⨯200=20. 91⨯106kJ
（2）半水煤气带入热Q 2
设进设备半水煤气温度为125 ℃、在压力1.0 MPa下，查文献[1]可计算出此时的平均比热容为30.57 kJ/kmol∙K。
Q 2=1527. 8⨯30. 57⨯t
2.7.2出设备热量计算 （1）变换气带出热
在155 ℃、1.0 MPa下，查文献[1]计算平均比热容为32.69 kJ/kmol•K。
Q 3=2815. 2⨯32. 69⨯155=14. 26⨯106 kJ
（2）半水煤气带出热
在187 ℃、1.0 MPa下，查文献[1]计算平均比热容为29.78 kJ/kmol•K。
Q 4=1527. 8⨯29. 78⨯187=8. 53⨯106 kJ
设 Q 5=4.14×106 kJ 由 Q 1+Q 2=Q 3+Q 4+Q 5可得 t=126.2 ℃
与假设温度相近, 故不需计算。即进设备半水煤气温度为125 ℃。
第三章 主要设备计算
3.1
第一变换炉的计算 已知条件：
平均操作压力：1.74 MPa 一段气体进口温度：200 ℃ 一段气体出口温度：360 ℃ 一段气体进口流量（干）：34222.2 Nm 3
一段气体出口流量：43222.6 Nm3 一段出口CO 含量：10.52 一段入口汽气比R ：0.2572 催化剂型号：B302Q 进此段催化剂气体成分（湿）见表3-1：
表3-1 进一变换炉湿半水煤气组成
Table2-2 The comp osition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分 % Nm 3 kmol
CO 2 5.57 2395.6 106.9
CO
H 2
CH 4 1.19 513.3 22.9
O 2 0.24 102.77 4.6
H 2O 20.46 9103.1 406.4
N 2 17.98 7734.2 345.3
合计 100 43024.4 1920.7
24.50 30.07 105404 12936.0 470.6 577.5
3.1.1 催化剂用量计算
根据B302Q 催化剂宏观动力学方程得 γ=
dN CO 2
y CO 2y H 2-431640. 60. 5-0. 3-0. 8
=182p 2e x ) y co y H 2O y CO y (1-) （3-1）H 22
dw RT K P y CO y H 2O
式中，y co 2, y H 2, y co , y H 2O ——各组分湿基摩尔分率
R ——通用气体常数，8.314 kJ/（mol·K ） T ——气体温度，K K p ——CO 反应平衡常数 γ——CO 反应速度，mol/h 4770——反应速率常数 16040——反应活化能，J/mol
则由上式可推出:
v 0dy co 222.4dw
=1822p 0.5exp(
y co 2y H 2-431640.6-0.3-0.8
) y co y H 2O y co y (1-) （3-2） H 22
RT K p y co y H 2O
式中，V 0—气体的体积，Nm 3
T —平均温度， T =
200+360
+273. 2=553. 2K 2
查文献[1]得CO 的平衡常数K p =49.59，y co 2的含量由5.57上升到21.78，将以上数据代入式（3-2）：
34222. 2d y CO
22. 4d w
2
⎡5. 57⨯30. 7⎛⎫⎤⎛-43164
=1822⨯103⎢0. 24500. 6⨯0. 2046⨯0. 307-0. 8⨯ 1-exp ⎪⎥
49. 59⨯24. 50⨯20. 46⎝⎭⎝8. 314⨯553. 2⎣⎦
积分并解之得 w =2.26m3
考虑到一段催化剂床层操作条件较恶劣，油污、杂质较多，备用系数取1.2，故实际催化剂用量取2.7 3.1.2 催化剂床层阻力计算
变换炉设计应考虑催化剂床层的阻力降，阻力降与设备直径及催化剂床层高度有关，这里要求低变催化剂的床层阻力
取催化剂的床层直径D t 3.0催化剂床层的阻力降由公式下式（3-3）计算 ∆p =2. 1⨯10
-8
fG 1. 91-E
⨯L （3-3）1. 1
E γd p
式中：∆p ——变换气通过催化剂床层的压力降，MPa
f ——摩擦系数，一般取1.5 G ——变换气质量流率，kg/m2·h
γ——气体的重度，kg/m3 L ——催化剂床层高度，m
E =0.378+0.308
d p D t
d p ——催化剂颗粒直径，m D t ——催化剂床层直径，m
B302Q 型催化剂为球型催化剂，其粒度为3-5 mm，取其值为4 mm，则有
d p =0. 004m
由公式E =0.378+0.308
d p D t
，代入数据可得
0. 004
=0. 378 3. 0
E =0. 378+0. 308⨯
气体平均分子量M =18.89，则在此操作条件下 气体的密度
ρ=
18. 89
⨯8. 7=3. 62kg/m2·h 553. 222. 4⨯
273. 2
气体质量流速
G =
催化剂床层高度
42723. 9⨯18. 891
h ⨯=5096. 7kg/m2·
22. 4
⨯3. 024
2. 7
L =
=0. 38m
4
由以上数据得催化剂床层压降为
-8
(3. 0) 2
1. 5⨯(5096. 7) 1. 91-0. 378
∆p =2. 1⨯10⨯⨯⨯0. 38=2.. 56Mpa 1. 13
3. 62⨯(0. 004) 0. 378
由以上结果可知∆p
第二变换炉的计算
3.2
3.2.1 第二变换炉第一段催化剂用量计算 已知条件
变换气进口温度 230 ℃ 变换气出口温度 280 ℃
操作压力 1.69 MPa 进口变换气流量 52286.9 进此段变换气气体组成见表3-2。
表3-2入第二变换炉第一段变换气组成
Table3-2com p osition of the shift gas inlet the first p aragra p h of the second shift converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 38.08 19260.2 854.7
CO 8.42 4216.2 188.2
CO 2 17.42 8719.8 389.3
CH 4 1.03 513.3 22.9
N 2 15.46 7734.2 345.3
H 2O 24.47 12244.4 546.7
合计 100 52286.9 2234.2
由已知条件可知道此操作状态下的平均温度为255 ℃，查文献[1]得此温度下的K p =80.31，根据B302Q 型催化剂动力学方程（3-1），代入数据
52286. 9dy CO 2
22. 4dw
-43164
=1822(1⨯106) 0. 5)(0. 08420. 6)(0. 2447)(0. 1742-0. 3)(0. 3808-0. 8)
8. 314⨯528. 2
17. 42⨯38. 08
⨯(1-)
80. 31⨯8. 42⨯24. 47
积分并解之得：w =8.56m 3
故可知道实际催化剂用量为w 实=8.6 m3。
3.2.2 第二变换炉第二段催化剂用量计算 已知条件
变换气进口温度 175 ℃ 变换气出口温度 200 ℃ 平均操作压力 1.69 MPa 变换气流量 62852.5 Nm 3
进此段催化剂气体组成见表3-3：
表3-3入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成
Table2-11 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second
shift converter
组分 % Nm 3 kmol
由已知条件可知此操作状态下的平均温度为187 ℃，查文献[1]知道此温度下的K p =306.53，根据B302Q 型催化剂动力学方程
y co 2y H 2-431640.6-0.3-0.8
=1822p exp() y co y H 2O y co 2y H 2(1-) ，代入数据
22.4dw RT K p y co y H 2O
0.5
H 2 35.22
CO 2.01
CO 2 18.51 11671.1 521.0
CH 4 0.81 513.3 22.9
N 2 12.27
H 2O 31.18
合计 100
22211.5 1264.9 991.6
56.5
7734.2 19662.9 63060.5 345.3
877.9
2815.2
v 0dy co 2
63060. 5dy CO 2
22. 4dw
-431640. 6-0. 3
=1822(1⨯106) 0. 5)(0. 0201)(0. 3118)(0. 1851)(0. 3522-0. 8)
8. 314⨯460. 2
18. 51⨯35. 22
⨯(1-)
306. 53⨯2. 01⨯31. 18
积分并解之得：w = 24.31
故可知道实际催化剂用量为w 实= 24.4。 3.2.3 第二变换炉催化剂床层阻力的计算
变换炉设计应考虑催化剂床层的阻力降，阻力降与设备直径及催化剂床层高度有关，这里要求低变催化剂的床层阻力
取催化剂的床层直径D t 4，催化剂床层的阻力降由公式下式（3-3）计算
∆p =2. 1⨯10
-8
f G 1. 91-E
⨯L 1. 1
E γd p
B302Q 型催化剂的粒度为φ3-5mm ，取其平均值为φ 4 mm，即d p =0.004 m，由公式:
E =0.378+0.308
d p D t
代入数据可求得E =0.378。
（1）第二变换炉第一段催化剂床层阻力计算
进一段催化剂床层气体的平均分子量M =18.81，则一段气体在操作条件下，计算如下。 气体的密度
ρ=
18. 81
⨯8. 7=3. 78kg /m 3
22. 4⨯
273. 2
气体质量流速
G =
催化剂层高度
52286. 9⨯18. 811
h ⨯=3491. 3kg/m2·
22. 4
⨯(4. 0) 24
8. 6
L=
4
则第一变换炉第二段催化剂层阻力降为：
1. 5⨯(3481. 3) 1. 91-0. 378
∆p =2. 1⨯10⨯⨯⨯0. 38=1. 42Mpa 1. 13
3. 78⨯(0. 004) 0. 378
-8
⨯(4. 0)
=0.68 m
2
（2）第二变换炉第二段催化剂层阻力降计算
进二段催化床层的气体平均分子量为M =18.64，则二段气体在操作条件下，计算如下。气体的密度
ρ=
18. 64
⨯8. 7=4. 29kg /m 3 22. 4⨯
273. 2
气体质量流速
G =
催化剂层高度
63060. 5⨯18. 811
⨯=4210. 7kg /m 2. h 22. 4
⨯(4. 0) 24
L =
24. 4
π
=1. 99m
4
则第二变换炉第二段催化剂层阻力降为：
1. 5(.4210. 7) 1. 91-0. 378
∆p =2. 1⨯10⨯⨯⨯1. 71⨯0. 11. 13
4. 29⨯(0. 004) 0. 378
=5. 23kPa
-8
(4. 0) 2
由以上可以知道第二变换炉催化剂层总的阻力降为
∆p 总=∆p 1+∆p 2=1. 42+5. 23=6. 66kPa 〈6. 88kPa
由上面计算可以知道总压力降∆p 总
煤气换热器的计算
计算条件
半水煤气平均压力 1.74 MPa 半水煤气流量 1920.7 kmol 半水煤气进口温度 187 ℃ 半水煤气出口温度 200 ℃ 湿半水煤气平均分子量 18.89 湿半水煤气组成见表3-4。
表3-4入第一变换炉湿半水煤气组成
Table2-2 The comp osition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分 % Nm
3
CO 2 5.57 2395.6 106.9
CO 24.50 105404 470.6
H 2 30.07 12936. 0 577.5
CH 4 1.19 513.3 22.9
O 2 0.24
H 2O 20.46
N 2 17.98
合计 100 43024. 4 1920.7
102.77 9103.1 7734.2 4.6
406.4
345.3
kmol
变换气平均压力 1.0 MPa 变换气流量 1907.3 kmol 变换气进口温度 370 ℃ 变换气出口温度 200 ℃ 变换气平均分子量 18.93 变换气组成见表3-5。
表3-5进煤气换热器的变换气组分
Table3-5 The composition of the converted gas into the semi-water gas heat exchanger 组分 % Nm 3 kmol
H 2 45.08 19260.2 859.8
CO 9.87 4216.2 188.2
CO 2 20.41 8719.8 389.3
CH 4 1.20 513.3 22.9
N 2 18.10 7734.2 345.3
H 2O 5.73 2984.2 133.2
合计 100 42723.9 1907.3
3.3.1 设备直径及管数确定
湿半水煤气的平均温度192 ℃，采用列管换热器，湿半水煤气走管内，变换气走管间。
现取管内气体流速w 0=4. 5m/s。
ρ=
18.89
=0.8375kg/m3 22.4
T 0
（3-4） T
管内湿半水煤气质量流速由公式（3-4）[1]计算，即 G 半=w 0γ0p 代入数据可得
G 半=4. 50⨯0. 8375⨯10⨯
=22. 06kg /m 2⋅s
273. 2
273. 2+193. 5
1920. 7⨯18. 89
=10. 07kg /s
3600
由以上条件求取半水煤气质量流量w 半=列管面积由下式计算：
F '=
w 半
（3-5） G 半
代入数据可求得所须列管面积F '=0.456m 2
查文献[2]选用φ28⨯2.5煤气换热管作为列管的换热管，则管子数
n =
管板直径由下式确定
0. 456
4
=1197
(0. 028-2⨯0. 0025) 2
D =1. 0（3-6）
式中：n ——列管数
t ——列管中心距，取0.032 η——管板填充系数，0.9
则由式（3-6）代入数据可求出管板直径
D =1. 05⨯0. =1. 125m
管板直径可取φ1.2，即设备内径取1.2。 3.3.2 设备规格的确定
0. 9
设备内管子数采用正六边行排列，管子层数为
1. 2-2⨯0. 0281
⨯=17. 875
0. 0322
取18层，由文献[1]得管子数为988根，去掉8根拉杆，则实际管数为980根，从而可求出管内水煤气实际质量流速为
G =
管内气体实际流速
w ︒=
10. 07
4
=23. 12kg/m2⋅s
⨯(0. 028-0. 0025) 2⨯980
42723.. 9
3600⨯10⨯
4
⨯
⨯(0. 028-0. 0025) 2⨯980
273. 2+192
273. 2
=4. 96m/s
3.3.3 传热系数计算 （1）管内传热系数计算
努塞尔准数可由下面公式计算：
N u =0.023Re 0.3P r 0.4 （3-7）
式中，N u ——努塞尔准数
R e ——雷诺准数 P r ——普朗特准数
半水煤气各组分在平均温度192 ℃、压力1.0 MPa下的物性数据如下：
C p (H2)=29.26 kJ/kmol∙K C p (N2)=29.46 kJ/kmol∙K C p (CO)=29.88 kJ/kmol∙K C p (CO2)=44.07 kJ/kmol∙K C p (H2O)=38.35 kJ/kmol∙K C p (O2)=30.90 kJ/kmol∙K
C p (CH4)=43.22 kJ/kmol∙K
则有
C P (m ) =29. 26⨯0. 2986+29. 46⨯0. 1785+29. 88⨯0. 2433+44. 07⨯0. 0553
+38. 35⨯0. 2101+30. 90⨯0. 0024+43. 22⨯0. 0118
=32. 344kJ/kmol⋅K
混合气体粘度可由下面的公式计算：
μm(t)
=
（3-8）
式中：μm(t)——混合气体在温度t 时的粘度，MPa∙s
y i ——混合气体中i 组分的摩尔分数 M i ——混合气体中i 组分的分子量
μi (t ) ——混合气体中i 组分在温度t 时的粘度，MPa∙s
查文献[2]可知在200 ℃，压力1.0 MPa下各组分的粘度如下。
μ(CH 4) =0.0159 MPa∙s μ(H 2O ) =0.0162 MPa∙s
μ(CO ) =0.0247 MPa∙s μ(N 2) =0.0249 MPa∙s
μ(H 2) =0.0123 MPa∙s μ(CO 2) =0.0219 MPa∙s μ(O 2) =0.0282 MPa∙s
由于CH 4和O 2含量很低，可忽略。则由以上数据代入式（3-8）可求得
μm (t ) =
=0.0212MP ⋅s =0.0764kg/(m⋅h)
同理可求得 λm =0.2332 kJ/m∙h∙K 则由雷诺准数计算公式
Re=（3-9） 代入数据可得
Re =
由普朗特准数计算公式
P r =（3-10）
代入数据可得 P r =
0. 0764⨯1. 72
=0. 563
0. 233222. 06⨯0. 023
⨯3600=23908
0. 0764
Gd
μ
μC m
λ
管内传热系数可用下面的公式计算
λ
α内=0. 02⨯d 式中：d ——列管直径。 代入数据可得
a 内=0. 023⨯
0. 8
R P e r 0 . 4 （3-11）
0. 2332
⨯239080. 8⨯0. 5630. 14= 0. 023
= 589.88 kJ/m2∙h∙K
（2）壳侧给热系数计算
挡板采用圆缺板，板间距取0.83 m ，缺口高度为直径的30%，给热系数由下面公式计算
αd 0C μμ6d 0G m
=1.72(de ) 0. () 0(. 6m ) () λμλμw
0 . 1 4 (3-12)
式中：de ——设备当量直径
μw ——流体在壁下的粘度，kg/(m∙h)
G m ——按流道基准截面积计算的流体重量流速，kg/(m2∙h) d 0——管外径，m
在本计算范围内，由于温度对气体的粘度影响不大，故粘度校正项(忽略不计。
在286℃，压力1.0 MPa下，变换气的物性数据如下：
C p (m)=33.56 kJ/kmol∙K
μ =0.0857 kg/m∙h λ=0.342 kJ/ m∙h∙K
壳程流道基准面积由下面公式计算
μ0.14
) 可μw
S m =
式中，S 1——流体横过管束时的流道截面积，m 2；
S 2——弓形缺口处流道截面积，m 2。
对于正六边形排列的换热管，流体横过管束时的流道截面积S 1可由下面的公式计算
(1- S 1=h D
d 0
) （3-14） t
弓形缺口处流道截面积S 2可由下面公式计算
d 02
( ) S 2=S a [1-0. ] （3-15） t
其中，S a 可由下面公式计算：
r -h '
r c o s -) r -(h
S a =180r
π
2-1
) （3-16）
式中，S a ——弓形截面积，m 2
h '——弓形高度，m
r ——挡板半径，m
h ——挡板间距，m
S 1=0. 83⨯1. 2⨯(1-
0. 028
) 0. 032
=0. 125m 2
S a =
3. 140. 6-0. 3
⨯(0. 6) 2⨯cos -1() -(0. 6-0. 3) . 2⨯0. 3-0. 32
1800. 6=0. 221m 2
0. 0282⎤⎡
S 2=0. 221⨯⎢1-0. 91⨯() ⎥
0. 032⎣⎦
=0. 067m 2
S m =S 1S 2⨯0. 125⨯0. 067=0. 092m
2
变换气质量流量
w 变=
1907. 3⨯18. 93
3600
=10. 029kg /s
变换气质量流速
G m =
w 变S m
=10. 0290. 092
=109. 01kg /m 2⋅s
当量直径de 由下式计算
D 2-nd 02
d e =
D +nd 0
代入数据可得
2
D 2-nd 01.22-980⨯0.0282
d e ==
D +nd 01+980⨯0.028
=0.024m
将以上计算得到的数据代入（3-13）可以得到
α外
0. 0814⨯(0. 024) 0. 60. 028⨯109. 01⨯36000. 60. 0857⨯33. 38=1. 72⨯⨯() ⨯()
0. 0280. 08570. 0814
=2032. 13 kJ/m2⋅h ⋅K
（3）总传热系数的确定
总传热系数可由下面公式计算 K =
++R +α内α外λ
1
1
1
（3-17）
式中，R ——管、壳程污垢热阻，根据经验各取0.001
δ——列管管壁厚度，m
λ——管壁传热系数，kJ/m2∙h∙K 则总传热系数 K =
1
110. 0025
++0. 001+
589. 882032. 1340
=259.74 kJ/m 2.h.K
3.3.4 传热面积计算
以变换气放出的热量为热负荷的计算基准 平均温差
∆t =
(360-200) -(200-187)
360-200ln
200-187
=58.57 ℃
传热面积
F =
Q K ∆t m
20. 91⨯106-14. 26⨯106
=
58. 57⨯259. 74=437. 12m 2
设富裕量为30%，可知F 实=437. 12⨯1. 3=568. 27m 2 3.3.5 列管长度的计算
L =
568. 27
(0. 028-0. 0025) ⨯3. 14⨯980 =7. 24m
实际取7.4m （加上管板厚度所需要的管长）
主要设备一览表
主要设备的型号、尺寸及工作条件见表3-10。
表3-10 主要设备一览表
Table 3-10 List of the main equipment
序号
名称
位号
台数
型号、规格
材质：12CrMo 操作温度≤360 ℃ 操作压力≤1.74 MPa 催化剂床层直径：3.0 m 催化剂用量：2.7 m3
材质：16MnR 操作温度≤280 ℃ 操作压力≤1.69 MPa 催化剂床层直径：4.0 m
催化剂用量：一段8.6 m3，二段24.4 m 双管程单壳程式换热器， 列管：φ28×2.5 mm，980根，长 7.4 m
3
煤气换热器
EO4201
1
总传热面积568.27m 工作压力：1.7 MPa 工作温度：360 ℃
4
变换气换热器
EO4202
1
工作压力：1.7 MPa 工作温度：230 ℃
2
1 第一变换炉 RO4201 1
2 第二变换炉 RO4202 1
设计结果及总结
本次设计室70kt/a合成氨变换工段的设计, 采用节能的全低变工艺流程路线,, 通过已知的原料气组成和操作条件, 对低温变换进行了物料和热量衡算. 进而根据计算所得的工艺参数对进行计算和选型.
全低变的流程中, 主要设备有煤气换热器、变换换热器和两个低变炉等. 都选用B302Q 型催化剂。通过两个多月的查阅资料和设计计算，最终完成了设计的计算。结果是：第一变换炉的催化剂床层直径为3.0 m，催化剂用量为2.7 m3。第二变换炉的催化剂床层直径为4.0 m，催化剂用量一段为8.6 m3、二段为24.4 m 3。煤气换热器为双管程单壳程式列管换热器，管数980根，管长7.4 m，管径φ28×2.5 mm 。以上结论都是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中的碳氧化物的含量等要求，与预期结论大致相符。
本设计师年产七万吨合成氨的全低变工艺，设计的主要是节能减排。除节能减排外，最重要的是催化剂的选择，选择合适的催化剂能达到事半功倍的效果。本设计选用B302Q 型催化剂。实际生产中可根据自身的德情况选择更新型的催化剂。由于自身的实践经验不足，对设计因素的影响考虑不足。
通过本次毕业设计，在查阅众多资料了解物性和一些条件下的反应常数，对流程中的物料衡算和热量衡算以及设备造型的设计都将对以后的工作起到实践作用。设计中很好的自己完成任务的能力，同时也培养了团队合作的能力，为以后的学习和工作都起到锻炼的作用，促进自己尽快的融入社会。
参考文献
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1.4 工艺流程简述
全低变的工艺流程示意图见图1-1。
图1-1 低温变换工艺流程示意图
Fig1-1 Schematic diagram of the low temp erature conversion p rocess
半水煤气首先进入油水分离器，脱除部分固体和液体杂质后进入活性炭滤油器，进一步脱除杂质。经净化的半水煤气进入变换气换热器与从第二变换炉出来的变换气进行逆向热交换，使其温度上升到180 ℃左右，变换气温度下降到160 ℃左右。出变换气换热器的半水煤气再进入煤气换热器与从第一变换炉出来的变换气进行逆向热交换，变换气自身的温度下降到300 ℃左右，半水煤气升温到200 ℃左右。出煤气换热器的半水煤气与来自管网的中压水蒸气混合，一方面使半水煤气温度上升到变换反应温度，另一方面使半水煤气增湿，并达到设计要求所需要
的汽气比进入第一变换炉发生变换反应，在第一变换炉内CO 的变换率可达到60%左右。经第一变换炉变换后出来的变换气进入煤气换热器与半水煤气逆向换热后进入淬冷过滤器I ，逆向与喷淋下来的冷却水换热并使冷却水汽化，此时变换气的温度下降到230 ℃左右，冷却水和变换气换热后汽化，从而使蒸汽含量达到设计要求，湿变换气进入第二变换炉第一段催化剂床层进行变换反应。经第二变换炉第一段催化剂床层变换反应后CO 的变换率可达到85%左右，温度上升到280 ℃左右进入淬冷过滤器II ，逆向与喷淋下的冷却水进行热交换，使其温度下降到190 ℃左右，同时补充水蒸气，达到设计要的汽气比进入第二变换炉第二段催化剂床层进行变换，最终CO 的变换率可达到99%。出第二变换炉第二段的变换气经过变换气换热器后，再经过变换气冷却器降温至40 ℃左右，去后续工段。
第二章 物料衡算及热量衡算
2.1设计条件
计算基准：1吨NH 3。
70⨯103
=9. 7222 t/h 设备生产能力：
300⨯24
由设计所给条件取每吨氨耗用半水煤气3520Nm 3, 则每小时的半水煤气用量为：
3520×9.7222=34222.2 Nm3/h
初始半水煤气组成见下表2-1。
表2-1 初始半水煤气组成
Table2-1 The comp osition of the initial semi-water gas
组分 % Nm 3 kmol
CO 2 7.0 2395.6 106.9
CO 30.8 10540.4 470.6
H 2 37.8 12936.0 577.5
CH 4 1.5 513.3 22.9
O 2 0.3 102.7 4.6
N 2 22.6 7734.2 345.3
合计 100 34222.2 1527.8
2.2 CO全变换过程总蒸汽比的计算
选用B302Q 型催化剂，设第二变炉出口变换气温度为200 ℃，平衡温距为24 ℃，则计算时取变换温度为t =224℃。
CO 和H 2O 的反应方程式为：
CO +H 2O =CO 2+H 2
设
A B C D
设CO 变换反应的变换量为△CO ，则变换反应的平衡常数K p ： K p =
p CO 2p H 2p CO p H 2O
=
(C +∆CO) ⨯(D +∆CO -2⨯O 2%)
（2-1）
(A -∆CO) ⨯(B -∆CO +2⨯O 2%)
本设计所给条件CO 的变换率为99%，则:
∆CO =30.8%⨯99%=30.49%
查文献[1]可知在220℃时CO 变换的平衡常数K p =140.96。并由表2-1可知A 、C 、D 的值分别为30.8%、7.0%、37.8%，将A 、C 、D 和K p 的值代入式（2-1）求得：B =75.0。即可知总水气比为75.0/100。 2.3第一变换炉催化剂床层物料与热量衡算 2.3.1入第一变换炉催化剂床层汽气比
设CO 在催化剂床层转化率为60.0%，且O 2全部和H 2燃烧生成H 2O ，则CO 的反应量△CO 为：
30.8%×60%=18.48 Nm3/100 Nm3干半水煤气
则CO 的总反应量为：34222. 2⨯
18. 48
=6324. 3Nm 3=282. 3kmol 100
设气体出催化剂床层的温度为360 ℃，取平衡温距为20 ℃，则计算所取温度为380 ℃。
查文献[1]知380 ℃时的K p =14.6，由式（2-1）代入数据可得：
14. 6=
(7. 0+18. 48) ⨯(37. 8+18. 48-2⨯0. 3)
(30. 8-18. 48) ⨯(B -18. 48+2⨯0. 3)
解上式得 B =25.72
即此时的汽气比为 25.72/100。 入炉蒸汽量 34222. 2⨯
25. 72
=8802. 2Nm 3=393. 0k m o l 100
入炉湿气的量 34222.2+8802.2=43024.4 Nm3=1920.7 kmol 由此可计算出入炉的湿气组成，结果见下表2-2。
表2-2 入第一变换炉湿半水煤气组成
Table2-2 The comp osition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分 % Nm 3 kmol
CO 2 5.57 2395.6 106.9
CO
H 2
CH 4 1.19 513.3 22.9
O 2 0.24 102.77 4.6
H 2O 20.46 9103.1 406.4
N 2 17.98 7734.2 345.3
合计 100 43024.4 1920.7
24.50 30.07 105404 12936.0 470.6 577.5
2.3.2 CO平衡变换率及出催化剂床层气体的组成
设360℃时的平衡变换率为X p ， 360 ℃时的K p =18.371]，代入式（2-1）得：
18. 37=
(5. 87+24. 50⨯X p ) ⨯(30. 07+24. 50-2⨯0. 24) (24. 50-24. 50⨯X P ) ⨯(24. 46-24. 50⨯X p +2⨯0. 24)
∴X p =70. 2
则实际变换率为平衡变换率
60
⨯100%=85. 47% 70. 2
由以上计算知实际反应掉的CO 的量为
10540.4×0.6=6324.2 Nm3。
出催化剂层干气体量
34024. 4+6324. 2-3⨯102. 7=40040. 5Nm 3
由以上计算可得出催化剂干气体组成，见下表2-3。
表2-3 出第一变换炉催化剂变换气干气体组成
Table2-3 The comp osition of the dried semi-water gas out the first converter 组分 % Nm 3
H 2 48.10 19260.2
CO 10.52 4216.2
CO 2 21.78 8719.8
CH 4 1.28 513.3
N 2 19.32 7734.2
合计 100 400040.5
kmol
859.8
188.2
389.3
22.9
345.3
1787.5
出一段催化剂层剩余湿气量
34024.4+8802.2-102.7=42723.9 Nm3
. 2-6324. 2+2⨯102. 7=2683. 4 Nm 3 剩余蒸汽量 8802
剩余CO 的量 10540.4-6324.2=4216.2 Nm3 CO 在湿气中含量
4216. 2
⨯100%=9. 87%
42723. 9
同理，可求出CO 2、H 2、CH 4、N 2、H 2O 在湿气中的含量，结果见下表2-4。
表2-4 出第一变换炉催化剂变换气湿气组成
Table2-4 The comp osition of the wet semi-water gas outlet the first converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 45.08 19260.2 859.8
CO 9.87 4216.2 188.2
CO 2 20.41 8719.8 389.3
CH 4 1.20 513.3 22.9
N 2 18.10 7734.2 345.3
H 2O 5.73 2984.2 133.2
合计 100 42723.9 1907.3
2.3.3 第一变炉热量衡算
（1）第一变换炉内CO 变换反应放热量为Q 1 气体由200 ℃上升到360 ℃，平均温度t m =280 ℃。
查文献[1]知CO 变换反应的(-∆H ) =39572kJ/kmol，则由表2-2和表2-4中的数据可求出
Q 1=(470. 6-188. 2) ⨯39550=1. 117⨯107kJ
（2）氧气和氢气燃烧放热Q 2
查文献[2]可知氧气和氢气燃烧焓为484017 kJ/kmol，则
Q 2=4. 6⨯484017=2. 226⨯106kJ
（3）气体温度上升吸热Q 3
在平均温度285 ℃和平均压力0.92 MP a 下可查出
C p (H2)=29.38 kJ/kmol∙K C p (N2)=30.39 kJ/kmol∙K C p (CO)=30.57 kJ/kmol∙K C p (CO2)=46.32 kJ/kmol∙K C p (CH4)=49.1 kJ/kmol∙K C p (O2)=31.78 kJ/kmol∙K C p (H2O)= 35.59 kJ/kmol∙K 则平均比热容：
C P (m ) =0. 4508⨯29. 38+0. 0987⨯30. 57+0. 181⨯30. 39+0. 241⨯46. 32
+0. 012⨯49. 1+0. 0573⨯35. 59=33.84 kJ/kmol∙K
气体吸热 Q 3=1907. 3⨯33. 84⨯∆t 设热损失 Q 4 =3.9×106 kJ
由热平衡方程式 Q 1+Q 2=Q 3+Q 4
将上述数据代入热平衡方程式知：△t =160 ℃。
可知道结果与实际所取温度一致，故不需要进行重复计算。 2.4 第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算 2.4.1 第二变换炉第一段催化剂层汽/气比
设在此段CO 的总转化率达到88%，可知CO 在此段催化剂层的总转化量为
∆CO =10540. 4⨯88%=9275. 56Nm 3=414. 09kmol
则知CO 在此段催化剂层的转化量为
9275.56-6324.26=2951.3Nm3=131.75 kmol
根据以上计算可得CO 在此段的转化率为
2951. 30
⨯100%=70. 0%
4216. 2
设气体入口、出口温度分别为230 ℃、280 ℃，平衡温距取70 ℃，则出口气体平衡温度为350 ℃。查文献[1]知此时的K p =20.66。
由前面的计算可知A =9.75、C =20.40、D =45.08代入式（2-1）解得B =30.58 则可以得到汽气比为30.58/100。
此时所需总蒸汽量为
(42723. 9-2683. 4) ⨯
30. 58
=12244. 4Nm 3 100
则需补充的蒸汽量为
12244.4-2683.4=9561.0 Nm3
此时总的蒸汽量为
42723.9+9561.0=52286.9 Nm3
由以上的计算可求出此时的入炉湿气组成，结果见下表2-7。
表2-7 入第二变换炉第一段变换气组成
Table2-7 The comp osition of the shift gas inlet the first p aragra p h of the second shift converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 38.08 19260.2 854.7
CO 8.42 4216.2 188.2
CO 2 17.42 8719.8 389.3
CH 4 1.03 513.3 22.9
N 2 15.46 7734.2 345.3
H 2O 24.47 12244.4 546.7
合计 100 52286.9 2234.2
2.4.2 第二变换炉第一段催化剂层CO 的平衡转化率计算
由出口平衡温度350℃，查文献[1]知K p =20.66，由公式（2-2）代入数据得：
20. 66=
(17. 42+8. 42⨯X p )(38. 08+8. 42⨯X p ) (8. 42-8.. 42⨯X p )(24. 47-8. 42⨯X p )
∴X p =58. 27%
出口湿气体组成计算如下：
. 2⨯(1-0. 7) =1264. 9Nm 3 CO 的量 4216
1Nm 3 CO 2的量 8719. 8+2951. 3=1167. 1
H 2的量 19054. 8+2951. 3=22211. 5Nm 3 H 2O 的量 12244. 4-2951. 3=9293. 1Nm 3
由上面的计算可得出出口湿变换气的组成, 结果见下表2-8
表2-8 出第二变换炉第一段催化剂变换气组成
Table2-7 The comp osition of the gas outlet the first p aragra p h of the second shift converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 44.38 22211.5 991.6
CO 2.53 1264.9 56.5
CO 2 23.32 11671.1 521.0
CH 4 1.02 513.3 22.9
N 2 15.46 7734.2 345.3
H 2O 18.57 9293.1 414.9
合计 100 52286.9 2234.2
2.4.3 出口温度校核
K P =
CO 2%⨯H 2%0. 2332⨯0. 4438
==22. 03
CO %⨯H 2O %0. 0253⨯0. 1857
由上述计算可知与所取K p 相差不大，故不重复计算。 2.4.4 第二变换炉第一段催化剂热量衡算 （1）CO 放热Q 1
设第二变换炉一段内CO 变换反应放热量为Q 1
气体由230℃升至280℃，平均温度t m =255 ℃，查文献[1]知
(-∆H ) =39762kJ/kmol
则 Q 1=3976⨯2(18-8. 2（2）气体温度上升吸热Q 2
7=0. 6) ⨯64. 6710k J
湿变换气在平均温度255 ℃，平均压力0.94 MP a 下，查文献[1]知
C p (H2)=29.30 kJ/kmol∙K C p (N2)=29.78 kJ/kmol∙K C p (CO)=30.00 kJ/kmol∙K C p (CO2)=45.75 kJ/kmol∙K C p (CH4)=48.22 kJ/kmol∙K C p (H2O)=38.96 kJ/kmol∙K 则
C P (m ) =0.2284⨯45.75+0.0318⨯30.00+0.4363⨯29.30
+0.0103⨯48.22+0.1556⨯29.78+0.1376⨯38.96
=34.68kJ/kmol⋅K Q 2 = 2219.2×34.68×△t
（3）假设热损失Q 3=0. 8⨯106kJ/kmol 由热量平衡得 Q 1=Q 2+Q 3
4.67⨯106+Q 2=2219.2⨯34.68⨯∆t +0.83⨯106 △t =50 ℃
计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算。
2.5 第二变换炉第二段催化剂床层物料及热量衡算
由前面的计算可知在CO 的变换过程中须加入的总蒸汽量为
34222. 2⨯
83. 96
=28733. 0Nm 3 100
第一变换炉催化剂层及第二变换炉第一段催化剂层加入的蒸汽量分别为8802.2 Nm3、9561.0 Nm3。在此段催化剂层须加入的蒸汽量为
28733.0-8802.2-9561.0=10369.8 Nm3。
由此可知进入此段催化剂层的湿气组成，结果见表2-11。
表2-11 入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成
Table2-11 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift
converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 35.22 22211.5 991.6
CO 2.01 1264.9 56.5
CO 2 18.51 11671.1 521.0
CH 4 0.81 513.3 22.9
N 2 12.27 7734.2 345.3
H 2O 31.18 19662.9 877.9
合计 100 63060.5 2815.2
可知CO 在此段变换量为
10540.4×0.99-(10540.4-1264.9)=1159.5Nm3=51.76 kmol
CO 在此段的转化率为
1159. 5
⨯100%=91. 67%
1264. 9
2.5.1 第二变换炉第二段催化剂层CO 的平衡转化率计算
由出口平衡温度200 ℃，查文献[1]知道此时的K p =220.90，由公式（2-2）代入数据得：
220. 90=
(18. 51+2. 01X P )(35. 22+2. 01X p ) (2. 01-2. 01X P )(31. 18-2. 01X P )
∴X P =95. 68%
由上面的计算可得出出口湿变换气的组成，结果见表2-12。
表2-12 出第二变换炉催化剂层湿变换气组成
Table2-12 The composition of the wet shift gas outlet the second stage of the second shift
converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 37.18 23371.0 1043.3.
CO 0.17 105.4 4.7
CO 2 20.35 12830.6 572.8
CH 4 0.82 513.3 22.9
N 2 12.30 7734.2 345.3
H 2O 29.34 18503.4 826.0
合计 100 63060.5 2815.2
出变换炉的干变换气组成见表2-13。
表2-13 出第二变换炉第二段催化剂层干变换气组成
Table2-13 The composition of the dried shift gas outlet the second paragraph of the second shift
converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 52.45 23165.6 1044.2
CO 0.24 105.4 4.7
CO 2 28.78 12830.6 572.8
CH 4 1.13 513.3 22.9
N 2 17.34 7734.2 345.3
合计 100 44557.1 1989.1
2.5.2第二变换炉第二段催化剂热量衡算 （1）CO 放热Q 1
设第二变换炉二段内CO 变换反应放热量为Q 1：
出此段催化剂床层的温度200 ℃，进口温度175 ℃，平均温度t m =187 ℃，查
H =40260k J /k 文献[1] -∆ m
则 Q 1=4026⨯0(70. -6（2）气体温度上升吸热Q 2
4. =7) ⨯62. 6 510k J
气体由175 ℃上升至200 ℃，在平均温度t m =187 ℃，压力1.0 MPa下，查文献[1]知：
C p (H2)=29.19 kJ/kmol∙K C p (N2)=29.62 kJ/kmol∙K
C p (CO)=29.78 kJ/kmol∙K C p (CO2)=45.53 kJ/kmol∙K C p (CH4)=44.35 kJ/kmol∙K C p (H2O)=39.45 kJ/kmol∙K 平均热容为
C p (m ) =29. 19⨯0. 3718+29. 34⨯0. 1230+29. 78⨯0. 0017+45. 53⨯0. 2035
+44. 35⨯0. 0082+39. 45⨯0. 2934%=35. 70kJ/kmol⋅K
Q 2=2815. 2⨯35. 7⨯0∆t （3）假设热损失 Q 3=0.15⨯106 kJ 。 由Q 1=Q 2+Q 3
2.65⨯106=2805.9⨯35.72⨯∆t +0.15⨯106
△t =25 ℃
计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算。 2.5.3 平衡温距校核
p CO 2p H 2CO 2%⨯H 2%'K P ==
p CO p H 2O CO%⨯H 2O%
=
0.2041⨯0.3686
=150.32
0.0017⨯0.2944
'=150. 32时，T =220.2 ℃查得当K P ，温距为220.2-200=20.2 ℃与所取温距相近，故不需要重复计算。 2.6 煤气换热器热量衡算 （1）已知条件
进设备半水煤气量（干）：1527.8 kmol 进设备变换气量：1920.7 kmol 出设备半水煤气量（湿）：1920.7 kmol 出设备变换气量：1920.7 kmol 进设备半水煤气温度：t 出设备半水煤气温度：200 ℃ 进设备变换气温度：360 ℃ 出设备变换气温度：200 ℃
（2） 热量衡算
半水煤气带入热Q 1：
设半水煤气进口温度为187 ℃，查184 ℃，1.0 MPa 下半水煤气各组分的比热容并求出平均比热容C p (m)=30.75 kJ/kmol∙K。
Q 1=1527. 8⨯30. 75⨯t
过热蒸汽带入热Q 2：
查文献[3]可知在260 ℃，1.0 MPa下水蒸汽的焓为2902 kJ/kg，故
Q 2=393. 0⨯18⨯2902=20. 53⨯106kJ
半水煤气带出热Q 3：
在200℃，1.0MPa 下的半水煤气的平均比热容为C p(m)=34.49 kJ/kmol∙K。
Q 3=1934. 2⨯34. 49⨯200=13. 22⨯106 kJ
出设备变换气带走热量Q 4：
200℃时，变换气的平均比热容为C p(m)=34.49 kJ/kmol∙K。
Q 4=1920. 7⨯34. 49⨯200=13. 24⨯106kJ
设热损失 Q 5=2.78×106 kJ 由热量衡算知 Q 1+Q 2=Q 3+Q 4+Q 5代入数据计算可得 t =185.4 ℃
与所设温度相近，故不需要重复计算。即入设备半水煤气温度为187 ℃。 2.7 变换气换热器热量衡算
根据前面的计算，进出变换气换热器的物料参数为
进出设备变换气量（湿）：2815.2 kmol 进设备变换气温度：200 ℃ 进出设备半水煤气量（干）：1527.8 kmol 出设备变换气温度：155 ℃ 出设备半水煤气温度：187 ℃
但进设备半水煤气温度还未知，设为t 。
2.7.1进设备热量计算 （1）变换气带入热Q 1
在200 ℃、1.0 MPa下，查文献[1]知平均比热容为37.02 kJ/kmol∙K。
Q 1=2815. 2⨯37. 13⨯200=20. 91⨯106kJ
（2）半水煤气带入热Q 2
设进设备半水煤气温度为125 ℃、在压力1.0 MPa下，查文献[1]可计算出此时的平均比热容为30.57 kJ/kmol∙K。
Q 2=1527. 8⨯30. 57⨯t
2.7.2出设备热量计算 （1）变换气带出热
在155 ℃、1.0 MPa下，查文献[1]计算平均比热容为32.69 kJ/kmol•K。
Q 3=2815. 2⨯32. 69⨯155=14. 26⨯106 kJ
（2）半水煤气带出热
在187 ℃、1.0 MPa下，查文献[1]计算平均比热容为29.78 kJ/kmol•K。
Q 4=1527. 8⨯29. 78⨯187=8. 53⨯106 kJ
设 Q 5=4.14×106 kJ 由 Q 1+Q 2=Q 3+Q 4+Q 5可得 t=126.2 ℃
与假设温度相近, 故不需计算。即进设备半水煤气温度为125 ℃。
第三章 主要设备计算
3.1
第一变换炉的计算 已知条件：
平均操作压力：1.74 MPa 一段气体进口温度：200 ℃ 一段气体出口温度：360 ℃ 一段气体进口流量（干）：34222.2 Nm 3
一段气体出口流量：43222.6 Nm3 一段出口CO 含量：10.52 一段入口汽气比R ：0.2572 催化剂型号：B302Q 进此段催化剂气体成分（湿）见表3-1：
表3-1 进一变换炉湿半水煤气组成
Table2-2 The comp osition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分 % Nm 3 kmol
CO 2 5.57 2395.6 106.9
CO
H 2
CH 4 1.19 513.3 22.9
O 2 0.24 102.77 4.6
H 2O 20.46 9103.1 406.4
N 2 17.98 7734.2 345.3
合计 100 43024.4 1920.7
24.50 30.07 105404 12936.0 470.6 577.5
3.1.1 催化剂用量计算
根据B302Q 催化剂宏观动力学方程得 γ=
dN CO 2
y CO 2y H 2-431640. 60. 5-0. 3-0. 8
=182p 2e x ) y co y H 2O y CO y (1-) （3-1）H 22
dw RT K P y CO y H 2O
式中，y co 2, y H 2, y co , y H 2O ——各组分湿基摩尔分率
R ——通用气体常数，8.314 kJ/（mol·K ） T ——气体温度，K K p ——CO 反应平衡常数 γ——CO 反应速度，mol/h 4770——反应速率常数 16040——反应活化能，J/mol
则由上式可推出:
v 0dy co 222.4dw
=1822p 0.5exp(
y co 2y H 2-431640.6-0.3-0.8
) y co y H 2O y co y (1-) （3-2） H 22
RT K p y co y H 2O
式中，V 0—气体的体积，Nm 3
T —平均温度， T =
200+360
+273. 2=553. 2K 2
查文献[1]得CO 的平衡常数K p =49.59，y co 2的含量由5.57上升到21.78，将以上数据代入式（3-2）：
34222. 2d y CO
22. 4d w
2
⎡5. 57⨯30. 7⎛⎫⎤⎛-43164
=1822⨯103⎢0. 24500. 6⨯0. 2046⨯0. 307-0. 8⨯ 1-exp ⎪⎥
49. 59⨯24. 50⨯20. 46⎝⎭⎝8. 314⨯553. 2⎣⎦
积分并解之得 w =2.26m3
考虑到一段催化剂床层操作条件较恶劣，油污、杂质较多，备用系数取1.2，故实际催化剂用量取2.7 3.1.2 催化剂床层阻力计算
变换炉设计应考虑催化剂床层的阻力降，阻力降与设备直径及催化剂床层高度有关，这里要求低变催化剂的床层阻力
取催化剂的床层直径D t 3.0催化剂床层的阻力降由公式下式（3-3）计算 ∆p =2. 1⨯10
-8
fG 1. 91-E
⨯L （3-3）1. 1
E γd p
式中：∆p ——变换气通过催化剂床层的压力降，MPa
f ——摩擦系数，一般取1.5 G ——变换气质量流率，kg/m2·h
γ——气体的重度，kg/m3 L ——催化剂床层高度，m
E =0.378+0.308
d p D t
d p ——催化剂颗粒直径，m D t ——催化剂床层直径，m
B302Q 型催化剂为球型催化剂，其粒度为3-5 mm，取其值为4 mm，则有
d p =0. 004m
由公式E =0.378+0.308
d p D t
，代入数据可得
0. 004
=0. 378 3. 0
E =0. 378+0. 308⨯
气体平均分子量M =18.89，则在此操作条件下 气体的密度
ρ=
18. 89
⨯8. 7=3. 62kg/m2·h 553. 222. 4⨯
273. 2
气体质量流速
G =
催化剂床层高度
42723. 9⨯18. 891
h ⨯=5096. 7kg/m2·
22. 4
⨯3. 024
2. 7
L =
=0. 38m
4
由以上数据得催化剂床层压降为
-8
(3. 0) 2
1. 5⨯(5096. 7) 1. 91-0. 378
∆p =2. 1⨯10⨯⨯⨯0. 38=2.. 56Mpa 1. 13
3. 62⨯(0. 004) 0. 378
由以上结果可知∆p
第二变换炉的计算
3.2
3.2.1 第二变换炉第一段催化剂用量计算 已知条件
变换气进口温度 230 ℃ 变换气出口温度 280 ℃
操作压力 1.69 MPa 进口变换气流量 52286.9 进此段变换气气体组成见表3-2。
表3-2入第二变换炉第一段变换气组成
Table3-2com p osition of the shift gas inlet the first p aragra p h of the second shift converter 组分 % Nm 3 kmol
H 2 38.08 19260.2 854.7
CO 8.42 4216.2 188.2
CO 2 17.42 8719.8 389.3
CH 4 1.03 513.3 22.9
N 2 15.46 7734.2 345.3
H 2O 24.47 12244.4 546.7
合计 100 52286.9 2234.2
由已知条件可知道此操作状态下的平均温度为255 ℃，查文献[1]得此温度下的K p =80.31，根据B302Q 型催化剂动力学方程（3-1），代入数据
52286. 9dy CO 2
22. 4dw
-43164
=1822(1⨯106) 0. 5)(0. 08420. 6)(0. 2447)(0. 1742-0. 3)(0. 3808-0. 8)
8. 314⨯528. 2
17. 42⨯38. 08
⨯(1-)
80. 31⨯8. 42⨯24. 47
积分并解之得：w =8.56m 3
故可知道实际催化剂用量为w 实=8.6 m3。
3.2.2 第二变换炉第二段催化剂用量计算 已知条件
变换气进口温度 175 ℃ 变换气出口温度 200 ℃ 平均操作压力 1.69 MPa 变换气流量 62852.5 Nm 3
进此段催化剂气体组成见表3-3：
表3-3入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成
Table2-11 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second
shift converter
组分 % Nm 3 kmol
由已知条件可知此操作状态下的平均温度为187 ℃，查文献[1]知道此温度下的K p =306.53，根据B302Q 型催化剂动力学方程
y co 2y H 2-431640.6-0.3-0.8
=1822p exp() y co y H 2O y co 2y H 2(1-) ，代入数据
22.4dw RT K p y co y H 2O
0.5
H 2 35.22
CO 2.01
CO 2 18.51 11671.1 521.0
CH 4 0.81 513.3 22.9
N 2 12.27
H 2O 31.18
合计 100
22211.5 1264.9 991.6
56.5
7734.2 19662.9 63060.5 345.3
877.9
2815.2
v 0dy co 2
63060. 5dy CO 2
22. 4dw
-431640. 6-0. 3
=1822(1⨯106) 0. 5)(0. 0201)(0. 3118)(0. 1851)(0. 3522-0. 8)
8. 314⨯460. 2
18. 51⨯35. 22
⨯(1-)
306. 53⨯2. 01⨯31. 18
积分并解之得：w = 24.31
故可知道实际催化剂用量为w 实= 24.4。 3.2.3 第二变换炉催化剂床层阻力的计算
变换炉设计应考虑催化剂床层的阻力降，阻力降与设备直径及催化剂床层高度有关，这里要求低变催化剂的床层阻力
取催化剂的床层直径D t 4，催化剂床层的阻力降由公式下式（3-3）计算
∆p =2. 1⨯10
-8
f G 1. 91-E
⨯L 1. 1
E γd p
B302Q 型催化剂的粒度为φ3-5mm ，取其平均值为φ 4 mm，即d p =0.004 m，由公式:
E =0.378+0.308
d p D t
代入数据可求得E =0.378。
（1）第二变换炉第一段催化剂床层阻力计算
进一段催化剂床层气体的平均分子量M =18.81，则一段气体在操作条件下，计算如下。 气体的密度
ρ=
18. 81
⨯8. 7=3. 78kg /m 3
22. 4⨯
273. 2
气体质量流速
G =
催化剂层高度
52286. 9⨯18. 811
h ⨯=3491. 3kg/m2·
22. 4
⨯(4. 0) 24
8. 6
L=
4
则第一变换炉第二段催化剂层阻力降为：
1. 5⨯(3481. 3) 1. 91-0. 378
∆p =2. 1⨯10⨯⨯⨯0. 38=1. 42Mpa 1. 13
3. 78⨯(0. 004) 0. 378
-8
⨯(4. 0)
=0.68 m
2
（2）第二变换炉第二段催化剂层阻力降计算
进二段催化床层的气体平均分子量为M =18.64，则二段气体在操作条件下，计算如下。气体的密度
ρ=
18. 64
⨯8. 7=4. 29kg /m 3 22. 4⨯
273. 2
气体质量流速
G =
催化剂层高度
63060. 5⨯18. 811
⨯=4210. 7kg /m 2. h 22. 4
⨯(4. 0) 24
L =
24. 4
π
=1. 99m
4
则第二变换炉第二段催化剂层阻力降为：
1. 5(.4210. 7) 1. 91-0. 378
∆p =2. 1⨯10⨯⨯⨯1. 71⨯0. 11. 13
4. 29⨯(0. 004) 0. 378
=5. 23kPa
-8
(4. 0) 2
由以上可以知道第二变换炉催化剂层总的阻力降为
∆p 总=∆p 1+∆p 2=1. 42+5. 23=6. 66kPa 〈6. 88kPa
由上面计算可以知道总压力降∆p 总
煤气换热器的计算
计算条件
半水煤气平均压力 1.74 MPa 半水煤气流量 1920.7 kmol 半水煤气进口温度 187 ℃ 半水煤气出口温度 200 ℃ 湿半水煤气平均分子量 18.89 湿半水煤气组成见表3-4。
表3-4入第一变换炉湿半水煤气组成
Table2-2 The comp osition of the wet semi-water gas into the first shift converter 组分 % Nm
3
CO 2 5.57 2395.6 106.9
CO 24.50 105404 470.6
H 2 30.07 12936. 0 577.5
CH 4 1.19 513.3 22.9
O 2 0.24
H 2O 20.46
N 2 17.98
合计 100 43024. 4 1920.7
102.77 9103.1 7734.2 4.6
406.4
345.3
kmol
变换气平均压力 1.0 MPa 变换气流量 1907.3 kmol 变换气进口温度 370 ℃ 变换气出口温度 200 ℃ 变换气平均分子量 18.93 变换气组成见表3-5。
表3-5进煤气换热器的变换气组分
Table3-5 The composition of the converted gas into the semi-water gas heat exchanger 组分 % Nm 3 kmol
H 2 45.08 19260.2 859.8
CO 9.87 4216.2 188.2
CO 2 20.41 8719.8 389.3
CH 4 1.20 513.3 22.9
N 2 18.10 7734.2 345.3
H 2O 5.73 2984.2 133.2
合计 100 42723.9 1907.3
3.3.1 设备直径及管数确定
湿半水煤气的平均温度192 ℃，采用列管换热器，湿半水煤气走管内，变换气走管间。
现取管内气体流速w 0=4. 5m/s。
ρ=
18.89
=0.8375kg/m3 22.4
T 0
（3-4） T
管内湿半水煤气质量流速由公式（3-4）[1]计算，即 G 半=w 0γ0p 代入数据可得
G 半=4. 50⨯0. 8375⨯10⨯
=22. 06kg /m 2⋅s
273. 2
273. 2+193. 5
1920. 7⨯18. 89
=10. 07kg /s
3600
由以上条件求取半水煤气质量流量w 半=列管面积由下式计算：
F '=
w 半
（3-5） G 半
代入数据可求得所须列管面积F '=0.456m 2
查文献[2]选用φ28⨯2.5煤气换热管作为列管的换热管，则管子数
n =
管板直径由下式确定
0. 456
4
=1197
(0. 028-2⨯0. 0025) 2
D =1. 0（3-6）
式中：n ——列管数
t ——列管中心距，取0.032 η——管板填充系数，0.9
则由式（3-6）代入数据可求出管板直径
D =1. 05⨯0. =1. 125m
管板直径可取φ1.2，即设备内径取1.2。 3.3.2 设备规格的确定
0. 9
设备内管子数采用正六边行排列，管子层数为
1. 2-2⨯0. 0281
⨯=17. 875
0. 0322
取18层，由文献[1]得管子数为988根，去掉8根拉杆，则实际管数为980根，从而可求出管内水煤气实际质量流速为
G =
管内气体实际流速
w ︒=
10. 07
4
=23. 12kg/m2⋅s
⨯(0. 028-0. 0025) 2⨯980
42723.. 9
3600⨯10⨯
4
⨯
⨯(0. 028-0. 0025) 2⨯980
273. 2+192
273. 2
=4. 96m/s
3.3.3 传热系数计算 （1）管内传热系数计算
努塞尔准数可由下面公式计算：
N u =0.023Re 0.3P r 0.4 （3-7）
式中，N u ——努塞尔准数
R e ——雷诺准数 P r ——普朗特准数
半水煤气各组分在平均温度192 ℃、压力1.0 MPa下的物性数据如下：
C p (H2)=29.26 kJ/kmol∙K C p (N2)=29.46 kJ/kmol∙K C p (CO)=29.88 kJ/kmol∙K C p (CO2)=44.07 kJ/kmol∙K C p (H2O)=38.35 kJ/kmol∙K C p (O2)=30.90 kJ/kmol∙K
C p (CH4)=43.22 kJ/kmol∙K
则有
C P (m ) =29. 26⨯0. 2986+29. 46⨯0. 1785+29. 88⨯0. 2433+44. 07⨯0. 0553
+38. 35⨯0. 2101+30. 90⨯0. 0024+43. 22⨯0. 0118
=32. 344kJ/kmol⋅K
混合气体粘度可由下面的公式计算：
μm(t)
=
（3-8）
式中：μm(t)——混合气体在温度t 时的粘度，MPa∙s
y i ——混合气体中i 组分的摩尔分数 M i ——混合气体中i 组分的分子量
μi (t ) ——混合气体中i 组分在温度t 时的粘度，MPa∙s
查文献[2]可知在200 ℃，压力1.0 MPa下各组分的粘度如下。
μ(CH 4) =0.0159 MPa∙s μ(H 2O ) =0.0162 MPa∙s
μ(CO ) =0.0247 MPa∙s μ(N 2) =0.0249 MPa∙s
μ(H 2) =0.0123 MPa∙s μ(CO 2) =0.0219 MPa∙s μ(O 2) =0.0282 MPa∙s
由于CH 4和O 2含量很低，可忽略。则由以上数据代入式（3-8）可求得
μm (t ) =
=0.0212MP ⋅s =0.0764kg/(m⋅h)
同理可求得 λm =0.2332 kJ/m∙h∙K 则由雷诺准数计算公式
Re=（3-9） 代入数据可得
Re =
由普朗特准数计算公式
P r =（3-10）
代入数据可得 P r =
0. 0764⨯1. 72
=0. 563
0. 233222. 06⨯0. 023
⨯3600=23908
0. 0764
Gd
μ
μC m
λ
管内传热系数可用下面的公式计算
λ
α内=0. 02⨯d 式中：d ——列管直径。 代入数据可得
a 内=0. 023⨯
0. 8
R P e r 0 . 4 （3-11）
0. 2332
⨯239080. 8⨯0. 5630. 14= 0. 023
= 589.88 kJ/m2∙h∙K
（2）壳侧给热系数计算
挡板采用圆缺板，板间距取0.83 m ，缺口高度为直径的30%，给热系数由下面公式计算
αd 0C μμ6d 0G m
=1.72(de ) 0. () 0(. 6m ) () λμλμw
0 . 1 4 (3-12)
式中：de ——设备当量直径
μw ——流体在壁下的粘度，kg/(m∙h)
G m ——按流道基准截面积计算的流体重量流速，kg/(m2∙h) d 0——管外径，m
在本计算范围内，由于温度对气体的粘度影响不大，故粘度校正项(忽略不计。
在286℃，压力1.0 MPa下，变换气的物性数据如下：
C p (m)=33.56 kJ/kmol∙K
μ =0.0857 kg/m∙h λ=0.342 kJ/ m∙h∙K
壳程流道基准面积由下面公式计算
μ0.14
) 可μw
S m =
式中，S 1——流体横过管束时的流道截面积，m 2；
S 2——弓形缺口处流道截面积，m 2。
对于正六边形排列的换热管，流体横过管束时的流道截面积S 1可由下面的公式计算
(1- S 1=h D
d 0
) （3-14） t
弓形缺口处流道截面积S 2可由下面公式计算
d 02
( ) S 2=S a [1-0. ] （3-15） t
其中，S a 可由下面公式计算：
r -h '
r c o s -) r -(h
S a =180r
π
2-1
) （3-16）
式中，S a ——弓形截面积，m 2
h '——弓形高度，m
r ——挡板半径，m
h ——挡板间距，m
S 1=0. 83⨯1. 2⨯(1-
0. 028
) 0. 032
=0. 125m 2
S a =
3. 140. 6-0. 3
⨯(0. 6) 2⨯cos -1() -(0. 6-0. 3) . 2⨯0. 3-0. 32
1800. 6=0. 221m 2
0. 0282⎤⎡
S 2=0. 221⨯⎢1-0. 91⨯() ⎥
0. 032⎣⎦
=0. 067m 2
S m =S 1S 2⨯0. 125⨯0. 067=0. 092m
2
变换气质量流量
w 变=
1907. 3⨯18. 93
3600
=10. 029kg /s
变换气质量流速
G m =
w 变S m
=10. 0290. 092
=109. 01kg /m 2⋅s
当量直径de 由下式计算
D 2-nd 02
d e =
D +nd 0
代入数据可得
2
D 2-nd 01.22-980⨯0.0282
d e ==
D +nd 01+980⨯0.028
=0.024m
将以上计算得到的数据代入（3-13）可以得到
α外
0. 0814⨯(0. 024) 0. 60. 028⨯109. 01⨯36000. 60. 0857⨯33. 38=1. 72⨯⨯() ⨯()
0. 0280. 08570. 0814
=2032. 13 kJ/m2⋅h ⋅K
（3）总传热系数的确定
总传热系数可由下面公式计算 K =
++R +α内α外λ
1
1
1
（3-17）
式中，R ——管、壳程污垢热阻，根据经验各取0.001
δ——列管管壁厚度，m
λ——管壁传热系数，kJ/m2∙h∙K 则总传热系数 K =
1
110. 0025
++0. 001+
589. 882032. 1340
=259.74 kJ/m 2.h.K
3.3.4 传热面积计算
以变换气放出的热量为热负荷的计算基准 平均温差
∆t =
(360-200) -(200-187)
360-200ln
200-187
=58.57 ℃
传热面积
F =
Q K ∆t m
20. 91⨯106-14. 26⨯106
=
58. 57⨯259. 74=437. 12m 2
设富裕量为30%，可知F 实=437. 12⨯1. 3=568. 27m 2 3.3.5 列管长度的计算
L =
568. 27
(0. 028-0. 0025) ⨯3. 14⨯980 =7. 24m
实际取7.4m （加上管板厚度所需要的管长）
主要设备一览表
主要设备的型号、尺寸及工作条件见表3-10。
表3-10 主要设备一览表
Table 3-10 List of the main equipment
序号
名称
位号
台数
型号、规格
材质：12CrMo 操作温度≤360 ℃ 操作压力≤1.74 MPa 催化剂床层直径：3.0 m 催化剂用量：2.7 m3
材质：16MnR 操作温度≤280 ℃ 操作压力≤1.69 MPa 催化剂床层直径：4.0 m
催化剂用量：一段8.6 m3，二段24.4 m 双管程单壳程式换热器， 列管：φ28×2.5 mm，980根，长 7.4 m
3
煤气换热器
EO4201
1
总传热面积568.27m 工作压力：1.7 MPa 工作温度：360 ℃
4
变换气换热器
EO4202
1
工作压力：1.7 MPa 工作温度：230 ℃
2
1 第一变换炉 RO4201 1
2 第二变换炉 RO4202 1
设计结果及总结
本次设计室70kt/a合成氨变换工段的设计, 采用节能的全低变工艺流程路线,, 通过已知的原料气组成和操作条件, 对低温变换进行了物料和热量衡算. 进而根据计算所得的工艺参数对进行计算和选型.
全低变的流程中, 主要设备有煤气换热器、变换换热器和两个低变炉等. 都选用B302Q 型催化剂。通过两个多月的查阅资料和设计计算，最终完成了设计的计算。结果是：第一变换炉的催化剂床层直径为3.0 m，催化剂用量为2.7 m3。第二变换炉的催化剂床层直径为4.0 m，催化剂用量一段为8.6 m3、二段为24.4 m 3。煤气换热器为双管程单壳程式列管换热器，管数980根，管长7.4 m，管径φ28×2.5 mm 。以上结论都是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中的碳氧化物的含量等要求，与预期结论大致相符。
本设计师年产七万吨合成氨的全低变工艺，设计的主要是节能减排。除节能减排外，最重要的是催化剂的选择，选择合适的催化剂能达到事半功倍的效果。本设计选用B302Q 型催化剂。实际生产中可根据自身的德情况选择更新型的催化剂。由于自身的实践经验不足，对设计因素的影响考虑不足。
通过本次毕业设计，在查阅众多资料了解物性和一些条件下的反应常数，对流程中的物料衡算和热量衡算以及设备造型的设计都将对以后的工作起到实践作用。设计中很好的自己完成任务的能力，同时也培养了团队合作的能力，为以后的学习和工作都起到锻炼的作用，促进自己尽快的融入社会。
参考文献
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