中温变换

中温变换炉的设计
摘要氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。

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。

关键词：一氧化碳变换反应催化剂
Design of the Shift Convertor in Mesotemperature
Abstract Ammonia is an important chemical products，mainly used for the production of chemical fertilizers. Ammonia production after years of development，has become a mature chemical production process. Ammonia production can bedivided into：the gas production of raw materials，raw materials and synthetic gas purification. Crude materials often contain large quantities of gas C，due to ammonia CO is the catalyst poison，so the need for purification，usually，the first reaction after CO transform it into easy to remove the CO2and ammonia synthesis required by the H2. Therefore，CO transformation is not only feed gas purification process，but also a feed gas to the gas. Finally，the CO with a small amount of liquid ammonia washing，or low-temperature method to transform series methanation removal.
Section transform CO is the reaction of carbon dioxide and water vapor and hydrogen process. Ammonia in the process plays a very important role.
Key words carbon monoxide shift reacction activator
目录
引言 (1)
第一章一氧化碳变换 (1)
1.1工艺原理 (1)
1.1.1变换反应的特点 (1)
1.1.2变换反应的化学平衡 (1)
1.2工艺条件 (2)
1.2.1压力 (2)
1.2.2温度 (2)
1.2.3汽气比 (2)
1.3中温变换催化剂的组成和性能 (2)
第二章物料与热量衡算 (3)
2.1中温变换炉的基本计算 (3)
2.1.1水气比的确定： (3)
2.1.2中变炉CO的实际变换率的求取 (3)
2.1.3中变炉催化剂平衡曲线 (4)
2.1.4最佳温度曲线的计算 (5)
2.2中变炉一段催化床层的物料衡算与热量衡算 (6)
2.2.1物料衡算 (6)
2.2.2中变炉一段催化床层的热量衡算 (7)
2.2.3中间冷凝过程的物料和热量计算 (9)
2.3中变炉二段催化床层的物料与热量衡算 (10)
2.3.1物料衡算 (10)
2.3.2中变炉二段催化床层的热量衡算 (11)
2.3.3中间冷凝过程的物料和热量计算 (11)
2.4中变炉三段催化床层的物料与热量衡算 (12)
2.4.1物料衡算 (12)
2.4.2中变炉三段催化床层的热量衡算 (13)
2.5中温变换炉物料与热量平衡表 (14)
2.5.1中温变换炉物料平衡表 (14)
2.5.2中温变换炉热量平衡表 (14)
第三章设备的计算 (14)
3.1触媒的计算 (14)
3.1.1第一段床层触媒用量 (15)
3.1.2第二段床层触媒用量 (15)
3.1.3第三段床层触媒用量 (16)
3.1.4触媒直径的计算 (17)
3.1.5中变炉第一段催化床层的阻力降 (17)
3.1.6中变炉第二段催化床层的阻力降 (17)
3.1.7中变炉第三段催化床层的阻力降 (18)
3.2中变炉进出口直径的计算 (18)
3.2.1中变炉进口直径计算 (18)
3.2.2中变炉出口直径的计算 (19)
3.2.3中间冷凝水进口直径 (19)
结论 (20)
致谢 (20)
参考文献 (21)
引 言
氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。

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CO 2和氨合成所需要的H 2。

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。

目前，变换工段主要采用中变串低变的工艺流程，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Fe-Cr 系催化剂之后串入Co-Mo 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。

本文通过对中温变换炉的工艺原理，工艺条件，流程，国内中温变换炉的技术研究的简单介绍，简单了解。

收集有关数据，进行计算，设计设备，绘制图纸。

第一章 一氧化碳变换
1.1工艺原理
1.1.1变换反应的特点 一氧化碳变换反应式为：
CO+H 2O=CO 2+H 2+Q (1-1)
CO+H 2 = C+H 2O （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的产物的方向进行，工业上采用对式反应（1—1）具有良好选择性催化剂，进而抑制其它副反应的发
一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，并且反应速率比较慢，只有在催化剂的作用下才具有较快的反应速率[1]。

变换过程中还包括下列反应式：
H 2+O 2=H 2O+Q （1-3）
1.1.2变换反应的化学平衡
在一定条件下，当变换反应达到平衡状态时，其平衡常数为：
222/p C O H C O H O K P P P P =⨯⨯
（1-4）
2C O P ， 2H P ，C O P ，2H O
P -----分别为各组分的平衡分压，Pa
变换反应的平衡常数随温度的升高而降低，因而降低温度由利于变换反应向右进行，
使变换气中残余的CO 的含量降低[2]。

变换反应的进行程度常用变换率表示，其定义是变换反应已转化的一氧化碳量与变换前一氧化碳量之比。

表达式如下：
X=y a -y’a /y a (1+y’a ) （1-5） 式中 y a y’a -------分别为原料气和变换气中CO 的摩尔分数
1.2工艺条件
1.2.1压力
压力对变换反应的平衡几乎没有影响。

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[3]。

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。

本设计的原料气由块煤转化而来，故压力可取2.16MPa.
1.2.2温度
变化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[4]。

因而存在着最佳反应温对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式
Tm=
1
21
2ln 1E E E E RT T e e -+
（1-6）
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。

1.2.3汽气比
水蒸汽比例一般指H 2O/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[5]。

由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分Fe 3O 4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：H 2O/CO=3-5，经反应后，中变气中H 2O/CO 可达15以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求
1.3中温变换催化剂的组成和性能
中温变换催化剂含Fe 2O 380﹪－90﹪，Cr 2O 37﹪-11﹪，并有少量K 2O ，MgO 和Al 2O 3等成分[6]。

活性分子是Fe 2O 3，使用前需将Fe 2O 3还原为Fe 3O 4。

Cr 2O 3为促化剂，可与Fe 3O 4形成固溶体，高度分散于活性组分Fe 3O 4晶粒之间，使催化剂具有更细的微孔结构和更大的比表面积，从而提高催化剂的活性和耐热性，延长使用寿命[7]。

第二章物料与热量衡算
2.1中温变换炉的基本计算
表2.1 已知条件
Table2.1 Known conditions
组分CO
2
CO H2N2合计含量％10 30 40 20 100 计算基准：1吨氨
计算生产1吨氨需要的变换气量：
（1000/17）×22.4/（2×20）=3294.12m3(标)
年产3万吨合成氨生产能力（一年连续生产330天）：
日生产量：30000/330=90.9t/d=3.79t/h
要求出中变炉的变换气干组分中CO％小于3.5％。

CO2CO H2N2
含量％m3(标) kmol
10
329.412
14.71
24.7
988.236
44.11
33
1317.648
58.82
16.5
658.824
29.1
100
3985.89
177.94
假设进中变炉的变换气温度为330℃，取变化气出炉与入炉的温差为30℃，出炉的变换气温度为360℃。

进中变炉干气压力
中
P=2.16MPa.
2.1.1 水气比的确定
取H2O/CO=0.7
故V（水）=0.7 V水=691.76m3(标)
n(水)=30.88kmol
组分CO
2
CO H2N2H2O 合计
含量％m3(标) kmol
8.2
329.412
14.71
24.7
988.236
44.11
33
1317.648
73.68
16.5
658.824
29.41
17
691.76
30.88
100
3985.89
177.94
2.1.2变炉CO的实际变换率的求取
假定湿转化气为100mol，其中CO湿基含量为23％，要求变换气中CO含量为3.5％，
故根据变换反应：
CO+H 2O ＝H 2+CO 2 （2-1）
则CO 的实际变换率公式为： X p ％=
()
a a a a Y Y Y Y '+'-1×100 （2-2）
式中a Y 、'a Y 分别为原料及变换气中CO 的摩尔分率（湿基）
所以：X p =(23-6.33) ×100/23(100+3.5)=70％
则反应掉的CO 的量为：23×70％=16.11 则反应后的各组分的量分别为： H 2O ％=17％-16.11％=0.89％ CO ％=24.7％ -16.11％=8.59％ H 2％ =33％+16.11％=49.11％ CO 2％=8.2％+16.11％=24.31％ 中变炉出口的平衡常数： K p =（H 2％×CO 2％）/（H 2O ％×CO ％）=13
查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知K p =13时温度为390℃。

中变的平均温距为390℃-360℃=30℃
根据《合成氨工艺与节能 》可知中温变换的平均温距为：30℃到50℃，中变的平均温距合理，故取的H 2O/CO 可用。

2.1.3中变炉催化剂平衡曲线
文献《小合成氨厂工艺技术与设计手册》上的公式
X P =
AW
q U 2-×100％ (2-3)
V=K P AB-CD (2-4） q=WV U 42- （2-5） U=K P （A+B ）+（C+D ） （2-6） W=K P -1 (2-7) 其中A 、B 、C 、D 分别代表CO 、H 2O 、CO 2及H 2的起始浓度
表2.4 计算结果
组 分
CO 2
CO
H 2
N 2
H 2O
合计
含量％ m 3
(标) kmol
8.2 329.412 14.71
24.7 988.236 44.11
33 1317.648 73.68
16.5 658.824 29.41
17 691.76 30.88
100 3985.89 177.94
01020304050607080
90100300
350
400
450500
温 度（℃）
C O 转化率 X p
图2.1 催化剂平衡曲线 Fig.2.1 Catalyst balance curve
2.1.4最佳温度曲线的计算 由于中变炉选用C 6型催化剂[8]， 最适宜温度曲线由式1
21
2ln 1E E E E RT T Tm e e -+
=
（2-8）
进行计算。

查《3000吨合成氨厂工艺和设备计算》C 6型催化剂的正负反应活化能分别为E 1=10000千卡/公斤分子，E 2=19000千卡/公斤分子。

表2.5 计算结果
Xp 0.9012 0.8737 0.8424 0.8074 0.7687 0.7058 T t 526 256
546.8 273.8
564.2 291.2
581.5 308.5
598.8 325.8
624.5 351.5
Xp 0.67 0.64 0.61 0.58 0.55 0.52 T t
638.2 365.2
649.4 376.4
660.7 387.3
671 398
681.6 408.6
692.6 419.6
00.1
0.20.30.40.50.60.7
0.80.91250
270
290
310
330
350
370390*********
温 度（℃）
C O 转化率 X p
图2.2 最适宜温度曲线
Fig.2.2 The most appropriate temperature curve
2.2中变炉一段催化床层的物料衡算与热量衡算
2.2.1物料衡算
已知条件：
进中变炉一段催化床层的变换气的温度为330℃
表2.6 进一段催化床层的变换气湿组分
Table2.6 The variable component wet gas into the first furnace of transformation
组 分 CO 2 CO H 2 N 2 H 2O 合计 含量％
m 3(标)
kmol
8.2 329.412 14.71
24.7 988.236 44.11
33 1317.648 58.82
16.5 658.824 29.41
17 691.76 30.88
100 3985.89 177.94
假设CO 在一段催化床层的实际变换率为60％ 故在一段催化床层反应掉的CO 的量为： 60％×988.236=592.942m 3(标)=26.47kmol 出一段催化床层的CO 的量为：
988.236-592.942=395.294m 3(标)=17.648kmol 故在一段催化床层反应后剩余的H 2的量为： 1317.648+592.942=1910.59m 3(标)=85.294kmol 故在一段催化床层反应后剩余的CO 2的量为： 329.412+592.942=922.354m 3(标)=41.18kmol
故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：
V 总（干）=395.294+1910.59+922.354+658.824=3887.062m 3(标) 故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO 的含量： CO ％=592.942/3887.062=14.87%
同理得：
CO2％=922.354/3887.062=23.14%
H2％=1910.59/3887.062=47.93%
N2％=658.824/3887.062=16.52%
剩余的H2O的量为：
691.76-395.294=296.466m3(标)=13.23kmol
故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积：
V总（湿）=395.294+922.354+1910.59+658.824+296.466=4183.528m3(标)=186.74kmol
故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量
H2O％=296.466/4183.528 =7.08%
故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量
CO2％=0.2314/1+0.2314=18.79％
同理可得：
CO％=0.1487/1+0.1487=12.87％
H2％=0.4793/1+0.4793=32.94％
N2％=0.1653/1+0.1653=14.18％
表2.7 出中变炉一段催化床层的变换气湿组分
Table2.7 The variable component wet gas out of the first furnace of transformation 组分CO
2
CO H2N2合计
含量％m3(标) kmol
23.14
922.354
41.17
14.87
395.294
17.647
47.93
1910.59
85.294
16.52
658.824
29.412
100
3887.062
173.5
根据：K P= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）计算得K P=6.74
查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当K P=6.6时t=460℃
设平均温距为30℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：
460℃-30℃=430℃
2.2.2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℃
出中变炉一段催化床层的变换气温度：430℃
可知反应放热Q：在变化气中含有CO，H2O，O2，H2这4种物质会发生以下2种反应：
CO +H2O=CO2+H2(2-9)
O2 + 2H2= 2 H2O （2-10）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。

气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：
C p=A0+A1×T+A2×T2+A3×T3+…… (2-11)
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：
H t=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4(2-12)
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=（∑n i×H i）始－（∑n i×H i）末(2-13) 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，单位：kcal；（4.1868kJ）；n i——始态或末态气体的千摩尔数，kmol；
H i——始态温度下或末态温度下；
H i——气体的统一基准焓，kcal·kmol-1，（4.1868kJ·kmol-1）
表2.8 气体统一基准焓常数
CO2CO H2N2H2O
含量％m3(标) kmol
18.79
922.354
41.17
12.94
395.294
17.657
32.94
1910.59
85.294
16.52
658.824
29.412
7.08
1299.37
44.67
100
4183.528
186.74
计算O2的基准焓：
在430℃时T=430+273=703K
将O2的常数带入上式得：
H t=1.90318×103+5.80298×703+2.15675×10–3×7032-7.40499×10–7×7033+1.08808×10–10×7034
=9448.8435kcal·kmol-1=39560.418kJ·kmol-1
同理根据以上方法计算可得变换气的各个组分的基准焓：
放热：CO +H2O=CO2+H2（2-14）△H1=（∑H i）始－（∑H i）末=-375891.223+11847.241+98488.617+227625.370
=-37929.995kJ/kmol
Q1=9.062×（-37929.995）=-343721.615kJ
O2 + 2H2= 2 H2O （2-15）Q2=△H2=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末=-213802.92kJ
气体反应共放热：
Q=Q1+Q2=343721.6151+213802.92=557524.535kJ
气体吸热Q3
根据《物理化学教程》知CO，H2，H2O，CO2，N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容，热容的单位为kJ·kmol -1·K-1
表2.10 计算结果
Table2.10 The results
组分O
2
H2H2O CO CO2
H（kcal/kmol）Ht（kJ/kmol）9448.843
39560.41
2829.665
11847.241
-54367.38
5
-227625.3
7
-23523.60
2
-98488.61
7
-89780.077
-375891.233
所以平均热容：
C pm =∑Y i×C p (2-16)
=28.10kJ/kmol·K）
所以气体吸热Q3=28.10×186.74×(430-330)
=518497.817kJ
假设热损失Q4（一般热损失都小于总热量的10%）
根据热量平衡的：
Q= Q3 +Q4
Q4=39026.717kJ
2.2.3中间冷凝过程的物料和热量计算：
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：186.74kmol
设冷凝水的流量：Xkg
变换气的温度：430℃
冷凝水的进口温度：20℃
进二段催化床层的温度：400℃
操作压力：2160kPa
冷凝水吸热Q1：据冷凝水的进口温度20℃查《化工热力学》可知h1 =83.96kJ/kg
表2.11 已知条件
Table2.11 Known conditions
T/K P/kPa H/(kJ/kg)
600 600 700 700 2000
2200
2000
2200
3690.1
3688.1
3917.4
3916.5
冷凝水要升温到400℃，所以设在400℃，673K，2160kPa时的焓值为h 对温度进行内查法：
2000kPa时
(673-600) / (h-3690.1) = (700-673) / (391747-h)
h=3856.029kJ/kg
2200kPa时
（673-600）/（h-3688.1）=(700-673)/(3916.5-h)
h=3854.832kJ/kg
再对压力使用内查法得在400℃，673K，2610kPa时的焓值h为：
(2160-2000)/(h-3856.029)=(2200-2160)/(3854.832-h)
h=3855.071kJ/kg
Q1= X ( 3855.071-83.96)
变换气吸热Q2
根据表2.11计算
所以C pm= ∑Y i×C p =28.10kJ/（kmol·K）
Q2=186.74×28.10×(430-330)=157421.82kJ
取热损失为0.04Q2
X=40.612kg=2.256kmol=50.539m3
水的量为：50.539+296.466=347.005m3(标)=15.49kmol
2.3中变炉二段催化床层的物料与热量衡算
2.3.1 物料衡算
表2.12 进中变炉二段催化床层的变换气湿组分
Table2.12 The variable component wet gas into the second furnace of transformation 组分CO
2
CO H2N2H2O 合计
含量％m3(标) kmol
21.45
786.629
34.71
15.7
576.911
25.75
37.17
1363.231
60.858
16.17
658.824
16.17
9.4
347.005
15.491
100
3667.01
163.75
设中变炉二段催化床层的转化率为0.70（总转化率）
所以在CO的变化量为：
988.236×0.70=691.765m3(标)=30.88kmol
在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为：
576.911-（988.236-592.941）=280.4402m3(标)=12.52kmol
出中变炉二段催化床层的CO的量为：
786.629-280.4402=296.4708 m3(标)=13.235kmol
故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：
786.629+280.4402= 1067.069m3(标)=73.378kmol
故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：
1363.231+280.4402=1643.6712m3(标)=73.378kmol
所以在二段催化床层反应后的变换气总量：
V总（干）=296.4708+1067.069+1643.6712+658.824=3666.035m3(标)=163.662kmol
故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：
347.005-181.616= 165.389m3(标)=7.383kmol
故出中变炉二段催化床层的变换气湿组分中CO的含量：
CO％=280.4402/3831.42=7.3%
同理得：
CO2％=1067.069/3831.424=27.85%
H2％=1643.671/3831.424=42.89%
N2％=658.824/3831.424=17.19%
H2O％=165.389/3831.424=4.31%
表2.13 出中变炉二段催化床层的湿组分
Table2.13 The variable component wet gas out of the second furnace of transformation 组分CO
2
CO H2N2H2O 合计
含量％m3(标) kmol
27.85
1067.069
43.225
7.3
280.440
17.647
42.89
1643.671
68.966
17.19
658.82
4
29.411
4.31
165.38
9
7.383
100
3831.424
171.095
对出中变炉二段催化床层的变换气温度进行估算：根据：K p=（H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）
计算得K p=10.59
查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当K p=10.59时t=410℃
设平均温距为30℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：
410℃-30℃=380℃
2.3.2.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：400℃
出中变炉二段催化床层的变换气温度为：380℃
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，计算平均温度为632K时的生成焓。

表2.14 计算结果
Table2.14 The results
组分H
2
H2O CO CO2
H（kcal/kmol）Ht（kJ/kmol）1698.991
7954.335
-55637.987
-260485.927
-24698.930
-115635.451
-93233.042
-436498.456
放热：△H1=（∑H i）始－（∑H i）末=-52422.7437kJ·kg
所以得：Q1=2.11×38553.74846=110611.9892kJ·kg-1
气体吸热Q2
根据《物理化学》知CO，H2，H2O，CO2，N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。

热容的单位为kJ·kmol-1·K-1
根据表2.11所以得：C pm=∑Y i×C p=27.69kJ·kmol-1·K-1
故：Q2=27.69×170.045×（400-380）=94724.721kJ
热损失：Q3=Q1-Q2=15887.259kJ
2.3.3中间冷凝过程的物料和热量计算：
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：186.74kmol
设冷凝水的流量：Xkg
变换气的温度：430℃
冷凝水的进口温度：20℃
进二段催化床层的温度：400℃
操作压力：2160kPa
冷凝水吸热Q1：据冷凝水的进口温度20℃查《化工热力学》可知h1 =83.96kJ/kg
表2.15 已知条件
Table2.15 Known conditions
物质CO H
2
H2O CO2N2
a b/10-3 c/10528.41
4.1
-0.46
27.28
3.26
0.502
30
10.71
0.33
44.14
9.04
-8.53
27.87
4.27
------
冷凝水要升温到400℃，所以设在400℃，673K，2160kPa时的焓值为h
对温度进行内查法：
2000kPa时
(673-600)/(h-3690.1)=(700-673)/(391747-h)
h=3856.029kJ·kg-1
2200kPa时
（673-600）/（h-3688.1）=(700-673)/(3916.5-h)
h=3854.832kJ·kg-1
再对压力使用内查法得在400℃，673K，2610kPa时的焓值h为：
(2160-2000)/(h-3856.029)=(2200-2160)/(3854.832-h)
h=3855.071kJ·kg-1
Q1= X( 3855.071-83.96)
变换气吸热Q2
根据表2.11所以C pm=∑Y i×C p=28.10kJ·kmol-1K-1
Q2=186.74×28.10×(430-330)=157421.82kJ
取热损失为0.04 Q2
根据热量平衡：0.96Q2= X(3855.071-83.96)
所以可以得出：X=40.612kg=2.256kmol=50.539m3(标)
水的量为：50.539+296.466=347.005m3(标)=15.49kmol
2.4中变炉三段催化床层的物料与热量衡算
2.4.1物料衡算
表2.16 进中变炉三段催化床层的湿组分
Table2.16 The variable component wet gas into the third furnace of transformation 组分CO
2
CO H2N2H2O 合计
含量％m3(标) kmol
27.85
1067.069
43.225
7.3
280.440
17.647
42.89
1643.671
68.966
17.19
658.82
4
29.411
4.31
165.38
9
7.383
100
3831.424
171.095
设中变炉三段催化床层的转化率为0.70（总转化率）
中变炉三段催化床层的转化的CO的量为：
280.4402×0.70=196.308m3(标)=8.76375kmol
出中变炉三段催化床层的CO的量为：
280.4402-196.308=84.132m3(标)=3.755kmol
故在三段催化床层反应后剩余的CO2的量为：
1067.069+84.132=1151.206m3(标) =51.392kmol
故在三段催化床层反应后剩余的H2的量为：
1643.671+84.132=1727.803m3(标)=77.134kmol
所以在三段催化床层反应后的变换气总量：
V总（干）=84.132+1151.201+1727.803+658.824=3621.95m3(标)=161.69kmol 故在三段催化床层反应后剩余的H2O的量为：
347.005-84.13= 262.875m3(标)=11.753kmol
故出中变炉三段催化床层的变换气湿组分中CO的含量：
CO％=84.132/3884.825=2.1%
同理得：CO2％=1151.201/3884.825=29.63%
H2％=1727.803/3884.825=44.47%
N2％=658.824/3884.825=16.95%
H2O％=1262.875/3884.825=6.76%
表2.17 出中变炉三段催化床层的湿组分
Table2.17 The variable component wet gas out of the third furnace of transformation
组分CO
2
CO H2N2H2O 合计
含量％m3(标) kmol
29.63
1151.201
51.392
2.1
84.132
3.755
44.47
1727.803
77.134
16.95
658.82
4
29.411
6.76
262.87
5
11.753
100
3884.825
173.430
对出中变炉三段催化床层的变换气温度进行估算：
根据：K p=（H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）=18
查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当K p=18时t=360℃
设平均温距为30℃，则出中变炉三段催化床层的变换气温度为：
360℃-30℃=330℃
2.4.2中变炉三段催化床层的热量衡算：
已知条件：进中变炉三段催化床层的变换气温度为：380℃
出中变炉三段催化床层的变换气温度为：330℃
计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，计算平均温度为632K时的生成焓。

表2.18 计算结果
Table2.18 The results
组分H
2
H2O CO CO2
Ht（kcal/kmol）Ht（kJ/kmol）1360.08
6367.622
-56065.47
-262487.344
-25494.674
-119660.96
-92163.265
-431489.974
放热：△H1=（∑H i）始－（∑H i）末=-43274.047kJ·kg
所以得：Q1=9.0624×3274.047=392149.416kJ·kg-1
气体吸热Q2：
根据《物理化学》知CO，H2，H2O，CO2，N2 ，可用公式：C p=a+b+CT-2来计算热容。

根据表2.11所以得：C pm=∑Y i×C p=28.10kJ·kmol-1·K-1
故：Q2=28.10×173.42×（380-330）=253655.1kJ
热损失：Q3=Q1-Q2=148494.31kJ
2.5中温变换炉物料与热量平衡表
2.5.1中温变换炉物料平衡表
CO2 CO H2 N2 H2O 合计
329.412
988.236
1317.648
658.824
691.76
3985.89
786.629
576.922
1363.231
658.824
347.005
3732.611
2.5.2中温变换炉热量平衡表
表2.20 中变换炉一段热量平衡表
Table2.20 Heat balance of the first catalytic bed
反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ
CO反应：343721.615
O2反应：213802.920
总热量：557524.535
518497.817 39026.717
表2.21 中变换炉二段热量平衡表
Table2.21 Heat balance of the Second catalytic bed
反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ
52422.7437 94724.721 15887.259
表2.22 中变换炉三段热量平衡表
Table2.22 Heat balance of the third catalytic bed
反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ
43274.047 389848.16 2301.256
第三章设备的计算
3.1触媒的计算
根据文献《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》可知：
V r =T 0×V 0 （3-1） 式中：
V r ——触媒体积，m 3(标) T 0 ——标准接触时间，h
V 0——通过触媒的气体体积，m 3(标)h -1 标准接触时间的计算公式如下[10]： ⎥
⎦
⎤
⎢⎣⎡+----+---⨯=
q u q u q u Wn q u Wn q k Kp To ln 22ln （3-2）
式中：
W=K p -1；
U=K p (A+B)+(C+D)； V=K P AB-CD ； q=WV u 42-
K p ——反应平衡常数； k 1——反应速度常数；
n ——变换的CO 的量，分子分率；
其中A 、B 、C 、D 分别代表CO 、CO 2、CO 2及H 2的起始浓度 3.1.1．第一段床层触媒用量
计算基准：3.79t/h 已知条件：
第一段床层变换气进口温度为：330℃，第一段床层变换气出口温度为：430℃ 平均温度为：（330℃+430℃）/2=380℃
由《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》得到在380℃时反应速度常数k 1=4600，加压时取校正系数：2.8，则：k 1=4600×2.8=12880.
进第一段床层变换气中N 2%=16.12% 则：V 0=（3790÷17）×22.4÷（0.165×2）=15132.976m 3(标)h -1 出第一段床层变换气中CO%=14.87%
n=24.7%-14.87%=9.83% 在380℃时，查《 小合成氨厂工艺技术与设计手册》K p =16.030631 则：W=16.030631-1=15.030631 U=16.030631×(0.247+0.17)+(0.082+0.33)=7.096 V=16.030631×0.247×0.17-0.082×0.33=0.646 q=3.393 T 0=0.00157h 所以：V 01 =T 0×V 0 =0.00157×15132.976=23.75m 3 备用系数取：1.1 所以：V 01=23.75×1.1=26.13m 3
3.1.2 第二段床层触媒用量
已知条件：
第二段床层变换气进口温度为：400℃，第二段床层变换气出口温度为：273℃ 平均温度为：（400℃+380℃）/2=390℃
由《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》得到在400℃时反应速度常数k1=4600，在317℃时反应速度常数k2=2130。

使用内插法：（375-359）/（4600-k）=（353.5-317）/（k-2130）
k=3684
加压时取校正系数：2.8，则：k1=3684×2.8=10315
出中变炉二段床层的CO组分：7.3%
n=15.7%-7.3%=8.4%
由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》得到在359℃时反应平衡常数K p=18.17
W=18.17-1=17.17
U=18.17×(0.1487+0.094)+(0.2145+0.3717=4.996
V=18.17×0.1487×0.094-0.2145×0.3717=0.174
q==3.565
T0=0.00061h
所以：V02=T0×V0 =0.00061×15132.976= 9.079m3
备用系数取：1.1
所以：V02 =9.079×1.1=9.986m3
3.1.3 第三段床层触媒用量
已知条件：
第三段床层变换气进口温度为：380℃，第三段床层变换气出口温度为：300℃
平均温度为：（300℃+380℃）/2=340℃
由《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》得到在400℃时反应速度常数k1=4600，在317℃时反应速度常数k2=2130。

使用内插法：（375-359）/（4600-k）=（353.5-317）/（k-2130）
k=3684
加压时取校正系数：2.8，则：k1=3684×2.8=10315
出中变炉三段床层的CO组分：7.3%
n=7.3%-2.1%=5.2%
由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》得到在359℃时反应平衡常数K p=18.17
则：
W=18.17-1=17.17
U=18.17×(0.073+0.0431)+(0.2785+0.4289=0.7645
V=18.17×0.073×0.0431-0.2785×0.4289=0.062
q==3.121
T0=0.000532h
所以：V03=T0×V0 =0.000532×15132.976= 7.716m3
备用系数取：1.1
所以：V03=7.716×1.1=8.487m3
中温变换炉触媒用量：
V= V01+V02+V03=23.75+9.986+8.487=42.223m3
C6型触媒堆重度：1.45kg·L-1
触媒堆重量：3790/17×22.4÷(20%×2)=12484N·m3·h-1
空速=12484÷12.5=988.72Nm3干气h-1·m-3·触媒-1
3.1.4 触媒直径的计算
假设触媒直径为2.5m
△P=L E E
dp v G f ⨯-⨯⋅⋅⨯⨯-31.19
.181101.2
催化剂床层阻力降：
△P ——气体通过触媒床的压力降；
f ——摩擦系数，一般取1.5；
G ——气体重量流速，kg·m -3·h -1；
r ——气体在操作状态下的重度， kg·m -5；
d p ——颗粒直径，m ；
L ——触媒床高度，m ；
E=0.378+0.308d p ·D t -1
D t ——触媒层直径，m ；
C 6型触媒外型尺寸为Φ9×8毫米圆柱体d p =(6×V p )÷S p
V p =3.14/4×(0.009)2×0.008=5.0868×10-7
S p =2×3.14/4×(0.009)2+3.14×0.009×0.008=3.5325×10-4
则： d p =8.64×10-3
所以：E=0.378+0.308×8.64×10-3÷2.5=0.379
3.1.5中变炉第一段催化床层的阻力降：
第一段催化床层变换气的平均温度：380℃
第一段催化床层变换气的压力：2160kPa
第一段催化床层变换气的平均分子量：M =∑Y i ×M i =19.88kg·kmol -1
第一段催化床层变换气的重度：r=8.055kg·m -3
气体重度流量(湿)G ：
G=2737.431kg·m -3·h -1
第一段催化床层的高度： L= 2
5
.2414.37
.7⨯=1.57m
第一段催化剂床层阻力降：
△P =L E E
dp v G f ⨯-⨯⋅⋅⨯⨯-31.19
.181101.2=56.635kPa
3.1.6 中变炉第二段催化床层的阻力降：
第二段催化床层变换气的平均温度：390℃
第二段催化床层变换气的平均分子量：M =∑Y i M i =15.98346kg·kmol -1
第二段催化床层变换气的重度：
r=8.356kg·m -3
气体重度流量(湿)G ：
G=2756.467kg·m -3· h -1
第二段催化床层的高度：
L=2
4.8
3.14 2.54⨯=0.979m
第二段催化剂床层阻力降：
△P =L E E
dp v G f ⨯-⨯⋅⋅⨯⨯-31.19.181101.2=28.365kPa
3.1.7 中变炉第三段催化床层的阻力降：
第三段催化床层变换气的平均温度390℃
第三段催化床层变换气的平均分子量：M =∑Y i M i =15.98346kg·kmol -1
第三段催化床层变换气的重度：
r=7.365kg·m -3
气体重度流量(湿)G
G=2303.587kg·m -3·h -1
第三段催化床层的高度： L = 2
4.8
3.14 2.54⨯= 0.979m
第三段催化剂床层阻力降：
△P =L E E
dp v G f ⨯-⨯⋅⋅⨯⨯-31.19
.181101.2=19.182kPa
中变炉催化剂的总阻降：
△P 总=56.635+28.365+19.182=1026.98kPa
所以计算得中变炉催化剂的总阻降符合要求，中变炉催化剂床层直径2.5m 可用。

3.2中变炉进出口直径的计算：
3.2.1中变炉进口直径计算
()4779605.0=⨯=∑i i m y ρρkg·m -3
对密度进行校核得在330℃，1750kPa 时密度为：
0.4779605⨯29.1933.1011750
33.101273330
273=+⨯+kg·m -3
查《化工原理》得到H 2O 的组分在330℃，12879.6kPa 时的密度为640.2kg·m -3
对水的密度进行校核得在330℃，1750kPa 时密度为：
186.7276.128791750
6.128792.640=+⨯kg·m -3
所以气体密度为：19.29+727.186974.2262856.0=⨯kg·m -3
Vs=ρWs =974.2263790
=16.7m·s -1
取气体流速为50ms -1
d=50
7.164⨯⨯π=0.652m 3.2.2中变炉出口直径的计算
()3424069.0=⨯=∑i i m y ρρkg·m -3
对密度进行校核得在365℃，1015kPa 时密度为：
0.3424069⨯81345.833.1011015
33.101273365273=+⨯+kg·m -3
查《化工原理》得到H 2O 的组分在365℃，12879.6kPa 时的密度为489.25kg·m -3
对水的密度进行校核得在365℃，1015kPa 时密度为：
806.5276.128791015
6.1287925.489=+⨯kg·m -3
所以气体密度为：8.81345+527.806506.1422533.0=⨯kg·m -3
Vs=ρWs =506.1423790
=26.6m·s -1
取气体流速为50m·s -1
d=506
.264⨯⨯π=0.820m
3.2.3中间冷凝水进口直径：
查《化工原理》得到H 2O 的组分在20℃，1750kPa 时的密度为998kg·m -3
此时压力对水的影响不大，不需要校核。

Vs=ρWs =99818
649.5
⨯=0.1019m·s -1
取气体流速为5m·s -1
d=51019
.04⨯⨯π=0.1611m
结论
本文主要对中温变换炉进行了简单的了解，计算和设计，现结论如下：
（1）通过对已知条件的物料衡算，热量衡算，计算结果符合要求，可以应用于实际生产。

（2）通过对催化剂的填料层高度，设备进出口直径的计算，所得出的结果又误差，基本符合要求，较为合理，可以应用于实际生产。

（3）通过对现有文献的参考和本课题的研究计算，说明催化剂是实现先进工艺的关键，反应器的选型对发挥催化剂的最佳活性和寿命也有很大的关系，只有两者有机的结合才能实现最佳工艺指标。

致谢
经过几个月的研究计算设计以及不断的学习总结，我最终完成了我的毕业设计论文，在论文的调查研究，收集数据，计算论证，绘制图纸等方面，刘芳老师给予了我细致耐心的指导，实习单位的技术人员也给予了我很大的帮助。

在此，我对他们表示最诚挚的谢意。

我要感谢刘芳老师这几个月对我的关心和教导，特别是在学术上对于我的启发，并能不断给予学术指导。

还要感谢学校老师及辅导员阎冬老师的指导帮助。

再次向所有帮助过我的老师同学致以最诚挚的谢意和祝福。

参考文献
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