變換系統(tǒng)畢業(yè)設計工藝計算[共38頁]

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1、 變換系統(tǒng)工藝計算書 （汽氣比按0.6計算） 2002年12月27日 第一篇：設計說明 第一章：總論 一、設計依據(jù)、生產規(guī)模、設計原則 1、設計依據(jù)：根據(jù)昆明理工大學生物和化學工程學院畢業(yè)設計（論文）任務書所規(guī)定的課題：“年產六萬噸合成氨廠變換工段工藝設計”進行合成氨廠變換工段工藝設計。 2、生產規(guī)模：年產六萬噸合成氨。 3、設計原則： 1）以傳統(tǒng)的加壓變換工藝流程為基礎，保留原有的工藝流程中的優(yōu)點，刪去原有的不合理工藝(熱水與精煉連接的部分)。 2）采用近年來所具有的新技術，完善傳統(tǒng)的變

2、換工藝，使其具有良好的可操作性和穩(wěn)定性。 3）作好能源的綜合利用，消除能源利用不合理現(xiàn)象，使其具有良好的經(jīng)濟效益。 4）在設計工藝合理性的同時，做好環(huán)境保護，一方面利用好物料，減少物料損失；另一方面減少環(huán)境污染，做好環(huán)境保護。 5）在工藝計算時，以各主要設備的進出物料、熱量變化的明顯點進行物料和熱量平衡工藝計算。 6）各正常排污、工藝不正常放空，工藝調整過程中走近路的氣量或物料不參與工藝計算。 二、廠址選擇及建廠地區(qū)的自然條件 1、地理位置及環(huán)境： 云南東風化工有限公司位于云南省彌勒縣東風路口，距彌勒縣城12公里處。距昆明155km，公司內道路完善，交通十分方便。 公司地處主導

3、風向為西南風，廠區(qū)周圍主要是農田及村子住戶，無名勝古跡及風景區(qū)、療養(yǎng)院及旅游點，不屬于環(huán)境保護的重點區(qū)域，工廠的三廢治理已經(jīng)達到國家排放標準，并且已經(jīng)通過環(huán)保達標及清潔文明工廠的驗收。 2、工廠用水情況 以廠區(qū)東側的甸溪河水及太平水庫的水做生產水源，水溫低，水質好。每小時用水量為200m3/h。 3、供電 廠用電源由廠區(qū)東面距廠3km的河灣變電站35Kv、10Kv專線供電，廠內設有供電系統(tǒng)，滿足生產用電。 4、原料供應： 主要由當?shù)氐臑o西、師宗提供焦碳，彌勒拖白煤礦提供的燃料煤，非常方便。 5、工廠所處的自然條件 1）工廠地質情況： 地基為2類場地土，土層厚，土質較好，穩(wěn)定，

4、無軟下臥低層，地質允許承載力為fK=150kpa. 2）當?shù)貧庀髼l件： 年平均氣溫度17.3℃ 年最高氣溫40.8℃ 年最低氣溫—3.8℃ 年平均相對濕度78% 年平均氣壓0.0867Mpa 年無霜期210天 年平均日照時數(shù)2079.2hr 年平均蒸發(fā)水量1950mm 年平均降雨量978.6mm 年平均風速2.9m/s 年最大風速22m/s 三、生產方法 原料焦碳經(jīng)過造氣爐，通過水蒸汽氣化，生產出合格的半水煤氣。經(jīng)過脫硫，脫除大部分半水煤氣中的硫化氫后，送入壓縮機進行壓縮，將壓力提高到0.8MPa，由壓縮機二出

5、送到變換，將半水煤氣中一氧化碳變成二氧化碳，送回壓縮機三段，經(jīng)過壓縮機三段壓縮后，壓力提高到1.8MPa，送到脫碳系統(tǒng)，脫出變換氣中的二氧化碳，脫出的二氧化碳送入尿素系統(tǒng)的二氧化碳壓縮機，作為尿素合成的原料氣。脫除二氧化碳后的原料氣作為合成氨的原料氣，送入甲烷化系統(tǒng)，清除少量的一氧化碳和二氧化碳，為合格合成氨的原料氣，經(jīng)過壓縮機四、五、六段壓縮后送入合成系統(tǒng)合成氨。液氨送尿素作為原料，合成尿液經(jīng)過分離、蒸發(fā)、濃縮、造粒得到成品尿素。 四、全廠的機構組成 廠部： 廠長：法人代表，主管全盤。 生產副廠長：主管生產及生產的組織管理。 經(jīng)營副廠長：主管原料采購及產品銷售。 技術副廠長：主管

6、生產中存在的技術問題及改造。 工會主席：主管生活福利及工會工作及職工的文體娛樂。 科室： 生產科：負責組織生產及生產過程的工藝管理 設備動力科：負責所有設備的技術管理、壓力容器管理、電器儀表的管理。 安環(huán)科：全廠安全生產和環(huán)保的管理。 財務科：全廠的財務經(jīng)濟管理。 企業(yè)管理科：原料及產品質量的管理。 勞動人事科：勞動人事及職工的教育培訓管理。 組織部：全廠干部的管理。 廠辦：文件及業(yè)務接待的管理。 經(jīng)營科：原料、配件的采購及產品的銷售管理 后勤部：職工食堂、福利生活、學校、衛(wèi)生所的管理。 生產車間： 中心化驗室：全廠分析人員的管理及原料、過程產品及產品的分析。 熱

7、動車間：對鍋爐、軟水、脫鹽水及供水的管理，提供生產用蒸汽。 造氣車間：對造氣爐、脫硫裝置進行管理，提供生產用合格半水煤氣，并脫除H2S。 凈化車間：對變換、脫碳、甲烷化生產裝置進行管理。保證凈化后的原料氣合格。 合成車間：對壓縮機、合成系統(tǒng)裝置的管理，生產出合成氨。 電儀車間：對全廠電器、儀表的管理，提供動力電。 機修車間：對全廠重要設備的安裝及制作。 尿素車間：對尿素生產裝置進行管理，生產出合格的產品。 五、工廠的運輸總量及路線： 1、焦碳的運輸路線 年運輸總量 90000噸 瀘西縣、師宗縣、路南縣-------------云南東風化工有限公司（ 2、燃煤的運輸路

8、線 年運輸總量40000噸 瀘西縣、彌勒縣拖白煤礦--------------云南東風化工有限公司 3、廢渣的運輸路線 年運輸總量52000噸 云南東風化工有限公司--------------------東風渣場、河彎水泥廠、天生橋水泥廠、東風路口磚廠。 4、產品尿素的運輸路線 年運輸總量80000噸—————各地農資公司 5、備品配件的運輸路線 年運輸總量（根據(jù)需要量確定） 各配件廠家、昆明----------------------云南東風化工有限公司 第二章：化工工藝說明 一、基本生產原理 1、基本原理 1）一氧化碳變換基本原理

9、2）用甲烷化脫除少量CO、CO2基本原理: 2、化學反應動力學 1）一氧化碳變換反應的機理 2）甲烷化反應的機理 ①反應組分從氣相擴散到催化劑表面； ②反應物向催化劑顆?？變葦U散； ③反應物在催化劑活性表面上進行催化反應； ④反應物從催化劑顆?？變葦U散催化劑顆粒的外表面； ⑤反應產物從催化劑顆粒的外表面擴散到氣向中去。 3）變換反應的動力學 4）擴散對反應的影響 二、工藝流程的確定 1、工藝流程的確定依據(jù)及原則 1）為保證最大的變換效率及深度變換的要求，盡可能達到最適宜的要求，無論是中變或是低變爐，催化劑裝填均分別按三層填裝。甲烷化爐則按一層填裝。 2）由于高溫氣體

10、難以密封，中變爐的段間不采用移出熱，而是采用加入蒸氣、冷凝液降溫；特別冷凝液的吸熱潛力很大，降溫效果很好；同時由于煤氣冷激降溫會使變換效率降低，難以保證變換氣中的CO，所以不以采用。 3）為使入爐的煤氣溫度提高，保證變換反應的溫度需要，同時滿足低溫變換爐溫度的要求，在中變爐氣體出口設置熱交。為中變爐的調溫方便，煤氣經(jīng)熱交設置副線，提供一定的冷氣量與中變入口熱氣混合。 4）為系統(tǒng)開車升溫方便，提供熱量，中變爐、低變爐、甲烷化爐進口分別設置電爐。 5）為防止熱交的腐蝕，在添加蒸汽時采用過熱蒸汽，過熱蒸汽由中變爐出口蒸汽過熱器提供。 6）變換過程需要大量蒸汽，為減少蒸汽的加入量，設置飽和熱水

11、塔，充分回收變換氣中的熱量，提供變換反應需要的飽和蒸汽量。 7）為增加壓縮機的打氣量，設置變換氣及凈化氣冷卻器，適應壓縮機的打氣要求。 8）為克服銅洗的缺點及銅液的管理困難，降低物料損失。減少環(huán)境污染，設置變換與甲烷化配套，利用部分中變爐出口熱量為甲烷化反應提供熱量。 9）為與工廠現(xiàn)有壓縮機連接配套，變換壓力與壓縮機壓力等級一致，變換壓力采用0.8MPa。 2、中低變流程及多段變換流程的選擇 1）因為造氣采用焦碳制氣，半水煤氣中的CO含量在28~32%，并且中變催化劑操作溫度范圍較寬，所以采用中變除去大部分CO. 2）根據(jù)系統(tǒng)反應的絕熱升溫，使催化劑的溫度在許可活性溫度范圍內操作，

12、同時又能長時間將中變爐出口CO控制在8%以下，所以采用三段中變。 3）為使原料氣預熱和增濕，合理利用變換氣中的余熱,設置飽和熱水塔和水加熱器。 4）為滿足甲烷化的轉化需求，要求出口變換氣中的CO≤0.2%，將采用中串低流程，并且采用三段低變爐，均采用混合換熱式。 5）因為全低變要求進系統(tǒng)的雜質含量比較低，特別是焦油含量，而一般小合成氨廠的氣體凈化度都不能達到很高，使低變催化劑很快失效，并且原料氣中的CO含量都高達30%左右，所以不宜采用全低變流程，經(jīng)過分析比較，選用中串低較適宜。3、換熱方式的選擇 1）換熱的原因： CO的變換反應是一個可逆放熱反應，在催化劑的活性溫度下，隨著反應溫度

13、的升高，反應速度首先增大，達到最大值后又迅速下降，推動力的下降成為決定反應速度的主要因素，為保證變換反應有效適宜的反應溫度，需要將反應熱不斷移出。 2）中間冷卻方式的種類： 工業(yè)上變換過程主要是通過采用多段中間換熱式或多段中間冷激式；即在段間加入冷凝水、飽和水蒸汽、冷煤氣來降低反應過程的溫度，使操作線盡可能地接近最適宜溫度。本設計的段間冷卻方式采用①加入蒸汽；②加入蒸汽冷凝液。 因用煤氣冷激降溫會使變換率下降，或因為操作不當，冷激氣加入過量，使變換出口的CO含量升高而導致工藝事故，影響后工段生產；所以此法不適宜采用。 4、催化劑選擇（工業(yè)上對催化劑的要求） A、中變催化劑的選擇：

14、1）顆粒當量直徑和催化劑床層的活性： 在現(xiàn)有工業(yè)生產中的變換反應條件下，受傳質過程的影響，顆粒當量直徑愈大，內表面利用效率愈低，床層的活性相對于較小的顆粒愈低，我國中變催化劑的外形尺寸大多數(shù)為Ф９×７～９mm． ２）顆粒當量直徑和通氣壓力降: 催化劑的當量直徑愈小，通氣壓力降愈大,我國大部分中變催化劑的外形尺寸大多數(shù)為Ф９×７～９mm的大顆粒直徑，選用大顆粒催化劑的主要原因是考慮到以后的生產中氣體中的固體雜質堵塞催化劑微孔而引起的壓力降。 如果選擇用的催化劑顆粒度比較小，雜質聚集在表面，容易堵塞而導致系統(tǒng)阻力上升。 3）催化劑中的本體含硫量： 為減少中變放硫

15、的時間，要求選用本體含硫量低的中變換催化劑。 根據(jù)催化劑的性能及銷售價格，選擇使用湖北沙市催化劑廠的中變催化劑B117,已經(jīng)能夠滿足生產的需要。 B、低變催化劑的使用原則： 1） 要求有優(yōu)異的低溫活性，有比較寬的低溫度活性范圍； 2） 外觀為球形，床層阻力??； 3） 強度高，遇水不易粉化； 4） 耐高硫性強，抗毒性能強；硫化后強度提高10—50%； 5） 有機硫轉化性能和抗氧性能好。 經(jīng)過比較分析決定選擇采用湖北化學研究所的B303Q低變催化劑。 C、甲烷化催化劑的使用原則 1） 催化劑的性能能夠滿足生產工藝要求，CO≤15ppm，CO2≤5ppm； 2） 在進口CO+C

16、O2≤0.7%的工藝條件下仍能滿足生產； 3） 對不正常的操作條件下具有一定的適宜性； 4） 具有一定的抗毒性能，特別是硫； 5） 在操作條件下能夠達到有效的使用壽命。 經(jīng)過比較分析選擇決定采用南化公司生產的J105甲烷化催化劑。 三、工藝條件的確定、工藝流程的敘述、工藝流程的論證 A、 工藝條件的確定： 1）壓力的確定： ① 從動力學的角度，提高壓力可以提高反應速率；從能耗上看，加壓變換可以降低能耗15—30%，具體操作壓力以壓縮機二段和工藝蒸汽的壓力的合理配置而定；根據(jù)壓縮機及工藝蒸汽的配置，變換壓力采用0.8MPa. ② 甲烷化的反應是體積縮小的反應，提高壓力有利于甲烷

17、化的反應，有利于氣體分子在催化劑的擴散，加大空速，提高生產強度。根據(jù)通用4M20機和4M40機的配置和工藝情況及脫碳后氣體的凈化要求，選擇甲烷化系統(tǒng)操作壓力為1.5—1.8Mpa。 B、 溫度的確定： 根據(jù)中變催化劑B117的性能和特性和中變入口熱交的換熱效率情況，以及變換氣溫度應滿足兩方面的要求；①滿足變換爐一段進氣的換熱要求，達到所需要的反應溫度；②變換爐出口溫度受化學平衡的限制，變換氣中的CO一定時，出口溫度等于平衡溫度與平衡溫度的總和，按最適宜溫度線和催化劑的活性溫度為確定依據(jù)。 中變爐的進口溫度確定為： 一段進口300—330℃ 二段進口380—400℃ 三段進口3

18、50—370℃ 各段的出口溫度和中變爐出口溫度按工藝計算確定：420—480℃ 低變爐的各段進口溫度確定為：170—200℃ 各段的出口溫度和低變爐出口溫度按工藝計算確定：200—250℃ 甲烷化進口溫度確定為：270—310℃ 出口溫度按工藝計算確定：330—450℃ C、最終變換率對系統(tǒng)的影響及最終變換率的確定 1）最終變換率對鍋爐的影響 最終變換率下降，使變換反應熱也相應下降，使飽和熱水塔中的回收熱量及蒸汽量也相應下降，外供補充蒸汽量增加，鍋爐負荷增加，致使出熱水塔中的氣體溫度降低，熱量下降，對鍋爐供水的預熱回收熱下降，增加鍋爐的煤耗。 2）最終變換率對合成的影響 最

19、終變換率下降，使變換反應轉化率下降，變換氣中的氫含量降低，影響合成的氫氮比，降低合成循環(huán)氣中的氫含量，影響合成的氨產。循環(huán)量上升、電耗增加。對于帶廢鍋的合成來說，最終變換率下降，使飽和熱水塔中的回收熱量及蒸汽量也相應下降，外供補充蒸氣量增加，出合成廢鍋的合成循環(huán)氣的溫度下降，合成的熱效率下降，影響合成塔內的反應。 3）最終變換率對造氣的影響 變換效率下降后，變換系統(tǒng)中氫含量下降，影響合成氫氮比，與造氣的(CO+H2)/N2相比，實際偏差增大。 4）最終變換率對尿素的影響 變換效率下降后，變換氣中CO2含量下降，送入尿素系統(tǒng)的CO2減少，入塔二氧化碳分壓降低，影響尿素合成效率。 5）最

20、終變換率對脫碳的影響 變換效率下降后，變換氣中CO2含量下降，脫碳的溶液循環(huán)量偏大，入塔二氧化碳分壓降低，二氧化碳溶解度減少，能耗上升。 3、汽氣比的確定 汽氣比是指水蒸汽/干原料氣的比例，是變換反應中最主要的指標，控制汽氣比是控制出口氣中的一氧化碳最重要的手段。增加水蒸汽用量，可以提高一氧化碳的變換效率，降低出口氣中的CO含量；過量的水蒸汽還起到熱載體的作用；但是過高的水蒸汽會增加床層阻力，增加能耗。汽氣比主要由飽和塔出口所帶水蒸汽量和補加的蒸汽量決定總值。 本設計由設計任務書規(guī)定入爐水蒸汽/干原料氣的比例為1.2，由水蒸汽/干原料氣的比例確定的入爐蒸汽量減去飽和塔出口所帶蒸汽量等于

21、外加蒸汽量。 D、工藝流程的敘述 1）變換系統(tǒng)流程：由壓縮機二段來的半水煤氣，溫度小于40℃，壓力在0.8MPa，進入飽和塔底部，與塔頂噴淋下來的140℃的熱水逆流接觸，使氣體加熱增濕，半水煤氣被加熱到130℃左右，從飽和塔頂部出來進入汽水分離器，與熱交換器來的過熱蒸汽混合后溫度到達180℃左右，進入熱交換器下部與中變爐出口氣換熱，混合氣加熱到300℃左右經(jīng)過中變電爐，進入中變爐進行CO的變換反應，使中變氣出口CO含量在8~9%左右，出中變爐的中變氣溫度450℃，與熱交換器上、中、下三部換熱（上段與所加入變換系統(tǒng)的蒸汽換熱，使飽和蒸汽變?yōu)檫^熱蒸汽，中段與脫碳氣換熱，下段與半水煤氣換熱），中

22、變氣溫度降溫到200℃，經(jīng)低變電爐進入低變換爐，在上段觸媒層中反應。從一段出來的低變氣溫度250℃進入水加熱器上部在管間與管內的熱水換熱后，進入低變換爐二段在觸媒層反應，從二段出來的低變氣溫度230℃進入水加熱器中段在管間與管內的熱水換熱后，進入低變換爐三段在觸媒層中反應，使低變出口CO含量達到0.2%以下。出低變爐的變換氣溫度為220℃，經(jīng)水加熱器后溫度降到140℃，送入熱水塔與飽和塔下來的熱水逆流接觸吸收熱量，溫度降低后的變換氣進入脫鹽水加熱器與管間的脫鹽水換熱（換熱后的脫鹽水返回鍋爐使用），變換氣溫度降到70℃進入變換器冷卻器降溫至35℃以下。經(jīng)分離洗滌塔下部，分離冷凝水后進入變換氣脫硫

23、塔，與脫硫來的栲膠液逆流接觸，脫除變換氣中的H2S至15mg/m3以下，經(jīng)過分離洗滌塔上部洗滌硫泡沫，經(jīng)氣水分離器分離后送到壓縮機三段入口。 2）甲烷化流程：從脫碳來的脫碳氣，溫度小于35℃，經(jīng)氣水分離器分離水后，進入活性碳精脫硫槽A吸附部分H2S，進入甲烷化出口凈化氣冷卻器上部換熱氣與凈化氣換熱使脫碳氣的溫度上升至65℃左右進入有機硫水解槽使有機硫水解成H2S后，進入精脫硫槽B，吸附H2S使脫碳氣中的總硫含量≤0.5mg/m3以下，脫硫后的脫碳氣進入甲烷化換熱器與管間的甲烷化出口氣換熱，再與中變爐出口氣換熱，溫度升至300℃，經(jīng)甲烷化電爐進入甲烷化爐進行甲烷化反應，使出口氣中CO≤15pp

24、m，CO2≤5ppm，凈化氣經(jīng)甲烷化換熱器與脫碳氣換熱后，進凈化氣冷卻器上段換熱氣加熱水解前的脫碳氣，經(jīng)過凈化氣冷卻器冷卻35℃以下后送入壓縮四段。 E、工藝流程的論證（所確定工藝流程的優(yōu)缺點） 1、變換爐各段的段間換熱與飽和熱水塔流程的比較 變換爐各段的段間換熱是加飽和蒸汽或冷凝液作熱載體，進行直接與介質氣接觸，降低各段間的溫度，有時單獨加入蒸汽或冷凝液，有時同時加入，加入的量多少，主要看所需要的工藝溫度決定。 飽和熱水塔的換熱與變換爐的段間換熱的共同點在于換熱的兩種介質直接接觸；所不同的是在飽和塔中，熱水以飽和蒸汽的形式向煤氣提供熱量，同時提供變換時所需要的水蒸汽。而在熱水塔中用低

25、溫熱水吸收變換氣中的熱量，提高熱水的熱焓，降低出口變換氣中的溫度，將余熱回收利用。 2、采用過熱蒸氣避免換熱器的腐蝕 由于飽和塔的出口氣體中，含有大量的飽和水蒸汽，這些氣-汽混合氣經(jīng)過管線、汽水分離器至熱交的過程中，有部分熱量損失后產生冷凝水，同時有少量的CO2溶解于冷凝水，而變成碳酸水，腐蝕碳鋼設備，使汽水分離器及熱交加快腐蝕。（或加入一定量的稀氨水，使飽和循環(huán)熱水中的PH值大于7）。 為避免原料氣中產生冷凝水，遠離露點溫度，避免熱交腐蝕，因此加入變換系統(tǒng)的蒸汽應采用過熱蒸汽，加入的蒸汽點通常為飽和塔出口管汽水分離器。 3、變換工段的正常操作控制 1）中變爐一段溫度的控制：主要通過

26、調整一段進口溫度來實現(xiàn)，而一段進口溫度又通過熱交的半水煤氣的近路和系統(tǒng)蒸汽的加入量來實現(xiàn)。 2）中變爐二、三段溫度的控制：主要通過調整段間的飽和蒸氣加入量和冷凝液的加入量來實現(xiàn)。 3）低變爐一段溫度的控制：主要通過調整入口的冷凝液加入量來實現(xiàn)。 4）低變爐二、三段溫度的控制：主要通過段間的出口近路來實現(xiàn)。 5）甲烷化溫度的控制：主要通過改變熱交的脫碳氣近路來改變進熱交脫碳氣的預熱量來控制。 6）出口變換氣中CO含量的控制：主要通過入爐的汽/氣比來調節(jié)（改變入爐蒸汽量）。 7）變脫后H2S的控制：通過改變變換氣脫硫塔的脫硫液量來調節(jié)。 8）甲烷化出口微量的控制：通過改變甲烷化溫度的

27、控制。（控制甲烷化的反應速率）。 9）飽和塔出口溫度的控制：改變熱水泵的循環(huán)量來控制。 10）變換氣、甲烷化氣出口溫度的控制：改變冷卻水量來控制。 11）飽和塔的液位控制：由飽和熱水塔的水封液體回流閥來控制。 12）熱水塔的液位控制：由飽和熱水塔的水封液體回流閥及熱水泵的循環(huán)量、補充水的加入量控制。 13）變脫塔的液位控制：改變入塔的脫硫液量和出塔的脫硫液量進行控制。 14）分離洗滌塔的液位控制：改變入塔液量和出塔液量進行控制。 四、余熱回收的設備特點及余熱回收的充分性 1、余熱回收的特點： 飽和塔和熱水塔的余熱回收是塔內的填料傳熱傳質來實現(xiàn)的。 中變出口的熱量、甲烷化出口

28、的熱量分別靠出口的熱交換器間接傳熱回收熱量。 低變換爐出口的熱量靠調溫水加熱器中的熱水回收熱量。 中變爐出口氣中的部分熱量以蒸汽過熱的形式回收熱量。 其它低于80℃以下的低品位熱量由冷卻水帶走。 2、經(jīng)過以上分析，變換系統(tǒng)的熱量得到了充分的應用，加入系統(tǒng)的蒸汽能量，第一消耗反應焓變及變換氣、半水煤氣的焓差；第二是預熱鍋爐給水節(jié)約煤耗；第三冷凝塔中的冷卻水帶走；第四對周圍的熱損失。所以，盡可能降低入冷卻器系統(tǒng)的變換氣溫度，降低入變換系統(tǒng)的蒸汽用量，是做好余熱回收的根本目的，飽和熱水塔系統(tǒng)是回收蒸汽，降低能耗的有效形式，使原料氣加熱增濕，以傳熱傳質量的方式回收余熱，并且有較高位能的蒸汽。

29、 缺點：1）部分CO2氣溶解于熱水中，使循環(huán)熱水呈酸性而腐蝕碳鋼。 2）部分熱能被冷卻水帶走，加大了循環(huán)水的負荷。 3）采用中串低流程的能耗高于全低變系統(tǒng)，但煤氣中的焦油、雜質要求比全低變系統(tǒng)的范圍寬。 3、催化劑的升溫還原和降溫氧化 3—1：中變爐觸媒升溫還原的操作 3—2：中變爐觸媒B117鈍化注意事項 3—3：變換低變爐催化劑升溫硫化操作 使用CS２注意事項 3—4：甲烷化爐觸媒升溫還原的操作 第三章：生產的操作控制 一、變換工段的操作控制指標 1）壓力 2）溫度 3）氣體控制的成份要求 4）液位 5）流量 二、甲烷化工段的操作控制指標

30、1）壓力 2）溫度 3）氣體成分 4）流量 5）液位： 三、變換爐的操作控制 1、負荷變化時的調節(jié)： 半水煤氣的量增加時，根據(jù)所增加的量，適當加入蒸汽量和冷凝液水量，適當開熱交近路，防止因為氣量增加而使變換爐超溫度，或因為蒸汽加入量不足而導致變換出口氣體中的CO含量升高，影響后工段。 半水煤氣的量減少時，根據(jù)所減少的量，適當減少蒸汽量和冷凝液水量，適當關熱交近路，防止因為氣量減少而使變換爐溫度下垮，或因為蒸汽加入量過大變換爐溫度下垮，而導致變換出口氣體中的CO含量升高，影響后工段生產。 2、半水煤氣中氧含量升高時的調節(jié) 當半水煤氣中的氧含量高于0.5%時，變

31、換觸媒爐溫上升過快，這時一方面加強分析確認氧升高的趨勢，另一方面，適當增加蒸汽用量，防止爐溫度升高而使觸媒結塊。當氧含量高至0.8%時，必須報告調度切氣做停車處理，待氧含量降至指標內再送入系統(tǒng)重新開車。 3、半水煤氣的中CO含量變化時的調節(jié) 半水煤氣的量CO含量增加時，根據(jù)所增加的量，適當加入蒸汽量和冷凝液水量，適當開熱交近路，防止因為氣量增加而使變換爐超溫度，或因為蒸汽加入量不足而導致變換出口氣體中的CO含量升高，影響后工段。 半水煤氣的CO含量減少時，根據(jù)所減少的量，適當減少蒸汽量和冷凝液水量，適當關熱交近路，防止因為氣量減少而使變換爐溫度下垮，或因為蒸汽加入量過大變換爐溫度下垮，而

32、導致變換出口氣體中的CO含量升高，影響后工段生產。 4、H2S變化時的調節(jié) 當半水煤氣的H2S含量增加時，一方面根據(jù)所增加的量通知脫硫系統(tǒng)降低半水煤氣的H2S含量，在一方面，為防止中變催化劑中毒，適當加入蒸汽量?；蛘哌M行系統(tǒng)減量。 5、汽氣比變化時的調節(jié) 汽氣比主要靠加入系統(tǒng)的蒸氣量調節(jié)，當外供蒸汽不足時，汽氣比降低，會導致出口變換氣中的CO含量升高，這時，必須減負荷生產，降低入系統(tǒng)半水煤氣的量，如來不及，可以從系統(tǒng)進口切氣放空，減少入系統(tǒng)的氣量。 當蒸汽加入過多時，汽氣比增加，會導致中變催化劑溫度下垮，催化劑的活性下降，出口變換氣中的CO含量升高，必須根據(jù)生產負荷及時減少蒸汽用量。

33、 第四章：工藝設計中的說明 一、設備布置的說明（含布置原則） 1、由于變換的生產特點及整個生產的工藝情況，宜將變換、甲烷化的設備布置安裝在壓縮機和脫碳中間或附近，以便宜減少工藝管線的安裝投資及管理方便。 2、因工廠所在地常年處于西南風向，所以操作室、辦公室、配電室必須設置在西邊，裝置、設備布置在東邊。防止因為事故放空時，使操作人員中毒，或有害氣體腐蝕設備、電器、儀表。 3、為考慮到設備的吊裝、檢查修理及便于事故的處理，設備與設備之間有足夠的距離，設備布置區(qū)有足夠的道路。 4、為保證遠轉設備電器的安全，電機、電器設備一律安裝在室內。 5、所有放空管必須保持與地面10m以上,

34、防止操作人員中毒。 6、價格比較昂貴的數(shù)字儀表一律安裝在室內。 7、塔器設備及固定設備一律安裝在室外。 8、對溫度高于70℃一切加熱設備或提溫度管線，必須保溫，以便減少熱損失，提高熱利用效率。 二、車間的組織管理 1、對人員的管理 1）車間必須配備有車間領導組織機構，全面負責車間的日常管理工作，配備和充實一定的技術力量。 2）配備有足夠的操作人員和檢查修理人員，完成不同的崗位職責。 3）按人員的技術高低，分配好輪班作業(yè)人員。 4）定期對操作人員、檢查修理人員進行技術培訓，使其提高操作技能，提高檢查修理人員的水平，提高對事故的處理能力。 2、對工藝的組織管理 1）對所制定的

35、工藝指標，必須嚴格進行管理和控制，制定獎懲措施，以確保工藝指標的有效性和安全性。 2）對長時間達不到的工藝指標，必須組織專業(yè)技術人員、操作人員進行分析，制定措施，消除問題的所在，及時組織解決生產中存在的問題。 3）涉及到系統(tǒng)的問題必須報告相關部門和車間。 4）及時調整工藝存在的波動（氣量、溫度、液位），使工藝及時處于穩(wěn)定狀態(tài)。 3、對設備的組織管理 1）按設備的結構及性能，進行日常檢查、維護、保養(yǎng)。 2）按設備的周期，做好設備的大中小修。 3）對帶病的設備不能堅持使用，必須及時停下處理。 4）對不備用的設備狀態(tài)及時修復，使其處于備用狀態(tài)。 4、對安全的管理 1）作業(yè)人員必須

36、按規(guī)定進行勞保著裝。 2）按規(guī)定規(guī)程進行操作。 3）認真做好檢查，消除隱患。 4）杜絕各類事故。 6、對事故的管理 1）對操作事故、設備事故及其它人身傷亡事故及時組織分析處理，尋找事故發(fā)生的原因，確定預防事故的措施，消除事故隱患。 2）對事故責任者進行必要的處罰和教育，杜絕責任事故。 3）用事故的教訓及產生的影響，對整體人員進行教育，防止同類事故的發(fā)生。 4）重視事故管理的目的在于杜絕事故。 7、車間生產成本管理 1）熟悉車間生產成本構成。 2）定期對車間生產成本進行測算，找出成本升高或降低的原因，使生產成本控制在指標范圍內，努力提高經(jīng)濟效益。 3）做好車間內的工資分配

37、，按要求的規(guī)定辦理。 4）遵守財務紀律，做好經(jīng)濟管理。 三、設備的選擇說明 本設計的設備選擇，主要以變換系統(tǒng)的物料計算，熱量計算及催化劑用量計算、換熱器的計算，確定設備的能力及選擇，其它設備參照相同能力選擇配套的設備。 四、設計中有關部門問題參數(shù)選擇的說明 1、過熱蒸汽的選擇：過熱蒸汽按1.0MPa的壓力下，所產生的過熱蒸汽，過熱蒸汽溫度按380℃，添加過熱蒸汽的目的是防止、減緩換熱器的腐蝕。 2、換熱器選擇的基本要求 1）滿足生產工藝的換熱要求； 2）設備有先進性； 3）操作的穩(wěn)定性和安全性，溫度壓力能控制在指標內； 4）設備的操作彈性好； 5）經(jīng)濟技術指標合理； 6

38、）操作控制的有效性和先進性； 7）加工、安裝、輸送的可能性； 8）材料選擇經(jīng)濟合理性。 3、平衡溫距的選擇 由反應器的進口溫度和出口溫度求出平均反應溫度，由平均反應溫度到反應平衡時的溫度，即反應平衡時的溫度與平均反應溫度的差值為平衡溫距。 第五章：非工藝部分的說明 非工藝設計是指在設計過程中，由化工工藝分別向其他專業(yè)提供設計條件，對某些問題進行必要的解釋和說明，以其他專業(yè)作為開展工作的依據(jù)，各有關專業(yè)根據(jù)工藝提供的條件和要求，考慮完善本專業(yè)的設計工作。 一、廠房建筑的說明 1、變換崗位的廠房采用磚混凝土鋼筋結構。 2、建筑物必須滿足工藝布置的要求。 3、廠房的建筑必須符合防

39、火防爆的要求。 4、廠房的建筑必須符合防震、抗震的要求。 5、室內必須通風良好，光線明亮。 二、水、電、汽的供應 1、變換用水情況 變換所用的冷卻水由合成循環(huán)水系統(tǒng)供給。補加軟水有脫鹽水站供給。 2、供電 變換所用的點由合成聯(lián)合配電房供給。 3、蒸汽的供給 1）由合成廢鍋供給；2）不足的部分由鍋爐來蒸汽總管供給。 三、安全技術措施及環(huán)境保護 1、從工藝本身考慮生產的安全性，采用先進的生產工藝，保證安全生產，減少三廢； 2、經(jīng)濟上合理，工藝上可行的前提下，盡可能選擇無毒、低毒的生產工藝及催化劑； 3、為作好環(huán)境保護，將含塵廢水由排污總溝回收入造氣循環(huán)水使用，將含油廢

40、水送回收油處理，將蒸汽冷凝液統(tǒng)一回收到鍋爐使用。提高水的利用效率，減少損失。其它廢水根據(jù)國家排放標準處理后排放。 4、采用先進的防火措施及防火技術。 5、單機試車時不允許連動試車。 6、對設備的強度、密封性、耐久性、防腐性必須有具體的要求，對具有爆炸危險性的應使用相應等級的電器儀表。 7、重視對工藝指標的管理，特別是具有安全危險性的指標。 8、不得任意改變有安全危險性的指標，杜絕違章行為。 9、作好環(huán)境保護，減少環(huán)境污染。 10、生產區(qū)內具有良好的通風，防止操作人員中毒。 四、變換主要設備一覽表 五、甲烷化主要設備一覽表 六、變換、甲烷化自動控制閥位一覽表 七、現(xiàn)場安裝液

41、位計 八、測溫記錄儀表 九、流量數(shù)顯儀表 十、分析儀表 十一、變換系統(tǒng)測壓點 十二、甲烷化系統(tǒng)測壓點 十三、分析取樣點 第二篇 變換系統(tǒng)工藝設計計算書 第一章 變換系統(tǒng)的物料平衡和熱量平衡工藝計算 一、各氣體的比熱 按[1]P426~433查的各物質的比熱，為計算方便，將單位折算成Kj/Nm3.℃ 二、計算依據(jù)及基準 按[1]P730每生產1噸合成氨的半水煤氣為3373.8Nm3為計算基準，每年的生產天數(shù)為330天，年生產合成氨能力為60000噸，每小時的生產能力為=7.6噸，每小時處理的氣量為7.6×3373.8=25640.0 Nm3/h . 三、飽

42、和塔物料及熱量平衡工藝計算 1、基礎數(shù)據(jù) 2、出飽和塔煤氣中帶出的蒸汽量 3、飽和塔的熱量平衡工藝計算 四、熱交換器（煤氣段）物料熱量平衡工藝計算 五、中變換爐的物料及熱量平衡計算，對中變一段催化劑層平衡線、最適宜溫度曲線、操作的計算；中變爐二、三段的工藝狀況確定。 因所取用的汽/氣比偏高，致使出一段的變換率已達到5.5%，使入二段的CO偏低，故不再對中變二、三段進行物料及熱量平衡計算，也不再對段間加入的冷凝液作工藝計算，使理論的工藝氣體出一段催化劑后，直接經(jīng)過二、三段后，按一段出口的工藝狀況出中變爐。 六、中變爐出口蒸汽過熱器物料熱量平衡計算 七、熱交換器物料熱量平衡工藝計算

43、（中變換氣段） 八、低變爐物料及熱量平衡工藝計算，對低變一段催化劑層平衡線、最適宜溫度曲線、操作的計算。 九、低變出口調溫水加熱器的物料熱量平衡工藝計算 十、熱水塔的物料及熱量平衡計算 十一、脫鹽水加熱器的物料熱量平衡計算 十二、變換器冷卻器的物料及熱量平衡計算 第二章：甲烷化物料及熱量平衡工藝計算 一、甲烷化物料平衡工藝計算 二、甲烷化系統(tǒng)的熱量平衡計算 第三章：中溫變換爐設備的工藝計算 一、已知條件 二、催化劑用量計算 第四章：主熱交換器設備的工藝計算 一、已知條件： 二、設備直徑及管數(shù)的確定 三、設備直徑與管板的確定、傳熱面積的計算 第五章：變換甲烷化的主

44、要消耗成本計算 第一章 變換系統(tǒng)的物料平衡和熱量平衡工藝計算 一、各氣體的比熱 按[1]P426~433查的各物質的比熱，為計算方便，將單位折算成Kj/Nm3.℃ 溫度 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 0 1.281 1.280 1.593 1.293 1.305 1.566 50 1.287 1.293 1.653 1.293 1.311 1.612 100 1.294 1.306 1.713 1.294 1.317 1.658 150 1.295 1.315 1.749 1.295 1.320 1.719

45、 200 1.297 1.325 1.784 1.296 1.337 1.779 250 1.298 1.338 1.820 1.297 1.347 1.340 300 1.300 1.351 1.855 1.298 1.357 1.901 350 1.301 1.366 1.891 1.300 1.367 1.961 400 1.303 1.381 1.926 1.302 1.378 2.023 450 1.305 1.397 1.962 1.304 1.388 2.083 500 1.306 1.41

46、4 1.997 1.306 1.476 2.144 二、計算依據(jù)及基準 按[1]P730每生產1噸合成氨的半水煤氣為3380Nm3為計算基準，每年的生產天數(shù)為330天，年生產合成氨能力為40000噸，每小時的生產能力為=7.6噸，每小時處理的氣量為7.6×3380=25688 Nm3/h . 三、飽和塔物料及熱量平衡工藝計算 1、基礎數(shù)據(jù) 1）進塔半水煤氣流量25688 Nm3/h 2）進塔半水煤氣溫度為35℃ 3）出塔半水煤氣溫度為130℃ 4）進塔熱水溫度為140℃ 5）出塔熱水溫度（待算） 6）飽和塔操作壓力為0.8MPa，當?shù)卮髿鈮毫?.085M

47、Pa。 7）已知35℃時，飽和水蒸汽的分壓為0.00425Mpa，入飽和塔的半水煤氣氣量為25640.0 Nm3/h,則入塔半水煤氣中所帶的水量為 G=×25640.0=123.7 Nm3/h，折成標準重量=99kg/h。 8）入塔干半水煤氣的組成為 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 25640.0 干含量% 38.0 31.0 8.0 22.0 0.4 0.6 100% 9）入塔濕半水煤氣的組成為 組分 H2

48、 CO CO2 N2 O2 CH4 H2O 合計 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 123.7 25763.7 濕含量% 37.8 30.8 7.9 21.9 0.5 0.6 0.6 100% 10）已知入飽和塔循環(huán)水量為： 按[1]P443取噸氨循環(huán)水量為25m3/h，則循環(huán)水量為：7.6×25=190 m3/h=190000kg/h， 2、出飽和塔煤氣中帶出的蒸汽量 取飽和塔出口氣中蒸汽的飽和度為95%，130℃時飽和水蒸汽的分壓為PH2O=0.27Mpa，出飽和

49、塔煤氣中所帶出的蒸汽量為：G=×25640.0×0.95=10693.8 m3/h 折成標準重量=8593.2kg/h 出飽和塔濕半水煤氣的組成為 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 H2O 合計 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 10693.8 36333.8 干含量% 26.8 21.9 5.6 15.5 0.5 0.5 27.0 100% 由計算可知，出飽和塔的氣汽比為10693.8÷25640.0=0.42 出飽和塔的熱水量為

50、：190099—8593.2=182505.8kg/h 飽和塔物料平衡表 入塔半水煤氣25640.0m3/h 出塔半水煤氣25640.0m3/h 半水煤氣帶入水量99kg/h 出口煤氣帶出水量8593.2kg/h 熱水泵帶入水量190000 kg/h 出飽和塔熱水量為181509.8 kg/h 合計帶入水量190099kg/h 合計帶出水量190099 kg/h 3、飽和塔的熱量平衡工藝計算 1）35℃時煤氣的組成及比熱為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8

51、 102.6 153.8 25640.0 含量% 38.0 31.0 8.0 22.0 0.4 0.6 100% 35℃比熱kj/m3.℃ 1.285 1.290 1.635 1.293 1.598 1.309 1.318 2）進飽和塔的半水煤氣帶入熱量 已知進飽和塔的半水煤氣流量為25640.0m3/h，氣體溫度為35℃，比熱為1.318kj/m3.℃，干半水煤氣帶入熱量為: 25640.0×35×1.318=1182773 kj/h 進煤氣含水量為99kg/h，水的比熱為4.18kj/kg.℃，氣體帶水溫度為35℃，干半水煤氣

52、中的水所帶入的熱量為：99×4.18×35=14484kj/h 已知進塔熱水量為190000kg/h，進塔熱水溫度為140℃，水的比熱為4.18kj/kg.℃，進入飽和塔熱水所帶入的熱量為：190000×140×4.18=111188000kj/h 合計帶入熱量為1182773+14484+111188000=112385257 kj/h 4）出飽和塔的混合氣溫度130℃，130℃時煤氣的組成及比熱為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.

53、8 102.6 153.8 25640.0 含量% 38.0 31.0 8.0 22.0 0.4 0.6 100% 130℃比熱kj/m3.℃ 1.294 1.311 1.735 1.294 1.319 1.695 1.337 5）出飽和塔的干煤氣所帶出的熱量 已知進飽和塔的半水煤氣流量為25640.0 m3/h，氣體溫度為130℃，比熱為1.337kj/m3.℃，干半水煤氣帶入熱量為:25640.0×130×1.337=4456488 kj/h 6）出飽和塔的煤氣中蒸汽所帶出的熱量 130℃時，查[11]P2飽和水蒸汽的熱焓為

54、2720kj/kg，所帶出的蒸汽量為10693.8 m3/h ==8593.2kg/h，所帶出的熱量為2720×8593.2=23373504kj/h 7）飽和塔排出的熱水所帶出的熱量 已知塔底排出的水量為182505.8kg/h，設排出的熱水焓為H，排出熱水所帶出的熱量為182505.8×H，熱損失按總熱量的6%計算，已知帶入的總熱量為112385257 kj/h，則熱量損失為112385257×6%=6743115 kj/h。 合計帶出熱量為：4456488+23373504+6743115+182505.8×H=112385257 kj/h

55、 由熱量平衡計算得到：H==426.3kj/kg 查[11]P2飽和熱水塔蒸汽表得到排出熱水的溫度為102℃. 塔底排出熱水所帶出的熱量為： 112385257×426.3=77812150kj/h 飽和塔熱量平衡表 帶入熱 帶出熱 干半水煤氣帶入熱1182773kj/h 干半水煤氣帶出熱4456488kj/h 半水煤氣中水帶入熱14484kj/h 半水煤氣中水帶出23373504kj/h 熱水帶入熱111188000kj/h 熱水帶出熱77812150kj/h / 熱損失帶出熱6743115kj/h 合計帶入熱112385257kj/h 合計帶出熱11

56、2385257kj/h 四、熱交換器（煤氣段）物料熱量平衡工藝計算 1、熱交換器（煤氣段）物料平衡工藝計算 1）由飽和塔熱量平衡計算得知，進熱交的半水煤氣氣量為25640.0m3/h。 2）煤氣中帶入的蒸汽量為10693.8m3/h==8593.2kg/h。 3）蒸汽補加量的計算 入爐所需要的氣汽比為0.6，半水煤氣氣量為25640.0m3/h，所帶入熱交的蒸汽量為10693.8kg/h=8593.2kg/h，應該補入的水蒸汽量設為X m3/h.. 則有=0.6，解之X=4744.2 m3/h.==3812kg/h 經(jīng)過熱交的水汽量為4744.2+10693.8=15438.0

57、m3/h==12405.5kg/h 4）經(jīng)過熱交的濕煤氣組成為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 H2O 合計 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 15438.0 41078.0 含量% 23.7 19.3 5.0 13.7 0.3 0.4 37.6 100% 熱交換器（煤氣段）物料平衡表 入塔半水煤氣25640.0m3/h 出塔半水煤氣25640.0m3/h 半水煤氣帶入蒸汽量8593.2kg/h 出口煤氣中帶出蒸汽量24724.2kg/h 補充蒸汽量

58、3812.0kg/h 合計帶入蒸汽量12405.2kg/h 合計帶出量蒸汽量12405.2kg/h 2、熱交換器（煤氣段）熱量平衡工藝計算 1）已知，經(jīng)過熱交的半水煤氣氣量為25640.0m3/h，進入熱交的干半水煤氣帶入熱4456488kj/h，半水煤氣中水蒸汽帶入23373504kj/h。 2）補充蒸汽帶入熱量 已知，補充蒸汽量3812.0kg/h，入爐蒸汽壓力為1.0MPa的飽和蒸汽，加熱制成過熱蒸汽，按[11]P11查得1.0MPa過熱蒸汽的熱焓值為3220kj/kg.，過熱蒸汽溫度為380℃，1.0MPa的飽和蒸汽的熱焓值為2778kj/kg。 補充飽和蒸汽所帶入

59、的熱量為2778×3812.0=10589736kj/h. 補充過熱蒸汽所帶入的熱量為3220×3812.0=12274640kj/h. 1.0MPa的飽和蒸汽形成過熱蒸汽所要補充的熱量為（過熱所需要的熱量） 12274640—10589736=1684904 kj/h. 合計帶入的總熱量為12274640+4456488+23373504=40104632kj/h， 3）半水煤氣帶出熱量 已知出熱交進中變換爐的溫度為300℃, 300℃煤氣的組成及比熱為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計 組分量m3/h 9743.2

60、7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 25640.0 含量% 38.1 31.0 8.0 22.0 0.4 0.6 100% 300℃比熱kj/m3.℃ 1.300 1.310 1.855 1.300 1.357 1.901 1.351 出熱交時干半水煤氣所帶出的熱量為：25640.0×300×1.351=10391892kj/h 4）出熱交半水煤氣中的蒸汽所帶出的熱量 查[11]P11操作壓力為0.8MPa，300℃時的水蒸汽過熱熱焓為3056kj/kg，煤氣中帶出蒸汽量12405.2kg/h。

61、 出熱交時半水煤氣中的蒸汽所帶的熱量為3056×12405.2=37910291kj/h. 帶出熱交的熱量為37910291+10391892=48302183kj/h 熱交中所回收的熱量為48302183—40104632=8197551kj/h 熱交換器（煤氣段）熱量平衡表 進入量 輸出量 半水煤氣帶入熱4456488kj/h 半水煤氣帶出熱量10391892kj/h 煤氣中蒸汽帶入熱23373504kj/h 煤氣中蒸汽帶出熱37910291kj/h 加入蒸汽帶入熱12274640kj/h 熱交提供熱量8197551kj/h 合計帶入熱483021

62、83kj/h 合計帶出熱48302183kj/h 五、中變換爐的物料及熱量平衡計算 （一）中變爐一段催化劑層物料平衡計算 1、一段入爐汽/氣比按實際操作中的0.6 2、入爐濕煤氣組成為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 H2O 合計 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 15438.0 41078.0 含量% 23.7 19.3 5.0 13.7 0.3 0.4 37.6 100% 3、平衡變換率的計算 一段催化劑層出口溫度450℃，設平衡變換率為X p，

63、按[1]P418（4—3—3式）計算平衡變換率X p=，由A、B、C、D分別為入爐氣體中CO、H2O、CO2、H2起始濃度，按入爐混合組成的氣量為：A=19.3、B=37.6、C=5.0、D=23.7 由[1]P413表4—2—6查得450℃時的平衡常數(shù)為kp=7.455 W= kp—1=7.455—1=6.455 U= kp.(A+B)+(C+D)= 7.455×(19.3+37.6)+（5.0+23.7）=453 V= kp×A×B—C×D=7.455×19.3×37.6—5.0×23.7=5291 q===2

64、62 平衡變換率X p==77% 4）實際變換率的計算 因為實際變換率與平衡變換率有一定差距，即平衡溫距，一段催化劑層出口溫度450℃，取平衡溫距為25℃，設實際變換率為X p，按[1]P418（4—3—3式）計算平衡變換率X p=，由A、B、C、D分別為入爐氣體中CO、H2O、CO2、H2起始濃度，按入爐混合組成的氣量為：：A=19.3、B=37.6、C=5.0、D=23.7 由[1]P413表4—2—6查得450℃時的平衡常數(shù)為kp=6.053 W= kp—1=6.053—1=5.053 U= kp.(A+B)+(C+D)= 6.053×(19.3+37.6)+（5.

65、0+23.7）=373 V= kp×.A×B—C×D=6.053×19.3×37.6—5.0×23.7=4274 q===230 平衡變換率X p==73% 5）按實際變換率計算出一層催化劑的氣體組分 半水煤氣中的氧與H2在催化劑內完全反應生成水:2H2+O2=2H2O 半水煤氣中的氧量為102.6m3/h，按反應所耗的H2為102.6×2=205.2 m3/h 按變換反應H2O+CO =H2+CO2，1mol的CO與1molH2O反應生成1mol的CO2與1molH2，按[1]P419(4—3—2)式計算一層

66、催化劑出口CO含量。 X= Vco—進入中變氣的CO含量=31% V’co—出中變氣的一層催化劑出口CO含量，又已經(jīng)知道變換率為：X==73% 中變一段催化劑的變換率為：X==73% 解答V/=10.8% 即中變一段催化劑的出口CO含量為10.8% 根據(jù)半水煤氣的組分及組分量為： 組分 H2 CO CO2 N2 O2 CH4 合計 組分量m3/h 9743.2 7948.4 2051.2 5640.8 102.6 153.8 25640.0 含量% 38.0 31.0 8.0 22.0 0.5 0.6 100% 中變

67、出口的CO量為10.8%，由變換反應式得知：CO+H2O=CO2+H2 1mol的CO與1mol的H2O反應生成1molCO2和1mol的H2，設參加變換反應的CO量為Xm3/h，測得中變出口的CO量為10.8%，半水煤氣氣量為25640.0m3/h，其中的CO量為7948.4m3/h，除去CO的其它氣體為25640.0—7948.4=17691.6 m3/h,則有 =10.8% =10.8% 解答X=4704.4 m3/h 即參與變換的CO量。 由此可以計算出一段催化劑層的變換氣的各組分量為： H2:9743.2—205.2+4704.4=14242.4 m3/h, CO:7948.4—4704.4=3243.7m3/h CO2:2051.2+4704.4=6755.6m3/h N2:不變 5640.8 m3/h O2:全部生成水 CH4:不變 153.8 m3/h