化工毕业论文30万吨合成氨

一氧化碳耐硫变换工艺设计

——年产30万吨煤制合成氨装置原料气的净化

摘要

本文简要介绍了合成氨生产基本情况以及天脊集团年产三十万吨合成氨系统流程，重点介绍了一氧化碳耐硫变换的基本原理、工艺条件、工艺参数以及变换催化剂的选择原则。并且对第一和第二变换炉进行了物料和热量衡算，对催化剂的装填量进行了计算，掌握了变换系统的设计方法。

关键词：变换；催化剂；工艺条件；一氧化碳含量

符号说明Q—反应热，J/mol

T—温度，K

t—温度，℃

K—平衡常数，

P—压力，大气压（Pa）

Cp—分子热容，kcal/kmol

V—体积，3m

τ—标准接触时间，h·m3/Nm3

ds—颗粒的直径，mm

ρf—混合煤气的密度，kg/m3

u—以床层空截面积计算的流体平均流速，m/s 0

L--床层高度，m

f--修正摩擦系数，无因次

m

μ--混合煤气的粘度，s

/

kg.

m

G--混合煤气的质量流速，kg/m2.s

ε--空隙率，

Pc—临界压力，大气压（Pa）

Tc—临界温度，K

Pr—对比压力

Tr—对比温度

1.前言 (4)

1.1合成氨工业在国民经济中的重要地位 (4)

1.2合成氨工业概况 (4)

1.3合成氨的工业生产方法 (5)

1.3.1合成氨的原料 (5)

1.3.2.合成氨原料气的生产方法: (5)

1.3.3.合成氨生产的几种典型工艺流程 (6)

1.4天脊集团简介 (6)

2.设计说明 (7)

3.设计计算 (10)

4物料衡算 (12)

5.热量衡算 (16)

6.变换炉的工艺计算 (21)

7.换热器的选型： (26)

8.设备一览表 (30)

9.设计结果分析及改进方向 (30)

1.前言

1.1合成氨工业在国民经济中的重要地位

以氮、氢为原料合成氨，是目前世界上采用最广泛，也是最经济的一种工业制氨方法。氨的用途很广，以氨为主要原料可以生产各种氮肥和复合肥。氨本身也是一种高效肥料，液氨含氮82.3%，目前一些国家已大规模直接施用液氨。因此，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着十分重要的作用。

氨还是一些工业部门的重要原料。工业用氨量已占合成氨产量的10%以上。基础化学工业中的硝酸、纯碱、各种含氮无机盐，有机化学中的各种含氮中间体。制药工业中的磺胺类药物和高分子化学工业中的氨基塑料、聚酰胺纤维、丁腈橡胶等，都需直接或间接以氨为原料。食品工业中，氨广泛用作冷冻剂，冶金工业、石油加工工业、机械工业亦需使用氨或其加工产品。

氨还应用于国防和尖端科学技术部门。制造三硝基甲苯、三硝基苯酚、硝化甘油、硝化纤维等多种炸药都要消耗大量的氨。生产导弹、火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。不仅如此，合成氨工业的迅速发展，又促进了一系列科学技术和化学合成工业的发展。如高压低温技术、催化和特殊金属材料的应用、固体燃料气化、液体和气体燃料的合理使用，以及尿素、甲醇、高级醇的合成，石油加氢，高压聚合物（如高压聚乙烯）的生产等，都是在合成氨工业的基础上发展起来或应用其生产技术成就而获得成功的。随着科学和生产技术的发展，合成氨工业在国民经济各部门中的作用必将日益显著。

1.2合成氨工业概况

改革开放以来，我国合成氨工业发展很快，产量不断增加，在原料气制造方面，基本掌握了煤、油、气不同原料的气化技术。为了满足我国社会主义建设发展的需要，在发展煤炭加工业的同时，还积极开发石油和天然气资源，开展综合利用，逐步扩大了合成氨工业的原料来源。在原料气净化方面，我国已掌握了有机胺催化热钾碱法，ADA法，液氮洗与低温甲醇洗联合法，低温变换甲烷化法等新技术，提高了气体的净化度。在氨的合成方面，催化理论的研究和催化剂的制造都有很大进展，我国制造的催化剂已具有相当良好的性能，并成功地使用了轴向、径向、卧式、球

型和副产蒸汽等多种形式的合成塔。塔内换热器也采用了高效传热装置，使氨合成塔的生产能力大大提高，技术经济指标日益先进。近年来，由于透平式离心压缩机和电子计算机自动控制等新技术的应用，使我国合成氨工业朝现代化方向迈进了一步。但是，单位氨产量的能量消耗、劳动生产率等方面和工业发达国家相比仍有较大差距。按人口平均的化肥产量（吨/人·年）和单位种植面积施肥量仍然较低。所以高速发展合成氨工业仍是一项紧迫的任务。

1.3合成氨的工业生产方法

1.3.1合成氨的原料

为了合成氨，首先必须供给合乎要求的氮和氢的混合气。它可以由分别制得的氢和氮混合而成，也可以直接制得。

氮主要来源于空气。

氢气的主要来源是水、碳氢化合物（烃）中的氢元素和含氢的工业气体中的混合氢。制造氢气的原料可以分为下列几类：

以固体燃料为原料，如焦炭、无烟煤、烟煤、褐煤等；

以气体烃为原料，如焦炉气、天然气、油田气、石油废气、有机合成废气、电解副产氢气等；

以液体烃为原料，如原油、轻油、重油和水等。

1.3.

2.合成氨原料气的生产方法:

用空气制氮时一般有下列两种方法：

化学法——在高温下，以固体燃料（煤、焦炭）、液体烃或气体烃与空气作用，燃烧耗用其中的氧后剩下的氮即可作为氮氢混合气中的氮。

物理法——将空气冷却至（–170～-190℃）使之液化，然后利用氮气和氧气

从含氢化合物、含氢工业气体中制氢的方法有：

⑴固体燃料气化水蒸气通过灼热的焦炭或煤，即被还原而生成主要含H2和CO的水煤气。如要制备合成氨用的氮氢气，可在水蒸气通过灼热的焦炭或煤的同

时，加入空气或富氧空气，以制得主要组分为N2、H2、CO的半水煤气。半水煤气中的CO再经与水蒸气反应，即可转变为等体积的氢。

⑵以含甲烷为主的气体烃制氢天然气一般含甲烷在90%以上，焦炉气含甲烷在25～30%、氢50～60%，石油加工废气亦含有大量的氢和甲烷。利用水蒸气或氧将甲烷转化，或利用氧（或富氧空气）将甲烷不完全氧化，以及将甲烷直接热裂等方法均可获得氢气。

⑶深度冷冻法分离焦炉气或石油加工废气制氢焦炉气含氢约50%。其它组分可经深冷使之冷凝以除去，最终获得气态氢。但此法必须与炼焦企业联合生产。石油加工废气亦可用同样方法分离获得气态氢。

⑷重油或原油与水蒸气和氧作用制氢油的气化可制得氢气和一氧化碳为主要成分的混合气体。

⑸铁水蒸汽法水蒸气与灼热的铁作用而被还原得氢。此法生产强度低，设备庞大，成本较高，产品不纯，目前已少采用。

⑹电解水直接制氢，并副产氧气。

在合成氨工业中，合成氨原料气的制造费用约占合成氨总成本的60～75%。因此，根据当地资源及其它有关条件，合理地选择原料路线和生产方法在经济上有着十分重要的意义。

1.3.3.合成氨生产的几种典型工艺流程

合成氨生产包括三个主要步骤。

第一步是制造含氮和氢的原料气体。

第二步是将原料气进行净化处理，以除去各种有毒成分和杂质，从而获得纯净的氮氢混合气体。

第三步是氨的合成。由于受目前所使用的操作条件及催化剂活性的限制，经过合成反应后仅能得到含氨为8～20%的混合气体，而大部分的氮氢气体尚未反应，为了充分合理地利用资源，需将尚未反应的混合气再度处理，循环使用。

1.4天脊集团简介

煤是自然界蕴藏量很丰富的资源，到目前为止世界上已探测的煤炭资源与石油

相比要丰富得多。我国的煤炭资源极为丰富，因此从长远观点来看，发展以煤为原料的煤化工具有重要意义。煤的品种很多，然而它们都是由无机物和有机物两部分组成，无机物主要是水分和矿物质；有机物主要是碳、氢、氧和少量氮、硫、磷等元素组成。合成氨的原料是氢气和氮气两种气体，空气中有取之不尽、用之不竭的氮气，但是氢气取之于水或水蒸气。合成氨厂制氢的方法多是用烃类或煤炭夺取水分子中的氧，而放出氢气。据统计，1975年国外合成氨原料气中天然气占69.6% ，石脑油占14.9% ，煤占8% ，重油及炼厂气分别占2.7% 和2.5 %。

中国是世界上少有的以煤为原料进行合成氨和甲醇生产的国家。众所周知，煤化工与石油化工、天然气化工比较，具有先天不足。主要表现在：工艺流程长，技术复杂；产品较单一，产业链较短；废物排放多，环保问题突出；装置投资高，经济效益较差。但是，随着煤化工技术的发展和国际石油形势的日趋紧张，发展煤化工是必然的选择，煤化工产业已成为中国国民经济持续发展的重要保障。山西是煤炭大省，煤种齐全，为发展煤化工提供了得天独厚的资源条件。山西是我国重要的煤化工基地，煤化工以焦化、气化和乙炔化工为主，代表企业有天脊、三维、山焦、太化、丰喜、兰花等。天脊煤化工集团有限公司前身为山西化肥厂，属中国“六五”重点建设工程，是20世纪80年代初成套引进德国、日本、法国、挪威等八个国家的十一项专利技术建成的大型高效复合肥生产基地，充分发挥了山西的煤炭资源优势，弥补了中国复合肥的不足，是山西省有代表性的煤化工企业。经过80年代建设、90年代完善改造和近几年快速发展，天脊目前已形成了年产合成氨81万吨、硝酸81万吨、硝酸磷肥90万吨、尿素60万吨、多孔硝铵20万吨、水泥30万吨、塑料编织袋7500万条的生产能力。

2.设计说明

2.1设计目的：

本设计为年产三十万吨合成氨装置中的一氧化碳变换工序，目的是为了提高从造气工序生产出的粗煤气中的氢含量，降低其中的一氧化碳含量。

2.2工艺原理：

一氧化碳和水蒸气在催化剂的作用下反应生成二氧化碳和氢气。其反应式：CO+H2O﹦CO2+H2+410894kJ/kmol

称做水煤气变换反应，简称变换反应。

变换反应为放热等分子可逆反应。因此降低反应温度和增加蒸汽用量都可降低变换气中CO的平衡浓度，若温度高，蒸汽量少，将不利于变化反应甚至还可能发生逆变换反应过程。在要求变换气中CO浓度一定的条件下，降低反应温度是降低蒸汽用量的必要手段。在不能降低反应温度条件下，片面追求降低CO浓度，将会造成极大的蒸汽浪费。

2.3工艺条件对CO含量的影响:

除催化剂、反应热以外，对一氧化碳变换反应产生影响的还有反应温度、水蒸气、CO2、压力等工艺条件。

2.3.1反应温度的影响

由化学反应平衡移动原理可知，反应温度越低，越有利于CO的变换，但工业生产中，降低反应温度和催化剂的性能综合考虑，反应开始时为提高反应速度一般在比较高温度下进行，在反应后段，为使反应进行比较完全，必须降低反应温度。通常情况下，反应器入口温度要高出催化剂起活温度20~30℃。另外由于煤气被水蒸气饱和，出口温度还要高出露点温度25~30℃。

2.3.2水蒸气含量的影响

适度增加水蒸气的含量，也就提高了反应物浓度，有利于变换反应的进行，鲁奇炉产生的高水汽比煤气含有的水蒸气，足以满足反应的需要。

2.3.3 CO2含量的影响

如果在每次反应后除去CO2，则反应向生成H2的方向移动，但是这样会导致流程复杂，设备增多。随着宽温耐硫变换催化剂的研制成功和推广应用，解决了这一问题。

2.3.4压力的影响

从理论上讲，压力对变换反应无多大影响，因为变换反应是气体等分子反应。但是实际生产中，由于高汽气比的水煤气含大量的水蒸气，压力升高，水蒸气分压随着升高，各段入口变换气露点随之升高，为保护催化剂，势必各段的温度也要提高，出口温度提高，CO的含量就不能保证，因此压力对变换反应的影响不可小视。

2.4上下流程配置：

从气化工序来的粗煤气，绝对压力2.94MPa，冷却到被蒸汽饱和的181℃后进入本变换工序，经过一氧化碳变换后进入低温甲醇洗脱硫脱碳和液氮洗脱除一氧化碳、甲烷。

2.5催化剂的选择：

一氧化碳变换反应催化剂的选用，主要根据合成氨生产工艺要求来确定，主要依据为原料气和变换气中一氧化碳和二氧化碳的含量、原料气中硫化氢和有机硫化物的含量以及原料气最终精制工艺的要求。本合成氨装置采用低温甲醇洗﹙-65℃﹚脱硫脱碳以及液氮洗脱除一氧化碳、甲烷，和甲烷蒸汽转化的工艺路线。变换入口粗煤气中一氧化碳和二氧化碳的含量较高，硫化氢干基含量达0.77％。

铁铬系高变催化剂虽然对工艺气中低浓度的硫化物不敏感，但是硫化物浓度太高，高于500×10-6，则催化剂会产生硫中毒（硫中毒反应Fe3O4+3H2S=3FeS+4H2O），生成的FeS在水蒸气和高温的作用下，又会发生分解而放出H2S，从这个意义上说，高变催化剂硫中毒是可逆的，当原料气中的硫含量降到很低时，催化剂的中毒现象可基本消失，但是FeS的生成和分解，使催化剂的强度下降，因此当原料气中硫含量较高时，不宜选用。而硫和氯就是传统的低变催化剂最主要的毒物，可使低变催化剂发生永久性中毒，硫可与催化剂的活性金属铜发生反应而生成硫化铜，使催化剂的有效成分减少，活性下降。据介绍，低变催化剂中的硫含量只要达到0.25％，其活性将下降一半，原料气中硫含量即使只有1×10-6，也会使催化剂中毒而失去活性，大大缩短使用寿命。因此，本变换系统不能选用铁铬系变换催化剂和铜系催化剂，须选用钴钼系宽温耐硫变换催化剂。

钴钼系宽温耐变换催化剂与铁铬系变换催化剂相比具有以下优异特点：1、良好的低温变换活性，操作温度可比铁铬系变换催化剂低100℃以上，2、很宽的活性温区，但作为宽温变换催化剂的使用是有条件的，需要存在一定的硫化氢浓度，操作温度越高，汽气比越大，要求的最低硫化氢含量也就相应提高，3、突出的耐硫和抗毒性能，活性成分以硫化物形式存在，因此对硫化氢浓度上限无要求，同时少量的毒物对其活性基本没有影响，4、可再生，失活后可通过蒸汽或空气处理，然后进行硫化使其活性恢复，5、强度高，载体通常为γ-Al2O3或MgAl2O4，硫化后强度可提高30％～50％，6、选择性好，无论是高压或低压，高温或低温，在变换工艺条件下基本不发生副反应，7、使用寿命与工艺条件有关，一般3～5a，如条件缓和会更长。8、能够将有机硫降解为无机硫，从而使硫化物从工艺系统脱除后便于回收利用。

本合成氨流程低温甲醇洗脱硫脱碳工序放到了变换工序之后决定了在变换炉中必须采用耐硫催化剂，并且按热量能级顺序首先进行变换反应，然后再进行低温

甲醇洗，降低了合成系统的能耗。

根据以上原则和钴钼系宽温耐变换催化剂的特点以及后序的净化流程，在本设计中采用齐鲁石化研究院生产的QCS-04耐硫变换催化剂。 2.6热回收

变换反应是一个强放热反应，大量余热的利用对吨氨能耗有很大的影响，做好变换装置的热回收设计对工厂的经济意义重大。同时，段间热量的及时移出有利于反应的进行。变换热利用的合理性，不仅体现在热能的充分回收上，还表现在热能尽可能不降级使用，即较高温度（较高能级）的热能加热高温物料或直接生产蒸汽，低温余热用于加热低温物料，使能级不同的变换热能做到物尽其用，获得最大的回收效益。

3.设计计算

3.1已知条件与要求：

已知条件：从造气工序来的粗煤气，绝对压力2.94MPa,被冷却到被蒸汽饱和的181℃后，进入本工序。总湿气量为164000h Nm /3。

要求：出变换工序的CO 含量要达到3％（干基），因为后工序要进行的甲烷蒸汽转化反应是吸热反应，用这部分未被变换的CO 作为燃料气来为甲烷蒸汽转化反应提供热量，所以不能把CO 全部变换掉。

3.2核算：从造气工序来的粗煤气中的水蒸汽对变换反应是否充足。

查181℃时的饱和水蒸气压P S =1.0254 MPa

则：

)(/5356.00254

.194.20254.13

3

干气Nm Nm

p p p s

s =-=

-

而干气中CO 的百分含量是22.78％，

35.22278

.05356.02==CO

O H

因为变换反应中CO 和H 2O （g ）之比为1：1，所以在181℃、2.94MPa

下被水蒸汽饱和的粗煤气进行变换反应，其中的水蒸汽已经足够了，不用再补加水蒸汽。

3.3计算煤气的成分:

以1kmol 湿煤气基准计算湿煤气的成分：

单位干煤气里携带的蒸汽量：0.2278×2.35=0.5353kmol 则湿煤气的成分为： N 2：

000

05.1100

5353

.010235.0=?+

CH 4：

43

.5100

5353.010854

.0=?+

CO ：

000051.141005353

.012278

.0=?+ CO 2：

000004.171005353

.012675

.0=?+

H 2：

23

.25100

5353

.013959.0=?+

O H 2：

00

29

.36100

5353

.015353

.0=?+

3.4变换炉温升估算：

)()

1(.120

012x x n C CO H t t t P R -?+?-=

-=?

式中12,t t ：出、进催化剂床气体温度 ℃ 12,x x ：出、进催化剂床气体的变换率

P C ：进催化剂床气体在平均温度( )下的真实分子热容 kcal/kmol,℃

R H ?：进口温度下的反应热 kcal/kmol

CO%：气体中CO 的浓度，摩尔分率

查表得到在0—600℃范围内的平均热容为8.35 kcal/kmol ，ΔH R =9000 kcal/kmol

变换率：X=

01.1.100

)

1(?+-CO CO CO CO V V V V

____

,1,CO CO V V 半水煤气，变换气中一氧化碳的含量，00，（干基）

代入数字可以得到变换率为： X=

00

1.1.100)

1(?+-CO CO CO CO V V V V =

)

31(78

.22378.220

0000

00

+?-=84.30

代入数字可以得到大致的温升为：

)()

1(.120

12x x n C CO H t t t P R -?+?-=

-=?

=

()03.84)

5353.01(35.878

.229000000

0-?+??

=134.8℃

从上面的计算可以看出要使粗煤气中的CO 含量从22.78%经过变换反应降到3%，变换炉的温升大概在130 ~140℃。而我们设计所选用的催化剂QCS-04的活性温度范围是320~ 480℃。通常情况下，反应器入口要高出催化剂起活温度10 ~30℃，另外由于煤气被水蒸气饱和，出口温度还要高出露点温度25 ~30℃。如果把此变换反应放到一台变换炉中进行的话，变换气的出口温度很可能会超过催化剂的活性温度从而使催化剂失活。并且变换反应是放热反应，随着温度的升高将不利于变换率的提高，即使在一台变换炉可以达到变换率，势必会使变换炉的高度增加而使设备投资费用增加和造成床层出口超温。综合上述原因，本设计将此变换反应定为在两台变换炉中进行。为了充分利用催化剂的活性范围，我们将第一变换炉入口的温度定为330℃，把第一变换炉出口温度定为410℃。然后将变换气引出与粗煤气换热降低变换气的温度，在第二变换炉中继续进行变换反应。

4物料衡算

4.1第一变换炉的物料衡算：

第一变换炉的入口温度选为330℃，出口温度选为410℃，查表在410℃(683K)时变换反应的热效应：

-ΔH=9094.97kcal/kmol

湿煤气由330℃升至410℃，平均温度为370℃。 在370时，常压下各组分的平均定压热容：

湿煤气在370℃，常压下的分子热容：

C P0=ΣyiCpi=10.21×0.1704+7.106×0.1451+6.974×0.2523+8.332×

0.3629+10.573×0.0543+7.059×0.015=8.23 kcal/kmol,℃

由《氮肥设计手册》，查出各气体的临界温度，临界压力：

表4—2

利用上表中的数据，可以求得在进口组成的虚临界值：

Tc= Σyi.T C i=304.2×0.1704+133×0.1451+33.3×0.2523+647×0.3629

+190.7×0.0543+126.2×0.015=326K

Pc= Σyi.Pci=72.9×0.1704+34.5×0.1451+12.8×0.2523+218.3×

0.3629+45.8×0.054356+33.5×0.015=102.9atm

设入口压力:2.90MPa=28.62atm 则可以求得入口状态下的： 对比温度：97

.1326

643===C r T T T 对比压力：28

.09

.10262.28===

c

r p p P

查热容校正图：

ΔCp=0.165kcal/kmol ℃

由热平衡关系，求第一变换炉出口气体变换率：

)(.120

012x x C CO

H t t t P

R -??-+

?-=

式中12,t t ：出，进催化剂床气体温度 ℃ 12,x x ：出，进催化剂床气体的变换率

P C ：进催化剂床气体在平均温度()下的真实分子热容 kcal/kmol,℃ R H ?：进口温度下的反应热 kcal/kmol CO%：气体中CO 的浓度，摩尔分率

Δt ：因损失而造成变换气温度降 ℃ (取10℃)

)0(395

.851

.1497.90941033041020

-??+

-=x

00225.575725.0==x 变换了的CO 的量为：

0.1451×0.5725=0.08307 kmol (1kmol 湿煤气中CO 变换量) 剩余的CO 的量为：

0.1451-0.08307=0.0620kmol

则第一变换炉出口各组分：(以1kmol 湿气为基准) N 2：0.015kmol

CO ： 0620.008307.01415.0=- kmol CH 4：0.0543 kmol

CO 2：=+08307.01704.00.2535 kmol H 2：3354.008307.02523.0=+ kmol H 2O ：0.3629－0.08307=0.2798 kmol 第一变换炉出口各组分含量表：

410℃(683K)时平衡常数： lgK

-1.782=1914/683-1.782=1.02

Kp=101.02=10.47

第一变换炉入口温度为：330℃ 第一变换炉出口温度为：410℃ 第一变换炉入口CO 变换率为：0 第一变换炉出口CO 变换率为：57.25％ 4.2第二变换炉的物料衡算：

第二变换炉入口压力假定为：2.81MPa=27.73atm

第二变换炉的入口温度选为305℃，出口温度选为337℃，平均温度为321℃(594K)。 在321℃，常压下各组分的平均定压热容为： 表4-4

则第二变换炉中变换气在321℃时的平均热容为：

0P C =10.063×0.2535+7.0668×0.062+6.9642×0.3354+8.2530.2798+10.2349×

0.0543+7.0247×0.015=8.294kcal/kmol,℃

C

T =289.1K C P =90.5atm

055

.21

.289594===

C

r T T T

查热容校正图：ΔC P =0.172

C P =C P0+ΔC P =8.294+0.172=8.466 kcal/kmol,℃ 337℃(610K)变换反应的热效应：

R H ?- =9270.9 kcal/kmol

337=t-10+927×0.90.1451/8.466× (0.843-0.5725) t=304.7℃≈305℃(与假定的进口温度基本一致) 变换了的CO 总量：0.1451×0.843=0.1223 kmol 则第二变换炉出口各组分：(以1kmol 湿气为基准) N 2：0.015kmol

CO ： 0228.01223.01451.0=- kmol CH 4：0.0543 kmol

CO 2：=+1223.01704.00.2927 kmol H 2：3746.0.01223.02523.0=+ kmol H 2O ：0.3629－0.1223=0.2406 kmol 第二变换炉出口成分含量表：

物料衡算表：

以1kmol 湿煤气为基准的物料衡算表：

表4-6

以1kmol干煤气为基准的物料衡算表：

5.热量衡算

5.1第二换热器进口煤气温度的计算：(以1kmol湿煤气为基准)

330℃

变换气410℃ 变换气305℃

粗煤气t ℃

图5—1

变换气由410℃降到305℃，平均温度为357.5℃(630.5K)。 在630.5K 下，常压下各组分的平均定压热容为：

表5—1

Cp 0=∑yiCpi=10.1725×0.2535+7.096×0.062+6.9715×0.3354+8.312×

0.2798+10.4868×0.0543+7.0503×0.015=8.3578 kcal/kmol,℃ T C =289.1K P C =90.5atm

181.21.2895.630===C r T T T 309

.05

.9027093===

c

r p p P

查普遍化热容校正图：ΔC P =0.144

C P =C P0+ΔC P =8.3587+0.144=8.5018 kcal/kmol,℃ 煤气在330℃(603K)时，常压下各组分的平均定压热容： 表5—2

C P0=∑yiCpi=10.09×0.1704+7.074×0.1451+6.966×0.2523+8.268×0.3629+

10.297×0.0543+7.031×0.015=8.1683 kcal/kmol,℃

T C =325K P C =103.7atm Tr=603/325=1.855 Pr=28.62/103.7=0.276

查普遍化热容校正图：ΔC P =0.189

C P =C P0+ΔC P =8.1683+0.189=8.3573 kcal/kmol,℃ 该换热器热损为：

1×8.5018×(410-305)=1×8.3573×(330+5-t)

t=228℃

5.2第一换热器进口煤气温度的计算：(1kmol湿煤气为基准)

煤气从181℃升至228℃，平均温度为204.5℃(477.5K)。在477.5K下，常压下各组分的平均定压热容为：

表5—3

C P0=∑yiCpi=9.6944×0.1704+6.9736×0.1451+6.9409×0.2523+

、 8.0768×0.3629+9.4406×0.0543+6.9336×0.0150

=7.9627 kcal/kmol,℃

T C=325K P C=103.7atm

Tr=477.5/325=1.469

Pr=29.01/103.7=0.280

查热容校正图：ΔC P=0.4

C P=C P0+ΔC P=7.9627+0.4=8.3627 kcal/kmol,℃

第二变换炉出口变换气在337℃(610K)时，常压下各组分的平均定压热容:

C P0=∑yiCpi=10.111×0.2927+7.0796×0.0228+6.9674×0.3746+

8.2792×0.2406+10.3453×0.0543+7.0359×0.0150=8.3802 kcal/kmol,℃

T C=272.5K P C=84.4atm

Tr=610/272.5=2.239

Pr=27.34/84.4=0.324

查热容校正图：ΔC P=0.128

C P=C P0+ΔC P=8.3802+0.128=8.5082 kcal/kmol,℃

取换热器热损为2℃：

1×.3627×(228-181)=1×8.3627×(337-2-t)

t=288℃

5.3第一换热器热量衡算：(1kmol湿煤气为基准)

变换气由337℃降至288℃，平均温度为312.5℃(585.5K)，

在585.5K，常压下各组分的平均定压热容：

表5—5

C P0=∑yiCpi=10.0375×0.2927+7.06×0.0228+6.9625×0.3746+8.24×0.2406+

10.1763×0.0543+7.0188×0.0150=8.3476 kcal/kmol,℃

T C=272.5K P C=84.4atm

Tr=585.5/272.5=2.149

Pr=27.34/84.4=0.324

查热容校正图：ΔC P=0.151

C P=C P0+ΔC P=8.3476+0.151=8.4986 kcal/kmol,℃

煤气由181℃升至228℃吸热量为：

1×8.3627×(228-181)=393.05 kcal/kmol

变换气由337℃降温到288℃放热量为：

1×8.4986×(337-288)=416.43 kcal/kmol

热损失：416.43-393.05=23.38 kcal/kmol

(23.38/393.05×100%=5.95%)

5.4第二换热器热量衡算：(1kmol湿煤气为基准)

变换气由228℃升至330℃，平均温度为279℃(552K)

在552K，常压下各组分的平均定压热容：

表5—6

C P0=∑yiCpi =9.9328×0.1704+7.0332×0.1451+6.9558×0.2523+

8.1885×0.3629+9.9472×0.0543+6.9932×0.0150=8.0845 kcal/kmol,℃T C=325K P C=103.7atm

Tr=552/325=1.698

Pr=28.82/103.7=0.278

查热容校正图：ΔC P=0.26

C P=C P0+ΔC P=8.0845+0.26=8.3445 kcal/kmol,℃

第二换热器中煤气从228℃升温到330℃吸热：

1×8.3445×(330-228)=851.14 kcal/kmol

变换气从410℃降温到305℃：

1×8.5018×(410-308)=892.69kcal/kmol

热损失：892.69-851.14=41.55 kcal/kmol

（41.55/892.69×100%=4.65%）

5.5第一变换炉的热量衡算：(1kmol湿煤气为基准)

CO变换反应热：

出第一变换炉的CO变换率为57.25%。

CO变换量为：

0.2278×0.5725=0.1305 kmol/kmol

0.1305×9094.97=1186.89 kcal/kmol

粗煤气升温耗热：

1.5695×8.4×(410-330)=1054.70 kcal/kmol

热损失： 1186.89-1054.70=132.19 kcal/mol

5.6第二变换炉的热量衡算：(1kmol湿煤气为基准)

CO变换量为：