合成氨变换工段工艺设计毕业设计
摘
变换工序合成氨中重工序合成氨工艺流程中起着非常重作
次设计70 kta合成氨变换工段工艺设计设计采全低变工艺流程根关文献资料完成物料热量计算第变换炉第二变换炉煤气换热器变换气换热器等设备进行选型计算做出合成氨变换工段全低变工艺流程图设备布置图结果基满足设计求工艺流程行
关键词：合成氨低温变换热量衡算物料衡算
Abstract
Transform processes is one of the most important processes and it plays a very important role in the industry of synthetic ammonia
The task is the design of shift process in 70 kta NH3 The lowtemperature shift technology was adopted in this calculationAccording to the relevant cultural heritage data complete the calculation of material calories Furthermore the size and type of the equipments were determined such as heat exchanger shift converter etcAlso do to synthesize an all of the ammonia transformation work segment low craft flow chart and equipments changing set out diagramThe results meet the requirements of the design task well the craft process can go
摘 I
Abstract II
第章 前言 1
11 变换气反应原理 1
12 CO变换反应化学衡 2
13 CO低温变换催化剂 5
131 低变催化剂发展 5
132 低变催化剂成分 5
133 催化剂活性降低中毒 7
14 工艺流程简述 8
第二章 物料衡算热量衡算 10
21设计条件 10
22 CO全变换程总蒸汽计算 10
23第变换炉催化剂床层物料热量衡算 11
231入第变换炉催化剂床层汽气 11
232 CO衡变换率出催化剂床层气体组成 12
233 第变炉热量衡算 13
234第变换炉催化剂层CO变换反应衡曲线 14
235 CO第变换炉催化剂床层适宜温度 15
236 CO第变换炉催化剂层变换反应操作线 16
24 第二变换炉第段催化剂层物料热量衡算 17
241 第二变换炉第段催化剂层汽气 17
242 第二变换炉第段催化剂层CO衡转化率计算 18
243 出口温度校核 18
244 第二变换炉第段催化剂热量衡算 18
245 第二变换炉第段催化剂床层衡曲线计算 19
246 CO第二变换炉第段催化剂层适宜变换温度 20
247 CO第二变换炉第段催化剂层变换反应操作线 20
25 第二变换炉第二段催化剂床层物料热量衡算 21
251 第二变换炉第二段催化剂层CO衡转化率计算 22
252第二变换炉第二段催化剂热量衡算 22
253 衡温距校核 23
254 第二变换炉第二段催化剂床层衡曲线计算 24
255 CO第二变换炉第二段催化剂层适宜变换温度 24
256 CO第二变换炉第二段催化剂层变换反应操作线 25
26 煤气换热器热量衡算 26
27 变换气换热器热量衡算 27
271进设备热量计算 27
272出设备热量计算 28
第三章 设备计算 29
31 第变换炉计算 29
311 催化剂量计算 29
312 催化剂床层阻力计算 30
32 第二变换炉计算 31
321 第二变换炉第段催化剂量计算 31
322 第二变换炉第二段催化剂量计算 32
323 第二变换炉催化剂床层阻力计算 33
33 煤气换热器计算 35
331 设备直径数确定 36
332 设备规格确定 37
333 传热系数计算 37
334 传热面积计算 42
335 列长度计算 42
设备览表 43
设计结果总结 44
参考文献 45
致 谢 46
第章 前言
合成氨生产常原料包括：焦碳煤焦炉气天然气石脑油重油
固体液体气体原料合成氨原料气中均含氧化碳固体燃料气化半水煤气中氧化碳含量28~30烃类蒸汽转化12~13焦炉转化气11~15重油部分氧化44~48氧化碳清般分两次部分氧化碳先通变换反应催化剂存条件氧化碳水蒸气作生成氢气二氧化碳通变换反应氧化碳变易清二氧化碳时制反应氧化碳相等摩尔氢消耗廉价水蒸气氧化碳变换原料气净化程原料气制造继续残余氧化碳通铜氨液洗涤法液氮洗涤法甲烷化法等方法加清变换工段指CO水蒸气反应生成二氧化碳氢气程目前变换工序全低变工艺中低变工艺次设计运全低变工艺
全低变工艺90年代国合成氨厂开始中低变演变低温活性较B302QB303Q等耐硫变换催化剂段进口温度均200 ℃左右年发展着耐硫低温催化剂开发利全低变工艺设备断完善操作水进部提高目前全低变工艺已进入成熟阶段该工艺具蒸汽消耗低系统阻力生产强度等优点
11 变换气反应原理
合成氨生产需原料气H2N2半水煤气中含约30左右CO需变换工段目半水煤气中CO质原料气净化程CO工业采方法催化剂存条件利较廉价水蒸气CO反应生成H2CO2
原料气中氧化碳水蒸汽变换反应式表示：
（11）
反应逆放热反应反应热40964 Jmol开车正常生产利反应热维持程继续进行
般情况氧化碳水蒸汽直接进行反应变换反应速度慢果催化剂催化加快反应速度利变换反应进行
着氧化碳变换反应进行伴着微量副反应发生种：
（1）甲烷生成
(12)
（13）
（14）
（2）氧化碳分解反应
（15）
（3）机硫转化反应
（16）
（17）
（18）
12 CO变换反应化学衡
氧化碳水蒸汽变换反应系逆反应
衡常数：
（19）
式中：yi——组分摩尔分数
r ——气体逸度系数
Kp——CO衡常数
合成氨厂变换反应压力<20 MPa温度180～250 ℃条件进行逸度系数接1：
（110）
式（19）简化：
（111）
式中Pi组分分压
变换反应放热反应考虑衡常数温度函数温度升高降低衡常数温度关系表达式数值相恒压热容等基础热衡数致设计采面公式计算[1]
（112）
式中T——温度K
（113）
变换范围衡常数面简化式计算：
（114）
式（114）低温计算出Kp式（112）（113）相差较温度越高误差越
CO变换反应化学衡影响素：
a 温度
温度变换反应影响较：温度升高反应速度加快化学衡降低反应温度增加蒸汽量利反应生成氢气二氧化碳方进行提高CO衡转化率变换反应初期反应物浓度高提高反应温度加快正反应变换反应阶段二氧化碳氢气浓度增加逆反应速度加快须设法降低反应温度逆反应速度减慢样较高变换率降低温度减慢反应速度降低催化剂生产力应综合考虑氧化碳含量较高半水煤气开始反应时加快反应速度般较高温度进行反应阶段反应较完全必须温度降低工业采取两段中温变换根概念设计确定氧化碳含量2—4中温变换气体需230 ℃左右低温变换催化剂进行低温变换外反应温度催化剂活性关系般工业变换催化剂低某温度反应便正常进行高某温度会损坏催化剂氧化碳变换反应必须催化剂适温度范围选择合理工艺条件
b 压力
氧化碳变换反应前气体分子数相理想气体压力反应衡没影响目前工业操作条件：压力40 MPa气压温度200～500 ℃时压力变换反应没显著影响较高压力反应物浓度增加分子间效碰撞次数增加加快变换反应速度提高催化剂生产力种气体理想气体定偏差必须根气体组分逸度计算KP压力CO变换反应定影响
c 蒸汽添加量
氧化碳变换反应逆反应增加蒸汽量反应正方移动工业般均采加入定量水蒸气方法提高氧化碳变换率
实际半水煤气原料中温铁铬催化剂工艺流程中般采H2O（汽）CO（气）(3～4)1铁镁催化剂工艺流程中般采H2O（汽）CO（气）(3～5)1
d 二氧化碳浓度
氧化碳变换反应方程式果出生成二氧化碳利反应正方进行变换反应接完成二氧化碳采良种方式：
（1）利碱性氧化物二氧化碳作生成碳酸盐例：
（115）
利碱性氧化物作催化剂种组分吸收二氧化碳（115）放热反应生成热量采取定措施更重反应进行定程度进行更换催化剂增加生产操作复杂性实际中少应
（2）两段变换催化剂间中变低变间气体送脱二氧化碳装置然进行第二次变换种方法相互干扰较少较容易实现增加换热脱二氧化碳设备流程复杂
13 CO低温变换催化剂
131 低变催化剂发展
着脱硫技术进展烃类蒸汽转化镍催化剂工业广泛应纯净合成气制造特60年代初透压缩机合成氨工业出现系列化合成氨工艺原先脱少量氧化碳二氧化碳铜碱洗工序已显复杂气体精制度达现代化工厂求（CO+CO2<10 mL∙m3）1963年开始世界国低温变换催化剂展开广泛研究
铜合适氧化碳催化剂较低温度（200～250 ℃）进行变换反应氧化碳衡转换率达99左右
纯铜金属催化剂加热具足够反应速度温度时会烧结损害表面结构催化剂活性剧减必须放入适结构性助催化剂作分散状铜晶粒间隔体工业采结构性助催化剂高熔点难原氧化铬氧化铝氧化锰氧化钡等存增加催化剂抗烧结作延长催化剂寿命增长催化剂成型性机械强度
目前中型氮肥厂低变催化剂均采CoMo系催化剂CoMo系变换催化剂Co Mo效组份Al2O3骨架碱金属稀土金属氧化物辅助催化剂CoMo系变换催化剂前必须先进行硫化生成CoS MoS2获高活性
硫化反应：
（116）
（117）
132 低变催化剂成分
（1）钴钼系宽温变换催化剂
CoMo系宽温变换催化剂10年国研制种新型催化剂特点活性温度低耐硫性强温度范围宽广泛应煤油原料氮肥厂实现中变直接串低变工艺流程取代中变催化剂实现CoMo宽温变换流程三催化剂工艺流程取代目前三催化剂流程中CuZn系低变催化剂
CoMo系宽温变换催化剂化学物理性质包括堆积密度抗压强度形状尺寸等
CoMo系宽温变换催化剂加工工艺混碾法浸渍法两种数CoMo系低变催化剂采浸渍法工艺B302QB303QSB3等浸渍法球形载体催化剂浸渍载体载体身强度高相密度采种方法生产出催化剂具密度耐压强度阻力等优点
CoMo系宽温变换催化剂CuZn系低变催化剂耐硫性特强正常生产中气体中硫含量没限求高直接进入气体低含硫量限制定反应温度蒸汽含量求气体中含硫量低定值否引起催化剂放硫导致失活
CoMo系宽温变换催化剂特点低温变换中温变换160～270 ℃（低变）160～460 ℃（中变）宽广范围
（2）铜锌系低变催化剂
金属铜氧化碳低温变换具高活性国外铜作催化剂活性相已知纯金属铜加热足够反应温度时会烧结表面积缩失活性必须加入组分组分结构性助催化剂
铜基催化剂助催化剂组分ZnOCr2O3Al2O3MgOCuOTiO2MnO2等ZnO广泛先出现低温变换催化剂ZnOCuO两组分组成ZnO促进催化剂活性作起改进铜微晶长稳定分散作铜锌二组分催化剂热稳定性寿命够理想相继出现CuOZnOCr2O3CuOZnOAl2O3催化剂结构性助催化剂加入组分关加入方法更密切机械混合方法CuOZnOCr2O3催化剂中加入K2OCaOMgOAl2O3TiO2MnO2影响催化剂结构沉淀方法加入铝锰催化剂性质产生明显影响例添加锰催化剂显示出高活性良耐热性目前普遍生产采低温变换催化剂CuOZnOCr2O3CuOZnOAl2O3系究竟种性优越目前取致意见催化剂生产劳动条件CuO ZnO Al2O3系CuOZnOCr2O3系制造成铝加入形式源果硝酸铝形式加入成加入氧化铬低
133 催化剂活性降低中毒
（1） 热烧结
温度超280℃时原态金属铜容易产生烧结催化剂表面积显著减少活性急剧降温度超铜熔点（1083 ℃）半时更容易烧结
热烧结引起催化剂表面积减少分散状铜微晶粒相邻间晶粒定温度扩散晶粒长催化剂活性降温度愈高晶粒长速度愈快表面积活性降趋势愈作结构性助催化剂高熔点氧化铬氧化铝存间隔体阻止铜晶粒长济事低温变换催化剂必须严格控制反应温度
（2） 物理性破坏
里指物理性破坏指催化剂操作温度水蒸气催化剂微孔够凝聚蒸发相继反复进行催化剂破裂造成催化剂床层阻力增低温变换反应必须控制露点进行样反映温度压力蒸汽量干气量间保持定关系
（3） 卤素中毒
相长时间卤素低变催化剂毒害作忽视发现卤素硫更厉害毒物进口气中氯化物仅会显著毒害低变催化剂氯海量时认严重污染
（4） 硫中毒
硫铜基低变催化剂毒物脱硫技术发展原料气中硫脱原料气量极微量硫化物日积月累数量相观低变催化剂造成危害
14 工艺流程简述
全低变工艺流程示意图见图11
变换气换热器
煤气换热器
淬冷滤器Ⅰ
淬冷滤器Ⅱ
第变换炉
变换气冷器
油分离器
活性炭滤油器
半水煤气
变换气
工段
第二变换炉
图11 低温变换工艺流程示意图
Fig11 Schematic diagram of the low temperature conversion process
半水煤气首先进入油水分离器脱部分固体液体杂质进入活性炭滤油器进步脱杂质净化半水煤气进入变换气换热器第二变换炉出变换气进行逆热交换温度升180 ℃左右变换气温度降160 ℃左右出变换气换热器半水煤气进入煤气换热器第变换炉出变换气进行逆热交换变换气身温度降300 ℃左右半水煤气升温200 ℃左右出煤气换热器半水煤气网中压水蒸气混合方面半水煤气温度升变换反应温度方面半水煤气增湿达设计求需汽气进入第变换炉发生变换反应第变换炉CO变换率达60左右第变换炉变换出变换气进入煤气换热器半水煤气逆换热进入淬冷滤器I逆喷淋冷水换热冷水汽化时变换气温度降230 ℃左右冷水变换气换热汽化蒸汽含量达设计求湿变换气进入第二变换炉第段催化剂床层进行变换反应第二变换炉第段催化剂床层变换反应CO变换率达85左右温度升280 ℃左右进入淬冷滤器II逆喷淋冷水进行热交换温度降190 ℃左右时补充水蒸气达设计汽气进入第二变换炉第二段催化剂床层进行变换终CO变换率达99出第二变换炉第二段变换气变换气换热器变换气冷器降温40 ℃左右续工段
第二章 物料衡算热量衡算
21设计条件
计算基准：1吨NH3
设备生产力：
设计条件取吨氨耗半水煤气3520Nm3时半水煤气量：
3520×97222342222 Nm3h
初始半水煤气组成见表21
表21 初始半水煤气组成
Table21 The composition of the initial semiwater gas
组分
CO2
CO
H2
CH4
O2
N2
合计
70
308
378
15
03
226
100
Nm3
23956
105404
129360
5133
1027
77342
342222
kmol
1069
4706
5775
229
46
3453
15278
22 CO全变换程总蒸汽计算
选B302Q型催化剂设第二变炉出口变换气温度200 ℃衡温距24 ℃计算时取变换温度t224℃
COH2O反应方程式：
设 A B C D
设CO变换反应变换量△CO变换反应衡常数Kp：
（21）
设计条件CO变换率99
查文献[1]知220℃时CO变换衡常数Kp14096表21知ACD值分30870378ACDKp值代入式（21）求：B750知总水气750100
23第变换炉催化剂床层物料热量衡算
231入第变换炉催化剂床层汽气
设CO催化剂床层转化率600O2全部H2燃烧生成H2OCO反应量△CO：
308×601848 Nm3100 Nm3干半水煤气
CO总反应量：
设气体出催化剂床层温度360 ℃取衡温距20 ℃计算取温度380 ℃
查文献[1]知380 ℃时Kp146式（21）代入数：
解式 B2572
时汽气 2572100
入炉蒸汽量
入炉湿气量 342222+88022430244 Nm319207 kmol
计算出入炉湿气组成结果见表22
表22 入第变换炉湿半水煤气组成
Table22 The composition of the wet semiwater gas into the first shift converter
组分
CO2
CO
H2
CH4
O2
H2O
N2
合计
557
2450
3007
119
024
2046
1798
100
Nm3
23956
105404
129360
5133
10277
91031
77342
430244
kmol
1069
4706
5775
229
46
4064
3453
19207
232 CO衡变换率出催化剂床层气体组成
设360℃时衡变换率Xp 360 ℃时Kp18371]代入式（21）：
实际变换率衡变换率
计算知实际反应掉CO量
105404×0663242 Nm3
出催化剂层干气体量
计算出催化剂干气体组成见表23
表23 出第变换炉催化剂变换气干气体组成
Table23 The composition of the dried semiwater gas out the first converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
合计
4810
1052
2178
128
1932
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
4000405
kmol
8598
1882
3893
229
3453
17875
出段催化剂层剩余湿气量
340244+880221027427239 Nm3
剩余蒸汽量
剩余CO量 1054046324242162 Nm3
CO湿气中含量
理求出CO2H2CH4N2H2O湿气中含量结果见表24
表24 出第变换炉催化剂变换气湿气组成
Table24 The composition of the wet semiwater gas outlet the first converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
4508
987
2041
120
1810
573
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
29842
427239
kmol
8598
1882
3893
229
3453
1332
19073
233 第变炉热量衡算
（1）第变换炉CO变换反应放热量Q1
气体200 ℃升360 ℃均温度tm280 ℃
查文献[1]知CO变换反应表22表24中数求出
（2）氧气氢气燃烧放热Q2
查文献[2]知氧气氢气燃烧焓484017 kJkmol
（3）气体温度升吸热Q3
均温度285 ℃均压力092 MPa查出
Cp(H2)2938 kJkmol∙K Cp(N2)3039 kJkmol∙K
Cp(CO)3057 kJkmol∙K Cp(CO2)4632 kJkmol∙K
Cp(CH4)491 kJkmol∙K Cp(O2)3178 kJkmol∙K
Cp(H2O) 3559 kJkmol∙K
均热容：
3384 kJkmol∙K
气体吸热
设热损失 Q4 39×106 kJ
热衡方程式
述数代入热衡方程式知：△t160 ℃
知道结果实际取温度致需进行重复计算
234第变换炉催化剂层CO变换反应衡曲线
衡变换率计算公式：
求出温度衡转化率结果见表25
表25 第变换炉CO温度衡转化率
Table 25 The equilibrium conversion rate of CO in the first converter
T℃
200
230
250
270
290
310
330
350
370
400
Kp
2209
1257
8750
6265
4600
3454
2647
2066
1639
1320
Xp
8322
8008
7796
7566
7322
7067
6806
6539
6269
6000
200 ℃例计算程：
200 ℃时查表知Kp22090
式（21）知：
代入数：
解式：Xp 08322
数作图衡曲线图见图21
235 CO第变换炉催化剂床层适宜温度
查文献适宜温度计算公式[1]：
（23）
式中Tm——适宜温度K
Te——衡温度K
R——通气体常数8314 kJkmol
E1E2——正逆反应活化kJkmol
—— CO变换反应热kJkmol
变换反应r 1
查文献[1]知 E1 43340 kJkmol均温度280 ℃时式：
代入数
395762kJkmol
CO变换逆反应活化E2
Xp8322时Te200+27324732 K
面数代入式（23）：
tm 1724 ℃
理分求出转化率适宜温度结果见表26
表26 第变换炉CO转换适宜温度
Table 26 The optimal temperature for CO in the first Shift Converter
Xp
8322
8008
7796
7566
7322
7067
6806
6539
6269
6000
TeK
4732
5032
5232
5432
5632
5832
6032
6232
6432
6632
TmK
4456
4738
4926
5115
5303
5492
5680
5868
6057
6245
tm℃
1724
2006
2195
2383
2571
2760
2948
3136
3325
3513
数作图求适宜温度曲线见图21
236 CO第变换炉催化剂层变换反应操作线
第变换炉催化剂变换率热衡计算知
入口气体温度 200 ℃
出口气体温度 370 ℃
入口CO变换率 0
出口CO变换率 600
作出第变换炉催化剂床层操作线图21示
24 第二变换炉第段催化剂层物料热量衡算
241 第二变换炉第段催化剂层汽气
设段CO总转化率达88知CO段催化剂层总转化量
kmol
知CO段催化剂层转化量
92755663242629513Nm313175 kmol
根计算CO段转化率
设气体入口出口温度分230 ℃280 ℃衡温距取70 ℃出口气体衡温度350 ℃查文献[1]知时Kp2066
前面计算知A975C2040D4508代入式（21）解B3058
汽气3058100
时需总蒸汽量
需补充蒸汽量
1224442683495610 Nm3
时总蒸汽量
427239+95610522869 Nm3
计算求出时入炉湿气组成结果见表27
表27 入第二变换炉第段变换气组成
Table27 The composition of the shift gas inlet the first paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3808
842
1742
103
1546
2447
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
122444
522869
kmol
8547
1882
3893
229
3453
5467
22342
242 第二变换炉第段催化剂层CO衡转化率计算
出口衡温度350℃查文献[1]知Kp2066公式（22）代入数：
出口湿气体组成计算：
CO量
CO2量
H2量
H2O量
面计算出出口湿变换气组成结果见表28
表28 出第二变换炉第段催化剂变换气组成
Table27 The composition of the gas outlet the first paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
4438
253
2332
102
1546
1857
100
Nm3
222115
12649
116711
5133
77342
92931
522869
kmol
9916
565
5210
229
3453
4149
22342
243 出口温度校核
述计算知取Kp相差重复计算
244 第二变换炉第段催化剂热量衡算
（1）CO放热Q1
设第二变换炉段CO变换反应放热量Q1
气体230℃升280℃均温度tm255 ℃查文献[1]知
（2）气体温度升吸热Q2
湿变换气均温度255 ℃均压力094 MPa查文献[1]知
Cp(H2)2930 kJkmol∙K Cp(N2)2978 kJkmol∙K
Cp(CO)3000 kJkmol∙K Cp(CO2)4575 kJkmol∙K
Cp(CH4)4822 kJkmol∙K Cp(H2O)3896 kJkmol∙K
Q2 22192×3468×△t
（3）假设热损失Q3kJkmol
热量衡 Q1Q2+Q3
△t50 ℃
计算温度出口温度致需重复计算
245 第二变换炉第段催化剂床层衡曲线计算
入段催化剂床层汽气3058100根入段催化剂床层气体组成计算温度衡转化率结果表29
表29 CO第二变换炉第段催化剂衡转换率
Table 29 The equilibrium conversion rate of CO in the first stage of the second shift converter
T℃
230
250
270
290
310
330
350
Kp
12568
8750
6265
4600
3454
2647
2066
XP
9045
8688
8454
7772
7223
6626
5991
230 ℃例进行计算
230 ℃时查文献[1]知时Kp12568数代入式（21）：
表中数作图求衡曲线见图22
246 CO第二变换炉第段催化剂层适宜变换温度
适宜温度式（23）计算查文献[1]知B302Q型催化剂E143340 kJ均温度255 ℃时：
式（23）代入数计算出适宜温度结果见表210
表210 CO第二段变换炉第段催化剂适宜转化温度
Table 210 The optimal temperature for CO in the first stage of the second shift converter
Xp
9045
8688
8454
7772
7223
6626
5991
TeK
5032
5232
5432
5632
5832
6032
6232
TmK
4709
4884
5058
5231
5403
5574
5744
tm℃
1977
2152
2326
2499
2671
2842
3012
数作图求段适宜温度曲线见图22
247 CO第二变换炉第段催化剂层变换反应操作线
段催化剂变换率热衡计算结果知
入口气体温度 230 ℃
出口气体温度 280 ℃
入口变换率 600
出口变换率 625（总变换率85）
数作出段催化剂床层操作线见图22
25 第二变换炉第二段催化剂床层物料热量衡算
前面计算知CO变换程中须加入总蒸汽量
第变换炉催化剂层第二变换炉第段催化剂层加入蒸汽量分88022 Nm395610 Nm3段催化剂层须加入蒸汽量
2873308802295610103698 Nm3
知进入段催化剂层湿气组成结果见表211
表211 入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成
Table211 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3522
201
1851
081
1227
3118
100
Nm3
222115
12649
116711
5133
77342
196629
630605
kmol
9916
565
5210
229
3453
8779
28152
知CO段变换量
105404×099(10540412649)11595Nm35176 kmol
CO段转化率
251 第二变换炉第二段催化剂层CO衡转化率计算
出口衡温度200 ℃查文献[1]知道时Kp22090公式（22）代入数：
面计算出出口湿变换气组成结果见表212
表212 出第二变换炉催化剂层湿变换气组成
Table212 The composition of the wet shift gas outlet the second stage of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3718
017
2035
082
1230
2934
100
Nm3
233710
1054
128306
5133
77342
185034
630605
kmol
10433
47
5728
229
3453
8260
28152
出变换炉干变换气组成见表213
表213 出第二变换炉第二段催化剂层干变换气组成
Table213 The composition of the dried shift gas outlet the second paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
合计
5245
024
2878
113
1734
100
Nm3
231656
1054
128306
5133
77342
445571
kmol
10442
47
5728
229
3453
19891
252第二变换炉第二段催化剂热量衡算
（1）CO放热Q1
设第二变换炉二段CO变换反应放热量Q1：
出段催化剂床层温度200 ℃进口温度175 ℃均温度tm187 ℃查文献[1]
（2）气体温度升吸热Q2
气体175 ℃升200 ℃均温度tm187 ℃压力10 MPa查文献[1]知：
Cp(H2)2919 kJkmol∙K Cp(N2)2962 kJkmol∙K
Cp(CO)2978 kJkmol∙K Cp(CO2)4553 kJkmol∙K
Cp(CH4)4435 kJkmol∙K Cp(H2O)3945 kJkmol∙K
均热容
（3）假设热损失 Q3 kJ
Q1Q2+Q3
△t25 ℃
计算温度出口温度致需重复计算
253 衡温距校核
查时T2202 ℃温距2202200202 ℃取温距相需重复计算
254 第二变换炉第二段催化剂床层衡曲线计算
入段催化剂床层汽气466100根入段催化剂床层气体组成计算温度衡转化率结果表214
表214 CO第二变换炉第二段催化剂衡转换率
Table 214 The equilibrium conversion rate of CO in the second paragraph of the second shift converter
T℃
160
180
200
220
240
260
280
Kp
58964
36027
22990
15240
10448
7380
5353
Xp
9825
9715
9526
9334
9036
8650
8160
表中数作图求衡曲线见图23
255 CO第二变换炉第二段催化剂层适宜变换温度
适宜温度式（23）计算查文献[1]知型B302Q催化剂E143340 kJ均温度187 ℃时
式（23）代入数计算出适宜温度结果见表215
表215 CO第二段变换炉第二段催化剂适宜转化温度
Table 210 The optimal temperature for CO in the second stage of the second shift converter
Xp
9825
9715
9526
9334
9036
8650
8160
TeK
4332
4532
4732
4932
5132
5332
5532
TmK
4092
4269
4446
4623
4798
4972
5146
tm℃
1360
1537
1714
1892
2066
2240
2414
数作图求适宜温度曲线见图23
256 CO第二变换炉第二段催化剂层变换反应操作线
二段催化剂变换率热衡计算结果知
段入口气体温度 175 ℃
出口气体温度 200 ℃
入口变换率 6250
出口变换率 9333（总变换率99）
数作出段催化剂床层操作线见图23
图23 第二变换炉第段衡曲线适宜温度曲线操作线
Fig23 The equilibrium temperature curve optimal temperature curve and operating line for the second stage of the second shift converter
26 煤气换热器热量衡算
（1）已知条件
进设备半水煤气量（干）：15278 kmol 进设备变换气量：19207 kmol
出设备半水煤气量（湿）：19207 kmol 出设备变换气量：19207 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Q1：
设半水煤气进口温度187 ℃查184 ℃10 MPa半水煤气组分热容求出均热容Cp(m)3075 kJkmol∙K
热蒸汽带入热Q2：
查文献[3]知260 ℃10 MPa水蒸汽焓2902 kJkg
半水煤气带出热Q3：
200℃10MPa半水煤气均热容Cp(m)3449 kJkmol∙K
出设备变换气带走热量Q4：
200℃时变换气均热容Cp(m)3449 kJkmol∙K
设热损失 Q5278×106 kJ
热量衡算知
代入数计算 t1854 ℃
设温度相需重复计算入设备半水煤气温度187 ℃
27 变换气换热器热量衡算
根前面计算进出变换气换热器物料参数
进出设备变换气量（湿）：28152 kmol 进设备变换气温度：200 ℃
进出设备半水煤气量（干）：15278 kmol 出设备变换气温度：155 ℃
出设备半水煤气温度：187 ℃
进设备半水煤气温度未知设t
271进设备热量计算
（1）变换气带入热Q1
200 ℃10 MPa查文献[1]知均热容3702 kJkmol∙K
kJ
（2）半水煤气带入热Q2
设进设备半水煤气温度125 ℃压力10 MPa查文献[1]计算出时均热容3057 kJkmol∙K
272出设备热量计算
（1）变换气带出热
155 ℃10 MPa查文献[1]计算均热容3269 kJkmol•K
（2）半水煤气带出热
187 ℃10 MPa查文献[1]计算均热容2978 kJkmol•K
设 Q5414×106 kJ
t1262 ℃
假设温度相需计算进设备半水煤气温度125 ℃
第三章 设备计算
31 第变换炉计算
已知条件：
均操作压力：174 MPa 段气体进口温度：200 ℃
段气体出口温度：360 ℃ 段气体进口流量（干）：342222 Nm3
段气体出口流量：432226 Nm3 段出口CO含量：1052
段入口汽气R：02572 催化剂型号：B302Q
进段催化剂气体成分（湿）见表31：
表31 进变换炉湿半水煤气组成
Table22 The composition of the wet semiwater gas into the first shift converter
组分
CO2
CO
H2
CH4
O2
H2O
N2
合计
557
2450
3007
119
024
2046
1798
100
Nm3
23956
105404
129360
5133
10277
91031
77342
430244
kmol
1069
4706
5775
229
46
4064
3453
19207
311 催化剂量计算
根B302Q催化剂宏观动力学方程
（31）
式中——组分湿基摩尔分率
R——通气体常数8314 kJ（mol·K）
T——气体温度K
Kp——CO反应衡常数
γ——CO反应速度molh
4770——反应速率常数
16040——反应活化Jmol
式推出
（32）
式中V0—气体体积Nm3
T—均温度 K
查文献[1]CO衡常数Kp4959含量557升2178数代入式（32）：
积分解 w226m3
考虑段催化剂床层操作条件较恶劣油污杂质较备系数取12实际催化剂量取27
312 催化剂床层阻力计算
变换炉设计应考虑催化剂床层阻力降阻力降设备直径催化剂床层高度关里求低变催化剂床层阻力<688 kPa
取催化剂床层直径 30催化剂床层阻力降公式式（33）计算
（33）
式中：——变换气通催化剂床层压力降MPa
f ——摩擦系数般取15
G ——变换气质量流率kgm2·h
——气体重度kgm3
L——催化剂床层高度m
——催化剂颗粒直径m
——催化剂床层直径m
B302Q型催化剂球型催化剂粒度35 mm取值4 mm
公式代入数
气体均分子量M1889操作条件
气体密度
kgm2·h
气体质量流速
kgm2·h
催化剂床层高度
数催化剂床层压降
Mpa
结果知<688 kPa符合求催化剂床层直径取30 m
32 第二变换炉计算
321 第二变换炉第段催化剂量计算
已知条件
变换气进口温度 230 ℃ 变换气出口温度 280 ℃
操作压力 169 MPa 进口变换气流量 522869
进段变换气气体组成见表32
表32入第二变换炉第段变换气组成
Table32composition of the shift gas inlet the first paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3808
842
1742
103
1546
2447
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
122444
522869
kmol
8547
1882
3893
229
3453
5467
22342
已知条件知道操作状态均温度255 ℃查文献[1]温度Kp8031根B302Q型催化剂动力学方程（31）代入数
积分解：w856
知道实际催化剂量w实86 m3
322 第二变换炉第二段催化剂量计算
已知条件
变换气进口温度 175 ℃ 变换气出口温度 200 ℃
均操作压力 169 MPa 变换气流量 628525 Nm3
进段催化剂气体组成见表33：
表33入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成
Table211 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3522
201
1851
081
1227
3118
100
Nm3
222115
12649
116711
5133
77342
196629
630605
kmol
9916
565
5210
229
3453
8779
28152
已知条件知操作状态均温度187 ℃查文献[1]知道温度Kp30653根B302Q型催化剂动力学方程代入数
积分解：w 2431
知道实际催化剂量w实 244
323 第二变换炉催化剂床层阻力计算
变换炉设计应考虑催化剂床层阻力降阻力降设备直径催化剂床层高度关里求低变催化剂床层阻力<688 KPa
取催化剂床层直径Dt4催化剂床层阻力降公式式（33）计算
B302Q型催化剂粒度φ35mm取均值φ 4 mmdp0004 m公式
代入数求E0378
（1）第二变换炉第段催化剂床层阻力计算
进段催化剂床层气体均分子量M1881段气体操作条件计算
气体密度
气体质量流速
kgm2·h
催化剂层高度
L068 m
第变换炉第二段催化剂层阻力降：
Mpa
（2）第二变换炉第二段催化剂层阻力降计算
进二段催化床层气体均分子量M1864二段气体操作条件计算气体密度
气体质量流速
催化剂层高度
第二变换炉第二段催化剂层阻力降：
知道第二变换炉催化剂层总阻力降
面计算知道总压力降<688 kPa符合求催化剂床层直径取40 m
33 煤气换热器计算
计算条件
半水煤气均压力 174 MPa 半水煤气流量 19207 kmol
半水煤气进口温度 187 ℃ 半水煤气出口温度 200 ℃
湿半水煤气均分子量 1889
湿半水煤气组成见表34
表34入第变换炉湿半水煤气组成
Table22 The composition of the wet semiwater gas into the first shift converter
组分
CO2
CO
H2
CH4
O2
H2O
N2
合计
557
2450
3007
119
024
2046
1798
100
Nm3
23956
105404
129360
5133
10277
91031
77342
430244
kmol
1069
4706
5775
229
46
4064
3453
19207
变换气均压力 10 MPa 变换气流量 19073 kmol
变换气进口温度 370 ℃ 变换气出口温度 200 ℃
变换气均分子量 1893
变换气组成见表35
表35进煤气换热器变换气组分
Table35 The composition of the converted gas into the semiwater gas heat exchanger
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
4508
987
2041
120
1810
573
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
29842
427239
kmol
8598
1882
3893
229
3453
1332
19073
331 设备直径数确定
湿半水煤气均温度192 ℃采列换热器湿半水煤气走变换气走间
现取气体流速
湿半水煤气质量流速公式（34）[1]计算
（34）
代入数
条件求取半水煤气质量流量
列面积式计算：
（35）
代入数求须列面积
查文献[2]选煤气换热作列换热子数
板直径式确定
（36）
式中：n——列数
t——列中心距取0032
η——板填充系数09
式（36）代入数求出板直径
板直径取φ12设备径取12
332 设备规格确定
设备子数采正六边行排列子层数
取18层文献[1]子数988根掉8根拉杆实际数980根求出水煤气实际质量流速
气体实际流速
333 传热系数计算
（1）传热系数计算
努塞尔准数面公式计算：
（37）
式中Nu——努塞尔准数
Re——雷诺准数
Pr——普朗特准数
半水煤气组分均温度192 ℃压力10 MPa物性数：
Cp(H2)2926 kJkmol∙K Cp(N2)2946 kJkmol∙K
Cp(CO)2988 kJkmol∙K Cp(CO2)4407 kJkmol∙K
Cp(H2O)3835 kJkmol∙K Cp(O2)3090 kJkmol∙K
Cp(CH4)4322 kJkmol∙K
混合气体粘度面公式计算：
（38）
式中：——混合气体温度t时粘度MPa∙s
yi ——混合气体中i组分摩尔分数
Mi ——混合气体中i组分分子量
——混合气体中i组分温度t时粘度MPa∙s
查文献[2]知200 ℃压力10 MPa组分粘度
00159 MPa∙s 00162 MPa∙s
00247 MPa∙s 00249 MPa∙s
00123 MPa∙s 00219 MPa∙s
00282 MPa∙s
CH4O2含量低忽略数代入式（38）求
理求 λm02332 kJm∙h∙K
雷诺准数计算公式
Re （39）
代入数
Re
普朗特准数计算公式
（310）
代入数
传热系数面公式计算
（311）
式中：d——列直径
代入数
58988 kJm2∙h∙K
（2）壳侧热系数计算
挡板采圆缺板板间距取083 m缺口高度直径30热系数面公式计算
(312)
式中：——设备量直径
——流体壁粘度kg(m∙h)
——流道基准截面积计算流体重量流速kg(m2∙h)
——外径m
计算范围温度气体粘度影响粘度校正项忽略计
286℃压力10 MPa变换气物性数：
Cp(m)3356 kJkmol∙K
μ 00857 kgm∙h
λ0342 kJ m∙h∙K
壳程流道基准面积面公式计算
式中S1——流体横束时流道截面积m2
S2——弓形缺口处流道截面积m2
正六边形排列换热流体横束时流道截面积S1面公式计算
（314）
弓形缺口处流道截面积S2面公式计算
（315）
中Sa面公式计算：
（316）
式中Sa——弓形截面积m2
——弓形高度m
r ——挡板半径m
——挡板间距m
变换气质量流量
变换气质量流速
量直径de式计算
代入数
计算数代入（313）
（3）总传热系数确定
总传热系数面公式计算
（317）
式中R——壳程污垢热阻根验取0001
δ——列壁厚度m
λ——壁传热系数kJm2∙h∙K
总传热系数
25974 kJhK
334 传热面积计算
变换气放出热量热负荷计算基准
均温差
5857 ℃
传热面积
设富裕量30知
335 列长度计算
实际取74m（加板厚度需长）
设备览表
设备型号尺寸工作条件见表310
表310 设备览表
Table 310 List of the main equipment
序号
名称
位号
台数
型号规格
1
第变换炉
RO4201
1
材质：12CrMo
操作温度≤360 ℃
操作压力≤174 MPa
催化剂床层直径：30 m
催化剂量：27 m3
2
第二变换炉
RO4202
1
材质：16MnR
操作温度≤280 ℃
操作压力≤169 MPa
催化剂床层直径：40 m
催化剂量：段86 m3二段244 m
3
煤气换热器
EO4201
1
双程单壳程式换热器
列：φ28×25 mm980根长 74 m
总传热面积56827
工作压力：17 MPa
工作温度：360 ℃
4
变换气换热器
EO4202
1
工作压力：17 MPa
工作温度：230 ℃
设计结果总结
次设计室70kta合成氨变换工段设计采节全低变工艺流程路线通已知原料气组成操作条件低温变换进行物料热量衡算进根计算工艺参数进行计算选型
全低变流程中设备煤气换热器变换换热器两低变炉等选B302Q型催化剂通两月查阅资料设计计算终完成设计计算结果：第变换炉催化剂床层直径30 m催化剂量27 m3第二变换炉催化剂床层直径40 m催化剂量段86 m3二段244 m3煤气换热器双程单壳程式列换热器数980根长74 m径φ28×25 mm结定合成氨系统生产力原料气中碳氧化物含量等求预期结致相符
设计师年产七万吨合成氨全低变工艺设计节减排节减排外重催化剂选择选择合适催化剂达事半功倍效果设计选B302Q型催化剂实际生产中根身德情况选择更新型催化剂身实践验足设计素影响考虑足
通次毕业设计查阅众资料解物性条件反应常数流程中物料衡算热量衡算设备造型设计工作起实践作设计中完成务力时培养团队合作力学工作起锻炼作促进快融入社会
参考文献
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致 谢
时间真快转眼两月学两月完成学生时代作业：次毕业设计次设计XX两位老师带领完成文开题设计方法选取中间数参数老师极帮助完成设计重支持老师丝苟严谨教学作风受匪浅谨两位老师表示衷心感谢
时感谢学帮助家起讨查阅资料努力设计利完成学四年家生活学顾毕业舍家啊希家帆风吧
外感谢母校母校诸位老师谆谆教导孜孜倦受生
文阅卷答辩组全体老师致意真诚谢意
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摘
变换工序合成氨中重工序合成氨工艺流程中起着非常重作
次设计70 kta合成氨变换工段工艺设计设计采全低变工艺流程根关文献资料完成物料热量计算第变换炉第二变换炉煤气换热器变换气换热器等设备进行选型计算做出合成氨变换工段全低变工艺流程图设备布置图结果基满足设计求工艺流程行
关键词：合成氨低温变换热量衡算物料衡算
Abstract
Transform processes is one of the most important processes and it plays a very important role in the industry of synthetic ammonia
The task is the design of shift process in 70 kta NH3 The lowtemperature shift technology was adopted in this calculationAccording to the relevant cultural heritage data complete the calculation of material calories Furthermore the size and type of the equipments were determined such as heat exchanger shift converter etcAlso do to synthesize an all of the ammonia transformation work segment low craft flow chart and equipments changing set out diagramThe results meet the requirements of the design task well the craft process can go
摘 I
Abstract II
第章 前言 1
11 变换气反应原理 1
12 CO变换反应化学衡 2
13 CO低温变换催化剂 5
131 低变催化剂发展 5
132 低变催化剂成分 5
133 催化剂活性降低中毒 7
14 工艺流程简述 8
第二章 物料衡算热量衡算 10
21设计条件 10
22 CO全变换程总蒸汽计算 10
23第变换炉催化剂床层物料热量衡算 11
231入第变换炉催化剂床层汽气 11
232 CO衡变换率出催化剂床层气体组成 12
233 第变炉热量衡算 13
234第变换炉催化剂层CO变换反应衡曲线 14
235 CO第变换炉催化剂床层适宜温度 15
236 CO第变换炉催化剂层变换反应操作线 16
24 第二变换炉第段催化剂层物料热量衡算 17
241 第二变换炉第段催化剂层汽气 17
242 第二变换炉第段催化剂层CO衡转化率计算 18
243 出口温度校核 18
244 第二变换炉第段催化剂热量衡算 18
245 第二变换炉第段催化剂床层衡曲线计算 19
246 CO第二变换炉第段催化剂层适宜变换温度 20
247 CO第二变换炉第段催化剂层变换反应操作线 20
25 第二变换炉第二段催化剂床层物料热量衡算 21
251 第二变换炉第二段催化剂层CO衡转化率计算 22
252第二变换炉第二段催化剂热量衡算 22
253 衡温距校核 23
254 第二变换炉第二段催化剂床层衡曲线计算 24
255 CO第二变换炉第二段催化剂层适宜变换温度 24
256 CO第二变换炉第二段催化剂层变换反应操作线 25
26 煤气换热器热量衡算 26
27 变换气换热器热量衡算 27
271进设备热量计算 27
272出设备热量计算 28
第三章 设备计算 29
31 第变换炉计算 29
311 催化剂量计算 29
312 催化剂床层阻力计算 30
32 第二变换炉计算 31
321 第二变换炉第段催化剂量计算 31
322 第二变换炉第二段催化剂量计算 32
323 第二变换炉催化剂床层阻力计算 33
33 煤气换热器计算 35
331 设备直径数确定 36
332 设备规格确定 37
333 传热系数计算 37
334 传热面积计算 42
335 列长度计算 42
设备览表 43
设计结果总结 44
参考文献 45
致 谢 46
第章 前言
合成氨生产常原料包括：焦碳煤焦炉气天然气石脑油重油
固体液体气体原料合成氨原料气中均含氧化碳固体燃料气化半水煤气中氧化碳含量28~30烃类蒸汽转化12~13焦炉转化气11~15重油部分氧化44~48氧化碳清般分两次部分氧化碳先通变换反应催化剂存条件氧化碳水蒸气作生成氢气二氧化碳通变换反应氧化碳变易清二氧化碳时制反应氧化碳相等摩尔氢消耗廉价水蒸气氧化碳变换原料气净化程原料气制造继续残余氧化碳通铜氨液洗涤法液氮洗涤法甲烷化法等方法加清变换工段指CO水蒸气反应生成二氧化碳氢气程目前变换工序全低变工艺中低变工艺次设计运全低变工艺
全低变工艺90年代国合成氨厂开始中低变演变低温活性较B302QB303Q等耐硫变换催化剂段进口温度均200 ℃左右年发展着耐硫低温催化剂开发利全低变工艺设备断完善操作水进部提高目前全低变工艺已进入成熟阶段该工艺具蒸汽消耗低系统阻力生产强度等优点
11 变换气反应原理
合成氨生产需原料气H2N2半水煤气中含约30左右CO需变换工段目半水煤气中CO质原料气净化程CO工业采方法催化剂存条件利较廉价水蒸气CO反应生成H2CO2
原料气中氧化碳水蒸汽变换反应式表示：
（11）
反应逆放热反应反应热40964 Jmol开车正常生产利反应热维持程继续进行
般情况氧化碳水蒸汽直接进行反应变换反应速度慢果催化剂催化加快反应速度利变换反应进行
着氧化碳变换反应进行伴着微量副反应发生种：
（1）甲烷生成
(12)
（13）
（14）
（2）氧化碳分解反应
（15）
（3）机硫转化反应
（16）
（17）
（18）
12 CO变换反应化学衡
氧化碳水蒸汽变换反应系逆反应
衡常数：
（19）
式中：yi——组分摩尔分数
r ——气体逸度系数
Kp——CO衡常数
合成氨厂变换反应压力<20 MPa温度180～250 ℃条件进行逸度系数接1：
（110）
式（19）简化：
（111）
式中Pi组分分压
变换反应放热反应考虑衡常数温度函数温度升高降低衡常数温度关系表达式数值相恒压热容等基础热衡数致设计采面公式计算[1]
（112）
式中T——温度K
（113）
变换范围衡常数面简化式计算：
（114）
式（114）低温计算出Kp式（112）（113）相差较温度越高误差越
CO变换反应化学衡影响素：
a 温度
温度变换反应影响较：温度升高反应速度加快化学衡降低反应温度增加蒸汽量利反应生成氢气二氧化碳方进行提高CO衡转化率变换反应初期反应物浓度高提高反应温度加快正反应变换反应阶段二氧化碳氢气浓度增加逆反应速度加快须设法降低反应温度逆反应速度减慢样较高变换率降低温度减慢反应速度降低催化剂生产力应综合考虑氧化碳含量较高半水煤气开始反应时加快反应速度般较高温度进行反应阶段反应较完全必须温度降低工业采取两段中温变换根概念设计确定氧化碳含量2—4中温变换气体需230 ℃左右低温变换催化剂进行低温变换外反应温度催化剂活性关系般工业变换催化剂低某温度反应便正常进行高某温度会损坏催化剂氧化碳变换反应必须催化剂适温度范围选择合理工艺条件
b 压力
氧化碳变换反应前气体分子数相理想气体压力反应衡没影响目前工业操作条件：压力40 MPa气压温度200～500 ℃时压力变换反应没显著影响较高压力反应物浓度增加分子间效碰撞次数增加加快变换反应速度提高催化剂生产力种气体理想气体定偏差必须根气体组分逸度计算KP压力CO变换反应定影响
c 蒸汽添加量
氧化碳变换反应逆反应增加蒸汽量反应正方移动工业般均采加入定量水蒸气方法提高氧化碳变换率
实际半水煤气原料中温铁铬催化剂工艺流程中般采H2O（汽）CO（气）(3～4)1铁镁催化剂工艺流程中般采H2O（汽）CO（气）(3～5)1
d 二氧化碳浓度
氧化碳变换反应方程式果出生成二氧化碳利反应正方进行变换反应接完成二氧化碳采良种方式：
（1）利碱性氧化物二氧化碳作生成碳酸盐例：
（115）
利碱性氧化物作催化剂种组分吸收二氧化碳（115）放热反应生成热量采取定措施更重反应进行定程度进行更换催化剂增加生产操作复杂性实际中少应
（2）两段变换催化剂间中变低变间气体送脱二氧化碳装置然进行第二次变换种方法相互干扰较少较容易实现增加换热脱二氧化碳设备流程复杂
13 CO低温变换催化剂
131 低变催化剂发展
着脱硫技术进展烃类蒸汽转化镍催化剂工业广泛应纯净合成气制造特60年代初透压缩机合成氨工业出现系列化合成氨工艺原先脱少量氧化碳二氧化碳铜碱洗工序已显复杂气体精制度达现代化工厂求（CO+CO2<10 mL∙m3）1963年开始世界国低温变换催化剂展开广泛研究
铜合适氧化碳催化剂较低温度（200～250 ℃）进行变换反应氧化碳衡转换率达99左右
纯铜金属催化剂加热具足够反应速度温度时会烧结损害表面结构催化剂活性剧减必须放入适结构性助催化剂作分散状铜晶粒间隔体工业采结构性助催化剂高熔点难原氧化铬氧化铝氧化锰氧化钡等存增加催化剂抗烧结作延长催化剂寿命增长催化剂成型性机械强度
目前中型氮肥厂低变催化剂均采CoMo系催化剂CoMo系变换催化剂Co Mo效组份Al2O3骨架碱金属稀土金属氧化物辅助催化剂CoMo系变换催化剂前必须先进行硫化生成CoS MoS2获高活性
硫化反应：
（116）
（117）
132 低变催化剂成分
（1）钴钼系宽温变换催化剂
CoMo系宽温变换催化剂10年国研制种新型催化剂特点活性温度低耐硫性强温度范围宽广泛应煤油原料氮肥厂实现中变直接串低变工艺流程取代中变催化剂实现CoMo宽温变换流程三催化剂工艺流程取代目前三催化剂流程中CuZn系低变催化剂
CoMo系宽温变换催化剂化学物理性质包括堆积密度抗压强度形状尺寸等
CoMo系宽温变换催化剂加工工艺混碾法浸渍法两种数CoMo系低变催化剂采浸渍法工艺B302QB303QSB3等浸渍法球形载体催化剂浸渍载体载体身强度高相密度采种方法生产出催化剂具密度耐压强度阻力等优点
CoMo系宽温变换催化剂CuZn系低变催化剂耐硫性特强正常生产中气体中硫含量没限求高直接进入气体低含硫量限制定反应温度蒸汽含量求气体中含硫量低定值否引起催化剂放硫导致失活
CoMo系宽温变换催化剂特点低温变换中温变换160～270 ℃（低变）160～460 ℃（中变）宽广范围
（2）铜锌系低变催化剂
金属铜氧化碳低温变换具高活性国外铜作催化剂活性相已知纯金属铜加热足够反应温度时会烧结表面积缩失活性必须加入组分组分结构性助催化剂
铜基催化剂助催化剂组分ZnOCr2O3Al2O3MgOCuOTiO2MnO2等ZnO广泛先出现低温变换催化剂ZnOCuO两组分组成ZnO促进催化剂活性作起改进铜微晶长稳定分散作铜锌二组分催化剂热稳定性寿命够理想相继出现CuOZnOCr2O3CuOZnOAl2O3催化剂结构性助催化剂加入组分关加入方法更密切机械混合方法CuOZnOCr2O3催化剂中加入K2OCaOMgOAl2O3TiO2MnO2影响催化剂结构沉淀方法加入铝锰催化剂性质产生明显影响例添加锰催化剂显示出高活性良耐热性目前普遍生产采低温变换催化剂CuOZnOCr2O3CuOZnOAl2O3系究竟种性优越目前取致意见催化剂生产劳动条件CuO ZnO Al2O3系CuOZnOCr2O3系制造成铝加入形式源果硝酸铝形式加入成加入氧化铬低
133 催化剂活性降低中毒
（1） 热烧结
温度超280℃时原态金属铜容易产生烧结催化剂表面积显著减少活性急剧降温度超铜熔点（1083 ℃）半时更容易烧结
热烧结引起催化剂表面积减少分散状铜微晶粒相邻间晶粒定温度扩散晶粒长催化剂活性降温度愈高晶粒长速度愈快表面积活性降趋势愈作结构性助催化剂高熔点氧化铬氧化铝存间隔体阻止铜晶粒长济事低温变换催化剂必须严格控制反应温度
（2） 物理性破坏
里指物理性破坏指催化剂操作温度水蒸气催化剂微孔够凝聚蒸发相继反复进行催化剂破裂造成催化剂床层阻力增低温变换反应必须控制露点进行样反映温度压力蒸汽量干气量间保持定关系
（3） 卤素中毒
相长时间卤素低变催化剂毒害作忽视发现卤素硫更厉害毒物进口气中氯化物仅会显著毒害低变催化剂氯海量时认严重污染
（4） 硫中毒
硫铜基低变催化剂毒物脱硫技术发展原料气中硫脱原料气量极微量硫化物日积月累数量相观低变催化剂造成危害
14 工艺流程简述
全低变工艺流程示意图见图11
变换气换热器
煤气换热器
淬冷滤器Ⅰ
淬冷滤器Ⅱ
第变换炉
变换气冷器
油分离器
活性炭滤油器
半水煤气
变换气
工段
第二变换炉
图11 低温变换工艺流程示意图
Fig11 Schematic diagram of the low temperature conversion process
半水煤气首先进入油水分离器脱部分固体液体杂质进入活性炭滤油器进步脱杂质净化半水煤气进入变换气换热器第二变换炉出变换气进行逆热交换温度升180 ℃左右变换气温度降160 ℃左右出变换气换热器半水煤气进入煤气换热器第变换炉出变换气进行逆热交换变换气身温度降300 ℃左右半水煤气升温200 ℃左右出煤气换热器半水煤气网中压水蒸气混合方面半水煤气温度升变换反应温度方面半水煤气增湿达设计求需汽气进入第变换炉发生变换反应第变换炉CO变换率达60左右第变换炉变换出变换气进入煤气换热器半水煤气逆换热进入淬冷滤器I逆喷淋冷水换热冷水汽化时变换气温度降230 ℃左右冷水变换气换热汽化蒸汽含量达设计求湿变换气进入第二变换炉第段催化剂床层进行变换反应第二变换炉第段催化剂床层变换反应CO变换率达85左右温度升280 ℃左右进入淬冷滤器II逆喷淋冷水进行热交换温度降190 ℃左右时补充水蒸气达设计汽气进入第二变换炉第二段催化剂床层进行变换终CO变换率达99出第二变换炉第二段变换气变换气换热器变换气冷器降温40 ℃左右续工段
第二章 物料衡算热量衡算
21设计条件
计算基准：1吨NH3
设备生产力：
设计条件取吨氨耗半水煤气3520Nm3时半水煤气量：
3520×97222342222 Nm3h
初始半水煤气组成见表21
表21 初始半水煤气组成
Table21 The composition of the initial semiwater gas
组分
CO2
CO
H2
CH4
O2
N2
合计
70
308
378
15
03
226
100
Nm3
23956
105404
129360
5133
1027
77342
342222
kmol
1069
4706
5775
229
46
3453
15278
22 CO全变换程总蒸汽计算
选B302Q型催化剂设第二变炉出口变换气温度200 ℃衡温距24 ℃计算时取变换温度t224℃
COH2O反应方程式：
设 A B C D
设CO变换反应变换量△CO变换反应衡常数Kp：
（21）
设计条件CO变换率99
查文献[1]知220℃时CO变换衡常数Kp14096表21知ACD值分30870378ACDKp值代入式（21）求：B750知总水气750100
23第变换炉催化剂床层物料热量衡算
231入第变换炉催化剂床层汽气
设CO催化剂床层转化率600O2全部H2燃烧生成H2OCO反应量△CO：
308×601848 Nm3100 Nm3干半水煤气
CO总反应量：
设气体出催化剂床层温度360 ℃取衡温距20 ℃计算取温度380 ℃
查文献[1]知380 ℃时Kp146式（21）代入数：
解式 B2572
时汽气 2572100
入炉蒸汽量
入炉湿气量 342222+88022430244 Nm319207 kmol
计算出入炉湿气组成结果见表22
表22 入第变换炉湿半水煤气组成
Table22 The composition of the wet semiwater gas into the first shift converter
组分
CO2
CO
H2
CH4
O2
H2O
N2
合计
557
2450
3007
119
024
2046
1798
100
Nm3
23956
105404
129360
5133
10277
91031
77342
430244
kmol
1069
4706
5775
229
46
4064
3453
19207
232 CO衡变换率出催化剂床层气体组成
设360℃时衡变换率Xp 360 ℃时Kp18371]代入式（21）：
实际变换率衡变换率
计算知实际反应掉CO量
105404×0663242 Nm3
出催化剂层干气体量
计算出催化剂干气体组成见表23
表23 出第变换炉催化剂变换气干气体组成
Table23 The composition of the dried semiwater gas out the first converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
合计
4810
1052
2178
128
1932
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
4000405
kmol
8598
1882
3893
229
3453
17875
出段催化剂层剩余湿气量
340244+880221027427239 Nm3
剩余蒸汽量
剩余CO量 1054046324242162 Nm3
CO湿气中含量
理求出CO2H2CH4N2H2O湿气中含量结果见表24
表24 出第变换炉催化剂变换气湿气组成
Table24 The composition of the wet semiwater gas outlet the first converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
4508
987
2041
120
1810
573
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
29842
427239
kmol
8598
1882
3893
229
3453
1332
19073
233 第变炉热量衡算
（1）第变换炉CO变换反应放热量Q1
气体200 ℃升360 ℃均温度tm280 ℃
查文献[1]知CO变换反应表22表24中数求出
（2）氧气氢气燃烧放热Q2
查文献[2]知氧气氢气燃烧焓484017 kJkmol
（3）气体温度升吸热Q3
均温度285 ℃均压力092 MPa查出
Cp(H2)2938 kJkmol∙K Cp(N2)3039 kJkmol∙K
Cp(CO)3057 kJkmol∙K Cp(CO2)4632 kJkmol∙K
Cp(CH4)491 kJkmol∙K Cp(O2)3178 kJkmol∙K
Cp(H2O) 3559 kJkmol∙K
均热容：
3384 kJkmol∙K
气体吸热
设热损失 Q4 39×106 kJ
热衡方程式
述数代入热衡方程式知：△t160 ℃
知道结果实际取温度致需进行重复计算
234第变换炉催化剂层CO变换反应衡曲线
衡变换率计算公式：
求出温度衡转化率结果见表25
表25 第变换炉CO温度衡转化率
Table 25 The equilibrium conversion rate of CO in the first converter
T℃
200
230
250
270
290
310
330
350
370
400
Kp
2209
1257
8750
6265
4600
3454
2647
2066
1639
1320
Xp
8322
8008
7796
7566
7322
7067
6806
6539
6269
6000
200 ℃例计算程：
200 ℃时查表知Kp22090
式（21）知：
代入数：
解式：Xp 08322
数作图衡曲线图见图21
235 CO第变换炉催化剂床层适宜温度
查文献适宜温度计算公式[1]：
（23）
式中Tm——适宜温度K
Te——衡温度K
R——通气体常数8314 kJkmol
E1E2——正逆反应活化kJkmol
—— CO变换反应热kJkmol
变换反应r 1
查文献[1]知 E1 43340 kJkmol均温度280 ℃时式：
代入数
395762kJkmol
CO变换逆反应活化E2
Xp8322时Te200+27324732 K
面数代入式（23）：
tm 1724 ℃
理分求出转化率适宜温度结果见表26
表26 第变换炉CO转换适宜温度
Table 26 The optimal temperature for CO in the first Shift Converter
Xp
8322
8008
7796
7566
7322
7067
6806
6539
6269
6000
TeK
4732
5032
5232
5432
5632
5832
6032
6232
6432
6632
TmK
4456
4738
4926
5115
5303
5492
5680
5868
6057
6245
tm℃
1724
2006
2195
2383
2571
2760
2948
3136
3325
3513
数作图求适宜温度曲线见图21
236 CO第变换炉催化剂层变换反应操作线
第变换炉催化剂变换率热衡计算知
入口气体温度 200 ℃
出口气体温度 370 ℃
入口CO变换率 0
出口CO变换率 600
作出第变换炉催化剂床层操作线图21示
24 第二变换炉第段催化剂层物料热量衡算
241 第二变换炉第段催化剂层汽气
设段CO总转化率达88知CO段催化剂层总转化量
kmol
知CO段催化剂层转化量
92755663242629513Nm313175 kmol
根计算CO段转化率
设气体入口出口温度分230 ℃280 ℃衡温距取70 ℃出口气体衡温度350 ℃查文献[1]知时Kp2066
前面计算知A975C2040D4508代入式（21）解B3058
汽气3058100
时需总蒸汽量
需补充蒸汽量
1224442683495610 Nm3
时总蒸汽量
427239+95610522869 Nm3
计算求出时入炉湿气组成结果见表27
表27 入第二变换炉第段变换气组成
Table27 The composition of the shift gas inlet the first paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3808
842
1742
103
1546
2447
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
122444
522869
kmol
8547
1882
3893
229
3453
5467
22342
242 第二变换炉第段催化剂层CO衡转化率计算
出口衡温度350℃查文献[1]知Kp2066公式（22）代入数：
出口湿气体组成计算：
CO量
CO2量
H2量
H2O量
面计算出出口湿变换气组成结果见表28
表28 出第二变换炉第段催化剂变换气组成
Table27 The composition of the gas outlet the first paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
4438
253
2332
102
1546
1857
100
Nm3
222115
12649
116711
5133
77342
92931
522869
kmol
9916
565
5210
229
3453
4149
22342
243 出口温度校核
述计算知取Kp相差重复计算
244 第二变换炉第段催化剂热量衡算
（1）CO放热Q1
设第二变换炉段CO变换反应放热量Q1
气体230℃升280℃均温度tm255 ℃查文献[1]知
（2）气体温度升吸热Q2
湿变换气均温度255 ℃均压力094 MPa查文献[1]知
Cp(H2)2930 kJkmol∙K Cp(N2)2978 kJkmol∙K
Cp(CO)3000 kJkmol∙K Cp(CO2)4575 kJkmol∙K
Cp(CH4)4822 kJkmol∙K Cp(H2O)3896 kJkmol∙K
Q2 22192×3468×△t
（3）假设热损失Q3kJkmol
热量衡 Q1Q2+Q3
△t50 ℃
计算温度出口温度致需重复计算
245 第二变换炉第段催化剂床层衡曲线计算
入段催化剂床层汽气3058100根入段催化剂床层气体组成计算温度衡转化率结果表29
表29 CO第二变换炉第段催化剂衡转换率
Table 29 The equilibrium conversion rate of CO in the first stage of the second shift converter
T℃
230
250
270
290
310
330
350
Kp
12568
8750
6265
4600
3454
2647
2066
XP
9045
8688
8454
7772
7223
6626
5991
230 ℃例进行计算
230 ℃时查文献[1]知时Kp12568数代入式（21）：
表中数作图求衡曲线见图22
246 CO第二变换炉第段催化剂层适宜变换温度
适宜温度式（23）计算查文献[1]知B302Q型催化剂E143340 kJ均温度255 ℃时：
式（23）代入数计算出适宜温度结果见表210
表210 CO第二段变换炉第段催化剂适宜转化温度
Table 210 The optimal temperature for CO in the first stage of the second shift converter
Xp
9045
8688
8454
7772
7223
6626
5991
TeK
5032
5232
5432
5632
5832
6032
6232
TmK
4709
4884
5058
5231
5403
5574
5744
tm℃
1977
2152
2326
2499
2671
2842
3012
数作图求段适宜温度曲线见图22
247 CO第二变换炉第段催化剂层变换反应操作线
段催化剂变换率热衡计算结果知
入口气体温度 230 ℃
出口气体温度 280 ℃
入口变换率 600
出口变换率 625（总变换率85）
数作出段催化剂床层操作线见图22
25 第二变换炉第二段催化剂床层物料热量衡算
前面计算知CO变换程中须加入总蒸汽量
第变换炉催化剂层第二变换炉第段催化剂层加入蒸汽量分88022 Nm395610 Nm3段催化剂层须加入蒸汽量
2873308802295610103698 Nm3
知进入段催化剂层湿气组成结果见表211
表211 入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成
Table211 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3522
201
1851
081
1227
3118
100
Nm3
222115
12649
116711
5133
77342
196629
630605
kmol
9916
565
5210
229
3453
8779
28152
知CO段变换量
105404×099(10540412649)11595Nm35176 kmol
CO段转化率
251 第二变换炉第二段催化剂层CO衡转化率计算
出口衡温度200 ℃查文献[1]知道时Kp22090公式（22）代入数：
面计算出出口湿变换气组成结果见表212
表212 出第二变换炉催化剂层湿变换气组成
Table212 The composition of the wet shift gas outlet the second stage of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3718
017
2035
082
1230
2934
100
Nm3
233710
1054
128306
5133
77342
185034
630605
kmol
10433
47
5728
229
3453
8260
28152
出变换炉干变换气组成见表213
表213 出第二变换炉第二段催化剂层干变换气组成
Table213 The composition of the dried shift gas outlet the second paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
合计
5245
024
2878
113
1734
100
Nm3
231656
1054
128306
5133
77342
445571
kmol
10442
47
5728
229
3453
19891
252第二变换炉第二段催化剂热量衡算
（1）CO放热Q1
设第二变换炉二段CO变换反应放热量Q1：
出段催化剂床层温度200 ℃进口温度175 ℃均温度tm187 ℃查文献[1]
（2）气体温度升吸热Q2
气体175 ℃升200 ℃均温度tm187 ℃压力10 MPa查文献[1]知：
Cp(H2)2919 kJkmol∙K Cp(N2)2962 kJkmol∙K
Cp(CO)2978 kJkmol∙K Cp(CO2)4553 kJkmol∙K
Cp(CH4)4435 kJkmol∙K Cp(H2O)3945 kJkmol∙K
均热容
（3）假设热损失 Q3 kJ
Q1Q2+Q3
△t25 ℃
计算温度出口温度致需重复计算
253 衡温距校核
查时T2202 ℃温距2202200202 ℃取温距相需重复计算
254 第二变换炉第二段催化剂床层衡曲线计算
入段催化剂床层汽气466100根入段催化剂床层气体组成计算温度衡转化率结果表214
表214 CO第二变换炉第二段催化剂衡转换率
Table 214 The equilibrium conversion rate of CO in the second paragraph of the second shift converter
T℃
160
180
200
220
240
260
280
Kp
58964
36027
22990
15240
10448
7380
5353
Xp
9825
9715
9526
9334
9036
8650
8160
表中数作图求衡曲线见图23
255 CO第二变换炉第二段催化剂层适宜变换温度
适宜温度式（23）计算查文献[1]知型B302Q催化剂E143340 kJ均温度187 ℃时
式（23）代入数计算出适宜温度结果见表215
表215 CO第二段变换炉第二段催化剂适宜转化温度
Table 210 The optimal temperature for CO in the second stage of the second shift converter
Xp
9825
9715
9526
9334
9036
8650
8160
TeK
4332
4532
4732
4932
5132
5332
5532
TmK
4092
4269
4446
4623
4798
4972
5146
tm℃
1360
1537
1714
1892
2066
2240
2414
数作图求适宜温度曲线见图23
256 CO第二变换炉第二段催化剂层变换反应操作线
二段催化剂变换率热衡计算结果知
段入口气体温度 175 ℃
出口气体温度 200 ℃
入口变换率 6250
出口变换率 9333（总变换率99）
数作出段催化剂床层操作线见图23
图23 第二变换炉第段衡曲线适宜温度曲线操作线
Fig23 The equilibrium temperature curve optimal temperature curve and operating line for the second stage of the second shift converter
26 煤气换热器热量衡算
（1）已知条件
进设备半水煤气量（干）：15278 kmol 进设备变换气量：19207 kmol
出设备半水煤气量（湿）：19207 kmol 出设备变换气量：19207 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Q1：
设半水煤气进口温度187 ℃查184 ℃10 MPa半水煤气组分热容求出均热容Cp(m)3075 kJkmol∙K
热蒸汽带入热Q2：
查文献[3]知260 ℃10 MPa水蒸汽焓2902 kJkg
半水煤气带出热Q3：
200℃10MPa半水煤气均热容Cp(m)3449 kJkmol∙K
出设备变换气带走热量Q4：
200℃时变换气均热容Cp(m)3449 kJkmol∙K
设热损失 Q5278×106 kJ
热量衡算知
代入数计算 t1854 ℃
设温度相需重复计算入设备半水煤气温度187 ℃
27 变换气换热器热量衡算
根前面计算进出变换气换热器物料参数
进出设备变换气量（湿）：28152 kmol 进设备变换气温度：200 ℃
进出设备半水煤气量（干）：15278 kmol 出设备变换气温度：155 ℃
出设备半水煤气温度：187 ℃
进设备半水煤气温度未知设t
271进设备热量计算
（1）变换气带入热Q1
200 ℃10 MPa查文献[1]知均热容3702 kJkmol∙K
kJ
（2）半水煤气带入热Q2
设进设备半水煤气温度125 ℃压力10 MPa查文献[1]计算出时均热容3057 kJkmol∙K
272出设备热量计算
（1）变换气带出热
155 ℃10 MPa查文献[1]计算均热容3269 kJkmol•K
（2）半水煤气带出热
187 ℃10 MPa查文献[1]计算均热容2978 kJkmol•K
设 Q5414×106 kJ
t1262 ℃
假设温度相需计算进设备半水煤气温度125 ℃
第三章 设备计算
31 第变换炉计算
已知条件：
均操作压力：174 MPa 段气体进口温度：200 ℃
段气体出口温度：360 ℃ 段气体进口流量（干）：342222 Nm3
段气体出口流量：432226 Nm3 段出口CO含量：1052
段入口汽气R：02572 催化剂型号：B302Q
进段催化剂气体成分（湿）见表31：
表31 进变换炉湿半水煤气组成
Table22 The composition of the wet semiwater gas into the first shift converter
组分
CO2
CO
H2
CH4
O2
H2O
N2
合计
557
2450
3007
119
024
2046
1798
100
Nm3
23956
105404
129360
5133
10277
91031
77342
430244
kmol
1069
4706
5775
229
46
4064
3453
19207
311 催化剂量计算
根B302Q催化剂宏观动力学方程
（31）
式中——组分湿基摩尔分率
R——通气体常数8314 kJ（mol·K）
T——气体温度K
Kp——CO反应衡常数
γ——CO反应速度molh
4770——反应速率常数
16040——反应活化Jmol
式推出
（32）
式中V0—气体体积Nm3
T—均温度 K
查文献[1]CO衡常数Kp4959含量557升2178数代入式（32）：
积分解 w226m3
考虑段催化剂床层操作条件较恶劣油污杂质较备系数取12实际催化剂量取27
312 催化剂床层阻力计算
变换炉设计应考虑催化剂床层阻力降阻力降设备直径催化剂床层高度关里求低变催化剂床层阻力<688 kPa
取催化剂床层直径 30催化剂床层阻力降公式式（33）计算
（33）
式中：——变换气通催化剂床层压力降MPa
f ——摩擦系数般取15
G ——变换气质量流率kgm2·h
——气体重度kgm3
L——催化剂床层高度m
——催化剂颗粒直径m
——催化剂床层直径m
B302Q型催化剂球型催化剂粒度35 mm取值4 mm
公式代入数
气体均分子量M1889操作条件
气体密度
kgm2·h
气体质量流速
kgm2·h
催化剂床层高度
数催化剂床层压降
Mpa
结果知<688 kPa符合求催化剂床层直径取30 m
32 第二变换炉计算
321 第二变换炉第段催化剂量计算
已知条件
变换气进口温度 230 ℃ 变换气出口温度 280 ℃
操作压力 169 MPa 进口变换气流量 522869
进段变换气气体组成见表32
表32入第二变换炉第段变换气组成
Table32composition of the shift gas inlet the first paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3808
842
1742
103
1546
2447
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
122444
522869
kmol
8547
1882
3893
229
3453
5467
22342
已知条件知道操作状态均温度255 ℃查文献[1]温度Kp8031根B302Q型催化剂动力学方程（31）代入数
积分解：w856
知道实际催化剂量w实86 m3
322 第二变换炉第二段催化剂量计算
已知条件
变换气进口温度 175 ℃ 变换气出口温度 200 ℃
均操作压力 169 MPa 变换气流量 628525 Nm3
进段催化剂气体组成见表33：
表33入第二变换炉第二段催化剂层变换气组成
Table211 The composition of the shift gas inlet the second paragraph of the second shift converter
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
3522
201
1851
081
1227
3118
100
Nm3
222115
12649
116711
5133
77342
196629
630605
kmol
9916
565
5210
229
3453
8779
28152
已知条件知操作状态均温度187 ℃查文献[1]知道温度Kp30653根B302Q型催化剂动力学方程代入数
积分解：w 2431
知道实际催化剂量w实 244
323 第二变换炉催化剂床层阻力计算
变换炉设计应考虑催化剂床层阻力降阻力降设备直径催化剂床层高度关里求低变催化剂床层阻力<688 KPa
取催化剂床层直径Dt4催化剂床层阻力降公式式（33）计算
B302Q型催化剂粒度φ35mm取均值φ 4 mmdp0004 m公式
代入数求E0378
（1）第二变换炉第段催化剂床层阻力计算
进段催化剂床层气体均分子量M1881段气体操作条件计算
气体密度
气体质量流速
kgm2·h
催化剂层高度
L068 m
第变换炉第二段催化剂层阻力降：
Mpa
（2）第二变换炉第二段催化剂层阻力降计算
进二段催化床层气体均分子量M1864二段气体操作条件计算气体密度
气体质量流速
催化剂层高度
第二变换炉第二段催化剂层阻力降：
知道第二变换炉催化剂层总阻力降
面计算知道总压力降<688 kPa符合求催化剂床层直径取40 m
33 煤气换热器计算
计算条件
半水煤气均压力 174 MPa 半水煤气流量 19207 kmol
半水煤气进口温度 187 ℃ 半水煤气出口温度 200 ℃
湿半水煤气均分子量 1889
湿半水煤气组成见表34
表34入第变换炉湿半水煤气组成
Table22 The composition of the wet semiwater gas into the first shift converter
组分
CO2
CO
H2
CH4
O2
H2O
N2
合计
557
2450
3007
119
024
2046
1798
100
Nm3
23956
105404
129360
5133
10277
91031
77342
430244
kmol
1069
4706
5775
229
46
4064
3453
19207
变换气均压力 10 MPa 变换气流量 19073 kmol
变换气进口温度 370 ℃ 变换气出口温度 200 ℃
变换气均分子量 1893
变换气组成见表35
表35进煤气换热器变换气组分
Table35 The composition of the converted gas into the semiwater gas heat exchanger
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
H2O
合计
4508
987
2041
120
1810
573
100
Nm3
192602
42162
87198
5133
77342
29842
427239
kmol
8598
1882
3893
229
3453
1332
19073
331 设备直径数确定
湿半水煤气均温度192 ℃采列换热器湿半水煤气走变换气走间
现取气体流速
湿半水煤气质量流速公式（34）[1]计算
（34）
代入数
条件求取半水煤气质量流量
列面积式计算：
（35）
代入数求须列面积
查文献[2]选煤气换热作列换热子数
板直径式确定
（36）
式中：n——列数
t——列中心距取0032
η——板填充系数09
式（36）代入数求出板直径
板直径取φ12设备径取12
332 设备规格确定
设备子数采正六边行排列子层数
取18层文献[1]子数988根掉8根拉杆实际数980根求出水煤气实际质量流速
气体实际流速
333 传热系数计算
（1）传热系数计算
努塞尔准数面公式计算：
（37）
式中Nu——努塞尔准数
Re——雷诺准数
Pr——普朗特准数
半水煤气组分均温度192 ℃压力10 MPa物性数：
Cp(H2)2926 kJkmol∙K Cp(N2)2946 kJkmol∙K
Cp(CO)2988 kJkmol∙K Cp(CO2)4407 kJkmol∙K
Cp(H2O)3835 kJkmol∙K Cp(O2)3090 kJkmol∙K
Cp(CH4)4322 kJkmol∙K
混合气体粘度面公式计算：
（38）
式中：——混合气体温度t时粘度MPa∙s
yi ——混合气体中i组分摩尔分数
Mi ——混合气体中i组分分子量
——混合气体中i组分温度t时粘度MPa∙s
查文献[2]知200 ℃压力10 MPa组分粘度
00159 MPa∙s 00162 MPa∙s
00247 MPa∙s 00249 MPa∙s
00123 MPa∙s 00219 MPa∙s
00282 MPa∙s
CH4O2含量低忽略数代入式（38）求
理求 λm02332 kJm∙h∙K
雷诺准数计算公式
Re （39）
代入数
Re
普朗特准数计算公式
（310）
代入数
传热系数面公式计算
（311）
式中：d——列直径
代入数
58988 kJm2∙h∙K
（2）壳侧热系数计算
挡板采圆缺板板间距取083 m缺口高度直径30热系数面公式计算
(312)
式中：——设备量直径
——流体壁粘度kg(m∙h)
——流道基准截面积计算流体重量流速kg(m2∙h)
——外径m
计算范围温度气体粘度影响粘度校正项忽略计
286℃压力10 MPa变换气物性数：
Cp(m)3356 kJkmol∙K
μ 00857 kgm∙h
λ0342 kJ m∙h∙K
壳程流道基准面积面公式计算
式中S1——流体横束时流道截面积m2
S2——弓形缺口处流道截面积m2
正六边形排列换热流体横束时流道截面积S1面公式计算
（314）
弓形缺口处流道截面积S2面公式计算
（315）
中Sa面公式计算：
（316）
式中Sa——弓形截面积m2
——弓形高度m
r ——挡板半径m
——挡板间距m
变换气质量流量
变换气质量流速
量直径de式计算
代入数
计算数代入（313）
（3）总传热系数确定
总传热系数面公式计算
（317）
式中R——壳程污垢热阻根验取0001
δ——列壁厚度m
λ——壁传热系数kJm2∙h∙K
总传热系数
25974 kJhK
334 传热面积计算
变换气放出热量热负荷计算基准
均温差
5857 ℃
传热面积
设富裕量30知
335 列长度计算
实际取74m（加板厚度需长）
设备览表
设备型号尺寸工作条件见表310
表310 设备览表
Table 310 List of the main equipment
序号
名称
位号
台数
型号规格
1
第变换炉
RO4201
1
材质：12CrMo
操作温度≤360 ℃
操作压力≤174 MPa
催化剂床层直径：30 m
催化剂量：27 m3
2
第二变换炉
RO4202
1
材质：16MnR
操作温度≤280 ℃
操作压力≤169 MPa
催化剂床层直径：40 m
催化剂量：段86 m3二段244 m
3
煤气换热器
EO4201
1
双程单壳程式换热器
列：φ28×25 mm980根长 74 m
总传热面积56827
工作压力：17 MPa
工作温度：360 ℃
4
变换气换热器
EO4202
1
工作压力：17 MPa
工作温度：230 ℃
设计结果总结
次设计室70kta合成氨变换工段设计采节全低变工艺流程路线通已知原料气组成操作条件低温变换进行物料热量衡算进根计算工艺参数进行计算选型
全低变流程中设备煤气换热器变换换热器两低变炉等选B302Q型催化剂通两月查阅资料设计计算终完成设计计算结果：第变换炉催化剂床层直径30 m催化剂量27 m3第二变换炉催化剂床层直径40 m催化剂量段86 m3二段244 m3煤气换热器双程单壳程式列换热器数980根长74 m径φ28×25 mm结定合成氨系统生产力原料气中碳氧化物含量等求预期结致相符
设计师年产七万吨合成氨全低变工艺设计节减排节减排外重催化剂选择选择合适催化剂达事半功倍效果设计选B302Q型催化剂实际生产中根身德情况选择更新型催化剂身实践验足设计素影响考虑足
通次毕业设计查阅众资料解物性条件反应常数流程中物料衡算热量衡算设备造型设计工作起实践作设计中完成务力时培养团队合作力学工作起锻炼作促进快融入社会
参考文献
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致 谢
时间真快转眼两月学两月完成学生时代作业：次毕业设计次设计XX两位老师带领完成文开题设计方法选取中间数参数老师极帮助完成设计重支持老师丝苟严谨教学作风受匪浅谨两位老师表示衷心感谢
时感谢学帮助家起讨查阅资料努力设计利完成学四年家生活学顾毕业舍家啊希家帆风吧
外感谢母校母校诸位老师谆谆教导孜孜倦受生
文阅卷答辩组全体老师致意真诚谢意
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